CN110898612A - 一种c6烃吸附分离系统 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种C6烃吸附分离系统，从来源不同的C6烃混合物分别提取获得纯度高于99.0％甲基环戊烷、正己烷与甲基环戊烷，其系统包括二级PSA分离装置，其中，第一级PSA分离装置通过采用大孔改性八面沸石极性分离吸附剂与C6烃混合物蒸汽混合，在第一压力条件下，吸附分离A组分，获得高纯B组分，在第二压力条件下，吸附剂吸附的A组分脱附液化，得第一级脱附物富A混合烃。第二级PSA分离装置通过采用5A或MFI型择型分离吸附剂与第一级的脱附物的富A混合烃蒸汽混合，在第一压力条件下，吸附分离B组分，获得高纯A组分，在第二压力条件下，吸附剂吸附的B组分脱附液化，得第二级脱附物。

Description

一种C6烃吸附分离系统
技术领域
本发明涉及PSA吸附分离技术领域，尤其涉及一种C6烃吸附分离系统。
背景技术
工业上甲基环戊烷作为有机溶剂溶解树脂、蜡、沥青、橡胶和干性油。新近发现，甲基环戊烷是良好的制冷剂，可以在无氟环保的制冷设备中替代氟利昂作为制冷工质。正己烷主要用作溶剂，配制黏胶以粘合鞋革或箱包，常用于电子信息产业生产过程的擦拭清洗作业，还有食品制造业的粗油浸出，塑料制造业的丙烯溶剂回收，化学工业的萃取剂，日用化学品生产的花香溶剂萃取等。环己烷用作橡胶、涂料、清漆、光刻胶的溶剂，胶黏剂的稀释剂，油脂、精油的萃取剂。因毒性小，常替代苯用于脱油脂、脱润滑脂和脱漆。此外，中、大规模集成电路、超大规模集成电路生产过程的清洗剂。作为原料用于有机合成制尼龙的单体己二酸、己二胺和己内酰胺、环己醇、环己酮等。
近期(2019年4月)国内市场每吨售价环己烷5200-5300元；正己烷7800元；甲基环戊烷31000元。显然，后者以其高得多的价格表明其极高的经济价值。
这三种C6烃的分子构型，尺寸分子量和沸点见表1：
表1甲基环戊烷、正己烷和环己烷的主要物理性质
Figure BDA0002281263160000011
Figure BDA0002281263160000021
上表的数据可见，这三种C6烃的分子量，甲基环戊烷和环己烷相同，均为84.16，低于正己烷的86.18。三者的沸点正己烷和甲基环戊烷分别是69和71.8℃，差1.8℃，很难用蒸馏方法分离二者。而环己烷的沸点是80.7℃，比其它二个C6烃高9-11℃，尚可精馏分离。
从分子的尺寸上看，环己烷的尺寸(尤其是宽度)均明显大于其它二者，可以通过分子筛的择型吸附在三者的混合液中有可能将尺寸小的正己烷和甲基环戊烷吸附分离，获得纯环己烷。但正己烷和甲基环戊烷的分子尺寸差距较小，用择形分子筛吸附分离比较困难。
石油加工中的芳烃抽余油是正己烷和甲基环戊烷的主要来源。其分子组成与沸点分别如下：碳五组分5.31％(18-36℃)；2-甲基戊烷6.57％(60.3℃)；3-甲基戊烷3.63％(63.3℃)；正己烷8.4％(69℃)；4，4-二甲基1-戊烯0.01％(79℃)；2,2-二甲基戊烷0.03％(79.2℃)；甲基环戊烷29.56％(71.8℃)；2,4-二甲基戊烷0.19％(80.5℃)；苯0.08％(80℃)、碳七及以上组分46.2％(>90℃)。低塔板的分馏操作取70℃左右的馏分即可获得正己烷和甲基环戊烷的混合物，其组成为正己烷22.1％，甲基环戊烷77.9％。由于正已烷的沸点(68.74℃)和甲基环戊烷(71.49℃)的沸点非常接近，采用一般精馏方法很难彻底分离。工业上用共沸精馏的方法，选择甲醇作共沸剂，用水作萃取剂将甲醇萃取出来，以便回收利用。共沸蒸馏方法，可获得纯度99％以上的甲基环戊烷。[2010年第29卷第2期化工进展CHEMICALINDUSTRYANDENGINEERINGPROGRESS，375，2.2OOO年4月Apr.2OOO化学工业与工程CHEMICALINDUST.ANDENGINEEING第17卷第2期Vol.17，No.3，3.]。但水作为萃取剂时回收甲醇又需将水与甲醇的混合液用蒸馏方法分离，除能耗较高外，残存于废水中的有毒的甲醇显然会对环境造成严重的污染问题，生产过程的污水排放不易被各地已普遍执行的严格环保法所允许。
发明内容
本发明的目的在于提供一种C6烃吸附分离系统，用以解决共沸蒸馏法的技术缺陷。
为实现上述目的，本发明提供一种C6烃吸附分离系统，所述系统通过从来源不同的C6烃混合物分别提取获得纯度高于99.0％的甲基环戊烷、正己烷与环己烷，其系统包括二级PSA分离装置，其中，
第一级PSA分离装置通过采用大孔改性八面沸石极性分离吸附剂与C6烃混合物蒸汽混合，在第一压力条件下，吸附分离A组分，获得高纯B组分，在第二压力条件下，吸附剂吸附的A组分脱附液化，得第一级脱附物富A混合烃；
第二级PSA分离装置通过采用5A或MFI型择型分离吸附剂与第一级的脱附物的富A混合烃蒸汽混合，在第一压力条件下，吸附分离B组分，获得高纯A组分，在第二压力条件下，吸附剂吸附的B组分脱附液化，得第二级脱附物；
第二级脱附物与原C6烃混合物混合，重返二级PSA分离装置，重复吸附分离操作。
进一步地，所述第一级PSA分离装置包括：
原料罐，其内存储有待分离的A组分与B组分混合的液体C6烃混合物；
风机，用以将C6烃混合物蒸汽打入吸附塔；
吸附塔，用以装载大孔改性八面沸石极性分离吸附剂，并在吸附塔内进行吸附剂与C6烃混合物混合、吸附及脱附；
第一压力调节阀，其调节所述吸附塔内的压力；
第一往复式柱塞压力调节泵，其将所述吸附塔吸附后的剩余B组分蒸汽吸入，并通过移动活塞使B组分蒸汽进入第一往复式柱塞压力调节泵的第一汽缸内；
还包括第一储罐，其连接有外循环冷却水，通过移动所述第一往复式柱塞压力调节泵的活塞，将其中的B组分蒸汽压进第一储罐中，以使B组分液化。
进一步地，所述第一压力条件为0.01-0.10MP。
进一步地，所述吸附塔在第一压力条件下，吸附剂吸附C6烃混合物中的A组分后剩余的高纯B组分蒸汽进入所述第一往复式柱塞压力调节泵的第一汽缸中，所述吸附塔中所装吸附剂吸附A组分达到饱和前，关闭所述第一压力调节阀，同时打开连接有外循环冷却水的所述第一储罐，移动所述第一往复式柱塞压力调节泵的活塞，将其中的B组分压进所述第一储罐中，液态储存。
进一步地，所述第一级PSA分离装置还包括：
真空泵，其将所述吸附塔内的压力降至第二压力条件范围内；
第二压力调节阀，其用以调节所述吸附塔的压力；
第二往复式柱塞压力调节泵，吸入C6混合烃中被脱附的A组分与吸附塔残留在吸附剂死空间少量的A和B混合蒸汽，并通过移动活塞使此富A混合烃蒸汽进入第二往复式柱塞压力调节泵的第二汽缸内；
第二储罐，其连接有外循环冷却水，通过移动第二往复式柱塞压力调节泵的活塞，将其中的富A混合烃蒸汽压进第二储罐中，以使富A混合烃蒸汽液化，得第一级脱附物并储存。
进一步地，第二压力条件为0.001-0.002MP。
进一步地，启动所述真空泵，用所述第二压力调节阀将所述吸附塔的压力降到所述第二压力条件0.001-0.002MP，被所述吸附塔中的吸附剂吸附的C6烃混合物中的A组分便被脱附出来与吸附塔残留在吸附剂死空间少量的A和B混合蒸汽同时被排入第二往复式柱塞压力调节泵中，移动其活塞让该混合组分蒸汽进入第二往复式柱塞压力调节泵的第二汽缸中，打开连接有外循环冷却水的所述第二储罐，移动所述第二往复式压力调节泵的活塞，将其中的富A混合烃蒸汽压进所述第二储罐中，富A混合烃蒸汽冷却为液态储存于其中，得第一级脱附物并储存。
进一步地，所述第二级PSA分离装置与所述第一级的PSA分离装置相同，但是，
原料罐中的C6烃混合物来自所述第一级PSA分离装置的第一级脱附物；
吸附塔装载的是5A或MFI型择型分离吸附剂，吸附第一级脱附物中的B组分；
第一储罐中获得的是高纯A组份并储存；
第二储罐中获得第二级脱附物并储存。
进一步地，第二级PSA分离装置的第一压力条件和第二压力条件与第一级PAS分离装置相同。
进一步地，第二级脱附物与原C6烃混合物混合，作为新的C6烃混合物重返所述二级PSA分离装置，重复吸附分离操作。
尤其，本发明提出的以二级PSA分离装置作为从来源不同的C6烃混合物分别提取获得纯度高于99.0％的甲基环戊烷、正己烷的变压吸附(PSA)分离系统替代共沸蒸馏法，是因混合气体或蒸汽PSA吸附分离单次吸附/脱附循环可在数分钟内完成的可连续进行的等温过程，无废水废气排放、高效低能耗的成熟工业分离方法。
尤其，本发明提出用二级PSA吸附分离装置对芳烃抽余油分馏出的低沸点C6馏分(其组成为正己烷22.1％-A组分，甲基环戊烷77.9％-富B组分)进行分离、分别提取获得纯度高于99.0％甲基环戊烷与99.0％的正己烷；其中，第一级PSA吸附分离用本发明提出的A型改性大孔八面沸石(沸石窗口孔径7A)为极性分离吸附剂，该吸附剂的阳离子对极性不同的正己烷和甲基环戊烷的吸附能力有明显的差别(见图1中上右)，其分离系数在2.4-3.5范围。经第一级PSA吸附分离获得脱余油是高纯甲基环戊烷，其C6吸余油的组成为正己烷85-90％，甲基环戊烷为10-15％，此吸余油再经5A分子筛择形吸附剂的第二级PSA吸附分离将正己烷纯度提高到99.0％以上。第一级PSA吸附分离的原理是甲基环戊烷动力学直径大于5A(CaA)分子筛的窗口直径，其吸附量明显低于正己烷[ICSST’2007 THEMES：3Adsorption，Chromatography，Ion Adsorption equilibrium of C6 fraction on 5Azeolite]，经第二级PSA吸附吸附分离后的C6吸余油甲基环戊烷含量得以提至80％以上，可以回到二级PSA吸附分离系统获得高纯甲基环戊烷。
尤其，本发明提出用二级PSA吸附分离装置对煤液化轻质油C6烃混合物(其组成为甲基环戊烷13.8％、环己烷86.2％)。其中，第1级PSA吸附分离使用B型改性大孔八面沸石(FAU型结构)极性分离沸石吸附剂，第2级PSA吸附分离使用MFI型(ZSM-5)分子筛疏水硅沸石择形分离吸附剂。甲基环戊烷的沸点比环己烷低近9℃，因此，在理论塔板数60的精馏塔回流比9的条件下在塔顶即可获得纯度大于98％的甲基环戊烷，再进一步用本发明的B型改性大孔八面沸石分子筛极性分离吸附剂PSA吸附精制可获得纯度大于99.5％的甲基环戊烷。B型改性大孔八面沸石极性分离吸附剂的甲基环戊烷和环己烷的吸附等温线(见图2)显示，二者的分离系数可高达3-10。PSA极性吸附分离甲基环戊烷后的C6吸余油中环己烷的含量约为96-97％，MFI型硅沸石吸附剂的结构孔径5.6A，难以吸附环己烷分子而特别容易吸附甲基环戊烷。本发明第二级PSA吸附分离以该型疏水硅沸石吸附剂吸附纯化除去其中少量的甲基环戊烷精制后，即可获得纯度99.5％以上的环己烷。
附图说明
图1为本发明的芳烃抽余油PSA分离流程图；
图2为本发明的煤液化轻质油分离流程图；
图3为本发明的C6烃吸附分离系统的装置示意图。
其中标记为原料罐1、风机2、吸附塔3、第一压力调节阀4、第一往复式柱塞压力调节泵5、第一储罐6、真空泵7、第二压力调节阀8、第二往复式柱塞压力调节泵9、第二储罐10。
具体实施方式
以下结合附图，对本发明上述的和另外的技术特征和优点作更详细的说明。
参阅图1-3所示，本发明实施例提供一种C6烃吸附分离系统，系统通过从来源不同的C6烃混合物分别提取获得纯度高于99.0％的甲基环戊烷、正己烷与环己烷，系统包括二级PSA分离装置，其中，
第一级PSA分离装置通过采用大孔改性八面沸石极性分离吸附剂与C6烃混合物蒸汽混合，在第一压力条件下，吸附分离A组分，获得高纯B组分，在第二压力条件下，吸附剂吸附的A组分脱附液化，得第一级脱附物富A混合烃；
第二级PSA分离装置通过采用5A或MFI型择型分离吸附剂与第一级的脱附物的富A混合烃蒸汽混合，在第一压力条件下，吸附分离B组分，获得高纯A组分，在第二压力条件下，吸附剂吸附的B组分脱附液化，得第二级脱附物；
第二级脱附物与原C6烃混合物混合，重返二级PSA分离装置，重复吸附分离操作。
参阅图3所示，本实施例的分离装置包括：
第一级PSA分离装置：
原料罐1，其内存储有待分离的A组分与B组分混合的液体C6烃混合物；
风机2，用以将C6烃混合物蒸汽打入吸附塔；
吸附塔3，用以装载大孔改性八面沸石极性分离吸附剂，并在吸附塔内进行吸附剂与C6烃混合物混合、吸附及脱附；
第一压力调节阀4，其调节吸附塔3内的压力；
第一往复式柱塞压力调节泵5，其将吸附塔3吸附后的剩余B组分蒸汽吸入，并通过移动活塞使B组分蒸汽进入第一往复式柱塞压力调节泵的第一汽缸内；
还包括第一储罐6，其连接有外循环冷却水，通过移动第一往复式柱塞压力调节泵的活塞，将其中的B组分蒸汽压进第一储罐中，以使B组分液化；
真空泵7，其将吸附塔内的压力降至第二压力条件范围内；
第二压力调节阀8，其用以调节吸附塔的压力；
第二往复式柱塞压力调节泵9，吸入C6混合烃中被脱附的A组分便与吸附塔残留在吸附剂死空间少量的A和B混合蒸汽，并通过移动活塞使此富A混合烃蒸汽进入第二往复式柱塞压力调节泵的第二汽缸内；
第二储罐10，其连接有外循环冷却水，通过移动第二往复式柱塞压力调节泵的活塞，将其中的富A混合烃蒸汽压进第二储罐中，以使富A混合烃蒸汽液化，得第一级脱附物并储存。
具体而言，进行PSA分离的过程如下：第一级PSA分离：原料罐1中待分离的二组分(A与富B)液体C6烃混合物，用风机2将其蒸汽打入装有改性大孔八面沸石极性分离吸附剂或5A或MFI型择型分离吸附剂的吸附塔3中，在室温下，C6烃混合物蒸汽进入吸附塔。调第一压力调节阀4调节进入吸附塔3的C6混合烃蒸汽压至A与B组分分离效果最佳的蒸汽压，即第一压力条件0.01-0.10MP。此时，吸附塔3中的吸附剂吸附了C6混合烃中的A组分后剩余的高纯B组分蒸汽进入第一往复式柱塞压力调节泵5，移动其活塞让高纯B蒸汽进入第一往复式柱塞压力调节泵5的第一汽缸中。吸附塔3中所装吸附剂吸附A组分达到饱和前，关闭第一压力调节阀4，同时打开连接有外循环冷却水的第一储罐6，移动往复式压力调节泵5的活塞，将其中的高纯B组分压进第一储罐6中，该蒸汽即可冷却为液态储存于其中。至此完成了PSA吸附分离过程获得高纯B组分的吸附过程。
启动真空泵7，用压力调节阀8将吸附塔3中的压力降到第二压力条件0.001-0.002MP低压状态。此时，被吸附塔3中的吸附剂吸附的C6烃中的A组分便被脱附出来与吸附塔3内残留在吸附剂死空间少量的A和B混合蒸汽同时被排入第二往复式柱塞压力调节泵9中，移动其活塞让该混合组分蒸汽进入第二往复式柱塞压力调节泵9的第二汽缸中。同时打开连接有外循环冷却水的第二储罐10，移动往复式压力调节泵9的活塞，将其中的富集了A组分的混合C6蒸汽压进第二储罐10中，该富A混合C6烃蒸汽即可冷却为液态储存于其中。至此完成了第一级PSA吸附分离过程脱附过程。
第二级PSA分离，其装置与第一级分离过程相同，但是，
原料罐中的C6烃混合物来自第一级PSA分离装置的第一级脱附物改性大孔八面沸石极性分离吸附剂；第二级的混合C6烃来自第一级的脱附物，即第一级PSA分离后储罐10中的富A混合C6烃，；
吸附塔3装载的是5A或MFI型择型分离吸附剂，吸附第一级脱附物中的B组分；
第一储罐6中获得的是高纯A组份并储存；
第二储罐10中获得第二级脱附物并储存。
具体而言，第二级PSA分离装置的第一压力条件和第二压力条件与第一级PAS分离装置相同。
具体而言，第二级脱附物可与原C6烃混合物混合，作为新的C6烃混合物重返二级PSA分离装置，重复吸附分离操作，即可将二组分混合C6烃全部分离获得纯A和纯B C6烃产品。
具体而言，本发明提出的以二级PSA分离装置作为从来源不同的C6烃混合物分别提取获得纯度高于99.0％的甲基环戊烷、正己烷变压吸附(PSA)分离系统替代共沸蒸馏法，是因混合气体或蒸汽PSA吸附分离单次吸附/脱附循环可在数分钟内完成的可连续进行的等温过程，无废水废气排放、高效低能耗的成熟工业分离方法。
具体而言，本发明提出用二级PSA吸附分离装置对芳烃抽余油分馏出的低沸点C6馏分(其组成为正己烷22.1％-A组分，甲基环戊烷77.9％-富B组分)进行分离，分别提取获得纯度高于99.0％甲基环戊烷与99.0％的正己烷。第一级PSA吸附分离用本发明提出的A型改性大孔八面沸石(沸石窗口孔径7A)为极性分离吸附剂。该吸附剂的阳离子对极性不同的正己烷和甲基环戊烷的吸附能力有明显的差别(见图1中上右)，其分离系数在2.4-3.5范围。经第一级PSA吸附分离获得脱余油是高纯甲基环戊烷，其C6吸余油的组成为正己烷85-90％，甲基环戊烷为10-15％，此吸余油再经5A分子筛择形吸附剂的第二级PSA吸附分离将正己烷纯度提高到99.0％以上。其原理是甲基环戊烷动力学直径大于5A(CaA)分子筛的窗口直径，其吸附量明显低于正己烷[ICSST’2007 THEMES：3 Adsorption，Chromatography，Ion Adsorption equilibrium of C6 fraction on 5A zeolite]，经第二级PSA吸附吸附分离后的C6吸余油甲基环戊烷含量得以提至80％以上，可以回到第一级PSA吸附分离系统获得高纯甲基环戊烷。
具体而言，本发明提出用二级PSA吸附分离装置对煤液化轻质油C6烃混合物(其组成为甲基环戊烷13.8％、环己烷86.2％)。第1级PSA吸附分离使用B型改性大孔八面沸石(FAU型结构)极性分离沸石吸附剂，第2级PSA吸附分离使用MFI型(ZSM-5)分子筛疏水硅沸石择形分离吸附剂。甲基环戊烷的沸点比环己烷低近9℃，因此，在理论塔板数60的精馏塔回流比9的条件下在塔顶即可获得纯度大于98％的甲基环戊烷，再进一步用本发明的B型改性大孔八面沸石分子筛极性分离吸附剂PSA吸附精制可获得纯度大于99.5％的甲基环戊烷。B型改性大孔八面沸石极性分离吸附剂的甲基环戊烷和环己烷的吸附等温线(见图2)显示，二者的分离系数可高达3-10。PSA极性吸附分离甲基环戊烷后的C6吸余油中环己烷的含量约为96-97％。MFI型硅沸石吸附剂的结构孔径5.6A，难以吸附环己烷分子而特别容易吸附甲基环戊烷。本发明第二级PSA吸附分离以该型疏水硅沸石吸附剂吸附纯化除去其中少量的甲基环戊烷精制后，即可获得纯度99.5％以上的环己烷。
实施例
实施例1
使用本实施例的一种C6烃吸附分离系统对芳烃抽余油C6烃混合物分馏出的低沸点C6馏分，其组成为正己烷22.1％-A组分，甲基环戊烷77.9％-富B组分。芳烃抽余油C6烃混合物分离流程图示于图1，采用如图3所示的C6烃吸附分离系统装置和流程。第一级PSA吸附分离用本发明提出的A型改性大孔八面沸石(沸石窗口孔径7A)为极性分离吸附剂。该吸附剂的阳离子对极性不同的正己烷和甲基环戊烷的吸附能力有明显的差别(见图1中上右)，其分离系数在2.4-3.5范围。经第一级PSA吸附分离获得脱余油是高纯甲基环戊烷，其C6吸余油的组成为正己烷85-90％，甲基环戊烷为10-15％，此吸余油再经5A分子筛择形吸附剂的第二级PSA吸附分离将正己烷纯度提高到99.0％以上。其原理是甲基环戊烷动力学直径大于5A(CaA)分子筛的窗口直径，其吸附量明显低于正己烷[ICSST’2007THEMES：3Adsorption，Chromatography，Ion Adsorption equilibrium of C6 fractionon 5Azeolite]，经第二级PSA吸附吸附分离后的C6吸余油甲基环戊烷含量得以提至80％以上，可以回到第一级PSA吸附分离系统获得高纯甲基环戊烷。最终，分别提取获得纯度高于99.0％甲基环戊烷与99.0％的正己烷。
实施例2
使用本实施例的一种C6烃吸附分离系统对将煤液化轻质油预精馏获得的C6组分，组成为甲基环戊烷13.8％、环己烷86.2％。分离流程图示于图2，C6烃吸附分离系统装置和流程与实施例1相同。
因甲基环戊烷的沸点比环己烷低近9℃，因此，该煤液化轻质油C6烃混合物用一般精馏技术在理论塔板数60的精馏塔回流比9的条件下预蒸馏，在塔顶即可获得纯度大于98％的甲基环戊烷，再进一步用本发明的B型改性大孔八面沸石分子筛极性分离吸附剂的PSA吸附精制可获得纯度大于99.5％的甲基环戊烷。B型改性大孔八面沸石极性分离吸附剂的甲基环戊烷和环己烷的吸附等温线显示，二者的分离系数可高达3-10。PSA吸附分离甲基环戊烷后的C6吸余油中环己烷的含量约为96-97％，脱附液的甲基环戊烷纯度提高至99.5％。
MFI型硅沸石吸附剂的结构孔径5.6A，难以吸附环己烷分子而特别容易吸附甲基环戊烷。本发明第二级PSA以该型疏水硅沸石吸附剂吸附纯化除去其中少量的甲基环戊烷精制后，其吸余油即可获得纯度99.5％以上的环己烷。最终，分别分离获得99.5％的甲基环戊烷和99.5％环己烷。
上述详细说明是针对本发明其中之一可行实施例的具体说明，该实施例并非用以限制本发明的专利范围，凡未脱离本发明所为的等效实施或变更，均应包含于本发明技术方案的范围内。

Claims (10)

1.一种C6烃吸附分离系统，其特征在于，所述系统通过从来源不同的C6烃混合物分别提取获得纯度高于99.0％的甲基环戊烷、正己烷与环己烷，所述系统包括二级PSA分离装置，其中，
第一级PSA分离装置通过采用大孔改性八面沸石极性分离吸附剂与C6烃混合物蒸汽混合，在第一压力条件下，吸附分离A组分，获得高纯B组分，在第二压力条件下，吸附剂吸附的A组分脱附液化，得第一级脱附物富A混合烃；
第二级PSA分离装置通过采用5A或MFI型择型分离吸附剂与第一级的脱附物的富A混合烃蒸汽混合，在第一压力条件下，吸附分离B组分，获得高纯A组分，在第二压力条件下，吸附剂吸附的B组分脱附液化，得第二级脱附物；
第二级脱附物与原C6烃混合物混合，重返二级PSA分离装置，重复吸附分离操作。
2.根据权利要求1所述的C6烃吸附分离系统，其特征在于，所述第一级PSA分离装置包括：
原料罐，其内存储有待分离的A组分与B组分混合的液体C6烃混合物；
风机，用以将C6烃混合物蒸汽打入吸附塔；
吸附塔，用以装载大孔改性八面沸石极性分离吸附剂，并在吸附塔内进行吸附剂与C6烃混合物混合、吸附及脱附；
第一压力调节阀，其调节所述吸附塔内的压力；
第一往复式柱塞压力调节泵，其将所述吸附塔吸附后的剩余B组分蒸汽吸入，并通过移动活塞使B组分蒸汽进入第一往复式柱塞压力调节泵的第一汽缸内；
还包括第一储罐，其连接有外循环冷却水，通过移动所述第一往复式柱塞压力调节泵的活塞，将其中的B组分蒸汽压进第一储罐中，以使B组分液化。
3.根据权利要求2所述的C6烃吸附分离系统，其特征在于，所述第一压力条件为0.01-0.10MP。
4.根据权利要求2所述的C6烃吸附分离系统，其特征在于，所述吸附塔在第一压力条件下，吸附剂吸附C6烃混合物中的A组分后剩余的高纯B组分蒸汽进入所述第一往复式柱塞压力调节泵的第一汽缸中，所述吸附塔中所装吸附剂吸附A组分达到饱和前，关闭所述第一压力调节阀，同时打开连接有外循环冷却水的所述第一储罐，移动所述第一往复式柱塞压力调节泵的活塞，将其中的B组分压进所述第一储罐中，液态储存。
5.根据权利要求1所述的C6烃吸附分离系统，其特征在于，所述第一级PSA分离装置还包括：
真空泵，其将所述吸附塔内的压力降至第二压力条件范围内；
第二压力调节阀，其用以调节所述吸附塔的压力；
第二往复式柱塞压力调节泵，吸入C6混合烃中被脱附的A组分与吸附塔残留在吸附剂死空间少量的A和B混合蒸汽，并通过移动活塞使此富A混合烃蒸汽进入第二往复式柱塞压力调节泵的第二汽缸内；
第二储罐，其连接有外循环冷却水，通过移动第二往复式柱塞压力调节泵的活塞，将其中的富A混合烃蒸汽压进第二储罐中，以使富A混合烃蒸汽液化，得第一级脱附物并储存。
6.根据权利要求5所述的C6烃吸附分离系统，其特征在于，第二压力条件为0.001-0.002MP。
7.根据权利要求5所述的C6烃吸附分离系统，其特征在于，启动所述真空泵，用所述第二压力调节阀将所述吸附塔的压力降到所述第二压力条件0.001-0.002MP，被所述吸附塔中的吸附剂吸附的C6烃混合物中的A组分便被脱附出来与吸附塔残留在吸附剂死空间少量的A和B混合蒸汽同时被排入第二往复式柱塞压力调节泵中，移动其活塞让该混合组分蒸汽进入第二往复式柱塞压力调节泵的第二汽缸中，打开连接有外循环冷却水的所述第二储罐，移动所述第二往复式压力调节泵的活塞，将其中的富A混合烃蒸汽压进所述第二储罐中，富A混合烃蒸汽冷却为液态储存于其中，得第一级脱附物并储存。
8.根据权利要求1所述的C6烃吸附分离系统，其特征在于，所述第二级PSA分离装置与所述第一级的PSA分离装置相同，但是，
原料罐中的C6烃混合物来自所述第一级PSA分离装置的第一级脱附物；
吸附塔装载的是5A或MFI型择型分离吸附剂，吸附第一级脱附物中的B组分；
第一储罐中获得的是高纯A组份并储存；
第二储罐中获得第二级脱附物并储存。
9.根据权利要求8所述的C6烃吸附分离系统，其特征在于，所述第二级PSA分离装置的第一压力条件和第二压力条件与第一级PAS分离装置相同。
10.根据权利要求1所述的C6烃吸附分离系统，其特征在于，第二级脱附物与原C6烃混合物混合，作为新的C6烃混合物重返所述二级PSA分离装置，重复吸附分离操作。
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