CN101151350A - 改进的短时接触fcc工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及用于改进蒸馏物和汽油产率的短时接触(SCT)流化催化裂化(FCC)工艺。SCTFCC工艺结合了使FCC转化过程分级与级间的多环芳香物质的分子分离，其中分离FCCU的底部产物并将该分离的包括饱和化合物和1个和2个环芳烃物流再循环到流化催化裂化装置中，导致汽油及其他蒸馏物产率的提高，同时减少底部产物产率。

Description

改进的短时接触FCC工艺
技术领域
本发明涉及用于改进蒸馏物和汽油产率的短时接触(SCT)流化催化裂化(FCC)工艺。更具体的，本发明涉及一种SCT FCC工艺，其将FCC转化过程分级与多环芳香物质的级间分子分离结合，其中FCCU底部产物的分离和将包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的该分离物流再循环到流化催化裂化装置中，导致汽油及其他蒸馏物产率的提高，同时减少底部产物产率。
背景技术
将石油进料转化为更有价值的产品对石油工艺比如流化催化裂化(FCC)和焦化是很重要的。在FCC工艺中，高分子量进料与流化催化剂粒子在流化催化裂化装置的提升管反应器中接触。根据所需的产品类型控制进料和催化剂之间的接触。在进料的催化裂化中，控制反应器条件比如温度和接触时间使所需的产品达到最大，并使不太理想的产物比如轻气体和焦炭形成减至最少。
由于该FCC反应器中进料和催化剂之间的接触通常约为几秒，控制裂化过程效率的一个重要因素是催化剂。用于FCC工艺的催化剂是众所周知的，它们可以是无定形的或晶体状的。通常使用在裂化过程期间产生的蒸汽、气态烃或其某些组合而流化进入FCC反应器中的催化剂。催化剂和进料的反应产生大量的气态烃类和具有焦炭沉积物的废催化剂。气体/固体混合物送到分离器，通常为旋风器，其中废催化剂与气体分离。然后处理气体回收所需的烃类，废催化剂送去再生。
因为进料和催化剂之间接触时间短，因此进料的条件同样是重要的。进料注入类型对FCC反应器产生的产品构成产生影响。有两种路径将进料裂化为气态烃类，即催化裂化和热裂化。在流化催化裂化装置中的热裂化通常是不希望的，因为这类裂化导致除焦炭之外还产生轻质气体比如甲烷。已经开发用于处理重质进料的短时接触FCC工艺。这些短的接触时间能导致提高汽油产率并降低由这样的重质进料生成的焦炭和干气。
已经广泛地实施SCT FCC作为降低非选择性反应，抑制不希望的氢转移反应并得到更有价值的产品构成的手段。进料的高转化率部分是由于控制反应参数比如反应器温度、催化剂活性、催化剂循环速度或其某些组合实现的。最近的SCT FCC工艺的改进集中于催化剂和硬件方面。改进SCT FCC工艺的一种方法包括形成FCC催化剂的下降隔屏(fallling curtain)然后与进料接触。其他改进包括硬件变更比如双提升器。另外其他的改进涉及工艺改变。
仍需要对SCT FCC工艺进行这样的改进，该改进可使用现有催化剂而不需要对流化催化裂化装置本身进行大量的改变而实现。
发明内容
本发明的一个实施方式涉及一种流化催化裂化工艺，其包括：
(a)使烃类进料与再生催化剂在包括小于5秒接触时间的短时接触裂化条件下操作的流化催化裂化反应器中接触，以形成裂化产物；
(b)使裂化产物与催化剂分离；
(c)将分离的裂化产物通入分馏区，从裂化产物中分离底部产物物流；
(d)将底部产物物流通入分离区，将底部产物物流分离为包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流和主要包括具有3个或更多个环的芳烃的物流；
(e)将包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流与烃类进料在步骤(a)中混合以形成混合进料，并使混合进料与步骤(a)的催化剂接触。
另一实施方式涉及一种流化催化裂化工艺，包括：
(a)使烃类进料与再生催化剂在包括小于5秒接触时间的短时接触裂化条件下操作的流化催化裂化反应器中接触，以形成裂化产物；
(b)使裂化产物与催化剂分离；
(c)将分离的裂化产物通入分馏区，并从裂化产物中分离底部产物物流；
(d)将底部产物物流通入分离区，将底部产物物流分离为包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流和主要包括具有3个或更多个环的芳烃的物流；
(e)将包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流通入步骤(a)中，其中烃类进料和包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流与再生催化剂单独接触。
附图简述
附图是包括底部产物分离步骤的流化催化裂化工艺的示意图。
本发明的详细说明
常规的FCC工艺包括提升管反应器和再生器，其中将石油进料注入包括流化裂化催化剂粒子床层的提升器中的反应区。催化剂粒子通常包括沸石，并可以是新鲜催化剂粒子、来自催化剂再生器的催化剂粒子或其某些组合。可以为惰性气体、烃蒸气、蒸汽或其某些组合的气体通常用作提升气体以有助于流化热催化剂粒子。
接触进料的催化剂粒子产生产品蒸气和包括可剥离的烃类以及焦炭的催化剂粒子。该催化剂作为废催化剂粒子离开反应区，并在分离区中从反应器流出物中分离。用于分离来自反应器流出物中的废催化剂粒子的分离区可以使用分离装置比如旋风分离器。使用洗提剂比如蒸汽从废催化剂粒子中洗提可剥离的烃类。洗提的催化剂粒子然后送到再生区中，其中洗提任何剩余的烃类并除去焦炭。在再生区中，焦化的催化剂粒子与氧化剂，通常为空气接触，并在高温下比如650℃-760℃氧化(燃烧)焦炭。然后将再生催化剂粒子送回到提升管反应器中。
本发明描述的用于催化裂化工艺中适当的烃类进料包括沸程在221℃(430)-566℃(1050)的天然的和合成的烃油，比如瓦斯油；包括沸点高于566℃(1050)物料的烃类重油；重质和残油石油原油；石油的常压蒸馏底部产物；石油的真空蒸馏底部产物；沥青、柏油、石油沥青和其他重质烃渣油；沥青沙油；页岩油；来源于煤液化过程的液体产物，石脑油和其混合物。
FCC催化剂可以是无定形的，例如硅石-氧化铝，结晶体，例如包括沸石的分子筛，或其混合物。优选的催化剂粒子包括：(a)无定形的多孔固体酸基质，比如氧化铝、硅石-氧化铝、硅石-氧化镁、硅石-二氧化锆、硅石-钍土、硅石-氧化铍、硅石-二氧化钛、硅石-氧化铝-稀土等；和(b)沸石比如八面沸石。该基质可包括三元组合物，如硅石-氧化铝-钍土、硅石-氧化铝-二氧化锆、氧化镁和硅石-氧化镁-二氧化锆。该基质也可以为共凝胶的形式。特别优选用作基质的是硅石-氧化铝，包括10-40wt％的氧化铝。如所讨论的，可加入助催化剂。
主要的催化剂沸石组分包括沸石Y的同结构沸石。这些包括离子交换的形式比如稀土氢形式和超稳(USY)形式。沸石的微晶大小范围为0.1-10微米，优选0.3-3微米。沸石组分和基质的相对浓度基于无水基可以在很大程度上变化，其中沸石含量范围为1-100，优选10-99，更通常为10-80wt％的干燥复合物。
催化剂粒子中沸石组分的量通常基于催化剂总重量为1-60wt％，优选5-60wt％，更优选为10-50wt％。如所讨论的，催化剂通常为包含于复合物中的催化剂粒子的形式。当为颗粒形式时，催化剂粒度直径为10-300微米，平均粒子直径为60微米。基质材料的表面积在蒸汽中人为失活后将为≤350m2/g，优选50-200m2/g，更优选50-100m2/g。尽管催化剂的表面积将取决于沸石以及使用的基质组分的类型和量这样的因素，但通常小于500m2/g，优选50-300m2/g，更优选50-250m2/g，最优选100-250m2/g。
裂化催化剂也可以包括约束指数(定义见Haag等的美国专利4,016,218)为1-12的中孔沸石形式的催化剂添加剂。适当的中孔沸石包括单独或组合形式的ZSM-5，ZSM-11，ZSM-12，ZSM-22，ZSM-23，ZSM-35，ZSM-48，ZSM-57，SH-3和MCM-22。优选中孔沸石是ZSM-5。
短的接触时间意谓着烃类进料接触裂化催化剂小于五秒。优选，在短时接触反应步骤中，该烃类进料将与裂化催化剂接触1-5秒。
可使用任何已知工艺实现短时接触反应步骤。例如，在一个实施方式中，紧密连接的旋风分离系统能有效地将来自反应的烃类中的催化剂分离以猝灭裂化反应。例如见Tammera等人的美国专利5,190,650，其详细说明引入本发明作为参考。
在另一个实施方式中，通过将猝灭流体直接注入反应器的提升器部分中而实现短的接触时间。猝灭流体被注入到适当的位置，以在不到一秒钟内猝灭裂化反应。例如见Mauleon等人的美国专利4,818,372，其详细说明引入本发明作为参考。优选的猝灭流体是诸如水或蒸汽或任何在注入条件下可蒸发的烃类，更特别是来自焦化或减粘裂化的粗柴油，催化循环油，重质芳烃溶剂，以及用重溶剂提取的特定脱沥青馏分。
在又一个实施方式中，使用下流式反应器系统实现短的接触时间。在下流式反应器系统中，催化剂和烃类之间的接触时间能低到毫秒的范围。例如见Bartholic的美国专利4,985,136；Cress的4,184,067；和Galtier等人的4,695,370，其各自的详细说明引入本发明作为参考。也可以如在此引入作为参考的Bartholic的美国专利4,985,136中公开的，通过使进料与催化剂下降隔屏接触实现非常短的接触时间。
短时接触条件包括482℃-621℃(900-1150)的提升器出口温度、0-100psig(101-790kPa)的压力和1-5秒的驻留时间。
离开提升器的裂化产物和催化剂通常被送入旋风分离器以使催化剂与裂化产物分离。分离的裂化产物然后送到分馏区。常规的分馏包括使用蒸馏塔。在蒸馏过程中，裂化产物通常分离为包括轻烯烃的轻质和中间蒸馏物，和含适合于共混入汽油内的馏分的石脑油。其他蒸馏物包括比如轻循环油的产品。通常，气体产物作为塔顶馏出物从塔顶除去。来自分馏区的底部产物是沸点大于343℃的重质组分。这些底部产物被送到分离区。
分离区包括使用已知的分离技术，包括溶剂萃取、膜分离和液相色谱。分离区的目的是将初馏分中的饱和化合物和1个和2个环的芳烃与第二馏分中3个及以上环的芳烃分离。来自该分离中的两种馏分之间将可能存在一些重叠。初镏分中饱和化合物加上1个和2个环的芳烃的浓度范围为25wt％-85wt％，余量是3个及以上环的芳烃及其他极性物质。术语“饱和化合物”是指饱和的环状化合物以及链烷烃和异链烷烃。初镏分或者与新鲜原料结合或单独注入反应器中。主要包括具有三个或更多个环的芳烃的第二馏分是来自该过程的净底部产物物流。主要的是指3个及以上环的芳烃和极性物质的浓度大于物流的75wt％，优选大于95wt％。
将饱和化合物和1个和2个环的芳烃与3个及以上环的芳烃分离的一种手段是溶剂萃取。优选的溶剂包括二甲亚砜、二甲基甲酰胺、N-甲基吡咯烷酮(NMP)、苯酚和糠醛，特别是二甲亚砜。溶剂萃取过程选择性地分解提取相中的芳烃组分，同时在残液相中留下更多的烷烃组分。环烷烃分布在提取液和残液相之间。通过控制溶剂与油的比例、提取温度和待提取物流与溶剂的接触方法，可以在提取液和残液相之间控制分离的程度。在用NMP进行提取工艺过程中，可加入到萃取溶剂中的水量总计为1-10vol％，因此进到抽提塔中的萃取溶剂包含3-10vol％的水，优选4-7vol％的水。通常，送到抽提塔中的进料在塔的底部加入，并在塔顶处加入提取/水溶剂混合物，进料和萃取溶剂以逆流方式接触。如果抽提塔包含溶剂萃取的多个塔盘，则可以在不同高度处注入含有加入的水的萃取溶剂。在萃取溶剂中使用加入的水可以使用低质量的进料，同时可使提余液中的烷烃含量和提取液中3个及以上多环化合物含量达到最大值。溶剂萃取条件包括0.5-5.0、优选1-3的溶剂与油的比例，和40℃-120℃、优选50℃-100℃的提取温度。
用于分离饱和化合物和1个和2个环的芳烃的另一种手段是色谱分离法。色谱分离法基于一种或多种特定色谱分离技术的性能，用于分离混合物的成分。混合物样品放置在包含能够分馏混合物的色层分离介质或基质的层析柱的顶部。尽管可以使用不同的的色谱技术，但出于实际的包括FCC工艺中高生产量要求的原因，优选的色层法是记载于Broughton等人的美国专利2,985,589中的可在工业规模上应用的模拟移动床(SMB)液相色谱。通过间断转换在固定的高压填充塔中的进口和出口，SMB接近于在实际移动床中固体吸附剂和烃类物流的逆向流动。在过去数年里已经演变出SMB原理的各种实施方式。对于填充硅石塔的这种应用，“提余液”物流富含饱和化合物和1个和2个环的芳烃，而“提取液”主要是3个及以上环的芳烃和极性物质。适当的脱吸剂物流是较低沸点的单一或两个环的终沸点不到290℃的芳烃。用于SMB分离过程的进料是初沸点大于343℃的分馏塔底部产物的热物流。
用于实施饱和化合物和1个和2个环的芳烃的分离的另一种分离技术是膜分离。以渗透蒸发或渗透萃取方式工作的高分子膜可用于浓缩渗透相中的芳烃并产生富饱和化合物的渗余物。然后进一步使用例如第二“功能化的”的膜系统分离高度芳烃化的渗透物，所述膜系统其中单一的和两个环的芳烃的物质优先被除去，并混入富饱和化合物的渗余物中，或者用于与新鲜原料共混或单独在提升管反应器中再裂化。高分子膜可被负载在提供高压操作必要稳定性的多孔金属或陶瓷上。
现在参考举例说明本发明实施方式的附图，FCC反应器10包括提升器12和汽提塔14。新鲜原料通过管线16加入到设计作为提升器12部分18的底部。新鲜原料与来自通过再生催化剂竖管22、滑阀24和J-弯管26与提升器12连接的再生器20中的流化热催化剂接触。来自提升器12的废催化剂进入反应器10，其中通过旋风器(未示出)将废催化剂与产品蒸气分离。然后从废催化剂中剥离另外的产物，并通过汽提塔14、废催化剂竖管28、滑阀30和废催化剂J-弯管32返回再生器20。产品蒸气通过管线34离开反应器10，并导入为蒸馏装置的分馏塔40。分馏塔40将来自反应器10的产品分离为C4-气体馏分，通过管线42离开分馏塔40。来自分馏塔的另一种馏分是石脑油馏分44，其可用作燃料比如汽油燃料或混和成为燃料。来自分馏塔40的另外的馏分是轻循环油46。来自分馏塔40的底部产物通过管线48送入分离单元50。分离单元50将底部产物分离为富链烷烃和1个和2个环的芳烃的物流和富3个及以上环的芳烃的物流。富链烷烃和1个和2个环的芳烃的物流通过管线54循环，其中它与新鲜原料16混合。富3个及以上环的芳烃的物流通过管线52除去。在管线54中的再循环物流附图中显示为与新鲜原料混合的情形。然而，可将再循环物流单独加入到提升器12中。
通过以下实施例进一步举例说明本发明。
实施例
该实施例涉及短时接触FCC提升管反应器。提升器中的蒸汽驻留时间为3-4秒。在工业监控测试期间收集的工艺特性数据用来调整代表基础方案操作的FCC模型软件程序。选择的原料检验法列于表1中：
表1
原料性能
比重        API     19
苯胺点      (℃)  165(74)
硫          WT％    2.921
氮          PPMW    1897
碱性氮      PPMW    728
总P/N/A     WT％
总链烷烃            11.64
总环烷烃            26.46
总芳烃              61.90
HPLC-2分析  WT％
饱和物              38.43
芳香环类1           23.97
芳香环类2           13.92
芳香环类3           11.70
芳香环类4           6.78
极性化合物          5.20
GC蒸馏      (℃)
IBP                 511(266)
5％馏出             622(328)
10％馏出            668(353)
30％馏出            749(398)
50％馏出            813(434)
70％馏出            882(472)
90％馏出            976(524)
95％馏出            1019(548)
EP                  1093(589)
商业获得的平衡催化剂性能列于表2中。利用这些进料和催化剂的性能，对于现有装置构造和操作条件，采用FCC模型软件改进基础产品产率构成。这些列于表3中。
为证明本发明，在模型中对分馏塔底产物用100vol％的二甲亚砜(DMSO)实施分离步骤以除去40wt％的3环芳烃、85wt％的4环芳烃和85wt％极性物质。在稳定状态时，底部产物物流的提取速率是新鲜原料的30wt％，提余液/提取液(wt)比例为1.3，提升器的总进料速度增加了17％。比较的基准是焦炭产率恒定。
表2
平衡催化剂的性能
催化剂活性         MAT        68
总表面积           M2/G       183
基质表面积         M2/G       63
沸石表面积         M2/G       120
单位晶胞尺寸(UCS)  A          24.25
稀土(RE203)        WT％       0.56
氧化铝(Al2O3)      WT％       40
镍                 PPMW       190
钒                 PPMW       1660
钠                 WT％       0.22
堆密度(ABD)        G/CC       0.88
孔体积             CC/G       0.33
粒度               MICRONS    72
在较差质量进料的较高进料速度情况下，本发明方法导致催化剂/油比降低。在再生器中从部分燃烧转换到完全燃烧条件能实现热平衡，藉此提高催化剂温度42(6℃)。鼓风机速率从37.9增加到43.7MSCFM。提升器顶部温度降低10(-12℃)以匹配底部焦炭产率。相对于(对比)基准情况，提升器蒸汽速度仅增加7％，而停留时间相应减少。如果可利用进料预热炉，则可以升高进料温度而对再生器温度产生较小影响。热联合被认为可增加提余液温度以在330(166℃)与总进料混和。
参看表3，比较产率表明，对于本发明底部产物产率显著降低(相对30％)，343℃-转化率从82wt％增加到87.3wt％。提余液再裂化导致增加了25(相对)％的轻循环油，和增加了3(相对)％的汽油产率。轻气体产率可比，干气略微高点(5相对％)，LPG烯烃有微小的增加，但LPG饱和物降低(8相对％)。
对于本发明汽油抗爆性略微较低，(R+M)/2从88减少到87.9。相反，十六烷质量有0.8CI增量的增加。底部产物物流的芳香性明显增加，芳香碳含量从70.9wt％增加到83.3wt％，API比重从-2.3减少到-9.7。
该实施例表明：即使在(对比)高基准221℃-转化程度的情况下，343℃+底部产物物流中仍有可裂化的分子，如果分离并与新鲜原料一起循环能增加更轻更有价值产品的转化率。该现象认为适用于一系列SCT流化催化裂化装置，其利用与该实施例中相同的模型构架，并已经参考本发明进行了分析。
表3
对比工艺预测
                 对比基准      本发明
提升器条件
提升器顶部温度       (℃)    990(532)    980(527)
混合点温度           (℃)    1029(554)   1022(550)
催化剂与油比         比例      9.22        7.29
催化剂循环速率       TPM       17.9        16.6
新鲜进料(Wt)         TPM       1.94        1.94
总进料(Wt)           TPM       1.94        2.27
混合进料温度         (℃)    330(166)    330(166)
提升器蒸汽速率       ft./sec.  47.6(14.5)  51.0(15.5)
                     (m/sec.)
蒸汽驻留时间         SEC        3.6        3.4
催化剂驻留时间       SEC        7.1        6.0
再生器条件
空气速率(湿)         MSCFM      37.9       43.7
烟道气氧(干)         VOL％      0.0002     1.00
烟道气CO2(干)        VOL％      14.73      16.75
烟道气CO(干)         VOL％      4.32       0.00
密相床温度           (℃)     1225(373)  1267(386)
产率详细情况                                          本发明与对比
                                                      基准差
氢                   WT％       0.05       0.05       0.00
氨                   WT％       0.01       0.01       0.00
H2S                  WT％       0.60       0.62       0.02
甲烷                 WT％       0.78       0.82       0.04
乙烷                 WT％       1.29       1.36       0.07
乙烯                 WT％       0.91       0.97       0.06
丙烷                 WT％       1.11       1.01       -0.10
丙烯                 WT％       3.84       3.88       0.04
正丁烷               WT％       0.56       0.49       -0.07
异丁烷               WT％       2.27       2.11       -0.16
异丁烯               WT％       1.75       1.78       0.03
正丁烯                   WT％    3.91       3.94     0.03
C4丁二烯                 WT％    0.02       0.02     0.00
汽油(C5+)                WT％    42.60      43.94    1.35
轻循环油                 WT％    15.71      19.65    3.94
主塔塔底产物             WT％    17.98      12.73    -5.25
结焦率                   WT％    6.62       6.63     0.00
430(221℃)转化率(Wt.)  WT％    66.31      67.62    1.31
(Wt.)
650-(379℃-)转化率     WT％    82.02      87.27    5.25
汽油
比重                     API     58.4       58.3
研究法辛烷值(无铅)       R+0     93.5       93.4
马达法辛烷值(无铅)       M+0     82.6       82.4
轻循环油
比重                     API     17.6       17.2
模拟分布D2887 50％       (℃)  516(157)   529(161)
馏出
十六烷值                 CI      23.0       23.8
净塔底产物流
比重                     API     -2.3       -9.7
芳香碳(大约)             ％      70.9       83.3
该模型同样表现出简单增加强度参数压低底部产物的话，由于过度裂化导致汽油产率的损失并增加焦炭产率。用本发明的方法，在底部产物净得率大量减少的情况下，FCC焦炭产率可保持不变。在本发明范围内该基本概念不同的改变是可能的。例如，对于现场特定的应用，改性催化剂制剂和调节工艺变量(例如催化剂循环、提升器炉顶温度等)可用于最佳化本发明。底部产物物流的溶剂萃取的替代方案比如选择性的分子分离技术可以提供优选的10-20的有效目标提取比[3R+芳烃/(饱和物+1R+2R芳烃)]。尽管上述实施例基于提余液与新鲜原料的共混，在有些情况下，有利的是在另外的位置，新鲜原料的上游或下游循环提余液，或可在位于提升器中相同高度处进料喷嘴环上的一个或多个注射器中分离提余液。

Claims (14)

1.一种流化催化裂化方法，包括：
(a)使烃类进料与再生催化剂在包括小于5秒接触时间的短时接触裂化条件下操作的流化催化裂化反应器中接触，以形成裂化产物；
(b)使裂化产物与催化剂分离；
(c)将分离的裂化产物通入分馏区，从裂化产物中分离底部产物物流；
(d)将底部产物物流通入分离区，将底部产物物流分离为包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流和主要包括具有3个或更多个环的芳烃的物流；
(e)将包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流与进料烃类在步骤(a)中混合以形成混合进料，使混合进料与步骤(a)的催化剂接触。
2.一种流化催化裂化方法，包括：
(a)使烃类进料与再生催化剂在包括小于5秒接触时间的短时接触裂化条件下操作的流化催化裂化反应器中接触，以形成裂化产物；
(b)使裂化产物与催化剂分离；
(c)将分离的裂化产物通入分馏区，从裂化产物中分离底部产物物流；
(d)将底部产物物流通入分离区，将底部产物物流分离为包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流和主要包括具有3个或更多个环的芳烃的物流；
(e)将包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流通入步骤(a)中，其中使烃类进料和包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流与再生催化剂单独接触。
3.权利要求1或2的方法，其中所述催化剂是无定形的、晶体状的或其混合物。
4.权利要求3的方法，其中所述无定形催化剂是硅石-氧化铝。
5.权利要求3的方法，其中所述晶体状催化剂是沸石Y的同结构沸石。
6.权利要求3的方法，其中所述催化剂包括约束指数为1-12的中孔沸石添加剂。
7.权利要求1或2的方法，其中短时接触条件包括482℃-621℃的提升器出口温度，0-100psig(101-790kPa)的压力和1-5秒的驻留时间。
8.权利要求1或2的方法，其中分离区包括溶剂萃取、膜分离或液相色谱。
9.权利要求8的方法，其中分离区包括溶剂萃取。
10.权利要求9的方法，其中溶剂萃取的溶剂包括二甲亚砜、二甲基甲酰胺、N-甲基吡咯烷酮/苯酚和糠醛中的至少一种。
11.权利要求8的方法，其中液相色谱是模拟移动床液相色谱。
12.权利要求8的方法，其中膜分离包含负载的高分子膜。
13.权利要求1或2的方法，其中包括饱和化合物和1个和2个环的芳烃的物流包含25-85wt％的饱和化合物和1个和2个环的芳烃。
14.权利要求1或2的方法，其中主要包括具有3个或多个环的芳烃的物流包括大于75wt％的具有3个或多个环的芳烃。
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