CN101337132B - 萃取精馏工艺 - Google Patents

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    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/34—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping with one or more auxiliary substances
    • B01D3/40—Extractive distillation

Abstract

本发明提供一种萃取精馏工艺，包括：通过一溶剂进料口向一萃取精馏塔添加一溶剂，该溶剂进料温度比该萃取精馏塔的一顶温高3.5～22.5℃；通过一混合物进料口向该萃取精馏塔添加一混合物，其中，该混合物包括一轻组分及一重组分，以液态进料，并且该混合物进料口低于该溶剂进料口；在该萃取精馏塔的一上部将该混合物产生的蒸汽冷凝以获得该轻组分，及在该萃取精馏塔的一下部将该溶剂分离以获得该重组分。本发明提高了该溶剂的进塔温度，并使用液态进料代替汽态进料，提高分离效果，此外，温度提高后的该溶剂在下流过程中吸收热量减少，同时该混合物产生的该上升蒸汽也减少，因此，为保持该溶剂的浓度所需的溶剂比得到降低。

Description

萃取精馏工艺
技术领域
本发明涉及一种萃取精馏工艺，特别是涉及一种在现有的萃取精馏塔中通过优化溶剂温度和改变进料方式以实现降低溶剂比的萃取精馏工艺。
背景技术
在化学工业上，萃取精馏工艺被广泛用于分离共沸物或包含几种近沸点组分的液体混合物。在萃取精馏中，通常加入一种或两种可溶于共沸物或近沸点液体混合物的溶剂以改变或提高待组分之间的的相对挥发度，从而达到分离近沸点组分的目的。对共沸物而言，加入的溶剂破坏了组分之间的共沸体系并消除了共沸点，从而实现各组分的分离。按进料方式，萃取精馏可分为连续萃取精馏和间歇萃取精馏。其中连续萃取精馏更适于处理大量的共沸物或液体混合物。
溶剂通常具有高沸点和低挥发性，不与待分离混合物形成共沸物，在精馏过程中几乎不发生汽化。溶剂通常从萃取精馏塔的上部加入，而混合物从萃取精馏塔的下部加入。在习知的萃取精馏中，混合物通常以饱和蒸汽进料，以保证在萃取精馏段和萃取提馏段的溶剂浓度相近，从而促进各组分的分离。但是，汽相进料会在邻近进料板的几块塔板间发生严重的局部返混现象，并降低萃取精馏塔的效率。
在萃取精馏塔中，溶剂的浓度影响着待分离组分间的相对挥发度及分离效果。在本领域的习知技术中，溶剂浓度一般为65％～70％。而塔中溶剂的浓度主要是由溶剂比和回流比(包括外回流和内回流)决定的。根据传统的萃取精馏理论，溶剂从塔上部流下，与上升的汽相进料接触，并将进料中的重组分吸收，轻组分则上升到塔上部被分离，所以为了促进吸收效果，必须提供大量的上升蒸汽，这就不得不要求高釜温和大量的返回料来维持溶剂浓度。
曾有液相进料的先例，根据进料方式不同，该萃取精馏塔的结构和参数也需要进行调整和改变。但是，这种调整和改变是基于该传统理论进行的，以提供大量上升蒸汽为前提，不能达到最优化条件和有效降低该溶剂比。具体的，目前尚未有在萃取精馏中以饱和液体方式进料的先例。
在萃取精馏塔中温度是从上到下逐渐升高的，由于高溶剂比，在萃取精馏塔中溶剂的显热不能被忽略。在通常情况下，传统理论要求溶剂进塔温度等于进料板上液体温度。因为如果溶剂的进塔温度过高，将会产生大量的上升蒸汽，从而破坏塔内的汽液平衡并影响分离效果。结果是不得不通过加大外回流来维持塔内的汽液平衡，同时使用大溶剂比来保持塔内溶剂浓度。例如，在国内的C5分离装置的第一萃取精馏塔中，当溶剂进塔温度达到64℃时，溶剂比为8.6wt/wt。可见仅仅提高溶剂进塔温度不能降低溶剂比。
因为溶剂进塔温度等于进料板上液体温度，溶剂在下流过程中温度会逐渐升高，同时从上升蒸汽中吸收热量并使其冷凝，加大了内回流。在这种情况下，溶剂被稀释使溶剂浓度降低，从而影响分离效果。为解决这个问题，习知技术中通过提高溶剂比来保持溶剂浓度。举例来说，丁二烯抽提装置的第一萃取精馏塔的溶剂比在8wt/wt左右，而国内的C5分离装置的第一萃取精馏塔和第二萃取精馏塔设计溶剂比分别为8.8wt/wt和9.9wt/wt。过高的溶剂比降低了塔板效率和萃取精馏塔的效率，并抵消了通过添加溶剂提高待分离组分间相对挥发度及降低塔板数的效果。结果是，萃取精馏塔不得不在建造和维护上花费更多的资金，并消耗更多的能源。
发明内容
本发明的目的在于提供一种萃取精馏工艺，其能够显著地降低萃取精馏塔的溶剂比，以达到减少溶剂使用量，降低能耗，提高萃取精馏塔的热效率，以及使萃取精馏塔的处理能力最大化的目的。
本发明的又一目的在于提供一种萃取精馏工艺，其能够通过仅仅改变和优化操作参数实现降低溶剂比的目的，能够利用现有的设备，不需花费额外的成本和引入复杂的结构。
本发明的又一目的在于提供一种萃取精馏工艺，其能够改进萃取精馏塔的分离效果，并能降低进料板高度来提高在萃取精馏段的塔板数，以提高萃取精馏段的分离效果。
本发明的又一目的在于提供一种萃取精馏工艺，其不需要高釜温或大量的返回料，从而显著地降低萃取精馏塔的汽相负荷，尤其是萃取提馏段的负荷，因而萃取提馏段的溶剂浓度得以保证，并大大提高了在此段内将萃余相提馏增浓的效率，对降低溶剂加入量和提升塔的生产处理能力有很大作用。
本发明的又一目的在于提供一种萃取精馏工艺，其降低了萃取精馏塔内部的温差，可大大减少溶剂从塔上部向下流动时，温度逐渐升高而需要补偿溶剂升温所需的热量，不仅有利于降低能耗，而且减少了因高温引起的一系列问题，提高了原料液的产品收率。
本发明的又一目的在于提供一种萃取精馏工艺，其能被应用到现有的多种萃取精馏设备上，通过仅仅改变和优化操作参数来降低溶剂比及提高萃取精馏设备的处理能力。
为达到以上目的，本发明提供了一种萃取精馏工艺，包括：
通过一溶剂进料口向一萃取精馏塔添加一溶剂，其中，该溶剂进料温度比该萃取精馏塔的一顶温高3.5～22.5℃；
通过一混合物进料口向该萃取精馏塔添加一混合物，其中，该混合物包括一轻组分及一重组分，以液态进料，并且该混合物进料口低于该溶剂进料口；
在该萃取精馏塔的一上部将该混合物产生的蒸汽冷凝以获得该轻组分，及
在该萃取精馏塔的一下部将该溶剂分离以获得该重组分。
其中，所述混合物为饱和液体；
所述溶剂的进料温度优选为高于该萃取精馏塔的该顶温3.5～18.5℃：
所述溶剂的进料温度更优选为高于该萃取精馏塔的该顶温7.5～18.5℃；
所述萃取精馏塔为一丁二烯抽提装置的第一萃取精馏塔，其中，该溶剂的进料温度更优选为高于该萃取精馏塔的该顶温10.5～15.5℃；
所述萃取精馏塔为一C5分离装置的第一萃取精馏塔，其中，该溶剂的进料温度更优选为高于该萃取精馏塔的该顶温9.5～14.5℃；
所述萃取精馏塔为一C5分离装置的第二萃取精馏塔，其中，该溶剂的进料温度更优选为高于该萃取精馏塔的该顶温11.5～16.5℃；
所述萃取精馏塔为一连续萃取精馏塔。
本发明提高了该溶剂的进塔温度，并使用液态进料代替汽态进料，使该溶剂与该混合物充分混合以改变组分间的相对挥发度，从而提高分离效果，此外，温度提高后的该溶剂在下流过程中吸收热量减少，同时该混合物产生的该上升蒸汽也减少，从而降低了该萃取精馏塔的内回流比，并避免了过高的釜温破坏萃取清馏塔内的汽液平衡。因此，为保持该溶剂的浓度所需的溶剂比得到降低。
具体实施方式
以下结合具体实施例对发明的技术方案进一步说明，但不作对本发明的限定：
本发明提供了一种萃取精馏塔工艺，包括：
通过一溶剂进料口向一萃取精馏塔添加一溶剂，其中，该溶剂进料温度比该萃取精馏塔的一顶温高3.5～22.5℃；
通过一混合物进料口向该萃取精馏塔添加一混合物，其中，该混合物包括一轻组分及一重组分，以液态进料，并且该混合物进料口低于该溶剂进料口；
在该萃取精馏塔的一上部将该混合物产生的蒸汽冷凝以获得该轻组分，及
在该萃取精馏塔的一下部将该溶剂分离以获得该重组分。
该溶剂进料温度被提高到高于一溶剂进料板上的液体温度3～22℃，该溶剂从该溶剂进料板进入该萃取精馏塔(以下有时简称为塔)。因为该溶剂进料板上的液体温度是一理论上计算出来的数值，不易精确测量，本发明选用该萃取精馏塔的该顶温来表征该理论数值。该顶温是该萃取精馏塔顶部的温度。通常情况下，该顶温和该溶剂进料板上的液体温度差异小于0.5℃，因此本发明可以表述为，该溶剂的进料温度高于该萃取精馏塔顶温3.5～22.5℃。
该混合物以液态进料进入塔中被分离。该混合物包括具有相近沸点的，或甚至组成共沸物的该轻组分及该重组分。该混合物与该溶剂充分混合后，各组分之间的相对挥发度被改变以便于分离。
根据传统理论，该溶剂下流过程中与该混合物的上升蒸汽接触并吸收其中的重组分，并使其中的轻组分上升然后得到分离。因此，该萃取精馏塔必须提供大量的上升蒸汽，所以该混合物传统上都以饱和蒸汽进料以充分接触该下流溶剂。进一步的，因为大量该混合物的上升蒸汽的存在，该溶剂的进料温度不能太高。高温溶剂会带来大量上升蒸汽并破坏该萃取精馏塔中的汽液平衡。如果提高该溶剂的进料温度，外回流和溶剂比也应同时提高以维持该萃取精馏塔中的汽液平衡。传统理论通常要求该溶剂的进料温度与该溶剂进料板上液体温度一致。但是，该溶剂的温度在下流过程中会升高，会从该混合物的上升蒸汽中吸收大量的热量，而使该混合物的上升蒸汽冷凝。被冷凝的该混合物的上升蒸汽加大了该萃取精馏塔中的内回流，并稀释了该溶剂。为保持该溶剂的浓度在一个合理的水平，通常为65％～70％，只好加入更多的溶剂。根据本领域内的习知技术，溶剂比通常高达8wt/wt。
本发明揭露了一种基于一新理论的萃取精馏工艺，其能够将溶剂比降低到一依据传统理论的极限值以下。本发明基于的该新理论为：该萃取精馏塔不同于一种吸收塔，而是一种有溶剂参与的精馏塔。在该吸收塔中该下流溶剂与该混合物的上升蒸汽接触并吸收其中的组分，而在该萃取精馏塔中该溶剂与该混合物充分混合以改变该组分间的相对挥发度，然后该混合物上升被分离。因此并不需要大量的该混合物的上升蒸汽与该下流溶剂接触，而应该让该溶剂与该液态混合物充分混合以改变该组分间的相对挥发度。可知，该混合物可以是液态，该溶剂的进料温度可以适当升高以降低该萃取精馏塔内的内回流。因而该溶剂的浓度可以用更少的溶剂来维持，从而将该溶剂比降低到一个非常低的水平。大量的实验和持续的实践表明该新理论是正确和有效的，并给出了在现有的设备中达到此目的的具体的、可操作的参数。
根据本领域内的习知技术，在一精馏塔中一混合物的进料方式包括：冷液体进料，饱和液体进料，汽液混合进料，饱和蒸汽进料，及过热蒸汽进料。该进料方式决定了该精馏塔的设计塔板数、分离效果及能耗等。根据进料方式不同，该精馏塔的结构和参数也需要进行调整和改变。但是，这种调整和改变是基于该传统理论进行的，以提供大量上升蒸汽为前提，不能达到最优化条件和有效降低该溶剂比。具体的，目前尚未有在萃取精馏中以饱和液体方式进料的先例。
因为该混合物以汽态进料会导致邻近该混合物进料板的几块塔板上的组分组成发生严重的局部返混，并降低该萃取精馏塔的分离效果，以液态方式进料应该得到优先考虑以避免上述弊端。而且，只有当该液态混合物与该溶剂充分混合后，该组分间的相对挥发度才得以发生明显改变以方便分离。进一步的，以液态方式进料能降低该萃取精馏塔中的温差以提高其热效率。因为该萃取精馏塔的温度是从上到下逐渐升高的，并且液态进料的温度一般低于饱和蒸汽，因此升高该溶剂的进料温度并将该混合物以液态进料能够降低该萃取精馏塔从上到下的温差。
该溶剂进料口和该萃取精馏塔之间设置有几块回收板。该回收板将该溶剂回收并进一步纯化该蒸汽。该蒸汽被送出该萃取精馏塔并被冷凝以获得该轻组分，通常情况下该轻组分并非完全纯净。该轻组分的一部分被返回到该萃取精馏塔中形成一外回流。在该萃取精馏塔下部的该溶剂被送出该萃取精馏塔以分离该重组分，然后将该溶剂返回到该萃取精馏塔中作为一溶剂循环利用。
具体地，该萃取精馏工艺进一步包括：
从该萃取精馏塔的下部回收该溶剂，其中，该溶剂被回收后通过该溶剂进料口送入该萃取精馏塔；及
将该轻组分的一部分在该萃取精馏塔的上部循环以形成一外回流。
根据本发明，该混合物优选为饱和液体。因为如果该混合物的进料温度过低，该混合物将从该上升蒸汽中吸收大量热量并增大该内回流。提高该混合物的进料温度至饱和液体能降低该内回流，防止该溶剂被稀释而降低该组分间的相对挥发度，并进一步降低该溶剂比。
进一步的，根据本发明，该溶剂的进料温度优选为高于该萃取精馏塔的该顶温3.5～18.5℃。
进一步的，根据本发明，该溶剂的进料温度更优选为高于该萃取精馏塔的该顶温7.5～18.5℃。
具体地，根据本发明，该萃取精馏工艺适用于各种现有的萃取精馏设备。通过大量的实验和持续的实践，本发明提供了各种现有的萃取精馏塔的具体和可操作的参数。
具体地，该萃取精馏塔为一丁二烯抽提装置的第一萃取精馏塔，其中，该溶剂的进料温度更优选为高于该萃取精馏塔的该顶温10.5～15.5℃。
具体地，该萃取精馏塔为一C5分离装置的第一萃取精馏塔，其中，该溶剂的进料温度更优选为高于该萃取精馏塔的该顶温9.5～14.5℃。
具体地，该萃取精馏塔为一C5分离装置的第二萃取精馏塔，其中，该溶剂的进料温度更优选为高于该萃取精馏塔的该顶温11.5～16.5℃。
在本领域的习知技术中，该萃取精馏塔通常用于分离1，3-丁二烯、C5、芳烃、及环己烷等，而常用的溶剂包括乙腈(CAN)、N-甲基砒咯烷酮(NMP)、二甲基甲酰胺(DMF)等。本发明可以利用前述的溶剂有效地分离前述的混合物。
进一步的，使用饱和液体进料能够改进该萃取精馏塔的分离效率，并降低所需的理论塔板数。具体地，为利用现有设备，该混合物进料口下移，使该混合物从一更低位置进料以提高在该萃取精馏塔的一萃取精馏段的塔板数，并提高该萃取精馏段的分离效果。
现有的采用饱和蒸汽进料的萃取精馏塔进料管口径较大。如果采用液体进料，该混合物在该进料管中的流速将被显著降低，特别是在该混合物进料口处。低流速的该混合物影响了该溶剂与该混合物的混合效果，并降低了该萃取精馏塔的塔板效率。为提高该混合物的流速，该萃取精馏塔的该进料管的管径优选为降低至一预设值。参见实施例1，在以汽相进料时，该进料管的直径大于250mm，而以液体进料时，通过计算，该进料管的直径小于100mm。
具体地，根据本发明的该萃取精馏塔特别适合于处理大量的混合物。该萃取精馏塔优选为一连续萃取精馏塔。
进一步的，本发明降低了该萃取精馏塔的该溶剂比，同时降低了该萃取精馏塔的液相负荷和汽相负荷。因此，该现有的萃取精馏塔中的汽相负荷和液相负荷，或处理负荷应该适当提高以保持该萃取精馏塔的塔板效率和分离效果。当然，从另一方面来说，降低该溶剂比提高了该萃取精馏塔的处理能力。
本发明可通过下列实施例和对比实施例得到进一步说明。
实施例1-3给出了在一丁二烯抽提装置的第一萃取精馏塔中根据本发明的具体的、可操作的参数。对比实施例1给出了在该丁二烯抽提装置的第一萃取精馏塔中根据习知技术的参数。该丁二烯抽提装置的第一萃取精馏塔的一轻关键组份是1，3-丁二烯，一重关键组份是2-顺丁烯。在该实施例1-3和该对比实施例1中，塔板数为242，完成的分离任务相同，该萃取精馏塔顶部的一轻关键组份指标不大于0.3％wt，该萃取精馏塔塔釜脱溶后的一重关键组份指标不大于4.5％wt。
实施例4-6给出了在一C5分离装置的第一萃取精馏塔中根据本发明的具体的、可操作的参数。对比实施例2给出了在该C5分离装置的第一萃取精馏塔中根据习知技术的参数。该C5分离装置的第一萃取精馏塔的一轻关键组份是异戊二烯，一重关键组份是2-甲基-2-丁烯。在该实施例4-6和该对比实施例2中，塔板数为140，完成的分离任务相同，该萃取精馏塔顶部的一轻关键组份指标不大于1.0％wt，该萃取精馏塔塔釜脱溶后的一重关键组份指标不大于0.5％wt。
实施例7-9给出了在一C5分离装置的第二萃取精馏塔中根据本发明的具体的、可操作的参数。对比实施例3给出了在该C5分离装置的第二萃取精馏塔中根据习知技术的参数。
实施例1
本实施例中，溶剂进塔温度为46℃，较塔顶温度42.5℃增高了3.5℃，原料液以饱和液体状态45℃进料，溶剂比为6.5wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.39Mpa(表压)
  釜压   0.54Mpa(表压)
  塔顶采出量   7580kg/h
  返回料量   860Nm3/h
  原料烃进料量   15540kg/h
  溶剂进料量   101010kg/h
  回流量   10000kg/h
  釜温   120℃
  顶温   42.5℃
  溶剂进塔温度   46℃
  原料烃进料温度   45℃(饱和液体状态)
  溶剂比   6.5wt./wt.
实施例2
本实施例中，溶剂进塔温度为54℃，较塔顶温度42.5℃增高了11.5℃，原料液以饱和液体状态45℃进料，溶剂比为4.2wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.39Mpa(表压)
  釜压   0.52Mpa(表压)
  塔顶采出量   8268kg/h
  返回料量   600Nm3/h
  原料烃进料量   16956kg/h
  溶剂进料量   71215kg/h
  回流量   11000kg/h
  釜温   106℃
  顶温   42.5℃
  溶剂进塔温度   54℃
  原料烃进料温度   45℃(饱和液体状态)
  溶剂比   4.2wt./wt.
实施例3
本实施例中，溶剂进塔温度为60℃，较塔顶温度42.5℃增高了17.5℃，原料液以饱和液体状态45℃进料，溶剂比为6.2wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.39Mpa(表压)
  釜压   0.54Mpa(表压)
  塔顶采出量   7580kg/h
  返回料量   600Nm3/h
  原料烃进料量   15540kg/h
  溶剂进料量   96350kg/h
  回流量   12500kg/h
  釜温   104℃
  顶温   42.5℃
  溶剂进塔温度   60℃
  原料烃进料温度   45℃(饱和液体状态)
  溶剂比   6.2wt./wt.
对比实施例1
在对比实施例中，溶剂进塔温度为43℃，较塔顶温度42.5℃增高了0.5℃，原料液以饱和蒸汽状态50℃进料，溶剂比为8.0wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.39Mpa(表压)
  釜压   0.54Mpa(表压)
  塔顶采出量   6890kg/h
  返回料量   1860Nm3/h
  原料烃进料量   14130kg/h
  溶剂进料量   113200kg/h
  回流量   9200kg/h
  釜温   130℃
  顶温   42.5℃
  溶剂进塔温度   43℃
  原料烃进料温度   50℃(饱和蒸汽状态)
  溶剂比   8.0wt./wt.
参见该实施例1-3及该对比实施例1，根据本发明调节一现有的丁二烯抽提装置的第一萃取精馏塔的参数，特别是适当提高该溶剂的进料温度及对该混合物采用饱和液体方式进料降低了该溶剂比并提高了其处理能力。具体地，当该溶剂的进料温度较该顶温42.5℃提高11.5℃时，该溶剂比从8.0wt/wt降低到4.2wt/wt，该处理能力从14130kg/h提高到16956kg/h。
实施例4
本实施例中，溶剂进塔温度为48℃，较塔顶温度44℃增高了4℃，原料液以饱和液体状态56℃进料，溶剂比为5.2wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.04Mpa(表压)
  釜压   0.13Mpa(表压)
  塔顶采出量   1400kg/h
  返回料量   800kg/h
  原料烃进料量   3640kg/h
  溶剂进料量   18930kg/h
  回流比   3.6
  回流量   5000kg/h
  釜温   120℃
  顶温   44℃
  溶剂进塔温度   48℃
  原料烃进料温度   56℃(饱和液体状态)
  溶剂比   5.2wt./wt.
实施例5
本实施例中，溶剂进塔温度为57℃，较塔顶温度44℃增高了13℃，原料液以饱和液体状态56℃进料，溶剂比为4.0wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.04Mpa(表压)
  釜压   0.13Mpa(表压)
  塔顶采出量   1800kg/h
  返回料量   600kg/h
  原料烃进料量   4550kg/h
  溶剂进料量   18200kg/h
  回流比   5.2
  回流量   9380kg/h
  釜温   106℃
  顶温   44℃
  溶剂进塔温度   57℃
  原料烃进料温度   56℃(饱和液体状态)
  溶剂比   4.0wt./wt.
实施例6
本实施例中，溶剂进塔温度为61℃，较塔顶温度44℃增高了17℃，原料液以饱和液体状态56℃进料，溶剂比为5.4wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.04Mpa(表压)
  釜压   0.13Mpa(表压)
  塔顶采出量   1600kg/h
  返回料量   700kg/h
  原料烃进料量   4030kg/h
  溶剂进料量   21720kg/h
  回流比   7.1
  回流量   11420kg/h
  釜温   106℃
  顶温   44℃
  溶剂进塔温度   61℃
  原料烃进料温度   56℃(饱和液体状态)
  溶剂比   5.4wt./wt.
对比实施例2
在对比实施例中，溶剂进塔温度为64℃，较塔顶温度44℃增高了20℃，原料液与0.7～1.5倍烃流量的热溶剂混合后以74℃进料，溶剂比为8.6wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.04Mpa(表压)
  釜压   0.14Mpa(表压)
  塔顶采出量   833kg/h
  返回料量   1841kg/h
  原料烃进料量   2106kg/h
  溶剂进料量   18096.5kg/h
  回流比   6.6
  回流量   5494.9kg/h
  釜温   134℃
  顶温   44℃
  溶剂进塔温度   64℃
  原料烃+0.7～1.5倍烃流量的热溶剂混合后的进料温度 74℃
  溶剂比   8.6wt./wt.
参见该实施例4-6及该对比实施例2，根据本发明调节一现有的C5分离装置的第一萃取精馏塔的参数，特别是适当提高该溶剂的进料温度及对该混合物采用饱和液体方式进料降低了该溶剂比并提高了其处理能力。具体地，当该溶剂的进料温度较该顶温44℃提高13℃时，该溶剂比从8.6wt/wt降低到4.0wt/wt，该处理能力从2106kg/h提高到4550kg/h。
与习知技术对比，依照传统理论简单地提高该溶剂的进料温度并对该混合物以液态方式进料不但不能降低该C5分离装置的第一萃取精馏塔的溶剂比，反而要求更多的热量和更大的溶剂比。本发明依据该新理论，通过大量的实验和持续的实践揭露了具体的、可操作的参数。这些依据新理论得到的参数降低了现有的装置和设备中的溶剂比。此外，习知技术将该混合物与热溶剂按1∶0.7～1.5的流率混合。本发明不需要将该混合物与该热溶剂混合，从而进一步降低了该溶剂比。
实施例7
本实施例中，溶剂进塔温度为48℃，较塔顶温度44℃增高了4℃，原料液以饱和液体状态58℃进料，溶剂比为6.5wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.04Mpa(表压)
  釜压   0.14Mpa(表压)
  塔顶采出量   670kg/hr
  返回料   350kg/hr
  原料烃进料量   680kg/hr
  溶剂进料量   4420kg/hr
  回流比   2.0
  回流量   1340kg/hr
  釜温   134℃
  顶温   44℃
  溶剂进塔温度   48℃
  原料烃进料温度   58℃(饱和液体状态)
  溶剂比   6.5wt./wt.
实施例8
本实施例中，溶剂进塔温度为56℃，较塔顶温度44℃增高了11℃，原料液以饱和液体状态58℃进料，溶剂比为5.0wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.04Mpa(表压)
  釜压   0.14Mpa(表压)
  塔顶采出量   670kg/hr
  返回料   350kg/hr
  原料烃进料量   680kg/hr
  溶剂进料量   3400kg/hr
  回流比   2.99
  回流量   2000kg/hr
  釜温   134℃
  顶温   44℃
  溶剂进塔温度   48℃
  原料烃进料温度   58℃(饱和液体状态)
  溶剂比   5.0wt./wt.
实施例9
本实施例中，溶剂进塔温度为65℃，较塔顶温度44℃增高了21℃，原料液以饱和液体状态58℃进料，溶剂比为6.8wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.04Mpa(表压)
  釜压   0.14Mpa(表压)
  塔顶采出量   670kg/hr
  返回料   350kg/hr
  原料烃进料量   680kg/hr
  溶剂进料量   4624kg/hr
  回流比   3.43
  回流量  2300kg/hr
  釜温  134℃
  顶温  44℃
  溶剂进塔温度  48℃
  原料烃进料温度  58℃(饱和液体状态)
  溶剂比   6.8wt./wt.
对比实施例3
在对比实施例中，溶剂进塔温度为64℃，较塔顶温度44℃增高了20℃，原料液与0.7～1.5倍烃流量的热溶剂混合后以74℃进料，溶剂比为9.9wt./wt.。
  参数   操作参数实际值
  顶压   0.04Mpa(表压)
  釜压   0.14Mpa(表压)
  塔顶采出量   498.58kg/hr
  返回料   970kg/hr
  原料烃进料量   504.07kg/hr
  溶剂进料量   4996.9kg/hr
  回流量   2742.19kg/hr
  回流比   5.5
  釜温   134℃
  顶温   44℃
  溶剂进塔温度   64℃
  原料烃+0.7～1.5倍烃流量的热溶剂混合后的进料温度 74℃
  溶剂比   9.9wt./wt.
参见该实施例7-9及该对比实施例3，根据本发明调节一现有的C5分离装置的第二萃取精馏塔的参数，特别是适当提高该溶剂的进料温度及对该混合物采用饱和液体方式进料降低了该溶剂比并提高了其处理能力。具体地，当该溶剂的进料温度较该顶温44℃提高11℃时，该溶剂比从9.9wt/wt降低到5.0wt/wt，该处理能力从504.07kg/h提高到680kg/h。
与习知技术对比，依照传统理论简单地提高该溶剂的进料温度并对该混合物以液态方式进料不但不能降低该C5分离装置的第二萃取精馏塔的溶剂比，反而要求更多的热量和更大的溶剂比。本发明依据该新理论，通过大量的实验和持续的实践揭露了具体的、可操作的参数。这些依据新理论得到的参数降低了现有的装置和设备中的溶剂比。此外，习知技术将该混合物与热溶剂按1∶0.7～1.5的流率混合。本发明不需要将该混合物与该热溶剂混合，从而进一步降低了该溶剂比。
本领域内技术人员应熟知以上本发明的实施例仅为示例而不应理解为本发明局限于此。
通过上述实施例，本发明的目的已经被完全有效的达到了。熟悉该项技艺的人士应该明白本发明包括但不限于上面具体实施方式中描述的内容。任何不偏离本发明的功能和结构原理的修改都将包括在权利要求书的范围中。

Claims (3)

1.一种萃取精馏工艺，其特征在于，包括：
通过一溶剂进料口向一萃取精馏塔添加一溶剂，其中，该溶剂进料温度比该萃取精馏塔的一顶温高18.5～22.5℃；通过一混合物进料口向该萃取精馏塔添加一混合物，其中，该混合物包括一轻组分及一重组分，以液态进料，并且该混合物进料口低于该溶剂进料口；
在该萃取精馏塔的一上部将该混合物产生的蒸汽冷凝以获得该轻组分；及
在该萃取精馏塔的一下部将该溶剂分离以获得该重组分。
2.根据权利要求1所述的萃取精馏工艺，其特征在于，进一步包括：
从该萃取精馏塔的下部回收该溶剂，其中，该溶剂被回收后通过该溶剂进料口送入该萃取精馏塔；及
将该轻组分的一部分在该萃取精馏塔的上部循环以形成一外回流。
3.根据权利要求1-2任意一项所述的萃取精馏工艺，其特征在于，所述混合物为饱和液体。
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