CN112625729A - 一种低共熔溶剂分离多环芳烃的系统及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及石油或石油馏分中多环芳烃分离领域的一种低共熔溶剂分离多环芳烃的系统及方法。所述低共熔溶剂分离多环芳烃的系统，可包括多环芳烃分离单元、多环芳烃脱除单元；其中，所述多环芳烃分离单元一出口连接所述多环芳烃脱除单元一入口；将待抽提油品和低共熔溶剂分别引入所述多环芳烃分离单元，进行液液抽提过程，抽提后得到的单环芳烃和非芳烃的混合物流采出，同时得到的多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流进入所述多环芳烃脱除单元，与第二溶剂接触后，得到的多环芳烃采出，同时得到的低共熔溶剂与第二溶剂的混合物流流出所述多环芳烃脱除单元；通过本申请的技术方案可实现低共熔溶剂对多环芳烃的分离。

Description

一种低共熔溶剂分离多环芳烃的系统及方法
技术领域
本发明涉及石油或石油馏分中多环芳烃分离领域，更进一步说，涉及一种低共熔溶剂分离多环芳烃的系统及方法。
背景技术
芳烃与非芳烃的分离是工业生产的重要环节。在工业实践中，反应后的物流除含有芳烃外，同时含有烷烃、环烷烃和微量烯烃等非芳组分，这些非芳组分与芳烃的沸点接近，易形成共沸物，增加分离难度。现行工业中发展的溶剂抽提和萃取精馏技术分离效果较好，已有广泛应用，但存在能耗高、抽提溶剂容易变质、装置易腐蚀等问题，技术上仍有进步的空间。此外，芳烃中的多环芳烃的有效分离，对柴油提质升级，企业效益的提升都有重要意义。因此，开发新型高效绿色萃取溶剂，提高芳烃的分离效率，是未来发展方向。
低共熔溶剂(Deep eutectic solvent，简称DES)作为一种新型的绿色溶剂，具有与离子液体类似的性质，极低的挥发性和稳定的物理性质，对多种有机混合物体系表现出优良的溶解和分离能力。用于分离过程的低共熔溶剂一般由氢键受体(如有机盐氯化胆碱、季铵盐、季磷盐等)和氢键供体(如含尿素、己二醇、山梨醇、丁二醇、苹果酸、氨基酸、葡萄糖等)通过氢键作用来形成，因此具备较强的极性。低共熔溶剂也可以通过设计氢键受体和氢键供体的不同组合获得某种特定的功能特性。相较于传统的离子液体，低共熔溶剂一般具有极性，制备简单，腐蚀性弱，很多还能被生物降解。由于上述诸多优良特性，低共熔溶剂具有替代传统有机溶剂和离子液体用于化工分离的趋势，在用于萃取分离芳烃和烷烃混合物上有着良好的应用前景，得到了极大的关注。
目前文献主要集中在单环芳烃的分离，但很少涉及多环芳烃的分离。比如有文献报道了四乙基氯化铵与乙酰丙酸和乙二醇等组成DES，并用来分离甲苯/庚烷混合体系(Wang Y,Hou Y C,Wu W Z,et al.Roles of a hydrogen bond donor and a hydrogenbond acceptor in the extraction of toluene from n-heptane using deep eutecticsolvents.Green Chemistry,2016,18:3089-3097.)，作者发现季铵盐上的烷基链越短，对分离甲苯越有利。公开号为CN107311833A的中国专利描述了用四丁基溴化铵与乙酰丙酸或者乙二醇的DES，分离甲苯/环己烷体系。低共熔溶剂作为抽提溶剂在间歇精馏塔中运行，不能连续运行。
多环芳烃分子量大，沸点较通常有机原料高，采取蒸馏或精馏的方式在一个大气压下通常需要250-350℃的塔釜加热温度，因此能耗较高；同时在该加热温度下多环芳烃容易继续发生缩合等副反应，使多环芳烃品质变得更差。因此直接采用蒸馏或者精馏的方式不能满足多环芳烃的连续稳定运行。另外，低共熔溶剂抽提多环芳烃后，如何实现连续的分离和再生也是需要解决的问题。
发明内容
为了解决现有技术中存在的上述问题，本发明提出一种低共熔溶剂分离多环芳烃的系统。具体地说涉及一种低共熔溶剂分离多环芳烃的系统及方法。本发明的技术方案可实现将多环芳烃与低共熔溶剂的分离及实现低共熔溶剂的再生，同时，通过将低共熔溶剂再生和抽提过程的耦合，可实现多环芳烃的抽提和低共熔溶剂的连续运行。
本发明目的之一是提供一种低共熔溶剂分离多环芳烃的系统，可包括多环芳烃分离单元、多环芳烃脱除单元；其中，所述多环芳烃分离单元一出口连接所述多环芳烃脱除单元一入口；
将待抽提油品和低共熔溶剂分别引入所述多环芳烃分离单元，进行液液抽提过程，抽提后得到的单环芳烃和非芳烃的混合物流采出，同时得到的多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流进入所述多环芳烃脱除单元，与第二溶剂逆流接触后，多环芳烃经过脱除，得到的多环芳烃采出，同时得到的低共熔溶剂与第二溶剂的混合物流流出所述多环芳烃脱除单元。
优选地，所述系统还可包括低共熔溶剂再生单元；
所述多环芳烃脱除单元一出口连接所述低共熔溶剂再生单元的一入口，所述低共熔溶剂再生单元的一出口连接所述多环芳烃分离单元的入口；
所述低共熔溶剂流出所述多环芳烃脱除单元后，再进入所述低共熔溶剂再生单元，所述低共熔溶剂经脱除第二溶剂后再返回所述多环芳烃分离单元回用。
其中，
所述待抽提油品的非芳可为C1～C20的直链、支链烷烃和环烷烃中的一种或多种。
所述多环芳烃分离单元采出单环芳烃和非芳烃的混合物流的采出位置可为单元塔表面任一位置，优选单元塔1/2高度至塔顶的表面任一位置，更优选塔顶。
所述低共熔溶剂包含氢键受体和氢键供体、路易斯酸盐；其中所述氢键受体与氢键供体的摩尔比例可为1:0.1～1:20，优选为1：0.5～1:8；
所述路易斯酸盐的质量可为低共熔溶剂总质量的0.1％～20％，优选为0.1％～10％；
所述氢键受体可选自四乙基卤化胺、四丁基卤化胺、氯化胆碱、甜菜碱、甲基三乙基卤化胺、四苯基卤化鏻、甲基三苯基卤化鏻、乙基三苯基卤化鏻、丁基三苯基卤化鏻中的一种或多种；优选为四丁基卤化胺、甲基三乙基卤化胺、四苯基卤化鏻、甲基三苯基卤化鏻、乙基三苯基卤化鏻、丁基三苯基卤化鏻中的一种或多种；其中卤化物可为氟化物、氯化物、溴化物和碘化物中的一种。
所述氢键供体可选自尿素、柠檬酸、丁二酸、丙酸、乙酸、乙二醇、丙二醇、丙三醇、木糖醇、葡萄糖、乙酰丙酸、磷酸三丁酯、二甲基甲酰胺、吗啉、草酸、乳酸中的一种或多种；优选为丁二酸、乙酰丙酸、磷酸三丁酯、二甲基甲酰胺、乳酸、丙酸中的一种或多种；
同时在低共熔溶剂中加入路易斯酸盐，所述路易斯酸盐可选自SnCl2,SnCl4,ZnCl2,GeCl2,InCl3,GaCl3,FeCl2,FeCl3,LaCl3,CuCl2,DyCl3,CrCl3,CrCl2,La(OTf)3和YbCl3中的一种或多种；优选为SnCl2,SnCl4，LaCl3,CrCl3,CrCl2,GaCl3中的一种或多种。
所述低共熔溶剂的制备方法可包括以下步骤：
按所述用量将所述氢键受体、氢键供体和路易斯酸在20～180℃，优选20～120℃，更优选地在20～85℃下混合搅拌均匀，即得。
所述多环芳烃脱除单元塔顶注入第二溶剂，所述第二溶剂选自水、甲醇、乙酸乙酯、乙酸丁酯中的一种或多种。该第二溶剂的作用是脱除多环芳烃。
本发明的技术方案通过加入第二溶剂可实现将多环芳烃与低共熔溶剂的分离，通过低共熔溶剂的脱除第二溶剂实现低共熔溶剂的再生，同时，通过将低共熔溶剂再生和抽提过程的耦合，可实现多环芳烃的抽提和低共熔溶剂的连续运行。
本发明目的之二在于提供所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，可包括以下步骤：
将待抽提油品和低共熔溶剂分别引入所述多环芳烃分离单元，进行液液抽提过程，抽提后得到的单环芳烃和非芳烃的混合物流采出，同时得到多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流进入所述多环芳烃脱除单元，第二溶剂在单元中与上述物流逆流接触，得到的多环芳烃析出并采出，同时得到的低共熔溶剂与第二溶剂的混合物流流出所述多环芳烃脱除单元。
优选地，
所述低共熔溶剂流出所述多环芳烃脱除单元后，再进入所述低共熔溶剂再生单元，所述低共熔溶剂经脱除第二溶剂后再返回所述多环芳烃分离单元回用；脱除得到的第二溶剂可返回所述多环芳烃脱除单元回用。
更优选地，所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，可包括以下步骤：
i)将待抽提油品引入所述多环芳烃分离单元内，塔顶引入新鲜低共熔溶剂，经过液液抽提后，侧线采出单环芳烃和非芳烃的混合物流；
ii)塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流进入所述多环芳烃脱除单元，多环芳烃经过脱除后侧线采出多环芳烃；
iii)塔底的低共熔溶剂进入低共熔溶剂再生单元经脱水后再循环返回所述多环芳烃分离单元，实现低共熔溶剂的循环使用。
所述多环芳烃脱除塔塔顶可注入第二溶剂，所述第二溶剂选自水、甲醇、乙酸乙酯、乙酸丁酯中的一种或多种，所述第二溶剂的注入体积为低共熔溶剂入塔体积的0.1～10倍，优选为0.5～5倍。
所述的多环芳烃分离单元、多环芳烃脱除单元和低共熔溶剂再生单元的塔顶压力可为20～1500kPa，优选地，多环芳烃分离单元、多环芳烃脱除单元塔顶压力为90～800kPa，低共熔溶剂再生单元的塔顶压力20～100kPa。
所述多环芳烃分离单元温度可为10～120℃，优选为10～60℃。
所述多环芳烃脱除单元温度可为10～100℃，优选为10～60℃。
所述低共熔溶剂再生单元的温度可为10～300℃，优选为60～150℃。
所述低共熔溶剂与待抽提油品的体积比可为1/0.2～1/50，优化为1/0.2～1/5。
本发明的工艺方法可以通过抽提的方式实现对多环芳烃进行分离。避免了通常的蒸馏或者萃取蒸馏的工艺流程，因而可以避免因为蒸馏加热导致多环芳烃的进一步稠环化、粘度增加和积碳增加的问题，大幅降低了工业装置管道被堵塞的可能性，可以满足工业装置温和稳定地进行多环芳烃的分离。同时，本流程包括低共熔溶剂的再生单元，实现多环芳烃的连续抽提，降低了能耗，可增加装置整体经济效益。
附图说明
图1为实施例1使用的系统进行分离多环芳烃的流程图；
其中，A为多环芳烃分离单元，B为多环芳烃脱除单元，C为低共熔溶剂再生单元；1、2、3、4、5、6、7、8均为管线。
具体实施方式
下面结合实施例，进一步说明本发明。但本发明不受这些实施例的限制。
【实施例1】
搭建系统：低共熔溶剂分离多环芳烃的系统包括多环芳烃分离单元A塔、多环芳烃脱除单元B塔，低共熔溶剂再生单元C塔；其中，所述多环芳烃分离单元A塔一出口通过管线3连接所述多环芳烃脱除单元B塔一入口；
所述多环芳烃脱除单元B塔一出口经管线5连接所述低共熔溶剂再生单元C塔的一入口，所述低共熔溶剂再生单元C塔包括两个出口，一出口由管线7连接所述多环芳烃脱除单元B塔的一塔顶入口，另一出口经管线6连接所述多环芳烃分离单元A塔的一入口。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
原料采用炼化厂催化柴油加氢油。分析结果该物流的质量组成为非芳7％、单环芳烃占比39％、多环芳烃为54％。将上述多组分的混合物流经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，其中由管线6经过塔顶在多环芳烃分离单元A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在60℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/3的四丁基氯化铵/乙酰丙酸组成，其中加入的路易斯酸盐为FeCl3。加入的质量为低共熔溶剂总质量的1.5％。低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/1，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，塔A压力为100kPa，温度为30℃；
塔A塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入多环芳烃脱除单元B塔，在B塔塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/1体积的水，水和低共熔溶剂在B塔逆流接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出多环芳烃为原料油进料总质量的53.4％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的98.9％，塔B压力100kPa，温度30℃；
B塔底的低共熔溶剂与水的混合物流经管线5进入低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱水后得到的低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，水则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔，C塔压力为35kPa，温度为80℃。
【实施例2】
采用与实施例1相同的系统。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
采用与实施例1相同组成的原料油，物流的质量组成为非芳7％、单环芳烃占比39％、多环芳烃为54％。原料油经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，由管线6经过塔顶在A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在60℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/3的甲基三苯基溴化鏻/二甲基甲酰胺以及加入质量为低共熔溶剂总质量1％的SnCl2组成。低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/1.5，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，分离塔A压力为100kPa，温度为30℃；
塔A塔底的多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入所述多环芳烃脱除单元B塔，在B塔塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/1体积的水，水和低共熔溶剂在B塔逆流接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出多环芳烃为原料油进料总质量的53.68％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的99.4％，塔B压力100kPa，温度30℃；
B塔底的低共熔溶剂与水的混合物经管线5进入所述低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱水后得到的低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，水则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔回用，C塔压力为40kPa，温度为80℃。
【实施例3】
采用与实施例1相同的系统。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
采用与实施例1相同组成的原料油，物流的质量组成为非芳7％、单环芳烃占比39％、多环芳烃为54％。原料油经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，由管线6经过塔顶在A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在60℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/3的甲基三苯基溴化鏻/丁二酸以及加入质量为低共熔溶剂总质量1％的SnCl2组成，低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/1.5，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，塔A压力为100kPa，温度为30℃；
塔A塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入所述多环芳烃脱除单元B塔，在B塔塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/1体积的水，水和所述含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物在B塔逆流接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出多环芳烃为原料油进料总质量的53.73％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的99.5％，塔B压力100kPa，温度30℃；
B塔底的低共熔溶剂与水的混合物经管线5进入所述低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱水后得到的低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，水则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔回用，C塔压力为40kPa，温度为80℃。
【实施例4】
采用与实施例1相同的系统。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
物流的质量组成为非芳4％、单环芳烃占比29％、多环芳烃为67％。将所述物流经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，由管线6经过塔顶在A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在25℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/3的甲基三苯基溴化鏻/二甲基甲酰胺以及加入质量为低共熔溶剂总质量1％的SnCl2组成，低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/1.5，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，塔A压力为100kPa，温度为30℃；
塔A塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入所述多环芳烃脱除单元B塔，在脱除塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/1体积的水，水和低共熔溶剂在B塔逆流接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出的多环芳烃为原料油进料总质量的66.53％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的99.3％，塔B压力100kPa，温度30℃；
B塔底的低共熔溶剂与水的混合物经管线5进入所述低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱水后得到的低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，水则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔回用，C塔压力为40kPa，温度为80℃。
【实施例5】
采用与实施例1相同的系统。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
采用的原料油的质量组成为非芳4％、单环芳烃29％、多环芳烃67％。将原料油经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，由管线6经过塔顶在多环芳烃分离单元A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在40℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/0.5的四苯基氯化鏻/乙酰丙酸以及加入质量为低共熔溶剂总质量0.1％的LaCl3组成，低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/0.5，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，塔A压力为200kPa，温度为30℃；
塔A塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入所述多环芳烃脱除单元B塔，在B塔塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/0.5体积的乙酸丁酯，与含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物在B塔逆流接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出多环芳烃为原料油进料总质量的66.87％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的的99.8％，塔B压力100kPa，温度10℃；多环芳烃脱除单元B塔底的低共熔溶剂与乙酸丁酯的混合物经管线5进入所述低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱乙酸丁酯后得到低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，乙酸丁酯则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔回用，C塔压力为20kPa，温度为70℃。
【实施例6】
采用与实施例1相同的系统。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
采用的原料的质量组成为非芳4％、单环芳烃29％、多环芳烃67％。原料经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，由管线6经过塔顶在A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在60℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/8的四丁基氯化胺/磷酸三丁酯以及加入质量为低共熔溶剂总质量1％的ZnCl2组成，低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/5，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，塔A压力为500kPa，温度为10℃；
塔A塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入所述多环芳烃脱除单元B塔，在B塔塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/5体积的水，与低共熔溶剂在B塔逆流接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出多环芳烃为原料油进料总质量的66.73％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的99.6％，塔B压力800kPa，温度60℃；
B塔底的低共熔溶剂与水的混合物经管线5进入所述低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱水后得到的低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，水则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔回用，C塔压力为20kPa，温度为100℃。
【实施例7】
采用与实施例1相同的系统。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
采用的原料油的质量组成为非芳7％、单环芳烃39％、多环芳烃54％。原料油经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，由管线6经过塔顶在A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在20℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/5的甲基三乙基氯化胺/乳酸以及加入质量为低共熔溶剂总质量1％的CrCl2组成，低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/3，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，塔A压力为1000kPa，温度为60℃；
塔A塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入所述多环芳烃脱除单元B塔，在B塔塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/1体积的甲醇，与低共熔溶剂在B塔逆流接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出多环芳烃为原料油进料总质量的53.62％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的99.3％，塔B压力100kPa，温度20℃；
B塔底的低共熔溶剂与水的混合物经管线5进入所述低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱水后得到的低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，水则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔回用，C塔压力为90kPa，温度为60℃。
【实施例8】
采用与实施例1相同的系统。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
采用的原料油的质量组成为非芳4％、单环芳烃29％、多环芳烃67％。原料油经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，由管线6经过塔顶在多环芳烃分离塔A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在60℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/1的乙基三苯基氯化鏻/丙酸以及加入质量为低共熔溶剂总质量10％的SnCl4组成，低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/0.2，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，塔A压力为800kPa，温度为50℃；
塔A塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入所述多环芳烃脱除单元B塔，在B塔塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/2体积的乙酸乙酯，与低共熔溶剂在B塔逆向接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出多环芳烃为原料油进料总质量的66.80％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的99.7％，塔B压力90kPa，温度25℃；
B塔底的低共熔溶剂与乙酸乙酯的混合物经管线5进入所述低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱乙酸乙酯后得到的低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，乙酸乙酯则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔回用，C塔压力为80kPa，温度为150℃。
【实施例9】
采用与实施例1相同的系统。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
采用的原料油的质量组成为非芳4％、单环芳烃29％、多环芳烃67％。原料油经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，由管线6经过塔顶在A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在60℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/3的丁基三苯基氯化鏻/乳酸以及加入质量为低共熔溶剂总质量5％的GaCl3组成，低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/0.5，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，塔A压力为1500kPa，温度为30℃；
塔A塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入所述多环芳烃脱除单元B塔，在B塔塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/5体积的水，与低共熔溶剂在B塔逆流接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出的多环芳烃为原料油进料总质量的66.33％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的99％，塔B压力1500kPa，温度25℃；B塔底的低共熔溶剂与水的混合物经管线5进入所述低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱水后得到的低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，水则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔回用，C塔压力为50kPa，温度为120℃。
【实施例10】
采用与实施例1相同的系统。
进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法：
采用的原料油的质量组成为非芳7％、单环芳烃39％、多环芳烃54％。原料油经管线1引入多环芳烃分离单元A塔内，由管线6经过塔顶在多环芳烃分离塔A塔引入新鲜低共熔溶剂，该溶剂在使用前预先在60℃下混合搅拌均匀得到。该溶剂由摩尔比为1/3的甲基三乙基氯化胺/乙酰丙酸以及加入质量为低共熔溶剂总质量1％的CrCl2组成，低共熔溶剂与待抽提油的体积比为1/0.3，经过抽提后，侧线2采出单环芳烃和非芳烃的混合组分，塔A压力为80kPa，温度为30℃；
塔A塔底含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流经过管线3进入所述多环芳烃脱除单元B塔，在B塔塔顶经过管线7注入与低共熔溶剂入塔体积的1/5体积的水，与低共熔溶剂在B塔逆流接触后下行至塔底，多环芳烃在侧线4采出，采出多环芳烃为原料油进料总质量的53.68％，相当于多环芳烃的采出量是原料油中多环芳烃总量的99.4％，塔B压力20kPa，温度80℃；
B塔底的低共熔溶剂与水的混合物经管线5进入所述低共熔溶剂再生单元C塔，在C塔中脱水后得到的低共熔溶剂再由管线6返回多环芳烃分离单元A塔，水则再由管线7返回多环芳烃脱除单元B塔回用，C塔压力为30kPa，温度为80℃。

Claims (14)

1.一种低共熔溶剂分离多环芳烃的系统，其特征在于包括多环芳烃分离单元、多环芳烃脱除单元；其中，所述多环芳烃分离单元一出口连接所述多环芳烃脱除单元一入口；
将待抽提油品和低共熔溶剂分别引入所述多环芳烃分离单元，进行液液抽提过程，抽提后得到的单环芳烃和非芳烃的混合物流采出，同时得到的多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流进入所述多环芳烃脱除单元，与第二溶剂接触后，得到的多环芳烃采出，同时得到的低共熔溶剂与第二溶剂的混合物流流出所述多环芳烃脱除单元。
2.根据权利要求1所述的低共熔溶剂分离多环芳烃的系统，其特征在于包括低共熔溶剂再生单元；
所述多环芳烃脱除单元一出口连接所述低共熔溶剂再生单元的一入口；所述低共熔溶剂再生单元的一出口连接所述多环芳烃分离单元的入口，所述低共熔溶剂再生单元的另一出口连接所述多环芳烃脱除单元的入口。
3.根据权利要求1或2所述的低共熔溶剂分离多环芳烃的系统，其特征在于：
所述待抽提油品的非芳烃为C1～C20的直链、支链烷烃和环烷烃中的一种或多种。
4.根据权利要求1或2所述的低共熔溶剂分离多环芳烃的系统，其特征在于：
所述低共熔溶剂包含氢键受体和氢键供体、路易斯酸盐；其中所述氢键受体与氢键供体的摩尔比例为1:0.1～1:20，优选为1：0.5～1:8；
所述路易斯酸盐的质量为低共熔溶剂总质量的0.1％～20％，优选为0.1％～10％；
所述氢键受体选自四乙基卤化胺、四丁基卤化胺、氯化胆碱、甜菜碱、甲基三乙基卤化胺、四苯基卤化鏻、甲基三苯基卤化鏻、乙基三苯基卤化鏻、丁基三苯基卤化鏻中的一种或多种；所述氢键受体优选为四丁基卤化胺、甲基三乙基卤化胺、四苯基卤化鏻、甲基三苯基卤化鏻、乙基三苯基卤化鏻、丁基三苯基卤化鏻中的一种或多种；
所述氢键供体选自尿素、柠檬酸、丁二酸、丙酸、乙酸、乙二醇、丙二醇、丙三醇、木糖醇、葡萄糖、乙酰丙酸、磷酸三丁酯、二甲基甲酰胺、吗啉、草酸、乳酸中的一种或多种；所述氢键供体优选为丁二酸、乙酰丙酸、磷酸三丁酯、二甲基甲酰胺、乳酸、丙酸中的一种或多种；
所述路易斯酸盐选自SnCl2,SnCl4,ZnCl2,GeCl2,InCl3,GaCl3,FeCl2,FeCl3,LaCl3,CuCl2,DyCl3,CrCl3,CrCl2,La(OTf)3和YbCl3中的一种或多种；所述路易斯酸盐优选为SnCl2,SnCl4，LaCl3,CrCl3,CrCl2,GaCl3中的一种或多种。
5.根据权利要求4所述的低共熔溶剂分离多环芳烃的系统，其特征在于：
所述低共熔溶剂的制备方法包括以下步骤：
按所述用量将所述氢键受体、氢键供体和路易斯酸在20～180℃，优选20～120℃，更优选地在20～85℃下混合即得。
6.根据权利要求1或2所述的低共熔溶剂分离多环芳烃的系统，其特征在于：
所述多环芳烃脱除单元塔顶注入第二溶剂，所述第二溶剂选自水、甲醇、乙酸乙酯、乙酸丁酯中的一种或多种。
7.根据权利要求1～6之任一项所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，其特征在于包括以下步骤：
将待抽提油品和低共熔溶剂分别引入所述多环芳烃分离单元，进行液液抽提过程，抽提后得到的单环芳烃和非芳烃的混合物流采出，同时得到的含多环芳烃和低共熔溶剂的混合物流进入所述多环芳烃脱除单元，与第二溶剂进行接触后，得到的多环芳烃采出，同时得到的低共熔溶剂与第二溶剂的混合物流流出所述多环芳烃脱除单元。
8.根据权利要求7所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，其特征在于：
所述低共熔溶剂与第二溶剂的混合物流流出所述多环芳烃脱除单元后，再进入所述低共熔溶剂再生单元，所述低共熔溶剂经脱除第二溶剂后再返回所述多环芳烃分离单元回用；脱除得到的第二溶剂返回所述多环芳烃脱除单元回用。
9.根据权利要求7所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，其特征在于：
所述多环芳烃脱除塔塔顶注入第二溶剂，所述第二溶剂的注入体积为低共熔溶剂入塔体积的0.1～10倍，优选为0.5～5倍。
10.根据权利要求7所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，其特征在于：
所述的多环芳烃分离单元、多环芳烃脱除单元和低共熔溶剂再生单元的塔顶压力为20～1500kPa，优选地，多环芳烃分离单元、多环芳烃脱除单元塔顶压力为90～800kPa，低共熔溶剂再生单元的塔顶压力20～100kPa。
11.根据权利要求7所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，其特征在于：
所述多环芳烃分离单元温度为10～120℃，优选为10～60℃。
12.根据权利要求7所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，其特征在于：
所述多环芳烃脱除单元的温度为10～100℃，优选为10～60℃。
13.根据权利要求7所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，其特征在于：
所述低共熔溶剂再生单元的温度为10～300℃，优选为60～150℃。
14.根据权利要求7所述的系统进行低共熔溶剂分离多环芳烃的方法，其特征在于：
所述低共熔溶剂与待抽提油品的体积比为1/0.2～1/50，优化为1/0.2～1/5。
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