CN115491222A - 复合萃取剂及应用其的费托合成馏分油分离方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及化工分离技术领域，尤指一种复合萃取剂及应用该萃取剂同步脱除高温费托合成馏分油中含氧化合物和芳烃的方法。针对高温费托合成馏分油，开发了一种将油中含氧化合物和芳烃一起脱除的复合萃取剂及萃取工艺，其中萃取剂由主溶剂、助溶剂、改性剂和阻聚剂组成。高温费托合成馏分油经过液液萃取、萃取相反萃取、以及萃取剂和反萃取剂再生等单元处理，将馏分油中的含氧化合物和芳烃一起脱除，所述反萃取剂为C5～C7烃类化合物。与现有方法相比，该方法采用一步萃取法将费托合成油中的含氧化合物和芳烃一起脱除，且适合处理终馏点较高的馏分油，工艺流程简单。

Description

复合萃取剂及应用其的费托合成馏分油分离方法
技术领域
本发明涉及化工分离技术领域，尤指一种复合萃取剂及应用该萃取剂同步脱除高温费托合成馏分油中含氧化合物和芳烃的方法。
背景技术
随着国际油气资源的日益减少和市场情况的变化，以及环保要求的日趋严格，以费托合成为核心的煤液化和天然气液化技术的开发与工业化，对保障国家石油供应安全、节能减排具有越来越重要的意义。
费托合成是以合成气为原料在催化剂和一定反应条件下合成液体燃料的技术，是将煤或天然气转化为液体燃料和化学品的有效手段。费托合成油是费托合成的主要产物，具有无硫、无氮、高脂肪烃的特点，是生产燃料油品和提炼化工产品的重要原料，可加工成汽油、柴油、航空煤油以及提炼出多种高价值化工产品。
费托合成分为高温费托合成和低温费托合成，其中高温费托合成的ASF分布的α-值低，主要为C5～C20轻质油馏分。从族组成看，高温费托合成油大部分为烯烃，尤其是线性α-烯烃，其次是烷烃，少量含氧化合物，与低温费托合成费托合成油不同的是，高温费托合成油中还含有少量芳烃，柴油馏分段芳烃含量约10％左右。高温费托合成油中的线性α-烯烃是重要的化工合成原料，可分离加工成共聚单体、合成PAO、烷基苯、高碳醇、高碳酯等高附加值产品。
高温费托合成油中含有一定量的醇、醛、酮、酸、酯等含氧化合物，这些含氧化合物对油品的分离深加工造成严重影响，具体表现为：1.油品中的有机酸会在后续加工中腐蚀设备，增加装置投资成本；2.含氧化合物会影响α烯烃下游的加工转化，如合成烷基苯、PAO；3.含氧化合物与烃组分能形成共沸物，影响α烯烃产品的分离提纯。因此，在对费托合成油中的α烯烃进行高质化利用前，需要先对其进行脱氧化物处理。
C8～C12α烯烃是合成PAO的理想原料，用高温费托合成C8～C12馏分为原料合成PAO时，除含氧化合物外，芳烃也会影响PAO产品的品质，因此，要合成出高品质的PAO产品，最好将油中的芳烃也一起脱除。
专利文献US4686317公开了一种从烃类(C2～C9)组分中脱除氧化物的方法，该方法以碳酸丙烯酯、糠醛、乙醇胺等有机溶剂为萃取剂，通过两级萃取和水洗，能将油品中氧化物降至0.1％以下。
专利文献WO9958625公开了一种从烃类(C3～C20)物流中脱除氧化物的方法，该方法采用含水质量分数为18％的乙腈为萃取剂，将烃类物流中氧化物脱至较低值。
专利文献US2610977中用甲醇、乙醇等低碳醇的水溶液为萃取剂，在剂油比为8～9：1的条件下，将油中的醇组分脱除。
专利文献US2746984为将脂肪族醇从醇烃混合物中分离出来，先用硼酸与醇烃混合物中的醇发生反应生成酯，而后用甲醇、乙醇、水等溶剂进行萃取，再将硼酸酯水解，从而得到脂肪族醇。
上述方法都只针对费托合成油进行脱含氧化合物处理，而对于含有一定量含氧化合物和芳烃的高温费托合成油，要将含氧化合物和芳烃一起脱除，需要开发新的溶剂体系及工艺。
发明内容
在一方面，本发明提供一种复合萃取剂，其可应用于高温费托合成馏分油中含氧化合物和芳烃高选择性、高效率、高稳定性的同步脱除。
为了实现上述目的，本发明采用以下的技术方案：
复合萃取剂，包括以下体积分数的各组分：
主溶剂60～95％，助溶剂5～40％，改性剂0.01～3％及阻聚剂0.001～0.1％。
一些技术方案中，所述主溶剂为二甲亚砜、环丁砜中的一种；
所述助溶剂为碳酸丙烯酯、乙酰丙酸、N-甲酰吗啉、四甘醇单甲醚、二丙二醇、N-甲基吡咯烷酮中的一种或几种的混合物；
所述改性剂为单乙醇胺、二乙醇胺、N-甲基单乙醇胺、N-甲基-二乙醇胺中的一种或几种混合物的水溶液，其中，胺类化合物与水的质量比为0.01～1；及
所述阻聚剂为对苯二酚，叔丁基邻苯二酚，2-邻硝基苯酚，2、6-二硝基对甲酚，2、4-二硝基苯酚，2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚中的一种或几种混合物。
另一方面，本发明提供一种高温费托合成馏分油的分离方法，针对终馏点较高的馏分油中部分组分与萃取剂沸点接近，通过萃取和反萃取工艺，在实现油中含氧化合物和芳烃的同步脱除的同时，解决萃取剂的有效再生循环的问题。
为了实现上述目的，本发明采用以下的技术方案：
一种高温费托合成馏分油的分离方法，
以前述的复合萃取剂同步脱除高温费托合成馏分油中的含氧化合物和芳烃。
一些技术方案中，包括步骤：
将高温费托合成馏分油与复合萃取剂在萃取设备中进行单级或多级萃取，得到萃余相物流和含氧化合物+芳烃的萃取相物流；
将所述萃余相物流经水洗，得到脱除微量萃取剂的萃余油物流和含少量萃取剂的水物流；
将所述萃取相物流经反萃取、水洗与精馏分离后，得到富含氧化合物+芳烃物流和再生的萃取剂与反萃取剂物流。
一些技术方案中，高温费托合成馏分油首先进入液液萃取塔下部，与从上部进入的溶剂逆流萃取，塔顶采出萃余相物流，塔底采出含氧化合物+芳烃的萃取相物流；
萃余相物流进入水洗塔一下部，与上部进入的水物流逆流水洗，塔顶得到脱除微量萃取剂的萃余油物流，塔底得到含少量萃取剂的水物流；
液液萃取塔底部采出的萃取相物流进入反萃取塔上部，与从下部进入的反萃取剂逆流萃取，塔顶得到芳烃+含氧化合物+反萃取剂物流，塔底得到富萃取剂物流；
反萃取塔顶采出的芳烃+含氧化合物+反萃取剂物流进入水洗塔二下部，与从上部进入的水物流逆流水洗，以脱除物流中夹带的少量萃取剂，塔顶得到无溶剂的芳烃+含氧化合物+反萃取剂物流，塔底得到含少量溶剂的水物流；
水洗塔二顶部采出的无溶剂的芳烃+含氧化合物+反萃取剂物流进入反萃取剂回收塔，通过精馏分离，塔顶得到再生的反萃取剂物流，塔釜得到富含氧化合物+芳烃物流。
一些技术方案中，还包括步骤：
水洗塔一和水洗塔二的塔底采出的含少量溶剂的水物流和反萃取塔底采出的富萃取剂物流一起进入汽提塔，经过水汽提分离，
塔顶冷凝液进入液液分离器分为油水两层，上层油相物流为富反萃取剂物流，所述富反萃取剂物流与反萃取剂回收塔顶采出的再生反萃取剂物流一起返回反萃取塔循环；下层水相物流分为三股，分别返回水洗塔一、水洗塔二和溶剂再生塔循环；
塔釜得到的贫溶剂分为两股物流，一股返回液液萃取塔循环，另一股去溶剂再生塔。
一些技术方案中，还包括步骤：
进入溶剂再生塔的汽提塔底得到的部分贫溶剂和塔顶采出的部分水物流经受热蒸发后，在塔顶得到再生溶剂水溶混合物物流，该物流进入溶剂回收塔下部循环，而未气化的高沸点杂质组分则作为塔底采出液。
一些技术方案中，所述高温费托合成馏分油为采用流化床工艺，在反应温度为350～400℃，压力为2.0～2.5MPa条件下生产的轻质油，再经分馏塔分离得到的C6～C14馏分油，优选C8～C12馏分油；
所述高温费托合成馏分油的组成为：烷烃含量10～20wt％，烯烃含量55～65wt％，芳烃含量5～15wt％及含氧化合物含量5～15wt％。
一些技术方案中，所述液液萃取塔的操作温度为20～100℃，压力为0.1～0.5MPa，复合萃取剂与高温费托合成馏分油的体积比为1～8，萃取理论级数为1～12级；和/或，
所述水洗塔一和水洗塔二的操作温度为10～60℃，压力为0.1～0.5MPa，水与萃余油的体积比为0.1～2，水洗级数为1～8级；和/或，
所述反萃取塔的操作温度为10～50℃，压力为0.1～1MPa，反萃取剂与萃取相的体积比为0.5～3，萃取级数为1～8级，其中，所述反萃取剂为正戊烷、环戊烷、环己烷、甲基环戊烷、苯、甲苯中的一种或几种的混合物。
一些技术方案中，反萃取剂回收塔的理论板数为15～60块，进料位置为上起第5～55块，回流比为0.5～8，精馏塔顶压力为0.05～0.2MPa，塔顶温度为30～80℃及塔釜温度为120～200℃；和/或，
汽提塔的理论板数为15～60块，进料位置为5～55块，回流比为0.5～8，塔顶压力0.003～0.02MPa，塔顶温度为30～60℃及塔釜温度为140～180℃；和/或，
进入溶剂再生塔的贫溶剂与汽提塔底采出的贫溶剂的质量比为0.01～0.2，溶剂再生塔的操作温度为110～160℃，压力为5～30kPa。
本发明采用以上技术方案至少具有如下的有益效果：
1针对高温费托合成油体系，可将油中氧化物和芳烃一起脱除的，选择性高、稳定性好的复合萃取剂。利用主溶剂和助溶剂对芳烃和含氧化物的相互作用差异，通过互补调配，实现对含氧化合物和芳烃兼顾的高选择性、高效率脱除；引入改性剂，调节溶剂的酸碱性，提高溶剂的稳定性；添加阻聚剂，缓解高烯烃含量的费托合成油易聚合，降低溶剂质量的问题。与现有的只针对油中的含氧化合物和芳烃单独分离的技术相比，本发明具有工艺流程简单、成本低的优势。
2.适用于高终馏点原料油的脱氧脱芳处理。利用低碳烃类溶剂与萃取相中的馏分油中的烃和含氧化合物具有良好相容性，而与萃取剂几乎不相溶的特点，采用反萃取工艺，将萃取剂与溶质(馏分中的烃和氧化物)分离，实现了萃取剂的有效再生，解决了处理高终馏点原料油时，萃取剂与部分溶质组分沸点接近，精馏法无法实现溶剂再生的问题，因此本方法具有可用于高终馏点原料油的脱氧脱芳处理的优点。
附图说明
为了更清楚的说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图及其标记作简单的介绍，显而易见地，下面描述的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域的普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其它的附图。
图1为本发明实施例所述的一种高温费托合成馏分油分离方法的流程示意图。
图中标注符号的含义如下：
T1-液液萃取塔；T2-水洗塔一；T3-反萃取塔；T4-水洗塔二；T5-反萃取剂回收塔；T6-汽提塔；T7-溶剂再生塔；液液分离器F1；
1-高温费托合成馏分油物流；2-萃取剂物流；3-萃余相物流；4-萃取相物流；5-新鲜水物流；6-萃余油物流；7-含少量溶剂的水物流一；8-反萃取剂物流；9-反萃取剂+芳烃+氧化物物流；10-富萃取剂物流；11-水物流一；12-脱萃取剂的反萃取剂+芳烃+氧化物物流；13-含少量溶剂的水物流二；14-再生反萃取剂物流；15-含氧化合物+芳烃物流；16-冷凝液物流；17-富反萃取剂物流；18-水物流二；19-贫溶剂物流；20-贫溶剂支流；21-再生萃取剂水混合物流；22-高沸点杂质物流；23-循环贫溶剂物流。
具体实施方式
为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对照附图说明本发明的具体实施方式。显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图，并获得其他的实施方式。
为使图面简洁，各图中只示意性地表示出了与发明相关的部分，它们并不代表其作为产品的实际结构。另外，以使图面简洁便于理解，在有些图中具有相同结构或功能的部件，仅示意性地绘示了其中的一个，或仅标出了其中的一个。在本文中，“一个”不仅表示“仅此一个”，也可以表示“多于一个”的情形。
还应当进一步理解，在本申请说明书和所附权利要求书中使用的术语“和/或”是指相关联列出的项中的一个或多个的任何组合以及所有可能组合，并且包括这些组合。
另外，在本申请的描述中，术语“第一”、“第二”等仅用于区分描述，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
本申请提出一种复合萃取剂，应用至高温费托合成馏分油中含氧化合物和芳烃的一步脱除，该复合萃取剂包括以下体积分数的各组分：主溶剂60～95％，助溶剂5～40％，改性剂0.01～3％及阻聚剂0.001～0.1％。
一些实施方式中，主溶剂为二甲亚砜、环丁砜中的一种；助溶剂为碳酸丙烯酯、乙酰丙酸、N-甲酰吗啉、四甘醇单甲醚、二丙二醇、N-甲基吡咯烷酮中的一种或几种的混合物；改性剂为单乙醇胺、二乙醇胺、N-甲基单乙醇胺、N-甲基-二乙醇胺中的一种或几种混合物的水溶液，其中，胺类化合物与水的质量比为0.01～1；及阻聚剂为对苯二酚、叔丁基邻苯二酚、2-邻硝基苯酚、2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚中的一种或几种混合物。
该实施方式中的高温费托合成油为采用流化床工艺，在反应温度370℃～380℃，压力为2.2～2.3MPa条件下生产的轻质油，再经过分馏切割得到C6～C14馏分油，优选C8～C12馏分油，且馏分油的组成具体为：烷烃10～20wt％，烯烃55～65wt％，芳烃5～15wt％和含氧化合物5～15wt％，申请通过分析高温费托合成馏分油的组成特点，调整复合萃取剂的组成成分，以保证对含氧化合物和芳烃均具有较高的选择性，从而一步脱除高温费托合成油馏分油中的含氧化合物与芳烃，并且，该复合萃取剂原料易得，选择性佳、分离效率高和能够回收多次重复使用减少复合萃取剂耗用量。
以下各实施例以高温费托合成油的C8～C12馏分组成为原料对本发明的实施方法及效果进行说明，组成见表1。
表1高温费托合成C8～C12组成
组成 含量wt％
烷烃 14.34
烯烃 63.29
芳烃 9.13
含氧化合物 13.24
实施例1
按图1所示流程：
高温费托合成C8～C12馏分物流1进入液液萃取塔T1的下部，与从上部进入的新鲜萃取剂物流2逆流萃取，以二甲亚砜为主溶剂，碳酸丙烯酯为助溶剂，乙醇胺水溶液为改性剂，对苯二酚为阻聚剂，主溶剂：助溶剂：改性剂的体积比为80:19:1，改性剂中胺：水质量比为2:8，阻聚剂添加量为溶剂总量的0.001wt％。在C8～C12馏分与萃取剂体积比为3，3个理论萃取级，萃取温度40℃、压力0.1MPa的条件下，塔顶采出萃余相物流3，塔底采出萃取相物流4。
萃余相物流3进入水洗塔一T2下部，与上部进入的新鲜水物流5逆流萃取，在萃余相物流3与新鲜水物流5的体积比为0.4，3个理论萃取级，温度为25℃，压力为0.15MPa的条件下，塔顶得到脱除芳烃和含氧化合物的萃余油物流6。塔底得到含少量萃取剂的水物流一7。
液液萃取塔T1底部采出的萃取相物流4进入反萃取塔T3的上部，与从下部进入的反萃取剂物流8逆流萃取，以正戊烷为反萃取剂，在反萃取剂物流8与萃取相物流4的体积比为1，4个理论萃取级，温度为30℃、压力0.1MPa的条件下，塔顶得到反萃取剂+芳烃+氧化物物流9，塔底得到富萃取剂物流10。
反萃取塔T3塔顶采出反萃取剂+芳烃+氧化物物流9进入水洗塔二T4下部，与上部进入的水物流一11逆流萃取，在水物流一11与反萃取剂+芳烃+氧化物物流9的体积比为0.3，5个理论级，温度为25℃、压力为0.1MPa的条件下，塔顶得到脱萃取剂的反萃取剂+芳烃+氧化物物流12，塔底得到含少量溶剂的水物流二13。
脱萃取剂的反萃取剂+芳烃+氧化物物流12进入反萃取剂回收塔T5，在理论塔板数为30块，上起第15块板进料，回流比为3，塔顶操作压力为0.12MPa，塔顶温度为35～45℃、塔釜温度为170～175℃的条件下，塔顶得到再生反萃取剂物流14，该物流返回反萃取塔T3循环，塔釜得到含氧化合物+芳烃物流15。
富萃取剂物流10，水洗塔一T2塔底采出含少量溶剂的水物流一7和水洗塔二T4塔底采出含少量溶剂的水物流二13一起进入汽提塔T6，在理论塔板数为20块，上起第10块板进料，回流比为2的条件，塔顶操作压力为0.01MPa，塔顶温度为23～30℃，塔釜为170～175℃条件下，塔顶得到的冷凝液物流16进入液液分离器F1后分为上下两层，上层为富反萃取剂物流17，该物流返回反萃取塔T3循环，下层为水物流二18，分别返回水洗塔一T2和水洗塔二T4循环。汽提塔塔釜得到再生萃取剂，分为两股物流，一股为贫溶剂物流19，形成循环贫溶剂物流23返回至液液萃取塔T1，另一股为贫溶剂支流20，贫溶剂支流20的质量与塔底采出贫溶剂总量比为0.1。
贫溶剂支流20和部分水物流二18进入溶剂再生塔T7，该塔为减压汽提蒸馏塔，在操作温度为165～170℃，压力为5～10kPa条件下，物料中的溶剂和水蒸发气化，从塔顶作为再生萃取剂水混合物流21，返回汽提塔T6下部循环，未气化的高沸点杂质作为物流22塔底采出液。经过上述工艺处理后，脱氧化物脱芳烃的萃余油组成见表2。
表2实施例1萃余油组成
组成 含量wt％
烷烃 18.34
烯烃 80.72
芳烃 0.86
含氧化合物 0.09
实施例2
本实施例与实施例1各单元操作条件基本相同，不同之处在于：
液液萃取塔T1的萃取剂为以环丁砜为主溶剂，乙酰丙酸为助溶剂，二乙醇胺水溶液为改性剂，叔丁基邻苯二酚为阻聚剂，其中主溶剂：助溶剂：改性剂的体积比为60:38:2，改性剂中二乙醇胺：水的质量比为1:1，阻聚剂的填料量为溶剂总量的0.002wt％。反萃取塔T3所用反萃取剂为环戊烷，反萃取剂与萃取相物流体积比为1.5，3个理论萃取级。
萃取剂经过上述工艺处理后，脱氧化物脱芳烃的萃余油组成见表3。
表3实施例2萃余油组成
组成 含量wt％
烷烃 18.46
烯烃 80.84
芳烃 0.65
含氧化合物 0.05
实施例3
本实施例与实施例1各单元操作条件基本相同，不同之处在于：
液液萃取塔T1的萃取剂为以环丁砜为主溶剂，N-甲酰吗啉为助溶剂，N-甲基加乙醇胺水溶液为改性剂，2-邻硝基苯酚为阻聚剂，其中主溶剂：助溶剂：改性剂的体积比为70:28:2，改性剂中乙醇胺与水质量比为1:3，阻聚剂的添加量为溶剂总量的0.0008％。反萃取塔T3所用反萃取剂为环己烷，反萃取剂与萃取相物流体积比为0.8，5个理论萃取级。
经过上述工艺处理后，脱氧化物脱芳烃的萃余油组成见表4。
表4实施例3萃余油组成
组成 含量wt％
烷烃 18.41
烯烃 80.86
芳烃 0.67
含氧化合物 0.06
实施例4
高温费托合成C8～C12馏分物流1进入液液萃取塔T1的下部，与从上部进入的萃取剂物流2逆流萃取，以环丁砜为主溶剂，二丙二醇为助溶剂，N-甲基-二乙醇胺水溶液为改性剂，2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚为阻聚剂，主溶剂：助溶剂：改性剂的体积比为85:12.5:2.5，其中改性剂N-二乙醇胺水溶液中N-二乙醇胺与水质量比为1:1.5，阻聚剂添加量为溶剂总量的0.004％。在C8～C12馏分与萃取剂体积比为1，12个理论萃取级，萃取温度20℃、压力0.1MPa的条件下，塔顶采出萃余相物流3，塔底采出萃取相物流4。
萃余相物流3进入水洗塔一T2下部，与上部进入的新鲜水物流5逆流萃取，在萃余相物流3与新鲜水物流5的体积比为0.1，8个理论萃取级、水洗塔一T2操作温度为10℃、压力为0.1MPa的条件下，塔顶得到脱除芳烃和含氧化合物的萃余油物流6，塔底得到含少量萃取剂的水物流一7。
液液萃取塔T1底部采出的萃取相物流4进入反萃取塔T3的上部，与从下部进入的反萃取剂物流8逆流萃取，以甲基环戊烷为反萃取剂，在反萃取剂物流8与萃取相物流4的体积比为0.5，6个理论萃取级，萃取温度为10℃、压力0.1MPa的条件下，塔顶得到反萃取剂+芳烃+氧化物物流9，塔底得到富萃取剂物流10。
反萃取塔T3塔顶采出反萃取剂+芳烃+氧化物物流9进入水洗塔二T4下部，与上部进入的水物一11逆流萃取，在水物流一11与反萃取剂+芳烃+氧化物物流9体积比为0.1，8个理论萃取剂，水洗温度为10℃、压力为0.1MPa的条件下，塔顶得到脱萃取剂的反萃取剂+芳烃+氧化物物流12，塔底得到含少量溶剂的水物流二13。
脱萃取剂的反萃取剂+芳烃+氧化物物流12进入反萃取剂回收塔T5，在理论塔板数为15块，上起第5块板进料，回流比为3，塔顶操作压力为0.05MPa，塔顶温度为60～65℃，塔釜温度为195～200℃的条件下，塔顶得到再生反萃取剂物流14，该物流返回反萃取塔T3循环，塔釜得到含氧化合物+芳烃物流15。
富萃取剂物流10，水洗塔一T2塔底采出含少量溶剂的水物流一7和水洗塔二T4塔底采出含少量溶剂的水物流二13一起进入汽提塔T6，在理论塔板数为15块，上起第5块板进料，回流比为2的条件，塔顶操作压力为0.003MPa，塔顶温度为30～35℃，塔釜为175～180℃条件下，塔顶得到的冷凝液物流16进入液液分离器F1后分为上下两层，上层为富反萃取剂物流17，该物流返回反萃取塔T3循环，下层为水物流二18，分别返回水洗塔一T2和水洗塔二T4循环。汽提塔釜得到再生萃取剂，分为两股物流，一股为贫溶剂物流19，另一股为贫溶剂支流20，贫溶剂支流20的质量与塔底采出贫溶剂总量比为0.05。
贫溶剂支流20和部分水物流二18进入溶剂再生塔T7，在操作温度为130～135℃，压力为5kPa条件下，物料中的溶剂和水受热蒸发，从塔顶采出再生萃取剂水混合物流21，返回汽提塔T6下部循环，未气化的高沸点杂质组分作为塔底采出液。
经上述工艺处理后，脱氧化物脱芳烃的萃余油组成见表4。
表4实施例4萃余油组成
组成 含量wt％
烷烃 18.46
烯烃 81.29
芳烃 0.22
含氧化合物 0.03
实施例5
高温费托合成C8～C12馏分物流1进入液液萃取塔T1的下部，与从上部进入的萃取剂物流2逆流萃取，以环丁砜为主溶剂，四甘醇单甲醚为助溶剂，单乙醇胺水溶液为改性剂，2、6-二硝基对甲酚为阻聚剂，主溶剂：助溶剂：改性剂的体积比为95:4:1，其中改性剂中单乙醇与水的质量比为0.1，阻聚剂填料量为溶剂总量的0.1％。在C8～C12馏分与萃取剂体积比为8，1个理论萃取级，萃取温度100℃、压力0.5MPa的条件下，塔顶采出萃余相物流3，塔底采出萃取相物流4。
萃余相物流3进入水洗塔一T2下部，与上部进入的新鲜水物流5逆流萃取，在萃余相物流3与新鲜水物流5的体积比为2，1个理论萃取级、水洗塔一T2操作温度为60℃、压力为0.5MPa的条件下，塔顶得到脱除芳烃和含氧化合物的萃余油物流6，塔底得到含少量萃取剂的水物流一7。
液液萃取塔T1底部采出的萃取相物流4进入反萃取塔T3的上部，与从下部进入的反萃取剂物流8逆流萃取，以苯和甲苯混合液为反萃取剂，在反萃取剂物流8与萃取相物流4的体积比为0.5，6个理论萃取级，萃取温度为100℃、压力1MPa的条件下，塔顶得到反萃取剂+芳烃+氧化物物流9，塔底得到富萃取剂物流10。
反萃取塔T3塔顶采出物流9进入水洗塔T4下部，与上部进入的水物流11逆流萃取，在水物流11与反萃取剂+芳烃+氧化物物流9体积比为2，1个理论萃取剂，水洗温度为60℃、压力为0.5MPa的条件下，塔顶得到无溶剂的脱萃取剂的反萃取剂+芳烃+氧化物物流12，塔底得到含少量溶剂的水物流二13。
脱萃取剂的反萃取剂+芳烃+氧化物物流12进入反萃取剂回收塔T5，在理论塔板数为60块，上起第55块板进料，回流比为0.5，塔顶操作压力为0.2MPa，塔顶温度为80～65℃，塔釜温度为215～220℃的条件下，塔顶得到再生反萃取剂物流14，该物流返回反萃取塔T3循环，塔釜得到含氧化合物+芳烃物流15。
富萃取剂物流10，水洗塔一T2塔底采出含少量溶剂的水物流一7和水洗塔二T4塔底采出含少量溶剂的水物流二13一起进入汽提塔T6，在理论塔板数为60块，上起第55块板进料，回流比为0.5的条件，塔顶操作压力为0.02MPa，塔顶温度为35～40℃，塔釜为175～180℃条件下，塔顶得到的冷凝液物流16进入液液分离器F1后分为上下两层，上层为富反萃取剂物流17，该物流返回反萃取塔T3循环，下层为水相物流18，分别返回水洗塔一T2和水洗塔二T4循环。T6塔釜得到再生萃取剂，分为两股物流，一股为贫溶剂物流19，另一股为贫溶剂支流20，贫溶剂支流20的质量与塔底采出贫溶剂总量比为0.2。
贫溶剂支流20和部分水物流二18进入溶剂再生塔T7，在操作温度为155～160℃，压力为30kPa条件下，物料中的溶剂和水蒸发从塔顶采出，得到再生萃取剂水混合物流21，返回汽提塔T6下部循环，未气化的高沸点杂质组分作为塔底采出液。经过上述工艺处理后，脱氧化物脱芳烃的萃余油组成见表4。
表6实施例5萃余油组成
组成 含量wt％
烷烃 18.39
烯烃 80.77
芳烃 0.73
含氧化合物 0.11
本发明针对高温费托合成油馏分组成特点，开发对含氧化合物和芳烃都有高选择性的复合萃取剂，利用萃取和反萃取的方法，将油中的芳烃和含氧化合物一起脱除，同时，通过向溶剂中添加改性剂和阻聚剂，增强溶剂的稳定性。与现有的只针对油中的含氧化合物和芳烃单独分离的技术相比，本发明具有工艺流程简单、成本低的优势。
以上所述实施例仅表达了本发明的几种实施方式，其描述较为具体和详细，但并不能因此而理解为对本发明专利范围的限制。应当指出的是，对于本领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干变形和改进，这些都属于本发明的保护范围。因此，本发明的保护范围应以所附权利要求为准。
本领域技术人员应当理解，虽然本发明是按照多个实施例的方式进行描述的，但是并非每个实施例仅包含一个独立的技术方案。说明书中如此叙述仅仅是为了清楚起见，本领域技术人员应当将说明书作为一个整体加以理解，并将各实施例中所涉及的技术方案看作是可以相互组合成不同实施例的方式来理解本发明的保护范围。

Claims (10)

1.复合萃取剂，其特征在于，包括以下体积分数的各组分：
主溶剂60～95％，助溶剂5～40％，改性剂0.01～3％及阻聚剂0.001～0.1％。
2.根据权利要求1所述的复合萃取剂，其特征在于，
所述主溶剂为二甲亚砜、环丁砜中的一种；
所述助溶剂为碳酸丙烯酯、乙酰丙酸、N-甲酰吗啉、四甘醇单甲醚、二丙二醇、N-甲基吡咯烷酮中的一种或几种的混合物；
所述改性剂为单乙醇胺、二乙醇胺、N-甲基单乙醇胺、N-甲基二乙醇胺中的一种或几种混合物的水溶液，其中，胺类化合物与水的质量比为0.01～1；及
所述阻聚剂为对苯二酚，叔丁基邻苯二酚，2、6-二硝基对甲酚，2、4-二硝基苯酚，2-邻硝基苯酚，2-仲丁基-4,6-二硝基苯酚中的一种或几种混合物。
3.一种高温费托合成C8～C12馏分油的分离方法，其特征在于，
以权利要求1或2所述的复合萃取剂同步脱除高温费托合成C8～C12馏分油中的含氧化合物和芳烃。
4.根据权利要求3所述的分离方法，其特征在于，包括步骤：
将高温费托合成馏分油与复合萃取剂在萃取设备中进行单级或多级萃取，得到萃余相物流和含氧化合物+芳烃的萃取相物流；
将所述萃余相物流经水洗，得到脱除微量萃取剂的萃余油物流和含少量萃取剂的水物流；
将所述萃取相物流经反萃取、水洗与精馏分离后，得到富含氧化合物+芳烃物流和再生的萃取剂与反萃取剂物流。
5.根据权利要求4所述的分离方法，其特征在于：
高温费托合成馏分油首先进入液液萃取塔下部，与从上部进入的溶剂逆流萃取，塔顶采出萃余相物流，塔底采出含氧化合物+芳烃的萃取相物流；
萃余相物流进入水洗塔一下部，与上部进入的水物流逆流水洗，塔顶得到脱除微量萃取剂的萃余油物流，塔底得到含少量萃取剂的水物流；
液液萃取塔底部采出的萃取相物流进入反萃取塔上部，与从下部进入的反萃取剂逆流萃取，塔顶得到芳烃+含氧化合物+反萃取剂物流，塔底得到富萃取剂物流；
反萃取塔顶采出的芳烃+含氧化合物+反萃取剂物流进入水洗塔二下部，与从上部进入的水物流逆流水洗，以脱除物流中夹带的少量萃取剂，塔顶得到无溶剂的芳烃+含氧化合物+反萃取剂物流，塔底得到含少量溶剂的水物流；
水洗塔二顶部采出的无溶剂的芳烃+含氧化合物+反萃取剂物流进入反萃取剂回收塔，通过精馏分离，塔顶得到再生的反萃取剂物流，塔釜得到富含氧化合物+芳烃物流。
6.根据权利要求5所述的分离方法，其特征在于：还包括步骤：
水洗塔一和水洗塔二的塔底采出的含少量溶剂的水物流和反萃取塔底采出的富萃取剂物流一起进入汽提塔，经过水汽提分离，
塔顶冷凝液进入液液分离器分为油水两层，上层油相物流为富反萃取剂物流，所述富反萃取剂物流与反萃取剂回收塔顶采出的再生反萃取剂物流一起返回反萃取塔循环；下层水相物流分为三股，分别返回水洗塔一、水洗塔二和溶剂再生塔循环；
塔釜得到的贫溶剂分为两股物流，一股返回液液萃取塔循环，另一股去溶剂再生塔。
7.根据权利要求6所述的分离方法，其特征在于：还包括步骤：
进入溶剂再生塔的汽提塔底得到的部分贫溶剂和塔顶采出的部分水物流经受热蒸发，在塔顶得到溶剂水溶混合物，该物流进入溶剂回收塔下部循环，而未气化的高沸点杂质组分则作为塔底采出液。
8.根据权利要求3所述的分离方法，其特征在于：
所述高温费托合成馏分油为采用流化床工艺，在反应温度为350～400℃，压力为2.0～2.5MPa条件下生产的轻质油，再经分馏塔分离得到C6～C14馏分油；
所述高温费托合成馏分油的组成为：烷烃含量10～20wt％，烯烃含量55～65wt％，芳烃含量5～15wt％及含氧化合物含量5～15wt％。
9.根据权利要求5所述的分离方法，其特征在于：
所述液液萃取塔的操作温度为20～100℃，压力为0.1～0.5MPa，复合萃取剂与高温费托合成馏分油的体积比为1～8，萃取理论级数为1～12级；和/或，
所述水洗塔一和水洗塔二的操作温度为10～60℃，压力为0.1～0.5MPa，水与油的体积比为0.1～2，水洗级数为1～8级；和/或，
所述反萃取塔的操作温度为10～50℃，压力为0.1～1MPa，反萃取剂与萃取相的体积比为0.5～3，萃取级数为1～8级，其中，所述反萃取剂为正戊烷、环戊烷、环己烷、甲基环戊烷、苯及甲苯中的一种或几种的混合物。
10.根据权利要求7所述的分离方法，其特征在于：
反萃取剂回收塔的理论板数为15～60块，进料位置为上起第5～55块，回流比为0.5～8，精馏塔顶压力为0.05～0.2MPa，塔顶温度为30～80℃及塔釜温度为120～200℃；和/或，
汽提塔的理论板数为15～60块，进料位置为5～55块，回流比为0.5～8，塔顶压力0.003～0.02MPa，塔顶温度为30～60℃及塔釜温度为140～180℃；和/或，
进入溶剂再生塔的贫溶剂与汽提塔底采出的贫溶剂的质量比为0.01～0.2，溶剂再生塔的操作温度为130～190℃，压力为5～30kPa。
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