包括异构化步骤然后是至少两个分离步骤的汽油生产方法

摘要

本发明描述了通过异构化轻质石脑油馏分生产高辛烷值汽油的方法，其包括位于反应步骤下游的两个分离步骤，所述两个分离步骤可用于改进所述方法的能量效率。

说明书

发明领域

本发明涉及生产高辛烷值汽油的领域。从石油的常压蒸馏获得的石脑油通常基本由含有5至10个碳原子的烃（C5-C10馏分）组成。通常将这些石脑油分馏成轻质石脑油馏分（C5-C6馏分）和重质石脑油馏分（C7-C10）。通常将重质石脑油馏分送至催化重整方法。通常将轻质石脑油馏分异构化以提高支链烃的比例，所述支链烃比直链烃具有更高的辛烷值，所述轻质石脑油馏分基本上包含含有5或6个碳原子的烃（C5和C6），但可以额外地包含含有4或7或甚至8个碳原子的烃（C4、C7、C8）。

然后将获得的异构产物（isomerate）和重整产物送至具有其它基料（base）或添加物（催化裂化汽油、烷基化物等）的汽油池（gasoline pool）。由于汽油中允许的芳族化合物的最大量的稳定降低（例如在欧5法规中小于35体积%）和催化重整汽油中大量的芳族化合物，异构产物在不含芳族化合物的汽油池中的重要性与日俱增。

因此，重要的是提供在收率方面和辛烷值方面都高性能的异构化方法。这些方法还必须具有关于投资水平和关于操作成本两者的经济效益。因此，重要的是优化异构化反应部分和用于分馏进料或流出物的部分的功能。

现有技术检查

专利FR 2 828 205描述了用于异构化C5-C8馏分的方法，其中将所述馏分分馏成C5-C6馏分和C7-C8馏分，将其在针对各馏分的条件下分别各自异构化。

专利US 2 905 619描述了异构化方法，其中将从汽油馏分获得的C5-C6馏分分离成不同部分，将其在特定条件下运行的两个异构化部分中异构化。

专利US 7 233 898描述了具有分馏部分的异构化方法，所述分馏部分仅包括稳定化或汽提和产生2至4种不同馏分的脱异己烷塔。这些方法布置不包括脱异戊烷塔（DiP）和/或脱戊烷塔（DP）。

专利GB 1 056 617描述了用于异构化C5-C6馏分的方法，其包括脱异戊烷塔（表示为DiP），去除异戊烷的馏分的异构化（ISOM），异构化流出物的分离以回收正戊烷（DP），所述正戊烷与进料一起再循环至脱异戊烷塔的入口，和支链C6烃的分离（脱异己烷塔）（表示为DiH）以回收具有高辛烷值的支链C6烃，将补充物（complement）再循环至异构化反应器。DiP/ISOM/DP/DiH布置对应于本申请的图1（根据现有技术）。

附图简述

图1代表根据最接近现有技术的现有技术布置。该布置突出脱异戊烷塔[3]，异构化反应部分[1]，稳定化塔[2]，脱戊烷塔[4]和脱异己烷塔[5]。

这些数字在根据本发明的附图中保留以表示相同设备。

图2代表根据本发明的方法，其中表示为（3+4）的方框代表第一分离步骤并且方框[5]代表第二分离步骤。

图3代表根据本发明的方法的第一变化，其中塔[3]和[4]串联连接。

图4代表根据本发明的方法的第二变化，其中塔[3]和[4]合并成单个塔[3]以能够分馏成3个馏分。

图5代表根据本发明的方法的第三变化，其中塔[3]和[4]为相反顺序，即将来自塔[4]的塔顶物流供应至塔[3]。

图6代表第一塔的冷凝器和另一塔的再沸器之间的热集成的实例。

设备由方括号中的数字表示并且物流由圆括号中的数字表示。输送物流的管道的数字与输送的物流的数字相同。

发明简述

本发明涉及生产高辛烷值汽油的领域。从石油的常压蒸馏获得的石脑油通常基本由含有5至10个碳原子的烃（C5-C10馏分）组成。

根据本发明的方法处理轻质石脑油型进料并优选C5-C6馏分（含有5或6个碳原子的烃的馏分）并且意在相比于直链分子（或正常分子）最大化支链分子。然而，这些进料可以任选包含其它烃，例如含有4或7或甚至8个碳原子的烃（C4、C7、C8馏分）。然而优选地，目标应该为例如通过预先分离限制这些烃的量。

关于C4烃，也可以在稳定化塔[2]中将其在很大程度上分离。

根据本发明的方法更特别地可应用于其中异戊烷含量小于25%且优选小于20%的进料。

根据顺序ISOM/STAB/DiP/DP/DiH，根据本发明的方法包括异构化部分[1]，异构化流出物的稳定化[2]（表示为STAB），异戊烷的分离（表示为DiP），正戊烷的分离（表示为DP）（由方框3+4代表）和剩余产物，特别是C6支链化合物的分离（表示为DiH）（由方框5代表）。

根据图4中的顺序ISOM/STAB/DiP/DiH，在根据本发明的方法中，异戊烷和正戊烷的分离也可以在允许分馏成3个馏分的同一个塔中进行。

因此根据本发明的方法与根据现有技术的方法（图1）的区别在于其包括以根据图3的顺序连续分离异戊烷、正戊烷和支链C6化合物，或根据图4在同一个分馏塔中同时分离正戊烷和异戊烷，然后分离C6支链化合物，或实际上根据图5分离C5馏分，然后分离正戊烷与异戊烷和分离支链C6化合物。

相比于现有技术方法，根据图1的布置，其仅具有一个DiH塔（脱异己烷塔）或3个分馏塔，但DiP（脱异戊烷塔）塔位于异构化部分的上游，在根据本发明的方法中，所述分离全部位于异构化部分[1]的下游，并更确切地位于稳定化塔[2]的下游。

更确切地，本发明可以描述为用于异构化轻质石脑油，或优选基本是C5-C6馏分的方法，所述方法包括通过位于异构化步骤下游的蒸馏的两个分离步骤：

- 通过蒸馏的第一分离步骤（方框3+4）以将含有5个碳原子的烃与更重质化合物分离，将所述更重质化合物送至第二分离部分[5]。该第一分离步骤由产生以下3个馏分组成：a）富含异戊烷的馏分（15），其是该方法的产物，b）富含正戊烷的馏分（16），将其再循环至反应部分[1]，和c）富含比戊烷更重质的烃的馏分（17），将其引导至第二分离步骤[5]，

- 第二分离步骤[5]，其由分离塔组成，其中塔顶和塔底产物是来自本单元的产物，即富含C6支链化合物的塔顶物流（19），塔底物流（18）和富含正己烷的中间馏分（20），将其作为侧物流移除，将其再循环至反应部分[1]。

- 根据由图3代表的本发明的方法的第一变化，第一分离步骤包括串联配置的两个塔（3和4），即如图3中表示的，将来自脱异戊烷塔[3]的塔底物流供应至脱戊烷塔[4]。异戊烷物流（15）从塔[3]的顶部离开并且比戊烷更重质的烃物流（17）从塔[4]的底部离开以供应第二分馏步骤[5]。

- 根据在图4中表示的本发明的方法的第二变化，将脱异戊烷塔和脱戊烷塔合并成单个塔，其可用于分馏成3个物流（在图4中表示为[3]）。异戊烷物流（15）从塔顶离开塔[3]并且比戊烷更重质的烃物流（17）从所述塔的底部离开以供应至第二分馏步骤[5]。将中间取出物（物流16）再循环至异构化单元[1]。

- 根据在图5中表示的本发明的方法的第三变化，第一分离步骤包括以该顺序串联配置的两个塔[4]和[3]。即将从稳定化塔[2]的塔底获得的物流（12）供应至脱戊烷塔[4]，塔顶物流（21）从其离开，将所述塔顶物流（21）供应至脱异戊烷塔[3]。将来自脱戊烷塔[4]的塔底物流（17）供应至脱异己烷塔[5]。脱异戊烷塔[3]产生富含异戊烷的塔顶物流（15）和富含正戊烷的来自塔底的物流（16），将物流（16）再循环至异构化[1]。

- 根据本方法的其它变化，可以使用在塔[3]、[4]或[5]之一的冷凝器可用的热量以供应热量至塔[3]、[4]或[5]之一的再沸器。例如，在图6中图示说明的变化中，可以在脱戊烷塔[4]的冷凝器和脱异戊烷塔[3]的再沸器之间进行热交换。

发明详述

在根据本发明的方法中，进料（10）通常由轻质石脑油，优选C5-C6馏分组成，其可任选包含更重质烃。将该进料送至催化异构化部分[1]，然后将流出物（11）在包括以下步骤的分馏部分中分馏：

- 异构化流出物的稳定化[2]，其由分离比戊烷更重质的塔顶化合物（物流13）和来自塔底的稳定化流出物（12）组成，

- 通过蒸馏的第一分离步骤（方框3+4）以将含有5个碳原子的烃与更重质化合物分离，将所述更重质化合物送至第二分离部分[5]。该第一分离步骤由产生以下3个馏分组成：a）富含异戊烷的馏分（15），其是该方法的第一产物，b）富含正戊烷的馏分（16），将其再循环至反应部分[1]，和c）富含比戊烷更重质的烃的馏分（17），将其引导至第二分离步骤[5]，

- 第二分离步骤[5]，其由分离塔组成，其中塔顶和塔底产物是来自本单元的产物，即富含C6支链化合物的塔顶物流（19），塔底物流（18）和富含正己烷的中间馏分（20），将其作为侧物流移除，将其再循环至反应部分[1]。

然后可以任选混合从第一分离步骤获得的富含异戊烷的馏分（15）以及从第二分离步骤获得的塔顶（19）和塔底物流（18）以提供一种或多种方法产物。

根据现有技术的图1的描述：

图1显示了根据可视为最接近本发明的现有技术的方法的布置。

将进料（10）供应至脱异戊烷塔[3]，其可以产生异戊烷的塔顶物流（15）。将来自脱异戊烷塔[3]的塔底物流（14）经由管道14送至异构化反应部分[1]。

以使得有利于具有低辛烷值的正链烷烃（正戊烷、正己烷）转化为具有较高辛烷值的异链烷烃（异戊烷、2,2-二甲基丁烷、2,3-二甲基丁烷、2-甲基戊烷、3-甲基戊烷）的方式选择该反应部分[1]的操作条件。

异构化反应部分[1]通常在酸性催化剂存在下运行。

一旦通过在稳定化塔[2]中分离轻质化合物（13）来稳定化，将来自异构化部分[1]的流出物经由管道（12）引导至脱戊烷塔[4]。将来自脱戊烷塔[4]的塔顶物流（16）再循环至脱异戊烷塔[3]。

经由管道（16）将来自脱戊烷塔[4]的塔顶产物，正戊烷再循环至脱异戊烷塔[3]意味着可以提高在异构化部分[1]中异构化的正戊烷的比例，并且因此可以获得具有更高辛烷值的产物。

可以通过将物流（16）单独直接引入脱异戊烷塔[3]（根据图1）或作为与进料10的混合物（未示出）将物流（16）再循环至脱异戊烷塔[3]。物流（16）还包含在异构化部分中形成的异戊烷，将其在脱异戊烷塔[3]中分离。

分别从脱异己烷塔[5]的底部和顶部获得产物（18）和（19），所述脱异己烷塔[5]供应有从脱戊烷塔[4]获得的塔底物流（17）。异戊烷基本不存在于这两个物流中，因为其基本存在于物流（15）中。

图1的方法具有以下缺点：将经由管道（16）再循环的富含异戊烷的流体在其进入脱异戊烷塔[3]之前或如在图1中可见在所述脱异戊烷塔[3]内部与从管道（10）获得的进料（10）混合。

该混合涉及显著的投资和操作成本，因为然后必须在脱异戊烷塔[3]的异戊烷/正戊烷分离期间和在脱戊烷塔[4]的正戊烷/更重质化合物分离期间再次分离该异戊烷。当进料仅含有少量异戊烷时这更特别成问题。尤其可以使用根据本发明的方法以克服该问题。

根据本发明的附图（图2、3、4和5）的描述：

在其最通常形式中，根据本发明的方法包括：

a）在下述条件下运行的催化异构化部分[1]，

b）异构化流出物（11）在稳定化塔[2]中的稳定化，所述稳定化由分离比戊烷更轻质的塔顶化合物和来自塔底的稳定化流出物（12）组成，

c）在蒸馏方框（3+4）中进行的第一分离步骤以将含有5个碳原子的烃与送至第二分离部分的更重质化合物分离。该第一分离步骤由通过使用一个或两个分馏塔产生以下3个馏分组成：

- 富含异戊烷的馏分（15），其是该方法的产物，

- 富含正戊烷的馏分（16），将其再循环至反应部分[1]，和

- 富含比戊烷更重质的烃的馏分（17），将其引导至第二分离步骤[5]。

第二分离步骤[5]可以优选使用由分离塔组成的脱异己烷塔进行，其中塔顶产物（19）富含C6支链化合物并且中间馏分（20）富含正己烷，将其作为侧物流移除，将其再循环至反应部分[1]。富含异戊烷的物流（14）、塔底产物（18）和塔顶产物（19）可以混合以组成来自本方法的一种或多种产物。

异构化反应优选在高活性催化剂，例如基于氯化的氧化铝和铂的催化剂存在下进行，在低温，例如100℃至300℃，优选110℃至240℃下，在高压，例如2至35 bar (1 bar =0.1 MPa)下并且以例如为0.1/1至1/1的氢气/烃的低摩尔比运行。可以使用的已知催化剂优选由氧化铝载体和/或高纯度载体负载，其优选包含2 wt%至10 wt%的氯、0.1 wt%至0.40wt%的铂和任选其它金属。可以使用0.5至10>-1，优选1至4>-1的空速使用这些催化剂。

保持催化剂的氯化度通常必须连续添加氯化化合物，例如四氯化碳，将其作为与进料的混合物以百万分之50至600重量份的浓度注入。

根据本发明的方法的异构化催化剂可以优选包括在以下组中：

- 负载型催化剂，最通常由无机载体负载，典型地是氧化物（例如氧化铝或氧化硅或其混合物）并含有至少一种卤素和来自第VIII族的金属，

- 沸石催化剂，其含有至少一种来自第VIII族的金属，

- Friedel-Crafts型催化剂，

- 酸性或超强酸（super-acidic）催化剂，例如氧化锆上的杂多阴离子（HPA）、氧化锆上的钨氧化物或硫酸化氧化锆类型。

异构化反应优选在高活性催化剂，例如基于氯化的氧化铝和铂的催化剂存在下运行，在低温，例如100℃至300℃，优选110℃至240℃下，在高压，例如2至35 bar (1 bar =0.1 MPa)下并且以例如为0.1/1至1/1的氢气/烃的低摩尔比运行。

使用的优选催化剂由高纯度氧化铝载体负载，其优选包含2 wt%至10 wt%的氯、0.1 wt%至0.40 wt%的铂和任选其它金属。

可以以0.5至10>-1，优选1至4>-1的空速使用这些催化剂。

保持催化剂的氯化度通常必须连续添加氯化化合物，例如四氯化碳，将其作为与进料的混合物以优选百万分之50至600重量份的浓度注入。

也可以使用具有可与这些催化剂相比的酸度的其它催化剂。

根据本发明方法的第一变化（由图3代表），经由管道（10）将进料送至异构化部分[1]。

以使得有利于具有低辛烷值的正链烷烃（正戊烷、正己烷）转化为具有更高辛烷值的异链烷烃（异戊烷、2,2-二甲基丁烷、2,3-二甲基丁烷、2-甲基戊烷、3-甲基戊烷）的方式选择异构化部分[1]的条件。

一旦通过在稳定化塔[2]中分离轻质化合物来稳定化，然后将来自异构化部分的流出物（11）以使得经由管道（15）回收塔顶物流（富含异戊烷的物流）和经由管道（14）从塔底回收去除异戊烷的流体的方式经由管道（12）引导至脱异戊烷塔[3]。

脱异戊烷塔[3]的分馏条件优选使得塔顶异戊烷的回收度（来自脱异戊烷塔塔顶的异戊烷的流量除以脱异戊烷塔进料中异戊烷的流量）通常大于70%。塔顶产物（15）中的正戊烷含量因此通常小于15 wt%，优选小于10 wt%。

经由管道（14）将来自脱异戊烷塔[3]的塔底产物引导至脱戊烷塔[4]以回收塔顶流体（物流16），其富含正戊烷并包含极少的异戊烷，将其经由管道（16）再循环至异构化反应部分[1]。经由管道（17）从塔底回收主要包含含有6或更多个碳原子的烃（C6+馏分）的物流（17）并将其供应至脱异己烷塔[5]。

脱异己烷塔[5]由分离塔组成，其中塔顶产物（19）富含C6支链化合物并且其中将作为侧物流移除的富含正己烷的中间馏分（20）再循环至反应部分[1]。

富含异戊烷的物流（14）、来自脱异己烷塔[5]的塔底产物和来自脱异己烷塔的塔顶产物（19）可以混合以组成来自本方法的一种或多种产物。

分馏塔[4]的尺寸和分馏条件优选使得正戊烷总回收度（来自脱戊烷塔[4]的塔顶正戊烷流量除以异构化反应部分[1]出口处的正戊烷流量）通常大于80%。来自脱戊烷塔[4]的含有6或更多个碳原子的烃的量通常小于15%，优选小于10 wt%。

与图1中图示说明的现有技术相比，该第一变化降低了方法的能耗，因为在异构化反应器[1]中产生的异戊烷在输出之前仅汽化一次，并且脱异戊烷塔[3]分馏富含异C5的C5馏分，这促进所述分离。

根据本发明方法的第二变化（在图4中表示），脱戊烷塔[4]和脱异戊烷塔[3]被单个塔[3]代替，所述单个塔[3]是3馏分脱异戊烷塔，其也可以用于分离正戊烷。

- 塔顶产物（15）是富含异戊烷的流体，

- 中间物流（16）是富含正戊烷的流体，将其作为侧物流经由管道（16）取出，

- 塔底产物（17）是去除异戊烷和正戊烷的流体，其基本包含含有多于6个碳原子的烃。将塔底物流（17）供应至脱异己烷塔[5]。脱异己烷塔中的第二分离步骤以与根据本发明的第一变化相同的方式进行。

根据本发明方法的第三变化（在图5中表示），一旦通过在稳定化塔[2]中分离轻质化合物来稳定化，将来自异构化反应[1]的流出物以使得经由管道（21）回收塔顶物流（去除C6的C5馏分）和经由管道（17）从塔底回收基本包含含有6或更多个碳原子的烃的流体（将其供应至脱异己烷塔[5]）的方式经由管道（12）引导至脱戊烷塔[4]。脱异己烷塔中的第二分离步骤以与根据本发明的第一变化相同的方式进行。

经由管道（21）将C5馏分供应至脱异戊烷塔[3]，这意味着可以从塔顶取出异戊烷（15）并且可以从塔底取出正戊烷（16）并将其再循环至反应部分[1]。

热集成

与现有技术相似，本发明根据各种类型的热集成具有其它变化。

这些热集成的原则由以下组成：以使得第一塔顶部的冷凝温度高于本方法的一个或多个其它塔的再沸温度的方式选择第一塔的操作压力。

必须冷却的第一塔的塔顶冷凝器和必须加热的其它塔的塔底再沸器之间的热交换因此至少部分或甚至完全代替在第一塔顶部的冷公用工程消耗以将其冷却和代替在第二塔底部使用的热公用工程以将其加热。

术语“第一塔”和“其它塔”是通用的（generic），因为具有最高冷凝器温度的塔的选择定义了其作为第一塔。

因此，根据本发明方法的第一变化（图3中示出），图6代表脱戊烷塔[4]（将其视为第一塔）和脱异戊烷塔[3]（将其视为另一塔）之间的热集成模式的实例。

因此图6显示了塔[4]（脱戊烷塔）的冷凝器和另一塔[3]（脱异戊烷塔）的再沸器之间的热交换。可以设想任何其它对塔，例如脱异己烷塔[5]的冷凝器和脱戊烷塔[4]的再沸器之间的集成，或实际上脱异己烷塔[5]的冷凝器和脱异戊烷塔[3]的再沸器之间的集成，或实际上脱异己烷塔[5]的冷凝器和脱戊烷塔[4]与脱异戊烷塔[3]的两个再沸器之间的集成。这些塔之一还可以包含中间取出口（withdrawal）（3馏分分馏塔）。

概括而言，本发明涉及用于异构化轻质石脑油的方法，所述方法包括异构化反应步骤[1]，然后是用于稳定化反应流出物的步骤[2]，和两个通过蒸馏从稳定化步骤[2]获得的塔底物流的分离步骤：

1 – 通过蒸馏的第一分离步骤（方框3+4）以将含有5个碳原子的烃与送至第二分离部分[5]的更重质化合物分离，所述第一分离步骤产生以下3个馏分：a）富含异戊烷的馏分（15），其是本方法的产物，b）富含正戊烷的馏分（16），将其再循环至反应部分[1]，和c）富含比戊烷更重质的烃的馏分（17），将其引导至第二分离步骤[5]，

2 – 第二分离步骤[5]，其由分离塔组成，其中塔顶和塔底产物是来自本单元的产物，即富含C6支链化合物的塔顶物流（19），塔底物流（18）和富含正己烷的中间馏分（20），将其作为侧物流移除，将其再循环至反应部分[1]。

优选地，在根据本发明的异构化方法中，第一分离步骤包括串联配置的两个塔，脱异戊烷塔[3]和脱戊烷塔[4]，即将来自脱异戊烷塔[3]的塔底物流（14）供应至脱戊烷塔[4]，异戊烷物流（15）从塔[3]的顶部离开并且富含比戊烷更重质的烃的物流（17）从塔[4]的底部离开并将其供应至脱异己烷塔[5]，并将来自塔[4]的塔顶物流（16）再循环至异构化单元[1]。

根据本发明的异构化方法的另一优选变化，第一分离步骤仅包括单个塔[3]，其中异戊烷物流（15）从塔顶离开塔[3]，将从所述塔[3]底部离开的富含比戊烷更重质的烃的物流（17）供应至脱异己烷塔[5]并将中间取出物（物流16）再循环至异构化单元[1]。

根据本发明的异构化方法的另一优选变化，第一分离步骤包括以该顺序串联配置的两个塔[4]和[3]，其中将从稳定化塔[2]获得的物流（12）供应至脱戊烷塔[4]，塔顶物流（21）从其离开，将所述塔顶物流（21）供应至脱异戊烷塔[3]，并且其中将富含比戊烷更重质的烃的来自脱戊烷塔[4]的塔底物流（17）供应至脱异己烷塔[5]，脱异戊烷塔[3]产生富含异戊烷的塔顶物流（15）和富含正戊烷的来自塔底的物流（16），将物流（16）再循环至异构化单元[1]。

根据本发明的异构化方法的另一优选变化，热交换在塔[3]、[4]或[5]之一的冷凝器与塔[3]、[4]或[5]之一的再沸器之间进行。根据该变化的第一实施方案，热交换在脱异己烷塔[5]的冷凝器与脱戊烷塔[4]的再沸器或脱异戊烷塔[3]的再沸器或两个再沸器之间进行。根据第二实施方案，热交换在脱戊烷塔[4]的冷凝器与脱异戊烷塔[3]的再沸器之间进行。

根据本发明的实施例

实施例1：

本实施例基于具有下表1中给出的详细组成的进料（10）：

表1：进料的组成

质量流量kg/h37 249异丁烷wt%0%正丁烷wt%0%异戊烷wt%3%正戊烷wt%27%2,2-二甲基-丁烷wt%1%2,3-二甲基-丁烷wt%3%2-甲基-戊烷wt%15%2-甲基-己烷wt%12%正己烷wt%27%环戊烷wt%2%甲基-环戊烷wt%5%苯wt%2%环己烷wt%2%

反应部分由串联运行的2个异构化反应器组成。两个反应器的入口温度为120℃。

反应器1的入口压力为35 bar绝对压力。

第二反应器的入口压力为33 bar绝对压力。

使用的催化剂由氧化铝载体负载，其包含7 wt%的氯和0.23 wt%的铂和任选其它金属。

空速为2.2>-1。氢气与烃的摩尔比为0.1/1。

以使得塔顶温度与通常可用的冷却方法（冷却水或环境温度下的空气）相容的方式选择塔的操作压力。

戊烷的循环比定义为再循环至异构化反应部分的富含正戊烷的流体的流量除以新鲜进料的流量。

己烷的循环比定义为再循环至异构化反应部分的富含正己烷的流体的流量除以新鲜进料的流量。

对于根据图1中表示的现有技术的方法和根据图3和4中表示的本发明的方法两者，以使得获得在异构化反应部分[1]中的恒定流量，其对应于异构化反应器[1]中给定的时空间速度的相同量的催化剂的方式选择戊烷和己烷的循环比。

来自本方法的产物（或输出物）定义为来自脱异己烷塔[5]的塔顶产物（19）和塔底产物（18）和来自脱异戊烷塔[3]的塔顶的富含异戊烷的塔顶产物（15）的混合物。

获得的产物的组成总结在下表2至4中：

表2：获自物流19（DiH塔顶）的产物的组成

图1图3图4质量流量kg/h218902185521875异戊烷wt%000正戊烷wt%2212,2-二甲基丁烷wt%5658552,3-二甲基丁烷wt%1212132-甲基戊烷wt%2322242-甲基己烷wt%445环戊烷wt%222

表3：获自物流18（DiH塔底）的产物的组成

图1图3图4质量流量kg/h316631663166正己烷wt%555甲基环戊烷wt%101010环己烷wt%505152C7+wt%353432

表4：获自物流15（DiP塔顶）的产物的组成

图1图3图4质量流量kg/h11 24411 25511 288丁烷wt%322异戊烷wt%949492正戊烷wt%335

下表5比较用根据现有技术和根据本发明的布置的不同变化获得的结果。表5的注释如下：

1：收率，定义为产物的质量流量除以新鲜进料的流量。

2：与稳定化塔塔底的热交换。

3：供应和取出板为数字顺序，从数字1开始由上至下编号。

表5：各种布置的比较

图1(现有技术)图3(本发明)图4(本发明)稳定化塔[2]理论塔板数191919供应板^[3]777再沸器所需功率(MW)4.94.94.8回流比/馏出物流量2.92.92.9上部直径 (mm)125012501250下部直径 (mm)245024502450脱异己烷塔[5]理论塔板数626262供应板^[3]202020再沸器所需功率(MW)10.810.810.8中间再沸器所需功率 (MW, 塔板41)^>2.62.62.6回流比/馏出物5.95.66.0中间取出板^[3]383838直径 (mm)350035003500脱戊烷塔[4]理论塔板数2727N/A供应板^[3]1313N/A再沸器所需功率(MW)7.636.8N/A回流比/馏出物4.511.1N/A直径 (mm)29002750N/A脱异戊烷塔[3]理论塔板数524259供应板^[3]23/502942再沸器所需功率(MW)9.29.19.3回流比/馏出物5.89.09.1中间取出板^[3]N/AN/A29直径 (mm)245027502900戊烷循环比0.670.670.60己烷循环比0.490.200.26产物的研究法辛烷值89.6889.8789.52收率^[1]0.9750.9740.975异构化反应器中的质量流量(kg/h)703887065970298总再沸器功率(MW)32.531.624.9

可以从表5得出以下结论：

1：相比于具有脱异戊烷塔和脱戊烷塔的现有技术（图1），根据本发明的具有这些相同塔的布置（图3）具有更小的塔尺寸和更少的热公用工程需要。这必然导致更低的投资和操作成本。此外，获得的辛烷值更好。

2：根据本发明图4的布置具有发挥脱异戊烷塔和脱戊烷塔的作用的单个塔[3]和从所述塔提取的3个馏分，所述布置相比于使用两个不同的塔具有投资方面的优点并且表明对于接近现有技术的辛烷值和收率，极大地降低了热公用工程需要。

实施例2：

反应部分的操作条件保持与实施例1相同。

下表6显示根据本发明的脱异己烷塔[5]与脱异戊烷塔[3]和脱戊烷塔[4]之间的热集成的结果。

在图3的布置中，脱异己烷塔[5]在8 bar绝对压力的压力下运行，因此塔顶的冷凝温度为127℃。因此该塔顶与在87℃下运行的脱戊烷塔[4]的再沸器和在109℃下运行的脱异戊烷塔[3]的再沸器之间的热交换是可能的。

在图4的布置中，脱异己烷塔[5]在8 bar的压力下运行，因此塔顶的冷凝温度为127℃。因此该塔顶与在115℃下运行的脱异戊烷塔[3]的再沸器之间的热交换是可能的。

表6：根据实施例2的热集成的结果

图3，具有DiH与DP和DiP的热集成(本发明)图4，具有DiH与3馏分DiP的热集成(本发明)稳定化塔[2]理论塔板数1919再沸器所需功率(MW)4.94.8回流比/馏出物2.92.9上部直径(mm)12501250下部直径(mm)24502450脱异己烷塔[5]理论塔板数8787供应板2727再沸器所需功率(MW)16.515.3中间再沸器所需功率(MW, 塔板59)^[3]0.80.9回流比/馏出物8.58.5中间取出板5656直径(mm)35003500脱戊烷塔[4]理论塔板数27N/A供应板13N/A再沸器所需功率(MW)^>6.8N/A回流比/馏出物11.2N/A直径(mm)2750N/A脱异戊烷塔[3]理论塔板数4259供应板3042再沸器所需功率(MW)^>8.110.2回流比/馏出物9.711.3中间取出板N/A29直径(mm)29003200戊烷循环比0.670.59己烷循环比0.190.27产物的研究法辛烷值89.6489.50收率^[2]0.9740.976异构化反应器中的质量流量 (kg/h)7060070597总再沸器功率(MW)21.420.1

表6的注释如下：

1：不需要热公用工程的情况下通过脱异己烷塔[5]顶部冷凝涵盖的需要。

2：收率，定义为产物的质量流量除以新鲜进料的流量。

3：与稳定化塔[2]塔底的热交换。

在根据图3的布置中的热公用工程需要降低10.2 MW (由31.6 MW至21.4 MW)。

在根据图4的布置中的热公用工程需要降低4.8 MW (由24.9 MW至20.1 MW)。

由于DiH塔[5]的适度的投资过剩（overinvestment），这些热集成显著降低操作成本而不改变单元的性能。

实施例3：

反应部分[1]的操作条件保持与实施例1相同。本方法的布置为图3的布置，补充了图6中详述的热集成。

脱戊烷塔[4]在11 bar绝对压力的压力下运行；因此塔顶的冷凝温度为123℃。因此该塔顶与在109℃下运行的脱异戊烷塔[3]的再沸器之间的热交换是可能的。表7详述了获得的结果。

表7的注释如下：

1：不需要热公用工程的情况下通过脱异己烷塔顶部冷凝涵盖7.5 MW。

2：不需要热公用工程的情况下通过脱异己烷塔顶部冷凝涵盖的需要。

3：与稳定化塔塔底的热交换。

表7：根据实施例3的热集成的结果

根据图6的布置的热公用工程需要降低5.6 MW (由31.6 MW至26.0 MW)。

由于脱戊烷塔[4]的适度的投资过剩，该热集成显著降低其操作成本而不改变单元的性能。