一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法 |
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| 申请号 | CN202410199056.8 | 申请日 | 2024-02-22 | 公开(公告)号 | CN117866662A | 公开(公告)日 | 2024-04-12 |
| 申请人 | 国家能源集团宁夏煤业有限责任公司; 国家能源集团宁夏煤业有限责任公司煤炭化学工业技术研究院; | 发明人 | 杨自玲; 张安贵; 刘素丽; 石博文; 朱楠; 海红莲; 黄浩; 杨健; | ||||
| 摘要 | 本 发明 提供了一种从 煤 基加氢精制石脑油中制备正构烷 烃 的方法，包括将煤基加氢精制石脑油进行精馏分离得到C6及以上烷烃，C6及以上烷烃通入脱正己烷精馏塔得到粗正己烷与C7及以上烷烃，C7及以上烷烃通入脱正庚烷精馏塔得到粗正庚烷与C8及以上烷烃，C8及以上烷烃通入脱正辛烷精馏塔得到粗正辛烷与C9及以上烷烃，C9及以上烷烃通入脱正壬烷精馏塔得到粗正壬烷与C10及以上烷烃；各粗正构烷烃分别进行精制精馏与深度加氢得到正己烷产品、正庚烷产品、正辛烷产品与正壬烷产品。本发明的技术方案以煤基加氢精制石脑油为原料，工艺流程简单，能耗低，同时克服了 现有技术 中生产正构烷烃所得产品结构单一的问题。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法，其特征在于，包括以下步骤： |
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| 说明书全文 | 一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法技术领域[0001] 本发明涉及石油化工和煤化工技术领域，具体而言，涉及一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法。 背景技术[0002] 高纯度正构烷烃是重要的化工原料。其中正戊烷主要用于分子筛脱附和替代弗里昂作发泡剂，用作溶剂，制造人造冰、麻醉剂、合成戊醇、异戊烷等。正己烷是重要的化工、制药原料，主要应用于植物油萃取、烯烃聚合、合成橡胶、医药中间体四个领域。正庚烷是典型的非极性溶剂，常用作测定辛烷值的标准剂、麻醉剂、有机合成原料等，在医药、农药、橡胶合成、化纤合成、试剂、电子清洗等行业也有广泛应用。正辛烷主要被用作制备低碳烯烃、溶剂汽油和工业汽油的组分、化工溶剂、有机合成原料等原料。正壬烷主要用作色谱分析标准物质、溶剂及有机合成原料等。 [0003] 目前可用于生产戊烷的原料主要有天然气凝析油、油田轻烃、轻石脑油乙烯装置裂解产生的副产品以及C5的主要产品环戊二烯等。目前规模效益以及经济效益较好主要是两种路线，一种是油田轻烃直接馏分，一种是在石油炼化过程中如裂解制乙烯或是裂解生产汽油等产品时的副产物C5生产戊烷。 [0004] 目前工业生产正己烷的主要方法是：首先从直馏或抽余油中用精馏的方法或者铂重整抽余油加氢浓缩的方法获得粗正己烷，然后再经过精密精馏、间歇共沸精馏、萃取精馏或者分子筛吸附等方法制得高纯度的正己烷。 [0005] 目前工业上生产正庚烷主要方法是利用铂重整抽余油(93‑102℃)馏分分离所得，主要通过吸附、加氢、精馏等步骤制得合格产品。工业级正庚烷提纯也可采用浓硫酸洗涤、甲醇共沸馏等方法。 [0006] 可知现有技术中有关正构烷烃的生产方法对原料要求高，均需要通过精密精馏、间歇共沸精馏、萃取精馏或者分子筛吸附等方法才能制得合格产品，其工艺复杂、生产成本高，且所得产品结构单一，尤其正己烷作为植物油抽提溶剂对苯、多环芳烃、硫等指标的要求较高，现有技术未对产品杂质进行深度处理。故而需要一种高纯度正构烷烃的制备方法，以解决现有技术中正构烷烃的制备工艺复杂、成本高、产品结构单一且产品杂质处理不彻底的问题。 发明内容[0007] 本发明的主要目的在于提供一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法，以解决现有技术中正构烷烃的制备工艺复杂、成本高、产品结构单一且产品杂质处理不彻底的问题。 [0008] 为了实现上述目的，本发明提供了一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法，包括以下步骤：S1，将煤基加氢精制石脑油通入第一精馏装置进行第一精馏分离，在其塔顶采出正戊烷，塔底采出C6及以上烷烃；S2，将C6及以上烷烃通入脱正己烷精馏塔进行第二精馏分离，在其塔顶采出粗正己烷，塔底采出C7及以上烷烃；将C7及以上烷烃通入脱正庚烷精馏塔进行第三精馏分离，在其塔顶采出粗正庚烷，塔底采出C8及以上烷烃；将C8及以上烷烃通入脱正辛烷精馏塔进行第四精馏分离，在其塔顶采出粗正辛烷，塔底采出C9及以上烷烃；将C9及以上烷烃通入脱正壬烷精馏塔进行第五精馏分离，在其塔顶采出粗正壬烷，塔底采出C10及以上烷烃；S3，将所述粗正己烷通入正己烷精制精馏塔进行第一精制，由塔顶采出C6异构烷烃，塔底采出正己烷，将正己烷通入正己烷加氢反应器进行加氢反应，得到正己烷产品；S4，将所述粗正庚烷通入正庚烷精制精馏塔进行第二精制，由塔顶采出C7异构烷烃，塔底采出正庚烷，将正庚烷通入正庚烷加氢反应器进行加氢反应，得到正庚烷产品；S5，将所述粗正辛烷通入正辛烷精制精馏塔进行第三精制，由塔顶采出C8异构烷烃，塔底采出正辛烷，将正辛烷通入正辛烷加氢反应器进行加氢反应，得到正辛烷产品；S6，将所述粗正壬烷通入正壬烷精制精馏塔进行第四精制，由塔顶采出C9异构烷烃，塔底采出正壬烷，将正壬烷通入正壬烷加氢反应器进行加氢反应，得到正壬烷产品。 [0009] 进一步地，煤基加氢精制石脑油中正构烷烃的总含量为90～97wt％，C5～C9正构烷烃的总含量为90～92wt％； [0010] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正戊烷的含量为13～16wt％； [0011] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正己烷的含量为18～20wt％； [0012] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正庚烷的含量为19～21wt％； [0013] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正辛烷的含量为19～22wt％； [0014] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正壬烷的含量为16～18wt％。 [0015] 进一步地，正己烷精制精馏塔的回流比为4～12，塔板数为14～25块，进料位置为由上至下第9～17块；优选地，第一精制过程中，正己烷精制精馏塔的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为68～69℃，塔底温度为68.5～69.5℃。 [0016] 进一步地，正庚烷精制精馏塔的回流比为5～15，塔板数为30～60块，进料位置为由上至下第10～25块；优选地，第二精制过程中，正庚烷精制精馏塔的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为97.5～98.5℃，塔底温度为98.5～99.5℃。 [0017] 进一步地，正辛烷精制精馏塔的回流比为2～10，塔板数为12～20块，进料位置为由上至下第5～10块；优选地，第三精制过程中，正辛烷精制精馏塔的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为124.5～126℃，塔底温度为125.5～135.5℃。 [0018] 进一步地，正壬烷精制精馏塔的回流比为2～12，塔板数为10～20块，进料位置为由上至下第6～12块；优选地，第四精制过程中，正壬烷精制精馏塔的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为149～151℃，塔底温度为150～151℃。 [0019] 进一步地，步骤S2中，脱正己烷精馏塔、脱正庚烷精馏塔、脱正辛烷精馏塔和脱正壬烷精馏塔的进料位置均为塔的由上至下1/3～2/3部位。 [0020] 进一步地，脱正己烷精馏塔的回流比为1～8，塔板数为25～50块，进料位置为由上至下第8～21块；和/或脱正庚烷精馏塔的回流比为4～12，塔板数为30～60块，进料位置为由上至下第10～25块；和/或脱正辛烷精馏塔的回流比为1～10，塔板数为30～60块，进料位置为由上至下第10～25块；和/或脱正壬烷精馏塔的回流比为0.5～10，塔板数为40～70块，进料位置为由上至下第15～30块。 [0021] 进一步地，第二精馏分离过程中，脱正己烷精馏塔的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为68～74℃，塔底温度为116～126℃；第三精馏分离过程中，脱正庚烷精馏塔的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为97～99℃，塔底温度为130～135℃；第四精馏分离过程中，脱正辛烷精馏塔的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为118～122℃，塔底温度为150～155℃；第五精馏分离过程中，脱正壬烷精馏塔的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为140～160℃，塔底温度为165～185℃。 [0022] 进一步地，第一精馏装置包括顺次连通的第一脱烷烃塔和正戊烷精制精馏塔；步骤S1包括：将煤基加氢精制石脑油在第一脱烷烃塔进行预精馏分离过程，并在其塔顶采出C4及以下烷烃，塔底采出C5及以上烷烃；将C5及以上烷烃通入正戊烷精制精馏塔进行第一精馏分离过程，由塔顶采出正戊烷，塔底采出C6及以上烷烃。 [0023] 进一步地，第一脱烷烃塔的回流比为1～10，塔板数为15～30块，进料位置为由上至下第7～15块；正戊烷精制精馏塔的回流比为2～8，塔板数为20～50块，进料位置为由上至下第8～21块；优选地，预精馏分离过程的塔顶压力为430～470KPaG，塔顶温度为45～50℃，塔底温度为148～151℃；第一精馏分离过程中，正戊烷精制精馏塔的塔顶压力为30～90KPaG，塔顶温度为44～56℃，塔底温度为112～126℃。 [0024] 应用本发明的技术方案，提供一种从煤基加氢精制石脑油中制备高纯度正构烷烃的方法，该方法以煤基加氢精制石脑油为原料，工艺流程简单，通过精馏就可得到合格产品，能耗低，能够提升煤制油产品附加值，克服了现有技术中存在的生产正构烷烃的方法对原料要求高，需要通过精密精馏、间歇共沸精馏、萃取精馏或者分子筛吸附等方法才能制得合格产品，工艺复杂、生产成本高，生产正构烷烃产品结构单一的问题。附图说明 [0026] 图1为从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的工艺流程图； [0027] 其中，上述附图包括以下附图标记： [0028] 10、第一精馏装置；11、第一脱烷烃塔；12、正戊烷精制精馏塔；21、脱正己烷精馏塔；22、脱正庚烷精馏塔；23、脱正辛烷精馏塔；24、脱正壬烷精馏塔；31、正己烷精制精馏塔；32、正庚烷精制精馏塔；33、正辛烷精制精馏塔；34、正壬烷精制精馏塔；311、正己烷加氢反应器；321、正庚烷加氢反应器；331、正辛烷加氢反应器；341、正壬烷加氢反应器。 具体实施方式[0029] 需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。下面将结合实施例来详细说明本发明。 [0030] 正如背景技术所描述的，现有技术中存在正构烷烃的制备工艺复杂、成本高且产品结构单一的问题。为了解决上述技术问题，本申请提供了一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法，如图1所示，该方法包括以下步骤：S1，将煤基加氢精制石脑油通入第一精馏装置10进行第一精馏分离，在其塔顶采出正戊烷，塔底采出C6及以上烷烃(C6+，下同)；S2，将C6及以上烷烃通入脱正己烷精馏塔21进行第二精馏分离，在其塔顶采出粗正己烷，塔底采出C7及以上烷烃(C7+，下同)；将C7及以上烷烃通入脱正庚烷精馏塔22进行第三精馏分离，在其塔顶采出粗正庚烷，塔底采出C8及以上烷烃(C8+，下同)；将C8及以上烷烃通入脱正辛烷精馏塔23进行第四精馏分离，在其塔顶采出粗正辛烷，塔底采出C9及以上烷烃(C9+，下同)；将C9及以上烷烃通入脱正壬烷精馏塔24进行第五精馏分离，在其塔顶采出粗正壬烷，塔底采出C10及以上烷烃(C10+，下同)；S3，将所述粗正己烷通入正己烷精制精馏塔31进行第一精制，由塔顶采出C6异构烷烃，塔底采出正己烷；将正己烷通入正己烷加氢反应器311进行加氢反应，得到正己烷产品；S4，将所述粗正庚烷通入正庚烷精制精馏塔32进行第二精制，由塔顶采出C7异构烷烃，塔底采出正庚烷，将正庚烷通入正庚烷加氢反应器321进行加氢反应，得到正庚烷产品；S5，将所述粗正辛烷通入正辛烷精制精馏塔33进行第三精制，由塔顶采出C8异构烷烃，塔底采出正辛烷，将正辛烷通入正辛烷加氢反应器331进行加氢反应，得到正辛烷产品；S6，将所述粗正壬烷通入正壬烷精制精馏塔34进行第四精制，由塔顶采出C9异构烷烃，塔底采出正壬烷，将正壬烷通入正壬烷加氢反应器341进行加氢反应，得到正壬烷产品。 [0031] 本发明所提供的上述方法通过多塔顺序精馏工艺和多塔中间精馏工艺，结合深度加氢工艺，可获得合格正构烷烃产品，分离工艺简单，多塔共需再沸器热负荷仅为32181.11～32346.59MJ/h，冷凝器冷量仅为‑30888.37～‑31058.84MJ/h。具体地，本发明以煤基加氢精制石脑油为原料，因其主要组分为中低碳数的烷烃、烯烃及含氧化合物，因此解决了现有正构烷烃制备技术中正构烷烃含量低且对原料要求高的问题，非常适宜在本发明提供的工艺中应用。通过对该原料精馏切割，制备高纯度C5～C9正构烷烃，弥补了现有工艺技术难以分馏生产出正戊烷、正辛烷、正壬烷的缺陷。同时，本发明简化了工艺流程，降低能耗，提升了煤制油的产品附加值。采用本发明提供的上述工艺，甚至可得到纯度均不低于99％的正戊烷、正己烷、正庚烷、正辛烷、正壬烷；对所得的上述正构烷烃分别进行深度加氢处理，以使各最终产品中的芳烃含量满足各领域中正构烷烃产品的使用需求，而在深度加氢处理后，所得各产品中的硫含量也获得了显著的下降，因油品中的硫化物主要为硫醇、硫醚及二硫化合物，通过加氢硫化物与氢气发生氢解反应生成烃和硫化氢气体，从而将油品中的硫化物脱除。 [0032] 具体地，令各精制精馏塔塔底采出的正构烷烃进入固定床反应器进行深度加氢，固定床反应器内填有深度加氢催化剂。在几个典型的实施方式中，深度加氢催化剂选自以二氧化硅、三氧化二铝、分子筛、硅酸铝等为载体的镍、钼、钯、铂、锆、钴等催化剂中的一种或者多种，加氢的反应温度为100～250℃，压力为0.5～5MPa。 [0033] 其中，正戊烷收率不低于98.9％，正己烷收率不低于78％，正庚烷收率不低于79％，正辛烷收率不低于81％，正壬烷收率不低于81％；且深度加氢后各正构烷烃产品中苯含量＜5ppm，硫含量＜1ppm(检测标准参照GB 1886.258‑2016)。 [0034] 如上文所述，本发明采用煤基加氢精制石脑油为原料，因其主要组分为中低碳数的烷烃、烯烃及含氧化合物，在此基础上，为了进一步提高C5～C9正构烷烃的纯度及收率，在一种典型的实施方式中，所采用的煤基加氢精制石脑油中正构烷烃的总含量为90～97wt％，C5～C9正构烷烃的总含量为90～92wt％； [0035] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正戊烷的含量为13～16wt％； [0036] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正己烷的含量为18～20wt％； [0037] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正庚烷的含量为19～21wt％； [0038] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正辛烷的含量为19～22wt％； [0039] 优选地，煤基加氢精制石脑油中正壬烷的含量为16～18wt％。 [0040] 本发明所采用的精馏塔类型优选为板式塔，一方面因板式塔具有物理处理量大的优点，更适合于本发明所提供的大规模精馏分离；另一方面是因为板式塔传质效率高、便于清理检修以及操作稳定性好，故而选择其作为精馏塔，以便更大程度地降低分离正构烷烃产品所需的能耗。在此基础上，进一步选择板式塔的种类为浮阀塔，浮阀塔具有生产能力大、操作弹性好、汽液接触充分、构造简单、安装容易及造价较低等优点，以进一步提高分离效率，降低能耗。 [0041] 为了更大程度地降低本发明所提供方案的实施成本，本发明同时对回流比进行了优化，使其与塔板数进行协调，以对分馏精制的效果进行弥补。进料位置则依据本发明的几种目标产物，即C5～C9正构烷烃的沸点进行优化，在使得各阶段的物料在塔体内均匀分布的基础上提高塔体稳定性和分离效率，同时尽可能降低能耗。 [0042] 进一步地，正己烷精制精馏塔31的回流比为4～12，塔板数为14～25块，进料位置为由上至下第9～17块；优选地，第一精制过程中，正己烷精制精馏塔31的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为68～69℃，塔底温度为68.5～69.5℃，以使其能够达到分离效果。精制过程中的各参数与精馏塔的各参数相互协调配合，从而提高所精制精馏得到的正己烷成品的纯度和产率。 [0043] 进一步地，正庚烷精制精馏塔32的回流比为5～15，塔板数为30～60块，进料位置为由上至下第10～25块；优选地，第二精制过程中，正庚烷精制精馏塔32的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为97.5～98.5℃，塔底温度为98.5～99.5℃。上述各参数相互协调配合，从而实现高纯度、高产率的正庚烷成品精制精馏。 [0044] 进一步地，正辛烷精制精馏塔33的回流比为2～10，塔板数为12～20块，进料位置为由上至下第5～10块；优选地，第三精制过程中，正辛烷精制精馏塔33的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为124.5～126℃，塔底温度为125.5～135.5℃，以使其能够达到分离效果。 对于此产品，发明人经大量的实验，发现将其精制过程中的各参数限定在上述范围内，能够在有效控制成本的情况下，更有效地提升正辛烷成品的纯度和产率。 [0045] 进一步地，正壬烷精制精馏塔34的回流比为2～12，塔板数为10～20块，进料位置为由上至下第6～12块；优选地，第四精制过程中，正壬烷精制精馏塔34的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为149～151℃，塔底温度为150～151℃。精制精馏过程中将各参数调整至上述范围内，便能够实现高纯度正壬烷的精制精馏，从而大幅降低能耗，提高所得正壬烷成品的经济效益。 [0046] 在此基础上，对于本发明所涉及的精馏系统，发明人经大量的实验，分别选择上述回流比、塔板数、进料位置、塔顶压力、塔底温度及塔顶温度等工艺参数，能够有效地简化工艺流程，仅通过精馏即可得到合格的C5～C9正构烷烃产品，从而克服现有技术中存在的生产正构烷烃的方法对原料要求高且需要通过复杂工艺才能制得合格产品的问题[0047] 在一个优选的实施例中，步骤S2中提及的脱正己烷精馏塔21、脱正庚烷精馏塔22、脱正辛烷精馏塔23和脱正壬烷精馏塔24的进料位置均为塔的由上至下1/3～2/3部位，选择在此位置进料，一方面是因为本发明所精馏分离的组分均为轻组分烷烃，其分子量与沸点均处于中等范围，选择塔的由上至下1/3～2/3部位有利于提高分离效率；另一方面是因从塔的由上至下1/3～2/3部位进料有利于物料在精馏塔的中间部分停留的时间更长，从而发挥更好的分离效果。 [0048] 为了更高效地初步分离粗产品，获得纯度与产率皆高的粗正己烷，从而提高后续的精制精馏效果，在一种典型的实施方式中，脱正己烷精馏塔21的回流比为1～8，塔板数为25～50块，进料位置为由上至下第8～21块；和/或，同样地，为了提高后续的精制精馏效果并获得纯度和产率都较高的粗正庚烷，需要更高效地初步分离粗产品，故而发明人经大量的实验，调整脱正庚烷精馏塔22的回流比为4～12，塔板数为30～60块，进料位置为由上至下第10～25块；和/或脱正辛烷精馏塔23的回流比为1～10，塔板数为30～60块，进料位置为由上至下第10～25块，以获得纯度与产率皆高的粗正辛烷，从而提高后续的精制精馏效果； 和/或脱正壬烷精馏塔24的回流比为0.5～10，塔板数为40～70块，进料位置为由上至下第 15～30块，从而可更大可能地得到碳数目均为9的正构与异构烷烃的混合物，以提高后续正构C9烷烃即正壬烷的分离效果。 [0049] 因上述的回流比、塔板数与进料位置此三种参数与所得各产物的纯度产率均不呈单一的正相关，故而为了统一地协调纯度与产率，并权衡能耗成本，从而达到更高的经济效益，发明人经大量的实验以及创造性的调整，将参数选择至上述范围内，从而在改善分离效果、提高产品纯度和产率的同时节约能源。 [0050] 由于对于精馏塔的塔顶压力、塔顶温度和塔底温度的选择需要考虑多个因素，包括物料的性质、分离要求、设备的设计和操作条件等，故而关于各粗产品的精馏分离，发明人经大量的实验得到下述优选的实施例。具体地，由于所分离得到的粗正己烷中包含正己烷和C6异构烷烃(其中C6异构烷烃通过后续的精制精馏分离)，故而为了适配粗正己烷的物化性能，在第二精馏分离过程中，选择脱正己烷精馏塔21的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为68～74℃，塔底温度为116～126℃；分离得到的粗正庚烷中包含正庚烷和C7异构烷烃(其中C7异构烷烃通过后续的精制精馏分离)，故而为了综合协调粗正庚烷的物化性能与分离效果，第三精馏分离过程中，脱正庚烷精馏塔22的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为97～99℃，塔底温度为130～135℃；分离得到的粗正辛烷中包含正辛烷和C8异构烷烃(其中C8异构烷烃通过后续的精制精馏分离)，故而为了适配粗正辛烷的物化性能，同时更大限度地控制能耗，在第四精馏分离过程中，脱正辛烷精馏塔23的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为118～122℃，塔底温度为150～155℃；而由于分离得到的粗正壬烷中包含正壬烷和C9异构烷烃(其中C9异构烷烃通过后续的精制精馏分离)，所以在提高分离效率的同时，综合考虑其组分有可能发生的分解或副反应，在第五精馏分离过程中，选择脱正壬烷精馏塔24的塔顶压力为0.5～2KPaG，塔顶温度为140～160℃，塔底温度为165～185℃。 [0051] 在一种典型的实施例中，第一精馏装置10包括顺次连通的第一脱烷烃塔11和正戊烷精制精馏塔12；步骤S1包括：将煤基加氢精制石脑油在第一脱烷烃塔11进行预精馏分离过程，并在其塔顶采出C4及以下烷烃，塔底采出C5及以上烷烃(C5+，下同)，预先实现C4及以下轻组分的分离，提高后续分离所得的C5～C9正构烷烃的纯度；将C5及以上烷烃通入正戊烷精制精馏塔12进行第一精馏分离过程，由塔顶采出正戊烷，塔底采出C6及以上烷烃，正戊烷未进行进一步精制精馏的原因是不作产品售卖，返回原装置进行其他加工利用，故而依次进一步地简化生产工艺，降低能耗。 [0052] 进一步地，第一脱烷烃塔11的回流比为1～10，塔板数为15～30块，进料位置为由上至下第7～15块；正戊烷精制精馏塔12的回流比为2～8，塔板数为20～50块，进料位置为由上至下第8～21块；上述工艺参数下的第一脱烷烃塔与正戊烷精制精馏塔能够在完成初步分离的条件下，更大程度地降低能耗。以及，分别依据C4及以下烷烃与正戊烷的物化性质，优选预精馏分离过程的塔顶压力为430～470KPaG，塔顶温度为45～50℃，塔底温度为148～151℃；以及第一精馏分离过程中，正戊烷精制精馏塔12的塔顶压力为30～90KPaG，塔顶温度为44～56℃，塔底温度为112～126℃。 [0053] 在一个优选的实施例中，依据本发明所设计的精馏塔的塔高及处理能力，优选步骤S1中将煤基加氢精制石脑油通入第一精馏装置10的流量为10000～30000kg/h。 [0054] 以下结合具体实施例对本申请作进一步详细描述，这些实施例不能理解为限制本申请所要求保护的范围。 [0055] 除非另有定义，下文中所使用的所有专业术语与本领域技术人员通常理解含义相同。本文中所使用的专业术语只是为了描述具体实施例的目的，并不是旨在限制本发明的保护范围。 [0056] 表1所列为不同的煤基加氢精制石脑油及对应成分(含量为重量百分含量，七种烷烃各组分含量按照石脑油中单体烃组成测定法(毛细管气相色谱法SH/T 0714‑2002)标准进行检测： [0057] 表1 [0058] 组分 样品1 样品2 样品3C3 0.05％ 0.06％ 0.08％ C4 2.3％ 2.64％ 2.9％ 正戊烷 14％ 15.2％ 15％ 异戊烷 0.4％ 0.3％ 0.4％ 正己烷 18.3％ 19％ 18.2％ 异己烷 0.5％ 0.5％ 0.6％ 正庚烷 20.5％ 20.1％ 19.3％ 异庚烷 0.6％ 0.6％ 0.67％ 正辛烷 20.9％ 19.7％ 21％ 异辛烷 0.6％ 0.7％ 0.7％ 正壬烷 17.8％ 16.8％ 17.8％ 异壬烷 0.7％ 0.7％ 0.65％ C10+ 3.35％ 3.7％ 2.7％ 合计 100％ 100％ 100％ [0059] 以下各实施例与对比例中提及的精馏塔均为板式塔，具体为浮阀塔。 [0060] 实施例1 [0061] 一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法，采用如图1中所示的工艺流程进行。其中所用煤基加氢精制石脑油为下表1中的样品1，操作工艺及条件如下： [0062] 将原料以16000Kg/h流量进入第一脱烷烃塔，调整第一脱烷烃塔回流比为1.38，塔板数为26块，进料位置为由上至下第11块塔板，塔顶压力为450KPaG，塔顶温度为48.5℃，塔底温度为149℃，将C4以下组分脱除；调整正戊烷精制精馏塔回流比为3.41，塔板数为32块，进料位置为由上至下第14块塔板，塔顶压力为50KPaG，塔顶温度为48.6℃，塔底温度为117.6℃，塔顶得到正戊烷；调整脱正己烷塔回流比为1.59，塔板数为37块，进料位置为由上至下第15块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为68.7℃，塔底温度为118.3℃，塔顶得到正己烷纯度为98.01％的粗正己烷；调整正己烷精制精馏塔回流比为6.53，塔板数为15块，进料位置为由上至下第9块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为68.2℃，塔底温度为68.9℃，塔顶得到正己烷，正己烷进入加氢反应器进行加氢，得到正己烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正庚烷塔回流比为8.76，塔板数为45块，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为 98.2℃，塔底温度为132.4℃，塔顶得到正庚烷纯度为96.91％的粗正庚烷；调整正庚烷精制精馏塔回流比为10.47，塔板数为43，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为97.7℃，塔底温度为98.5℃，塔顶得到正庚烷，正庚烷进入加氢反应器进行加氢，得到正庚烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正辛烷塔回流比为2.13，塔板数为51块，进料位置为由上至下第21块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为120.3℃，塔底温度为154.3℃，塔顶得到正辛烷纯度为97.26％的粗正辛烷；调整正辛烷精制精馏塔回流比为4.8，塔板数为18块，进料位置为由上至下第6块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为125.1℃，塔底温度为125.9℃，塔顶得到正辛烷，正辛烷进入加氢反应器进行加氢，得到正辛烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正壬烷塔回流比为 2.52，塔板数为57块，进料位置为由上至下第23块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为 150.5℃，塔底温度为175.3℃，塔顶得到正壬烷纯度为98.56％的粗正壬烷；调整正壬烷精制精馏塔回流比为7.3，塔板数为15块，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶压力为 1KPaG，塔顶温度为150.2℃，塔底温度为150.7℃，塔顶得到正壬烷，正壬烷进入加氢反应器进行加氢，得到正壬烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa。十塔共需再沸器的热负荷为32181.11MJ/h，冷凝器冷量为‑ 30888.37MJ/h。 [0063] 实施例2 [0064] 一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法，采用如图1中所示的工艺流程进行，操作工艺及条件如下： [0065] 将样品2以16000Kg/h流量进入第一脱烷烃塔，调整第一脱烷烃塔回流比为1.38，塔板数为26块，进料位置为由上至下第11块塔板，塔顶压力为450KPaG，塔顶温度为48.5℃，塔底温度为149℃，将C4以下组分脱除；调整正戊烷精制精馏塔回流比为3.41，塔板数为32块，进料位置为由上至下第14块塔板，塔顶压力为50KPaG，塔顶温度为48.6℃，塔底温度为117.6℃，塔顶得到正戊烷；调整脱正己烷塔回流比为1.59，塔板数为37块，进料位置为由上至下第15块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为68.7℃，塔底温度为118.3℃，塔顶得到正己烷纯度为98.01％的粗正己烷；调整正己烷精制精馏塔回流比为7.63，塔板数为16块，进料位置为由上至下第9块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为68.2℃，塔底温度为68.9℃，塔顶得到正己烷，正己烷进入加氢反应器进行加氢，得到正己烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正庚烷塔回流比为8.76，塔板数为45块，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为 98.2℃，塔底温度为132.4℃，塔顶得到正庚烷纯度为96.91％的粗正庚烷；调整正庚烷精制精馏塔回流比为10.71，塔板数为48块，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶压力为 1KPaG，塔顶温度为97.7℃，塔底温度为98.5℃，塔顶得到正庚烷，正庚烷进入加氢反应器进行加氢，得到正庚烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为 200℃，反应压力为2MPa；调整脱正辛烷塔回流比为2.13，塔板数为51块，进料位置为由上至下第21块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为120.3℃，塔底温度为154.3℃，塔顶得到正辛烷纯度为97.26％的粗正辛烷；调整正辛烷精制精馏塔回流比为4.8，塔板数为18块，进料位置为由上至下第6块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为125.1℃，塔底温度为125.9℃，塔顶得到正辛烷，正辛烷进入加氢反应器进行加氢，得到正辛烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正壬烷塔回流比为 2.52，塔板数为57块，进料位置为由上至下第23块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为 150.5℃，塔底温度为175.3℃，塔顶得到正壬烷纯度为98.56％的粗正壬烷；调整正壬烷精制精馏塔回流比为7.3，塔板数为15块，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶压力为 1KPaG，塔顶温度为150.2℃，塔底温度为150.7℃，塔顶得到正壬烷，正壬烷进入加氢反应器进行加氢，得到正壬烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa。 [0066] 实施例3 [0067] 一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法，采用如图1中所示的工艺流程进行，操作工艺及条件如下： [0068] 将样品3以16000Kg/h流量进入第一脱烷烃塔，调整第一脱烷烃塔回流比为1.38，塔板数为26块，进料位置为由上至下第11块塔板，塔顶压力为450KPaG，塔顶温度为48.5℃，塔底温度为149℃，将C4以下组分脱除；调整正戊烷精制精馏塔回流比为3.41，塔板数为32块，进料位置为由上至下第14块塔板，塔顶压力为50KPaG，塔顶温度为48.6℃，塔底温度为117.6℃，塔顶得到纯正戊烷；调整脱正己烷塔回流比为1.59，塔板数为37块，进料位置为由上至下第15块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为68.7℃，塔底温度为118.3℃，塔顶得到正己烷纯度为98.01％的粗正己烷；调整正己烷精制精馏塔回流比为7.63，塔板数为16块，进料位置为由上至下第9块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为68.2℃，塔底温度为68.9℃，塔顶得到正己烷，正己烷进入加氢反应器进行加氢，得到正己烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正庚烷塔回流比为8.76，塔板数为45块，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为98.2℃，塔底温度为132.4℃，塔顶得到正庚烷纯度为96.91％的粗正庚烷；调整正庚烷精制精馏塔回流比为10.71，塔板数为48块，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶压力为 1KPaG，塔顶温度为97.7℃，塔底温度为98.5℃，塔顶得到正庚烷，正庚烷进入加氢反应器进行加氢，得到正庚烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为 200℃，反应压力为2MPa；调整脱正辛烷塔回流比为2.13，塔板数为51块，进料位置为由上至下第21块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为120.3℃，塔底温度为154.3℃，塔顶得到正辛烷纯度为97.26％的粗正辛烷；调整正辛烷精制精馏塔回流比为4.41，塔板数为16块，进料位置为由上至下第6块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为125.1℃，塔底温度为125.9℃，塔顶得到正辛烷，正辛烷进入加氢反应器进行加氢，得到正辛烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正壬烷塔回流比为2.52，塔板数为57块，进料位置为由上至下第23块塔板，塔顶压力为1KPaG，塔顶温度为 150.5℃，塔底温度为175.3℃，塔顶得到正壬烷纯度为98.56％的粗正壬烷；调整正壬烷精制精馏塔回流比为8.84，塔板数为16块，进料位置为由上至下第12块塔板，塔顶压力为 1KPaG，塔顶温度为150.2℃，塔底温度为150.7℃，塔顶得到正壬烷，正壬烷进入加氢反应器进行加氢，得到正壬烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa。 [0069] 对比例1 [0070] 一种从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法： [0071] 将样品1以16000Kg/h流量进入第一精馏塔(第一精馏塔用于分离C4～C6烷烃与C7及以上烷烃)，调整第一精馏塔回流比为0.953，塔板数为47，进料位置为由上至下第19块塔板，将C7以上组分分离；调整第二精馏塔(用于分离C4及C5烷烃与粗正己烷)回流比为1.35，塔板数为37，进料位置为由上至下第15块塔板，将C5和粗正己烷分离，塔底得到纯度为98.04％的粗正己烷；调整正戊烷精制精馏塔回流比为2.51，塔板数为24，进料位置为由上至下第14块塔板，塔底得到正戊烷；调整正己烷精制精馏塔回流比为8.42，塔板数为15，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶得到正己烷，正己烷进入加氢反应器进行加氢，得到正己烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正庚烷塔回流比为9.14，塔板数为45，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶得到纯度为96.87％的粗正庚烷；调整正庚烷精制精馏塔回流比为10.7，塔板数为43，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶得到正庚烷，正庚烷进入加氢反应器进行加氢，得到正庚烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正辛烷塔回流比为2.13，塔板数为56，进料位置为由上至下第21块塔板，塔顶得到纯度为85.26％的粗正辛烷；调整正辛烷精制精馏塔回流比为4.41，塔板数为16，进料位置为由上至下第6块塔板，塔顶得到正辛烷，正辛烷进入加氢反应器进行加氢，得到正辛烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为2MPa；调整脱正壬烷塔回流比为2.52，塔板数为57，进料位置为第23块塔板，塔顶得到纯度为98.56％的粗正壬烷；调整正壬烷精制精馏塔回流比为8.84，塔板数为14，进料位置为由上至下第10块塔板，塔顶得到正壬烷，正壬烷进入加氢反应器进行加氢，得到正壬烷产品，加氢反应器内装填以硅酸铝为载体的镍‑钴催化剂，反应温度为200℃，反应压力为 2MPa。 [0072] 对比例2 [0073] 此对比例与实施例1的区别在于，未对从各精制精馏塔塔底采出的正己烷、庚烷、正辛烷、正壬烷进行加氢处理。 [0074] 上述各实施例与对比例所得的、深度加氢处理之前的正构烷烃的纯度、产率以及所需能耗见表2，其中所需能耗为本发明所提供的方法中，每个方案整体所需的能耗。 [0075] 表2 [0076] [0077] 上述各实施例与对比例所得的、深度加氢处理之后的正构烷烃产品中的杂质含量(芳烃与硫的含量)见表3。 [0078] 表3 [0079] [0080] [0081] 从以上的描述中，可以看出，各实施例与对比例1相比较，可知对比例1中所采用的多塔中间分离工艺产品纯度及收率均能满足要求，但所需能耗高于本发明所述的精馏分离工艺，即，本发明所提供的从煤基加氢精制石脑油中制备正构烷烃的方法能够在低能耗的条件下实现高纯度C5‑C9正构烷烃的生产；同时对比例2因未对各正构烷烃进行深度加氢而能耗较低，但其正构烷烃产品的芳烃含量与硫含量过高，无法满足使用需求。 [0082] 需要说明的是，本申请的说明书和权利要求书中的术语“第一”、“第二”等是用于区别类似的对象，而不必用于描述特定的顺序或先后次序。应该理解这样使用的术语在适当情况下可以互换，以便这里描述的本申请的实施方式例如能够以除了在这里描述的那些以外的顺序实施。 [0083] 以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。 |
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