CN111138238A - 一种用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法。本发明采用高效液相异构化催化反应和择形吸附分离工艺技术的结合匹配，实现以混合碳八芳烃原料生产高纯的间二甲苯产品。利用择形吸附剂分子筛孔道对各个二甲苯异构体分子间差异的高选择性分子识别，通过吸附分离获得高纯度的间二甲苯；利用高选择性/高活性的液相异构化催化反应催化剂进行二甲苯异构化反应，将对二甲苯/邻二甲苯分子转化为间二甲苯分子；将上述的异构化催化反应工艺和择形吸附分离工艺的结合匹配，从而形成了以混合碳八芳烃为原料高选性地生产高纯间二甲苯的工艺技术方法。本发明具有高活性与选择性、反应温度低、间二甲苯产品收率高的优点，而择形吸附工艺具有分离效率高、所需设备简单、原料适用范围广、吸附剂用量少的特点。

Description

一种用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法
技术领域
本发明为一种用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法，具体地说，是一种从碳八芳烃混合物中，采用高效液相异构化催化反应技术和择形吸附分离技术的相结合匹配，实现以混合碳八芳烃原料生产高纯间二甲苯产品的工艺方法。
背景技术
间二甲苯作为一种重要的化工原料，被广泛地应用于间苯二甲酸、间苯二甲腈等精细化工产品和中间体的生产中。目前以混合碳八芳烃原料生产间二甲苯的工艺技术中，采用改性X型沸石吸附剂进行多级吸附分离获得间二甲苯产品。由于吸附剂对混合二甲苯中同分异构体的吸附选择性低，造成多级吸附分离复杂、能耗高，且生产间二甲苯产品的纯度不高，间二甲苯的产品收率较低；另一方面，在现有生产技术中所需吸附剂的用量很大、设备投资也巨大，造成技术经济性不够理想。
一般对于沸点相近且物性相似的同分异构体采用吸附分离方法，将各个异构体分离是技术经济性较优的工艺技术。一些多孔的结晶硅铝酸盐分子筛材料经阳离子交换改性，改变其晶体孔道的电性质、化学性质或者调变酸碱度，可以用于吸附分离同分异构体的吸附剂。其中典型的例子是X 或Y 型沸石经Ba、K 阳离子交换从中分离对二甲苯。例如USP3626020、USP3686342、USP3734974、USP3997620、USP3665046、USP3668266、USP3700744、USP3894109 均有所介绍与论述原理。现有技术公认，C8 芳烃异构体的分离过程与效果明显地取决于各异构体与吸附剂的电化学吸附力的差异，而不是依据各个异构体分子外型尺寸的差异进行分离。因此，十二元环孔道的X 或Y 型沸石须用特定比例的Ba、K 阳离子进行阳离子交换来调变电化学性质，使其具有分离C8芳烃异构体的选择性，但此混二甲苯异构体中分离二甲苯工艺方法的关键在于需配套造价极为巨大的复杂模拟移动床设备（整个过程的卡脖子瓶颈)，从而影响了其技术经济性。
目前报道的文献与专利中关于间二甲苯的同分异构体对二甲苯产品生产工艺技术较多，而对于生产间二甲苯产品的研究与文献专利却较少。例如，CN1132192A采用使用阳离子交换的改性X沸石作为吸附剂, 通过选择性吸附对二甲苯, 并采用多个串联吸附塔专用设备，并在较高温度的气相吸附脱附条件下，实现混合二甲苯中同分异构体的分离，将吸附塔的吸余气相冷凝液经进一步精馏才能获得间二甲苯产品。 US 4326092采用使用阳离子交换改性的八面沸石作为吸附剂, 通过选择性吸附间二甲苯, 并采用复杂模拟移动床专用设备在液相条件下，才能实现混合二甲苯中同分异构体的分离，而获得间二甲苯产品。现有技术中使用改性X 或Y 型沸石均需在液相状态条件下进行C8芳烃异构体的分离过程；并且，二甲苯异构体在模拟移动床中必须采用复杂阀切换系统经反复吸附脱附才能完成对二甲苯的分离，存在着生产效率较低，操作复杂、运行费用高，尤其是分离设备加工困难，设备价格昂贵投资巨大。
另一方面，为了提高从混合二甲苯原料生产获得间二甲苯产品的总收率，需将吸附分离获得间二甲苯后剩余的低间二甲苯含量的混合二甲苯进行异构化反应转化，形成间二甲苯浓度接近热力学平衡组成的产物（高浓度间二甲苯的混合二甲苯），再用于吸附分离获得间二甲苯，以实现混合二甲苯原料的完全充分利用。
通常二甲苯异构化催化反应均使用中等酸性的分子筛催化剂，在较高反应温度（300-420℃）的气相条件下，通过气相实现混合二甲苯中同分异构体的相互转化，而使低浓度间二甲苯/高浓度对二甲苯的混合二甲苯异构化后, 形成间二甲苯浓度接近热力学平衡组成的产物，例如US 3773846。但是，在较高的温度条件下进行二甲苯异构化反应同时会发生二甲苯歧化反应、脱烷基反应，形成较高浓度的苯、对二甲苯副产物，减少间二甲苯收率，并影响分子筛催化剂的使用寿命。
由上可见，现有的用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法技术均存在着分离效率低、所需设备复杂、吸附剂用量大、投资高的显著缺点，同时，现行生产工艺的能耗物耗高、工艺流程长、生产效率低，造成生产成本较高，影响了其技术经济性与实用价值。
发明内容
针对现有的用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法的主要缺点问题，本发明的目的是提供一种本发明涉及一种用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法。本发明采用高效液相异构化催化反应和择形吸附分离工艺技术的结合匹配，实现以混合碳八芳烃原料生产高纯的间二甲苯产品。即采用择形吸附剂分子筛孔道对各个二甲苯异构体分子间差异的高选择性分子识别的择形分离方法，通过高选择性吸附分离获得高纯度的间二甲苯；并采用高活性的液相异构化催化反应催化剂，在较低反应温度（220-290℃）的液相条件下进行二甲苯异构化反应，将对二甲苯/邻二甲苯分子转化为间二甲苯分子；将上述的异构化催化反应工艺和择形吸附分离工艺的结合匹配，从而形成了以混合碳八芳烃为原料高选性地生产高纯度的间二甲苯的工艺技术方法。本发明的高效液相异构化催化反应具有高活性与选择性、反应温度低、间二甲苯产品收率高的优点，而择形吸附工艺具有分离效率高、所需设备简单、吸附剂用量少的特点，两者匹配结合形成的新生产工艺方法，其工艺流程短、投资少、生产效率高、环境友好，并大幅度减少了能耗、物耗与生产成本，具有较好的实用价值与技术经济竞争力。
本发明提出的一种用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法，所述工艺方法采用用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺系统实现，所述工艺系统包括高选择性的择形吸附分离单元和高活性的液相异构化催化反应单元；所述混合碳八芳烃原料主要为邻二甲苯、对二甲苯、间二甲苯和乙苯，其中：高选择性的择形吸附分离单元为吸附-脱附单元，由吸附纯化塔和脱附再生塔交替使用，高活性的液相异构化催化反应单元包括异构化反应器；吸附纯化塔和脱附再生塔中使用的择形吸附剂采用微米尺寸的非金属改性十元环中孔沸石，异构化反应器中使用的液相异构化催化剂采用纳米尺寸的金属改性十二元环大孔沸石，具体步骤如下：
（１）将混合碳八芳烃原料与来自异构化反应器的反应产物混合后，进入邻二甲苯精馏塔中，混合碳八芳烃中的邻二甲苯被分离出来，其余的物料进入吸附纯化塔；
（２）步骤（１）所得进入吸附纯化塔的产物中的对二甲苯和间二甲苯通过择形吸附剂吸附，在在常压下、吸附温度150-158℃、进料的质量空速WHSV0.15- 0.58 h-1进行吸附分离，生产得到纯度大于99.0wt%的间二甲苯，间二甲苯的纯度可以经气相色谱分析计算得到，当吸附纯化塔分离产品中间二甲苯纯度小于99.0wt%时，该吸附纯化塔停止进入步骤（１）所得产物，该吸附纯化塔进入脱附再生操作；
（３）脱附再生塔开始工作，该脱附再生塔中的择形吸附剂上吸附的对二甲苯和乙苯在脱附温度155-170℃、体积空速600-1000 h-1的条件下进行脱附再生，当脱附再生塔流出气体中间二甲苯浓度小于0.05wt%时，该脱附再生塔停止工作，停止通入惰性气体，成为待用吸附纯化塔；
（4）该脱附再生塔脱出的对二甲苯和乙苯，经冷凝/气液分离后、与精馏分离出的邻二甲苯合并进入异构化反应器，在反应压力1.3-1.9 Mpa下、温度220-290℃、质量空速WHSV1.20-3.50 h-1进行异构化反应，反应转化变成为混合碳八芳烃产物。
本发明中，所述非金属改性十元环中孔沸石为ZSM-5沸石或ZSM-22沸石中任一种，SiO2 /Al2O3的摩尔比为20 – ∞，晶粒大小为0.5 – 10.0微米；非金属改性方式为气相沉积或液相沉积，非金属改性修饰剂选自氧化硅或氧化硼，非金属氧化物占沸石重量的3.0-9.0wt%。
本发明中，所述金属改性十二元环大孔沸石为H-MOR沸石、H-Beta沸石、H-Y沸石或H-MCM-56沸石中任一种，SiO2 /Al2O3的摩尔比为6-30，晶粒大小为50-500纳米；金属改性方式为离子交换或浸渍负载，金属改性修饰剂选自Pd、Co、Ni或Cu中任一种，金属占沸石重量的0.10-3.0wt%。
本发明中，所述异构化反应器为液相异构化催化反应器。
本发明中，所述液相异构化催化反应器采用流化床反应器、固定床反应器或浆态床反应器中任一种。
本发明中，步骤（３）中脱附再生塔中使用的洗脱剂为对二氧化碳、氮气或甲烷中任一种。
本发明中，步骤（３）中采用脱附再生塔中，采用洗脱剂吹出分离对二甲苯和乙苯时，可以选择在100-760 mmHg的负压条件下进行脱附操作。
本发明中，该工艺方法不仅适用于含间二甲苯、邻二甲苯、对二甲苯和乙苯组成的混合碳八芳烃的原料生产间二甲苯，乙苯的含量小于12 wt%；还可以用于仅含间二甲苯、邻二甲苯和对二甲苯组成的混合碳八芳烃的原料生产间二甲苯。
本发明的有益效果在于：
在本技术研究发现中，采用择形吸附剂分子筛孔道对各个二甲苯异构体分子间差异的高选择性分子识别的择形分离方法，通过高选择性吸附分离获得高纯度的间二甲苯；并采用高活性的液相异构化催化反应催化剂，在较低反应温度和液相条件下进行二甲苯异构化反应，将对二甲苯/邻二甲苯分子转化为间二甲苯分子；将异构化催化反应工艺和择形吸附分离工艺的结合匹配，从而形成了以混合碳八芳烃为原料高选性地生产高纯度的间二甲苯的工艺技术方法。本发明的生产间二甲苯的新工艺方法，其工艺流程短、原料适用范围广、所需设备简单、吸附剂用量少、投资少的特点，同时生产效率高、环境友好，并大幅度减少了能耗、物耗与生产成本，具有较好的实用价值与技术经济性。
附图说明
图１为一种用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法的工艺技术流程图。
具体实施方式
下面通过实施例进一步说明本发明。
本发明提出了一种用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法，该工艺方法由高选择性的择形吸附分离单元、高活性的液相异构化催化反应的二个反应-分离单元组成；其中：分离单元之择形吸附剂选自微米尺寸的非金属改性十元环中孔沸石，采用吸附-脱附/再生二塔操作方式；反应单元之液相异构化催化剂选自纳米尺寸的金属改性十二元环大孔沸石，采用固定床或流化床反应器。两个单元组成中液相异构化催化反应单元与择形吸附分离单元的连接匹配方式，具体的工艺流程如附图1所示。
实施例1：在液相异构化催化剂制备中，采用SiO2 /Al2O3的摩尔比为10、晶粒大小为500纳米的大孔H-MOR沸石，采用1.0wt %硝酸钯水溶液负载改性，在20℃下浸渍24小时后，过滤去掉多余溶液，在120℃下干燥5小时去除溶剂，然后在520℃下空气中焙烧2小时，上述制备的异构化催化剂中金属占沸石重量的0.10 wt%，记为CAT-1。
在择形吸附剂制备中，采用SiO2 /Al2O3的摩尔比为20 、晶粒大小为10微米中孔ZSM-5沸石，采用8.0wt %聚甲基硅氧烷戍烷溶液进行液相沉积负载改性，在20℃下浸渍24小时后，过滤去掉多余溶液，在110℃下干燥3小时去除溶剂，然后在540℃下空气中焙烧3小时，上述制备的择形吸附剂中非金属氧化物氧化硅占沸石重量的3.0wt%，记为ADS-1。
将需加工的混合碳八芳烃原料与来自液相异构化催化反应器（流化床反应器）的产物混合后进入邻二甲苯精馏塔，先将邻二甲苯从混合碳八芳烃中分离出去，然后进入择形吸附单元生产间二甲苯（在常压下、吸附温度150℃、进料的质量空速WHSV 0.20 h-1进行吸附分离），分离所得产物间二甲苯的纯度经气相色谱分析计算得到，通过ADS-1择形吸附剂得到纯度大于99.0wt%的间二甲苯产品；当吸附纯化塔分离产品中间二甲苯纯度小于99.0wt%时，该吸附纯化塔停止进入混合碳八芳烃（混合碳八芳烃切换进入另一个已完成脱附再生的待用吸附塔），该吸附纯化塔进入脱附再生操作方式；在脱附再生操作方式中，采用氮气将ADS-1择形吸附剂中孔内的对二甲苯、乙苯吹出（在760 mmHg的常压下、脱附温度170℃、氮气的体积空速800 h-1进行脱附再生），该脱附再生塔脱出的对二甲苯、间二甲苯或乙苯，经冷凝/气液分离后进入装有CAT-1催化剂的液相异构化反应器（流化床反应器、在1.8 Mpa压力下、反应温度260℃、进料的质量空速WHSV1.50 h-1进行异构化反应），反应转化变成为混合碳八芳烃产物；当脱附再生塔流出气体中间二甲苯浓度小于0.05wt%时，该脱附再生塔停止已完成脱附再生，停止通入氮气，成为待用吸附纯化塔。
实施例1的具体工艺条件与结果见表1所示。
实施例2：在液相异构化催化剂制备中，采用SiO2 /Al2O3的摩尔比为20、晶粒大小为100纳米的大孔H-Beta沸石，采用4.5wt %硝酸钴水溶液负载改性，在60℃下离子交换24小时后，过滤去掉多余溶液，在120℃下干燥5小时去除溶剂，然后在520℃下空气中焙烧2小时，上述制备的异构化催化剂中金属占沸石重量的1.3wt%，记为CAT-2。
在择形吸附剂制备中，采用SiO2 /Al2O3的摩尔比为50 、晶粒大小为1.8微米中孔ZSM-5沸石，采用10.5wt %乙基硅氧烷进行气相吸附负载改性，在20℃下气相沉积24小时后，过滤去掉多余溶液，在110℃下干燥3小时去除溶剂，然后在540℃下空气中焙烧3小时，上述制备的择形吸附剂中非金属氧化物氧化硅占沸石重量的4.3wt%，记为ADS-2。
将需加工的混合碳八芳烃原料与来自液相异构化催化反应器（固定床反应器）的产物混合后进入邻二甲苯精馏塔，先将邻二甲苯从混合碳八芳烃中分离出去，然后进入择形吸附单元生产间二甲苯（在常压下、吸附温度152℃、进料的质量空速WHSV 0.25 h-1进行吸附分离），所得分离产物经气相色谱分析和计算得到间二甲苯的纯度，通过ADS-2择形吸附剂得到纯度大于99.0wt%的间二甲苯产品；当吸附塔分离产品中间二甲苯纯度小于99.0wt%时，该吸附纯化塔停止进入混合碳八芳烃（混合碳八芳烃切换进入另一个已完成脱附再生的待用吸附塔），该吸附纯化塔进入脱附再生操作方式；在脱附再生操作方式中，采用氮气将ADS-2择形吸附剂中孔内的对二甲苯、乙苯吹出（在300 mmHg的负压下、脱附温度164℃、二氧化碳的体积空速700 h-1进行脱附再生），该脱附再生塔脱出的对二甲苯、间二甲苯或乙苯，经冷凝/气液分离后进入装有CAT-2催化剂的液相异构化反应器（固定床反应器、在1.5 Mpa压力下、反应温度240℃、进料的质量空速WHSV2.20 h-1进行异构化反应），反应转化变成为混合碳八芳烃产物；当脱附再生塔流出气体中间二甲苯浓度小于0.05wt%时，该脱附再生塔停止已完成脱附再生，停止通入二氧化碳，成为待用吸附纯化塔。
实施例2的具体工艺条件与结果见表1所示。
实施例3：在液相异构化催化剂制备中，采用SiO2 /Al2O3的摩尔比为30、晶粒大小为50纳米的大孔H-MCM-56沸石，采用6.8wt %硝酸镍水溶液负载改性，在30℃下浸渍20小时后，过滤去掉多余溶液，在130℃下干燥4小时去除溶剂，然后在510℃下空气中焙烧3小时，上述制备的异构化催化剂中金属占沸石重量的2.5wt%，记为CAT-3。
在择形吸附剂制备中，采用SiO2 /Al2O3的摩尔比为560 、晶粒大小为1.2微米中孔ZSM-5沸石，采用16.2wt %硼酸水溶液进行负载改性，在20℃下浸渍24小时后，过滤去掉多余溶液，在120℃下干燥3小时去除溶剂，然后在530℃下空气中焙烧3小时，上述制备的择形吸附剂中非金属氧化物氧化硅占沸石重量的9.0wt%，记为ADS-3。
将需加工的混合碳八芳烃原料与来自液相异构化催化反应器（浆态床反应器）的产物混合后进入邻二甲苯精馏塔，先将邻二甲苯从混合碳八芳烃中分离出去，然后进入择形吸附单元生产间二甲苯（在常压下、吸附温度155℃、进料的质量空速WHSV 0.15 h-1进行吸附分离），所得分离产物经气相色谱分析和计算得到间二甲苯的纯度，通过ADS-3择形吸附剂得到纯度大于99.0wt%的间二甲苯产品；当吸附塔分离产品中间二甲苯纯度小于99.0wt%时，该吸附塔停止进入混合碳八芳烃（混合碳八芳烃切换进入另一个已完成脱附再生的待用吸附塔），该吸附塔进入脱附再生操作方式；在脱附再生操作方式中，采用甲烷气将ADS-3择形吸附剂中孔内的对二甲苯、乙苯吹出（在600 mmHg的负压下、脱附温度165℃、甲烷的体积空速1000 h-1进行脱附再生），该塔脱出的对二甲苯、间二甲苯或乙苯，经冷凝/气液分离后进入装有CAT-3催化剂的液相异构化反应器（浆态床反应器、在1.3 Mpa压力下、反应温度220℃、进料的质量空速WHSV1.20 h-1进行异构化反应），反应转化变成为混合碳八芳烃产物；当脱附塔流出气体中间二甲苯浓度小于0.05wt%时，该塔停止已完成脱附再生，停止通入甲烷，成为待用吸附塔。
实施例3的具体工艺条件与结果见表1所示。
实施例4：在液相异构化催化剂制备中，采用SiO2 /Al2O3的摩尔比为6、晶粒大小为450纳米的大孔H-Y沸石，采用7.1wt %硝酸铜水溶液负载改性，在35℃下浸渍10小时后，过滤去掉多余溶液，在120℃下干燥4小时去除溶剂，然后在530℃下空气中焙烧3小时，上述制备的异构化催化剂中金属占沸石重量的3.0wt%，记为CAT-4。
在择形吸附剂制备中，采用SiO2 /Al2O3的摩尔比为120 、晶粒大小为1.2微米中孔ZSM-22沸石，采用9.5wt %硼酸水溶液进行负载改性，在20℃下浸渍24小时后，过滤去掉多余溶液，在120℃下干燥3小时去除溶剂，然后在530℃下空气中焙烧3小时，上述制备的择形吸附剂中非金属氧化物氧化硼占沸石重量的6.1wt%，记为ADS-4。
将需加工的混合碳八芳烃原料与来自液相异构化催化反应器（固定床反应器）的产物混合后进入邻二甲苯精馏塔，先将邻二甲苯从混合碳八芳烃中分离出去，然后进入择形吸附单元生产间二甲苯（在常压下、吸附温度156℃、进料的质量空速WHSV 0.58 h-1进行吸附分离），所得分离产物经气相色谱分析和计算得到间二甲苯的纯度，通过ADS-4择形吸附剂得到纯度大于99.0wt%的间二甲苯产品；当吸附塔分离产品中间二甲苯纯度小于99.0wt%时，该吸附纯化塔停止进入混合碳八芳烃（混合碳八芳烃切换进入另一个已完成脱附再生的待用吸附塔），该吸附纯化塔进入脱附再生操作方式；在脱附再生操作方式中，采用氮气将ADS-3择形吸附剂中孔内的对二甲苯、乙苯吹出（在100 mmHg的负压下、脱附温度152℃、二氧化碳的体积空速600 h-1进行脱附再生），该脱附再生塔脱出的间二甲苯、对二甲苯或乙苯，经冷凝/气液分离后进入装有CAT-4催化剂的液相异构化反应器（固定床反应器、在1.9 Mpa压力下、反应温度290℃、进料的质量空速WHSV3.50 h-1进行异构化反应），反应转化变成为混合碳八芳烃产物；当脱附塔流出气体中间二甲苯浓度小于0.05wt%时，该脱附再生塔停止已完成脱附再生，停止通入二氧化碳，成为待用吸附纯化塔。
实施例4的具体工艺条件与结果见表1所示。
表1. 四种具体实施方式下的混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺技术条件与结果
Figure 65136DEST_PATH_IMAGE002
其中：EB为乙苯，PX为对二甲苯，MX为间二甲苯，OX为邻二甲苯。

Claims (8)

1.一种用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺方法，其特征在于：所述工艺方法采用用于混合碳八芳烃生产间二甲苯的工艺系统实现，所述工艺系统包括高选择性的择形吸附分离单元和高活性的液相异构化催化反应单元；所述混合碳八芳烃原料主要为邻二甲苯、对二甲苯、间二甲苯和乙苯，其中：高选择性的择形吸附分离单元为吸附-脱附单元，由吸附纯化塔和脱附再生塔交替使用，高活性的液相异构化催化反应单元包括异构化反应器；吸附纯化塔和脱附再生塔中使用的择形吸附剂采用微米尺寸的非金属改性十元环中孔沸石，异构化反应器中使用的液相异构化催化剂采用纳米尺寸的金属改性十二元环大孔沸石，具体步骤如下：
（1）将混合碳八芳烃原料与来自异构化反应器的反应产物混合后，进入邻二甲苯精馏塔中，混合碳八芳烃中的邻二甲苯被分离出来，其余的物料进入吸附纯化塔；
（２）步骤（1）所得进入吸附纯化塔的产物中的对二甲苯和间二甲苯通过择形吸附剂吸附，在常压下、吸附温度150-158℃、进料的质量空速WHSV0.15- 0.58 h-1进行吸附分离，生产得到纯度大于99.0wt%的间二甲苯，间二甲苯的纯度可以经气相色谱分析计算得到，当吸附纯化塔分离产品中间二甲苯纯度小于99.0wt%时，该吸附纯化塔停止进入步骤（1）所得产物，该吸附纯化塔进入脱附再生操作；
（３）脱附再生塔开始工作，该脱附再生塔中的择形吸附剂上吸附的对二甲苯和乙苯在脱附温度155-170℃、体积空速600-1000 h-1的条件下进行脱附再生，当脱附再生塔流出气体中间二甲苯浓度小于0.05wt%时，该脱附再生塔停止工作，停止通入惰性气体，成为待用吸附纯化塔；
（4）该脱附再生塔脱出的对二甲苯和乙苯，经冷凝/气液分离后、与精馏分离出的邻二甲苯合并进入异构化反应器，在反应压力1.3-1.9 Mpa下、温度220-290℃、质量空速WHSV1.20-3.50 h-1进行异构化反应，反应转化变成为混合碳八芳烃产物。
2.根据权利要求1所述的工艺方法，其特征在于：所述非金属改性十元环中孔沸石为ZSM-5沸石或ZSM-22沸石中任一种，SiO2 /Al2O3的摩尔比为20 – ∞，晶粒大小为0.5 –10.0微米；非金属改性方式为气相沉积或液相沉积，非金属改性修饰剂选自氧化硅或氧化硼，非金属氧化物占沸石重量的3.0-9.0wt%。
3.根据权利要求1所述的工艺方法，其特征在于：所述金属改性十二元环大孔沸石为H-MOR沸石、H-Beta沸石、H-Y沸石或H-MCM-56沸石中任一种，SiO2 /Al2O3的摩尔比为6-30，晶粒大小为50-500纳米；金属改性方式为离子交换或浸渍负载，金属改性修饰剂选自Pd、Co、Ni或Cu中任一种，金属占沸石重量的0.10-3.0wt%。
4.根据权利要求1所述的工艺方法，其特征在于：所述异构化反应器为液相异构化催化反应器。
5.根据权利要求４所述的工艺方法，其特征在于：所述液相异构化催化反应器采用流化床反应器、固定床反应器或浆态床反应器中任一种。
6.根权利要求1所述的工艺方法，其特征在于：步骤（３）中脱附再生塔中使用的洗脱剂为对二氧化碳、氮气或甲烷中任一种。
7.根据权利要求1所述的工艺方法，其特征在于：步骤（３）中采用脱附再生塔中，采用洗脱剂吹出分离对二甲苯和乙苯时，可以选择在100-760 mmHg的负压条件下进行脱附操作。
8.根据权利要求1所述的工艺方法，其特征在于：该工艺方法不仅适用于含间二甲苯、邻二甲苯、对二甲苯和乙苯组成的混合碳八芳烃的原料生产间二甲苯，乙苯的含量小于12wt%；还可以用于仅含间二甲苯、邻二甲苯和对二甲苯组成的混合碳八芳烃的原料生产间二甲苯。
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