CN112391198B - 一种连续分离高纯正构烷烃的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种连续分离高纯正构烷烃的方法。该方法以费托合成产物为原料，采用精馏与结晶相结合的方法，生产纯度超过99.5％的C12至C22正构烷烃产品。具体为：原料进入T101精馏塔，T101精馏塔底采出的物料进入T102精馏塔，由塔顶采出C12正构烷烃，T102精馏塔底采出的物料进入T103精馏塔，依次类推，从T103至T107塔塔顶分别采出C13‑C17正构烷烃，待以上分离步骤结束后，T107精馏塔底采出的物料进入T103精馏塔，在T103至T107精馏塔的塔顶分别得到C18‑C22正构烷烃。本发明可以连续获得多种正构烷烃，具有操作灵活，设备投资小，工艺简单，生产过程能耗低的特点。
Description
技术领域
本发明涉及正构烷烃制备技术，具体涉及一种连续分离高纯正构烷烃的方法。
背景技术
正构烷烃是指没有支链的饱和烷烃，是生产许多高附加值产品的重要原料，例如，可用于生产直链烷基苯、氯化石蜡、月桂酸、巴西酸、长链二元酸等，也可应用于日化用品、润滑油、尼龙制造、油粘合剂、油墨涂料等领域，正构烷烃也是增塑剂和石油蛋白的生产原料，用途非常广泛。
目前，正构烷烃的制备方法主要如下：(1)采用碘代烷烃还原的方法；(2)采用伍尔兹反应制备偶数的正构烷烃的方法；(3)使用石油醚、正已烷及正庚烷作溶剂链接卤代烷法；(4)以石油炼制的液蜡为原料，采用分子筛脱蜡或者尿素脱蜡装置，再经精馏得到各种单体正构烷烃，国内外比较典型的脱蜡工艺有Molex法、ISO-SIV法、抚顺石油化工研究院开发的IUDW工艺。由前几种方法得到的产品成本较高，目前市场上大部分正构烷烃都是从石油中得到，将炼化过程的原料经过分子筛或者尿素脱蜡，再进一步精制得到。
然而，由于石蜡成分很复杂，其中不可避免地会含有芳烃、环烷烃等杂质，以石蜡为原料分离正构烷烃，不仅分离难度大，而且也增加能耗和设备投资。同时，石蜡中含有硫、芳烃和重金属等有害杂质，在分离过程中很难分离干净，因此得到的产品的应用领域受到限制。
通过费托合成技术可以将含碳资源转化得到费托合成产品，费托合成产品是一种烃类混合物，主要由烷烃、烯烃和少量含氧化合物组成，产品不含硫、氮等杂质，产品经过加氢处理之后，正构烷烃含量高，产品组成简单。相比传统的石油路线的正构烷烃生产工艺，以费托合成产品为原料生产的正构烷烃具有更高的品质，并且分离过程简单，投资和能耗相对较低，具有很大的成本优势。特别是近年来我国费托合成装置产能不断扩大，用费托合成产品分离正构烷烃的路线变得更可行。中国专利CN106699501A公开了一种生产单体正构烷烃的方法，该方法以费托合成油为原料通过串联的多塔精馏连续切割出LPG、C5～C10，该技术路线存在连续分离操作难度大、操作不够灵活的问题，且分离产品主要为C5～C10单体正构烷烃，产品用途受限。对于大于C10的单体正构烷烃的分离而言，能耗高，技术难度更大，且现有的分离技术得到产物的纯度较低(往往作为混合的溶剂油分离出，而非单体的烷烃)。中国专利CN108865245A公布了一种由费托合成产物至单体正构烷烃的方法，该方法对费托合成产品进行精馏，得到多种正构烷烃，但是该路线存在操作过程复杂，产品纯度低等问题。
鉴于此，特提出本发明。
发明内容
针对现有技术中的不足，本发明提供一种连续分离高纯正构烷烃的方法，该方法以钴基费托合成产物或者加氢后的铁基费托合成产物为原料，采用精馏与产品结晶相结合的方法，生产纯度超过99.5％的C12至C22正构烷烃产品。
本发明是采用以下技术方案实现的：
一种连续分离高纯正构烷烃的方法，包括以下步骤：
(1)以费托合成产物为原料，进入T101精馏塔，由塔顶采出碳数小于C12物料，塔底采出碳数大于等于C12物料；
(2)T101精馏塔底采出的物料进入T102精馏塔，由塔顶采出C12正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C13的物料；
(3)T102精馏塔底采出的物料进入T103精馏塔，由塔顶采出C13正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C14的物料；
(4)T103精馏塔底采出的物料进入T104精馏塔，由塔顶采出C14正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C15的物料；
(5)T104精馏塔底采出的物料进入T105精馏塔，由塔顶采出C15正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C16的物料；
(6)T105精馏塔底采出的物料进入T106精馏塔，由塔顶采出C16正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C17的物料；
(7)T106精馏塔底采出的物料进入T107精馏塔，由塔顶采出C17正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C18的物料；
(8)待以上分离步骤结束后，T107精馏塔底采出的碳数大于等于C18的物料进入T101精馏塔，T101精馏塔底物料进入T102精馏塔，T102精馏塔底物料进入T103精馏塔，T103精馏塔底物料进入T104精馏塔，T104精馏塔底物料进入T105精馏塔，在T101精馏塔、T102精馏塔、T103精馏塔、T104精馏塔和T105精馏塔的塔顶分别得到C18、C19、C20、C21和C22正构烷烃。
作为本发明的优选方式，所述费托合成产物为钴基费托合成产物或者加氢后的铁基费托产物。
作为本发明的优选方式，对所述T101至T107精馏塔顶采出的C12-C22正构烷烃分别进行结晶提纯，将C12-C22正构烷烃中含有的少量异构烷烃或者烯烃分离，得到纯度超过99.5％的C12-C22正构烷烃。
作为本发明的优选方式，所述T102精馏塔至T107精馏塔均为减压塔，其理论塔板数为30-80，进料位置为从塔顶向下10-30块理论塔板处，操作压力为绝压5-80kPa，回流比为2-10。
作为本发明的优选方式，所述T101精馏塔至T107精馏塔的塔顶温度控制在130-220℃；所述T101精馏塔至T107精馏塔的塔底温度控制在160-300℃，防止烷烃裂解。
作为本发明的优选方式，所述T101精馏塔的塔理论塔板数为30-40块，进料位置为塔顶向下10-15块，操作压力为绝压50-80kPa，回流比为2-4；T102精馏塔的塔理论塔板数为40-50块，进料位置为塔顶向下10-20块，操作压力为绝压40-70kPa，回流比为3-5；T103精馏塔的理论塔板数为40-60块，进料位置为塔顶向下15-20块，操作压力为绝压30-60kPa，回流比为3-5；T104精馏塔的理论塔板数为50-70块，进料位置为塔顶向下15-25块，操作压力为绝压20-40kPa，回流比为4-6；T105精馏塔的理论塔板数为50-70块，进料位置为塔顶向下15-25块，操作压力为绝压10-30kPa，回流比为5-8；T106精馏塔的理论塔板数为60-80块，进料位置为塔顶向下20-30块，操作压力为绝压5-20kPa，回流比为5-9；T107精馏塔的塔理论塔板数为60-80块，进料位置为塔顶向下20-30块，操作压力为绝压5-20kPa，回流比为6-10。
作为本发明的优选方式，所述步骤(1)-(8)中，进入T101精馏塔至T107精馏塔的物料均是经预热后进入塔釜，物料预热温度比进入塔体处的温度低2-5℃。
作为本发明的优选方式，所述C12-C22正构烷烃分别进行结晶提纯，将C12-C22正构烷烃中含有的少量异构烷烃或者烯烃分离；在结晶提纯过程中控制结晶温度和结晶速率，所述结晶温度为所提纯的C12-C22正构烷烃凝固点的±1℃，所述结晶速率为2-5℃/小时。
作为本发明的优选方式，所述步骤(1)-(7)结束后，分离C18、C19、C20、C21和C22正构烷烃之前，用惰性气体对T101精馏塔至T105精馏塔的塔体和塔釜进行吹扫清洗。惰性气体优选氮气或者氩气。
与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
(1)本发明的制备方法，以费托合成产物为原料，经过多塔精馏分离，再结合结晶提纯工艺，可以连续获得多种纯度超过99.5％的正构烷烃。由于本发明结合了结晶提纯工艺，显著降低生产过程的能耗，提高产品收率。
(2)本发明的制备方法具有操作灵活，设备投资小，工艺技术路线简单，生产过程能耗低的特点。
附图说明
图1为本发明连续分离高纯正构烷烃方法的工艺流程图。
具体实施方式
下面通过具体实施例来进一步说明本发明的技术方案。本领域技术人员应该明了，所述具体实施方式仅仅是帮助理解本发明，不应视为对本发明的具体限制。
实施例1
以钴基费托合成产物为原料，其中饱和烷烃含量97-99％，其组成见表1。
一种连续分离高纯正构烷烃的方法，包括以下步骤：
(1)以钴基费托合成产物为原料，将原料预热后进入T101精馏塔，由塔顶采出碳数小于C12物料，塔底采出碳数大于等于C12物料；
(2)T101精馏塔底采出的物料进入T102精馏塔，由塔顶采出C12正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C13的物料；
(3)T102精馏塔底采出的物料进入T103精馏塔，由塔顶采出C13正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C14的物料；
(4)T103精馏塔底采出的物料进入T104精馏塔，由塔顶采出C14正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C15的物料；
(5)T104精馏塔底采出的物料进入T105精馏塔，由塔顶采出C15正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C16的物料；
(6)T105精馏塔底采出的物料进入T106精馏塔，由塔顶采出C16正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C17的物料；
(7)T106精馏塔底采出的物料进入T107精馏塔，由塔顶采出C17正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C18的物料；
(8)待以上分离步骤结束后，用氮气对T103精馏塔、T104精馏塔、T105精馏塔、T106精馏塔和T107精馏塔的塔体和塔釜进行吹扫清洗；T107精馏塔底采出的碳数大于等于C18的物料进入T103精馏塔，T103精馏塔底物料进入T104精馏塔，T104精馏塔底物料进入T105精馏塔，T105精馏塔底物料进入T106精馏塔，T106精馏塔底物料进入T107精馏塔，在T103精馏塔、T104精馏塔、T105精馏塔、T106精馏塔和T107精馏塔的塔顶分别得到C18、C19、C20、C21和C22正构烷烃。
其中所述T101精馏塔至T107精馏塔均为减压塔。进入T101精馏塔至T107精馏塔的物料均是经预热后进入塔釜，物料预热温度比进入塔体处的温度低2-5℃。
在步骤(1)-(7)分离C12-C17正构烷烃时，所述T101精馏塔的理论塔板数为30块，进料位置为塔顶向下10块，回流比为2，压力为绝压80kPa，塔顶温度131℃，塔底温度162℃；所述T102精馏塔理论塔板数为40块，进料位置为塔顶向下10块，回流比为3，压力为绝压70kPa，塔顶温度143℃，塔底温度171℃。所述T103精馏塔理论塔板数为40块，进料位置为塔顶向下15块，回流比为3，压力为绝压30kPa，塔顶温度144℃，塔底温度182℃。所述T104精馏塔理论塔板数为50块，进料位置为塔顶向下15块，回流比为4，压力为绝压40kPa，塔顶温度155℃，塔底温度193℃。所述T105精馏塔理论塔板数为50块，进料位置为塔顶向下15块，回流比为5，压力为绝压30kPa，塔顶温度162℃，塔底温度205℃。所述T106精馏塔理论塔板数为60块，进料位置为塔顶向下20块，回流比为5，压力为绝压20kPa，塔顶温度170℃，塔底温度210℃。所述T107精馏塔理论塔板数为60块，进料位置为塔顶向下20块，回流比为6，压力为绝压20kPa，塔顶温度180℃，塔底温度240℃。
在步骤(8)分离C18-C22正构烷烃时，所述T103精馏塔操作压力为绝压30kPa，回流比为5，塔顶温度160℃，塔底温度210℃。所述T104精馏塔操作压力为绝压20kPa，回流比为6，塔顶温度168℃，塔底温度218℃。所述T105精馏塔操作压力为绝压10kPa，回流比为8，塔顶温度178℃，塔底温度240℃。所述T106精馏塔操作压力为绝压5kPa，回流比为9，塔顶温度201℃，塔底温度270℃。所述T107精馏塔操作压力为绝压5kPa，回流比为10，塔顶温度220℃，塔底温度290℃。
将T101精馏塔至T107精馏塔顶采出的C12-C22正构烷烃分别进行结晶提纯，将C12-C22正构烷烃中含有的少量异构烷烃或者烯烃分离，得到纯度超过99.5％的C12-C22正构烷烃。在结晶提纯中控制结晶温度和结晶速率，所述结晶温度为所提纯的C12-C22正构烷烃凝固点的±1℃，所述结晶速率为2-5℃/小时。其中C12结晶温度为-10℃，结晶速率5℃/h；C13结晶温度为-6℃，结晶速率4℃/h；C14结晶温度为6℃，结晶速率4℃/h；C15结晶温度为8℃，结晶速率3℃/h；C16结晶温度为18℃，结晶速率3℃/h；C17结晶温度为23℃，结晶速率3℃/h；C18结晶温度为28℃，结晶速率2℃/h；C19结晶温度为31℃，结晶速率2℃/h；C20结晶温度为36℃，结晶速率2℃/h；C21结晶温度为40℃，结晶速率2℃/h；C22结晶温度为44℃，结晶速率2℃/h。
各精馏塔单元按照上述操作条件，获得C12、C13、C14、C15、C16、C17、C18、C19、C20、C21、C22正构烷烃，纯度超过99.5％，其组成见表2。
实施例2
以加氢后的铁基费托合成产物为原料，全部为饱和烷烃，其中异构烷烃含量在5-30％，其组成见表3。
本实施例的一种连续分离高纯正构烷烃的方法与实施例1的步骤相同，区别仅在于：
步骤(1)中，以加氢后的铁基费托合成产物原料；
在步骤(1)-(7)分离C12-C17正构烷烃时，所述T101精馏塔理论塔板数为40块，进料位置为塔顶向下15块，回流比为4，压力为绝压50kPa，塔顶温度133℃，塔底温度175℃。所述T102精馏塔理论塔板数为50块，进料位置为塔顶向下20块，回流比为5，压力为绝压40kPa，塔顶温度141℃，塔底温度195℃。所述T103精馏塔理论塔板数为60块，进料位置为塔顶向下20块，回流比为5，压力为绝压30kPa，塔顶温度146℃，塔底温度205℃。所述T104精馏塔理论塔板数为70块，进料位置为塔顶向下25块，回流比为6，压力为绝压30kPa，塔顶温度156℃，塔底温度200℃。所述T105精馏塔理论塔板数为70，进料位置为塔顶向下25块，回流比为8，压力为绝压10kPa，塔顶温度166℃，塔底温度210℃。所述T106精馏塔理论塔板数为80块，进料位置为塔顶向下30块，回流比为8，压力为绝压10kPa，塔顶温度169℃，塔底温度225℃。所述T107精馏塔理论塔板数为80块，进料位置为塔顶向下30块，回流比为9，压力为绝压5kPa，塔顶温度183℃，塔底温度239℃。待以上分离步骤结束后，用氩气对T103精馏塔、T104精馏塔、T105精馏塔、T106精馏塔和T107精馏塔的塔体和塔釜进行吹扫清洗。
在步骤(8)分离C18-C22正构烷烃时，所述T103精馏塔操作压力为绝压30kPa，回流比为5，塔顶温度162℃，塔底温度218。所述T104精馏塔操作压力为绝压20kPa，回流比为6，塔顶温度171℃，塔底温度212℃。所述T105精馏塔操作压力为绝压10kPa，回流比为8，塔顶温度183℃，塔底温度245℃。所述T106精馏塔操作压力为绝压5kPa，回流比为9，塔顶温度205℃，塔底温度268℃。所述T107精馏塔操作压力为绝压5kPa，回流比为10，塔顶温度218℃，塔底温度289℃。
将T101精馏塔至T107精馏塔顶采出的C12-C22正构烷烃分别进行结晶提纯，将C12-C22正构烷烃中含有的少量异构烷烃或者烯烃分离，得到纯度超过99.5％的C12-C22正构烷烃。在结晶提纯中控制结晶温度和结晶速率，所述结晶温度为所提纯的C12-C22正构烷烃凝固点的±1℃，所述结晶速率为2-5℃/小时。其中C12结晶温度为-9℃，结晶速率5℃/h；C13结晶温度为-5℃，结晶速率4℃/h；C14结晶温度为5℃，结晶速率4℃/h；C15结晶温度为8℃，结晶速率2℃/h；C16结晶温度为18℃，结晶速率3℃/h；C17结晶温度为22℃，结晶速率2℃/h；C18结晶温度为28℃，结晶速率3℃/h；C19结晶温度为31℃，结晶速率2℃/h；C20结晶温度为35℃，结晶速率2℃/h；C21结晶温度为40℃，结晶速率2℃/h；C22结晶温度为45℃，结晶速率2℃/h.
各精馏塔单元按照上述操作条件，获得C12、C13、C14、C15、C16、C17、C18、C19、C20、C21、C22等正构烷烃，纯度超过99.5％，其组成见表4。
实施例3
本实施例的一种连续分离高纯正构烷烃的方法与实施例1的步骤相同，区别仅在于：
步骤(1)中，以钴基费托合成产物为原料，其中饱和烷烃含量97-99％，其组成见表1。
在步骤(1)-(7)分离C12-C17正构烷烃时，所述T101精馏塔理论塔板数为34块，进料位置为塔顶向下12块，回流比为3，压力为绝压70kPa，塔顶温度132℃，塔底温度161℃；所述T102精馏塔理论塔板数为46块，进料位置为塔顶向下17块，回流比为4，压力为绝压55kPa，塔顶温度145℃，塔底温度176℃。所述T103精馏塔理论塔板数为56块，进料位置为塔顶向下18块，回流比为4，压力为绝压45kPa，塔顶温度143℃，塔底温度185℃。所述T104精馏塔理论塔板数为58块，进料位置为塔顶向下22块，回流比为5，压力为绝压30kPa，塔顶温度157℃，塔底温度199℃。所述T105精馏塔理论塔板数为65块，进料位置为塔顶向下20块，回流比为7，压力为绝压20kPa，塔顶温度165℃，塔底温度215℃。所述T106精馏塔理论塔板数为70块，进料位置为塔顶向下23块，回流比为7，压力为绝压15kPa，塔顶温度168℃，塔底温度205℃。所述T107精馏塔理论塔板数为70块，进料位置为塔顶向下25块，回流比为7，压力为绝压10kPa，塔顶温度178℃，塔底温度235℃。待以上分离步骤结束后，用氮气对T103精馏塔、T104精馏塔、T105精馏塔、T106精馏塔和T107精馏塔的塔体和塔釜进行吹扫清洗。
在步骤(8)分离C18-C22正构烷烃时，所述T103精馏塔操作压力为绝压35kPa，回流比为4，塔顶温度162℃，塔底温度212℃。所述T104精馏塔操作压力为绝压30kPa，回流比为5，塔顶温度167℃，塔底温度220℃。所述T105精馏塔操作压力为绝压15kPa，回流比为6，塔顶温度177℃，塔底温度238℃。所述T106精馏塔操作压力为绝压10kPa，回流比为8，塔顶温度200℃，塔底温度278℃。所述T107精馏塔操作压力为绝压10kPa，回流比为8，塔顶温度221℃，塔底温度300℃。
将T101精馏塔至T107精馏塔顶采出的C12-C22正构烷烃分别进行结晶提纯，将C12-C22正构烷烃中含有的少量异构烷烃或者烯烃分离，得到纯度超过99.5％的C12-C22正构烷烃。在结晶提纯中控制结晶温度和结晶速率，所述结晶温度为所提纯的C12-C22正构烷烃凝固点的±1℃，所述结晶速率为2-5℃/小时。其中C12结晶温度为-10℃，结晶速率3℃/h；C13结晶温度为-6℃，结晶速率4℃/h；C14结晶温度为6℃，结晶速率3℃/h；C15结晶温度为8℃，结晶速率2℃/h；C16结晶温度为18℃，结晶速率2℃/h；C17结晶温度为23℃，结晶速率4℃/h；C18结晶温度为28℃，结晶速率3℃/h；C19结晶温度为31℃，结晶速率3℃/h；C20结晶温度为36℃，结晶速率4℃/h；C21结晶温度为40℃，结晶速率3℃/h；C22结晶温度为44℃，结晶速率2℃/h。
各精馏塔单元按照上述操作条件，获得C12、C13、C14、C15、C16、C17、C18、C19、C20、C21、C22正构烷烃，纯度超过99.5％，其组成见表5。
表1.钴基费托合成产物组成
钴基费托合成产物组成
| 组成 | 正构烷(wt％) | 异构烷烃(wt％) | 烯烃(wt％) |
| C7 | 0.15 | 0.00 | 0.00 |
| C8 | 0.54 | 0.00 | 0.02 |
| C9 | 1.19 | 0.00 | 0.05 |
| C10 | 2.00 | 0.00 | 0.06 |
| C11 | 3.07 | 0.00 | 0.07 |
| C12 | 4.64 | 0.00 | 0.11 |
| C13 | 6.92 | 0.01 | 0.12 |
| C14 | 9.68 | 0.01 | 0.21 |
| C15 | 12.05 | 0.01 | 0.16 |
| C16 | 12.95 | 0.02 | 0.23 |
| C17 | 11.64 | 0.01 | 0.22 |
| C18 | 9.70 | 0.01 | 0.18 |
| C19 | 7.36 | 0.01 | 0.14 |
| C20 | 6.56 | 0.02 | 0.11 |
| C21 | 3.09 | 0.00 | 0.10 |
| C22 | 2.98 | 0.00 | 0.06 |
| C23 | 1.27 | 0.00 | 0.06 |
| C24 | 0.82 | 0.00 | 0.03 |
| C25 | 0.54 | 0.00 | 0.02 |
| C26 | 0.37 | 0.00 | 0.01 |
| C27 | 0.25 | 0.00 | 0.01 |
| C28 | 0.17 | 0.00 | 0.01 |
| 合计 | 98.01 | 0.1 | 1.98 |
表2分离出的C12-C22正构烷烃组成
分离出的C12-C22正构烷烃组成
表3加氢后铁基费托合成产物组成
加氢后铁基费托合成产物组成
表4分离出的C12-C22正构烷烃组成
分离出的C12-C22正构烷烃组成
表5分离出的C12-C22正构烷烃组成
分离出的C12-C22正构烷烃组成
以上实施方式仅用于说明本发明，而并非对本发明的限制，本领域的普通技术人员，在不脱离本发明的精神和范围的情况下，还可以做出各种变化和变型。因此，所有等同的技术方案也属于本发明的范畴，本发明的专利保护范围应由权利要求限定。
Claims (8)
1.一种连续分离高纯正构烷烃的方法，其特征在于，包括以下步骤：
(1)以费托合成产物为原料，进入T101精馏塔，由塔顶采出碳数小于C12物料，塔底采出碳数大于等于C12物料；
(2)T101精馏塔底采出的物料进入T102精馏塔，由塔顶采出C12正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C13的物料；
(3)T102精馏塔底采出的物料进入T103精馏塔，由塔顶采出C13正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C14的物料；
(4)T103精馏塔底采出的物料进入T104精馏塔，由塔顶采出C14正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C15的物料；
(5)T104精馏塔底采出的物料进入T105精馏塔，由塔顶采出C15正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C16的物料；
(6)T105精馏塔底采出的物料进入T106精馏塔，由塔顶采出C16正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C17的物料；
(7)T106精馏塔底采出的物料进入T107精馏塔，由塔顶采出C17正构烷烃，塔底采出碳数大于等于C18的物料；
(8)待以上分离步骤结束后，T107精馏塔底采出的碳数大于等于C18的物料进入T103精馏塔，T103精馏塔底物料进入T104精馏塔，T104精馏塔底物料进入T105精馏塔，T105精馏塔底物料进入T106精馏塔，T106精馏塔底物料进入T107精馏塔，在T103精馏塔、T104精馏塔、T105精馏塔、T106精馏塔和T107精馏塔的塔顶分别得到C18、C19、C20、C21和C22正构烷烃；
对所述T101精馏塔至T107精馏塔顶采出的C12-C22正构烷烃分别进行结晶提纯，将C12-C22正构烷烃中含有的少量异构烷烃或者烯烃分离，得到纯度超过99.5％的C12-C22正构烷烃；在结晶提纯过程中控制结晶温度和结晶速率，所述结晶温度为所提纯的C12-C22正构烷烃凝固点的±1℃，所述结晶速率为2-5℃/小时。
2.根据权利要求1所述的一种连续分离高纯正构烷烃的方法，其特征在于，所述费托合成产物为钴基费托合成产物或者加氢后的铁基费托产物。
3.根据权利要求1所述的一种连续分离高纯正构烷烃的方法，其特征在于，所述T101精馏塔至T107精馏塔均为减压塔，其理论塔板数为30-80，进料位置从塔顶向下10-30块理论塔板处，操作压力为绝压5-80kPa，回流比为2-10。
4.根据权利要求1所述的一种连续分离高纯正构烷烃的方法，其特征在于，所述T101精馏塔至T107精馏塔的塔顶温度控制在131-220℃。
5.根据权利要求1所述的一种连续分离高纯正构烷烃的方法，其特征在于，所述T101精馏塔至T107精馏塔的塔底温度控制在161-300℃。
6.根据权利要求3所述的一种连续分离高纯正构烷烃的方法，其特征在于，所述T101精馏塔的塔理论塔板数为30-40块，进料位置为塔顶向下10-15块，操作压力为绝压50-80kPa，回流比为2-4；T102精馏塔的塔理论塔板数为40-50块，进料位置为塔顶向下10-20块，操作压力为绝压40-70kPa，回流比为3-5；T103精馏塔的理论塔板数为40-60块，进料位置为塔顶向下15-20块，操作压力为绝压30-60kPa，回流比为3-5；T104精馏塔的理论塔板数为50-70块，进料位置为塔顶向下15-25块，操作压力为绝压20-40kPa，回流比为4-6；T105精馏塔的理论塔板数为50-70块，进料位置为塔顶向下15-25块，操作压力为绝压10-30kPa，回流比为5-8；T106精馏塔的理论塔板数为60-80块，进料位置为塔顶向下20-30块，操作压力为绝压5-20kPa，回流比为5-9；T107精馏塔的塔理论塔板数为60-80块，进料位置为塔顶向下20-30块，操作压力为绝压5-20kPa，回流比为6-10。
7.根据权利要求1所述的一种连续分离高纯正构烷烃的方法，其特征在于，所述步骤(1)-(8)中，进入T101精馏塔至T107精馏塔的物料均是经预热后进入塔釜，物料预热温度比进入塔体处的温度低2-5℃。
8.根据权利要求1所述的一种连续分离高纯正构烷烃的方法，其特征在于，所述步骤(1)-(7)结束后，在分离C18、C19、C20、C21和C22正构烷烃之前，用惰性气体对T101精馏塔至T105精馏塔的塔体和塔釜进行吹扫清洗。
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