CN116023217A - 一种从重芳烃中分离三甲苯单体的方法 - Google Patents

Abstract

一种从重芳烃中分离三甲苯单体的方法，包括重芳烃原料经吸附分离后，得到抽出液和抽余液，抽出液中解吸剂回收利用，物流组分为均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯三种异构体混合物，总纯度不低于99质量％，此混合物物流再依次通过精馏得到相应的三甲苯单体，吸附分离抽余油经解吸剂回收后可作为汽油调和组分或高沸点芳烃溶剂油组分利用。该法将吸附分离和精馏两种工艺组合，得到高纯度的均三甲苯、偏三甲苯、连三甲苯单体，具有收率高，产品质量好，运营能耗低，产品附加值高等特点。

Description

一种从重芳烃中分离三甲苯单体的方法

技术领域

本发明总体上涉及精细化工中间单体的生产领域，具体地说，是一种同时分离高纯度均三甲苯、偏三甲苯、连三甲苯的方法。

背景技术

C₉₊重芳烃是石油化工和煤焦化装置的重要副产物，近年来化工行业越来越重视对其的综合利用。随着国内多家一体化项目的陆续投产，2022年重整装置产能将达1.9亿吨，重整重芳烃产能预计达3000多万吨。目前重芳烃有三种利用途径：一是作为油品调合组分；二是增产BTX(苯-甲苯-二甲苯混合物，Benzene-Toluene-Xylene)等轻质芳烃；三是生产高沸点溶剂油。最后一种利用途径资源浪费程度较高，产品附加值较低。近十年来，重芳烃价格总体呈下降趋势，2021年每吨重芳烃价格已下调至3200元。

重整重芳烃中占比最多的就是均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯三种异构体，几乎占了重芳烃的一半，其为重要的精细化工中间体，有较高的利用价值。偏三甲苯目前采用多塔精馏或者萃取精馏得到，但对原料组成有要求，特别是对叔丁苯的含量要求较苛刻。中国是偏三甲苯最大生产国和消费国，目前需求逐年递增。偏三甲苯可以用于生产偏酐，进一步生产环保型增塑剂，也可生产三甲基氢醌，是生产维生素E的中间体，或经甲基化生产均四甲苯，进一步生产二十一世纪最有前途的塑料——聚酰亚胺并广泛应用于宇宙航空、超音速飞机、原子能工业和机电工业等领域。均三甲苯目前采用萃取精馏、烷基化法或异构化法得到，但各自存在一定的缺点，比如萃取精馏法能耗高，烷基化法丙烯消耗量大、成本高，异构化法易受其他C9组分干扰，产品收率仅为15％左右。均三甲苯可以用于生产价格不菲的抗氧剂、染料和环保型除草剂，我国是农业大国，对环保型除草剂需求量也在逐年增加。连三甲苯目前通常作为高沸点溶剂油出售，单体也可通过烷基化法、萃取精密精馏、精密精馏-深冷结晶等方法获得，但由于其与茚满组分分离极为困难，整个分离过程能耗高，纯度仅为50质量％～80质量％，经济性差。连三甲苯可用于生产西藏麝香，作为日用香料用于化妆品及日化产品中，或是生产苯胺染料，醇酸树脂、聚酯树脂及连苯三酸，或者和苯甲酰氯和苯乙酰氯反应，制取止疼剂、血小板防凝剂及血栓抑制剂等药品，但目前由于其分离提纯的投资巨大，国内工业化生产较少。

CN109627140A、CN102924212B报道了采用萃取精馏制备均三甲苯的方法，其能耗均较高，纯度较低。CN110803974A提供了一种多级深冷得到高纯度均三甲苯的方法，但是深冷的能耗较高，收率较低。CN1900034A提出了利用催化剂将原料中的连三甲苯烷基化，经减压精馏后切取烷基连三甲苯馏分，再进行脱烷基和减压精馏，最终得到纯度为92％连三甲苯，其催化剂寿命短，经济性差。CN105837394B采用过程集成差压耦合设计工艺提纯连三甲苯，但需要原料预处理和萃取精馏两部分，包括预脱轻塔、预脱重塔、萃取精馏塔和溶剂回收塔，工艺流程繁琐，特别是萃取精馏塔塔板数较大，投资成本高，运营能耗大。CN101704706A公开了一种从重芳烃中分离、提纯连三甲苯和茚满的方法，先采用粗切割得到富含连三甲苯和茚满的物流，经过吸附分离将茚满组分从重芳烃中分离，吸余油进行精密分馏得到纯度为95％的连三甲苯产品，该方法过程繁琐，工业化生产困难。

一方面重芳烃资源日益增加，原材料价格日益下降，另一方面目前大部分厂家的重芳烃利用装置都涉及萃取、深冷结晶、烷基化等反应和多个精馏塔耦合，其产品相对单一，纯度和收率相对较低，工艺流程复杂，投资成本高，运营能耗高，综合提取程度低，产品附加值较低，因此目前市场迫切需要通过技术创新，提高重芳烃资源利用率，最大化增加重芳烃产品的经济附加值，延长产业链。

发明内容

本发明在于经济且低能耗地同时获得高纯度三种三甲苯异构体单体，提高重芳烃资源利用率，提高重芳烃的经济附加值。

为解决上述技术问题，本发明提供了一种从重芳烃中分离三甲苯单体的方法，其特征在于，包括吸附分离和精馏工艺，将重芳烃原料经吸附分离工艺，抽出液经解吸剂回收利用后，得到均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯三种异构体混合物物流，再将三种异构体混合物物流通过精馏工艺得到相应的单体，吸附分离工艺的抽余液经解吸剂回收后作为汽油调和组分或高沸点芳烃溶剂油组分利用，其中，所述吸附分离工艺使用改性的X型、Y型或者A型分子筛吸附剂，所述吸附剂经选自Mg²⁺、Ca²⁺、Sr²⁺、Fe²⁺、Co²⁺、Ni²⁺和Zn²⁺中的至少一种阳离子和任选选自Li⁺、Na⁺、K⁺、Rb⁺和Cs⁺中的至少一种阳离子改性。

本发明方法通过吸附分离和精馏工艺的组合，吸附分离工艺获得的均三甲苯、偏三甲苯、连三甲苯总纯度不低于99质量％，精馏工艺进一步可以同时生产高纯度的偏三甲苯、均三甲苯和连三甲苯单体，收率高，工艺过程相对简单，产品质量好，能耗较低，可提高资源利用效率，大幅度增加重芳烃产品经济附加值，为企业带来可观的经济效应。

附图说明

图1为利用脉冲装置对重芳烃进行吸附分离的脉冲图，其中正壬烷作为示踪剂，重芳烃组分为对甲乙苯、间甲乙苯、邻甲乙苯、丙苯、对甲丙苯、间甲丙苯、邻甲丙苯、对二乙苯、均三甲苯、偏三甲苯、连三甲苯、2-乙基对二甲苯、4-乙基间二甲苯、茚满。

图2为本发明的小型模拟移动床吸附分离工艺示意图。

图3为本发明的吸附分离与精馏组合工艺的装置示意图。

具体实施方式

下面通过附图和实施例对本申请进一步详细说明。通过这些说明，本申请的特点和优点将变得更为清楚明确。

在这里专用的词“示例性”意为“用作例子、实施例或说明性”。这里作为“示例性”所说明的任何实施例不必解释为优于或好于其它实施例。尽管在附图中示出了实施例的各种方面，但是除非特别指出，不必按比例绘制附图。

此外，下面所描述的本申请不同实施方式中涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。

本发明以重芳烃为原料，进入吸附分离装置，其吸附分离装置为模拟移动床，装填吸附剂的活性组分为Y型、X型或A型分子筛，改性金属阳离子为Mg²⁺、Ca²⁺、Sr²⁺、Fe²⁺、Co²⁺、Ni^{2 +}和Zn²⁺中的一种，也可与Li⁺、Na⁺、K⁺、Rb⁺和Cs⁺中的至少一种进行复合改性，优选Sr²⁺。解吸剂为烷基苯，优选甲苯。操作压力为0.5MPa～1.2MPa，操作温度为120℃～200℃。原料物流经吸附分离后得到抽出液物流和抽余液物流，分别进入抽出液塔和抽余液塔，经解吸剂回收循环利用后，抽出塔塔底得到纯度不低于99质量％的三种三甲苯异构体混合物，进入精馏系统进行分离，可分别得到纯度不低于97.0质量％，98.0质量％和95.0质量％的均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯。抽余液塔底得到除三甲苯以外的重芳烃组分，可作为汽油调和组分或高沸点芳烃溶剂油组分继续加以利用。

根据本发明的示例性的实施方式，本发明可以处理的原料为重芳烃，特别是C9⁺重芳烃(即富含C9及以上芳烃的重芳烃)，来自重整产物、裂解汽油、石脑油、乙苯装置副产物及催化裂化汽油，优选为重整重芳烃，更优选为沸点在150℃以上的重整重芳烃馏分。可处理的原料还可以优选为均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯三种三甲苯质量分数总和在20％以上的重芳烃。

根据本发明的示例性的实施方式，本发明的吸附分离装置内所装载的吸附剂活性组分为改性X型、Y型或者A型分子筛，优选X型分子筛。X分子筛晶粒粒径为0.2微米～3.0微米，其氧化硅与氧化铝的摩尔比为2.0～2.6，优选为2.0～2.4。不希望受限于理论，据信，分子筛的晶粒粒径会影响吸附剂的传质和强度，晶粒粒径越大，重芳烃原料及解吸剂在吸附剂中的传质能力将变差，进而影响吸附分离的效率，而晶粒粒径过小的话，又将导致吸附剂的强度降低，从而影响吸附剂的寿命。同样，不希望受限于理论，据信，分子筛中氧化硅与氧化铝的摩尔比也会对吸附剂的吸附能力具有显著的影响，摩尔比过高，将会导致吸附剂的选择性变差，而摩尔比过低不仅会降低吸附剂的吸附容量，而且也会使分子筛的内部结构发生变化。本发明通过长期的研究和实践，获得了适宜用于分离三甲苯单体的分子筛晶粒粒径范围以及氧化硅与氧化铝的摩尔比范围。

根据本发明的示例性的实施方式，本发明的述吸附分离装置内所装载的吸附剂经Mg²⁺、Ca²⁺、Sr²⁺、Fe²⁺、Co²⁺、Ni²⁺和Zn²⁺中的至少一种金属阳离子改性，优选Sr²⁺，还可以使用Li⁺、Na⁺、K⁺、Rb⁺和Cs⁺中的至少一种金属阳离子进行复合改性，优选K⁺。

根据本发明的示例性的实施方式，本发明的吸附分离工艺采用模拟移动床装置，其压力为0.5MPa～1.2MPa，温度为120℃～200℃，优选压力为0.8MPa～1.0MPa，温度为140℃～180℃，解吸剂为烷基苯，优选甲苯。通过对吸附分离工艺操作条件优化选择，可以使吸附分离的抽出液基本上仅含三种三甲苯异构体，其他组分的含量极低。

根据本发明的示例性的实施方式，本发明利用吸附分离得到的抽出液经解吸剂回收循环利用后，混合物物流中均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯三种异构体总纯度不低于99质量％，此混合物物流再利用精馏工艺得到相应的单体，分别得到纯度不低于97.0质量％，98.0质量％和95.0质量％的均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯。吸附分离抽余液经解吸剂回收后可作为汽油调和组分或高沸点芳烃溶剂油组分。

根据本发明的示例性的实施方式，如图2所示，本发明的模拟移动床装置含有多个装填吸附剂的吸附床层，例如图2所示的24个吸附床层。每个床层均有自己的物料进出管线，进出模拟移动床的物料将其中的吸附床层分为脱附区、提纯区、吸附区和隔离区。解吸剂注入和抽出液采出之间的吸附床层为脱附区，抽出液采出和原料注入之间的吸附床层为提纯区，原料注入和抽余液采出之间的吸附床层为吸附区，抽余液采出和解吸剂注入之间的吸附床层为隔离区。吸附区、提纯区、脱附区和隔离区的床层数比例为29±10％:37±15％:21±5％:13±4％。模拟移动床在操作中，各股物料进出吸附塔吸附床层的位置可以周期性改变。可以采用多通旋转阀或者程控开关阀组控制各股物料进出不同的吸附床层。在某一时刻，各股物料与特定的床层相连通，每间隔一定的时间，即一个步进时间，各股物料的进出位置均下移一个吸附床层，如图2中所示从实线箭头移动到虚线箭头位置，某股物料进入吸附床层的位置(或某股物料排出吸附床层的位置)经历所有吸附床层回到起始位置所需的时间为一个循环周期，一个循环周期通常为18分钟～60分钟，优选25分钟～35分钟。

根据本发明的示例性的实施方式，本发明的吸附分离工艺采用的解吸剂与重芳烃原料的质量流量之比不大于3.5，优选不大于3.0，更优选不大于2.8。相对单位质量吸附剂的重芳烃原料流量不小于0.16kg/(h·kg吸附剂)，优选不小于0.20kg/(h·kg吸附剂)，更优选不小于0.23kg/(h·kg吸附剂)。

根据本发明的示例性的实施方式，如图3所示，重芳烃原料流经吸附分离后采出得到抽出液流和抽余液流分别进入抽出液塔和抽余液塔，经解吸剂回收循环利用后，抽出液塔塔底得到纯度不低于99质量％的三种三甲苯混合物，进入精馏工艺进行分离，抽余液塔塔底得到的除三甲苯以外的其他重芳烃作为汽油调和组分或高沸点芳烃溶剂油组分继续加以利用。在一种示例性的实施方式中，如图3所示，本发明的精馏工艺装置可以采用串联的两个精馏塔，吸附分离工艺获得的三种异构体混合物物流进入第一精馏塔，第一精馏塔塔顶产物为均三甲苯，塔底产物为偏三甲苯和连三甲苯两种异构体混合物物流，进入第二精馏塔，第二精馏塔塔顶产物为偏三甲苯，塔底产物为连三甲苯。在另一种示例性的实施方式中，本发明的精馏工艺装置也可采用分壁塔，吸附分离工艺获得的三种异构体混合物物流进入分壁塔，塔顶采出均三甲苯，塔侧线采出偏三甲苯，塔底采出连三甲苯。

根据本发明的示例性的实施方式，本发明提供的从重芳烃中分离三甲苯单体的方法可以进一步与异构化工艺耦合，以便根据市场需要，优化获得的三种三甲苯的组成。在一种实施方式中，吸附分离工艺获得的三种异构体混合物物流进入异构化工艺装置，通过异构化优化吸附分离工艺获得的三种异构体混合物的组成，再进入精馏工艺得到相应的单体，如此，可以获得市场所需的三甲苯单体。在另一种实施方式中，经精馏工艺获得的单一单体组分进入异构化装置，异构化为其他三甲苯组分。

下面通过实施例进一步说明本发明，但本发明并不限于此。

实施例1

制备吸附分离工艺所用的吸附剂：

将硅铝比为2.3的X型分子筛与高岭土矿物按93:7的质量比混合均匀，滚球成型，干燥后于550℃焙烧3小时。将焙烧后所得小球用氢氧化钠与氢氧化钾混合溶液(氢氧根离子浓度为0.4mol/L，K/(Na+K)摩尔比为0.3)于90℃处理3小时，用0.40mol/L的六水氯化锶溶液对经过碱处理且干燥后的小球进行阳离子交换，交换时间为8小时，温度为96℃，溶液与吸附剂的液固比为40，按交换后残留的钠含量计算的交换度为99.9摩尔％，交换后小球经干燥后于180℃活化3小时。

实施例2

为评价吸附材料的吸附选择性，使用动态脉冲实验装置测定其吸附选择性和分离目标产物的吸附、解吸速率。该装置由进料系统、吸附柱、加热炉、压力控制阀等组成。吸附柱为Ф8×900毫米的不锈钢管，吸附柱下端入口与进料和氮气系统相连，上端出口接压力控制阀，再与流出物收集器连接。

吸附剂的吸附选择性测定方法为：将称量的粒径为800μm～1000μm的被测吸附剂颗粒装入吸附柱震实，在氮气气氛中排除系统中的气体。将系统压力升至0.85MPa，温度升至145℃，停止通入解吸剂，以1.5mL/h的液体流速通入5mL～10mL脉冲进料液，进料液中含有不被吸附的示踪剂，之后以同样的体积空速通入解吸剂进行脱附，每隔2mL取3滴脱附液样品，用气相色谱分析。以脱附用解吸剂体积为横坐标，脉冲进料液各组分浓度为纵坐标，绘制出脉冲进料液各组分的脱附曲线，如图1所示。其中，不被吸附的示踪剂可用来获得吸附系统的死体积。将示踪剂半峰宽的中点作为零点，测定各组分半峰宽中点到零点的净保留体积，任意组分的净保留体积与吸附平衡时的分配系数成正比，反映了各组分与吸附材料间的作用力，两组分净保留体积之比即为分离系数β，如连三甲苯的净保留体积与茚满的净保留体积之比即为吸附材料对于两者吸附性能之比，为连三甲苯相对于茚满的分离系数，记为β_{连三甲苯/茚满}。分离度通常也可作为吸附剂分离效能的指标之一，特别是同样操作参数下评价不同吸附剂的吸附分离性能，分离度等于相邻脉冲峰净保留体积之差与两脉冲峰的半峰宽均值的比值，如连三甲苯的净保留体积与茚满的净保留体积之差与两者脉冲峰半峰宽均值的比值，即为两峰之间的分离度，记为R_{连三甲苯/茚满}。

取26毫升实施例1所制备的吸附剂，流化脱水至含水质量分数为5.48％，进行液相脉冲实验测定其吸附选择性和分离度，实验所用解吸剂为50质量％的甲苯和50质量％的正庚烷。脉冲进料液组成为各2质量％的甲乙苯三种异构体、三甲苯三种异构体、甲丙苯三种异构体、丙苯、对二乙苯、茚满、2-乙基对二甲苯、4-乙基间二甲苯、正壬烷(NC9)和70质量％的解吸剂，其中正壬烷为示踪剂。所得到的脱附曲线如图1所示，均三甲苯、偏三甲苯、连三甲苯与其他组分之间的分离系数和分离度结果见表1。

表1

实施例3

使用一套小型模拟移动床装置，进行重芳烃液相吸附分离，分离其中的三甲苯异构体。装置由24根柱子串联构成，作为吸附床层，柱子内部用于容纳本发明的选择性吸附剂的腔体高200mm，直径40mm，共装填吸附剂2400g，第24根柱子与第1根柱子通过一台泵接连，使柱内流体循环起来，各柱子的连接处均可引入或采出物料。抽余液出口与原料入口之间有7根柱子，为吸附区；原料入口和抽出液出口之间有9根柱子，为提纯区；抽出液出口与解吸剂入口之间有5根柱子，为脱附区；解吸剂入口与抽余液出口之间有3根柱子，为隔离区。物料的进出口位置按步进时间改变，隔一个步进时间进出料口向前推进一根柱子，进出料口由如图2中所示由实线箭头位置移到虚线箭头位置，下一个步进时间按既定方向向前推进，依次类推改变进出料口位置，直到进出料口回到起始的位置，为一个周期。一个步进时间为80秒，一个周期为32分钟。

吸附原料为重整重芳烃，原料组成见表2。控制进入吸附床层的吸附原料的温度为145℃，操作压力0.88MPa。吸附剂为实施例1的吸附剂，解吸剂为99.9质量％甲苯，原料进料量为0.50kg/h，解吸剂注入量为1.52kg/h，抽出液量为0.70kg/h，抽余液量为1.32kg/h，进入模拟移动床的解吸剂与重芳烃原料的质量流量之比为3.04，单位质量吸附剂的重芳烃原料流量为0.21kg/(h·kg吸附剂)。目标产物三种三甲苯的收率和纯度分别为90.97％和99.208质量％。

模拟移动床运行稳定后，分别取抽出液和抽余液一周期的混合样品并分析其组成。根据分析结果，三甲苯混合物纯度和收率的计算方法为：

其中X为抽出液中各组分的质量分数；

其中X_{三甲苯，抽出液}为抽出液中三种三甲苯质量分数之和，Q_抽出液为抽出液质量流量，X_{三甲苯，抽余液}为抽余液中三甲苯质量分数之和，Q_抽余液为抽余液质量流量。

获得的目标产物三种三甲苯的收率和纯度分别为90.97％和99.21质量％。

表2

实施例4

按实例3的方法吸附分离三甲苯异构体混合物，不同的是模拟移动床装置为12根吸附柱。目标产物三种三甲苯的收率和纯度分别为88.15％和99.23质量％。

实施例5

利用吸附分离工艺与精馏工艺的组合装置分别获得三种三甲苯单体，重芳烃进料量20t/h，吸附分离装置的操作温度为160℃，压力0.8MPa，解吸剂为甲苯，装载的吸附剂为实施例1的吸附剂。第一精馏塔塔顶温度为166℃，塔板数为100块，第二精馏塔塔顶温度为170℃，塔板数为90块，精馏塔内压力均为0.1MPa，均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯的纯度和收率见表3。

表3

对比例1

利用精馏装置分别获得三种三甲苯单体，重芳烃进料量20t/h。重芳烃原料经预处理切除C8后去往第一精馏塔，塔顶物料采出均三甲苯，塔底物料去往第二精馏塔，第二精馏塔塔顶采出偏三甲苯，塔底采出连三甲苯。其中，第一精馏塔塔顶温度为166℃，塔板数为100块，第二精馏塔塔顶温度为170℃，塔板数为90块，精馏塔内压力均为0.1MPa，均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯的纯度见表4。

表4

从表3和表4中可知，常规的精馏工艺无法获得高纯度的三种三甲苯单体，无法达到后续进一步利用的要求。而通过吸附分离和精馏组合工艺，得到高纯度高收率的均三甲苯、偏三甲苯、连三甲苯单体，特别是，3种三甲苯的纯度和收率均极高，能够以高收率获得高纯度的3种高附加值三甲苯产品，不但降低了工艺运行成本，提高了重芳烃的资源利用率，而且最大化增加了重芳烃产品的经济附加值，延长了产业链。

以上结合了优选的实施方式对本申请进行了说明，不过这些实施方式仅是范例性的，仅起到说明性的作用。在此基础上，可以对本申请进行多种替换和改进，这些均落入本申请的保护范围内。

Claims (20)

1.一种从重芳烃中分离三甲苯单体的方法，其特征在于，包括吸附分离和精馏工艺，将重芳烃原料经吸附分离工艺，抽出液经解吸剂回收利用后，得到均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯三种异构体混合物物流，再将三种异构体混合物物流通过精馏工艺得到相应的单体，吸附分离工艺的抽余液经解吸剂回收后作为汽油调和组分或高沸点芳烃溶剂油组分利用，其中，所述吸附分离工艺使用改性的X型、Y型或者A型分子筛吸附剂，所述吸附剂经选自Mg^{2 +}、Ca²⁺、Sr²⁺、Fe²⁺、Co²⁺、Ni²⁺和Zn²⁺中的至少一种阳离子和任选选自Li⁺、Na⁺、K⁺、Rb⁺和Cs⁺中的至少一种阳离子改性。

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述重芳烃原料来自重整产物、裂解汽油、石脑油、乙苯装置副产物或催化裂化汽油，优选重整重芳烃，更优选沸点在150℃以上的重整重芳烃馏分。

3.如权利要求2所述的方法，其特征在于，所述重芳烃原料为均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯三种异构体质量分数总和在20％以上的重整重芳烃。

4.如权利要求1至3任一项所述的方法，其特征在于所述吸附分离工艺得到的三种异构体混合物物流中均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯总纯度不低于99质量％。

5.如权利要求1至4任一项所述的方法，其特征在于，所述精馏工艺得到的均三甲苯、偏三甲苯和连三甲苯纯度分别不低于97.0质量％，98.0质量％和95.0质量％，优选不低于98.5质量％，99.3质量％和97.0质量％。

6.如权利要求1至5任一项所述的方法，其特征在于，所述吸附分离工艺采用模拟移动床装置。

7.如权利要求1至6任一项所述的方法，其特征在于，所述精馏工艺采用串联的两个精馏塔，所述三种异构体混合物物流进入第一精馏塔，塔顶产物为均三甲苯，塔底产物为偏三甲苯和连三甲苯两种异构体混合物物流，进入第二精馏塔，塔顶产物为偏三甲苯，塔底产物为连三甲苯。

8.如权利要求1至6任一项所述的方法，其特征在于，所述精馏工艺采用分壁塔，所述三种异构体混合物物流进入分壁塔，塔顶采出均三甲苯，侧线采出偏三甲苯，塔底采出连三甲苯。

9.如权利要求1至8任一项所述的方法，其特征在于，所述吸附剂为改性X型分子筛，优选X型分子筛的晶粒粒径为0.2微米～3.0微米。

10.如权利要求1至9任一项所述的方法，其特征在于，所述吸附剂为改性X型分子筛，优选X型分子筛的氧化硅与氧化铝的摩尔比为2.0～2.6。

11.如权利要求1至10任一项所述的方法，其特征在于，所述吸附剂经阳离子Sr²⁺进行改性。

12.如权利要求1至11任一项所述的方法，其特征在于，所述解吸剂为烷基苯，优选甲苯或对二甲苯。

13.如权利要求6所述的方法，其特征在于，所述模拟移动床装置的压力为0.5MPa～1.2MPa，温度为120℃～200℃。

14.如权利要求6所述的方法，其特征在于，所述模拟移动床装置包括多个装填吸附剂的吸附床层，每个床层均有自己的物料进出管线，进出模拟移动床装置的物料将其中的吸附床层分为脱附区、提纯区、吸附区和隔离区，解吸剂注入和抽出液采出之间的吸附床层为脱附区，抽出液采出和原料注入之间的吸附床层为提纯区，原料注入和抽余液采出之间的吸附床层为吸附区，抽余液采出和解吸剂注入之间的吸附床层为隔离区。

15.如权利要求6所述的方法，其特征在于，进入所述模拟移动床装置的解吸剂与重芳烃原料的质量流量之比不大于3.5，优选不大于3.0。

16.如权利要求6所述的方法，其特征在于，相对单位质量吸附剂的重芳烃原料流量不小于0.16kg/(h·kg吸附剂)，优选不小于0.20kg/(h·kg吸附剂)。

17.如权利要求6所述的方法，其特征在于，所述模拟移动床装置包括吸附区，提纯区，脱附区和隔离区，其床层数比例为29±10％:37±15％:21±5％:13±4％。

18.如权利要求6所述的方法，其特征在于，所述模拟移动床装置的一个循环周期为18分钟～60分钟，优选25分钟～35分钟。

19.如权利要求1至18任一项所述的方法，其特征在于，还包括耦合的异构化工艺，以优化三种三甲苯的组成。

20.如权利要求1至19任一项所述的方法，其特征在于，吸附分离工艺获得的三种异构体混合物物流进入异构化工艺装置进行组成优化后，再进入精馏工艺得到相应的单体，或者经精馏工艺获得的单一单体组分进入异构化装置，异构化为其他三甲苯组分。

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