CN108238838A - 一种c6烷烃高产苯的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种C6烷烃高产苯的方法，该方法是将C6烷烃原料经过加热后，依次通过吸附器脱除正已烷、通过脱异已烷塔脱除轻、重组分；脱异已烷塔的侧线组分与氢气原料经过脱水、加热后，进入反应器系统反应；反应产物进行气液分离Ⅰ，所得气相经过增压后，进行气液分离Ⅱ，气相部分进入脱附器脱附正已烷后进入反应系统；气液分离Ⅰ所得液相进入脱戊烷塔，塔顶物流与气液分离Ⅱ所得液相一起进入脱丁烷塔，塔底戊烷组分与脱异已烷塔脱除的异已烷及重组分引出作为汽油调和组分；脱戊烷塔塔底物流进入抽提塔进行抽提苯，塔底物流送入分离系统分离苯，塔顶物流循环进入反应系统；该方法大幅提高了C6烷烃中活性组分的利用率，脱除了原料中的大部分水，并解决了轻重组分在反应系统内的累积问题。

Description

一种C6烷烃高产苯的方法

技术领域

本发明涉及一种C6烷烃环化生产苯的方法，更具体地说，涉及一种通过5A分子筛吸附器脱除正已烷和脱异已烷塔分离低分子轻组分及多支链烃作为汽油调和组分，使能反应的活性链烷烃循环、通过临氢最大量转化为苯，提高C6烷烃的利用率，属于石油化工技术领域。

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将C6烷烃中正已烷和甲基戊烷高效率转化为苯的方法，该方法原料利用率提高，且连续分离反应系统内的轻重组分，保证催化剂的稳定性，同时预脱除原料的大部分水、降低精脱水的投资和能耗，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C6烷烃高产苯的方法，该方法是将C6烷烃与循环C6烷烃经过加热后，依次通过5A分子筛吸附器脱除正已烷、通过脱异已烷塔脱除异已烷、水及重组分；所述脱异已烷塔的侧线组分与氢气及脱附氢气一起经过脱水、加热后，进入固定床反应器系统进行反应；反应产物进行气液分离Ⅰ，气液分离Ⅰ所得气相经过增压后，进行气液分离Ⅱ，气液分离Ⅱ所得气相部分进入5A分子筛脱附器脱附正已烷得到脱附氢气；气液分离Ⅰ所得液相进入脱戊烷塔，所述脱戊烷塔塔顶物流与所述气液分离Ⅱ所得液相一起进入脱丁烷塔，所述脱丁烷塔塔底戊烷组分与所述脱异已烷塔脱除的异已烷及重组分引出作为汽油调和组分；所述脱戊烷塔塔底物流进入抽提塔进行抽提苯，所述抽提塔塔底物流送入分离系统分离苯，所述抽提塔塔顶物流即循环C6烷烃。

优选的方案，所述C6烷烃由重整抽余油切割得到。

优选的方案，所述5A分子筛吸附器脱除正已烷的工艺条件为：吸附温度为250～350℃，吸附压力为0.2～1.0MPa(g)，吸附空速为0.2～0.7h^-1。

优选的方案，所述5A分子筛脱附器脱附正已烷的工艺条件为：脱附温度为250～350℃，脱附压力为0.2～1.0MPa(g)，脱附空速为180～350h^-1。

优选的方案，所述脱异已烷塔的塔顶操作温度为40～80℃，塔底的温度为70～110℃，侧线组分采出温度为60～90℃，回流比为0.5～5:1，操作压力为0.05～0.3MPa(g)。

较优选的方案，所述脱异已烷塔塔顶物流主要包括异己烷和水，塔底物流主要包括C7以上重组分，侧线组分主要包含甲基戊烷。

优选的方案，所述脱异已烷塔为填料塔和/或板式塔；所述填料塔的理论塔板数30～80块；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、网波纹中的至少一种。

较优选的方案，所述板式塔内安装泡罩、筛板、斜孔、浮阀中的至少一种。

优选的方案，所述固定床反应器系统包含2～6个固定床反应器，且每个固定床反应器设有旁路。

较优选的方案，所述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。

进一步优选的方案，所述固定床反应器内设有Pt/KL催化剂。

更优选的方案，所述Pt/KL催化剂包括沉积碱金属钾的L-沸石载体和金属催化剂活性组分，所述金属催化剂活性组分在载体上的负载量为1.0～3.0wt％。所述金属催化剂活性组分包括金属铂主催化剂，以及锡、锌、钡、铁中的至少一种改性金属。

更优选的方案，金属催化剂活性组分与沉积碱金属钾的L-沸石载体之间通过三氧化二铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化镁粘结，再压片、挤出、造粒成型，得到Pt/KL催化剂。

优选的方案，所述固定床反应器系统的反应器控制的工艺条件为：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。

优选的方案，进入固定床反应器系统的反应进料的水含量应低于2μg/g。

优选的方案，气液分离Ⅱ所得气相部分排入氢气回收系统。

优选的方案，脱丁烷塔塔顶的C4以下组分通过催化裂化或重整装置回收。

本发明的固定床反应器系统中C6烷烃分子主链的1、6位碳原子直接闭环脱氢为芳烃，同时也发生少量的异构化、氢解和裂解反应。

本发明的方法采用的C6烷烃组分，主要来自重整装置含水100ppm左右的抽余油；反应生成物为氢气、甲烷、乙烷、丙烷、C4烷烃、戊烷、C6烷烃、苯、C7和C8烃等重组分。

本发明的5A分子筛吸附器采用的5A分子筛可以根据现有公知常识合成，也可以方便地从市场购得。5A分子筛可选择条形或球形，以球形为好，粒径2.0～3.0mm。

本发明采用的Pt/KL催化剂是以沉积碱金属钾的L-沸石为载体，负载活性组分金属铂，活性组分中还可添加锡、锌、钡、铁中的一种或几种作为改性金属，活性组分等通过与非酸性的三氧化二铝或者二氧化硅或者二氧化硅-氧化镁与载体结合，通过压片、挤出、造粒成型，以压片成型为好。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1,6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。以上所述并包括它们的脱氢环化效率都是本领域公知的。

本发明的固定床反应器系统中固定床反应器可以为各种形式的固定床反应器，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。

本发明所提供的C6烷烃中正已烷和甲基戊烷以较高的转化率转化为苯，在物料通过反应器床层时由于反应吸热，伴随着温度下降。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。该反应为增分子反应，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、苯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，经分子筛精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，单程转化时可获得40％收率的苯。

本发明将C6烷烃和苯抽提塔塔顶物流(循环C6烷烃)先进入5A分子筛吸附器脱除正已烷再在脱异已烷塔内进行分离，脱异已烷塔顶物流和间歇的塔底物流引出后作为汽油调和组分，脱异已烷塔的侧线物流引入反应器方案的构思是基于本发明人在研究C6烷烃芳构化反应过程时发现，原料中的异已烷(二甲基丁烷)几乎不参与反应，还会有少量的生成；反应活性组分甲基戊烷转化率约为41％、正已烷转化率约为60％，原料的单程转化率不高，但甲基戊烷和正已烷的沸点与异已烷接近难分离；原料中的水能与戊烷以共沸形式从塔顶排出；生成的戊烷和异已烷易裂解生成干气；生成的C7以上重组分易形成积炭堵塞L分子筛孔道影响催化剂稳定性。为了提高原料的总转化率获得大量苯，不使轻、重组分在反应系统内积聚，减少分子筛精脱水系统的投资和运行费用，从而产生了原料先经5A分子筛吸附回收正已烷、脱异已烷塔侧线回收甲基戊烷引入反应器再转化，脱异已烷塔顶戊烷、异已烷轻组分与塔底C7以上重组分引出作为汽油组分以减少因组分全部回炼时干气产率大并延长催化剂运行周期的新构思。表1为本发明人所测定的以C6原料和循环C6料的代表性组成。

表1.C6原料和循环C6料的代表性组成

本发明上述技术方案中的5A分子筛系统包括吸附器和脱附器，C6烷烃进料和经苯抽提后循环C6料在加热炉内加热成为气相，送入吸附塔吸附先脱除正已烷，未被吸附的异构烷烃混合物送入脱异已烷塔。

本发明以反应生成的氢气作为正己烷脱附剂，使氢气和脱附的正已烷随脱异已烷塔侧线料直接进入反应器，构成公共氢循环系统，在脱附阶段由于氢的存在，也避免了脱附剂的生焦。

本发明为了5A分子筛吸附C6烷烃脱正己烷的达到较好的效果，吸附温度为250～350℃，以300℃为好，吸附压力为0.2～1.0MPa(g)，以0.5MPa(g)为好，吸附空速为0.2～0.7h^-1，以0.36h^-1为好。本发明为了使用氢气很好地脱附正己烷，脱附温度为250～350℃，以300℃为好，脱附压力为0.2～1.0MPa(g)，以0.5MPa(g)为好，脱附空速为180～350h^-1，以230h^-1为好。

本发明的脱异已烷塔由塔身、塔釜、塔釜重沸器、塔顶冷却器、塔顶回流罐(分相)构成，属于常规设置。本发明在脱异已烷塔的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。本发明所述脱异已烷塔可以是填料塔，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。

本发明的脱异已烷塔为填料塔时，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块；所述脱异已烷塔塔顶的温度为40～80℃，釜底的温度为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。操作压力为0.05～0.3MPa(g)，最好为常压。为提高原料利用率，塔底重组分视累积情况甩出与塔顶的异已烷一并作为汽油组分。

相对现有技术，本发明的技术方案带来的有益技术效果：

1)本发明的技术方案采用的C6烷烃原料取材范围广，特别是可以采用廉价的来自重整装置的抽余油，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)本发明的技术方案实现了C6烷烃中正已烷和甲基戊烷活性组分在反应器内不断循环转化，原料利用率高。

3)本发明的技术方案对非活性组分包括轻、重组分等作为汽油组分及时分离，不再在系统内累积，减少了干气和催化剂积炭的生成，催化剂的稳定性增加。

4)本发明的技术方案利用脱异已烷塔在脱除C6烷烃原料轻组分的同时，脱除了原料中的大部分水，从而减少分子筛精脱水系统的投资和运行费用。

5)本发明的技术方案通过异已烷塔脱除轻重组分，而含甲基戊烷的侧线组分作为反应进料，使得新鲜原料和循环原料中的轻组分得到了预脱除，减少了系统的负荷及副产物的生成。

6)本发明的技术方案以反应生成的氢气作为5A分子筛脱附器的脱附剂并随正已烷进入反应器，构成公共氢循环系统，节省单独设置循环氢系统的投资和运行成本，且可以避免脱附剂生焦。

7)本发明的技术方案采用5A分子筛对正已烷进行吸附，具有回收率高的特点，减少了正己烷在脱异已烷塔随异已烷带走的损失。

8)本发明的技术方案中丁烷以下组分，可以利用加工量有富余的催化裂化装置或重整装置来回收，投资省并减小了装置的能耗。

附图说明

【图1】为本发明所提出的技术方案的流程示意图。

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。

以下结合附图对本发明所提供的方法进行说明。为了便于理解本发明，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。

C6烷烃原料经管线26进入加热炉27加热后，经管线30进入5A分子筛吸附系统的吸附器脱除正已烷后，经管线31进入脱异已烷塔32，富含甲基戊烷的塔侧线料与5A分子筛系统脱附器经管线29来的脱附氢气(含正已烷和氢气)混合，经管线2与自管线1来的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加热，达到所需反应温度后由管线6进入固定床反应器系统7，反应产物冷却后经管线8进入气液分离器I 9，所得气相物流经管线10进入压缩机11增压，增压后物流经管线12进入气液分离器II 13，气液分离器II顶一部分氢气由管线14排入氢气回收系统，另一部分由管线15去分子筛脱附器脱附正已烷，再由管线29送入反应系统；气液分离器I 9所得液相物流由管线17进入脱戊烷塔18进行分离，塔顶物流经管线19与气液分离器II 13来的液相经管线16一并送入脱丁烷塔20；脱戊塔18底物流经管线21进入苯抽提塔22与由管线23来的溶剂抽提，抽提塔22底物流经管线24送入苯、溶剂分离系统获得苯，抽提塔22顶物流经管线25与由管线26来的C6烷烃原料进入分子筛吸附系统后再进入脱异已烷塔32进行分离，脱异已烷塔32顶物流经管线33和该塔底物流经管线34及脱丁烷塔20塔底戊烷经管线36引出后作为汽油调和组分，脱丁烷塔20塔顶的C4以下组分经管线35去催化裂化或重整装置回收。

实施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所有示的工艺流程，将C6原料引入上述反应及分离系统。烷烃C6原料和反应产物的组成如下表2。多产苯反应条件：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47.34％，正已烷转化率约为58.78％，苯收率达41％。

按本发明流程将反应产物分离并抽提苯后的物料及其与新鲜C6进料混合进入5A分子筛吸附系统与脱附正已烷后的脱异已烷塔进料组成如下表3。此时5A分子筛系统的吸附温度为290℃，吸附压力为0.45MPa(g)，吸附空速为0.32h^-1；脱附温度为290℃，脱附压力为0.45MPa(g)，脱附空速为220h^-1。此时，正已烷回收率达98％，减少了其在脱异已烷塔的损失。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。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，反应活性组分中正已烷几乎全部在系统内循环反应、60％以上的甲基戊烷得到了回炼，提高了原料的利用率，而且轻重组分和大部分水得到了去除。

表2.实施例1下C6原料和反应产物的组成

表3.实施例1下各分离系统物料的组成

表4.实施例1脱异已烷塔的工艺条件

表5.实施例1脱异已烷塔的分离结果

实施例2

本实施例采用附图1所有示的工艺流程，将C6原料引入上述反应分离系统。烷烃C6原料和反应产物的组成如下表6。多产苯反应条件：反应温度490℃，压力0.40MPa(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48.21％，正已烷转化率约为59.58％，苯收率达39.67％。

按本发明流程将反应产物分离并抽提苯后的物料及其与新鲜C6进料混合进入5A分子筛吸附系统与脱附正已烷后的脱异已烷塔进料组成如下表7。此时5A分子筛系统的吸附温度为300℃，吸附压力为0.50MPa(g)，吸附空速为0.36h^-1；脱附温度为300℃，脱附压力为0.50MPa(g)，脱附空速为230h^-1。此时，正已烷回收率达97％，减少了其在脱异已烷塔的损失。按下表8操作条件，在塔顶采出率为10％，侧线采出率为70％，塔底采出率为20％，分离结果如表9。结果表明，物料通过本发明技术方案分离后，从侧线采出70％循环时，反应活性组分中正已烷几乎全部在系统内循环反应、70％以上的甲基戊烷得到了回炼，提高了原料的利用率，而且轻重组分和大部分水得到了去除。

表6.实施例2下C6原料和反应产物的组成

项目	原料C6，w％	反应产物，w％
			氢气		2.8
甲烷、乙烷		2.43
			丙烷、丁烷		2.66
异戊烷	0.23	1.72
			正戊烷	0.8	2.5
2,2-二甲基丁烷	2.17	1.21
			2,3-二甲基丁烷	5.43	3.54
2-甲基戊烷	30.27	16.2
			3-甲基戊烷	25.18	12.52
正己烷	27.51	11.12
			甲基环戊烷	4.51	2.26
苯	0.06	39.67
			C7+	3.84	1.37
合计	100	100

表7.实施例2下各分离系统物料的组成

表8.实施例2脱异已烷塔的工艺条件

总塔板数	64
		进料位置	22(距顶端)
底部侧线位置	56(距顶端)
		回流比	1.54
塔顶温度	62.3℃
		塔底温度	85.5℃
操作压力	常压

表9.实施例2脱异已烷塔的分离结果

实施例3

本实施例采用附图1所有示的工艺流程，将C6原料引入上述反应分离系统。烷烃C6原料和反应产物的组成如下表10。多产苯反应条件：反应温度500℃，压力0.30MPa(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47.18％，正已烷转化率约为58.05％，苯收率达40.67％。

按本发明流程将反应产物分离并抽提苯后的物料及其与新鲜C6进料混合进入5A分子筛吸附系统与脱附正已烷后的脱异已烷塔进料组成如下表11。此时5A分子筛系统的吸附温度为310℃，吸附压力为0.55MPa(g)，吸附空速为0.32h^-1；脱附温度为310℃，脱附压力为0.55MPa(g)，脱附空速为220h^-1。此时，正已烷回收率达98％，减少了其在脱异已烷塔的损失。按下表12操作条件，在塔顶采出率为10％，侧线采出率为80％，塔底采出率为10％，分离结果如表13。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，反应活性组分中正已烷几乎全部在系统内循环反应、76％以上的甲基戊烷得到了回炼，提高了原料的利用率，而且轻重组分和大部分水得到了去除。

表10.实施例3下C6原料和反应产物的组成

项目	原料C6，w％	反应产物，w％
			氢气		3.12
甲烷、乙烷		1.64
			丙烷、丁烷		2.15
异戊烷	0.23	0.95
			正戊烷	0.8	2.42
2,2-二甲基丁烷	2.17	1.19
			2,3-二甲基丁烷	5.43	3.58
2-甲基戊烷	30.27	17.17
			3-甲基戊烷	25.18	12.12
正己烷	27.51	11.54
			甲基环戊烷	4.51	2.38
苯	0.06	40.67
			C7+	3.84	1.07
合计	100	100

表11.实施例3下各分离系统物料的组成

表12.实施例3脱异已烷塔的工艺条件

表13.实施例3脱异已烷塔的分离结果

Claims (16)

1.一种C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：C6烷烃与循环C6烷烃经过加热后，依次通过5A分子筛吸附器脱除正已烷、通过脱异已烷塔脱除异已烷、水及重组分；所述脱异已烷塔的侧线组分与氢气及脱附氢气一起经过脱水、加热后，进入固定床反应器系统进行反应；反应产物进行气液分离Ⅰ，气液分离Ⅰ所得气相经过增压后，进行气液分离Ⅱ，气液分离Ⅱ所得气相部分进入5A分子筛脱附器脱附正已烷得到脱附氢气；气液分离Ⅰ所得液相进入脱戊烷塔，所述脱戊烷塔塔顶物流与所述气液分离Ⅱ所得液相一起进入脱丁烷塔，所述脱丁烷塔塔底戊烷组分与所述脱异已烷塔脱除的异已烷及重组分引出作为汽油调和组分；所述脱戊烷塔塔底物流进入抽提塔进行抽提苯，所述抽提塔塔底物流送入分离系统分离苯，所述抽提塔塔顶物流即循环C6烷烃。

2.根据权利要求1所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述C6烷烃由重整抽余油切割得到。

3.根据权利要求1所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述5A分子筛吸附器脱除正已烷的工艺条件为：吸附温度为250～350℃，吸附压力为0.2～1.0MPa(g)，吸附空速为0.2～0.7h^-1。

4.根据权利要求1所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述5A分子筛脱附器脱附正已烷的工艺条件为：脱附温度为250～350℃，脱附压力为0.2～1.0MPa(g)，脱附空速为180～350h^-1。

5.根据权利要求1所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述脱异已烷塔的塔顶操作温度为40～80℃，塔底的温度为70～110℃，侧线组分采出温度为60～90℃，回流比为0.5～5:1，操作压力为0.05～0.3MPa(g)。

6.根据权利要求1或5所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述脱异已烷塔塔顶物流主要包括异己烷和水，塔底物流主要包括C7以上重组分，侧线组分主要包含甲基戊烷。

7.根据权利要求1或5所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述脱异已烷塔为填料塔和/或板式塔；所述填料塔的理论塔板数30～80块；所述板式塔的塔板数为30～80块。

8.根据权利要求7所述的C6烷烃高产苯的方法，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、网波纹中的至少一种；所述板式塔内安装泡罩、筛板、斜孔、浮阀中的至少一种。

9.根据权利要求1所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述固定床反应器系统包含2～6个固定床反应器，且每个固定床反应器设有旁路。

10.根据权利要求9所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述固定床反应器包含列管式反应器、筒式反应器或径向反应器。

11.根据权利要求10所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述固定床反应器内设有Pt/KL催化剂。

12.根据权利要求11所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述Pt/KL催化剂包括沉积碱金属钾的L-沸石载体和金属催化剂活性组分，所述金属催化剂活性组分在载体上的负载量为1.0～3.0wt％。

13.根据权利要求12所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述金属催化剂活性组分包括金属铂主催化剂，以及锡、锌、钡、铁中的至少一种改性金属。

14.根据权利要求11或12所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：金属催化剂活性组分与沉积碱金属钾的L-沸石载体之间通过三氧化二铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化镁粘结，再压片、挤出、造粒成型，得到Pt/KL催化剂。

15.根据权利要求1所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：所述固定床反应器系统的固定床反应器控制的工艺条件为：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。

16.根据权利要求1所述的C6烷烃高产苯的方法，其特征在于：进入固定床反应器系统的反应进料的水含量应低于2μg/g。