CN110669550B

CN110669550B - 一种芳烃抽余油的异构化方法

Info

Publication number: CN110669550B
Application number: CN201810715558.6A
Authority: CN
Inventors: 秦岭; 张秋平; 于中伟; 马爱增
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2018-07-03
Filing date: 2018-07-03
Publication date: 2021-11-12
Anticipated expiration: 2038-07-03
Also published as: CN110669550A

Abstract

一种芳烃抽余油的异构化方法，包括(1)将芳烃抽余油送入脱异己烷塔(2)进行精馏，得到富含双甲基丁烷的塔顶组分，塔底组分进入脱C₇塔(3)进行精馏，塔顶排出富含单甲基戊烷和正己烷的组分，塔底排出富含C₇ ⁺的组分，(2)将脱C₇塔排出的塔顶组分与异构化催化剂接触，在120～280℃、1.0～3.5MPa、氢/烃摩尔比为0.1～6.0的条件下进行异构化反应，(3)异构化反应产物经气液分离后，所得液相产物返回脱异己烷塔。该法通过将抽余油中的低辛烷值组分进行异构化反应，可有效提高芳烃抽余油的辛烷值。

Description

一种芳烃抽余油的异构化方法

技术领域

本发明为一种轻烃异构化方法，具体地说，是一种以芳烃抽余油为原料，通过异构化反应生产高辛烷值汽油的方法。

背景技术

随着环境保护要求的日益严格，环境污染成为经济发展的制约因素。车用汽油产品的质量规格越来越高。2017年1月1日京VI车用汽油标准开始实施， 2019年全国车用汽油质量将升级到国VI标准。新标准中一个突出的特点，就是更为严格的限制了烯烃的含量。汽油池中，烯烃的碳数分布主要集中在C₅和C₆。迫切需要引入新的、高辛烷值的C₅、C₆组分来弥补这部分辛烷值的损失。因此，C₅、C₆异构烷烃就成为未来新型调和汽油的理想组分。从产品调合角度讲，增加异构化汽油的比例，会提高汽油池中“前端辛烷值”，从而优化汽油池辛烷值的分布、改善汽车的发动性能。最近，乙醇汽油得到推广应用。乙醇本身的蒸汽压并不高，但作为调和组分会大幅度提高汽油的蒸汽压。受蒸汽压的影响，C₅异构烷烃作为调和组分的需求将受到限制，而C₆异构烷烃则具有更广阔的应用前景。

催化重整是生产高辛烷值汽油组分的重要工艺技术。由于重整反应的特点，产物中含有一定量的苯，依工艺不同其体积分数约在1％-5％，超过了汽油标准对苯含量的要求。须通过芳烃抽提将苯从重整产物中分离出去，低苯或无苯的重整产物作为车用汽油的调和组分。另外，对于生产甲苯及二甲苯的重整装置，也需要芳烃抽提装置将重整产物中的甲苯、二甲苯抽提出来作为重要的化工产品。

芳烃抽提后的抽余油，主要组分为C₆和C₇烷烃，以及少量C₅烷烃和C₆以上芳烃。芳烃抽余油辛烷值太低，RON在58左右，不适宜直接用作汽油调和组分，但却是理想的异构化原料。传统意义上，芳烃抽余油大多数情况下作为乙烯裂解原料或者作为生产6号和120号溶剂油的原料。但作为乙烯裂解原料存在着一些不足，例如乙烯收率低，还会产出大量废气。生产6号和120号溶剂油一般可以采用先加氢后分馏的加工流程，也可以采取先分馏后加氢的加工流程。李章平等在“芳烃抽余油的综合利用”一文(精细石油化工，2009.26(4)：51-54)中介绍了先加氢然后经过蒸馏处理后得到6号和120号溶剂油，并称该方案具有投资省、见效快、回报率高等特点。

CN101921622A介绍了一种针对抽余油通过加氢制备高质量柴油的方法，其步骤如下：抽提装置分离出抽余油和抽出油，抽余油进水洗塔，直接采出柴油产品，抽出油进入反洗塔和水洗塔，分离出混合芳烃和反洗剂的混合物，所得产品进入切割塔，重芳烃进入加氢反应系统进行加氢脱硫，作为柴油的调和组分和抽余油混合出装置。

CN101974347A介绍了一种C₅、C₆烷烃的异构化方法，包括将含有C₅、 C₆烷烃的馏分油用精馏方案分成富含C₅烃和2，2-二甲基丁烷的轻组分和C₆重组分。将精馏分离出的轻组分在氢气存在下，在180～220℃、1.5～1.7MPa的条件下进行异构化反应，C₆重组分在氢气存在下，在150～180℃、1.7～2.0MPa 的条件下进行异构化反应。该方法将2，2-二甲基丁烷切入轻组分，可有效提供异构化产物的辛烷值。此方法针对不同的原料性质，采用了两套并行的反应系统，先期设备投入较大。

发明内容

本发明的目的是提供一种芳烃抽余油的异构化方法，该法通过将抽余油中的低辛烷值组分进行异构化反应，可有效提高芳烃抽余油的辛烷值。

本发明提供的芳烃抽余油的异构化方法，包括如下步骤：

(1)将芳烃抽余油送入脱异己烷塔进行精馏，得到富含双甲基丁烷的塔顶组分，塔底组分进入脱C₇塔进行精馏，塔顶排出富含单甲基戊烷和正己烷的组分，塔底排出富含C₇ ⁺的组分，

(2)将脱C₇塔排出的塔顶组分与异构化催化剂接触，在120～280℃、 1.0～3.5MPa、氢/烃摩尔比为0.1～6.0的条件下进行异构化反应，

(3)异构化反应产物经气液分离后，所得液相产物返回脱异己烷塔。

本发明方法将芳烃抽提后所得的抽余油，通过脱异己烷塔和脱C₇塔精馏分离，将原料中低辛烷值的单甲基戊烷和正己烷分离出来进行异构化反应提高其辛烷值，再将异构化反应产物返回脱异己烷塔，将异构化产物与原料中的高辛烷值组分混合，可得到研究法辛烷值(RON)超过85的汽油组分。

附图说明

图1为本发明方法流程示意图。

具体实施方式

本发明方法将芳烃抽提后所得的抽余油，先用脱异己烷塔精馏分离，在塔顶分离出富含双甲基丁烷的高辛烷值组分，再将塔底组分用脱C₇塔精馏分离，塔顶分离出富含单甲基戊烷和正己烷的组分，塔底分离出富含C₇ ⁺的组分，将脱C₇塔分离出的塔顶组分进行异构化，异构化反应产物经气液分离后，液相产物再返回脱异己烷塔，使脱异己烷塔在分离富集原料中双甲基丁烷的同时，也起到分离异构化产物中C₃～C₅烃的作用。本发明方法可有效提高芳烃抽余油的辛烷值，降低设备投资和操作能耗。生产的汽油组分不含烯烃和芳烃，且RON 大于85，为优质汽油调和组分。

本发明方法(1)步为将芳烃抽余油通过脱异己烷塔脱除其中的双甲基丁烷等高辛烷值组分，其它组分再进入脱C₇塔脱除其中的低辛烷值组分─单甲基戊烷和正己烷，脱C₇塔塔底排出C₇ ⁺组分。

所述的芳烃抽余油为石脑油催化重整生成油经芳烃抽提分离芳烃后所得的抽余油，所述的芳烃可为苯、甲苯、二甲苯。对于生产高辛烷值汽油组分的重整工艺，抽提分离的芳烃为苯，对于生产甲苯及二甲苯的重整工艺，抽提分离的芳烃为甲苯、二甲苯。所述的芳烃抽余油中富含C₆、C₇及C₈烷烃，还有少量C₅ ^-(碳数≤5)的烃。

所述的芳烃抽余油中C₅ ^-烷烃含量为1～7质量％，C₆烷烃含量为40～80质量％，C₇ ⁺(碳数≥7)烷烃含量为13～53质量％。

所述脱异己烷塔为精馏分离芳烃抽余油中的双甲基丁烷组分，脱异己烷塔塔顶组分中还包括少量C₅ ^-烃。优选地，塔顶组分中双甲基丁烷含量为35～50 质量％、单甲基戊烷的含量小于30质量％，C₅ ^-烃含量不大于40质量％。脱异己烷塔分离双甲基丁烷的分离效果也可从塔底组分中双甲基丁烷的含量体现，优选地，脱异己烷塔塔底组分中双甲基丁烷含量小于2质量％。

脱异己烷塔的压力优选为0.20～0.30MPa，塔顶温度优选为80～95℃，塔底温度优选100～115℃。脱异己烷塔理论塔板数优选60～80。

所述脱C₇塔为分离芳烃抽余油的单甲基戊烷和正己烷，塔顶组分中单甲基戊烷和正己烷的含量之和大于95质量％，双甲基丁烷含量小于3.0质量％。C₇塔塔底排出的富含C₇ ⁺的组分中正己烷含量小于6质量％。

脱C₇塔的压力优选为0.15～0.45MPa，塔顶温度优选90～105℃，塔底温度优选110～140℃。脱C₇塔理论塔板数优选45～65。

本发明方法(2)步为将脱C₇塔排出塔顶的塔顶组分与异构化催化剂接触进行烷烃异构化反应，使其转化为高辛烷值的双甲基丁烷，从而提高其辛烷值。

本发明所述的异构化催化剂为具有加氢和异构化双功能的催化剂，可为中温异构化催化剂，包括含沸石的催化剂和固体超强酸催化剂，也可为低温异构化催化剂，主要是以氧化铝为载体的含氯的催化剂。

所述的含沸石的异构化催化剂优选包括复合载体和以复合载体为基准计算的含量为0.01～2.0质量％的Ⅷ族金属，所述的复合载体包括10～90质量％的氧化铝和10～90质量％的沸石，所述的沸石选自丝光沸石、Beta沸石、SAPO 或EU-1。

所述的含沸石的异构化催化剂还可以是包括0.01～2.0质量％的Ⅷ族金属和复合沸石载体，所述复合沸石载体由10～90质量％的氧化铝和10～90质量％的复合沸石组成，其中复合沸石为1～99质量％的Beta沸石和1～99质量％的丝光沸石。

上述含沸石的催化剂的制备方法为：将预定量的沸石和氧化铝成型得到载体，成型方法优选挤条成型，将成型后载体用常规方法，如浸渍法负载Ⅷ族金属即得到催化剂。

所述的用于异构化反应的固体超强酸催化剂包括0.05～2.0质量％的Ⅷ族金属组分和98-99.95质量％的含硫酸根的氧化锆载体，催化剂中以硫元素计的硫含量为0.5-4.0质量％。

优选地，所述的固体超强酸催化剂包括0.05～2.0质量％的Ⅷ族金属组分和 98～99.95质量％的含硫酸根的混合氧化物载体，所述混合氧化物载体含15～70 质量％的氧化铝和30～85质量％的氧化锆，所述固体超强酸催化剂中以硫元素计的硫含量为0.5-3.5重量％。

上述的固体超强酸催化剂的制备方法为：制备含硫酸根的氧化锆载体，载体中还可含有氧化铝和/或氧化硅，然后将载体用常规方法，如浸渍法负载Ⅷ族金属。

所述的低温异构化催化剂包括氧化铝载体和以载体为基准计算的含量如下的活性组分：

Ⅷ族金属 0.01～2.0质量％，

氯 1～15质量％。

所述的氧化铝可为γ-氧化铝。

上述催化剂中，Ⅷ族金属优选Pt、Pd或Ni，更优选Pt。

本发明方法(2)步中，所述脱C₇塔排出的塔顶组分与异构化催化剂接触的液体体积空速优选1～5h^-1。使用中温异构化催化剂的反应温度优选140～280℃，使用低温异构化催化剂的反应温度优选120～140℃MPa。

本发明方法(3)步为将异构化反应产物经气液分离后，再将所得液相产物与返回脱异己烷塔，再经过分离。气液分离的气相组分为氢气和C₁～C₂烃，液相产物为C₃及碳数大于3的烃组分。如此，将原料预分离的脱异己烷塔同时用于异构化反应产物的稳定塔，可减少塔设备，提高操作灵活度并简化装置操作。

本发明中，将脱异己烷塔塔顶组分和脱C₇塔塔底组分合并后得到高辛烷值汽油产品。

下面结合附图进一步说明本发明。

芳烃抽余油经管线1进入脱异己烷塔2进行精馏，富含双甲基丁烷的塔顶组分经塔顶管线7排出，塔底组分经塔底管线8排出进入脱C₇塔3，富含单甲基戊烷和正己烷的组分经管线4从脱C₇塔的塔顶排出，富含C₇ ⁺的组分由塔底排出，经管线9与管线7组分混合后作为高辛烷值汽油产品排出装置。

脱C₇塔塔顶排出富含单甲基戊烷和正己烷的组分经管线4排出，由顶部进入异构化反应器5，与其中装填的异构化催化剂接触进行烷烃异构化反应，异构化反应产物由底部管线10排出，进入气液分离罐6，经气液分离，H₂和干气 (C₁、C₂烃)从顶部排出装置，从底部排出的液相组分经管线11返回，与管线1中的原料混合后进入脱异己烷塔2。

本发明所述的异构化反应可包括一个异构化反应器或串连使用的两个异构化反应器。当选用两个串连的异构化反应器时，第一反应器装填的异构化催化剂优选占总催化剂量的5～90质量％。

下面通过实例进一步详细说明本发明，但本发明并不限于此。

实例1

将表1所示的苯抽提抽余油送入脱异己烷塔进行精馏，脱异己烷塔理论塔板数为63，精馏得到的塔顶和塔底组分含量以及研究法辛烷值，塔操作控制的压力，塔顶、塔底温度见表2。

将表2所示的脱异己烷塔塔底组分送入脱C₇塔进行精馏，脱C₇塔理论塔板数为50，得到的塔顶和塔底组分含量及研究法辛烷值，控制的操作压力，塔顶、塔底温度见表3。

表1

烃组分	含量，质量％
		C<sub>3</sub>	0.00
i-C<sub>4</sub>	0.00
		n-C<sub>4</sub>	0.00
i-C<sub>5</sub>	1.56
		n-C<sub>5</sub>	2.41
CP	1.52
		C<sub>5</sub><sup>＝</sup>	0.36
22DMB	5.78
		23DMB	4.99
2MP	22.32
		3MP	16.89
n-C<sub>6</sub>	22.73
		C<sub>6</sub><sup>＝</sup>	2.92
MCP	2.84
		B	0.03
CH	0.16
		C<sub>7</sub><sup>+</sup>	15.49

表1中各符号含义为(下同)：C₃-丙烷、i-C₄-异丁烷、n-C₄-正丁烷、i-C₅-异戊烷、n-C₅- 正戊烷、CP-环戊烷、C₅＝-C₅烯烃、22DMB-2，2-二甲基丁烷、23DMB-2，3-二甲基丁烷、2MP-2-甲基戊烷、3MP-3-甲基戊烷、n-C₆-正己烷、C₆ ^＝-C₆烯烃、MCP-甲基环戊烷、B-苯、CH-环己烷， C₇ ^＋-C₇及碳数大于7的组分。

表2

表3

实例2

将表4所示的苯抽余油送入脱异己烷塔进行精馏，脱异己烷塔理论塔板数为71，精馏得到的塔顶和塔底组分含量以及研究法辛烷值，塔操作控制的压力，塔顶、塔底温度见表5。

将表5所示的脱异己烷塔塔底组分送入脱C₇塔进行精馏，脱C₇塔理论塔板数为60，得到的塔顶和塔底组分含量及研究法辛烷值，控制的操作压力，塔顶、塔底温度见表6。

表4

烃组分	含量，质量％
		C<sub>3</sub>	0.00
i-C<sub>4</sub>	0.00
		n-C<sub>4</sub>	0.02
i-C<sub>5</sub>	2.25
		n-C<sub>５</sub>	2.31
CP	0.03
		C<sub>5</sub><sup>＝</sup>	0.36
22DMB	3.47
		23DMB	3.00
2MP	13.40
		3MP	10.14
n-C<sub>6</sub>	12.11
		C<sub>6</sub><sup>＝</sup>	4.72
MCP	1.13
		B	0.02
CH	0.07
		C<sub>7</sub><sup>+</sup>	46.97

表5

表6

实例3

制备含分子筛的异构化催化剂

取100克SiO₂/Al₂O₃摩尔比为11.2的钠型丝光沸石(抚顺石油三厂生产)，加入800毫升浓度为1摩尔/升的NH₄Cl溶液在95℃交换3小时，过滤，所得固体用去离子水洗涤，120℃干燥3小时，重复上述离子交换操作两次，再用 800毫升浓度为1摩尔/升的盐酸在95℃处理3小时，过滤、用去离子水洗涤至滤液呈中性，600℃焙烧6小时，制成钠含量为0.03质量％，SiO₂/Al₂O₃摩尔比为23.4(荧光光谱法测定)的氢型丝光沸石。

取100克SiO₂/Al₂O₃摩尔比为28.6的钠型Beta沸石(抚顺石油三厂生产)，按上述铵交换方法制成钠含量为0.03质量％的氢型Beta沸石。

将上述方法得到的氢型丝光沸石、氢型Beta沸石和高纯氢氧化铝(SB粉，德国CONDEA公司生产，氧化铝含量为74质量％，下同)按20：60：20的干基质量比混合均匀，加入体积比为1：1的硝酸溶液进行混捏，所加硝酸与固体粉料的体积比为1：1.6，挤条成型，120℃干燥2小时，550℃焙烧4小时制得复合沸石载体。

取复合沸石载体20克，用7.5毫升浓度为8.6摩尔/升的氯铂酸溶液浸渍 24小时，120℃干燥4小时，550℃空气中焙烧4小时，用氢气于480℃还原3h，制得催化剂A，其中铂含量为0.32质量％。

实例4

将催化剂A装入小型固定床反应器中，通入表3所示的脱C₇塔塔顶组分进行异构化反应，反应条件为250℃、1.6MPa、进料质量空速1.0h^-1、氢/烃摩尔比2.3，异构化反应结果见表7。

按图1的流程，以表1所示的苯抽余油为原料，依次将其送入脱异己烷塔和脱C₇塔，塔操作条件如表2、表3所示，将脱C₇塔塔顶组分按上述方法进行异构化反应，液相产物全部返回脱异己烷塔，将脱异己烷塔塔顶组分和脱C₇塔塔底组分合并后得到的最终产物的辛烷值见表7。

实例5

按实例4的方法，以表6所示的脱C₇塔塔顶组分为原料进行异构化反应，异构化反应结果见表7。

按图1的流程，以表4所示的苯抽余油为原料，依次将其送入脱异己烷塔和脱C₇塔，塔操作条件如表5、表6所示，将脱C₇塔塔顶组分按所述方法进行异构化反应，异构化反应液相产物全部返回脱异己烷塔。将塔顶组分和塔底组分合并后得到的最终产物辛烷值见表7。

表7

实例6

制备固体超强酸催化剂。

在100g氧氯化锆中加入适量脱离子水配成浓度为25质量％的水溶液，滴加25质量％的浓氨水至溶液pH值为10，将氢氧化锆凝胶转移到高压釜中密闭，于90℃水热处理20h，收集固体物用去离子水洗涤至滤液为中性，110℃干燥 48h制得氢氧化锆。

取上述氢氧化锆80g与20g氢氧化铝(SB粉，德国CONDEA公司生产) 混合均匀，加入120mL的硫酸，浸渍1h，110℃干燥12h，加入3.4g田菁粉、 8mL浓度为63％的硝酸、108g脱离子水，混捏挤条制成直径为1.8mm的条， 110℃干燥12h，600℃焙烧3h得条形载体。

取10g条形载体，用Pt含量为3.77mg/mL的HPtCl₆溶液7.9mL浸渍2h， 120℃干燥12h、550℃焙烧3h，用氢气于480℃还原3h，制得固体超强酸催化剂B，其中含0.32质量％的铂和1.17质量％的硫，载体中含15.6质量％的氧化铝、84.4质量％的氧化锆。

实例7

将催化剂B装入小型固定床反应器中，通入表3所示的脱C₇塔塔顶组分进行异构化反应，反应条件为160℃、1.6MPa、进料质量空速2.0h^-1、氢/烃摩尔比2.3，异构化反应结果见表8。

按图1的流程，以表1所示的苯抽余油为原料，依次将其送入脱异己烷塔和脱C₇塔，塔操作条件如表2、表3所示，将脱C₇塔塔顶组分按上述方法进行异构化反应，液相产物全部返回脱异己烷塔，将脱异己烷塔塔顶组分和脱C₇塔塔底组分合并后得到的最终产物的辛烷值见表8。

实例8

按实例7的方法，以表6所示的脱C₇塔塔顶组分为原料进行异构化反应，异构化反应结果见表8。

按图1的流程，以表4所示的苯抽余油为原料，依次将其送入脱异己烷塔和脱C₇塔，塔操作条件如表5、表6所示，将脱C₇塔塔顶组分按所述方法进行异构化反应，异构化反应液相产物全部返回脱异己烷塔。将塔顶组分和塔底组分合并后得到的最终产物辛烷值见表8。

表8

实例9 制备低温异构化催化剂。

取100g比表面积为217m²/g、总孔体积为0.53cm³/g的γ-氧化铝，加入25g 的浓度为15质量％的硝酸和13g去离子水，挤条成型，120℃干燥12h，500℃ 焙烧6h，得到载体。

取10g上述条形载体，用7.9mL浓度为3.77mg/mL的氯铂酸溶液浸渍2小时，120℃干燥12h，550℃焙烧3h，其中铂含量为0.31质量％。用氢气于400℃ 还原6h，然后向氢气中通入四氯化碳，通四氯化碳的时间为1h，使催化剂中的氯含量为8质量％，得催化剂C。

实例10

将催化剂C装入小型固定床反应器中，通入表3所示的脱C₇塔塔顶组分进行异构化反应，反应条件为130℃、1.6MPa、进料质量空速2.0h^-1、氢/烃摩尔比2.3，异构化反应结果见表9。

按图1的流程，以表1所示的苯抽余油为原料，依次将其送入脱异己烷塔和脱C₇塔，塔操作条件如表2、表3所示，将脱C₇塔塔顶组分按上述方法进行异构化反应，液相产物全部返回脱异己烷塔，将脱异己烷塔塔顶组分和脱C₇塔塔底组分合并后得到的最终产物的辛烷值见表9。

实例11

按实例10的方法，以表6所示的脱C₇塔塔顶组分为原料进行异构化反应，异构化反应结果见表9。

按图1的流程，以表4所示的苯抽余油为原料，依次将其送入脱异己烷塔和脱C₇塔，塔操作条件如表5、表6所示，然后将脱C₇塔塔顶组分按所述方法进行异构化反应，异构化反应液相产物全部返回脱异己烷塔，将塔顶组分和塔底组分合并后得到的最终产物辛烷值见表9。

表9

Claims

1.一种芳烃抽余油的异构化方法，包括如下步骤：

(1)将芳烃抽余油送入脱异己烷塔(2)进行精馏，得到富含双甲基丁烷的塔顶组分，塔底组分进入脱C₇塔(3)进行精馏，塔顶排出富含单甲基戊烷和正己烷的塔顶组分，其中单甲基戊烷和正己烷的含量之和大于95质量％，双甲基丁烷含量小于3.0质量％，塔底排出富含C₇ ⁺的组分，其中正己烷含量小于6质量％，

(2)将脱C₇塔排出的塔顶组分与异构化催化剂接触，在120～280℃、1.0～3.5MPa、氢/烃摩尔比为0.1～6.0的条件下进行异构化反应，

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于将脱异己烷塔顶组分与脱C₇塔塔底组分合并得到高辛烷值汽油产品。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述脱异己烷塔塔顶组分中双甲基丁烷含量为35～50质量％、单甲基戊烷的含量小于30质量％，C₅ ^-烃含量不大于40质量％。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述脱异己烷塔塔底组分中双甲基丁烷含量小于2质量％。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于脱异己烷塔的压力为0.20～0.30MPa，塔顶温度为80～95℃，塔底温度100～115℃。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于脱C₇塔的压力为0.15～0.45MPa，塔顶温度为90～105℃，塔底温度110～140℃。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的芳烃抽余油中C₅ ^-烷烃含量为1～7质量％，C₆烷烃含量为40～80质量％，C₇ ⁺烷烃含量为13～53质量％。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的异构化催化剂包括复合载体和以复合载体为基准计算的含量为0.01～2.0质量％的Ⅷ族金属，所述的复合载体包括10～90质量％的氧化铝和10～90质量％的沸石，所述的沸石选自丝光沸石、Beta沸石、SAPO或EU-1。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的异构化催化剂包括0.01～2.0质量％的Ⅷ族金属和复合沸石载体，所述复合沸石载体由10～90质量％的氧化铝和10～90质量％的复合沸石组成，其中复合沸石为1～99质量％的Beta沸石和1～99质量％的丝光沸石。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的异构化催化剂为固体超强酸催化剂，包括0.05～2质量％的Ⅷ族金属和98-99.95质量％的负载硫酸根的氧化锆载体，催化剂中以硫元素计的硫含量为0.5-4重量％。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的异构化催化剂为固体超强酸催化剂，包括0.05～2质量％的Ⅷ族金属和98～99.95质量％的负载硫酸根的混合氧化物载体，所述混合氧化物载体含15～70质量％的氧化铝和30～85质量％的氧化锆，所述固体超强酸催化剂中以硫元素计的硫含量为0.5-3.5重量％。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的异构化催化剂包括氧化铝载体和以载体为基准计算的含量如下的活性组分：

Ⅷ族金属 0.01～2.0质量％，

氯 1～15质量％。

13.按照权利要求8～12的任意一种方法，其特征在于所述的Ⅷ族金属为铂。

14.按照权利要求1所述的方法，其特征在于(2)步中脱C₇塔排出的塔顶组分与异构化催化剂接触的液体体积空速为1～5h^-1。