专利名称：一种芳烃萃取系统及其方法
技术领域：
本发明涉及一种芳烃萃取系统及其方法。
背景技术：
现有的芳烃萃取系统主要由抽提塔、汽提塔及汽提塔顶冷却系统、汽提 塔顶回流罐等组成。芳烃抽提(即芳烃萃取)的原理是利用烃类各组分如芳 烃和非芳烃在溶剂中具有不同的溶解度，将其分离。
常规工艺是提抽原料如经切割后的重整生成油或乙烯裂解加氢汽油或 煤焦油加氢汽油(其中的芳烃主要是轻芳烃，所以本专利申请中的芳烃指的 是12个碳以内的轻芳烃，如苯、甲苯、二甲苯等。)通过进料泵送入抽提塔； 同时将贫溶剂如二甲基亚砜、环丁砜、N-甲基吡咯垸酮、N-甲酰基吗啉、四
甘醇等从抽提塔顶部加入。在抽提塔中，抽提原料中的芳烃及少量非芳烃溶 于贫溶剂中形成富溶剂，富溶剂从抽提塔底部通过管线进入汽提塔顶部。抽 提塔顶部排出含有溶剂及微量芳烃的抽余油。
在汽提塔中用加热蒸馏的方法将富溶剂中的非芳烃从塔顶蒸出。气相的 非芳烃经过空冷器及水冷器冷却后进入汽提塔回流罐，其中的油相部分用返 洗泵打回到抽提塔的下部作为抽提塔的返洗液回流。汽提塔的塔底产物为芳 烃和溶剂(也称第二富溶剂)，经汽提塔底泵(图中未标示)送出。汽提塔 塔底需要外来热源。
由于返洗液质量随着抽提原料中芳烃和非芳烃含量的变化而变化。只有
一股返洗液，非芳烃的置换能力下降，返洗液中的芳烃含量偏低；并且返洗 效果差，抽余油中的芳烃含量较高。欲使抽余油中的芳烃含量降低，可以通 过减少返洗液量的办法来实现，但这会导致芳经纯度降低，导致芳烃产品不 合格。因此，开发出一种返洗效果(返洗液中的芳烃含量提高，抽余油中的 芳烃含量降低)好，能耗小的芳烃萃取系统和方法，成为该技术领域的当务 之急。
发明内容
本发明的目的之一是提供一种能耗小并且返洗效果好的芳烃萃取系统。 为实现上述目的，本发明采取以下技术方案
一种芳烃萃取系统，包括抽提塔、汽提塔及汽提塔顶冷却系统、汽提塔 顶回流罐；所述抽提塔底部通过管线与所述汽提塔的顶部相连，所述汽提塔 的顶部通过管线与汽提塔顶冷却系统以及汽提塔回流罐相连；所述汽提塔回 流罐通过管线和泵与所述抽提塔的下部相连，其特征在于所述汽提塔回流 罐通过另一管线和泵与所述汽提塔的顶相连；所述汽提塔中部通过另一或多 个管线、另一个或多个冷却系统、汽提塔顶回流罐及泵分别与所述抽提塔的 下部相连。
一种优选方案，其特征在于所述汽提塔中部通过另一管线、另一个冷 却系统、汽提塔顶回流罐及泵与所述抽提塔的下部相连。
一种优选方案，其特征在于所述抽提塔底部通过管线及泵与所述汽提 塔的顶部相连。
一种优选方案，其特征在于所述抽提塔底部通过管线及泵与所述汽提 塔相连的位置位于所述汽提塔顶部和所述汽提塔重返洗液采出口之间。
一种优选方案，其特征在于所述抽提塔底部通过管线及泵与所述汽提 塔相连的位置位于所述汽提塔重返洗液采出口的下面。
一种优选方案，其特征在于所述汽提塔由第一汽提塔和第二汽提塔两 个汽提塔组成，所述第一汽提塔底通过管线与所述第二汽提塔相连，并且所 述第一汽提塔顶部通过第一汽提塔的顶冷却系统、汽提回流罐通过另一管线 和泵与所述第一汽提塔的顶相连，另引管线与与所述抽提塔的下部相连；所 述第二汽提塔顶部通过第一汽提塔的顶冷却系统、汽提回流罐通过另一管线 和泵与所述第一汽提塔的顶相连，另引管线与与所述抽提塔的下部相连。
本发明的另一目的是提供一种能耗小并且返洗效果好的芳烃萃取方法。
一种芳烃萃取方法，其步骤如下
第一步，先将抽提原料通过泵打入抽提塔中部，将贫溶剂通过泵打入抽 提塔的上部，在常规条件下进行抽提；所述抽提塔顶部出抽余油，底部出富 溶剂；
第二步，富溶剂通过管线进入汽提塔，从汽提塔塔顶抽出轻返洗液馏分， 通过冷却系统进入汽提塔回流罐，通过泵一部分回流至汽提塔上部进行回
流， 一部分通过管线返回抽提塔下部；并且从汽提塔中部侧线采出口分馏出 重质返洗液，经过冷却系统和回流装置返回抽提塔下部。
一种优选方案，其特征在于通过在汽提塔中部增加一个或多个侧线釆 出口分馏出重返洗液馏分。
一种优选方案，其特征在于所述抽提塔的操作温度为75-9(TC，操作 压力为0.6-0.9MPa;所述汽提塔的塔顶轻返洗液的出口温度为78~80°C，侧 线采出口 (重返洗液馏分采出口)温度为125~140°C，塔底温度为145 177 °C;汽提塔塔顶压力为0. 15 0.25MPa，塔底压力为0. 19 0. 29MPa;所述 轻返洗液馏分的馏程控制在51~85°C，所述重返洗液馏分的馏程控制在 8(M25。C。
一种优选技术方案，其特征在于所述富溶剂的入口位置处于轻返洗液 的出口和重返液出口之间或所述富溶剂的入口位置处重返液出口的下面或 所述富溶剂的入口位置与轻返洗液通过返洗泵打入汽提塔顶部的入口位置 持平。
所用溶剂可以是砜类如环丁砜，甘醇类如四甘醇和五甘醇，烷酮类如
N-甲基吡咯垸酮，酰胺类及胺类或其它常用溶剂，也可以两种或两种以上溶 剂混合使用。
本发明的优点是本发明系统和方法采用了两股以上的返洗液，提高了 非芳烃的置换能力，从而减少了回流量，进而减少溶剂量；提高了返洗效果， 降低了能耗。
下面通过附图和具体实施方式
对本发明做进一步说明，但并不意味着对 本发明保护范围的限制。
图1为现有的芳烃萃取方法的工艺流程示意图。 图2为本发明实施例之一的工艺流程示意图。 图3为本发明实施例之二的工艺流程示意图。 图4为本发明实施例之三的工艺流程示意图。 图5为本发明实施例之四的工艺流程示意图。
附图是本发明的芳烃萃取方法的工艺流程示意图，图中的一些辅助设备 未标出，但这对本领域普通技术人员是公知的。
具体实施例方式
对比实施例1
如图1所示，提抽原料(芳烃含量60重量％，非芳烃含量40重量％) 通过进料泵1-2以15000千克/小时的量送入抽提塔2 (直径1600 mm、高 30000rnrn，操作温度为75-90°C，操作压力为0. 6-0. 9MPa)。贫溶剂环丁砜从 抽提塔2顶部加入，溶剂比(溶剂进料量/抽提原料量)为3.5;贫溶剂进料 温度为90°C。在抽提塔2中，抽提原料中的芳烃及少量非芳烃溶于环丁砜 中形成富溶剂，富溶剂从抽提塔底自压进入汽提塔3顶部。抽提塔2顶部排 出的含有溶剂及微量芳烃的抽余油；其中的芳烃含量2重量％，非芳烃含量 97重量％，溶剂含量1重量％。
在抽提塔2中，利用溶剂的族选择性(芳烃〉环烷烃>烯烃>链烷烃)和轻重 选择性(轻质烃>重质烃)，为了将抽余油中的芳烃含量控制得尽量低，用大 量富含芳烃和轻质非芳的返洗液(来自汽提塔回流罐6的返洗液从抽提塔2 的下部加入)置换出富溶剂中的重质非芳烃。
在汽提塔3 (直径1400 mm、高35000ram，塔顶温度ll(TC、塔底 温度177°C、塔顶压力为0.25MPa、塔底压力为0. 29MPa)中用加热蒸馏的 方法将富溶剂中的非芳烃从塔顶蒸出。气相的非芳烃经过空冷器4及水冷器 5冷却后进入汽提塔回流罐6，其中的油相部分用返洗泵1-4打回到抽提塔2 的下部作为抽提塔2的返洗液回流，返洗液的量为10500千克/小时；返洗 比(返洗液的重量/抽提进料重量)为0.7。汽提塔塔底需要外来热源7。汽 提塔3的塔底产物为芳烃和溶剂(也称第二富溶剂)，经汽提塔底泵(图中 未标示)送出，再通过溶剂回收塔(图中未标出)处理后得到的芳烃产品中 芳烃含量为99.85%。
所述芳烃含量用荧光族组成法测定(下同)。
实施例1
如图2所示，是本发明的实施例之一的工艺流程示意图。提抽原料(芳 烃含量60重量％，非芳烃含量40重量％)通过进料泵1-2以15000千克/小 时的量送入抽提塔2 (直径1600 mm、高30000mm，操作温度为75-90°C ， 操作压力为0.6-0.9MPa)。贫溶剂环丁砜从抽提塔2顶部加入，溶剂比(溶 剂进料量/抽提原料量)为3.5;贫溶剂进料温度为90。C。在抽提塔2中，抽
提原料中的芳烃及少量非芳烃溶于贫溶剂中形成富溶剂，富溶剂从抽提塔底
自压进入汽提塔3 (直径1400 iran、高35000mm，塔顶温度80°C、塔底 温度177°C、塔顶压力为0.25MPa、塔底压力为0. 29MPa)的上部，其入口 位于顶部采出口与重返洗液采出口 (操作温度为140°C，操作压力为 0.26MPa)之间。抽提塔2顶部排出的含有溶剂及微量芳烃的抽余油；其中 的芳烃含量1.5重量％，非芳烃含量97.5重量％，溶剂含量1.0重量％。
在汽提塔3中，在塔底热源的作用下富溶剂中的非芳烃按照由轻到重的 顺序从塔顶到塔底分布。在汽提塔3的顶部设有轻返洗液采出口 (操作温度 为8(TC，操作压力为0.25MPa)，在其中部设有重返洗液釆出口 (操作温度 为140。C，操作压力为0,26MPa)。汽提塔塔底需要外来热源7。
汽提塔顶部采出口蒸馏出来的气相的非芳烃经空冷器4-1及水冷器5-1 冷却后进入汽提塔回流罐6-1，其中的油相部分用返洗泵1-4打回到抽提塔 底部作为抽提塔的轻返洗液回流，轻返洗液量为3000千克/小时，轻返洗液 的芳烃含量为15重量％,非芳烃含量为85重量％;另一部分通过返洗泵1-4 打入汽提塔顶部。
汽提塔中部侧线采出口 (重返洗液采出口)出来的重返洗液(芳烃含量 为69重量％，非芳烃含量为31重量％)经空冷器4-2及水冷器5-2冷却后 进入汽提塔回流罐6-2，其中的油相部分用返洗泵1-5打回到抽提塔底部作 为抽提塔的重返洗液回流，重返洗液量为6000千克/小时。
所述轻返洗液馏分的馏程控制在51 85°C，所述重返洗液馏分的馏程控 制在80~125°C。
汽提塔3塔底产物为芳烃和溶剂(也称第二富溶剂)，经汽提塔底泵(图 中未标示)送出，再通过溶剂回收塔(图中未标出)处理后得到的芳烃产品 中芳烃含量为99.85%。
返洗比[(轻返洗液的重量+重返洗液的重量)/抽提进料重量]为0.6。
与现有技术相比，返洗比降低，抽余油中的芳烃含量降低。
实施例2
如图3所示，是本发明的实施例之二的工艺流程示意图。提抽原料(芳 烃含量60重量％，非芳烃含量40重量％)通过进料泵1-2以15000千克/小 时的量送入抽提塔2 (直径1600 mm、高30000mm，操作温度为75-90°C ，
操作压力为0.6-0.9MPa)。贫溶剂环丁砜从抽提塔2顶部加入，溶剂比(溶 剂进料量/抽提原料量)为3.5;贫溶剂进料温度为90°C。在抽提塔2中，抽 提原料中的芳烃及少量非芳烃溶于贫溶剂中形成富溶剂，富溶剂从抽提塔底 自压进入汽提塔3 (直径1400 mm、高35000mra，塔顶温度80°C、塔底 温度177°C、塔顶压力为0.25MPa、塔底压力为0. 29MPa)的上部，其入口 与轻返洗液通过返洗泵l-4打入汽提塔顶部的入口位置持平。抽提塔2顶部 排出的含有溶剂及微量芳烃的抽余油；其中的芳烃含量1.6重量％，非芳烃 含量97.4重量％，溶剂含量1.0重量％。
在汽提塔3中，在塔底热源的作用下富溶剂中的非芳烃按照由轻到重的 顺序从塔顶到塔底分布。在汽提塔3的顶部设有轻返洗液采出口 (操作温度 为8(TC，操作压力为0. 25MPa)，在其中部设有重返洗液采出口 (操作温度 为140'C，操作压力为0.26MPa)。汽提塔塔底需要外来热源7。
汽提塔顶部采出口蒸馏出来的气相的非芳烃经空冷器4-1及水冷器5-1 冷却后进入汽提塔回流罐6-1，其中的油相部分用返洗泵1-4打回到抽提塔 底部作为抽提塔的轻返洗液回流，轻返洗液量为3000千克/小时，轻返洗液 的芳烃含量为15重量％，非芳烃含量为85重量％;另一部分通过返洗泵1-4 打入汽提塔顶部。
汽提塔中部侧线采出口 (重返洗液采出口)出来的重返洗液(芳烃含量 为75重量％，非芳烃含量为25重量％)经空冷器4-2及水冷器5-2冷却后 进入汽提塔回流罐6-2，其中的油相部分用返洗泵1-5打回到抽提塔底部作 为抽提塔的重返洗液回流，重返洗液量为6000千克/小时。
所述轻返洗液馏分的馏程控制在51 85°C，所述重返洗液馏分的馏程控 制在80~125°C。
汽提塔3塔底产物为芳烃和溶剂(也称第二富溶剂)，经汽提塔底泵(图 中未标示)送出，再通过溶剂回收塔(图中未标出)处理后得到的芳烃产品 中芳烃含量为99.85%。
返洗比[(轻返洗液的重量+重返洗液的重量)/抽提进料重量]为0.6。
与现有技术相比，iii洗比降低，抽余油中的芳烃含量降低。
对比实施例2
如图1所示，提抽原料(芳烃含量45重量％，非芳烃含量55重量％)
通过进料泵1-2以15000千克/小时的量送入抽提塔2 (直径2000咖、高 30000mm，操作温度为75-90°C ，操作压力为0. 6-0. 9MPa)。贫溶剂四甘醇从 抽提塔2顶部加入，溶剂比(溶剂进料量/抽提原料量)为6,5;贫溶剂进料 温度为120°C。在抽提塔2中，抽提原料中的芳烃及少量非芳烃溶于四甘醇 中形成富溶剂，富溶剂从抽提塔底自压进入汽提塔3顶部。抽提塔2顶部排 出的含有溶剂及微量芳烃的抽余油；其中的芳烃含量2重量％，非芳烃含量 96.8重量％，溶剂含量1.2重量％。
在抽提塔2中，利用溶剂的族选择性(芳烃>环垸烃>烯烃>链烷烃)和轻重 选择性(轻质烃>重质烃)，为了将抽余油中的芳烃含量控制得尽量低，用大 量富含芳烃和轻质非芳的返洗液(来自汽提塔回流罐6的返洗液从抽提塔2 的下部加入)置换出富溶剂中的重质非芳烃。
在汽提塔3 (直径2400 mra、高35000mm，塔顶温度H5。C、塔底温 度145°C、塔顶压力为O. 15MPa、塔底压力为0. 19MPa)中用加热蒸馏的方 法将富溶剂中的非芳烃从塔顶蒸出。气相的非芳烃经过空冷器4及水冷器5 冷却后进入汽提塔回流罐6，其中的油相部分用返洗泵1-4打回到抽提塔2 的下部作为抽提塔2的返洗液回流，返洗液的量为15000千克/小时返洗比 (返洗液的重量/抽提进料重量)为1.0。汽提塔塔底需要外来热源7。汽提 塔3的塔底产物为芳烃和溶剂(也称第二富溶剂)，经汽提塔底泵(图中未 标示)送出，再通过溶剂回收塔(图中未标出)处理后得到的芳烃产品中芳 烃含量为99.85%。
实施例3
如图4所示，为本发明实施例之三的工艺流程示意图。提抽原料(芳烃 含量45重量％，非芳烃含量55重量％)通过进料泵1-2以15000千克/小时 的量送入抽提塔2 (直径2000 mm、高30000mm，操作温度为75力(TC， 操作压力为0.6-0.9MPa)。贫溶剂四甘醇从抽提塔2顶部加入，溶剂比(溶 剂进料量/抽提原料量)为6.5;贫溶剂进料温度为12(TC。在抽提塔2中， 抽提原料中的芳烃及少量非芳烃溶于贫溶剂中形成富溶剂，富溶剂从抽提塔 底自压进入汽提塔3 (直径2400咖、高35000mm，塔顶il度78°C、塔 底温度145°C、塔顶压力为O. 15MPa、塔底压力为0. 19MPa)的上部，其入 口位于重返洗液采出口 (操作温度为125°C，操作压力为O. 16MPa)的下面。
抽提塔2顶部排出的含有溶剂及微量芳烃的抽余油；其中的芳烃含量1.8重 量％，非芳烃含量97.0重量％，溶剂含量1.2重量％。
在汽提塔3中，在塔底热源的作用下富溶剂中的非芳烃按照由轻到重的 顺序从塔顶到塔底分布。在汽提塔3的顶部设有轻返洗液采出口 (操作温度 为78'C，操作压力为0. 15MPa)，在其中部设有重返洗液采出口 (操作温度 为125。C，操作压力为O. 16MPa)。汽提塔塔底需要外来热源7。
汽提塔顶部采出口蒸馏出来的气相的非芳烃经空冷器4-1及水冷器5-1 冷却后进入汽提塔回流罐6-1，其中的油相部分用返洗泵1-4打回到抽提塔 底部作为抽提塔的轻返洗液回流，轻返洗液量为15000千克/小时，轻返洗 液的芳烃含量为19重量％，非芳烃含量为81重量％;另一部分通过返洗泵 l-4打入汽提塔顶部。
汽提塔中部侧线采出口 (重返洗液采出口)出来的重返洗液(芳烃含量 为71重量％，非芳烃含量为29重量％)经空冷器4-2及水冷器5-2冷却后 进入汽提塔回流罐6-2，其中的油相部分用返洗泵1-5打回到抽提塔底部作 为抽提塔的重返洗液回流，重返洗液量为11250千克/小时。
所述轻返洗液馏分的馏程控制在51~85°C，所述重返洗液馏分的馏程控 制在80~125°C。
汽提塔3塔底产物为芳烃和溶剂(也称第二富溶剂)，经汽提塔底泵(图 中未标示)送出，再通过溶剂回收塔(图中未标出)处理后得到的芳烃产品 中芳烃含量为99.85%。
返洗比[(轻返洗液的重量+重返洗液的重量)/抽提进料重量]为0.8。
与现有技术相比，返洗比降低，抽余油中的芳烃含量降低。
实施例4
如图5所示，是本发明的实施例之四的工艺流程示意图。提抽原料(芳 烃含量45重量％，非芳烃含量55重量％)通过进料泵1-2以15000千克/小 时的量送入抽提塔2 (直径2000mm、高30000mm，操作温度为75-90°C ， 操作压力为0.6-0.9MPa)。贫溶剂四甘醇从抽提塔2顶部加入，溶剂比(溶 剂进料量/抽提原料量)为6.5;贫溶剂进料温度为120°C。在抽提塔2中， 抽提原料中的芳烃及少量非芳烃溶于贫溶剂中形成富溶剂，富溶剂从抽提塔 底自压进入汽提塔8 (直径2400 ram、高8000ram，塔顶温度78°C、塔
底温度121'C、塔顶压力为0. 15MPa、塔底压力为0. 16MPa)的上部，其入 口位于汽提塔8的顶部和汽提塔3 (直径2400 mm、高27000mm,塔顶温
度睛、塔底温度丄45。C、塔顶压力为0.15MPa、塔底压力为0.19MPa) 的重返洗液采出口之间。抽提塔2顶部排出的含有溶剂及微量芳烃的抽余 油；其中的芳烃含量1.4重量％，非芳烃含量97.4重量％，溶剂含量1.2重
在汽提塔8中，在塔底热源的作用下富溶剂中的非芳烃按照由轻到重的 顺序从塔顶到塔底分布。在汽提塔8的顶部设有轻返洗液采出口 (操作温度 为78。C，操作压力为0. 15MPa);汽提塔3与汽提塔8上下焊接在一起，并 通过管线相连接；在汽提塔3的上部设有重返洗液采出口 (操作温度为119
操作压力为0. 15MPa)。汽提塔3的塔底需要外来热源7-2;汽提塔8的 塔底需要外来热源7-1。
汽提塔8的顶部采出口蒸馏出来的气相的非芳烃经空冷器4-1及水冷器 5-1冷却后进入汽提塔8回流罐6-1，其中的油相部分用返洗泵1-4打回到抽 提塔底部作为抽提塔的轻返洗液回流，轻返洗液量为37500千克/小时，轻 返洗液的芳烃含量为21重量％，非芳烃含量为79重量％;另一部分通过返 洗泵1-4打入汽提塔8的上部。
汽提塔3的上部侧线采出口 (重返洗液采出口)出来的重返洗液(芳烃 含量为76重量％,非芳烃含量为24重量％)经空冷器4-2及水冷器5-2冷 却后进入汽提塔3的回流罐6-2，其中的油相部分用返洗泵1-5打回到抽提 塔底部作为抽提塔的重返洗液回流，重返洗液量为11250千克/小时。
所述轻返洗液馏分的馏程控制在51~85°C，所述重返洗液馏分的馏程控 制在80-125。C。
汽提塔3塔底产物为芳烃和溶剂(也称第二富溶剂)，经汽提塔底泵(图 中未标示)送出，再通过溶剂回收塔(图中未标出)处理后得到的芳烃产品 中芳烃含量为99.85%。
返洗比[(轻返洗液的重量+重返洗液的重量)/抽提进料重量]为0.8。 与现有技术相比，返洗比降低，抽余油中的芳烃含量降低。
权利要求
1、一种芳烃萃取系统，包括抽提塔、汽提塔及汽提塔顶冷却系统、汽提塔顶回流罐；所述抽提塔底部通过管线与所述汽提塔的顶部相连，所述汽提塔的顶部通过管线与汽提塔顶冷却系统以及汽提塔回流罐相连；所述汽提塔回流罐通过管线和泵与所述抽提塔的下部相连，其特征在于所述汽提塔回流罐通过另一管线和泵与所述汽提塔的顶相连；所述汽提塔中部通过另一或多个管线、另一个或多个冷却系统、汽提塔顶回流罐及泵分别与所述抽提塔的下部相连。
2、 根据权利要求1所述的芳烃萃取系统，其特征在于所述汽提塔中部通过 另一管线、另一个冷却系统、汽提塔顶回流罐及泵与所述抽提塔的下部相连。
3、 根据权利要求1所述的芳烃萃取系统，其特征在于所述抽提塔底部通过 管线及泵与所述汽提塔顶部相连接。
4、 根据权利要求1所述的芳烃萃取系统，其特征在于所述抽提塔底部通过 管线及泵与所述汽提塔相连的位置位于所述汽提塔顶部和所述汽提塔重返洗液采 出口之间。
5、 根据权利要求1所述的芳烃萃取系统，其特征在于所述抽提塔底部通过 管线及泵与所述汽提塔相连的位置位于所述汽提塔重返洗液采出口的下面。
6、 根据权利要求1所述的芳烃萃取系统，其特征在于所述汽提塔由第一汽 提塔和第二汽提塔两个汽提塔组成，所述第一汽提塔底通过管线与所述第二汽提塔 相连，并且所述第一汽提塔顶部通过第一汽提塔的顶冷却系统、汽提回流罐通过另 一管线和泵与所述第一汽提塔的顶相连，另引管线与所述抽提塔的下部相连；所述 第二汽提塔顶部通过第一汽提塔的顶冷却系统、汽提回流罐通过另一管线和泵与所 述第一汽提塔的顶相连，另引管线与所述抽提塔的下部相连。
7、 一种芳烃萃取方法，其步骤如下第一步，先将抽提进料通过泵打入抽提塔中部，将贫溶剂通过泵打入抽提塔的 上部，在常规条件下进行抽提；所述抽提塔顶部出抽余油，底部出富溶剂；第二步，富溶剂通过自压进入汽提塔，从汽提塔塔顶抽出轻返洗液馏分，通过 冷却系统进入汽提塔回流罐，通过泵一部分回流至汽提塔上部进行回流，另一部分 通过管线返回抽提塔下部；并且从汽提塔中部侧线采出口分馏出重返洗液，经过冷 却系统和回流装置返回抽提塔下部。
8、 根据权利要求7所述的芳烃萃取方法，其特征在于所述抽提塔的操作温 度为75-90'C，操作压力为0.6-0.9MPa;所述汽提塔的塔顶轻返洗液的出口温度为78 80°C，汽提塔中部重返洗液采出口温度为125 14CTC，塔底温度为145~177°C; 汽提塔塔顶压力为0. 15 0. 25MPa，塔底压力为0. 19 0. 29MPa;所述轻返洗液馏 分的馏程控制在51~85°C，所述重返洗液馏分的馏程控制在80~125°C。
9、 根据权利要求7所述的芳烃萃取方法，其特征在于所述富溶剂的入口位 置处于轻返洗液的出口和重返液出口之间或所述富溶剂的入口位置处重返液出口 的下面或所述富溶剂的入口位置与轻返洗液通过返洗泵打入汽提塔顶部的入口位 置持平。
10、 根据权利要求7所述的芳烃萃取方法，其特征在于所述溶剂为环丁砜， 四甘醇和五甘醇，N-甲基吡咯烷酮，酰胺类及胺类，或其中两种或两种以上溶剂 混合使用。
全文摘要
本发明涉及一种芳烃萃取系统及方法，该系统包括抽提塔、汽提塔及汽提塔顶冷却系统、汽提塔顶回流罐；所述抽提塔底部通过管线与所述汽提塔的顶部相连，所述汽提塔的顶部通过管线与汽提塔顶冷却系统以及汽提塔回流罐相连；所述汽提塔回流罐通过管线和泵与所述抽提塔的下部相连，其特征在于所述汽提塔回流罐通过另一管线和泵与所述汽提塔的顶相连；所述汽提塔中部通过另一或多个管线、另一个或多个冷却系统、汽提塔顶回流罐及泵分别与所述抽提塔的下部相连。本发明的芳烃萃取系统和方法的返洗效果好，具体表现为返洗液中的芳烃含量提高，抽余油中的芳烃含量降低，整个系统的能耗减小。
文档编号C07C7/10GK101168492SQ20061011412
公开日2008年4月30日 申请日期2006年10月27日 优先权日2006年10月27日
发明者丁冉峰 申请人:北京金伟晖工程技术有限公司