1.本发明属于化工技术领域，具体涉及一种利用模拟移动床分离正构烃和异构烃的方法。


背景技术：

2.正构烷烃就是指没有碳支链的饱和烃。正构烷烃应用广泛，可用作催化剂、溶剂、高档洗涤剂、无毒绿色环保油漆，高档电子行业中清洗剂，设备除锈剂、乳胶制品溶胶剂等、氯化石蜡添加剂、有毒产品隔离剂，高档洗涤日化产品的添加原料等等。
3.现有正构烷烃生产主要以炼厂煤油或柴油馏分作为原料，经分子筛吸附分离或异丙醇—尿素脱蜡，得到正构烷烃组分。分子筛吸附分离主要使用固定床进行吸附和脱附分离正构烷烃，该方法一般使用多个床，设备投资高、分离效率低、能耗高；异丙醇—尿素脱蜡使用络合反应，反应物再经高温后将正构烷烃分离出，此方法能耗高、反应控制难度大、需经多步完成分离。
4.加氢后的煤基费托合成馏分油中有大量的直链烷烃，部分的异构烷烃，及少量的氧合产物和水。加氢后的煤基费托合成馏分油且不含硫、氮及芳族化合物，是正构烷烃生产的理想原料。
5.cn200410048351公开了一种从全馏分石脑油中分离正构烷烃的方法。该方法提出先将石脑油中芳烃除去，再使用5a分子筛在固定床中吸附正构烷烃，最后使用氮气、异丙烷或异丁烷作为置换剂将正构烷烃置换出，最终将置换剂与正构烷烃分离。该方法使用多个固定床(4～24个)，投资成本极高，且置换剂占比高，置换剂分离能耗高。
6.cn201711047651公开了一种分离汽油中正构烷烃提高汽油辛烷值的方法。该方法提出先将汽油轻重组分进行分离，在-30～15℃条件下，重组分产品中的正构烷烃与络合剂反应生成固相产品。经水洗后，得到含有正构烷烃的油相产品，精馏后得到正构烷烃产品。该方法使用多步骤水洗，资源消耗高，正构烷烃的回收率较低。
7.molex工艺提出先将含有正构烷烃、异构烷烃、环烷烃及芳烃的混合原料通入装有5a分子筛的液相模拟移动床，吸附分离芳烃。再将芳烃吸附后的产品和解吸剂通入模拟移动床，进行正构烷烃分离。在异构烷烃含量较低的正异构混合体系中，正构烷烃纯度受死体积影响较大。molex工艺床层至旋转阀管线过长，导致死体积较大，影响正构烷烃的分离纯度。随着碳数的增加，生产纯度合格的正构烷烃所需的固定床层数量增多。molex工艺受限于固定床层数量，仅适用于含有c5～c18的正构烷烃、异构烷烃、环烷烃及芳烃的混合原料，碳数分布范围较窄。且吸附区床层切换顺序固定，设备因旋转阀制约，不易于灵活切换吸附区，如遇突发情况，需停止设备运行，进行检修。
8.现使用的molex工艺，旋转阀到吸附管每个床层管线长度较长，液体的死体积较大，在异构烷烃含量较小的混合体系中，难以精确进行正异构分离。此外，在高碳数(碳数n≥16)的正异构混合体系中，混合物粘度系数高，流动性差，分离所需的理论塔板数较多。molex工艺受限于吸附柱实际建筑高度，吸附床层数量有限，不能完全满足高碳数正异构分
离的理论塔板数要求，从而产品纯度较低。
9.molex工艺使用多通道旋转阀，流量控制不精确，会有少许波动，为了减少波动对分离纯度的影响，设备配备多个分布器，增加设备造价，生产成本高。
10.现有使用模拟移动床分离正异构烃技术方案中仅适用于含有c5～c18的正构烷烃、异构烷烃、环烷烃及芳烃的混合原料，碳数分布范围较窄；该技术方案使用含有6～30个固定床层的单个或多个模拟移动床，床层采用叠加方式顺序固定，如床层失效不可切换，整套设备需停机更换吸附剂；该技术方案使用5a分子筛吸附剂，存在局限性适用范围有局限性。


技术实现要素：

11.为了解决现有技术中存在的问题，本发明提供一种利用模拟移动床从正异构烃类混合物料中分离正构烃的方法，可以提高正构烷烃收率，分离适用范围更广。
12.为了达到上述目的，本发明采用以下技术方案：
13.一种利用模拟流动床分离正构烃和异构烃的方法，包括：
14.将碳数为n的正构烷烃和异构烷烃的混合物输入到列管式模拟流动床中进行吸附；
15.利用洗脱液将所述正构烷烃和异构烷烃洗脱。
16.在一些实施例中，所述列管式模拟流动床采用的洗脱液为碳数为n的正构烷烃或正构烷烃与异构烷烃的混合物，其中10≥|n-n|≥1，优选地，6≥|n-n|≥2。
17.在一些实施例中，所述洗脱液中正构烷烃的含量为0-90wt％。
18.在一些实施例中，n的范围为5-50。
19.在一些实施例中，在输入列管式模拟流动床之前，脱除所述正构烷烃和异构烷烃的混合物中的含氧化合物。
20.在一些实施例中，含氧化合物通过分子筛吸附分离。
21.在一些实施例中，在吸附分离前，含氧化合物首先通过萃取剂进行脱除，优选地，所述萃取剂为乙二醇、邻苯二甲酸二甲酯、n-甲基吡咯烷酮(nmp)或其混合物。
22.在一些实施例中，所述列管式模拟移动床的操作温度为20-500℃(例如50℃、100℃、200℃、300℃或400℃)，操作压力为0.1-2.0mpa(例如0.5mpa、1.0mpa或1.5mpa)。
23.在一些实施例中，所述列管式模拟移动床中的吸附剂包括但不限于3a分子筛吸附剂，包括3a和/或改性3a分子筛及其他a型分子筛，或10x分子筛和/或改性10x分子筛及其他x型分子筛，及不限于此的合成的具有筛选分子作用的水合硅铝酸盐或天然沸石。
24.在一些实施例中，所述列管式模拟移动床包括吸附床、原料进料系统、洗脱液进料系统、循环系统、抽出液系统、抽余液系统、程控阀组以及自动控制系统；其中，所述的吸附床包括若干根吸附柱，分为吸附区、提纯区、脱附区以及缓冲区；
25.每一根所述的吸附柱的上端设置有原料进料阀、洗脱液进料阀、循环液进料阀；
26.每一根所述的吸附柱的下端设置有抽余液出料阀、抽出液出料阀；
27.相邻两根吸附柱之间设置单向阀；
28.所述的原料进料系统连接每一根吸附柱的原料进料阀；
29.所述的洗脱液进料系统连接每一根吸附柱的洗脱液进料阀；
30.所述的循环系统的包括循环泵，所述的循环系统通过循环泵连接每一根吸附柱的循环液进料阀；
31.所述的抽出液系统连接每一根吸附柱的抽出液出料阀；
32.所述的抽余液系统连接每一根吸附柱的抽余液出料阀；
33.所有阀门组成程控阀组，程控阀组与自动控制系统相连，自动控制系统能够控制程控阀组中每一个阀门的开、闭状态。
34.在一些实施例中，所有阀门均为金属密封阀，其中的密封材料选用聚四氟乙烯、聚酰亚胺(pi)、聚醚酮(pek)、碳纤维填充ptfe等耐高温密封材料。
35.与现有技术相比，本发明的方法具有以下优点：
36.1、本发明使用的列管式模拟移动床所需管线长度短，死体积极小，在异构烷烃含量较低的混合体系中，可分离得到高纯度的正构烷烃。
37.2、本发明使用的列管式模拟移动床不受设备高度限制，可通过增加吸附柱数量从而灵活增加理论塔板数，得到高纯度的高碳数(碳数n≥16)正构产品。
38.3、本发明使用的列管式模拟移动床是多级式的，可针对紧急情况，进行灵活切换操作，进行检修或更换吸附剂。
39.4、本发明使用的列管式模拟移动床的阀门为金属密封阀，可在较高温度下正常运行，可满足高碳数正构-异构分离需求。
40.5、本发明使用原料为加氢后的煤基费托合成馏分油中有大量的直链烷烃，部分的异构烷烃，及少量的氧合产物和水。加氢后的煤基费托合成馏分油且不含硫、氮及芳族化合物，是正构烷烃生产的理想原料。
41.6、本发明提供分离方法适用于目标碳数n的范围为5-50，碳数范围更为广泛，得到的产品更为丰富。与molex工艺比较，本发明的方法可实现连续有效分离，提高正构烷烃收率，同时降低设备投入成本。此外，本发明的方法适用的正异构烃类范围更广，可以降低装置能耗，显著降低生产成本。
附图说明
42.以下附图仅旨在于对本发明做示意性说明和解释，并不限定本发明的范围。
43.图1是本发明实施例中的方法流程图；
44.图2是本发明实施例中的列管式模拟移动床示意图。
具体实施方式
45.为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚明白，以下结合具体实施例，并参照附图，对本发明作进一步的详细说明。
46.在本发明的说明书中，提及“一个实施例”时均意指在该实施例中描述的具体特征、结构或者参数、步骤等至少包含在根据本发明的一个实施例中。因而，在本发明的说明书中，若采用了诸如“根据本发明的一个实施例”、“在一个实施例中”等用语并不用于特指在同一个实施例中，若采用了诸如“在另外的实施例中”、“根据本发明的不同实施例”、“根据本发明另外的实施例”等用语，也并不用于特指提及的特征只能包含在特定的不同的实施例中。本领域的技术人员应该理解，在本发明说明书的一个或者多个实施例中公开的各
具体特征、结构或者参数、步骤等可以以任何合适的方式组合。
47.本发明提供一种采用列管式模拟移动床装置从正异构烃类混合物料中分离正构烃的方法，本发明采用煤基费托馏分油为原料，且适用碳数范围为c5～c50，范围更广，且得到的产品种类更丰富；本发明采用单柱切换方式组建的列管式模拟移动床，方式更为灵活，易于将失效吸附床层切换出更换吸附剂或检修，对整体分离流程无影响，可实现不停车连续运行。采用本发明的方法得到的正构烷烃产品纯度可达98％
48.如图1所示，在一个实施例中，本发明提出的利用模拟流动床分离费托合成油馏分油中正构烃和异构烃的方法包括如下步骤：
49.(1)将煤基费托合成油馏分油进行加氢反应，将得到的加氢产物作为待分离的原料，原料碳数n的范围可以为5-50；
50.(2)馏分切割：将步骤(1)得到的加氢产物进入脱轻塔，将碳数小于n的组分由脱轻塔塔顶分出，塔底组分进入脱重塔；碳数大于n的组分由脱重塔塔底分离出，脱重塔塔顶分出碳数为n的组分。
51.(3)脱含氧化合物：将步骤(2)得到的碳数为n的组分通入萃取精馏塔，与萃取剂逆向接触，脱除含氧化合物并控制其含量在1000ppm以下；油品紧接着进入预热炉预热至35-150℃，再进入装有吸附剂的吸附塔，对含氧化合物进行进一步吸附分离，脱除含氧化合物并控制其含量在1ppm以下。
52.(4)正异构烃分离：采用列管式模拟移动床对步骤(3)得到的产物进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度20-450℃，操作压力0.1-2.0mpa，采用的洗脱液(解吸剂)为碳数为n的正构烷烃或正构烷烃与异构烷烃的混合物，其中10≥|n-n|≥1，优选地，6≥|n-n|≥2，其中正构烷烃的含量为0-90wt％。
53.(5)精制处理：将步骤(4)得到产物进入精制塔，将碳数为n的正构烷烃组分由塔顶分出(或塔底流出)，洗脱液组分由塔底流出(或塔顶分出)，得到正构烷烃组分含量在99.0wt％以上。
54.在一些实施例中，煤基费托合成油馏分油中正构烷烃含量40-90wt％，异构烃含量60-10wt％。
55.在一个优选的实施例中，步骤(3)在吸附分离之前还包括萃取精馏步骤，在该步骤中，将步骤(2)得到的碳数为n的组分通入萃取精馏塔，与萃取剂逆向接触，脱除含氧化合物并控制其含量在1000ppm以下。
56.上述步骤(3)中使用的萃取剂为乙二醇、邻苯二甲酸二甲酯、n-甲基吡咯烷酮(nmp)或其混合物。
57.例如，在一个优选的实施例中，脱含氧化合物方法包括：将步骤(2)得到的碳数为n的组分通入萃取精馏塔，与萃取剂逆向接触，脱除含氧化合物并控制其含量在1000ppm以下；上述组分紧接着进入预热炉预热至80℃，再进入装有吸附剂的吸附塔，对含氧化合物进行进一步吸附分离(吸附剂为10x分子筛，吸附剂与油的质量比为1∶3)，操作温度为40℃，压力0.5mpa，脱除含氧化合物并控制其含量在1ppm以下。
58.如图2所示，步骤(4)使用的列管式模拟移动床包括吸附床、原料进料系统、洗脱液进料系统、循环系统、抽出液系统、抽余液系统、程控阀组以及自动控制系统；其中，所述的吸附床包括若干根吸附柱，分为吸附区、提纯区、脱附区以及缓冲区；
59.每一根所述的吸附柱的上端设置有原料进料阀、洗脱液进料阀、循环液进料阀；
60.每一根所述的吸附柱的下端设置有抽余液出料阀、抽出液出料阀；
61.相邻两根吸附柱之间设置单向阀；
62.所述的原料进料系统连接每一根吸附柱的原料进料阀；
63.所述的洗脱液进料系统连接每一根吸附柱的洗脱液进料阀；
64.所述的循环系统的包括循环泵，所述的循环系统通过循环泵连接每一根吸附柱的循环液进料阀；
65.所述的抽出液系统连接每一根吸附柱的抽出液出料阀；
66.所述的抽余液系统连接每一根吸附柱的抽余液出料阀；
67.所有阀门组成程控阀组，程控阀组与自动控制系统相连，自动控制系统能够控制程控阀组中每一个阀门的开、闭状态(参见cn109432822a，其内容通过引用整体并入本发明)。
68.所述列管式模拟移动床把固定吸附床分为许多段，段内装有吸附剂，段间液体不能直接流通。每段均装有进出口管道，由阀控制其进出。典型地，在具有8个吸附柱的模拟移动床中，24个进出口中的20个只起段间联系的作用，另4个供四股物料的进入或离出，某一瞬间的物料进出口位置把整个吸附床层分成了四个区，各区距离不等长，每段相际传质也不同。在模拟移动床中四个物料的进出口以与固相浓度的变化以同步的速度上移，这样，构成一闭合回路，其总的结果与保持进出口位置不动，而固体吸附剂在吸附器中自上而下移动的效果基本相同，从而达到分离效果。
69.本发明中的模拟移动床为包含程序阀组的列管式模拟移动床，吸附管高度较低，每个区域对应不同的吸附管，通过周期性切换入口、出口，切换不同的功能区域，流量稳定且能保持每次产品都从相对较高的浓度的区域产出，保证了系统整体浓度，提高了生产效率，不需要配备分布器，降低设备整体成本，进而降低成品成本，提高价格优势。
70.在一个实施例中，所述步骤(4)中的模拟移动床工艺操作条件：温度20-500℃(例如50℃、100℃、200℃、300℃或400℃)，压力0.1-2.0mpa(例如0.5mpa、1.0mpa或1.5mpa)，模拟移动床装填剂为3a和/或改性3a分子筛，或10x分子筛和/或改性10x分子筛，及不限于此的合成的具有筛选分子作用的水合硅铝酸盐(泡沸石)或天然沸石。
71.进一步地，所述脱含氧化合物步骤、异构体分离步骤中包含溶剂再生工序。
72.以下实施例采用内蒙古伊泰化工有限责任公司120万吨/年煤制油装置加氢后馏分油为待分离的原料，其中原料成分如表1所示：
73.表1
[0074][0075]
将上述组分通入萃取精馏塔，与萃取剂乙二醇逆向接触，脱除含氧化合物并控制
其含量在1000ppm以下；上述组分紧接着进入预热炉预热至40℃～200℃，再进入装有吸附剂的吸附塔，对含氧化合物进行进一步吸附分离，操作温度为40℃～200℃，压力0.1mpa～1mpa，脱除含氧化合物并控制其含量在1ppm以下。
[0076]
脱含氧化合物后的原料成分如下表2所示：
[0077]
表2
[0078][0079]
实施例1
[0080]
该实施例以表2中的c6组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正辛烷和异辛烷组成的混合物为洗脱液，c8洗脱液包含正辛烷70％(w/w)和异辛烷30％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0081]
采用模拟移动床对上述c6组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度20℃，操作压力0.1mpa，分子筛为3a分子筛；
[0082]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为6的正构烷烃组分由塔顶分出，洗脱液组分由塔底流出。
[0083]
实施例2
[0084]
该实施例以表2中的c8组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正癸烷和异癸烷组成的混合物为洗脱液，c10洗脱液包含正癸烷90％(w/w)和异癸烷10％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0085]
采用模拟移动床对上述c8组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度40℃，操作压力0.7mpa，分子筛为10x分子筛；
[0086]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为8的正构烷烃组分由塔顶分出，洗脱液组分由塔底流出。
[0087]
实施例3
[0088]
该实施例以表2中的c10组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正己烷和异己烷组成的混合物为洗脱液，c6洗脱液包含正己烷60％(w/w)和异己烷40％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0089]
采用模拟移动床对上述c10组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度60℃，操作压力1.0mpa，分子筛为10x分子筛；
[0090]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为10的正构烷烃组分由塔底分出，洗脱液组分由塔顶流出。
[0091]
实施例4
[0092]
该实施例以表2中的c14组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正癸烷和异癸烷组成的混合物为洗脱液，c10洗脱液包含正癸烷70％(w/w)，异癸烷30％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0093]
采用模拟移动床对上述c14组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度90℃，操作压力1.5mpa，分子筛为4a分子筛；
[0094]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为14的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0095]
实施例5
[0096]
该实施例以表2中的c14组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以异癸烷为洗脱液，c10洗脱液包含的异癸烷纯度大于98％，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0097]
采用模拟移动床对上述c14组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度80℃，操作压力1.2mpa，分子筛为10x分子筛；
[0098]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为14的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0099]
实施例6
[0100]
该实施例以表2中的c14组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正癸烷和异癸烷组成的混合物为洗脱液，c10洗脱液包含正癸烷50％(w/w)，异癸烷50％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0101]
采用模拟移动床对上述c14组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度100℃，操作压力1.2mpa，分子筛为3a分子筛；
[0102]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为14的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0103]
实施例7
[0104]
该实施例以表2中的c28组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正二十烷和异二十烷组成的混合物为洗脱液，c20洗脱液包含正二十六烷80％(w/w)，异二十六烷20％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0105]
采用模拟移动床对上述c28组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度250℃，操作压力0.8mpa，分子筛为mcm-50分子筛；
[0106]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为28的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0107]
实施例8
[0108]
该实施例以表2中的c28组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正二十烷和异二十烷组成的混合物为洗脱液，c20洗脱液包含正二十六烷65％(w/w)，异二十六烷45％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0109]
采用模拟移动床对上述c28组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度250℃，操作压力1.8mpa，分子筛为3a分子筛；
[0110]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为28的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0111]
实施例9
[0112]
该实施例以表2中的c28组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正二十六烷和异二十六烷组成的混合物为洗脱液，c26洗脱液包含正二十六烷70％(w/w)，异二十六烷30％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0113]
采用模拟移动床对上述c28组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度300℃，操作压力2.0mpa，分子筛为13x分子筛；
[0114]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为28的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0115]
实施例10
[0116]
该实施例以表2中的c50组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正四十烷和异四十烷组成的混合物为洗脱液，洗脱液包含正四十烷40％(w/w)，异四十烷60％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0117]
采用模拟移动床对上述c50组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度500℃，操作压力1.5mpa，分子筛为3a分子筛；
[0118]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为50的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0119]
实施例12
[0120]
该实施例以表2中的c50组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正四十八烷和异四十八烷组成的混合物为洗脱液，洗脱液包含正四十八烷55％(w/w)，异四十八烷45％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0121]
采用模拟移动床对上述c50组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度450℃，操作压力1.8mpa，分子筛为13x分子筛；
[0122]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为50的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0123]
对比例1
[0124]
该实施例以表2中的c14组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正癸烷和异癸烷组成的混合物为洗脱液，c26洗脱液包含正二十六烷50％(w/w)，异二十六烷50％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0125]
采用模拟移动床对上述c14组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度50℃，操作压力1.2mpa，分子筛为4a分子筛；
[0126]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为14的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0127]
对比例2
[0128]
该实施例以表2中的c28组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正十二烷和异十二烷组成的混合物为洗脱液，洗脱液包含正十二烷80％(w/w)，异十二烷20％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0129]
采用模拟移动床对上述c28组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度250℃，操作压力0.8mpa，分子筛为mcm-50分子筛；
[0130]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为28的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0131]
对比例3
[0132]
该对比例以表2中的c50组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正十二烷和异十二烷组成的混合物为洗脱液，洗脱液包含正十二烷55％(w/w)，异十二烷45％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0133]
采用模拟移动床对上述c50组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度450℃，操作压力1.8mpa，分子筛为13x分子筛；
[0134]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为50的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0135]
对比例4
[0136]
该实施例以表2中的c50组分为原料(其中的含氧有机化合物含量小于1ppm)，以由正二十六烷和异二十六烷组成的混合物为洗脱液，洗脱液包含正二十六烷55％(w/w)，异二十六烷45％(w/w)，洗脱液经过预处理，除去其中的对吸附的失效的毒物(含氧有机化合物等)。
[0137]
采用模拟移动床对上述c50组分进行处理，分离正构烷烃和异构烷烃，操作温度450℃，操作压力0.9mpa，分子筛为13x分子筛；
[0138]
将以上步骤得到的产物通入精制塔，将碳数为50的正构烷烃组分由塔底流出，洗脱液组分由塔顶分出。
[0139]
以上实施例和对比例中经模拟移动床分离后产物成分如下表所示：
[0140][0141]
上述分离产品经过精馏塔处理后的最终产品成分如下表所示：
[0142]
[0143][0144]
可以发现，采用本发明的方法可以获得高纯度的正构烷烃，并且收率较高。
[0145]
以上所述的具体实施例，对本发明的目的、技术方案和有益效果进行了进一步详细说明，应理解的是，以上所述仅为本发明的具体实施例而已，并不用于限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所做的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。