CN109970503B - 一种对二甲苯粗品的精制方法及精制系统 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种对二甲苯粗品的精制方法和精制系统。所述精制方法至少包括以下步骤：（1）将对二甲苯粗品作为分离进料进行第一分离，获得对二甲苯富流股和对二甲苯贫流股，（2）将所述步骤（1）重复进行(n‑1)次，每一次分别以其上一个步骤所获得的对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得相应编号的对二甲苯富流股和相应编号的对二甲苯贫流股，其中数值n代表2以上的任意正整数，和（3）将所述第1个至第n个对二甲苯富流股中的两个或更多个联合进行第二分离，获得对二甲苯和第一分离残料。所述精制方法比如具有增产对二甲苯的优点。
Description
技术领域
本发明涉及烃的精制方法，特别是对二甲苯粗品的精制方法。本发明还涉及相应的精制系统。
背景技术
对二甲苯是一种基础有机化工产品，工业上主要以C8芳烃为原料通过分离而获得。所谓C8芳烃，通常指的是乙苯或者二甲苯的各种异构体，比如对二甲苯、间二甲苯和邻二甲苯，但更通常指的是这些化合物中两种或多种的混合物。这些化合物的物理性能和化学性能相近，表1反映了各化合物在常压下的沸点。从该表1可以看出，对二甲苯和乙苯的沸点相差2℃，对二甲苯和间二甲苯的沸点相差约1℃，要实现相互间的完全的、有效的分离，需要大回流比，多塔板数，并消耗很高能量。鉴于市场对对二甲苯和邻二甲苯的需求比乙苯和间二甲苯的需求大得多，而且邻二甲苯与其它化合物的沸点相差5-8℃，所以工业上通常希望联产对二甲苯和邻二甲苯，同时希望以C8芳烃为原料最大化生产对二甲苯和邻二甲苯，从而进一步降低能耗，提高整体效益。
表1
| 化合物 | 沸点（℃） |
| 邻二甲苯 | 144.42 |
| 间二甲苯 | 139.10 |
| 对二甲苯 | 138.35 |
| 乙苯 | 136.20 |
为此，工业上通常采用精馏法来分离邻二甲苯，采用吸附法或结晶法来分离对二甲苯。但是，在以C8芳烃为原料最大化生产对二甲苯和邻二甲苯时，存在几大技术难点需要克服。一是各化合物的沸点相近，难分离。二是吸附剂对各化合物的吸附选择性强弱不同，吸附空间有限则决定了很难提高对二甲苯的吸附收率。在通常情况下，向吸附分离单元进料的绝大部分是C8芳烃，其余为C8+非芳烃及少量甲苯。已知的是，吸附剂对对二甲苯的选择性吸附能力最强，并且对各化合物的吸附选择性强弱排序为：甲苯>乙苯>邻二甲苯>间二甲苯>C8+非芳烃。从该强弱排序可以看出：甲苯含量虽小，但是极易占据吸附剂有效吸附空间，对吸附剂的吸附能力产生不利影响。三是C8芳烃中各化合物的浓度由热力学平衡决定，如果没有采取特殊的工艺方法，很难打破该热力学平衡，从而改变各化合物的浓度分布。因此，研发不同的分离方法，突破上述三大技术难点，提高对二甲苯和邻二甲苯的联产收率，或者提高对二甲苯的生产效率，是现有技术不断追求的目标。
CN201510864868.0公开了一种从二甲苯混合物中分离对二甲苯的方法，包括以下步骤：a）催化加氢；b）精馏分离；c）脱氢反应；d）分离提纯。催化加氢过程中使用的金属-改性分子筛催化剂具有将邻二甲苯、间二甲苯、乙苯选择异构化生成对二甲苯的功能，从而可以有效地增产对二甲苯。
CN200880014729.7公开了一种生产对二甲苯的方法，包括将具有C8烃和C9+烃的C8+进料在结晶条件下提供至结晶单元以生产具有基于对二甲苯富集料流的重量的至少99.5wt%的对二甲苯浓度的对二甲苯富集料流，其中C8+进料具有基于在C8+进料中的二甲苯的总重量的至少70wt%的对二甲苯浓度，其中的C8+进料具有基于C8+进料的总重在1wppm到10wt%范围的C9+烃浓度。
发明内容
本发明的发明人发现，现有技术大多旨在通过结合物理强化和化学反应，在芳烃物料处理的不同阶段，通过进一步将甲苯或C9物料转化而多产对二甲苯，进而打破热力学平衡，增加对二甲苯收率。但是，由于通过这些方式增产对二甲苯的难度较大，需要添加催化剂和单元设备才能实现，这必然会增加生产过程的单位产品能耗和操作成本。
本发明的发明人还发现，通过串联至少两个对二甲苯预富集步骤，就可以突破前文所述的三大技术难点之一或其全部，并由此完成了本发明。
具体而言，本发明首先涉及一种对二甲苯粗品的精制方法，其至少包括以下步骤：（1）将对二甲苯粗品作为分离进料进行第一分离，获得对二甲苯富流股和对二甲苯贫流股，（2）将所述步骤（1）重复进行(n-1)次，每一次分别以其上一个步骤所获得的对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得相应编号的对二甲苯富流股和相应编号的对二甲苯贫流股，和（3）将所述第1个至第n个对二甲苯富流股中的两个或更多个联合进行第二分离，获得对二甲苯和第一分离残料。
本发明还涉及相应的对二甲苯粗品的精制系统。
附图说明
图1示意性地说明了现有技术涉及的对二甲苯粗品的精制方法。
图2示意性地说明了本发明一个实施方案涉及的对二甲苯粗品的精制方法。
图3示意性地说明了本发明另一个实施方案涉及的对二甲苯粗品的精制方法。
图4示意性地说明了本发明另一个实施方案涉及的对二甲苯粗品的精制方法。
技术效果
根据本发明的精制方法和精制系统，至少能够实现如下技术效果中的一个，或者在优选的情况下，至少能够同时实现如下技术效果中的两个或更多个。
（1）可以降低精制方法和精制系统的生产操作成本。
（2）通过偶联至少两个对二甲苯预富集步骤，可以获得对二甲苯含量超过平衡浓度（约21wt%）的流股。该流股进入对二甲苯精制步骤，可以获得更高产率的对二甲苯，同时在联产对二甲苯和邻二甲苯的情况下，也可以增加邻二甲苯的产量。
（3）通过偶联至少两个对二甲苯预富集步骤，在联产对二甲苯和邻二甲苯的情况下，可以使邻二甲苯在后续步骤中更容易分离。也即在低能耗条件下，一方面可以增加邻二甲苯的分离程度，由此提高邻二甲苯产量（比如可以提高30-50wt%），另一方面可以使进入对二甲苯精制步骤的流股中邻二甲苯的含量降低，在减少该对二甲苯精制步骤的物料循环量（比如可以降低30-40wt%）的同时，使对二甲苯含量相对增加（比如可以增加1-6wt%），由此可以改善对二甲苯生产效率，同时有效降低生产操作能耗。特别地，如果对二甲苯含量相对增加，在该对二甲苯精制步骤按照吸附分离方式进行操作时，可以使有限吸附空间的吸附剂对对二甲苯组分的吸附选择性增强，由此提高对二甲苯吸附收率。
（4）在维持对二甲苯精制步骤的物料循环量与现有技术相当的情况下，可以增加整个精制方法和精制系统的物料处理量（比如可以增加30-70wt%），由此可以相应增加对二甲苯产量（比如可以增加10-15wt%），同时邻二甲苯产量可以实现进一步增加，比如可以达到40-70wt%。
具体实施方式
下面对本发明的具体实施方式进行详细说明，但是需要指出的是，本发明的保护范围并不受这些具体实施方式的限制，而是由附录的权利要求书来确定。
本领域技术人员应理解本申请中论述的实施方案不代表由本公开内容实施的所有可能的方法或设备。这些方法和设备及加工步骤的实例是，但不限于，精馏塔，分馏塔，换热器，泵阀门，压力/温度计和用于工艺控制的方法和步骤。虽然对于理解本申请本质不被需要的这些设备、装置和步骤没有在附图中显示，但是一些说明本公开内容的各个方面。另外，根据工艺要求，可能一些设备放置于工艺中不同的位置。
本说明书提到的所有出版物、专利申请、专利和其它参考文献全都引于此供参考。除非另有定义，本说明书所用的所有技术和科学术语都具有本领域技术人员常规理解的含义。在有冲突的情况下，以本说明书的定义为准。
当本说明书以词头“本领域常规使用”、“本领域常规已知”或其类似用语来导出材料、物质、方法、步骤、装置或部件等时，该词头导出的对象涵盖本申请提出时本领域常规使用或已知的那些，但也包括目前还不常用或还不普遍知道，却将变成本领域公认为适用于类似目的的那些。
在本申请发明的上下文中，沸点、沸程（有时也称为馏程）、切割温度、终馏点和初馏点或者类似的物性参数均指的是常压（101325Pa）下的测量值。
在本申请发明的上下文中，压力均指的是绝对压力，除非另有特别说明。
在本申请发明的上下文中，表述“C8+”和“C9+”分别指的是含有8个以上碳原子和含有9个以上碳原子，其他表述也可以类似理解。
在本申请发明的上下文中，术语“对二甲苯富流股”指的是该流股中对二甲苯的含量与其相应的分离进料中对二甲苯的含量相比增加（比如增加至少0.5wt%、至少1wt%、至少5wt%或者至少10wt%，但本发明并不限于此），而“对二甲苯贫流股”指的是该流股中对二甲苯的含量与其相应的分离进料中对二甲苯的含量相比减少（比如减少至少0.5wt%、至少1wt%、至少5wt%或者至少10wt%，但本发明并不限于此）。
在本申请发明的上下文中，术语“对二甲苯粗品”指的是对二甲苯纯度不符合预期要求而需要通过精制来提高对二甲苯含量的任何对二甲苯产品，特别是对二甲苯工业粗品。
在本申请发明的上下文中，表述“上一个”或者“下一个”按照其通常的含义进行理解，分别指的是“紧邻上一个”或者“紧邻下一个”。举例而言，整数数字3是整数数字2的紧邻下一个整数数字。
在本申请发明的上下文中，表述“C7以下”指的是含有7个以下的碳原子。为此，表述“C7以下杂质”特别指的是具有7个以下碳原子的烃或其混合物。
在本申请发明的上下文中，表述“联合”指的是两种或多种物料或者流股在同一个处理空间（更具体比如吸附分离装置或者异构化反应器）内进行同样的处理（更具体比如吸附分离或者异构化反应）。为此，这些物料或者流股可以预先彼此混合，然后再进料到所述同一个处理空间中，也可以分别进料到所述同一个分离空间中，或者两种方式的任意组合。
在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的所有百分数、份数、比率等都是以重量为基准的，除非以重量为基准时不符合本领域技术人员的常规认识。
需要特别说明的是，在本说明书的上下文中公开的两个或多个方面（或实施方式）可以彼此任意组合，由此而形成的技术方案（比如方法或系统）属于本说明书原始公开内容的一部分，同时也落入本发明的保护范围之内。
根据本发明的一个方面，涉及一种对二甲苯粗品的精制方法。
根据本发明的一个方面，所述对二甲苯粗品的精制方法至少包括以下步骤（1）至步骤（3）。
步骤（1）：将对二甲苯粗品作为分离进料进行第一分离，获得对二甲苯富流股（以下称为第1个对二甲苯富流股）和对二甲苯贫流股（以下称为第1个对二甲苯贫流股）。
根据本发明的一个方面，所述对二甲苯粗品除了包含对二甲苯之外，还可以进一步含有选自苯、甲苯、邻二甲苯、C8+非芳烃和C9+芳烃中的一种或多种作为杂质，特别是含有邻二甲苯。具体举例而言，所述对二甲苯粗品中对二甲苯的含量一般为5-50wt%，优选15-30wt%，余量为所述杂质。或者，所述对二甲苯粗品在进一步含有邻二甲苯时，所述邻二甲苯的含量一般为5-50wt%，优选15-30wt%。
步骤（2）：将所述步骤（1）重复进行(n-1)次，每一次分别以其上一个步骤所获得的对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得相应编号的对二甲苯富流股和相应编号的对二甲苯贫流股。
根据本发明，将步骤（1）和步骤（2）合在一起统称为对二甲苯预富集步骤。
根据本发明的一个方面，在步骤（2）中，所述数值n代表2以上的任意正整数，优选代表从2至15范围内的任意正整数，比如2、3、4、5、6或者7。
根据本发明的一个方面，具体举例而言，当n=2时，所述步骤（2）比如可以包括以下步骤：
步骤（2-1）：将所述第1个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第2个对二甲苯富流股和第2个对二甲苯贫流股。
根据本发明的一个方面，具体举例而言，当n=3时，所述步骤（2）比如可以包括以下步骤：
步骤（2-1）：将所述第1个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第2个对二甲苯富流股和第2个对二甲苯贫流股，和
步骤（2-2）：将所述第2个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第3个对二甲苯富流股和第3个对二甲苯贫流股。
根据本发明的一个方面，具体举例而言，当n=4时，所述步骤（2）比如可以包括以下步骤：
步骤（2-1）：将所述第1个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第2个对二甲苯富流股和第2个对二甲苯贫流股，
步骤（2-2）：将所述第2个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第3个对二甲苯富流股和第3个对二甲苯贫流股，和
步骤（2-3）：将所述第3个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第4个对二甲苯富流股和第4个对二甲苯贫流股。
根据本发明的一个方面，在所述对二甲苯预富集步骤中，从所述第1个对二甲苯富流股至所述第n个对二甲苯富流股，对二甲苯的含量依次降低。作为所述降低幅度，只要是根据本领域技术人员的常规判断，已经达到“降低”的程度即可，并没有特别的限定，但具体举例而言，一般为0.1-50wt%，优选0.5-10wt%。
根据本发明的一个方面，在所述对二甲苯预富集步骤中，从所述第1个对二甲苯富流股至所述第n-1个对二甲苯富流股，每一个流股中对二甲苯的重量占其相应的分离进料中对二甲苯的重量的99wt%以下、97wt%以下、95wt%以下或者92wt%以下，但在70wt%以上、75wt%以上、80wt%以上、85wt%以上或者88wt%以上。
根据本发明的一个方面，在所述对二甲苯预富集步骤中，第n个对二甲苯富流股中对二甲苯的重量占其相应的分离进料中对二甲苯的重量的99.9wt%以下、99.5wt%以下、99wt%以下或者98.5wt%以下，但在90wt%以上、92wt%以上、95wt%以上或者97wt%以上。
根据本发明的一个方面，在所述对二甲苯预富集步骤中，从所述第1个对二甲苯贫流股至所述第n-1个对二甲苯贫流股，每一个流股中对二甲苯的重量百分含量为15wt%以下、12wt%以下、10wt%以下、8wt%以下、6wt%以下或者5wt%以下，但在0.5wt%以上、1wt%以上、1.5wt%以上或者2.0wt%以上。
根据本发明的一个方面，在所述对二甲苯预富集步骤中，第n个对二甲苯贫流股中对二甲苯的重量百分含量为4.0wt%以下、3.5wt%以下、3wt%以下或者1wt%以下，但在0.005wt%以上、0.01wt%以上、0.05wt%以上或者0.1wt%以上。
根据本发明的一个特别方面，在所述对二甲苯预富集步骤中，在获得第m个对二甲苯富流股和第m个对二甲苯贫流股的同时，还可以获得第m个对二甲苯中间流股。在此，所述第m个对二甲苯中间流股中对二甲苯的含量低于所述第m个对二甲苯富流股但高于所述第m个对二甲苯贫流股。
根据本发明的所述特别方面，所述数值m代表从1至n的任一整数，优选n或者n-1。
根据本发明的一个方面，作为所述第一分离，比如可以举出能够将分离进料拆分为两个或更多个流股，并且使得其中一个流股的对二甲苯含量与其他流股的对二甲苯含量相比相对提高、而且另一个流股的对二甲苯含量与其他流股的对二甲苯含量相比相对降低的任何本领域已知方法。作为所述第一分离，更具体比如可以举出精馏分离（包括蒸馏分离）、吸附分离、吸收分离、深冷分离、分凝分离、络合分离、萃取分离、结晶分离或其组合方法，优选精馏分离。
根据本发明的一个方面，所述第一分离可以按照本领域已知的任何方式进行操作。具体举例而言，作为所述第一分离的操作条件，其操作压力一般为0.1-3.0MPa，优选0.15-1.5MPa，并且其操作温度一般为145-300℃，优选155-280℃。更为具体举例而言，在按照精馏分离方式进行操作时，所述第一分离可以在精馏塔或者蒸馏塔等分馏塔中进行。作为所述分馏塔，比如可以举出填料塔、板式塔等本领域常规已知的任何塔形式。作为所述分馏塔的操作条件，其操作压力一般为0.1-3.0MPa，优选0.2-1.5MPa，操作温度一般为185-300℃，优选165-200℃，并且塔板数一般为100-210块。在按照精馏分离方式进行操作时，方便的是，通常在塔顶获得所述对二甲苯富流股，在塔底获得所述对二甲苯贫流股，并且根据情况，在塔中部获得所述对二甲苯中间流股。
步骤（3）：将所述第1个至第n个对二甲苯富流股中的两个或更多个（优选全部流股）联合进行第二分离，获得对二甲苯（精制品）和第一分离残料。该步骤（3）有时也称为对二甲苯精制步骤。在此，所述对二甲苯精制品的对二甲苯纯度一般在99.5wt%以上。
根据本发明的一个方面，作为步骤（3）的变形或者补充，可以使所述第m个对二甲苯中间流股进行转化反应，获得转化物料II，然后再使所述转化物料II进行所述第二分离、或者使所述转化物料II与所述第1个至第n个对二甲苯富流股中的一个或多个（优选全部流股）联合进行所述第二分离，获得所述对二甲苯（精制品）和所述第一分离残料。
根据本发明的一个方面，作为步骤（3）的变形或者补充，还可以将所述第1个至第n个对二甲苯富流股中的两个或更多个（优选全部流股）在分别或者联合进行转化反应之后，再进行所述第二分离，获得所述对二甲苯（精制品）和所述第一分离残料。
根据本发明的一个方面，前述的转化反应能够将相应流股中的至少一部分组分（特别是乙苯）转化成对二甲苯。作为所述转化反应，具体比如可以举出异构化反应、临氢歧化反应或者烷基化反应等本领域常规已知的任何反应，优选异构化反应。
根据本发明的一个方面，所述转化反应可以按照本领域已知的任何方式进行操作。具体举例而言，作为所述转化反应的操作条件，其反应压力一般为0.1-3.0MPa，优选0.2-2.0MPa，反应温度一般为150-500℃，优选280-450℃。
根据本发明的一个方面，所述转化反应一般在氢气存在的条件下进行。此时，氢气分压一般为0.5-1.5MPa，优选0.55-1.0MPa。
根据本发明的一个方面，所述转化反应一般在转化催化剂的存在下进行。作为所述转化催化剂，比如可以举出本领域在进行该类转化反应（特别是异构化反应）时常规使用的任何催化剂。作为所述转化催化剂，更具体比如可以举出弗瑞德-克来福特型催化剂、以固体酸为载体的贵金属催化剂、以固体酸为载体的非贵金属催化剂或者ZSM-5分子筛催化剂等。这些转化催化剂或者异构化催化剂可以仅使用一种，也可以两种或更多种组合使用，并且其用量可以参照本领域的常规知识。
根据本发明的一个方面，在步骤（3）中，当n=2时，将所述第1个对二甲苯富流股和所述第2个对二甲苯富流股联合进行所述第二分离。
根据本发明的一个方面，在步骤（3）中，当n=3时，将所述第1个对二甲苯富流股、所述第2个对二甲苯富流股和所述第3个对二甲苯富流股中的两个或更多个联合进行所述第二分离。优选的是，当n=3时，将所述第1个对二甲苯富流股、所述第2个对二甲苯富流股和所述第3个对二甲苯富流股联合进行所述第二分离。
根据本发明的一个方面，在步骤（3）中，当n=4时，将所述第1个对二甲苯富流股、所述第2个对二甲苯富流股、所述第3个对二甲苯富流股和所述第4个对二甲苯富流股中的两个或更多个联合进行所述第二分离。优选的是，当n=4时，将所述第1个对二甲苯富流股、所述第2个对二甲苯富流股、所述第3个对二甲苯富流股和所述第4个对二甲苯富流股联合进行所述第二分离。
根据本发明的一个方面，作为所述第二分离，比如可以举出能够将对象流股拆分为两个或更多个流股，并且使得其中一个流股的对二甲苯含量与其他流股的对二甲苯含量相比相对提高的任何本领域已知方法。作为所述第二分离，更具体比如可以举出精馏分离、吸附分离、吸收分离、深冷分离、分凝分离、络合分离、萃取分离、结晶分离或其组合方法，优选吸附分离或者结晶分离，特别是吸附分离。
根据本发明的一个方面，所述第二分离可以按照本领域已知的任何方式进行操作。更为具体举例而言，在按照吸附分离方式或者结晶分离方式进行操作时，所述第二分离可以在吸附分离装置或者结晶分离装置中进行。作为所述吸附分离装置，比如可以举出模拟移动床吸附分离塔等本领域常规已知的任何吸附分离装置。作为所述吸附分离的操作条件，其操作压力一般为0.5-3.0MPa，优选0.8-1.25MPa，并且操作温度一般为160-300℃，优选180-200℃。或者，作为所述结晶分离的操作条件，其操作压力一般为0.01MPa-0.3MPa，优选0.05-0.15MPa，并且操作温度一般为-120℃至-25℃，优选-100℃至-50℃。
根据本发明的一个方面，所述对二甲苯粗品的精制方法任选进一步包含以下步骤（0）、步骤（4）或者步骤（5）。这些步骤可以采用一个，也可以多个组合使用。
步骤（0）：制造所述对二甲苯粗品。
根据本发明的一个方面，具体举例而言，所述步骤（0）可以包括以下两个步骤之一或其组合。
步骤（0-1）：进行化学反应，制造包含对二甲苯的反应产物。
根据本发明的一个方面，在步骤（0-1）中，作为所述化学反应，比如可以举出本领域常规用于制造包含对二甲苯的反应产物的任何化学反应，更具体比如可以举出重整反应、异构化反应、临氢歧化反应或者烷基化反应。这些反应可以按照本领域常规已知的任何方式和任何方法进行，只要其可以制造出包含对二甲苯的反应产物即可，并没有特别的限定。根据情况，所述包含对二甲苯的反应产物有时也可以直接作为所述对二甲苯粗品使用。
步骤（0-2）：对所述反应产物进行预精制，获得所述对二甲苯粗品。此步骤是任选步骤。
根据本发明的一个方面，在步骤（0-2）中，所述预精制可以按照本领域常规已知的任何方法和任何方式进行，只要其能够从所述反应产物中除去至少一部分（比如0.5wt%以上、1wt%以上、5wt%以上、10wt%以上或者20wt%以上等）杂质即可。作为所述杂质，具体比如可以举出与对二甲苯的沸点差值（绝对值）在20℃以上、25℃以上、30℃以上、40℃以上或更大的烃。作为所述杂质，更具体比如可以举出C7以下杂质，特别是甲苯和/或苯。
根据本发明的一个方面，作为所述预精制，优选按照精馏分离（包括蒸馏分离）方式进行操作。为此，所述预精制可以在精馏塔或者蒸馏塔等分馏塔中进行。作为所述分馏塔，比如可以举出填料塔、板式塔等本领域常规已知的任何塔形式。作为所述分馏塔的操作条件，其操作压力一般为0.3-3.0MPa，优选0.5-1.5MPa，操作温度一般为100-300℃，优选110-200℃。在按照精馏分离方式进行操作时，通常在塔顶获得所述杂质，在塔底或者塔中部获得所述对二甲苯粗品。
步骤（4）：使所述第一分离残料进行转化反应，获得转化物料I，并将所述转化物料I循环至所述步骤（1）和/或所述步骤（2）作为所述分离进料的至少一部分。
根据本发明的一个方面，将所述转化物料I循环至所述步骤（1）作为所述分离进料的至少一部分。
根据本发明的一个方面，所述转化反应能够将所述第一分离残料中的至少一部分组分（特别是乙苯）转化成对二甲苯。作为所述转化反应，具体比如可以举出异构化反应、临氢歧化反应或者烷基化反应等本领域常规已知的任何反应，优选异构化反应。
根据本发明的一个方面，所述转化反应可以按照本领域已知的任何方式进行操作。具体举例而言，作为所述转化反应的操作条件，其反应压力一般为0.1-3.0MPa，优选0.2-2.0MPa，反应温度一般为150-500℃，优选280-450℃。
根据本发明的一个方面，所述转化反应一般在氢气存在的条件下进行。此时，氢气分压一般为0.5-1.5MPa，优选0.55-1.0MPa。
根据本发明的一个方面，所述转化反应一般在转化催化剂的存在下进行。作为所述转化催化剂，比如可以举出本领域在进行该类转化反应（特别是异构化反应）时常规使用的任何催化剂。作为所述转化催化剂，更具体比如可以举出弗瑞德-克来福特型催化剂、以固体酸为载体的贵金属催化剂、以固体酸为载体的非贵金属催化剂或者ZSM-5分子筛催化剂等。这些转化催化剂或者异构化催化剂可以仅使用一种，也可以两种或更多种组合使用，并且其用量可以参照本领域的常规知识。
步骤（5）：所述对二甲苯粗品包含对二甲苯和邻二甲苯时，将所述第1个至第n个对二甲苯贫流股中的一个或多个进行第三分离，特别是将第n个对二甲苯贫流股进行第三分离，获得邻二甲苯（精制品）和第二分离残料。在此，所述邻二甲苯精制品的邻二甲苯纯度一般在98.5wt%以上。
根据本发明，当所述对二甲苯粗品包含对二甲苯和邻二甲苯，并且进行步骤（5）时，所述对二甲苯粗品的精制方法有时也称为对二甲苯和邻二甲苯的联产方法。
根据本发明的一个方面，在步骤（5）中，当n=2时，将所述第1个对二甲苯贫流股和所述第2个对二甲苯贫流股中的一个或多个进行所述第三分离。优选的是，当n=2时，将所述第2个对二甲苯贫流股进行所述第三分离。
根据本发明的一个方面，在步骤（5）中，当n=3时，将所述第1个对二甲苯贫流股、所述第2个对二甲苯贫流股和所述第3个对二甲苯贫流股中的一个或多个进行所述第三分离。优选的是，当n=3时，将所述第3个对二甲苯贫流股进行所述第三分离。
根据本发明的一个方面，在步骤（5）中，当n=4时，将所述第1个对二甲苯贫流股、所述第2个对二甲苯贫流股、所述第3个对二甲苯贫流股和所述第4个对二甲苯贫流股中的一个或多个进行所述第三分离。优选的是，当n=4时，将所述第4个对二甲苯贫流股进行所述第三分离。
根据本发明的一个方面，作为所述第三分离，比如可以举出能够将所述贫流股拆分为两个或更多个流股，并且使得其中一个流股的邻二甲苯含量与其他流股的邻二甲苯含量相比相对提高的任何本领域已知方法。作为所述第三分离，更具体比如可以举出精馏分离（包括蒸馏分离）、吸附分离、吸收分离、深冷分离、分凝分离、络合分离、萃取分离、结晶分离或其组合方法，优选精馏分离。
根据本发明的一个方面，所述第三分离可以按照本领域已知的任何方式进行操作。具体举例而言，作为所述第三分离的操作条件，其操作压力一般为0.1-2.0MPa，优选0.15-0.5MPa，并且操作温度一般为160-300℃，优选165-250℃。更为具体举例而言，在按照精馏分离方式进行操作时，所述第三分离可以在精馏塔或者蒸馏塔等分馏塔中进行。作为所述分馏塔，比如可以举出填料塔、板式塔等本领域常规已知的任何塔形式。作为所述分馏塔的操作条件，其操作压力一般为0.1-2.0MPa，优选0.15-0.5MPa，操作温度一般为160-300℃，优选165-180℃，并且塔板数一般为100-210块。或者，更为优选的是，所述分馏塔的塔顶和塔底的操作温度分别为150-250℃和150-300℃，优选分别为165-220℃和185-250℃。在按照精馏分离方式进行操作时，通常在塔顶获得邻二甲苯精制品，在塔底获得所述第二分离残料，其通常为C9+重芳烃。
根据本发明，还涉及一种精制系统。由于所述精制系统被专门设置以用于实施本发明所述的精制方法，因此本说明书的上下文中针对所述精制系统未具体说明或解释的任何内容、术语、特征或者限定等，均可以直接参照本说明书的上下文中针对所述精制方法所做的相应说明或解释。另外，本说明书的上下文中针对所述精制方法公开的一个或多个方面（或实施方式）与本说明书的上下文中针对所述精制系统公开的一个或多个方面（或实施方式）可以彼此任意组合，由此而形成的技术方案（比如方法或系统）属于本说明书原始公开内容的一部分，同时也落入本发明的保护范围之内。
根据本发明的一个方面，所述对二甲苯粗品的精制系统至少包括以下单元（1）和单元（2）。
单元（1）：按照上下游关系串联连接的n个分离单元I，分别称为第I-1分离单元至第I-n分离单元。在此，所述第I-1分离单元被设置为能够将对二甲苯粗品作为分离进料进行第一分离，并输出所获得的对二甲苯富流股和对二甲苯贫流股，所述第I-2分离单元至所述第I-n分离单元被设置为能够分别将其上游的分离单元I所输出的对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，并分别输出所获得的相应编号的对二甲苯富流股和相应编号的对二甲苯贫流股。
根据本发明的一个方面，作为所述分离单元I，优选分馏塔。
单元（2）：分离单元II。在此，所述分离单元II被设置为能够将所述n个分离单元I所输出的第1个至第n个对二甲苯富流股中的两个或更多个（优选全部流股）联合进行第二分离，并分别输出所获得的对二甲苯和第一分离残料。
根据本发明的一个方面，作为所述分离单元II，优选吸附分离装置或者结晶分离装置，特别是吸附分离装置。
根据本发明的一个方面，所述对二甲苯粗品的精制系统可以任选进一步包含单元（3）至单元（5）中的一个或多个。
单元（3）：对二甲苯粗品制造单元。在此，所述对二甲苯粗品制造单元被设置为能够制造所述对二甲苯粗品。
根据本发明的一个方面，作为所述对二甲苯粗品制造单元，优选重整反应装置或者歧化反应装置。
单元（4）：转化单元。在此，所述转化单元被设置为能够使所述第一分离残料进行转化反应，并将所获得的转化物料I输送至所述n个分离单元I中的一个或多个，优选输送至所述第I-1分离单元。
根据本发明的一个方面，作为所述转化单元，优选异构化反应装置。
单元（5）：分离单元III。在此，所述分离单元III被设置为在所述对二甲苯粗品包含对二甲苯和邻二甲苯时，能够将所述n个分离单元I所输出的第1个至第n个对二甲苯贫流股中的一个或多个进行第三分离，特别是被设置为能够将第n个对二甲苯贫流股进行第三分离，并分别输出所获得的邻二甲苯和第二分离残料。
根据本发明的一个方面，作为所述分离单元III，优选分馏塔。
根据本发明的一个方面，所述对二甲苯粗品的精制系统还可以包括为了实施本说明书前文所述的任何方法步骤而设置的相应单元，这对于本领域技术人员而言是可以常规理解的，在此不再赘述。
实施例
以下采用实施例并结合附图，对本发明的精制方法和精制系统进行进一步的例示性解释和说明，但本发明并不限于这些实施例。
在以下的实施例和对比例中，为了方便本领域技术人员理解起见，有时会引用对二甲苯粗品制造单元、转化单元、分离单元II以及预精制步骤等，但这些对于本发明而言都是任选的。本领域技术人员可以不使用这些，或者用本领域已知能够完成类似功能或实现类似目的的任何其他单元或步骤代替之。
在以下的实施例和对比例中，起始原料流股可以是来自包含C8+芳族烃的一种或多种来源，包括C8+重整产物、甲苯择形歧化、烷基化产物或者含C8芳族化合物的任何其它流股。在此，所述起始原料流股的组成比如如下表1所示。
表2 起始原料流股的组成
| 组分 | 含量（wt%） |
| 对二甲苯 | 10.0 |
| 邻二甲苯 | 12.0 |
| 间二甲苯 | 20.0 |
| 乙苯 | 9.0 |
| 对（间、邻）甲基乙苯 | 29.0 |
| 三甲基苯 | 19.0 |
| C10 +A | 余量 |
对比例1（现有技术）
图1是现有技术联产对二甲苯/邻二甲苯技术的简化示意图。如图1所示，起始原料流股1首先进入分馏塔110进行轻重组分切割（操作条件包括：塔底温度175℃，塔底压力5.5atm，塔板数50块，以下实施例同），含有C6-C7组分的流股3作为抽提原料进入120抽提单元（操作条件包括：塔顶温度91℃，塔顶压力0.4atm，塔板数54块，以下实施例同），分离出抽提苯（管线6）、中间料C7A（管线4）及加氢抽余油（管线5）。分馏塔110装置分离的富含C8+组分作为二甲苯装置的原料，经管线2进入140单元。含抽提C7A料股4作为歧化单元130的反应原料，在流股8提供氢气条件下，经过歧化和烷基化转移反应（操作条件包括：温度410℃，压力29atm，氢烃比6.0，重量空速1.6h-1，催化剂是上海石化院制造的HLD-001，以下实施例同），产出歧化苯和C8+。然后，根据需要，可以通过管线7输出歧化苯，通过管道9输送C8+进140单元，作为二甲苯装置原料。二甲苯装置140塔操作压力在0.32 MPa，操作温度201℃，塔板数102块。塔顶分离出富含对二甲苯的C8烃料（出口管线10），塔底分离出富含邻二甲苯的C9+烃（管线11）。顶出口管线10中物料对二甲苯量占进入140单元的 C8烃总料中对二甲苯量的99.8wt%。底出口管线11中物料对二甲苯量占总底出料的0.015wt%。塔底管线11物料作为获得邻二甲苯的原料，进入邻二甲苯单元180。单元180操作压力在0.29MPa，操作温度205℃，塔板数102块。通过塔顶管线12获得邻二甲苯，通过管线13获得副产品重芳烃。其中邻二甲苯单元180顶出口管线12中物料邻二甲苯含量占进入180单元的总料中邻二甲苯含量的97.5wt%。
二甲苯装置140塔顶出口富含对二甲苯，经由管线10供给对二甲苯回收单元150。用于在这一对比例的对二甲苯回收单元是吸附分离装置。吸附分离装置150在操作温度177℃，操作压力0.98MPa条件下，将管线10料流中的对二甲苯吸附富集，并通过管线20分出对二甲苯产品，其中对二甲苯在管线20料流中的含量在99.5wt%以上。经由管线16从装置150排出的贫含对二甲苯的流料供给异构化单元170。在该对比例中，采用的异构化催化剂（牌号OPARIS，标准公司制造）在温度415℃，氢分压1.2MPa条件下,将乙苯部分转化为二甲苯，含间二甲苯和邻二甲苯反应转化成对二甲苯浓度接近平衡的C8+混合物。从该异构化装置170排出对二甲苯浓度接近平衡的异构化物料，并经过管线18循环回到二甲苯分离装置140。
实施例1
实施例1与对比例1基本上相同，只是新增加了单元141，并且按照本发明的要求来操作单元140和单元141。
如图2所示，起始原料流股1首先进入分馏塔110进行轻重组分切割（即，预精制），含有C6-C7组分的物料作为抽提原料经管线2进入120抽提单元，120抽提单元分离出抽提苯(管线4)、中间料C7A(管线3)及加氢抽余油(管线5)。分馏塔110装置分离的富含C8+组分作为二甲苯装置的原料（即，一种对二甲苯粗品）通过管线10进入140单元（即，分离单元I或者第I-1分离单元）。管线3中含抽提C7A流料，作为歧化单元130（即，一种对二甲苯粗品制造单元）的反应原料，结合由管道6提供的氢气，经过歧化和烷基化转移反应，产出歧化苯和C8+组分。然后，根据需要，可以通过管线7输出歧化苯，通过管道8输送C8+组分进140单元，作为二甲苯装置原料（即，另一种对二甲苯粗品）。140塔操作压力在1.0MPa，操作温度251℃，塔板数125块。塔顶分离出富含对二甲苯的C8烃料（即，第1个对二甲苯富流股），经出口管线12输送至对二甲苯回收单元150（即，分离单元II），塔底分离出一定量的对二甲苯流料（即，第1个对二甲苯贫流股），经管线11输送至单元141（即，分离单元I或者第I-2分离单元）。顶出口管线12中物料对二甲苯的量占进入140单元的 C8烃总料中对二甲苯量的97.5wt %。140塔底出口管线11中物料对二甲苯量占塔底烃总料量的2.3wt %。
二甲苯装置140塔底流料经过管线11进入141单元，进行进一步分离。单元141操作压力在0.145MPa，操作温度159℃，塔板数127块，其中141单元顶出口管线15中物料（即，第2个对二甲苯富流股）对二甲苯含量占进入141单元的 C8烃总料中对二甲苯含量的99.9wt%。底出口管线16中物料（即，第2个对二甲苯贫流股）对二甲苯量占总底出料量的0.04wt%。
塔141底管线16料流作为获得邻二甲苯的原料（即，第2个对二甲苯贫流股），进入邻二甲苯单元180（即，分离单元III）。单元180操作压力在0.3MPa，操作温度207℃，塔板数102块。通过塔顶管线17获得邻二甲苯，通过管线18获得富含C9+的重芳烃副产品（即，第二分离残料）。其中邻二甲苯单元180顶出口管线17中物料邻二甲苯含量占进入180单元的总料中邻二甲苯含量的99.7wt%。
二甲苯装置140塔顶管线12流料和装置141塔顶管线15流料集中供给对二甲苯回收单元150（即，分离单元II）。用于在这一实施例的对二甲苯回收单元是吸附分离装置。吸附分离装置150操作温度179℃，操作压力1.0MPa，吸附分离装置150将12和15管线料流中的对二甲苯吸附富集，并分出对二甲苯产品(管线20)，其中对二甲苯在管线20料流中的含量在99.5wt%以上。经由管线13从装置150排出的贫含对二甲苯的流料（即，第一分离残料）可以供给异构化单元170（即，一种转化单元）。在该实施例中，采用的异构化催化剂（牌号OPARIS，标准公司制造）在温度400℃，氢分压0.9MPa条件下,将乙苯部分转化为二甲苯，含间二甲苯和邻二甲苯反应转化成对二甲苯浓度接近平衡的C8+混合物。从该异构化装置170排出对二甲苯浓度接近平衡的异构化物料，并经过管线19循环回到二甲苯分离装置140，作为二甲苯装置原料（即，另一种对二甲苯粗品）。
实施例1与对比例1的实施结果比较，进入对二甲苯回收单元的对二甲苯浓度增加1.5%，循环流量都降低20.0wt%，而邻二甲苯增加20.0 wt %，这降低现有二甲苯回路循环量大，能耗高的问题。另一方面，在保证相同的循环量条件下，可增加系统的原料流股量20.0%，相应的对二甲苯产量增加10.0 wt%，邻二甲苯增加35.0 wt %。
实施例2
实施例2与对比例1基本上相同，只是新增加了单元141和单元142，并且按照本发明的要求来操作单元140、单元141和单元142。
如图3所示，起始原料流股21首先进入分馏塔110进行轻重组分切割（即，预精制），含有C6-C7组分的物料经管线22作为抽提原料进入120抽提单元，通过抽提单元分离出抽提苯（管线25）、中间料C7A（管线24）及加氢抽余油（管线26）；而分馏塔110装置分离的富含C8+组分作为二甲苯装置的原料（即，一种对二甲苯粗品）进入140单元（即，分离单元I或者第I-1分离单元）进行进一步处理。管线24中抽提C7A流料，作为歧化单元130（即，一种对二甲苯粗品制造单元）的反应原料，结合提供的氢气（管道27），经过歧化和烷基化转移反应，产出歧化苯和C8+组分。然后，根据需要，可以通过管线28输出歧化苯，通过管道29输送C8+组分进140单元，作为二甲苯装置原料（即，另一种对二甲苯粗品）。140塔操作压力在0.6MPa，操作温度221℃，塔板数115块。塔顶分离出富含对二甲苯的C8烃料（即，第1个对二甲苯富流股），经出口管线30输送至对二甲苯回收单元150（即，分离单元II），塔底分离出一定含量的对二甲苯流料（即，第1个对二甲苯贫流股），经管线31输送至单元141（即，分离单元I或者第I-2分离单元）。其中140塔顶出口管线30中物料对二甲苯量占进入140单元的 C8烃总料对二甲苯量的90.0wt %。140塔底出口流物（管线31）中对二甲苯占140塔底料流总量的10.0wt %。
140装置底出口流物（即，第1个对二甲苯贫流股）经管线31进入141装置进一步分离。141装置操作压力在0.15MPa，操作温度165℃，塔板数105块。141装置塔顶分离出富含对二甲苯的C8烃料（即，第2个对二甲苯富流股），经出口管线32输送至对二甲苯回收单元150（即，分离单元II），塔底分离出流料（即，第2个对二甲苯贫流股），经管线34进入142装置（即，分离单元I或者第I-3分离单元）。其中141装置顶出口管线32中对二甲苯量占进入141单元的 C8烃总料中对二甲苯量的90.5wt %。塔底出口流物（管线34）中对二甲苯占141塔底料流总量的9.5 wt %。
141装置底出口流物经管线34进入142装置进一步分离。142装置操作压力在0.1MPa，操作温度158℃，塔板数102块。142装置塔顶分离出富含对二甲苯的C8烃料（即，第3个对二甲苯富流股），经出口管线41输送至对二甲苯回收单元150（即，分离单元II），塔底分离出流料（即，第3个对二甲苯贫流股），经管线37进入180装置（即，分离单元III）。其中142装置顶出口管线41中对二甲苯量占进入142单元的 C8烃总料中对二甲苯量的99.5wt %。142塔底出口流物（管线37）中对二甲苯占142塔底料流总量的0.50 wt %。
装置142塔底管线37排出的富含邻二甲苯物料（即，第3个对二甲苯贫流股），进入邻二甲苯塔180。单元180操作压力在0.3MPa，操作温度207℃，塔板数102块。在邻二甲苯塔180塔顶管线35流出纯度≥98wt%邻二甲苯产品，塔底管线36流出得到富含C9+的重芳烃副产品（即，第二分离残料）。
通过装置140、装置141、装置142分离出的顶部物流（分别相应于三个对二甲苯富流股），作为对二甲苯回收原料，经塔顶出口管线30、32和41进入对二甲苯回收单元150（即，分离单元II）。用于在这一实施例的对二甲苯回收单元是吸附分离装置。吸附分离装置150操作温度179℃，操作压力1.0MPa。吸附分离装置将140塔顶部料流、141塔顶部料流、塔142顶部料流中的对二甲苯富集为纯度99.8wt%左右的对二甲苯产品，而经由管线33从装置150排出的贫含对二甲苯的流料（即，第一分离残料）可以供给异构化单元170（即，一种转化单元）。
在该实施例中，采用的异构化催化剂（牌号OPARIS，标准公司制造）是将乙苯部分转化为二甲苯，采用的异构化催化剂在温度395℃，氢分压1.0MPa条件,将含间二甲苯和邻二甲苯反应转化成对二甲苯浓度接近平衡的C8+混合物。从该异构化装置170排出对二甲苯浓度接近平衡的异构化物料，并经过管线38循环回到二甲苯分离装置140，作为二甲苯装置原料（即，另一种对二甲苯粗品）。
实施例2与对比例1的实施结果比较，进入对二甲苯回收单元的对二甲苯浓度增加2.0%，循环流量都降低35wt%，而邻二甲苯增加40.0 wt %。另一方面，在保证相同的循环量条件下，可增加系统的原料流股量30%，相应的对二甲苯产量增加15.0 wt%，邻二甲苯增加50.0 wt %。
实施例3
如图4所示，对二甲苯粗品31（对二甲苯含量为17.9wt%，邻二甲苯含量为18.2wt%，其余为C8+非芳烃和C9+芳烃）作为二甲苯装置的原料进入140单元（即，分离单元I或者第I-1分离单元）进行分离。140塔操作压力在0.4MPa，操作温度215℃，塔板数105块。塔顶分离出富含对二甲苯的C8烃料（即，第1个对二甲苯富流股），经出口管线41输送至对二甲苯回收单元150（即，分离单元II），塔底分离出一定浓度的对二甲苯流料（即，第1个对二甲苯贫流股），经管线42进入141装置（即，分离单元I或者第I-2分离单元）。其中140单元塔顶出口管线41中物料对二甲苯量占进入140单元的对二甲苯粗品中对二甲苯量的98.5wt%。140单元塔底出口流物（管线42）中对二甲苯占140塔底料流总量的1.0 wt %。
140装置底出口流物经管线42进入141装置进一步分离。141装置操作压力在0.10MPa，操作温度165℃，塔板数110块。141装置塔顶分离出富含对二甲苯的C8烃料(即，第2个对二甲苯富流股)，经管线61进入150装置，塔中分离出一定含量的对二甲苯流料（即，第2个对二甲苯中间流股），经管线63进入170装置（即，转化单元），塔底分离出的流料（即，第2个对二甲苯贫流股），经管线62进入180装置（即，分离单元III）。其中141装置顶出口管线61中对二甲苯量占进入141单元的物料中对二甲苯量的98.0wt %，141塔底出口流物（管线62）中对二甲苯含量为0.010wt%，141装置中部出口管线63中对二甲苯含量30.0wt %。
从装置141排出的对二甲苯中间流股经由管线63供给异构化单元170。在该实施例中，采用的异构化催化剂（牌号OPARIS，标准公司制造）是将乙苯部分转化为二甲苯异构化催化剂，异构化在反应温度410℃，氢分压1.2MPa条件下,将流股63中富含间二甲苯和邻二甲苯反应转化成对二甲苯浓度接近平衡（约21wt%）的C8+混合物（即，转化物料II）。从该异构化装置170排出该转化物料II，并经过管线71去对二甲苯回收单元150。
各物料分别通过管线41、61和71进入对二甲苯回收单元150。用于在这一实施例的对二甲苯回收单元是结晶分离装置。结晶分离装置150操作温度-74℃，操作压力0.1MPa。结晶分离装置将这些物料富集为纯度99.5wt%左右的对二甲苯产品，而经由管线56从装置150排出贫含对二甲苯的流料（即，第一分离残料）。
装置141塔底管线62排出的富含邻二甲苯物料（即，第2个对二甲苯贫流股），进入邻二甲苯塔180。单元180操作压力在0.3MPa，操作温度207℃，塔板数102块。在邻二甲苯塔180塔顶管线81流出纯度≥98wt%邻二甲苯产品，塔底管线82流出得到富含C9+的重芳烃副产品（即，第二分离残料）。
Claims (16)
1.一种对二甲苯粗品的精制方法，其特征在于，包括以下步骤：
(0)制造对二甲苯粗品，所述对二甲苯粗品包含对二甲苯和邻二甲苯，
(1)将对二甲苯粗品作为分离进料进行第一分离，获得对二甲苯富流股和对二甲苯贫流股，所述对二甲苯富流股称为第1个对二甲苯富流股，上述对二甲苯贫流股称为第1个对二甲苯贫流股，
(2)将所述步骤(1)重复进行(n-1)次，每一次分别以其上一个步骤所获得的对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得相应编号的对二甲苯富流股和相应编号的对二甲苯贫流股，其中数值n代表从2至15范围内的任意正整数，和
(3)将所述第1个至第n个对二甲苯富流股中的两个或更多个联合进行第二分离，获得对二甲苯和第一分离残料，
(4)使所述第一分离残料进行异构化反应，获得转化物料I，并将所述转化物料I循环至所述步骤(1)和/或所述步骤(2)作为所述分离进料的至少一部分，其中转化反应能够将所述第一分离残料中的至少一部分组分转化成对二甲苯，
(5)将第2个至第n个对二甲苯贫流股中的一个或多个进行第三分离，获得邻二甲苯和第二分离残料，
其中所述第一分离和所述第三分离代表精馏分离，所述第二分离代表吸附分离。
2.根据权利要求1所述的精制方法，其中所述步骤(2)包括以下步骤：
当n＝2时，
(2-1)将所述第1个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第2个对二甲苯富流股和第2个对二甲苯贫流股，
当n＝3时，
(2-1)将所述第1个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第2个对二甲苯富流股和第2个对二甲苯贫流股，和
(2-2)将所述第2个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第3个对二甲苯富流股和第3个对二甲苯贫流股，
当n＝4时，
(2-1)将所述第1个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第2个对二甲苯富流股和第2个对二甲苯贫流股，
(2-2)将所述第2个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第3个对二甲苯富流股和第3个对二甲苯贫流股，和
(2-3)将所述第3个对二甲苯贫流股作为分离进料进行第一分离，获得第4个对二甲苯富流股和第4个对二甲苯贫流股。
3.根据权利要求2所述的精制方法，其中所述步骤(3)包括以下步骤：
(3')将所述第1个对二甲苯富流股、所述第2个对二甲苯富流股、所述第3个对二甲苯富流股和所述第4个对二甲苯富流股中的两个或更多个联合进行所述第二分离。
4.根据权利要求2所述的精制方法，其中所述步骤(5)包括以下步骤：
(5')将所述第2个对二甲苯贫流股、所述第3个对二甲苯贫流股和所述第4个对二甲苯贫流股中的一个或多个进行所述第三分离，
当n＝2时，将所述第2个对二甲苯贫流股进行所述第三分离，或者，当n＝3时，将所述第3个对二甲苯贫流股进行所述第三分离，或者，当n＝4时，将所述第4个对二甲苯贫流股进行所述第三分离。
5.根据权利要求1所述的精制方法，其中所述步骤(0)包括以下步骤：
(0-1)进行化学反应，制造包含对二甲苯的反应产物或者所述对二甲苯粗品，所述化学反应为重整反应、异构化反应、临氢歧化反应或者烷基化反应；和
(0-2)对所述反应产物进行预精制，获得所述对二甲苯粗品。
6.根据权利要求1所述的精制方法，其中所述对二甲苯粗品进一步含有选自苯、甲苯、邻二甲苯、C8+非芳烃和C9+芳烃中的一种或多种作为杂质。
7.根据权利要求1或2所述的精制方法，其中从所述第1个对二甲苯富流股至所述第n个对二甲苯富流股，对二甲苯的含量依次降低。
8.根据权利要求1所述的精制方法，其中从所述第1个对二甲苯富流股至所述第n-1个对二甲苯富流股，每一个流股中对二甲苯的重量占其相应的分离进料中对二甲苯的重量的99wt％以下、但在70wt％以上，并且第n个对二甲苯富流股中对二甲苯的重量占其相应的分离进料中对二甲苯的重量的99.9wt％以下、但在97wt％以上；
或者，从所述第1个对二甲苯贫流股至所述第n-1个对二甲苯贫流股，每一个流股中对二甲苯的重量百分含量为15wt％以下、但在0.5wt％以上，并且第n个对二甲苯贫流股中对二甲苯的重量百分含量为4.0wt％以下、但在0.005wt％以上。
9.根据权利要求1所述的精制方法，其中所述对二甲苯粗品中对二甲苯的含量为5-50wt％，或者，邻二甲苯的含量为5-50wt％。
10.根据权利要求1所述的精制方法，其中所述第一分离的操作条件包括：操作压力为0.1-3.0MPa，操作温度为145-300℃。
11.根据权利要求1所述的精制方法，其中所述第二分离的操作条件包括：操作压力为0.01-3.0MPa。
12.根据权利要求1所述的精制方法，其中所述第三分离的操作条件包括：操作压力为0.1-2.0MPa，操作温度为160-300℃。
13.根据权利要求1所述的精制方法，其中所述转化反应的反应条件包括：反应压力为0.1-3.0MPa，反应温度为150-500℃，氢气分压为0.5-1.5MPa，在异构化催化剂的存在下。
14.根据权利要求1所述的精制方法，其中在获得第m个对二甲苯富流股和第m个对二甲苯贫流股的同时，还获得第m个对二甲苯中间流股，所述第m个对二甲苯中间流股中对二甲苯的含量低于所述第m个对二甲苯富流股但高于所述第m个对二甲苯贫流股，其中数值m代表n或者n-1，使所述第m个对二甲苯中间流股进行异构化反应，获得转化物料II，其中所述转化反应能够将所述第m个对二甲苯中间流股中的至少一部分组分转化成对二甲苯，然后使所述转化物料II进行所述第二分离、或者使所述转化物料II与所述第1个至第n个对二甲苯富流股中的一个或多个联合进行所述第二分离，获得对二甲苯和第一分离残料。
15.根据权利要求1所述的精制方法，其中将所述第1个至第n个对二甲苯富流股中的两个或更多个在分别或者联合进行异构化反应之后，再进行所述第二分离，其中所述转化反应能够将这些流股中的至少一部分组分转化成对二甲苯。
16.根据权利要求5所述的精制方法，其中，所述预精制为除去至少一部分C7以下杂质，其中对二甲苯的沸点与所述杂质的沸点的差值的绝对值为20℃以上。
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