专利名称：：用于从石油料流中回收芳烃的萃取蒸馏方法
技术领域：
：本发明涉及一种从石油料流中回收和再生用于回收及纯化芳烃的萃取蒸馏(ED)溶剂的系统及方法。本发明进一步涉及一种从包含至少可测量量的比预期进料更重的烃的石油料流中回收和再生ED溶剂的方法。该系统及该方法可通过温和的操作条件，从封闭溶剂回路中有效移除和回收重烃而无需添加额外的工艺能量。
背景技术：
：在近代史中，蒸馏已持续作为分离石油烃和相关化合物中最重要的处理步骤之一。这些处理步骤包括特殊蒸馏处理程序，例如共沸蒸馏和萃取蒸馏。萃取蒸馏已大规模地在化学处理工业中使用，且成为化学工程中使用的关键分离方法。当结合其它分离方法、塔及塔的内部构造和操作控制时，各种塔的使用分离次序在萃取蒸馏设计中起着重要作用。该方法的最重要的方面之一是溶剂的角色。许多不同方法使用传统的和新颖的分离剂，例如固体盐、液体溶剂、固体盐与液体溶剂的组合和离子液体，其为溶剂选择中的关键组分。萃取蒸馏的一个关键是将分离剂(是具有高沸点的溶剂)添加至组分混合物中用以分离，当组分具有相对类似或相同的沸点时，分离剂可增大该组分的相对挥发性。对于这些萃取蒸馏流程和方法而言，选择合适的溶剂是确保有效率、充分有效和经济设计的基础。在广泛的工业用途中，ED是新近工业和化学处理中在许多应用操作中的商业上的精通单元。在该类方法中，将非挥发性极性溶剂添加至萃取蒸馏塔(EDC)中以增大具有类似或极接近沸点的极性和非极性组分或混合物之间的相对挥发性。一般而言，溶剂添加至EDC的上段中，烃进料或原料则引入EDC的中段中。这种原料的实例为苯、甲苯和二甲苯，通常指BTX芳烃，其源自于未加工的高温分解汽油(RPG)的双重氢化。当非挥发性溶剂下降穿过塔时，其优先萃取极性组分以形成朝EDC的下段或底段移动的富溶剂。这允许非极性组分蒸汽上升至塔的顶部。将顶部蒸汽冷凝且使部分冷凝物作为回流再循环至EDC的顶段，同时将另一部分作为萃余产物抽取出来。将包含溶剂及极性组分的富溶剂引入溶剂回收塔(SRC)中以回收作为顶部产物的极性组分和作为底部产物的贫溶剂(无进料组分)，使贫溶剂循环至EDC的上部且作为萃取溶剂再使用。使部分顶部产物作为回流循环至SRC的顶部用以精馏和卸除顶部蒸汽中的任何夹带溶剂。SRC任选在减压(通常为真空)或汽提介质或上述两种情形下操作，以降低塔底的温度。此减压避免了溶剂因塔底部的高温而热降解。在现有技术和其它文献中描述了许多不同的ED方法，在此全文引入作为参考。一些例示性文献如下芳香烃/非芳香烃的分离L.Tian等的美国专利7，078，580；M.Cines的美国专利4，053，369；禾口F.Lee等人，"TwoLiquid-PhaseExtractiveDistillationforAromaticsRecovery，，，Ind.Eng.Chem.Res.(26)第3期，第564-573页，1987年。二烯烃/烯烃的分离P.Patel的美国专利4，269，668。环烷烃/链烷烃的分离R.Brown等人，“WayToPurifyCyclohexaneHydrocarbonProcessing,第83-86页，1991年5月。也可以通过液液萃取(LLE)或萃取蒸馏(ED)成功的从包含芳烃和非芳烃的混合物中回收芳烃。用于芳烃回收的典型ED方法的配置和其操作在本领域中是已知的。大部分近期的专利描述的LLE蒸馏法都集中在用于改进从特定芳香族原料中回收芳烃的“溶剂配制”上。尽管ED法需要较少设备(例如，仅2个而非4个分离塔)且具有较低能量需求，而且在操作期间产生较少问题，但该方法的应用由于原料的窄沸程而比LLE法更受限制。为达到可接受的芳烃的纯度和回收率，溶剂需要使基本上所有的苯(最轻芳香族化合物；于80.1°C沸腾)保留在EDC的底段中，由此驱使所有事实上最重的非芳烃进入EDC的顶段中。对于窄沸程(C6-C7)的芳烃原料而言，最重非芳香族化合物包括乙基环戊烷(于103.5°C沸腾)。对于全沸程(C6-C8)芳香族原料而言，最重的非芳香族化合物包括乙基环己烷(131.80C)。因此，从全沸程原料中，例如全沸程高温分解汽油，回收BTX芳香烃，比从窄沸程原料中，例如C6-C7重组物，回收苯及甲苯更困难。适合于窄沸程芳烃原料的ED方法可能不能令人满意地处理全沸程芳烃原料。在芳烃回收中使用的ED方法的另一关键问题，其可能致使该方法失败或无效率，是在ED原料中存在可测量量的重(C9-C12)烃，尤其对于从全沸程(C6-C8)原料中回收BTX芳香烃的方法而言。这个关键问题已于现有技术中了解或讨论过，其可能归因于，迄今为止，尚未报导有商业ED工厂用于处理例如全沸程(C6-C8)高温分解汽油的全沸程芳烃原料的操作。在用于芳烃回收的ED方法与LLE方法中，使溶剂在处理系统中在封闭回路中无限地循环。通常，将ED或LLE原料引入预分馏塔中用于移除溶剂的重部分，仅留下需要的部分引入EDC或LLE塔中。在合理的操作条件下，即使精心设计的预蒸馏塔仍不可避免地使一些可测量量的重烃滑入引入EDC或LLE处理塔中的进料流中。在拙劣设计、操作或发生故障的预分馏塔的情况下，进料流中的重烃将显著增加。为移除源自被氧化的溶剂的重烃和聚合重物质，商业LLE方法使用溶剂再生器，其中在有或无汽提蒸汽下加热贫溶剂的小滑流(贫溶剂料流的约百分之一(1%))，以回收再生溶剂或沸点低于溶剂的任何其它重组分。从溶剂再生器的底部移除作为淤渣的沸点高于溶剂的重聚合物质。G.Asselin的美国专利4，048，062公开了用于芳烃回收的LLE方法的流程，其中将来自SRC底部的部分贫溶剂(事实上无烃)引入溶剂再生区中。也将蒸汽汽提介质单独引入溶剂再生区中，随再生溶剂一起回收，且作为总蒸汽汽提介质的至少一部分引入SRC中。萃取溶剂为环丁砜与水的混合物。蒸汽汽提介质为水蒸气。环丁砜(2，3，4，5_四氢噻吩-1，1-二氧化物)是通常在化学工业中作为萃取蒸馏溶剂或反应溶剂使用的透明、无色液体。环丁砜最初在20世纪60年代作为溶剂开发用以纯化丁二烯。环丁砜为非质子性的有机硫化合物，且其易溶于水。经数年时间，美国专利4，048，062中公开的溶剂再生流程已在许多由环球油品公司(UOP)或法国石油研究院(IFP)设计的使用环丁砜和水作为萃取溶剂进行芳烃回收的商业LLE法中成功展示。这是由于原料中的大部分可测量量的重(C9至C12)烃被LLE塔中的溶剂排斥，且与萃余相一起作为非芳香族产物的一部分被移除。然而，在用于芳烃回收的正常EDC操作中，这些重烃因其高沸点而倾向于与富溶剂一起停留于EDC的底部。甚至对于窄沸程(C6-C7)原料而言，也会存在可测量量的截留于溶剂中的重(C9+)烃，其大部分仅可通过增加SRC的温度、真空度及SRC的汽提蒸汽而从溶剂中移除。此方法并非为移除截留于溶剂中的烃的需要的或较佳的方法。然而，对于全沸程(C6-C8)进料而言，重烃的沸点太高以至于不能从SRC中的溶剂汽提出去。因此，如果这些重烃没有从上游预分馏塔的进料中移除，则重烃将不断积聚在溶剂中并致使塔及处理操作无效。这归因于溶剂会在处于封闭回路内的EDC与SRC之间无限地循环。由于美国专利4，048，062公开了溶剂再生流程，设计用于移除可能由经氧化或经分解的溶剂组分与溶剂中痕量的重烃进行反应形成的少量聚合物质的LLE法，因此该溶剂再生流程对ED法而言不再是足够的。在ED法中使用该溶剂再生流程，重烃在封闭溶剂回路中不断积聚且聚合，直至聚合物质具有高于环丁砜的沸点(>287°C)为止，随后这些聚合物质通过溶剂再生器的底部离开封闭回路。由于溶剂中过量的聚合物质不仅会显著改变溶剂特性(更具体地，溶剂的选择性和溶解性)，而且会导致诸如泵、阀、塔内件、管线等的处理设备引起堵塞，降低系统及工厂的效率且最终致使ED法无法操作，因此其为潜在的糟糕的情况。在典型的现有技术ED方法中，将芳烃及非芳烃进料混合物引入EDC的中段中。水溶性溶剂具有更高的特征选择性以吸收被引入EDC的上段(烃进料入口点上方)中的极性更强的烃。从EDC的底段回收富溶剂(萃取)料流。富溶剂(萃取)料流包含芳烃、可测量量的重(C9+)烃和水溶性溶剂。从EDC的顶段或上段回收包含非芳烃和水的无溶剂萃余流。将顶部萃余流引入顶部接收器中，其用于实现非芳烃与水相之间的相分离。使部分非芳烃相作为回流循环至EDC的顶段，同时将另一部分作为非芳烃产物抽取。必要时，接着将水相转移至蒸汽发生器以产生供SRC和溶剂再生器用的汽提蒸汽。将从EDC的底段移除的富溶剂料流引入SRC的中段中，且将汽提蒸汽注入SRC的下段中以有利于从溶剂中移除芳烃。将包含水且基本上无溶剂和非芳烃的芳香族浓缩物作为顶部料流从SRC抽取且引入顶部接收器中。顶部接收器用以实现回收的芳烃相与水相之间的相分离。部分芳烃相作为回流循环至SRC的顶段，同时将另一部分作为芳烃产物抽取。必要时，将水相转移至蒸汽发生器以产生供SRC和溶剂再生器用的汽提蒸汽。从SRC的底段抽取包含可测量量的重(C9-C12)烃的贫溶剂料流。使其中的更大部分作为贫溶剂进料循环至EDC的上段。将部分贫溶剂分流并引入溶剂再生器中，且视情况将蒸汽汽提介质(蒸汽)经贫溶剂进料入口点下方的入口点引入溶剂再生器中。接着将与再生溶剂混杂的由蒸汽发生器供给的汽提介质(蒸汽)作为供SRC用的汽提蒸汽的至少一部分引入SRC中。为使溶剂再生器的底部温度降至最低，溶剂再生器优选在与SRC中的压力相同的减压(真空)下操作。将包含重物质(其沸点低于溶剂的沸点)和基本上所有蒸汽的再生溶剂作为溶剂再生器的顶部料流回收，并作为汽提蒸汽的一部分引入SRC的底段或下段中，或若未使用汽提蒸汽，则将再生溶剂直接混入来自SRC底段的贫溶剂中。作为溶剂再生器的底部料流移除劣化的溶剂产物和聚合淤渣。环丁砜溶剂的降解在高于200°C的温度下于惰性气氛中发生，且在含氧气氛中显著增加，其中空气经ED处理设备泄漏。来自环丁砜降解的初级产物为二氧化硫和含氧有机化合物，例如醛、有机磺酸、羧酸等。初级产物间的进一步相互作用可产生不需要的聚合物质和淤渣。为防止处理设备受到腐蚀，通常使用单乙醇胺(MEA)中和酸性物质并调整环丁砜溶剂的pH值。由酸中和产生的重盐连同诸如消泡剂的其它的溶剂添加剂一起，也作为淤渣的一部分从溶剂再生器的底部移除。现今需要具有减少系统中的淤渣和堵塞的系统和方法。该系统和方法将贯穿系统的所有组分以类似的条件操作，且以有效率的方法回收溶剂。该系统和方法将易于在工厂能量需求降低的情况下操作和控制，节约原料且更易于维护。
发明内容本发明的一个方面是从富溶剂料流中回收基本上无烃和其它杂质的具有极性烃选择性的、水溶性的水性溶剂的方法，该富溶剂料流包含选择性水性溶剂、水、可测量量的重烃和由热分解或氧化溶剂、重烃和添加剂的反应而产生的淤渣。在本发明的一个实施方式中，将包含极性烃和非极性烃的进料引入萃取蒸馏塔(EDC)的中部，并将富溶剂料流作为选择性溶剂进料引入EDC的上部。含水的富含非极性烃的料流从EDC的上部回收。包含水性溶剂和极性烃的第一富溶剂料流从EDC的底部回收。将第一富溶剂料流引入溶剂回收塔(SRC)的中部，且从SRC的上部回收基本上无水性溶剂和所述非极性烃的富含极性烃的料流。第二富溶剂料流从SRC的底部移除，且将大部分第二富溶剂料流引入EDC的上部。将小部分第二富溶剂料流引入溶剂再生区的上部，且从溶剂再生区的上部回收包含所述水性溶剂、水和任何烃，以及沸点低于或等于所述水性溶剂的其它化合物的第三富溶剂料流。任何重淤渣都从溶剂再生区的下部移除。从ED的上部移除富含非极性烃的料流中的水，使来自SRC的上部的富含极性烃的料流中的水分离，且将其引入溶剂洗涤区的下部。将第三富溶剂料流冷凝并冷却，且通过将水引入溶剂洗涤区的区段上方的点将其引入溶剂洗涤区中。水相中的水性溶剂从溶剂洗涤区的下部回收。油相中的重烃被排斥且从溶剂洗涤区上部积聚的油相中将其抽取出来。从溶剂洗涤区的底部排出任何淤渣。在本发明的另一个方面中，将来自溶剂洗涤区的水相引入蒸汽发生器中并汽化形成蒸汽。将一部分蒸汽分别引入溶剂再生区的下部和SRC的下部。在本发明之又一个方面中，在引入溶剂再生区和/或SRC之前，将蒸汽引入蒸汽发生器中以产生能量。在本发明的一个方面中，极性烃为芳烃且非极性烃为链烷烃、环烷烃及烯烃。在另一实施方式中，水溶性、水性溶剂选自包含环丁砜、烷基-环丁砜、N-甲酰基吗啉、N-甲基吡咯烷酮、四乙二醇、三乙二醇、二乙二醇及其混合物。在一方面中，水溶性溶剂为环丁砜水溶液；在另一方面中，水溶性溶剂为N-甲酰基吗啉水溶液；在一替代方面中，水溶性溶剂为N-甲基吡咯烷酮水溶液；且在又一方面中，水溶性溶剂为四乙二醇水溶液。在本发明的一个实施方式中，溶剂洗涤区为连续多级逆流接触装置，其包括盘塔、填料塔、旋转圆盘塔、脉冲塔、多级混合器/沉淀器，或任何其它旋转型接触器。在另一个实施方式中，溶剂洗涤区是一个简单贮水槽，其充当倾析器用来使重烃和任何淤渣与主要包含溶剂和水的水相分离。在本发明一个方面中，溶剂洗涤区在0°C-100°C的温度和1-100个大气压的压力下操作。在本发明的另一方面中，溶剂洗涤区在25°C-80°C的温度和1-10个大气压的压力下操作。在可替代的方面中，溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.1-100的条件下操作；且在又一个方面中，溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.5-10的条件下操作。在本发明的一个实施方式中，溶剂再生区是连续多级接触装置，其包括盘塔或填料塔，该装置具有再沸器。在本发明的另一个实施方式中，溶剂再生区在150°C-200°C的温度和0.1-10个大气压的压力下操作。在又一个实施方式中，溶剂再生区在160°C_180°C的温度和0.1-0.8个大气压的压力下操作。在可替代实施方式中，溶剂再生区在蒸汽与溶剂的重量比为0.01-5.0的条件下操作。在本发明的又一个实施方式中，溶剂再生区在蒸汽与溶剂的重量比为0.1-2.0的条件下操作。本发明的一个方面是在上述条件下操作EDC，通过将基本上所有C9+烃保留在第一富溶剂料流中，而使该第一富溶剂料流中的苯的回收率最大化。在本发明的另一方面中，在上述条件下操作SRC，从第一富溶剂料流中仅汽提C8和更轻的烃，且将基本上所有C9和更重的烃保留在第二富溶剂料流中。本发明的另一方面是从包含水性溶剂、水、可测量量的重烃和由热分解或氧化的溶剂、重烃和添加剂发生反应而产生的淤渣的富溶剂料流中，回收基本上无烃及其它杂质的具有极性烃选择性、水溶性的溶剂的方法。将包含极性烃和非极性烃的进料引入萃取蒸馏塔(EDC)的中部，且将富溶剂料流作为选择性溶剂进料引入EDC的上部。含水的富含非极性烃的料流从EDC的上部回收，包含水性溶剂和极性烃的第一富溶剂料流从EDC的下部回收。将第一富溶剂料流引入溶剂回收塔(SRC)的中部。基本上无溶剂和非极性烃的富含极性烃的料流从SRC的上部回收。第二富溶剂料流从SRC的下部移除。将大部分第二富溶剂料流作为选择性溶剂进料引入EDC的上部，且将小部分第二富溶剂料流引入溶剂洗涤区的上部。将来自从EDC的上部移除的富含非极性烃的料流中的水和来自SRC的上部的所述富含极性烃的料流中的水分离，并在将小部分第二富溶剂料流引入溶剂洗涤区的下方的点处将其引入溶剂洗涤区的下部。在溶剂洗涤区中，通过从溶剂洗涤区的上部抽取包含重烃的积聚油相、从溶剂洗涤区的下部回收包含水性溶剂的水相，且从溶剂洗涤区的下部排出任何淤渣，从而从水相中回收水性溶剂和回收被油相排斥的重烃。将来自溶剂洗涤区的水相进一步引入蒸汽发生器中，并汽化形成蒸汽。接着将蒸汽引入SRC的下部。在本发明的一个方面中，极性烃为芳烃且非极性烃为链烷烃、环烷烃和烯烃。在另一个实施方式中，水溶性、水性溶剂选自包含环丁砜、烷基-环丁砜、N-甲酰基吗啉、N-甲基吡咯烷酮、四乙二醇、三乙二醇、二乙二醇及其混合物。在一方面中，水溶性溶剂为环丁砜水溶液；在另一方面中，水溶性溶剂为N-甲酰基吗啉水溶液；在可替代的方面中，水溶性溶剂为N-甲基吡咯烷酮水溶液；且在又一方面中，水溶性溶剂为四乙二醇水溶液。在本发明的一个实施例中，溶剂洗涤区为连续多级逆流接触装置，其包括盘塔、填料塔、旋转圆盘塔、脉冲塔、多级混合器/沉淀器，或任何其它旋转型接触器。在另一实施方式中，溶剂洗涤区为一简单贮水槽，其充当倾析器以使重烃和任何淤渣与主要包含溶剂和水的水相分离。在本发明的一个方面中，溶剂洗涤区在0°C-100°C的温度和1-100个大气压的压力下操作。在本发明的另一方面中，溶剂洗涤区在25°C-80°C的温度和1-10个大气压的压力下操作。在可替代的方面中，溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.1-100的条件下操作；且在又一方面中，溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比0.5-10的条件下操作。本发明的一个方面是在上述条件下操作EDC，通过将基本上所有C9+的烃保留在第一富溶剂料流中，从而使该第一富溶剂料流中的苯的回收率最大化。在本发明的另一方面中，在上述条件下操作SRC，以仅从第一富溶剂料料流中汽提C8和更轻的烃，并将基本上所有C9和更重的烃保留在第二富溶剂料流中。本发明的又一个方面是针对从富溶剂料流中回收具有极性烃选择性、水溶性的溶剂的系统。富溶剂料流包含选择性溶剂、水、可测量量的重烃和由热分解或氧化的溶剂、重烃和添加剂进行反应而产生的淤渣。将包含极性烃和非极性烃的进料流引入萃取蒸馏塔(EDC)的中部，且将富溶剂料流作为选择性溶剂进料引入EDC的上部。含水的富含非极性烃的料流从EDC的上部回收，包含选择性溶剂和极性烃的第一富溶剂料流从EDC的下部抽取。将第一富溶剂料流引入溶剂回收塔(SRC)的中部，基本上无溶剂和非极性烃的富含极性烃的料流从SRC的上部回收。第二富溶剂料流从SRC的下部移除。将大部分第二富溶剂料流作为选择性溶剂进料引入EDC的上部，将小部分第二富溶剂料流引入溶剂洗涤区的上部。系统包含水分离装置，在其中使水与从EDC的上部移除的富含非极性烃的料流分离，且使水与从SRC的上部移除的富含极性烃的料流分离。将来自水分离装置的全部或部分水引入溶剂洗涤区的下部位置，在该位置下方将小部分第二富溶剂料流引入溶剂洗涤区。或者，可将水传送至溶剂回收区。在一个方面中，系统包含回收区，在该回收区中回收水相中的选择性溶剂，且使重烃被溶剂洗涤区中的油相排斥。积聚油相中的重烃从溶剂洗涤区的上部抽取，包含选择性溶剂的水相从溶剂洗涤区的下部回收。任何淤渣都从溶剂洗涤区的下部排出。在本发明的另一方面中，在汽化装置中将来自溶剂洗涤区的水相引入蒸汽发生器中且汽化形成蒸汽。该系统进一步包含蒸汽回收区，在该蒸汽回收区中使由汽化装置产生的蒸汽返回SRC的下部。在本发明的一个可替代方面中，系统产生基本上无烃和其它杂质的选择性水性溶齐U。能量也由蒸汽回收区中产生蒸汽而产生。在本发明的一个实施方式中，系统的极性烃是芳香烃，非极性烃是链烷烃、环烷烃和烯烃。在另一个实施方式中，水溶性、水性溶剂选自包含环丁砜、烷基-环丁砜、N-甲酰基吗啉、N-甲基吡咯烷酮、四乙二醇、三乙二醇、二乙二醇及其混合物。在一方面中，系统的水溶性溶剂是环丁砜水溶液；在另一方面中，水溶性溶剂是N-甲酰基吗啉水溶液；在可替代方面中，水溶性溶剂是N-甲基吡咯烷酮水溶液；且在又一方面中，水溶性溶剂是四乙二醇水溶液。在本发明的另一方面中，系统的溶剂洗涤区是连续多级逆流接触装置，其包括盘塔、填料塔、具有旋转圆盘塔、脉冲塔、多级混合器/沉淀器，或任何其它旋转型接触器。在另一个实施方式中，溶剂洗涤区是简单贮水槽，其充当倾析器以使重烃和任何淤渣与主要包含溶剂和水的水相分离。在本发明的一个方面中，系统的溶剂洗涤区在0°C-100°C的温度和1-100个大气压的压力下操作。在本发明的另一方面中，溶剂洗涤区在25°C-80°C的温度和1-10个大气压的压力下操作。在可替代方面中，溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.1-100的条件下操作；且在又一方面中，溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.5-10的条件下操作。在本发明的一个方面中，在上述条件下操作系统中的EDC，通过将基本上所有C9+的烃保留在第一富溶剂料流中，而使该第一富溶剂料流中的苯的回收率最大化。在本发明的另一方面中，在上述条件下操作SRC，从第一富溶剂料流中仅汽提C8和更轻的烃，且将基本上所有C9和更重的烃保留在第二富溶剂料流中。图1为从芳烃和非芳烃混合物中回收芳烃的现有技术中的萃取蒸馏(ED)方法的示意图，其中溶剂的再生是通过在溶剂再生器中于减压下用蒸汽汽提加热完成的。图2为从芳烃和非芳烃的混合物中回收芳烃的本发明实施方式的示意图，其中溶剂的再生是通过现有技术的溶剂再生器与使用水的溶剂洗涤接触器的组合完成的。图3为从芳烃和非芳烃的混合物中回收芳烃的本发明另一个实施方式的示意图，其中溶剂的再生是通过单独的使用水的溶剂洗涤接触器完成的。图4为从芳烃和非芳烃混合物中回收芳烃的现有技术的液液萃取(LLE)法的示意图，其中溶剂的再生是通过在溶剂再生器中于减压下用蒸汽汽提加热完成的。具体实施例方式本发明提供了一种改进的萃取蒸馏(ED)方法，其用于从包含至少可测量量的来自石油流萃取的较重烃的进料混合物中从非极性烃中回收极性烃，例如从非芳香烃回收芳香烃、从链烷烃和异链烷烃回收环烷烃、或从链烷烃和异链烷烃回收烯烃。在一个具体应用中，本发明涉及从包含至少可测量量的C9+烃的C6-C8石油流中回收包括苯、甲苯和二甲苯(BTX芳香烃)的芳烃的改进的ED法。在另一具体应用中，本发明涉及从包含至少可测量量的C8+烃的C6-C7石油流中主要回收苯和甲苯的改进的ED方法。更具体的，本发明涉及从包含至少可测量量的比预期原料更重的烃的石油流中再生和回收用于回收和纯化芳烃的ED溶剂。本发明一方面提供一种ED方法的改进溶剂再生系统，以显著减少截留于封闭溶剂回路中的重(C9-C12)烃的量，且由此保持溶剂的效能，减少每个循环周期需要再生的溶剂的量，恢复重烃的价值。对于ED方法而言，本发明的另一实施方式是为了消除高温、高耗能和难以操作的溶剂再生器，而替代以低温、低耗能和易于操作的溶剂再生系统。另外，能量也可由本发明的系统产生。本发明的一个可替代实施方式是利用允许增加量的C9+烃滑入在EDC底部的具有BTX芳香烃的富溶剂中，来改良EDC中的苯的回收率，因为C9+烃可利用本发明的优选的实施方式从封闭溶剂回路中移除。本发明的又一方面是除去二甲苯塔，其通过将基本上所有C9+烃和贫溶剂一起保留在SRC底部，将二甲苯产物从ED方法的芳烃产物区中的C9+烃分离，因为二甲苯产物可通过本发明优选的实施方式从封闭溶剂回路中移除。根据本发明的一个实施方式，将从溶剂再生器的顶部或上部再生的溶剂(视情况，与汽提蒸汽混合)冷却后引入低温、低耗能和易于操作的溶剂洗涤区中。将从EDC和SRC的顶部接收器中的一个或两者收集的水相引入溶剂洗涤区中，以接触经再生的溶剂。至少，溶剂洗涤区可充当倾析器，从整体水性溶剂相中移除和分离少量的重烃相。将所倾析的烃相积聚并定期从倾析器的顶部抽取。优选，洗涤水以逆流方式接触再生溶剂，从而将溶剂萃取至水相中，且将重烃和其它水不溶性产物排斥至油相中。将包含基本上所有溶剂的水相从倾析器(或接触器)或接触器的下部不断抽取，不仅将其作为供SRC用的汽提蒸汽的部分来源引入蒸汽发生器中，而且作为一种将纯化溶剂再循环至溶剂回路中的途径。少量油相积聚于倾析器(或接触器)的轻液相(或上部)中，并将其定期地在液位控制下从接触器中移除。任何在溶剂洗涤区中形成的固体沉淀都从接触器的底部移除。根据本发明的另一优选实施方式，从溶剂再生流程消除高温、高耗能和难以操作的溶剂再生器，并代之以更有效率、低温、低耗能和易于操作的溶剂洗涤系统。将从SRC的底部抽取的部分贫溶剂分流并冷却后引入溶剂洗涤区中。从EDC及SRC的顶部接收器中的一个或两者中收集水相，并将其引入溶剂洗涤区中，以接触经分流的贫溶剂料流。至少，溶剂洗涤区可充当倾析器以从整体水性溶剂相中移除和分离少量的重烃相。将所倾析的烃相积聚并定期从倾析器的顶部抽取。优选在任何连续多级接触装置中进行溶剂洗涤操作，更优选在经设计用于逆流萃取的装置中进行。合适的设计包括盘塔、填料塔、旋转圆盘塔、脉冲塔、多级混合器/沉淀器，及任何其它旋转型接触器。优选地，洗涤水以逆流方式接触贫溶剂，从而将溶剂萃取至水相中，并将重烃和其它水不溶性产物排斥在油相中。水洗涤操作期间形成的任何固体淤渣在接触器的底段收集。将主要包含纯化的溶剂的水相从接触器(或倾析器)的底段不断抽取，并不仅作为供SRC用的汽提蒸汽的部分来源引入蒸汽发生器中，而且作为一种将纯化的溶剂再循环至溶剂回路中的途径。少量油相积聚于接触器的顶段上，将其定期在界面液位控制下从接触器(或倾析器)移除。利用合适的方法从接触器的底段抽取固体淤渣。在这些实施方式中，由于在溶剂洗涤区中从贫溶剂中回收C9+重烃，因此在上述条件下操作EDC，通过将基本上所有C9烃随富溶剂(萃取)料流保留在EDC的底部而使苯的回收率最大化。在上述条件下操作SRC，以仅从富溶剂料流中汽提C8和更轻的烃，并将基本上所有C9和更重烃随贫溶剂料流保留在SRC的底部。已知烯烃更多的集中于重烃部分中，本发明的另一方面是通过将基本上所有C9+烃随贫溶剂保留在SRC的底部，以显著减少从芳烃产物中移除烯烃的黏土塔的负荷，因为C9+烃可通过本发明的代表性实施方式从封闭的溶剂回路中移除。本发明的技术欲整合至从极性烃与非极性烃的混合物中选择性分离和回收极性烃的ED方法中。尽管该技术适用于众多烃混合物，但以下讨论将主要针对从与包括链烷烃、异链烷烃、环烷烃及/或烯烃的非芳烃混合物中分离和回收芳烃。描述于现有技术中的用于芳烃回收的一个ED方法显示在图1中。其主要包含萃取蒸馏塔(EDC)、溶剂回收塔(SRC)和溶剂再生器(SRG)。将包含芳烃和非芳烃的混合物烃进料经由管线1引入EDC的中段，而将来自SRC底部的贫溶剂经由管线15、17和19于顶部回流入口点的下方引入EDC的顶段附近。将经管线2离开的EDC顶部的非芳烃蒸汽冷凝(为清晰起见，冷凝器未图示)，并转移至顶部接收器D1中，该顶部接收器D1用以实现非芳烃与水相之间的相分离。将第一部分非芳烃相作为回流，经由管线4循环至EDC的顶段，而将第二部分非芳烃相作为非芳烃产物经管线5抽取。将水相经由管线9及20转移至蒸汽发生器SR1中，以形成汽提蒸汽，进而经由管线22及24引入SRC中，并经由管线21引入溶剂再生器SRG中。包含溶剂、芳烃和可测量的重烃的富溶剂料流从EDC的底段经由管线6抽取。将部分富溶剂在再沸器R1中加热，且经由管线7循环至EDC的底段以在塔中产生蒸汽流，而将富溶剂的剩余部分经管线8引入SRC的中段。将汽提蒸汽经由管线24注入SRC的下段，以帮助从富溶剂中移除芳烃。将包含水且基本上无溶剂和非芳烃的芳烃浓缩物作为顶部蒸汽流从SRC经管线10抽取，并在冷凝(为清晰起见，冷凝器未图示)后引入顶部接收器D2中。该顶部接收器用以实现回收的芳烃相与水相之间的相分离。将第一部分芳烃相作为回流经由管线12循环至SRC的顶段，而将第二部分芳烃相作为芳烃产物经管线13抽取。将水相经管线14和20转移至蒸汽发生器SR1中以形成供SRC和SRG用的汽提蒸汽。为了降低SRC的底部温度，顶部接收器D2与真空源连接，以在SRC中产生次大气压的条件。包含可测量量的重(C9-C12)烃的贫溶剂料流从SRC的底部经管线15抽取。将较大比例的溶剂料流作为用于吸收EDC中的芳烃的贫溶剂进料，经由管线17和19循环至EDC的上部。将部分贫溶剂经由管线18分流并引入SRG中，且在贫溶剂进料入口点下方的入口点处，将蒸汽经管线21引入溶剂再生器中。劣化溶剂和聚合淤渣作为底部料流经管线25移除，而将包含重物质(沸点低于溶剂沸点)和基本上所有汽提蒸汽的再生溶剂作为顶部流回收，且作为汽提蒸汽之一部分经由管线23和24引入SRC的下段。为了降低SRG的底部温度，优选在与SRC相同的减压(真空)条件下、在将再生溶剂(与汽提蒸汽混合)引入SRC中的位置处操作。参照图1，在塔操作期间，将全沸程进料经由管线1引入萃取蒸馏塔(EDC)的中部。在预定溶剂和进料比的情况下，将来自SRC塔底部的贫溶剂(含水的环丁砜)经由管线15、17和19引入EDC的上部。接着从EDC的顶部经管线2抽取萃余流，其经冷凝器(未图示)进入相分离器中以倾析水相。将部分萃余物作为回流经由管线4循环至EDC中，且剩余部分作为萃余产物经管线5获取。将富溶剂从EDC的底部抽取并经管线6和8传送至SRC的中部。进料中几乎所有的重(C9+)烃随富溶剂保留在EDC的底部，而来自EDC顶部的萃余流仅包含痕量C9+烃。在正常操作中，SRC在再沸器的温度为170°C-185°C，0.4-0.7个大气压的减压条件下操作汽提蒸汽。较高温度将导致环丁砜加速热分解(当温度超过200°C时，每小时分解率为约0.001%-0.01%)ο在正常操作条件下，SRC顶部(芳烃)产物包含所有C6-C8芳烃、部分C9芳烃和痕量的Cltl芳烃。因此，在富溶剂中部分C9烃和基本上所有Cltl+烃将随贫溶剂保留在SRC的底部。因此，贫溶剂中来自进料的重组分的量将使SRG超载，并可能引起溶剂效能快速劣化，致使ED方法无法操作，甚至在相当高的溶剂再生速率下也如此。图2为根据本发明的一个实施方式的从石油流中回收芳烃的ED方法的示意图。参照图2，将来自溶剂再生器SRG的包含溶剂、可测量量的重物质(沸点低于溶剂沸点)和基本上所有汽提蒸汽的顶部蒸汽引至冷却器Cl，而非引入SRC中。当使用环丁砜作为溶剂时，在0.1-10个大气压下，优选在0.1-0.8个大气压下，来自SRG的顶部蒸汽的温度为150°C-200°C，优选为160°C_180°C。将此蒸汽在冷却器Cl中冷凝并冷却至约0°C-100°C，优选25°C-80°C，并经由管线23在水/油界面位置的下方引入溶剂洗涤接触器SWC的上段。将从EDC和SRC的顶部接收器两者收集的水相经由管线9、14和20引入SWC的下段，以逆流接触溶剂相。SWC的合适设计包括盘塔、填料塔、旋转圆盘塔、脉冲塔或具有静态混合器的塔。洗涤水相接触溶剂相从而将溶剂萃取至水性溶剂相中，并将重烃和其它水不溶物排斥在油相中。洗涤水与溶剂进料的重量比为0.1-100，优选为0.5-10。在SWC中的水萃取温度为O0C-100°c，优选为25°C-80°C。SffC的操作压力为1-100大气压，优选为1-10个大气压。将主要包含纯化的环丁砜的水相从SWC的下部不断抽取，并不仅作为经由管线22供SRC用的和经由管线21供SRG用的汽提蒸汽源，而且作为一种将纯化的环丁砜循环至溶剂回路中的途径，经管线26引入蒸汽发生器SRl中。将少量油相积聚于SWC的顶段中，并在界面液位控制下，定期从SWC的顶段经由管线25将其移除。在SWC中形成的任何固体沉淀从底部经由管线27移除。溶剂洗涤操作也可在任何其它连续多级接触装置中进行，该装置优选为设计用于逆流萃取的装置，例如多级混合器/沉淀器，或任何其它旋转型接触器。图3显示了根据本发明的从石油流的芳烃和非芳烃混合物中回收芳烃的另一个实施方式。单独使用水的低温和低压溶剂洗涤接触器用于使溶剂再生。从溶剂再生流程和方法中消除高温、高耗能和难以操作的传统溶剂再生器。根据图3，部分贫溶剂从SRC的底段抽取，并经管线18分流，且在冷却器C3中冷却至约0°C-100°c，优选25°C-80°c。接着将冷却后的贫溶剂在水/油界面的位置下方引入溶剂洗涤接触器SWC的上段。由于水的密度低于贫溶剂的密度，因此将从EDC和SRC的顶部接收器中的一个或两者收集的水相经由管线20引入SWC的下段，以逆流接触贫溶剂。SWC应包含连续多级接触装置，优选为经设计用于逆流萃取的装置。SWC的合适设计包括盘塔、填料塔、旋转圆盘塔和脉冲塔。在SWC中，洗涤水相接触贫溶剂相以将溶剂萃取至水相中，并使重烃和其它水不溶物排斥在油相中。洗涤水与溶剂进料的重量比为0.1-100，优选为0.5-10。在SWC中的水萃取温度为0°C-100°c，优选25°C_80°C。SffC的操作压力为1-100个大气压，优选为1-10个大气压。将主要上包含纯化的环丁砜的水相从SWC的下段不断抽取，并不仅作为供SRC用的汽提蒸汽源，而且作为将经纯化环丁砜循环至溶剂回路中的一种途径，经管线22引入蒸汽发生器SRl中。将少量油相积聚在SWC的顶段中，并在界面液位控制下定期从SWC的顶段经由管线21将其移除。溶剂洗涤操作也可在任何其它连续多级接触装置中进行，优选该装置设计为用于逆流萃取的装置，例如多级混合器/沉淀器，或任何其它旋转型接触器。水洗涤操作期间所形成的任何固体淤渣在SWC的底段收集，并定期通过任何合适的方法经管线23排放。在图2与图3中，调整EDC的操作条件，使基本上所有的苯(最轻芳烃)保留在EDC的底部，以通过允许基本上所有C9+烃随富溶剂(萃取)流处于EDC底部中而使苯的回收率最大化。也调节SRC的操作条件，以仅从富溶剂料流中汽提C8和更轻的烃，并将基本上所有C9和更重烃随贫溶剂料流保留在SRC的底部。这是由于C9+可在溶剂洗涤区中从贫溶剂中回收。参照图4，该系统显示出在液液萃取(LLE)塔中利用萃余流移除进料中大部分的重(C9+)烃。进料中仅小部分C9+烃保留在封闭的贫溶剂回路中，并最终经溶剂再生器从贫溶剂中移除。这是使LLE方法适用于从全沸程(C6-C8)烃进料中回收BTX芳香烃的关键特征之一。参照图4，将全沸程进料经由管线1引入LLE塔的下部。在预定溶剂与进料比的情况下，将从SRC塔的底部经由管线16萃取的贫溶剂(含水的环丁砜)经由管线2引入LLE塔的上部。接着将萃余流从LLE塔的顶部经管线3抽取，并引入水洗涤塔(WffC)的中部，以从萃余物中移除少量的环丁砜。洗涤水从SRC的顶部收集，并经由管线15引入WffC的上部。经过洗涤的萃余产物从WWC的顶部经管线23获取。LLE塔的萃取流从底部抽取，并经由管线4引入萃取汽提塔(ESC)的顶部。将轻非芳烃的蒸汽从ESC的顶部经由管线5移除，并在冷凝和在相分离器Cl中分离水相后，经由管线6循环至LLE塔的下部。将来自相分离器Cl的水经由管线7和25传送至蒸汽发生器SRl中，用于产生供SRC用的汽提蒸汽。富溶剂从ESC的底部抽取，并经管线8和10传送至SRC的中部。将由SRl产生的汽提蒸汽经由管线22引入SRC的下部，以从富溶剂中汽提芳烃。蒸汽状芳烃和蒸汽从SRC的顶部经由管线11抽取，并在冷凝和在相分离器中分离水相之后，从管线14获取萃取(芳烃)产物。来自相分离器的水作为洗涤水经由管线15传送至WffC中。部分重(C9+)烃通过LLE塔的萃余流移除，部分Cltl+烃通过LLE塔的萃余流移除。C11烃仅包含烯烃和芳烃(极性更强的化合物倾向于停留在具有环丁砜的萃取流中)。C1O+烃的剩余部分在封闭溶剂回路中循环直至其聚合成具有高于287°C(环丁砜沸点)的沸点的较重物质为止，并作为淤渣从溶剂再生器(SRG)的底部经管线26移除。为了持续从贫溶剂中移除经分解或氧化的环丁砜所产生的淤渣及杂质，将贫溶剂的分流经由管线19引入SRG中，在其中在加热和蒸汽汽提下回收环丁砜和较低沸点的组分。实施例提供以下实施例以进一步说明本发明的不同方面和实施方式，且其并不视为本发明范围的限制。实施例1-3显示了在有或无溶剂再生器的情况下，从贫溶剂中移除不同类型的重烃的水萃取(洗涤)的有效性。实施例1将约6克异丙苯(代表C9芳烃)添加至100克环丁砜中，以制成均质溶液。为了模拟一级液液萃取，在环境温度下，在分液漏斗中将100克混合溶液与不同量的去离子水充分混合。使异丙苯相与水性溶剂相分离。对不同次萃取所测量的异丙苯相的量呈现在表1中。表1异丙苯相萃取<table>tableseeoriginaldocumentpage17</column></row><table>表1显示出，水萃取对于从环丁砜中移除异丙苯(重芳烃)极为有效。在水与环丁砜重量比为1.0时，以一级萃取可从环丁砜(包含高达5.66%异丙苯)中萃取出90%以上的异丙苯。在多级逆流萃取器中，对于具有更低C9+芳烃含量的环丁砜而言，萃取效能将实质上更好。实施例2将1.37克十氢化萘(DCHN)(代表Cltl环烷烃)添加至100克环丁砜中以制成均质溶液。在环境温度下于分液漏斗中，将100克所得溶液与不同量的去离子水充分混合，以使DCHN相与水性溶剂相分离。对不同次萃取所测量的DCHN相的量呈现在表2中。表2:DCHN相萃取溶剂混合物包含1.35重量％的DCHN，100克添加的水(克)DCHN相(克)DCHN的回收率(％)100.312823.17200.637747.24400.895366.32801.005574.481501.011674.932001.097581.30表2说明，根据本发明的水萃取对于从环丁砜中移除DCHN(重环烷烃)极为有效。在水与环丁砜重量比为2.0时，以一级萃取从环丁砜(包含高达1.35%DCHN)中可萃取出80%以上的DCHN。此外，在多级逆流萃取器中，对于具有更低C9+环烷烃含量的环丁砜溶剂而言，萃取效能将实质上更好。实施例3将0.29克正十二烷(n-C12P)(表示C12链烷烃)添加至100克环丁砜中，以制成均质溶液。再一次，在环境温度下于分液漏斗中将100克环丁砜混合物与不同量的去离子水充分混合，制成溶液。使n-C12P相与水性溶剂相分离。对不同次萃取所测量的Ii-C12P相的量呈现于表3中。表3:n_C12P相萃取<table>tableseeoriginaldocumentpage18</column></row><table>表3显示出，对于从环丁砜移除H-C12P(重链烷烃)，水萃取极为有效。在水与环丁砜重量比为1.0时，以一级萃取从环丁砜(包含0.29%H-C12P)中可萃取出接近95%的H-C12P0因此，在多级逆流萃取器中，对于具有更低C9+链烷烃含量的环丁砜而言，萃取效能将实质上更好。因此，本发明降低了已知溶剂再生器的高温和高耗能的需求。通过利用使ED溶剂再生的更简单的方法和步骤，从而消除了难以操作的已知溶剂再生器和ED系统。本领域技术人员应该了解且可设计出适合于利用本发明的溶剂以减少能量需求，且增加系统和方法的效率的其它蒸馏系统。也可以理解，此系统的设计和评估方法可在新工厂建构中使用，以可并入翻新或重整情形中，在后一情况中现有工厂结构、塔、汽提器、交换器等部分或全部针对本发明再使用。本领域技术人员也应了解，各种塔的设计方式可用于塔的构建，并可根据本发明在工厂中使用这些塔。这些塔可利用塔盘设计、随机填料和结构化填料、旋转圆盘、微分浮阀、脉冲塔设计、多级混合器和沉淀器或任何其它旋转型接触器。倾析器、汽提塔和蒸汽发生器以可由传统的和现有技术的设计来建构。虽然现已完全描述了本发明，但本领域普通技术人员将会理解，在不影响本发明或其任何实施方式的范畴的情况下，其可在条件、设计和其它参数的广泛和等效范围内进行。本文所引用的所有专利、专利申请和公开文献，在此都以全文引入作为参考。权利要求一种从富溶剂料流中回收基本上无烃和其它杂质的具有极性烃选择性、水溶性的水性溶剂的方法，所述富溶剂料流包含所述选择性的水性溶剂、水、可测量量的重烃和由经热分解或氧化的溶剂、重烃和添加剂进行反应而产生的淤渣，该方法包括以下步骤a.将包含极性烃和非极性烃的进料引入萃取蒸馏塔(EDC)的中部，并将富溶剂料流作为该选择性溶剂的进料引入EDC的上部；b.从EDC的上部回收含水的富含非极性烃的料流，从EDC的底部抽取包含所述水性溶剂和所述极性烃的第一富溶剂料流；c.将所述第一富溶剂料流引入溶剂回收塔(SRC)的中部，从SRC的上部回收基本上无所述水性溶剂和所述非极性烃的富含极性烃的料流，且从SRC的底部移除第二富溶剂料流；d.将大部分所述第二富溶剂料流作为该选择性溶剂的进料引入步骤(a)中的EDC的上部，将小部分所述第二富溶剂料流引入溶剂再生区的上部，从溶剂再生区的上部回收包含所述水性溶剂、水和任何烃以及沸点低于或等于所述水性溶剂的其它化合物的第三富溶剂料流，并从溶剂再生区的下部移除任何重淤渣；e.使水从在步骤(b)中从EDC的上部移除的所述富含非极性烃的料流中分离，且使水从在步骤(c)中来自SRC的上部的富含极性烃的料流中分离；f.将步骤(e)中分离的所述水的全部或部分引入溶剂洗涤区的下部；g.冷凝和冷却步骤(d)中的所述第三富溶剂料流，将所述第三富溶剂料流通过步骤(f)中引入所述水的区段的上方的点处引入溶剂洗涤区中，回收水相中的所述水性溶剂，将所述重烃排斥在油相中；h.从溶剂洗涤区的上部抽取包含所述重烃的积聚油相，从溶剂洗涤区的下部回收包含所述水性溶剂的水相，从溶剂洗涤区的底部排出任何淤渣；i.将来自步骤(h)中的溶剂洗涤区的所述水相引入蒸汽发生器中，使水相汽化以形成蒸汽；以及j.将由步骤(i)产生的部分蒸汽引入溶剂再生区的下部，并将由步骤(i)产生的蒸汽的剩余部分引入SRC的下部。2.根据权利要求1的方法，其中所述蒸汽在引入溶剂再生区和/或SRC中之前，引入蒸汽发生器中以产生能量。3.根据权利要求1的方法，其中所述极性烃为芳烃，所述非极性烃为链烷烃、环烷烃和烯烃。4.根据权利要求1的方法，其中所述水溶性、水性溶剂选自包含环丁砜、烷基-环丁砜、N-甲酰基吗啉、N-甲基吡咯烷酮、四乙二醇、三乙二醇、二乙二醇及其混合物。5.根据权利要求4的方法，其中所述水溶性溶剂为环丁砜水溶液。6.根据权利要求4的方法，其中所述水溶性溶剂为N-甲酰基吗啉水溶液。7.根据权利要求4的方法，其中所述水溶性溶剂为N-甲基吡咯烷酮水溶液。8.根据权利要求4的方法，其中所述水溶性溶剂为四乙二醇水溶液。9.根据权利要求1的方法，其中溶剂洗涤区为连续多级逆流接触装置，其包括盘塔、填料塔、旋转圆盘塔、脉冲塔、多级混合器/沉淀器，或任何其它旋转型接触器。10.根据权利要求1的方法，其中溶剂洗涤区为简单贮水槽，该贮水槽充当倾析器以使重烃和任何淤渣与主要包含溶剂和水的水相分离。11.根据权利要求1的方法，其中溶剂洗涤区在0°c-ioo°c的温度和1-100个大气压的条件下操作。12.根据权利要求11的方法，其中溶剂洗涤区在25°C-80°c的温度和1-10个大气压的条件下操作。13.根据权利要求1的方法，其中溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.1-100的条件下操作。14.根据权利要求13的方法，其中溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.5-10的条件下操作。15.根据权利要求1的方法，其中溶剂再生区为连续多级接触装置，其包括盘塔或填料塔，该装置具有再沸器。16.根据权利要求1的方法，其中溶剂再生区在150°C_200°C的温度和0.1-10个大气压的条件下操作。17.根据权利要求16的方法，其中溶剂再生区在160°C_180°C的温度和0.1-0.8个大气压的条件下操作。18.根据权利要求1的方法，其中溶剂再生区在蒸汽与溶剂的重量比为0.01-5.0的条件下操作。19.根据权利要求18的方法，其中溶剂再生区在蒸汽与溶剂的重量比为0.1-2.0的条件下操作。20.根据权利要求1的方法，其中EDC在所述条件下操作，通过将基本上所有C9+烃保留在所述第一富溶剂料流中，而使所述第一富溶剂料流中的苯的回收率最大化。21.根据权利要求1的方法，其中SRC在所述条件下操作，从所述第一富溶剂料流中仅汽提C8和更轻的烃，且将基本上所有C9和更重的烃保留在所述第二富溶剂料流中。22.—种从富溶剂料流中回收基本上无烃和其它杂质的具有极性烃选择性、水溶性的溶剂的方法，所述富溶剂料流包含水性溶剂、水、可测量量的重烃和由经热分解或氧化的溶齐U、重烃和添加剂进行反应而产生的淤渣，该方法包括以下步骤a.将包含极性烃和非极性烃的进料引入萃取蒸馏塔(EDC)的中部，将富溶剂料流作为选择性溶剂进料引入EDC的上部；b.从EDC的上部回收含水的富含非极性烃的料流，从EDC的下部抽取包含所述水性溶剂和所述极性烃的第一富溶剂料流；c.将所述第一富溶剂料流引入溶剂回收塔(SRC)的中部，从SRC的上部回收基本上无溶剂和非极性烃的富含极性烃的料流，并从SRC的下部移除第二富溶剂料流；d.将大部分所述第二富溶剂料流作为选择性溶剂进料引入步骤(a)中的EDC的上部，将小部分所述第二富溶剂料流引入溶剂洗涤区的上部；e.使水从在步骤(b)中从EDC的上部移除的所述富含非极性烃的料流中分离，使水从在步骤(c)中来自SRC的上部的所述富含极性烃的料流中分离；f.在将步骤(d)中小部分所述第二富溶剂料流引入该溶剂洗涤区的下方的点处，将步骤(e)中分离的所述水的全部或部分引入溶剂洗涤区的下部；g.回收水相中的所述水性溶剂，使所述重烃排斥在溶剂洗涤区中的油相中；h.从溶剂洗涤区的上部抽取包含所述重烃的积聚油相，从溶剂洗涤区的下部回收包含所述水性溶剂的水相，且从溶剂洗涤区的下部排出任何淤渣；i.将来自步骤(h)中的溶剂洗涤区的所述水相引入蒸汽发生器中，使水相汽化以形成蒸汽；以及j.将由步骤(i)产生的蒸汽引入SRC的下部。23.根据权利要求22的方法，其中所述极性烃为芳烃，所述非极性烃为链烷烃、环烷烃和烯烃。24.根据权利要求22的方法，其中所述水溶性、水性溶剂选自包含环丁砜、烷基-环丁砜、N-甲酰基吗啉、N-甲基吡咯烷酮、四乙二醇、三乙二醇、二乙二醇及其混合物。25.根据权利要求24的方法，其中所述水溶性溶剂为环丁砜水溶液。26.根据权利要求24的方法，其中所述水溶性溶剂为N-甲酰基吗啉水溶液。27.根据权利要求24的方法，其中所述水溶性溶剂为N-甲基吡咯烷酮水溶液。28.根据权利要求24的方法，其中所述水溶性溶剂为四乙二醇水溶液。29.根据权利要求22的方法，其中溶剂洗涤区为连续多级逆流接触装置，其包括盘塔、填料塔、旋转圆盘塔、脉冲塔、多级混合器/沉淀器，或任何其它旋转型接触器。30.根据权利要求22的方法，其中溶剂洗涤区为贮水槽，该贮水槽充当倾析器以使所述重烃和任何淤渣与主要包含溶剂和水的水相分离。31.根据权利要求22的方法，其中溶剂洗涤区在0°C-100°C的温度和1-100个大气压的条件下操作。32.根据权利要求31的方法，其中溶剂洗涤区在25°C-80°C的温度和1_10个大气压的条件下操作。33.根据权利要求22的方法，其中溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.1至100的条件下操作。34.根据权利要求33的方法，其中溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.5至10的条件下操作。35.根据权利要求22的方法，其中EDC在所述条件下操作，通过将基本上所有C9+烃保留在所述第一富溶剂料流中，而使所述第一富溶剂料流中的苯的回收率最大化。36.根据权利要求22的方法，其中SRC在所述条件下操作，从所述第一富溶剂料流中仅汽提C8和更轻的烃，并将基本上所有C9和更重的烃保留在所述第二富溶剂料流中。37.一种从富溶剂料流中回收具有极性烃选择性、水溶性的溶剂的系统，该富溶剂料流包含选择性溶剂、水、可测量量的重烃和由经热分解或氧化的溶剂、重烃和添加剂进行反应而产生的淤渣，该系统包括a.将包含极性烃和非极性烃的进料流引入萃取蒸馏塔(EDC)的中部，将富溶剂料流作为选择性溶剂进料引入EDC的上部；b.从EDC的上部回收含水的富含非极性烃的料流，从EDC的下部抽取包含选择性溶剂和极性烃的第一富溶剂料流；c.将第一富溶剂料流引入溶剂回收塔(SRC)的中部，基本上无溶剂和非极性烃的富含极性烃的料流从SRC的上部回收，第二富溶剂料流从SRC的下部移除；d.大部分第二富溶剂料流作为选择性溶剂进料引入EDC的上部，小部分第二富溶剂料流引入溶剂洗涤区的上部；e.水分离装置，其中水与从EDC的上部移除的富含非极性烃的料流分离，且水与从SRC的上部移除的富含极性烃的料流分离；将来自水分离装置的全部或部分水引入溶剂洗涤区的下部位置，在该位置下方将小部分第二富溶剂料流引入溶剂洗涤区；f.回收区，其中回收水相中的选择性溶剂，使重烃排斥在溶剂洗涤区中的油相中，从溶剂洗涤区的上部抽取积聚油相中的重烃，且从溶剂洗涤区的下部回收包含选择性溶剂的水相，并从溶剂洗涤区的下部排出任何淤渣；g.汽化装置，其中将来自溶剂洗涤区的水相引入蒸汽发生器中并汽化以形成蒸汽；以及h.蒸汽回收区，其中使由汽化装置产生的蒸汽返回SRC的下部。38.根据权利要求37的系统，其中该选择性溶剂基本上无烃和其它杂质。39.根据权利要求37的系统，其中能量由该蒸汽回收区中产生的蒸汽而产生。40.根据权利要求37的系统，其中极性烃为芳烃，非极性烃为链烷烃、环烷烃和烯烃。41.根据权利要求37的系统，其中该水性、水溶性溶剂选自包含环丁砜、烷基-环丁砜、N-甲酰基吗啉、N-甲基吡咯烷酮、四乙二醇、三乙二醇、二乙二醇及其混合物。42.根据权利要求41的系统，其中所述水溶性溶剂为环丁砜水溶液。43.根据权利要求41的系统，其中所述水溶性溶剂为N-甲酰基吗啉水溶液。44.根据权利要求41的系统，其中所述水溶性溶剂为N-甲基吡咯烷酮水溶液。45.根据权利要求41的系统，其中所述水溶性溶剂为四乙二醇水溶液。46.根据权利要求37的系统，其中溶剂洗涤区为连续多级逆流接触装置，其包括盘塔、填料塔、旋转圆盘塔、脉冲塔、多级混合器/沉淀器，或任何其它旋转型接触器。47.根据权利要求37的系统，其中溶剂洗涤区为贮水槽，该贮水槽充当倾析器以使重烃和任何淤渣与主要包含溶剂和水的水相分离。48.根据权利要求37的系统，其中溶剂洗涤区在0°C-100°C的温度和1-100个大气压的条件下操作。49.根据权利要求48的系统，其中溶剂洗涤区在25°C-80°C的温度和1_10个大气压的条件下操作。50.根据权利要求37的系统，其中溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.1-100的条件下操作。51.根据权利要求50的系统，其中溶剂洗涤区在洗涤水与溶剂进料的重量比为0.5-10的条件下操作。52.根据权利要求37的系统，其中EDC在所述条件下操作，通过将基本上所有C9+烃保留在第一富溶剂料流中，而使第一富溶剂料流中的苯的回收率最大化。53.根据权利要求37的系统，其中SRC在所述条件下操作，从第一富溶剂料流中仅汽提C8和更轻的烃，将基本上所有C9和更重的烃保留在第二富溶剂料流中。54.根据权利要求37的系统，其中将来自蒸汽回收区的部分蒸汽引入溶剂再生区中。全文摘要本发明涉及一种从非极性烃中回收极性烃的方法，例如从非芳烃中回收芳烃、从链烷烃和异链烷烃中回收环烷烃、或从链烷烃和异链烷烃中回收烯烃，其中在进料混合物中包含至少可测量量的较重烃。根据本发明，公开了一种从包含至少可测量量的C9+烃的C6-C8石油料流中，回收包括苯、甲苯和二甲苯(BTX芳烃)的芳烃的改进的萃取蒸馏(ED)方法。本发明也涉及一种从包含至少可测量量的C8+烃的C6-C7石油料流中主要回收苯和甲苯的改进的ED方法。本发明进一步专注于用于从包含至少可测量量的比预期进料更重的烃的石油料流中回收和纯化芳烃的ED溶剂的再生和回收。文档编号C10G21/00GK101821359SQ200880111261公开日2010年9月1日申请日期2008年8月8日优先权日2007年8月10日发明者吴佑明,吴光宇,林棕斌,沈宏俊,邱宗敏,郭东雄申请人:Amt国际股份有限公司;台湾中油股份有限公司