用以回收芳香族的萃取蒸馏的制作方法

本发明系涉及从包括芳香族烃类及非芳香族烃类的混合物回收芳香族烃类的技术，且特别涉及使用具有新颖的塔顶系统的萃取蒸馏塔(extractivedistillationcolumn，edc)的方法。

背景技术：

从包括芳香族及非芳香族(烃类)的混合物回收芳香族烃类，可以利用液液萃取(liquid-liquidextraction，lle)或萃取蒸馏(extractivedistillation，ed)的方式实现。萃取蒸馏的方式中，加入非挥发的极性溶剂至萃取蒸馏塔，以增加具有相近沸点的极性较大的和极性较小的组分间的相对挥发度。一般而言，溶剂被加至萃取蒸馏塔的上部份，且烃类进料被引入至萃取蒸馏塔的中间部份。当非挥发性的溶剂通过该塔下降，其优先萃取极性较大的的成份以形成富溶剂流朝向萃取蒸馏塔的底部移动，而极性较小的成份蒸气上升至顶部。塔顶蒸气冷凝且冷凝物的一部分作为回流循环至萃取蒸馏塔的顶部，冷凝物的其它部份作为萃余物产品被抽取。包含溶剂以及极性较大的成份的富溶剂由塔底部被导至溶剂回收塔(solventrecoverycolumn，src)以回收(i)极性较大的成份作为塔顶产物，以及(ii)贫(lean)溶剂(不含进料成份)作为底部产物，该贫溶剂被循环至萃取蒸馏塔的上部份。部分的塔顶产物作为回流被循环至溶剂回收塔的顶部，以减少顶部蒸气中夹带的任何溶剂。选择性地在减压(真空)及/或以汽提介质(strippingmedium)下操作溶剂回收塔以降低塔底温度。

用以回收芳香族烃类的萃取蒸馏工艺说明在tian等人的美国第7,078,580号专利、cines的美国第4,053,369号专利，以及f.lee等人发表于1987年工业及化学工程研究期刊(ind.eng.chem.res.)第26卷第3期出版，第564-573页的「用以回收芳香族之两液相萃取蒸馏方法」(twoliquid-phaseextractivedistillationforaromaticsrecovery)。

虽然萃取蒸馏的方法较液液萃取的方法容易实施，萃取蒸馏的方法有许多关键操作上的限制。举例来说，萃取蒸馏的方法对于进料的沸腾范围较液液萃取的方法受到更多的限制。为了达到可接受的芳香族烃类纯度及回收率，溶剂需要将基本上所有的苯(benzene)(具有80.1℃沸点的最轻的芳香族化合物是重指标)保持于萃取蒸馏塔的底部，因而可以将实质上所有最重的非芳香族驱赶至萃取蒸馏塔的顶部。对于窄沸点范围的芳香族进料(c6-c7)，非芳香族成分(轻指标)是c7环烷烃，例如是沸点为103.5℃的乙基环戊烷(ethylcyclopentane)。对于宽沸点范围的芳香族进料(c6-c8)，非芳香族成分(轻指标)是c8环烷烃，例如是沸点为131.8℃的乙环己烷(ethylcyclohexane)。这些化合物成为轻指标成份组成，除了因为其具有较高的沸点之外，还因为相对于进料中其它非芳香族化合物具有较强的极性，而有较强倾向与溶剂和芳香族化合物停留在一起。从宽沸点范围的进料中回收苯、甲苯和二甲苯(btx)芳香族，比从窄沸点范围进料回收苯和甲苯更加困难，宽沸点范围的进料例如是全范围裂解汽油，窄沸点范围进料例如是c6-c7重整油(reformate)。然而，即便是明确限定的窄沸点范围进料仍包含至少百分之二的c8烃类，其包括c8芳香族及环烷烃。

技术实现要素：

已经显示，在现有技术的萃取蒸馏工艺中，c8芳香族产物中的环烷杂质明显地高于从液液萃取工艺所制造的环烷杂质。较高浓度的c8⁺环烷杂质可能在之后的对二甲苯生产中的二甲苯异构化和纯化单元造成严重的问题。这对萃取蒸馏技术造成挑战，特别是对于从全范围(c6-c8)进料生产btx芳香族。本发明意识到减少芳香族产物(特别是对于c8芳香族)中环烷烃含量的重要性。

本发明提供一种新颖的萃取蒸馏配置以及伴随的操作方法，以大幅改善从萃取蒸馏塔底部的富溶剂流中移除重非芳香族(特别是c8环烷化合物)，以增加芳香族产物(特别是c8芳香族烃类)的纯度。本发明的芳香族回收方法减少(或控制)萃取蒸馏塔顶部萃余物(非芳香族)产物流中苯的损失，以维持其作为合适的掺配汽油原料的质量，且因而增加芳香族产物中苯的回收。改良的萃取蒸馏塔的较低部位的效率优于传统的萃取蒸馏塔。本发明部分基于认知：即通过向塔顶系统加入富溶剂流，以萃取在萃取蒸馏塔的顶部萃余物流中的苯，循环其溶剂相至萃取蒸馏塔的较低部份，在微量溶剂移除后，抽出烃相作为塔顶产物，达到改善芳香族的回收。

在传统的萃取蒸馏塔的操作中，由于苯具有低的沸点，苯基本上是唯一在萃取蒸馏塔顶部萃余物流的损失的芳香族烃类(hc)。对于本萃取蒸馏方法，萃取蒸馏塔顶部萃余物流中的苯被富溶剂流萃取，且循环至萃取蒸馏塔的较低部份，因此较重的非芳香族烃类，特别是c8环烷烃，被驱赶到萃取蒸馏塔的塔顶，而不需要考虑从萃取蒸馏塔底部抽取的芳香族产物流中苯的损失。

因此，本发明提供一种用于萃取蒸馏塔的改善萃取蒸馏操作，其用于从全范围进料(例如是裂解汽油)或从窄范围进料(例如是重整油(reformate))回收苯、甲苯、二甲苯以及c8芳香族烃类。在芳香族产物中重非芳香族烃类(特别是c8环烷烃)的量大幅地减少，因而提升混合二甲苯的纯度达到与液液萃取方法产出的产物相当的程度。

一方面，本发明关于一种萃取蒸馏的方法，其具有改善的萃取蒸馏塔中的配置及操作来回收芳香族烃，该回收的芳香族烃含有减少的非芳香族烃类(hc)污染物，并增加从包括芳香族及非芳香族烃类的进料混合物中的苯回收，本发明提供的方法包括以下步骤：

(a)将包含芳香族及非芳香族烃类的进料引入至萃取蒸馏的中间部份，以及将本质上包含溶剂及水的第一富溶剂流引入至萃取蒸馏塔的上部份，作为选择性溶剂进料；

(b)由萃取蒸馏塔的顶部抽出富含非芳香族烃类流，此富含非芳香族烃类流包含水、非芳香族烃类、苯，以及微量的其它芳香族烃类，以及从萃取蒸馏塔的底部回收第二富溶剂流，此第二富溶剂流包括溶剂、芳香族烃类及微量的非芳香族烃类；

(c)混合第三富溶剂流与步骤(b)中的富含非芳香族烃类流，第三富溶剂流具有与所述第一富溶剂流相同的组成，以产生溶剂相以及萃余物相。

(d)将步骤(c)中的溶剂相循环至萃取蒸馏塔的较低部份，此溶剂相包括苯、水及微量的其它芳香族烃类。

(e)抽出步骤(c)中至少部份的萃余物相，在水冲洗以移除微量的溶剂后作为萃余物产物；且将其它部份循环至萃取蒸馏塔的顶部作为回流。

(f)将步骤(b)中的第二富溶剂流引入至溶剂回收塔(src)的中间部份，从溶剂回收塔的顶部回收富含芳香族烃类流，此富含芳香族烃类流基本上不含有溶剂及非芳香族烃类，且移除溶剂回收塔底部的第四富溶剂流，此第四富溶剂流基本上包含溶剂及水；

(g)将此所述第四富溶剂流的主要部份(第一富溶剂流)引入至步骤(a)中萃取蒸馏塔的上部份，作为萃取性的选择性溶剂进料；混合第四富溶剂流的少量部份(第三富溶剂流)及与步骤(b)中的所述富含非芳香族烃类流；以及将所述第四富溶剂流的另一少量部份(第五富溶剂流)引入至热溶剂再生区域的上部中，从溶剂再生区域的较低部份移除重污泥(heavysludge)，且从溶剂再生区域的顶部回收第六富溶剂流，第六富溶剂流包含溶剂、水及烃类和沸点低于所述溶剂的其它化合物，以循环至步骤(f)中溶剂回收塔的较低部份。

于另一方面，本发明涉及萃取蒸馏方法，此方法具有改良型的萃取蒸馏塔配置及操作，用于回收具有减少的非芳香族烃类污染物的芳香族烃类，且从芳香族及非芳香族烃类的烃类(hc)进料混合物中增加苯的回收，此流程包括以下步骤：

(a)将包含芳香族及非芳香族烃类的进料引入至萃取蒸馏塔的中间部份，且将基本上包含溶剂及水的第一富溶剂流引入至萃取蒸馏塔的上部份，作为选择性溶剂进料；

(b)由萃取蒸馏塔顶部抽出富含非芳香族烃类流，此富含非芳香族烃类流包含水、非芳香族烃类、苯，及微量的其它芳香族烃类，并从萃取蒸馏塔底部回收包含溶剂及芳香族烃类的第二富溶剂流；

(c)局部冷凝步骤(b)中来自萃取蒸馏塔顶部的富含非芳香族烃类流，以部份地移除水及较重烃类，以形成具有减少的水及较重烃类的富含非芳香族烃类流；

(d)混合第三富溶剂流及步骤(c)中具有减少的水及较重烃类的富含非芳香族烃类流，该第三富溶剂流具有与第一富溶剂流相同的组成，且将此混合物引入至萃取蒸馏塔的塔顶系统以产生溶剂相及萃余物相。

(e)将包含苯、水及微量的其它芳香族烃类的步骤(d)的溶剂相循环至萃取蒸馏塔的较低部份。

(f)抽出步骤(d)中萃余物相的至少一部份于水冲洗以移除微量的溶剂后作为萃余物产物；以及将其它部份循环至萃取蒸馏塔的顶部作为回流。

(g)将步骤(b)中的第二富溶剂流引入至溶剂回收塔的中间部份，从溶剂回收塔顶部回收富含芳香族烃类流，富含芳香族烃类流基本上不含溶剂及非芳香族烃类，以及从溶剂回收塔的底部移除第四富溶剂流，该第四富溶剂流基本上包含溶剂及水；

(h)将所述第四富溶剂流的主要部份(第一富溶剂流)引入至步骤(a)中萃取蒸馏塔的上部份中，作为选择性溶剂进料；混合第四富溶剂流的少部份(第三富溶剂流)及步骤(c)中水及较重烃类减少的富含非芳香族烃类流；且将另外少量部份的第四富溶剂流(第五富溶剂流)引入至热溶剂再生区域上部中，由溶剂再生区域的较低部份移除重污泥，以及从溶剂再生区域的顶部回收第六富溶剂流，以循环至步骤(g)中溶剂回收塔的较低部份，该第六富溶剂流包含溶剂、水，及烃类以及沸点低于所述溶剂沸点的其它化合物。

图式说明

图1绘示出用于从在管线静态混合器(in-linestaticmixer)内的萃取蒸馏塔塔顶萃余物流中萃取苯的方法，得以从萃取蒸馏塔底部富溶剂流增加去除重环烷烃的含量，用于提高c8芳香族的纯度及苯回收；以及

图2绘示出用以从管线静态混合器内的具有减少的水分含量的溶剂的萃取蒸馏塔顶部萃余物流萃取苯的方法，得以从萃取蒸馏塔底部富溶剂流增加去除重环烷烃的含量，用于提高c8芳香族的纯度及苯回收。

具体实施方式

对于全范围(full-range)之进料的测试结果，显示以对于先前现有技术之的萃取蒸馏法作处理，芳香族萃取产物中非芳香族烃类的含量(主要包括c8⁺环烷烃类)在0.4至0.7重量百分比(wt％)的范围内，因而产生纯度低于98.5wt％(此为最低纯度要求)的c8芳香族产物。相对地，相似的进料以液液萃取方法可以得到具有低于0.1wt％之的芳香族烃类的萃取产物。

一般认为，烃类在环丁砜(sulfolane)或其它极性溶剂中的溶解度为的顺序：芳香族>>环烷烃>烯烃>石蜡。换句话说，芳香族的溶解度明显地高于环烷烃的溶解度。因此，本发明用以减少芳香族产物中的环烷烃类的特征在于将辅助(secondary)溶剂加入至萃取蒸馏塔顶部流，优先萃取此流中的苯及其它芳香族组分以形成溶剂相，将萃大部分的环烷烃及其它极性较小的非芳香族组分留在余物相中，以水冲洗以移除微量的溶剂后抽取为萃余物产物。

溶剂相接着循环至萃取蒸馏塔，以回收主要的苯及少量的其它芳香族化合物。此种调变改变使得萃取蒸馏塔再沸器得以驱使更多的(即便如果非全部的话)重非芳香族，特别是c8环烷烃(轻指标成份)至萃取蒸馏塔顶部，不考虑无需担心萃取蒸馏塔底部富溶剂流中苯(重指标成份)的流失。事实上，藉由循环通过以循环辅助溶剂萃取之的苯，使得向萃取蒸馏塔顶部的流失的大部分苯被回收，因而增加且控制了苯的回收。

一般来说，进料至萃取蒸馏塔顶部附近的贫溶剂中的水分的含量被控制。当高沸点的(非挥发性)溶剂在萃取蒸馏塔向下流时，贫溶剂中低沸点的水汽化且上升至萃取蒸馏塔的顶部。因此，溶剂中水分含量在塔顶最高，在塔底最低。由于水为反溶剂(anti-solvent)，表示顶部的溶剂混合物具有最低的溶解度(最高的选择性)，且顶部集中溶解度较小的非芳香族烃类。相对地，底部的溶剂混合物具有最高的溶解度(最低的选择性)且底部存在高度可溶的芳香族烃类。此种水浓度分布(concentrationprofile)系非常不理想的。

由于溶解度较小的非芳香族烃类集中于萃取蒸馏的上部份，当使用萃取蒸馏溶剂例如环丁砜时，萃取蒸馏塔上部份存在两种不理想的液相。共溶剂(co-solvent)例如水，可以有利于或不利于萃取蒸馏溶剂(例如环丁砜)的选择性。在单一液相时，当环丁砜溶剂水分含量由0增加至5wt％时，环丁砜溶剂的选择性被明显地增强。然而，当两液相存在时则恰恰相反。因此，选择用于循环溶剂相的萃取蒸馏塔的位置对于萃取蒸馏塔的操作很重要，特别是当此溶剂相包含的水比溶剂进料更多的时候(溶剂进料中的水加上萃取蒸馏塔顶部的至少一部份的水)。利用本发明，可以于静态混合器中或于多阶接触器例如多阶混合器/沈降槽(settler)中混合萃取蒸馏塔顶部流与辅助溶剂。

可以想象，向萃取蒸馏塔的较低部份加入含较多的水的溶剂将可逆转萃取蒸馏塔内不理想的水浓度分布。如此将减少从萃取蒸馏塔底部抽取的芳香族产物中c8⁺环烷含量，提供较佳的蒸馏塔效能。

图1绘示种芳香族的回收方法，使用于萃取蒸馏塔40、溶剂回收塔48、热溶剂再生器(srg)46、水洗塔(wwc)45及管线管线静态混合器(sm)43。或者，可以使用多阶接触器替代管线静态混合器。全范围(full-range)烃类进料或窄范围(narrow-range)烃类进料经线路烃类进料经线路1进料至萃取蒸馏塔40的中间部份。全范围进料包括c6-c8芳香族及c6-c8非芳香族。，c6-c8芳香族包括苯、甲苯(toluene)、乙苯(ethylbenzene)及二甲苯(xylenes)，c6-c8非芳香族包括石蜡、环烷烃及烯烃。窄范围进料包括c6-c7芳香族及c6-c7非芳香族烃类，c6-c7芳香族包括苯、甲苯及低于2％的c8芳香族烃类，c6-c7非芳香族烃类包括石蜡、环烷烃及烯烃。来自溶剂回收塔48底部的第四富溶剂流的主要部份(第一富溶剂流)经线路31、2及3供应至接近萃取蒸馏塔40顶部低于线路8的塔顶回流入口点的位置。通常，50至95wt％的第四富溶剂流，且优选地90至95wt％的第四富溶剂流系被转移。进入萃取蒸馏塔的第一富溶剂流，包含萃取蒸馏溶剂，此萃取蒸馏溶剂包括环丁砜、烷基环丁砜、n-甲酰吗啉、n-甲基吡咯烷酮、四甘醇、三甘醇、二甘醇，及其混合物，且优选地水作为共溶剂。优选的溶剂为环丁砜，具有最多5wt％优选最多1wt％的水含量。

操作萃取蒸馏塔再沸器41，以驱动基本上所有的来自萃取蒸馏塔底部的第二富溶剂流c8环烷烃，而不需要受限于从第二富溶剂流所流失的苯。调整加至萃取蒸馏塔顶部的第一富溶剂流的量，且调整萃取蒸馏塔再沸器的温度，以将萃取蒸馏塔顶部的萃余物流中的苯含量控制在0至10wt％的范围内，且优选地在0至5wt％的范围内。

经线路5离开萃取蒸馏塔40的顶部的非芳香族蒸气凝结于冷凝器42中并供应给静态混合器43以与第三富溶剂流混合，该第三富溶剂流具有与来自线路4的第一富溶剂流具有相同的组成。来自静态混合器43的混合物经线路6供应至塔顶接受器44，接受器44用以实现萃余物(非芳香族烃类)与溶剂相之间的相位分离。其中，萃余物相中苯的含量优选地在0.1至1.0wt％的范围内。

萃余物相的一部分经线路7及8作为回流被循环至萃取蒸馏塔40的顶部，且萃余物相的第二部份经线路7及9被传送至水洗塔45的较低部份。由于线路8中的流包含增加量的c8环烷烃，必须将回流比最小化到0.25或更低，以避免将过量的c8环烷烃引入至萃取蒸馏塔40中。经线路22及23从溶剂回收塔塔顶接受器49抽取水，并将水供应给水洗塔45的上部，以逆流接触来自接受器44线路9内的萃余物流，以移除任何微量的溶剂。接着，经线路12抽取来自水洗塔45顶部的无溶剂的萃余物产物。萃余物产物中的苯的浓度，通常在0.1至1.0wt％的范围。来自水洗塔45包括微量的溶剂的水相，经线路13及16由底部传送，并经线路22及24与来自接受器49的水合并。合并的流经线路25供应给蒸气产生器(sr)47以产生汽提蒸气，接着经线路30供应给溶剂回收塔48的较低部份。

经线路10抽取来自接受器44的溶剂相，并若需要的话与水补充流(watermake-upstream)14结合，在线路15内形成混合流，并循环至萃取蒸馏塔40较低部份中的单一液相区以回收萃取的苯，并提供额外的溶剂以增进萃取蒸馏塔的操作。不但额外溶剂的存在减少了来自萃取蒸馏塔40的底部的富溶剂中的c8⁺环烷烃含量，而且单一液相区中促进溶剂选择性的较高的溶剂水分含量也减少了来自萃取蒸馏塔40的底部的富溶剂中的c8⁺环烷烃含量。

第二富溶剂由溶剂、芳香族烃类，以及减少量的非芳香族烃类(主要为c8⁺环烷烃)组成，其经线路11从萃取蒸馏塔40底部抽取并传送至溶剂回收塔48的中间部份，溶剂回收塔48装有再沸器50。第一富溶剂流与烃类进料流之间的体积比在1.0至5.0的范围内，且优选地在2.0至4.0的范围内变动。为了控制第二富溶剂流中c8⁺环烷烃的浓度在0.1至1.0wt％的范围内，且优选地在0.1至0.5wt％的范围内，在去除溶剂回收塔48中的溶剂之后，随萃取蒸馏塔再沸器温度调整此比例。第二富溶剂流经线路11，传送至溶剂回收塔的中间部份。来自蒸气产生器47的汽提蒸气，经线路30注入至溶剂回收塔48的较低部份，以协助移除溶剂中的芳香族烃类。芳香族浓缩物包括水且基本上不含溶剂，通常具有不大于1.0wt％且优选地不大于0.5wt％的c8环烷烃及其它非芳香族烃，芳香族浓缩物从溶剂回收塔48作为塔顶气流抽取并经冷凝器(未绘示出)冷凝之后，经线路17导入至接受器49的顶部。为了最小化溶剂回收塔48的底部温度，顶部接受器49经线路18连接至真空源，以在溶剂回收塔48内产生次大气压(sub-atmospheric)的条件。

塔顶接受器49用实现芳香族烃类和水相之间的相位分离。线路19中芳香族烃类相的部分经线路20作为回流循环至溶剂回收塔48的顶部，而剩余的部分经线路21抽取作为具有减少的c8环烷烃的芳香族烃产物。水相的一部分累积于塔顶接受器49的水脚(waterleg)经线路22、24及25供应至蒸气产生器(sr)47以制造溶剂回收塔48的汽提蒸气。水相的其它部份经线路22及23引入至水洗塔45的上部，以移除来自接受器44萃余物流之微量溶剂，并经线路12制造适于汽油掺配(gasolineblending)含有低于1wt％的苯的无溶剂萃余物流。

来自溶剂回收塔底部的第四富溶剂流的主要部份(第一富溶剂流)经线路31、2及3循环至萃取蒸馏塔40的上部份，用以萃取芳香族烃类。通常50至95wt％，且优选地为90至95wt％的第四富溶剂流被分流以形成线路3。少量的第四富溶剂流(第三富溶剂流)经线路4供应至管线静态混合器43，以萃取苯及少量的其它芳香族。通常1至10wt％，且优选地1至5wt％的第四富溶剂流被导向以形成线路4流。来自溶剂回收塔48底部的第四富溶剂流的分流(第五富溶剂流)，经线路26被导向至热溶剂再生器46，将蒸气经线路28引入热溶剂再生器46中低于贫溶剂进料入口点的位置。通常1至5wt％的第四富溶剂流被转移以形成线路26。经线路29将变质的溶剂及高分子污泥作为热溶剂再生器46的底部流移除，将再生的溶剂及基本上所有的汽提蒸气以作为塔顶流27回收并经线路30循环至溶剂回收塔48的较低部份。

在图1的萃取蒸馏方法的应用中，以环丁砜作为溶剂，通过调整再沸器温度及溶剂对烃类进料的体积比，依据烃类进料的沸点范围以溶剂对烃类进料的体积比为1.0至5.0，优选地为2.0至4.0操作萃取蒸馏塔40，以使得萃取蒸馏塔塔顶萃余物流中含0至10wt％的苯，优选地0至5wt％的苯。在对萃取蒸馏塔塔顶萃余物流中的苯萃取时，线路4中第三富溶剂流对线路3中第一富溶剂流之间的比例在0.1至1.0的范围内，优选地在0.01至0.1的范围内。依据第三富溶剂流对第一富溶剂流的比例，线路15中的回收的溶剂流的水分含量在5至25wt％的范围内。

来自热溶剂再生器46的顶部蒸气的温度通常在150℃至200℃的范围，且优选地在160℃至180℃的范围，在0.1至10大气压，且优选地在0.1至0.8大气压。溶剂回收塔48通常利用汽提蒸气在170℃至185℃范围的再沸器温度，0.4-0.7大气压范围的减压下进行操作。较高的温度可能造成环丁砜加速地热分解(当温度超过200℃，每小时的分解率为0.001％至0.1％)。

图2绘示另一芳香族的回收方法，使用萃取蒸馏塔60、溶剂回收塔68、热溶剂再生器(srg)66、水洗塔(wwc)65及管线静态混合器(sm)63。此流程图也包括分凝器70，其移除来自萃取蒸馏塔60塔顶萃余物流的部分水及较重的非芳香族烃类，特别是c8环烷烃。此方法可以容纳与图1的流程图所使用的相同进料混合物及相同的溶剂。

作为共溶剂的水的存在，强烈地影响溶剂的选择性及溶解力，因而，水影响管线静态混合器(sm)63中苯的萃取效能。分凝器70的加入也减少了线路90内的回流中较重的非芳香族烃类(特别是c8环烷烃)的含量。如此改善了萃取蒸馏塔60上部的性能，在萃取蒸馏塔60上部两液相存在且协助去除来自萃取蒸馏塔60底部的芳香族产物的c8环烷烃。

参考图2，烃类进料经线路81供应至萃取蒸馏塔60的中间部份，而来自配置再沸器114的溶剂回收塔68的底部的第四富溶剂流的主要部份(第一富溶剂流)作为溶剂进料经线路113、82及83供应至接近萃取蒸馏塔60顶部且低于线路90在塔顶回流入口点的位置。通常，50至95wt％优选地90至95wt％的第四富溶剂流系被分流，以形成线路83流。操作萃取蒸馏塔再沸器61以驱动来自萃取蒸馏塔60底部的第二富溶剂流中基本上所有的c8环烷烃，而不受限于第二富溶剂流中苯的流失。调整引入至萃取蒸馏塔60顶部的第一富溶剂流的量和再沸器的温度，以控制萃取蒸馏塔60塔顶萃余物流中苯的含量在0至10wt％的范围内，优选地在0至5wt％的范围内。

非芳香族蒸气经线路85离开萃取蒸馏塔60顶部，部份地冷凝于分凝器70中，且冷凝物主要包括水及较重的非芳香族烃类，特别是c8环烷烃，冷凝物经线路86供应给水洗塔65的较低部份。来自分凝器70中未冷凝的蒸气主要包括苯及较轻的非芳香族烃类并具有降低的水含量，该未冷凝的蒸气经线路87被引入全冷凝器62，冷凝物被导入静态混合器63以与来自线路84的第三富溶剂流(第一富溶剂的分流)混合。通常1至10wt％，优选地1至5wt％的第四富溶剂流被分流以形成线路84。可以使用多阶接触器替代静态混合器63。经线路88可以将来自静态混合器63的混合物转移至塔顶接受器64，线路88起到实现萃余物(非芳香族烃类)相及溶剂相分离，其中萃余物相中苯的浓度需在0.1至1.0wt％的范围内。

部分萃余物相经线路89及90作为回流循环至萃取蒸馏塔60顶部，且第二部份经线路89及91传送至水洗塔65的较低部份。经线路104及105从溶剂回收塔的塔顶接受器69抽取水，并将水供应给水洗塔65上部。水逆流接触线路91内来自塔顶接受器64的萃余物流以及线路86中来自分凝器70的冷凝物，以经由线路94来移除微量的溶剂并产生包含低于1wt％苯的无溶剂的萃余物流，其适于汽油掺配。来自水洗塔65的含微量溶剂的水相经线路95及98从塔底部转移，并经线路104及106与来自自塔顶接受器69的水结合。结合流经线路107供应给蒸气产生器(sr)67以经线路112产生供应给溶剂回收塔68之较低部份的汽提蒸气。

经线路92抽取来自塔顶接受器64的溶剂相，如有需要与补充水流96合并，于线路97中形成混合流，该混合流被循环至萃取蒸馏塔60的较低部份中的单液相区以回收萃取的苯并提供额外的溶剂以提升萃取蒸馏塔60的操作。

图2的萃取蒸馏方法的应用，以环丁砜作为溶剂，根据烃类原料的沸点范围以1.0至5.0、优选地2.0至4.0的溶剂对烃类进料体积比操作萃取蒸馏塔60。通过调整再沸器61温度及溶剂对烃类的进料体积比，该方法允许萃取蒸馏塔顶部萃余物流85中含0至10wt％的苯，优选地为0至5wt％的苯。萃取蒸馏塔的操作同时控制了来自萃取蒸馏塔60底部的第二富溶剂流中c8环烷烃的浓度，以产生包含0.1至1.0wt％且优选地0.1至0.5wt％的c8环烷烃的芳香族浓度。在对萃取蒸馏塔塔顶萃余物流85的苯的萃取过程中，线路84中第三富溶剂流与线路83中第一富溶剂流的比例优选地在0.01至0.1之范围内。部份塔顶冷凝器70移除萃取蒸馏塔塔顶的萃余物流85中至少部份的水。依据分凝器70的操作条件及第三富溶剂流对第一富溶剂流的比例，线路97中循环的溶剂流的水含量被减少及控制在1至5wt％的优先范围。第三富溶剂流对第一富溶剂流的比例，通常在0.01至1的范围，且优选地在0.01至0.1的范围。

于在图2整体的的集成的配置中，溶剂回收塔、水洗塔、溶剂再生器，通常具有与图1所示之的对应单元相同的操作方式。因此，热溶剂再生器(srg)66及参与的其附随线路109、110及111系分别与图1之热溶剂再生器46及线路27、28及29具有相同的操作模式。相似地，顶部塔顶接受器69及参与附随线路99、100、101、102、103及104分别与图1的塔顶接受器49及参与的线路17、18、19、20、21及22具有相同的操作模式。