CN107955644A - 一种非芳轻烃的高效芳构化方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种非芳轻烃的高效芳构化方法，将非芳轻烃原料与稀释氢气混合脱水后进入反应系统进行芳构化反应；产物进入气液分离器I进行气液分离，气相物料增压后，进入气液分离器II进行气液分离，气相物料部分作为稀释氢气返回或排入氢气回收系统；气液分离器I所得液相物料进入脱戊烷塔分离，塔顶物料与气液分离器II所得液相物料进入脱丁烷塔分离，塔底物料进入芳烃抽提塔分离；抽提塔塔顶物料进入脱二甲基丁烷塔；脱二甲基丁烷塔塔顶和塔底物料作为汽油调和组分回收，侧线采出物料返回反应系统；从芳烃抽提塔底部得到芳烃；该方法大幅提高了轻烃原料的芳构化利用率，解决了轻重组分在系统内的累积问题。
Description
技术领域
本发明涉及一种非芳轻烃的高效芳构化方法，更具体地说，是一种以重整装置经处理后的抽余油为原料(主要为含C6和/或C7的非芳轻烃原料)，通过临氢并循环芳构化反应生成苯及甲苯，剩余不反应的多支链烃则作为汽油调和组分的方法，属于石油化工领域。
背景技术
催化重整工艺的目的产物主要是高辛烷值汽油组分及芳烃，同时副产氢气。目前所用的是双功能催化剂，无论是铂铼系列或铂锡系列，对低碳链烷烃(如正己烷、正庚烷)的脱氢环化反应性能都较差，如果能将原料中这部分烃类充分转化，对增产芳烃或提高汽油辛烷值将会作出贡献。就双功能催化剂而言，提高催化剂芳构化性能的主要措施是搞好金属功能与酸性功能的平衡，其中包括对载体的改进、引入其它金属组元、调节各金属组元间的配比以及卤索组元的用量等等。但是，这些措施仍未脱离原来双功能反应机理，而且这种改进的幅度也较小。
因受现有双功能催化剂性能的限制，催化重整装置不可避免地产生低碳链烷烃(抽余油)，约占重整生成油的15％，主要是C5～C7的异构、正构烷烃，少量的环烷烃，具有极低的硫含量和烯烃含量，不含氮化合物及重金属等有害杂质。目前，这些抽余油主要用作汽油调和组分或生产各类溶剂油。由于抽余油辛烷值(RON)只有60～70，直接作为汽油调和组分的加入量有限，而作为溶剂油使用附加值较低；C5/C6异构化是目前提高这些抽余油辛烷值的主要技术，在脱异戊烷塔底料增加一次循环至异构化反应器的流程下，组分油的RON可提高至82左右。虽然C5、C6的异构化率达70～84％，但C6的选择性却只有21％左右，而且还不能处理C7组分。如能将C6～C7中低辛烷值的烷烃在高芳构化率催化剂作用下转化为相应的芳烃，剩余不反应的具有较高辛烷值的多支链烃作为汽油组分，则具有非常大的增值潜力。国内外许多公司围绕此都在纷纷开发这种非芳轻烃的利用方法。
关于这种非芳轻烃利用的技术，已有多篇专利申请进行了公开，并有多篇文献报道。在UOP公司公开的CN86106891A、CN89107511A、CN90102333A、CN97114124A、CN99106289A专利中，前三者主要是关于轻烃芳构化的催化剂合成方法，后两者则提出了轻烃芳构技术与现有重整工艺的组合多产芳烃的方法。Chevron及Chevron&Philips公司公开的CN92102539A、CN93121211A、CN1805787A专利中，CN92102539A专利公开了一种对烃类进行重整的方法，包括使烃类在低硫条件下与一种催化剂在一个具有抗渗碳性能反应器系统中的接触反应；CN93121211A专利是将含L-沸石的催化剂在氢存在时与烃进料接触于552-691℃的温度下，在还原气氛中增加轻烃芳构化催化剂转化率和降低中毒速率的预防方法；CN1805787A专利是用于脂族烃脱氢环化生成芳烃的大孔沸石催化剂的制备方法，其中催化剂含有用铂前体和至少一种有机卤化铵前体的浸渍；巴斯福股份公司公开的97194129专利是用于C6-C12直链、支链的和/或环状的烷基或亚烷基的烃类物料制备芳烃的催化剂的方法；中国石化股份有限公司石油化工科学研究院公开的CN91111491A专利中，提出了一种用于烷烃脱氢芳构化的催化剂及制备方法，该催化剂由一种大孔碱性L沸石和一种无机氧化物粘结剂混合成型，并负载有活性金属铂和碱金属或碱土金属，还有一定量的氯。
徐国春等(铁对载铂L分子筛催化剂改性研究，石油学报(1992)2：31～35)、王君钰等(载铂L分子筛对铂锡铼或铂锡重整催化剂的改性研究，石油学报(1993)2：26-31)报道了分别将铁、铼或锡组元助剂引入Pt/KL催化剂后对非芳轻烃如正已烷、正庚烷等考察，均能改善催化剂的芳构化选择性和活性；王君钰(载铂L沸石催化剂的芳构化性能及应用，石油炼制(1995)9：27-35)报道了载铂L沸石催化剂芳构化反应性能及工艺特点；张诚等(浅析抽余油回炼对重整操作的影响，化学工程师(2013)3：62-64)报道了利用重整抽余油与催化重整原料混合进行重整的情况。但重整抽余油加到重整原料中导致重整汽油的芳构化深度和辛烷值下降。胡云林译(重整抽余油的催化芳构化，催化重整通讯(1991)4：41-43)报道了重整抽余油的催化芳构化，将重整抽余油直接作为原料，以铂锡重整催化剂进行重整，但结果表明，含C5～C7烃的重整抽余油在传统铂锡催化剂上的芳构化作用非常困难而且选择性低。
综合已有专利和论文等公开信息，要么是涉及载铂碱性L分子筛型催化剂的性能改进，或者是原料脱硫、脱水的精制以保证催化剂的性能，或者是如何与现有重整装置联合增加芳烃收率，但均没有提出高效利用未转化烷烃的方法，也没有提出解决反应过程中产生的重组分对催化剂稳定性的影响方法。因此，已有技术仍没有达到理想的程度，仍有进一步改进的余地。
发明内容
针对现有技术存在的缺陷，本发明的目的是在于提供一种以重整装置经处理后的抽余油为原料，将C6及C7的正构烷烃或带一个支链的烷烃以较高的转化率转化为芳烃的方法，该方法提高了原料的利用率，同时及时排除重轻组分，能保证催化剂的稳定性延长生产周期，有利于降低生产成本。
为了实现上述技术目的，本发明提供了一种非芳轻烃的高效芳构化方法，该方法包括以下步骤：
1)包含C6和/或C7的非芳轻烃原料与稀释氢气混合后，干燥脱水，进入反应系统进行芳构化反应；
所述反应系统包括若干个串联的固定床反应器；所述固定床反应器内设有Pt/KL单功能碱性催化剂；
2)芳构化反应产物进入气液分离器I进行气液分离，气液分离器I所得气相物料通过压缩机增压后，进入气液分离器II，气液分离器II所得气相物料部分作为稀释氢气返回1)使用，部分排入氢气回收系统；
3)气液分离器I所得液相物料进入脱戊烷塔分离，脱戊烷塔塔顶物料与气液分离器II所得液相物料一起进入脱丁烷塔分离，回收C4以下物料；脱戊烷塔塔底物料进入芳烃抽提塔分离，抽提塔塔顶物料进入脱二甲基丁烷塔，脱二甲基丁烷塔塔顶和塔底物料作为汽油调和组分回收，脱二甲基丁烷塔侧线采出物料返回反应系统进行芳构化反应；芳烃抽提塔底部物料即芳烃产品。
优选的方案，芳构化反应过程中控制反应系统的固定床反应器内温度为440～520℃，压力为0.2～1.0MPa。
优选的方案，非芳轻烃原料与稀释氢气的氢油体积比为400～1200:1；非芳轻烃原料的体积空速为1.0～3.5h-1。
优选的方案，C6和/或C7的非芳轻烃原料经过干燥脱水后水含量低于2μg/g。
优选的方案，Pt/KL单功能碱性催化剂由金属铂或金属铂与锡、锌、钡、铁中的至少一种负载在沉积碱金属钾的L-沸石载体上构成。
较优选的方案，金属铂或金属铂与锡、锌、钡、铁中的至少一种通过三氧化二铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化镁与沉积碱金属钾的L-沸石载体结合。
优选的方案，反应系统包括2～6个串联的固定床反应器。
较优选的方案，固定床反应器包括列管式反应器、筒式反应器或径向反应器。
优选的方案，脱二甲基丁烷塔为填料塔或板式塔；所述填料塔的理论塔板数或所述板式塔的塔板数为30～80块。
较优选的方案，所述填料塔装填有拉西环、鲍尔环、阶梯环、鞍型环、弧鞍型、矩鞍型、θ网环、压延孔环、板波纹和网波纹规整填料中的至少一种；
较优选的方案，所述板式塔安装有泡罩、筛板、斜孔、浮阀中的至少一种。
优选的方案，所述脱二甲基丁烷塔控制塔顶温度为40～80℃，塔底温度为70～110℃，侧线采出温度为60～90℃；回流比为0.5～5:1，绝压为0.05～0.3MPa。
优选的方案，芳烃产品为苯和/或甲苯。
优选的方案，固定床反应器最好设置有旁路。
本发明的技术方案中，C6和/或C7的非芳轻烃原料在Pt/KL单功能碱性催化剂的催化下，非芳轻烃主链的1位和6位碳原子直接闭环脱氢生成芳烃，同时也发生少量的异构化、氢解和裂解反应。
本发明的技术方案中，脱二甲基丁烷塔顶物料和塔底物料引出后作为汽油调和组分。
本发明的技术方案中C6和/C7非芳轻烃原料以各种烷烃为主，主要来自重整装置的抽余油。芳构化反应生成物包括氢气、甲烷、乙烷、丙烷、C4烷烃、戊烷、C6烷烃、C7烷烃、苯、甲苯和C8烷烃及更重组分等。
本发明的技术方案采用的Pt/KL催化剂，以沉积碱金属钾的L-沸石为载体，负载活性组分为金属铂，或者也可进一步添加锡、锌、钡、铁中的至少一种作为改性金属，活性组分与非酸性的三氧化二铝或者二氧化硅或者二氧化硅-氧化镁与沉积碱金属钾的L-沸石载体结合，通过压片、挤出、造粒成型。Pt/KL型属单功能催化剂，载体KL为碱性，没有酸性中心，反应物没有在酸性中心上裂解的机会；特定的L沸石结构和分子筛静电场效应，使Pt微粒高度分散，提供了足够的反应分子吸附、环化、脱氢所需的活性中心，烷烃分子(≥C6)主链的1位和6位碳原子与Pt粒作用生成1、6吸附态后、直接闭环脱氢为芳烃，具有很高的活性和芳构选择性。
本发明的反应系统包括若干串联的固定床反应器，如筒式反应器、列管反应器、径向反应器等。反应器个数为两个或多个串联，反应器之间进行加热，以提高温度和维持脱氢环化条件。反应器个数多，反应温度控制越好，反应效果越好，但反应器的制造费用也越高。因此，一般选择2～10个反应器，更好选择2～6个反应器。每个反应器应设有旁管，这样有利于催化剂更换。一旦某个反应器的催化剂失活，就可以让物料通过旁管，在不影响过程运转的情况下更换催化剂或进行催化剂再生。
本发明的技术方案，在非芳轻烃原料进行芳构化反应过程中，由于反应吸热，在物料通过反应器床层时温度逐步下降。一般地，在每个操作阶段，逐渐地提高初始反应温度，以补偿催化剂不可避免的活性降低。芳构化反应为增分子反应，随着压力的降低芳烃产率增加，但这一规律是在一定压力范围内的表现，压力过低并不利于该反应的进行。氢气可以将积碳前身物清除，提高催化剂稳定性；氢油比大、反应系统内的氢分压高，积碳速率小，但能耗高、芳烃产率和本身氢气产率会降低；降低氢油比则正好相反。Pt/KL分子筛催化剂经氟或氯处理后，载体上的铂能够保持很高的分散度，可提高催化剂的活性和选择性，但当原料中存在水杂质时，氟或氯组元很易流失。因此，应严格控制原料中的水含量。一般来说，反应器内反应温度为440～520℃，压力为0.2～1.0MPa(g)，氢油体积比400～1200:1，原料体积空速为1.0～3.5h-1，经分子筛脱水后水含量应低于2μg/g；采用上述方法，在以较纯C6为原料时，单程转化时至少可获得40％收率的苯，在以C6和C7混合物为原料时，单程转化时至少可获得21％的苯和14％的甲苯。
本发明的技术方案采用芳烃抽提塔对C6以上物料(包括C6以上的芳烃和异构烷烃)进行分离，主要分离出芳烃和非芳烃。芳烃抽提塔顶部的物料主要包含异构烷烃(如二甲基丁烷)，通过脱二甲基丁烷塔进一步进行分离，脱二甲基丁烷塔塔顶物料和塔底物料引出后作为汽油调和组分。脱二甲基丁烷塔的侧线采出物料引入反应系统再进行芳构化反应。基于大量的实验表明，非芳轻烃的芳构化反应过程中，原料中的二甲基丁烷并不参与反应，还会有少量的生成，几个关键组分如甲基戊烷转化率约为41％，正已烷转化率约为60～70％、正庚烷转化率约为50％、甲基已烷转化率约为70％，而且生成的重组分如三甲基戊烷和二甲基已烷等C8物质易形成积炭堵塞L分子筛孔道是催化剂失活主要原因之一。为了提高原料的总转化率并在获得苯、甲苯的同时不使轻、重组分在反应系统内积聚，从而产生了采用脱二甲基丁烷塔塔顶物料与塔底物料引出作为汽油调和组分、侧线引入反应器再转化、并能延长催化剂运行周期。表1为所测定的以C6和C6/C7为原料的反应产物经分离后进脱二甲基丁烷塔进料所涉及的具有代表性的组成。
表1.脱二甲基丁烷塔进料的组成及辛烷值
本发明的技术方案中，脱二甲基丁烷塔由塔身、塔釜、塔釜重沸器、塔顶冷却器、塔顶回流罐(分相)构成。特别地，脱二甲基丁烷塔在下部开设有至少一个侧线采出口，以便在不同的位置抽出循环回炼组分。
本发明的技术方案中，采用的脱二甲基丁烷塔可以是填料塔，也可以是板式塔，或者是填料和板式复合型塔。所述填料塔中装填的填料包括拉西环、鲍尔环、阶梯环、鞍型环、弧鞍型、矩鞍型、θ网环、压延孔环、板波纹与网波纹规整填料中的一种或几种；所述板式塔安装有泡罩、筛板、斜孔、浮阀中的一种或几种。为了达到本发明预期的分离效果，所述填料塔的理论塔板数或者所述板式塔的塔板数为30～80块，优选为50～65块；所述脱二甲基丁烷塔塔顶的温度为40～80℃，塔底的温度为70～110℃，侧线采出温度为60～90℃。回流比为0.5～5:1，最好为1～2:1。操作压力(绝压)为0.05～0.3MPa，最好为常压。
相对现有技术，本发明的技术方案带来以下技术的效果：
1)本发明的技术方案采用的非芳轻烃原料取自重整装置经处理后的抽余油，硫含量满足反应催化剂的要求，不需要特殊精制，流程简单、操作费用低。
2)本发明的技术方案通过优化工艺，使C6及C7正构和带一个支链的烷烃在反应器内不断循环转化，使原料利用率提高。
3)本发明的技术方案采用Pt/KL单功能碱性催化剂，具有很高的活性和芳构选择性。
4)本发明的技术方案在物料循环过程中不断将轻组分作为汽油组分甩出后系统内不再累积，重组分不进入反应器循环，减少了催化剂积炭失活，增加了装置的运行周期。
5)本发明的技术方案戊烷以下组分，可以利用加工量有富余的催化裂化装置来回收，投资省并减小了装置的能耗。
6)本发明的技术方案对工艺条件进行了优化，在本发明的工艺条件下，以较纯C6为原料时，单程转化时至少可获得40％收率的苯，在以C6和C7混合物为原料时，单程转化时至少可获得21％的苯和14％的甲苯。
附图说明
【图1】为本发明的工艺流程示意图；
其中，
3为分子筛脱水器，5为加热炉，7为反应系统，9为气液分离器I，11为压缩机，13为气液分离器II，18为脱戊烷塔，20为脱丁烷塔，22为芳烃抽提塔，26为脱二甲基丁烷塔，1、2、4、6、8、10、12、14、15、16、17、19、21、23、24、25、27和28为管线。
具体实施方式
以下实施例旨在进一步说明本发明内容，而不是限制本发明权利要求的保护范围。
图1为本发明的工艺流程图，图中仅示出了主要设备，其它一些设备如换热器、冷却器、机泵和容器等未在示意图中给出，但属于本技术领域人员可以理解的范畴。
来自管线1的非芳轻烃芳构化原料与来自管线2的稀释氢气混合，进入分子筛脱水器3，脱水后经管线4进入加热炉5预热，达到所需反应温度后由管线6进入反应器7，反应产物冷却后经管线8进入气液分离器I9，所得气相物料经管线10进入压缩机11增压，增压后物料经管线12进入气液分离器II13，分离器顶一部分氢气由管线14循环到脱水器3入口与非芳轻烃混合，另一部分由管线15排入氢气回收系统；气液分离器I9所得液相物料由管线17进入脱戊烷塔18进行分离，塔顶物料经管线19与压缩机10增压产生的气液分离器II13来的液相输送管线16一并送入脱丁烷塔20系统，脱戊塔18塔底物料经管线21进入芳烃抽提塔22与由管线23来的溶剂塔内抽提，抽提塔22塔底物料经管线24送入产品芳烃分离系统，抽提塔22塔顶物料经管线25进入脱二甲基丁烷塔26进行分离，脱二甲基丁烷塔26塔顶物料经管线27和该塔底物料经管线28引出后作为汽油调和组分，脱二甲基丁烷塔26的侧线采出物料经管线29循环回脱水器3脱水后再进入反应器。
以下例举具体实施例对本发明进行更详细说明：实施例和对比例中所用催化剂为含锡改性的Pt/KL催化剂，由长岭催化剂公司生产。
实施例1
本实施例采用附图1所示的工艺流程，将非芳轻烃C6原料引入上述反应分离系统。轻烃C6原料和反应产物的组成及性质如下表2。轻烃芳构化反应条件：反应温度480℃，压力0.35MPa(g)，氢油体积比600:1，原料体积空速为2.5h-1。此时甲基戊烷的转化率约为42.3％，正已烷转化率约为71.4％，苯收率达41％，按本发明流程将反应产物分离后进入脱二甲基丁烷塔的进料组成及性质如下表3，此时甲基戊烷和正已烷含量分别达60％和23.38％。
表2.实施例1轻烃C6原料和反应产物的组成及性质
| 项目 | 原料C6，w％ | 反应产物，w％ | 转化率，％ |
| 氢气 | 3.2 | ||
| 甲烷、乙烷 | 1.93 | ||
| 丙烷、丁烷 | 1.91 | ||
| 异戊烷 | 0.01 | 1.34 | |
| 正戊烷 | 0.04 | 2.23 | |
| 二甲基丁烷 | 5.5 | 4.51 | |
| 甲基戊烷 | 50.43 | 29.1 | 42.3 |
| 正己烷 | 39.67 | 11.34 | 71.4 |
| 甲基环戊烷 | 3.25 | 2.07 | |
| 二甲基戊烷 | 0.55 | 0.16 | |
| 苯 | 0.05 | 41.04 | |
| C7+ | 0.5 | 1.17 | |
| 合计 | 100 | 100 |
表3.实施例1脱二甲基丁烷塔进料组成及性质
按下表4操作条件，在塔顶采出率为10％，侧线采出率为60％，塔底采出率为30％，分离结果如表5。
表4.实施例1脱二甲基丁烷塔的工艺条件
| 总塔板数 | 64 |
| 进料位置 | 20(距顶端) |
| 底部侧线位置 | 54(距顶端) |
| 回流比 | 1.24 |
| 塔顶温度 | 61.3℃ |
| 塔底温度 | 82.5℃ |
| 操作压力 | 常压 |
表5.实施例1脱二甲基丁烷塔的分离结果
结果表明，物料通过本发明技术方案分离后，从侧线采出60％循环时，其组成与反应后产物即该塔进料组成几乎相同，但轻重组分得到了分离而去除，再循环去反应时，提高了原料的利用率。
实施例2
轻烃C6/C7原料和反应产物的组成及性质如下表6。轻烃芳构化反应条件：反应温度485℃，压力0.4MPa(g)，氢油体积比700:1，原料体积空速为2.5h-1。此时甲基戊烷的转化率约为36.3％，正已烷转化率约为61.2％、二甲基戊烷转化率约为47.4％、甲基已烷转化率约为74.9％、正庚烷转化率达51.5％，苯收率达21％，甲苯收率达14％，按本发明流程将反应产物分离后进入脱二甲基丁烷塔的进料组成及性质如下表7，此时甲基戊烷、正已烷、甲基已烷、正庚烷含量分别达31％、19％、23％、4％。
表6.实施例2轻烃C6/C7原料和反应产物的组成及性质
表7.实施例2脱二甲基丁烷塔进料组成及性质
| 项目 | 脱二甲基丁烷塔进料C6/C7,w％ |
| 正戊烷 | 1.09 |
| 二甲基丁烷 | 7.95 |
| 甲基戊烷 | 31.78 |
| 正己烷 | 19.01 |
| 甲基环戊烷 | 1.85 |
| 二甲基戊烷 | 8.77 |
| 甲基已烷 | 22.55 |
| 乙基戊烷 | 1.26 |
| 正庚烷 | 4 |
| 二甲基环戊烷 | 0.65 |
| C8+ | 1.09 |
| 合计 | 100 |
按下表8操作条件，设定塔顶采出率为10％，侧线采出率为80％，塔底采出率为10％，分离结果如表9。
表8.实施例2脱二甲基丁烷塔的工艺条件
| 总塔板数 | 64 |
| 进料位置 | 20(距顶端) |
| 底部侧线位置 | 56(距顶端) |
| 回流比 | 1.43 |
| 塔顶温度 | 61.1℃ |
| 塔底温度 | 87.5℃ |
| 操作压力 | 常压 |
表9.实施例2脱二甲基丁烷塔的分离结果
结果表明，物料通过本发明技术方案分离后，从侧线采出80％循环时，其组成与反应后产物即该塔进料组成几乎相同，但轻重组分得到了分离而去除，再循环去反应时，提高了原料的利用率。
Claims (12)
1.一种非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：包括以下步骤：
1)包含C6和/或C7的非芳轻烃原料与稀释氢气混合后，干燥脱水，进入反应系统进行芳构化反应；
所述反应系统包括若干个串联的固定床反应器；所述固定床反应器内设有Pt/KL单功能碱性催化剂；
2)芳构化反应产物进入气液分离器I进行气液分离，气液分离器I所得气相物料通过压缩机增压后，进入气液分离器II，气液分离器II所得气相物料部分作为稀释氢气返回1)使用，部分排入氢气回收系统；
3)气液分离器I所得液相物料进入脱戊烷塔分离，脱戊烷塔塔顶物料与气液分离器II所得液相物料一起进入脱丁烷塔分离，回收C4以下物料；脱戊烷塔塔底物料进入芳烃抽提塔分离，抽提塔塔顶物料进入脱二甲基丁烷塔，脱二甲基丁烷塔塔顶和塔底物料作为汽油调和组分回收，脱二甲基丁烷塔侧线采出物料返回反应系统进行芳构化反应；芳烃抽提塔底部物料即芳烃产品。
2.根据权利要求1所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：芳构化反应过程中控制反应系统的固定床反应器内温度为440～520℃，压力为0.2～1.0MPa。
3.根据权利要求1所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：非芳轻烃原料与稀释氢气的氢油体积比为400～1200:1；非芳轻烃原料的体积空速为1.0～3.5h-1。
4.根据权利要求1所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：C6和/或C7的非芳轻烃原料经过干燥脱水后水含量低于2μg/g。
5.根据权利要求1所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：Pt/KL单功能碱性催化剂由金属铂或金属铂与锡、锌、钡、铁中的至少一种负载在沉积碱金属钾的L-沸石载体上构成。
6.根据权利要求5所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：金属铂或金属铂与锡、锌、钡、铁中的至少一种通过三氧化二铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化镁与沉积碱金属钾的L-沸石载体结合。
7.根据权利要求1或2所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：所述的反应系统包括2～6个串联的固定床反应器。
8.根据权利要求7所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：所述的固定床反应器包括列管式反应器、筒式反应器或径向反应器。
9.根据权利要求1所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：所述的脱二甲基丁烷塔为填料塔或板式塔；所述填料塔的理论塔板数或所述板式塔的塔板数为30～80块。
10.根据权利要求9所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：所述填料塔装填有拉西环、鲍尔环、阶梯环、鞍型环、弧鞍型、矩鞍型、θ网环、压延孔环、板波纹和网波纹规整填料中的至少一种；
所述板式塔安装有泡罩、筛板、斜孔、浮阀中的至少一种。
11.根据权利要求1、9或10所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：所述脱二甲基丁烷塔控制塔顶温度为40～80℃，塔底温度为70～110℃，侧线采出温度为60～90℃；回流比为0.5～5:1，绝压为0.05～0.3MPa。
12.根据权利要求1所述的非芳轻烃的高效芳构化方法，其特征在于：.所述的芳烃产品为苯和/或甲苯。
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