一種輕質烷烴異構化方法與流程

本發明涉及一種烷烴異構化方法，更具體地說，涉及一種C5、C6正構烷烴異構化反應生產高辛烷值汽油調合組分的方法。
背景技術：
：輕質烷烴異構化方法是將含有C5、C6正構烷烴的輕質石腦油與催化劑接觸發生異構化反應，正構烷烴轉化為相應的高辛烷值的異構烷烴。異構化油是一種低硫、不含芳烴和烯烴的環境友好產品，是理想的清潔汽油調合組分，可以明顯提高調合汽油的抗爆指數，提高汽油的前端辛烷值，使汽油餾分的辛烷值分布更合理，從而改善發動機啟動性能。輕質烷烴異構化工藝可分為低溫異構化(反應溫度低于200℃)、分子篩型異構化(反應溫度為230～280℃)和超強酸異構化過程(反應溫度為160～210℃)三種。低溫異構化技術的核心是采用具有極高活性的催化劑，通常為含有鹵素的氧化鋁負載貴金屬，例如Pt/Al2O3-Cl為典型的該類技術催化劑。低溫催化劑具有高活性和高選擇性，但對輕質烷烴原料中水和硫的含量有非常苛刻的要求，反應過程中還需連續補氯，具有腐蝕性、污染環境、催化劑會永久失活不能再生等缺點。分子篩異構化技術通常采用的催化劑是改性的分子篩并負載貴金屬，例如絲光沸石上負載鉑或鈀。典型的分子篩異構化技術的反應溫度大致在250℃，反應壓力為2.0MPa，氫油摩爾比為3～4和重量反應空速為1～2h-1條件下進行反應。分子篩及超強酸型催化劑可再生、對輕質烷烴原料中雜質含量的要求較低溫鹵素型催化劑寬松等。固體酸催化劑對硫、氮和水等雜質的容受能力較強，原料預處理要求相應降低，反應環境更為友好。受熱力學平衡限制，異構化反應產物包含未轉化的正構烷烴以及反應生成的單支鏈和多支鏈烷烴。為了進一步提高異構化油的辛烷值，一般都 要將產物中的正構烷烴分離出來，循環回異構化反應器內繼續反應。有多種方法可以將異構化反應產物中的正構烴分離出來，目前最常用的是精餾的方法。例如將異構化反應產物引入脫異己烷塔，脫異己烷塔側線將異構化反應產物中的異戊烷和正己烷循環至異構化反系統，脫異己烷塔塔頂出料和塔底出料混合后作為異構化產品。該流程存在的問題是將未轉化的正戊烷作為了產品混入了異構化油，使異構化油的辛烷值提高受到限制。異構化油能夠達到的辛烷值水平與異構化物料循環比例直接相關，循環比例也直接影響到裝置投資和能耗。在典型的C5、C6進料及約100％(對新鮮進料)循環比例條件下異構化油的研究法辛烷值通常可以達到88左右。另外還采用吸附分離的方法將異構化反應產物中未反應的正構烷烴分離出來，US3755144公開了一種C5、C6異構化與模擬移動床分子篩吸附分離反應產物的工藝。異構化產物經過穩定塔脫除輕組分后進入分子篩吸附分離區，分離出的異構烴再進入脫異己烷塔，異己烷從塔側線抽出，與吸附分離所得正構烷烴一起返回異構化反應器。US5026951提出了一種將C5、C6異構化與模擬移動床液相吸附分離結合的工藝。吸附劑為分子篩，解吸劑為正丁烷。離開吸附塔的抽余液含解吸劑與異構烷烴，抽出液含解吸劑與正構烷烴。抽余液進精餾塔分離出解吸劑正丁烷循環回吸附塔使用，而異構烴作為產品出裝置。抽出液則直接返回異構化反應器。抽出液中的解吸劑正丁烷從異構化產物穩定塔分出，從而減少了一個抽出液精餾塔。該工藝還包含在抽余液精餾塔后設置脫異己烷塔，將單支鏈的C6烷烴與正構烷烴一起循環回異構化反應器反應。采用此方法，C5、C6異構化油的研究法辛烷值能達93。CN102452885A采用吸附分離的辦法分離C5、C6異構化反應產物。反應產物在氣相條件下，通過吸附分離分成富含正戊烷、正己烷和單甲基戊烷的被吸附的第一股物料，和富含異戊烷、二甲基丁烷的不被吸附的第二股物料。采用C7～C10的正構烷烴做脫附劑，分離出的脫附劑重復利用。吸附分離過程控制吸附壓力高于脫附壓力。從輕質烷烴原料異構化技術的發展來看，異構化產物的分離技術中，采用精餾分離方法，很難清晰分離正構烴、單支鏈異構烴和多支鏈異構烴。要想將正構烷烴全部轉化，生產高辛烷值汽油，精餾塔的塔盤數、回流比都將很大，分離效率低、能耗高。模擬移動床吸附分離的辦法優于精餾塔分離方法，能耗也低于精餾分離過程，但還存在分離效率低、能耗高的問題。技術實現要素：本發明要解決的技術問題是在現有異構化和吸附分離技術的基礎上，提供一種集成換熱的輕質烷烴異構化-吸附分離組合方法。本發明提供的一種輕質烷烴異構化方法，包括以下步驟：1)輕質烷烴原料進入異構化反應器7與催化劑接觸進行異構化反應，反應產物經氣液分離，得到的氣相物流返回異構化反應器7；2)、氣液分離得到的液相物流進入穩定塔21，穩定塔頂出料為丁烷及以下輕組分，穩定塔底出料含有異構烷烴和未轉化的正構烷烴；3)、穩定塔底出料進入吸附分離塔36，吸附分離塔內裝有吸附劑，選擇性地吸附正構烷烴，再利用解吸劑將吸附的正構烷烴脫附，分離得到含有正構烷烴的抽出液和含有異構烷烴的抽余液；4)、所述的抽出液進入抽出液塔49分離得到正構烷烴和解吸劑；抽余液進入抽余液塔38分離得到異構烴產品和解吸劑，所述的正構烷烴循環回異構化反應器7中，所述的解吸劑循環回吸附分離塔36；其中，所述的抽余液塔38塔頂蒸氣用于加熱所述的穩定塔21塔底再沸器；所述的抽余液塔38塔底出料用于加熱所述的抽出液塔49塔底再沸器。本發明提供的輕質烷烴異構化方法的有益效果為：本發明提供的方法以抽余液塔為供熱的核心裝置，抽余液塔的塔頂蒸氣為穩定塔塔底再沸器提供熱量，抽余液塔塔底出料為抽出液塔塔底再沸器提供熱量。抽余液塔塔底出料和抽出液塔塔底出料用于進一步加熱吸附分離塔的進料，能顯著提高吸附分離塔分離正構烷烴和異構烷烴的分離效 率，降低異構化工藝流程中循環物料流量，提高正構烷烴的異構化轉化率，得到的異構化產品與輕質烷烴原料相比其辛烷值能提高10個單位以上。本發明采用了熱集成的辦法，能夠顯著降低裝置能耗。附圖說明附圖是本發明方法的示意形式，沒有給出泵、閥和一些管線，因為這些設備是此領域人員眾所周知的，不能因此而限制本發明。附圖1為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第一種實施方式流程圖；附圖2為第一種實施方式流程圖的簡化形式；附圖3為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第二種實施方式流程圖；附圖4為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第三種實施方式流程圖；附圖5為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第四種實施方式流程圖；附圖6為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第五種實施方式流程圖；附圖7為對比例1采用的精餾分離輕質烷烴異構化反應流程圖。其中主要反應器及設備：7-異構化反應器；12-氣液分離罐；21-穩定塔；36-吸附分離塔；38-抽余液塔；49-抽出液塔；70-脫異己烷塔。圖8為對比例中所采用的工藝流程示意圖。具體實施方式本發明是這樣具體實施的：一種輕質烷烴異構化方法，包括以下步驟：1)輕質烷烴原料進入異構化反應器7與催化劑接觸進行異構化反應，反應產物進入氣液分離罐12氣液分離，得到的氣相物流返回異構化反應器7；2)、氣液分離得到的液相物流進入穩定塔21，穩定塔頂出料為丁烷及以下輕組分，穩定塔底出料含有異構烷烴和未轉化的正構烷烴；3)、穩定塔底出料進入吸附分離塔36，吸附分離塔內裝有吸附劑，選擇性地吸附正構烷烴，再利用解吸劑將吸附的正構烷烴脫附，分離得到含 有正構烷烴和解吸劑的抽出液，和含有異構烷烴和解吸劑的抽余液；4)、所述的抽出液進入抽出液塔49分離得到正構烷烴和解吸劑；所述的抽余液進入抽余液塔38分離得到異構烴產品和解吸劑，所述的正構烷烴循環回異構化反應器7中，所述的解吸劑循環回吸附分離塔36；其中，所述的抽余液塔38塔頂蒸氣用于加熱所述的穩定塔21塔底再沸器；所述的抽余液塔38塔底出料用于加熱所述的抽出液塔49塔底再沸器。本發明提供的方法中，步驟4中所述的抽余液塔的操作條件：塔頂溫度為80～180℃、優選100～160℃，塔底溫度為180～320℃、優選180～300℃，塔頂壓力為0.2～2.0MPa、優選0.5～1.6MPa。本發明提供的方法中，步驟1中所述的異構化反應器操作條件：溫度為100～400℃、優選120～300℃，壓力為0.5～5.0MPa、優選1.0～3.0MPa，進料重量空速為0.2～10.0h-1、優選0.5～3.0h-1，輕油摩爾比為0.03～5.0、優選0.05～3.0。步驟2中所述穩定塔操作條件：塔頂溫度為40～120℃、優選50～100℃，塔底溫度為100～180℃、優選120～150℃，塔頂壓力為0.1～2.0MPa、優選0.5～1.5MPa；步驟3中所述吸附分離塔操作條件：溫度為50～200℃、優選80～180℃，壓力為0.5～4.0MPa、優選1.0～3.0MPa，解吸劑與吸附進料量摩爾比為0.5～2。步驟4中所述抽出液塔操作條件：塔頂溫度為40～80℃，塔底溫度為150～250℃，塔頂壓力為常壓～1.0MPa。優選地，所述抽余液塔塔頂蒸氣，部分或全部用于加熱穩定塔塔底再沸器，用于加熱的蒸氣占總流量的10％～100％。優選地，所述抽余液塔塔底出料，部分或全部用于加熱抽出液塔塔底再沸器，用于加熱的塔底出料占總流量的10％～100％。優選地，所述抽出液塔塔底出料和抽余液塔塔底出料混合后，部分或全部與吸附分離塔的進料換熱，換熱的塔底出料占總流量的10％～100％。優選地，所述的抽余液塔塔頂出料進入脫異己烷塔，從異己烷塔側線抽出富含單甲基戊烷的物料循環回所述的異構化反應器進一步進行異構化反 應，所述的脫異己烷塔塔頂出料和脫異己烷塔塔底出料混合作為異構化產品。其中，所述脫異己烷塔的操作條件：塔頂壓力為常壓～1.0MPa，塔頂溫度為30～80℃，塔底溫度為100～160℃。本發明提供的方法的另一種實施方式，所述的輕質烷烴原料先進入吸附分離塔36，經吸附分離后，得到的抽出液和抽余液分別進入抽出液塔和抽余液塔，進一步分離出正構烷烴，所述的正構烷烴進入異構化反應器7中進行異構化反應。本發明提供的方法中，所述的輕質烷烴原料為含有C5、C6正構烷烴的C4-C8輕烴。輕烴原料與異構化反應產物換熱并加熱到異構化反應溫度，進入異構化反應器發生烴類異構化反應。異構化反應器的反應產物再與反應進料換熱、降溫后進入氣液分離罐。氣液分離罐頂部的含氫氣體經壓縮機升壓后與補充氫混合后去異構化反應器循環使用；氣液分離罐底部的液相物流與穩定塔底油換熱后進入穩定塔，穩定塔頂排出丁烷以下的輕組分；脫除輕組分的C5-C7烷烴由穩定塔底出料。穩定塔底出料與穩定塔進料換熱后送至吸附分離塔內進行吸附分離。吸附分離塔內裝有吸附劑，能選擇性地吸附正構烷烴。再利用解吸劑將吸附劑吸附的正構烷烴解吸，與解吸劑一起作為抽出液送至抽出液塔。抽出液分離塔塔頂分離出正構烷烴，塔底分離出解吸劑。未被吸附的異構烷烴與解吸劑一起作為抽余液從吸附分離塔抽出送至抽余液塔。抽余液塔塔頂分離出異構烷烴，塔底分離出解吸劑與抽出液塔底的解吸劑混合后返回吸附分離塔循環使用。本發明提供的方法中，所述吸附分離塔為液相模擬移動床吸附分離塔。所采用的吸附劑活性組分不受限制，可以是各種適合的沸石或分子篩，如5A分子篩、ZSM-5分子篩、SAPO分子篩、菱沸石或毛沸石等。所述的解吸劑采用比吸附進料組分碳原子數高的正構烷烴，選自正庚烷、正辛烷、正壬烷和正癸烷中的一種或幾種。所述的吸附分離塔分為四個區：進料和抽余液之間為吸附區、進料和和抽出液之間為提純區、解吸劑和抽出液之間為脫附區、抽余液和解吸劑之間為緩沖區。優選地，所述抽出液塔塔底解吸劑和抽余液塔塔底解吸劑混合后，部分或全部與吸附進料換熱。本發明提供的方法中，所述的抽余液塔采用再沸爐加熱。本發明提供的方法中，所述異構化反應器中采用的異構化催化劑不受限制，可以是低溫型Pt/Cl-Al2O3催化劑，或者中溫型固體超強酸催化劑，或者高溫型分子篩催化劑。其作用是催化正構烷烴轉化為異構烷烴的化學反應。本發明提供的輕質烷烴異構化方法，采用了以抽余液塔為核心的熱集成和熱聯合技術，從而達到節能降耗的目的。通過抽余液塔采用提壓操作，抽余液塔塔頂蒸氣用于加熱異構化穩定塔塔底再沸器，塔頂采出的異構化油用于加熱吸附進料。抽余液塔塔底油用于加熱抽出液塔塔底再沸器。抽余液塔塔底與抽出液塔塔底所得循環解吸劑用于進一步加熱吸附進料。以下參照附圖，具體說明本發明提供的輕質烷烴原料異構化方法的實施方式。附圖1為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第一種實施方式流程圖，附圖2為附圖1的流程示意圖的簡化形式，如圖1、圖2所示，輕質烷烴原料經管線1，與來自管線16的循環氫及來自管線55的未轉化正構烷烴混合后，經管線2進換熱器3與異構化反應產物換熱后，經管線4、異構化加熱爐5、管線6進入異構化反應器7中與催化劑接觸進行正構烷烴的異構化反應。反應產物經管線8、換熱器3與反應進料換熱后經管線9進入產物冷卻器10降溫，然后經管線11進入氣液分離罐12進行氣液分離，分離出的氣相經管線13、循環氫壓縮機4、管線15與來自管線17的補充氫混合，經管線16與原料混合去異構化反應器7循環反應。氣液分離器12的液相物流經管線18去換熱器19與穩定塔21的塔底出料換熱后經管線20進入穩定塔21。穩定塔21的作用是脫除異構化反應生成的碳四及以下輕組分。穩定塔21塔頂氣相經管線22、冷卻器23、管線24進入塔頂回流罐25，回流罐25的氣相由管線28排出界區外，回流罐25的液相分為兩路，一路由管線27送出界區，另一路經作為回流經管線26返回塔頂。穩定塔21塔底出料中的一股經管線30、再沸器31和管線32返回塔底。另一股物料經管線29、 換熱器19、管線33、換熱器34、管線35進入吸附分離塔36。在吸附分離塔36中，吸附劑選擇性吸附正構烷烴后，利用來自管線62的解吸劑將吸附的正構烷烴脫附，作為抽出液經管線48去抽出液塔49，將正構烷烴和解吸劑分離。抽出液塔49塔頂氣相經管線50、冷凝器51、管線52進入回流罐53。回流罐液體分兩路，一路作為回流經管線54返回塔頂；另一路經管線55循環至異構化反應單元與新鮮原料混合進一步將正構烷烴轉化。抽出液塔49塔底解吸劑一路經管線56、再沸器57、管線58返回塔底；另一路經管線59、管線61、換熱器34、管線62去吸附分離塔36循環使用。未被吸附的異構烷烴與解吸劑作為抽余液經管線37進入抽余液塔38，將異構烷烴與解吸劑分離。塔頂氣相經管線39去穩定塔的再沸器31做熱源，冷凝后經管線40進入回流罐41。回流罐液體分為兩路，一路作為回流經管線42返回抽余液塔頂；另一路作為異構化油產品經管線43送出裝置。抽余液塔37塔底解吸劑物料分為兩路，一路經管線44、再沸爐45、管線46返回塔底。另一路經管線47去抽出液塔再沸器57做熱源，然后經管線60與來自管線57的抽出液塔49塔底解吸劑混合后，經管線61去換熱器34與吸附進料換熱后經管線62送至吸附塔循環使用。附圖3為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第二種實施方式流程圖，帶有脫異己烷塔的流程。在附圖1的基礎上，從抽余液塔38塔頂異構烷烴物料經管線43進入脫異己烷塔70，塔頂氣相經管線71、冷凝器72、管線73進入回流罐74。罐底液相分兩路，一路作為回流經管線75返回塔頂；另一路為經管線76與來自管線80塔底物料混合作為異構化油出裝置。塔底物料分兩路，一路經管線77、再沸器78、管線79返回塔底；另一路經管線80與來自管線76塔頂物料混合出裝置。從塔70側線抽出富含單甲基戊烷的物料經管線81與來自管線55的未轉化的正構烴、管線1的新鮮原料混合去異構化反應器進行異構化反應，使其轉化為辛烷值更高的異構烴。脫異己烷塔的操作條件為常壓～1.0MPa優選常壓～0.5MPa，塔頂溫度為30～60℃。附圖4為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第三種實施方式流程圖。 與附圖1不同的是，新鮮原料經管線1、換熱器34去吸附分離塔35，將其中的正構烴吸附分離出來后，所得正構烷烴經管線55去異構化反應器中反應。附圖5、6為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第四種實施方式流程圖。與其它流程不同在于，利用抽余液塔38塔底油或再沸爐作為進料加熱熱源，從而省去了異構化加熱爐。其中，附圖5是將抽余液塔底油引出一股經管線65、異構化進料加熱器5、管線66、抽余液塔再沸爐45、管線46返回抽余液塔38塔底。附圖6是直接利用抽余液塔38再沸爐加熱異構化進料。異構化原料經管線4、抽余液塔45、管線6進入異構化反應器7。附圖7為本發明提供的輕質烷烴異構化方法第五種實施方式流程圖。與附圖1不同的是，來自穩定塔21塔底的吸附進料，經管線33后，進換熱器85與抽余液塔頂油換熱，再經管線87進換熱器34與循環解吸劑換熱后進吸附塔36。抽余液塔底油中的一股經管線47、換熱器57、管線60去抽余液塔再沸爐45，經管線46返回抽余液塔塔底。抽余液塔塔底循環解吸劑經管線82、換熱器83、管線84管線61與來自抽出液塔塔底的循環解吸劑混合后經換熱器34進一步加熱吸附進料后經管線62進吸附塔。吸附分離抽余液經管線37、換熱器83、管線88進抽余液塔。抽余液塔塔頂采出異構化油經管線43、換熱器85、管線86出裝置。下面的實施例對本發明方法和實施效果做進一步的說明，但并不因此而限制本發明。實施例1本實施例采用附圖1所示的工藝流程。輕質烷烴原料為中石化塔河分公司的C5/C6石腦油，組成見表1，輕質烷烴原料研究法辛烷值(RON)為72。異構化反應器處理量為40t/h,反應器重時空速為3h-1，所述的異構化反應器中裝填的異構化催化劑采用中國石化催化劑公司建長催化劑廠生產的固體超強酸型催化劑，商品牌號為GCS-1。催化劑性質見表2。異構化反應條件為：溫度為180℃，壓力為1.8MPa，氫油摩爾比為2.0，重時空速 為2.0h-1。異構化反應產物的組成見表3。異構化反應產物經穩定塔脫除輕組分后，研究法辛烷值(RON)為81.0，比原料增長9個單位。將穩定塔底油送至吸附分離塔，將正構和異構烴類進行分離。吸附分離塔的操作條件為：溫度125℃，壓力2.0MPa，采用的吸附劑為中石化催化劑南京分公司生產的NWA-II型5A分子篩小球吸附劑。解吸劑采用正壬烷，解吸劑與吸附進料的質量比為1.0。吸附分離正構烴收率為95％，純度為99％。經過吸附分離后，所得抽出液進入抽出液塔將正構烷烴和解吸劑分離，塔頂所得正構烷烴物料。這部分正構烷烴可循環回異構化反應器進一步發生異構化反應，轉化為異構烴。所得抽余液進入抽余液塔，將異構烴和解吸劑分離，塔頂得到的異構化產品，組成見表4。所使用的設備數量見表8。表1輕質烷烴原料的組成組分名稱組成，wt％正丁烷5.2異戊烷13.5正戊烷23.8環戊烷3.8二甲基丁烷7.6甲基戊烷9.2正己烷24.9甲基環戊烷5.4環己烷4.9正辛烷1.7表2異構化催化劑物性項目數值比表面積/(m2/g)193孔容/(mL/g)0.33強度/(N/mm)12.2堆比/(g/mL)0.92外形圓柱尺寸/(mmxmm)2x3表3實施例1異構化反應產物的組成組分名稱組成，wt％C3以下烷烴2.1正丁烷4.9異丁烷1.0異戊烷28.8正戊烷12.8環戊烷3.5二甲基丁烷14.8異己烷21.5正己烷6.5甲基環戊烷2.0環己烷1.8C7及以上烴類0.3表4實施例1異構化產品的組成組分名稱組成，wt％異丁烷0.02正丁烷0.1異戊烷38.3正戊烷1.39環戊烷4.8二甲基丁烷20.0異己烷29.2正己烷0.44甲基環戊烷2.93環己烷2.72C7及以上烴類0.1從表4可以看出，吸附分離能將正構烴、異構烴很好的分離，所得異構化油RON為88.2，比異構化穩定塔底油高7.2個單位。實施例2實施例2采用的流程為附圖3所示工藝流程。與附圖1不同之處在于吸附分離抽余液塔之后增設一個脫異己烷塔，將抽余液塔塔頂異構烴中辛烷值較低的異己烷分離出來，與正構烷烴一起返回異構化反應器進一步轉化為高辛烷值的異構烴。所用原料與異構化反應條件同實施例1。吸附分離裝置采用的吸附劑、操作條件同實施例1，解吸劑采用正辛烷，其與吸附進料的質量比為1.2。經過異構化反應、穩定塔脫除輕組分后的異構化反應產物進入吸附分離裝置，所得抽出液去抽出液塔分離出正構烴和正辛烷；所得抽余液去抽余液塔分離出異構烴和正辛烷。正辛烷作為解吸劑循環回吸附塔使用。異構烴進入脫異己烷塔，塔側線分離出單甲基戊烷(異己烷)，與抽出液塔頂的正構烷烴一起去異構化反應器進一步轉化。塔頂和塔底分別為輕重異構化油， 混合后得到異構化產品，其組成見表5。所使用的設備數量見表8。實施例2比實施例1增加一個精餾塔，能耗也相應增加，但所得異構化油的RON值為92，比實施例1高3.8個點。表5實施例2異構化產品組成組分名稱組成，wt％異丁烷0.02正丁烷0.1異戊烷47.4正戊烷1.7環戊烷5.9二甲基丁烷24.8異己烷12.4正己烷0.54甲基環戊烷3.6環己烷3.4C7及以上烴類0.14實施例3本實施例采用附圖4所示工藝流程，與附圖1不同之處在于新鮮原料先去吸附分離塔，將異構烷烴分離再去異構化裝置轉化。所用新鮮原料組成與實施例1相同。吸附分離操作條件為：溫度140℃，壓力2.5MPa，吸附劑、解吸劑與實施例1相同，解吸劑與吸附進料質量比為1.06。吸附分離C5/C6正構烷烴收率為95％，純度為99％。分離吸附分離的抽出液得到正構烷烴去異構化裝置進行異構化反應。抽余液分離后得到異構化產品，其組成見表6，所得異構化油的研究法辛烷值(RON)為88，與實施例1相同。所使用的設備數量見表8。表6實施例3異構化產品組成組分名稱組成，wt％正丁烷0.43異戊烷34.4正戊烷2.9環戊烷4.8二甲基丁烷18.8異己烷24.1正己烷1.6甲基環戊烷5.5環己烷4.8C7及以上烴類0.1對比例1對比例采用現有技術中的輕質烷烴異構化反應方法，如附圖8所示，輕質烷烴原料由管線101進入異構化反應器102中，與催化劑接觸進行異構化反應，異構化穩定產物由管線104引入脫異己烷塔105中進行精餾分離，由脫異己烷塔的側線106抽出甲基戊烷和正己烷循環至異構化反應器102中，塔頂和塔底出料混合作為異構化產品由管線107引出。異構化產品組成見表7。所得異構化油的研究法辛烷值(RON)為87。所使用的設備數量見表8。表7對比例1異構化產品組成組分名稱組成，wt％正丁烷0.65異戊烷27.9正戊烷12.5環戊烷4.8二甲基丁烷35.2異己烷10.2正己烷3.1甲基環戊烷2.9環己烷2.7C7及以上烴類0.05表8設備和能耗項目/(臺、組)對比例1實施例1實施例2實施例3反應器、吸附塔基準基準+1基準+1基準+1精餾塔基準基準+1基準+2基準+1容器基準基準+1基準+2基準+1換熱器基準基準+3基準+5基準+3加熱爐基準基準+1基準+1基準+1能耗基準基準x0.6基準x0.9基準x0.6從實施例1-3和對比例1可以看出，采用本發明的提供的輕質烷烴異構化方法，輕烴的辛烷值較現有技術提高。由表8可見，雖然實施例1-3中設備有所增加，但能耗比現有技術有顯著降低。當前第1頁1 2 3