CN117343759A - 一种从宽馏分汽油中收回芳烃的方法 - Google Patents

Abstract

一种从宽馏分汽油中回收芳烃的方法，主要用于馏程干点在180℃以内、苯或甲苯等轻芳烃含量低的宽馏分汽油。具体方法包括将汽油与溶剂在液液抽提塔内接触进行逆流萃取，液液抽提塔塔底得到的第一富溶剂送入抽提蒸馏塔，抽提蒸馏塔塔顶分离出含轻芳烃的汽油馏分返回液液抽提塔，抽提蒸馏塔塔底得到的第二富溶剂经溶剂回收塔得到混合芳烃和贫溶剂，贫溶剂循环使用。液液抽提塔塔顶得到的抽余油经水洗去除溶剂后作为非芳烃抽余油送出装置，溶剂回收塔塔顶得到的混合芳烃送入芳烃精制单元依次通过苯塔、甲苯塔、二甲苯塔，得到苯(B)、甲苯(T)、C8芳烃(X)和C9+芳烃。

Description

一种从宽馏分汽油中收回芳烃的方法

技术领域

本发明涉及一种利用溶剂从轻芳烃含量较低的宽馏分汽油中回收芳烃的方法。具体地说，是一种通过液液抽提、抽提蒸馏以及芳烃精馏组合单元技术回收芳烃的方法。

背景技术

本发明中所述的宽馏分汽油是指馏程在60～180℃的汽油馏分，当然也可以是初馏点更低或更高，干点更低或更高的汽油馏分。馏程为60～180℃的汽油中包含苯-甲苯-二甲苯(BTX)、C9芳烃和部分C10芳烃，其中C9 芳烃和部分C10芳烃主要为烷基苯类。众所周知，BTX是最重要的基本有机化工原料之一，需求量大、应用面广；主要是烷基苯的C9芳烃和C10芳烃可通过歧化和烷基转移较容易的转化为BTX，适合最大化增产BTX，因此馏程为60～180℃的汽油馏分更具有分离芳烃的产业价值。

从宽馏分汽油中回收芳烃的主要方法有液液抽提法和抽提蒸馏法。其中，液液抽提法是利用溶剂对烃类各组分溶解度的不同将芳烃与非芳烃分离的方法，抽提蒸馏法是利用溶剂对烃类各组分相对挥发度影响不同分离芳烃的方法。两者所用的选择性溶剂大致有甘醇类、环丁砜、N-甲酰基吗啉等。目前，在工业上，这两种抽提工艺主要应用于重整汽油、蒸汽裂解加氢汽油、煤焦油原料，主要的溶剂为环丁砜。

随着汽油标准和环保意识的不断提高以及油转化进程不断加快，从催化裂化、加氢裂化等二次加工汽油中回收芳烃产品的技术需求日益增大。这些二次加工汽油组成及性质与采用的加工工艺和原油性质密切相关，各装置的差异也较大。其中，有一大类汽油的芳烃含量适中，轻芳烃少，重芳烃较多。在处理这类原料时，现有的环丁砜液液抽提工艺存在以下一些问题：1)采用传统的环丁砜液液抽提工艺，虽然大部分的非芳烃从液液抽提塔塔顶被分离，但仍有一部分与芳烃性质接近难以靠液液抽提分离的非芳烃会残留在液液抽提塔底的富溶剂中；2)采用传统的抽提蒸馏工艺，由于原料的馏分宽，轻芳烃苯、甲苯含量较低，非芳烃分布广，导致抽提蒸馏塔底的操作温度要高于180℃才能将原料中所有的非芳烃蒸出；但是180℃以上的塔釜温度会造成环丁砜加速分解，溶剂损失增大，装置无法长周期运行；另外，原料的非芳烃分布广，抽提蒸馏的分离难度也会增大，从而造成回收的混合芳烃纯度下降，最终影响芳烃产品特别是甲苯产品纯度无法达到国标优级品纯度≥99.9％的要求；3)环丁砜溶剂对C9+芳烃的溶解度较低，采用现有的液液抽提工艺始终存在C9+芳烃收率低、纯度低的难题。

目前，针对轻芳烃含量低的宽馏分汽油回收芳烃的工艺专利较少。

专利CN1209327C公开了一种利用萃取和萃取精馏回收芳烃的方法，该方法主要用于从高芳烃含量的烃类混合物中回收苯、甲苯和C8芳烃。具体做法是将烃类混合物先进行预分馏，得到苯馏分、甲苯馏分和C8芳烃馏分，将甲苯馏分送入液液抽提塔进行萃取，将苯馏分送入抽提蒸馏塔进行萃取蒸馏。该方法不但先要通过预分馏切出苯馏分、甲苯馏分，而且从回收塔得到的依然是混合芳烃，还需要再次精馏才能得到苯、甲苯等产品，能耗高，无实际应用价值。另外，该专利更适合芳烃含量特别是苯含量较高的原料，其权利要求2中明确苯馏分中苯含量>50％，对于苯含量不足7％的原料不适用。

专利CN100355866C公开了一种分离芳烃与非芳烃的方法，通过平行的抽提蒸馏和液液抽提混合操作系统来实现分离。该方法将原料分为两股同时送入抽提蒸馏塔和液液抽提塔进行分离，适用于液液抽提装置的改扩建。但是当原料馏分比较宽时，比如C6～C9馏分时，抽提蒸馏塔就无法满足分离要求，会导致甲苯产品、C8芳烃产品质量不合格。

专利CN105308155A公开了一种从萃取溶剂中处理重质烃的方法，将独立完整的液液抽提工艺与完整的抽提蒸馏工艺交叉连接，实现了对宽馏分原料的处理。该方法将抽提蒸馏工艺回收塔得到的贫溶剂部分送入液液抽提工艺，利用反萃取的方法实现溶剂的净化，从而保证抽提蒸馏工艺的正常运行。但是此工艺流程过于复杂，仍不能解决处理宽馏分汽油遇到的问题。

专利CN108690658A公开了一种回收低芳烃含量油中芳烃的方法，包括预分馏、萃取、反萃取、蒸馏、水洗等步骤。该方法适用于芳烃含量为5～10％的原料，预分馏塔得到苯前馏分和苯馏分，苯馏分去萃取塔分离出非芳烃，得到富溶剂。苯前馏分作为富溶剂的反萃取剂，通过反萃实现芳烃与溶剂分离，然后通过蒸馏得到芳烃与苯前馏分。该方法的芳烃产品纯度较低，增置了预分馏塔，能耗也较高。

专利US3361664公开了利用环丁砜溶剂抽提分离芳烃与非芳烃的方法。该方法针对轻芳烃含量较低的宽馏分原料，采用抽提蒸馏塔负压或加入汽提水的操作来解决塔釜温度过高的问题。但该方法负压和加入汽提水均会降低抽提蒸馏塔的分离效率，尤其是加入汽提水容易在塔板上形成气-液-液三相区，严重影响抽提蒸馏塔的分离效果。该方法不能获得高纯度、高收率的甲苯产品，也不能解决C9+芳烃收率低的问题。

专利US3844902公开了一种液液抽提-抽提蒸馏组合工艺。该方法将独立完整的液液抽提工艺与抽提蒸馏工艺交叉连接，原料先进入抽提蒸馏塔，塔底的富溶剂去溶剂回收塔，从抽提蒸馏塔塔顶得到物料去液液抽提部分处理。，液液抽提部分包括液液抽提塔、抽提蒸馏塔、溶剂回收塔等。该专利所涉及工艺流程复杂，能耗高，无实施可行性。

专利US4428829公开了一种从汽油馏分中回收芳烃的方法，该方法在抽提工艺前设置了预分馏塔，抽提工艺设置两台抽提塔分别处理轻重馏分。该方法工艺流程过于复杂，能耗高，无实施可行性。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明目的在于提供一种利用溶剂从轻芳烃含量较低的宽馏分汽油中回收芳烃的方法。该方法特别适合处理催化裂化、加氢裂化汽油等。

为实现本发明的目的，一种从轻芳烃含量较低的宽馏分汽油中回收芳烃的方法，其特征在于，包括如下步骤：

(1)宽馏分汽油原料从中下部进入液液抽提塔，溶剂从上部进入液液抽提塔，两者逆流接触，塔顶得到非芳烃抽余油，塔底得到第一富溶剂；

(2)第一富溶剂进入抽提蒸馏塔上部，塔底得到第二富溶剂；

(3)第二富溶剂进入溶剂回收塔，塔顶得到混合芳烃，塔底得到贫溶剂；

(4)混合芳烃进入芳烃精馏部分，经过苯塔、甲苯塔、二甲苯塔分别得到苯、甲苯、二甲苯产品以及C9+芳烃。

附图说明

图1为本发明提供的从宽馏分汽油中回收芳烃的工艺流程示意图。

具体实施方式

下面通过附图和实施例对本发明进一步详细说明。通过这些说明，本发明的特点和优点将变得更为清楚明确。

在这里专用的词“示例性”意为“用作例子、实施例或说明性”。这里作为“示例性”所说明的任何实施例不必解释为优于或好于其它实施例。尽管在附图中示出了实施例的各种方面，但是除非特别指出，不必按比例绘制附图。

此外，下面所描述的本发明不同实施方式中涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。

在本发明中，术语“C6+”是指含6个或以上的碳，术语“C6+芳烃”是指含 6个碳或以上的芳烃。

在本发明中，术语“C9+”是指含9个或以上的碳，术语“C9+芳烃”是指含 9个碳或以上的芳烃。

随着环保意识的不断提高以及油转化进程不断加快，从催化裂化、加氢裂化汽油等二次加工的汽油中回收芳烃产品的技术需求日益增大，本发明专门针对这种需求，提出了一种高效的液液抽提分离组合工艺。本发明采用的具体方法是，宽馏分汽油原料从中下部进入液液抽提塔，溶剂从上部进入液液抽提塔，两者逆流接触，塔顶采出基本不含芳烃的抽余油，塔底采出含少量非芳烃的第一富溶剂；抽余油进入水洗塔，去除溶剂后作为非芳烃抽余油送出装置，洗后水进入水汽提塔；第一富溶剂进入抽提蒸馏塔上部，塔顶得到含轻芳烃的汽油馏分作为液液抽提塔的返洗液送回液液抽提塔，抽提蒸馏塔塔底得到第二富溶剂；第二富溶剂进入溶剂回收塔，塔顶得到混合芳烃，塔底得到贫溶剂循环使用；混合芳烃进入芳烃精制单元，经过苯塔、甲苯塔、二甲苯塔分别得到苯、甲苯、二甲苯以及C9+芳烃。

根据本发明的一种实施方式，苯塔侧线采出苯产品，塔顶得到的苯作为汽提苯，返回抽提蒸馏塔作为提纯及汽提介质。根据本发明的另一种实施方式，甲苯塔塔顶得到的甲苯一部分作为汽提甲苯，返回抽提蒸馏塔作为提纯及汽提介质。本发明的这一特点——将得到的混合芳烃产品经过精馏分离出的苯产品或甲苯产品部分返回到抽提蒸馏塔下段，降低抽提蒸馏塔分压，起到升高操作温度或降低塔压同样的效果。同时将苯或甲苯引入抽提蒸馏塔还可以置换难以分离的重质非芳烃，改善抽提蒸馏塔的分离效果。这一方法没有引入新的组分，不增加分离难度，用简单的方法降低了抽提蒸馏塔操作温度并提高了混合芳烃的纯度。

根据本发明的一种实施方式，本发明的另一个特点是使用对C9+芳烃有良好溶解度的溶剂。环丁砜、烷基环丁砜、1,3-二甲基-2-咪唑啉酮(DMI)、甘醇类和甘醇醚类等皆为常用的分离芳烃与非芳烃的溶剂，其中溶解性最好的是烷基环丁砜、DMI和甘醇醚类溶剂；对非芳烃和芳烃的选择性最好的是环丁砜。本发明正是利用这些溶剂在选择性与溶解性的差异，选择环丁砜作为液液抽提塔的溶液。进一步，除了主溶剂环丁砜外，所述溶液还可以包括一定比例的助溶剂，在基本不减少选择性的基础上，增加了对C9+芳烃的溶解性，提高处理宽馏分汽油的能力。所述溶剂匹配相应的抽提温度后，能够在不减少对C6～C8芳烃分离效率的同时，对C9+芳烃也有良好的溶解性和选择性。

根据本发明的一种实施方式，所述溶剂包括主溶剂环丁砜，浓度为 70～100wt％，优选80～90wt％。所述溶剂还包括助溶剂，选自DMI、甲基环丁砜、二甲基环丁砜以及多乙二醇醚类中的一种或多种，而多乙二醇醚类选自三乙二醇单甲醚、四乙二醇甲醚、四乙二醇单甲醚、五乙二醇甲醚、五乙二醇单甲醚中的一种或多种。助溶剂的选择原则是对C9+芳烃具有良好的溶解度，对非芳烃和芳烃具有一定选择性，沸点高于原料干点至少50℃，以降低溶剂回收难度，避免溶剂损失。在本发明的优选实施方式中，所述溶剂中可以含有0.5～3.0wt％的水和/或0～2.0wt％的C9+烃类。

本发明适用于轻芳烃含量低的宽馏分汽油，干点在180℃以内的汽油馏分，优选经脱硫、脱氮处理的各类二次加工汽油，其中苯含量为0.2～7wt％，总芳烃含量大于30wt％，比如催化裂化汽油、催化裂解汽油、加氢裂化汽油，具体可以是C5～C11宽馏分或其中部分碳数的烃类馏分，优选C6～C9 馏分。

根据本发明的实施方式，汽油馏分从中下部进入液液抽提塔，溶剂从上部进入液液抽提塔，两者逆流接触，塔顶得到非芳烃抽余油，塔底得到第一富溶剂。

根据本发明的实施方式，液液抽提塔顶得到的抽余油进入水洗塔，去除溶剂后作为非芳烃抽余油送出装置，洗后水进入水汽提塔。

根据本发明的实施方式，第一富溶剂进入抽提蒸馏塔上部，塔顶得到含轻芳烃的汽油馏分作为液液抽提塔的返洗液送入液液抽提塔，塔底得到第二富溶剂；汽提苯或汽提甲苯从抽提蒸馏塔下部进入。

根据本发明的实施方式，第二富溶剂进入溶剂回收塔，塔顶得到混合芳烃，塔底得到贫溶剂循环使用。

根据本发明的实施方式，控制水汽提塔温度及压力，塔顶得到少量的烃返回抽提蒸馏塔，其余大部分水蒸汽进入溶剂回收塔作为汽提气。

根据本发明的实施方式，混合芳烃进入芳烃精馏部分，经过苯塔、甲苯塔、二甲苯塔分别得到苯(B)、甲苯(T)、C8芳烃(X)以及C9+芳烃。

根据本发明的实施方式，液液抽提塔塔顶压力为0.3～1.2MPaG，理论板数5～30，优选0.5～0.9MPaG，溶剂入塔温度为80～120℃，原料入塔温度为 40～80℃，返洗液入塔温度为40～80℃，塔底温度为60～180℃，优选70～120℃，返洗液与宽馏分汽油原料的质量比即反洗比为0.6～1.5，溶剂与宽馏分汽油原料的质量比即溶剂比为1～6:1，优选3～5:1。

根据本发明的实施方式，水洗塔理论板数为2～10，塔顶压力为 0.1～0.8MPaG，塔顶温度30～60℃，进入水洗塔的水洗水与抽余油质量比为 0.1～0.5:1，优选0.2～0.3:1。

根据本发明的实施方式，抽提蒸馏塔塔顶压力-0.05～0.15MPaG，优选 0～0.08MPaG，塔底温度为150～180℃，优选170～178℃，理论板数为10～30。第一富溶剂在塔上段进料，汽提苯或汽提甲苯在塔下部进料。理论板数自上而下由小到大编号，如果塔理论板数为10，则汽提苯或汽提甲苯在第6层板以下的任意板进料，或者在塔底进料。汽提苯与宽馏分汽油原料的质量比 0～0.2:1，汽提甲苯与宽馏分汽油原料的质量比0～0.25:1。汽提苯与汽提甲苯只需要一种即可，当需要改善甲苯产品纯度时优选甲苯作为汽提介质。

根据本发明的实施方式，溶剂回收塔理论板数为12～30，回流比为 0.3～1.0，塔顶绝对压力为10～80kPa，塔底温度为160～180℃、优选170～178℃。第二富溶剂从塔的中部进料，来自水汽提塔的水或含水溶剂从第二富溶剂进料位置之下进料，优选在塔底进料。来自水汽提塔的水或含水溶剂与第二富溶剂的质量比即汽提水比为0.1～0.3。

根据本发明的实施方式，水汽提塔常压操作，塔顶压力0～0.15MPaG，理论板数为2～8，塔底温度为100～135℃。塔底热源来自溶剂回收塔底贫溶剂的换热。

根据本发明的实施方式，苯塔理论板数为10～60，回流比为塔顶回流量与苯塔进料量之比，优选0.8～2.0:1，塔顶压力为0.05～0.1MPaG，塔底温度为120～160℃。苯塔塔顶采出苯一部分回流，一部分去抽提蒸馏塔做汽提苯，侧线采出苯产品。

根据本发明的实施方式，甲苯塔理论板数为10～60，回流比为塔顶回流量与甲苯塔进料量之比，优选1.0～5.0，塔顶压力为0.05～0.1MPaG，塔底温度为140～180℃，塔顶得到甲苯产品，一部分回流，一部分作为产品采出，另一部分根据需要可以进入抽提蒸馏塔做汽提甲苯，塔底物料进入C8芳烃塔。C8芳烃塔理论板数为30～100，回流比为塔顶回流量与C8芳烃塔进料量之比，优选1.0～5.0，塔顶压力为0.05～0.2MPaG，塔底温度为160～210℃，塔顶得到C8芳烃产品，塔底为C9+芳烃。

根据本发明的实施方式，甲苯塔、二甲苯塔(即C8芳烃塔)可根据原料中甲苯、C8芳烃的含量不同，提高任意塔压力操作，以方便实现精馏塔之间的热耦合，本发明不在此赘述。另外，抽提部分还可以增加溶剂再生塔来净化溶剂，精馏部分为除去微量不饱和烃可增加脱烯烃设施，比如白土，但以上都属于众所周知的技术流程，不对本发明的思路有影响。

下面结合附图进一步说明本发明。

图1中，宽馏分汽油原料与溶剂换热后经管线1进入液液抽提塔101中下部，溶剂从管线4进入液液抽提塔101上部，经过逆流萃取，抽余油从101 塔顶经管线2排出，进入水洗塔102中下部。101塔底得到的第一富溶剂经管线3进入抽提蒸馏塔103上部。水洗水经管线7进入102塔，102塔塔顶得到非芳烃抽余油产品，塔底得到含溶剂的水经管线8进入水汽提塔105。从苯塔106顶得到苯馏分从管线13进入抽提蒸馏塔103，在103塔顶得到含苯和非芳烃的汽油馏分作为返洗液从管线5进入液液抽提塔下部，103塔塔底的含芳烃的第二富溶剂从管线12进入溶剂回收塔104。104塔顶得到混合芳烃，塔底得到贫溶剂从管线17进入105塔做热源，再经管线18去与管线 3换热，再与原料换热后从管线4进入101塔。104塔顶回流罐水包中得到水从管线7进入102塔。管线8和管线11得到的水进入水汽提塔105，105 塔顶少量的烃从管线16进入管线10，其余水或含水溶剂进入104塔底。混合芳烃从管线15进入苯塔106塔，塔顶得到的汽提苯从管线13进入103塔， 106塔侧线从管线20得到苯产品，塔底物流进入甲苯塔107塔。107塔顶得到甲苯产品，塔顶得到的汽提甲苯可从管线24进入103塔。107塔塔底物流进入C8芳烃塔108塔，108塔塔顶得到C8芳烃产品，塔底得到C9+芳烃产品。

本发明采用汽提苯或汽提甲苯返回抽提蒸馏塔的流程，大大降低了抽提蒸馏塔塔底操作温度，突破原料中苯含量较低对抽提蒸馏塔温度的限制，同时将难以分离的非重芳烃从抽提蒸馏塔底置换出去，既保持产品的高收率，又提高了C8芳烃、C9+芳烃的纯度。同时本发明中根据原料中C9+芳烃含量灵活调整溶剂中的主溶剂和助溶剂的比例，增加了对C9+馏分的处理能力，可获得高纯度、高收率的C9+芳烃产品。本发明最大的优势是对原料汽油馏分的组成几乎没有限制，拓展了抽提原料的馏程范围，不需要对上游来料设置馏分切割塔，上游装置的脱戊烷油可直接采用本发明的工艺进行加工处理。如果上游装置有分馏塔，可根据实际需求任意调整各种馏程范围的侧线汽油产品，本发明都可以高效处理并获得高纯度和高收率的多种产品。

下面通过实例进一步详细说明本发明，但本发明并不局限于此。

20℃下，不同的溶剂对作为模型的C9芳烃的溶解度数据见表1。

表1溶剂对C9芳烃溶解度

项目	C9芳烃(g/100g溶剂)
		环丁砜	35
80wt％环丁砜+20wt％三甘醇单甲醚	>70
		80wt％环丁砜+20wt％四甘醇单甲醚	>70
80wt％环丁砜+20wt％DMI	>70
		80wt％环丁砜+20wt％甲基环丁砜	>70

从表1所示的结果可以看出，环丁砜对C9芳烃溶解能力较低，加入助溶剂后，溶剂对C9芳烃的溶解能力显著增强。

实施例1

按照图1的流程对汽油馏分回收芳烃，原料苯含量为2.4wt％，C9芳烃 13.4wt％，总芳烃含量45wt％，详细烃组成见表2，抽提蒸馏塔汽提苯的比例为抽提原料量的12％，溶剂为环丁砜85wt％+三甘醇单甲醚15wt％，各塔主要操作条件见表3，结果见表4。采用本发明所述的方法，苯、甲苯的收率为99.8％，C8芳烃收率为99.7％，C9+芳烃收率为98.6％；苯纯度达到 99.98wt％，甲苯纯度达到99.93wt％，C8芳烃产品纯度达到99.1wt％，C9+ 芳烃纯度达到98.5wt％，抽提蒸馏塔底温度为177℃，分离效果良好。

实施例2

按照图1的流程对汽油馏分回收芳烃，原料苯含量为1.9wt％，C9芳烃 20.1wt％，总芳烃含量59.1wt％，详细烃组成见表2，抽提蒸馏塔汽提甲苯馏分的比例为抽提原料量的20％，溶剂为环丁砜85wt％+四甘醇单甲醚15 wt％，各塔主要操作条件见表3，结果见表4。采用本发明所述的方法，苯、甲苯的收率为99.8％，C8芳烃收率为99.8％，C9+芳烃收率为99.0％；苯纯度达到99.99wt％，甲苯纯度达到99.94wt％，C8芳烃产品纯度达到99.1wt％，C9+芳烃纯度达到99.2wt％。通过返回甲苯馏分，抽提蒸馏塔底温度为177℃，苯、甲苯、C9+芳烃纯度与实施例1相比更高。

实施例3

按照图1的流程对馏程为60～150℃汽油馏分回收芳烃也有较好效果，原料苯含量为2.5wt％，总芳烃含量为50.8wt％，详细烃组成见表2，抽提蒸馏塔汽提苯的比例为抽提原料量的5％，溶剂为环丁砜，各塔主要操作条件见表3，结果见表4。苯、甲苯、C8芳烃收率为99.8％，；苯纯度达到99.99wt％，甲苯纯度达到99.92wt％，C8芳烃产品纯度99.2wt％，抽提蒸馏塔底温度为 177℃，分离效果良好。

表2汽油馏分组成

表3主要操作条件

表4分离结果

对比例1

按照图1的流程对汽油馏分回收芳烃，原料与实施例1一致，详细烃组成见表1，溶剂为环丁砜，抽提蒸馏塔无汽提苯或汽提甲苯各塔主要操作条件见表5，结果见表4。苯收率为99.8％，甲苯收率为99.7％，C8芳烃收率为99.7％，C9+芳烃收率为96.8％；苯纯度为99.99wt％，甲苯纯度为99.85wt％， C8芳烃产品纯度为98.6wt％，C9+芳烃纯度为98.8wt％，抽提蒸馏塔底温度为199℃。

与实施例1对比可见，苯的纯度、收率变化不大，甲苯纯度下降0.08wt％，达不到国标优级品I号甲苯的指标99.9wt％的要求，C8芳烃纯度下降0.5wt％， C9+芳烃收率下降1.8％。抽提蒸馏塔底温度接近200℃，溶剂容易分解，装置无法长期正常运行。

对比例2

按照图1的流程对汽油馏分回收芳烃，原料与实施例1一致，详细烃组成见表1，溶剂为环丁砜85wt％+三甘醇单甲醚15wt％，，抽提蒸馏塔没有汽提苯或汽提甲苯，各塔主要操作条件见表5，结果见表4。苯收率为99.8％、甲苯收率为99.7％，C8芳烃收率为99.7％，C9+芳烃收率为98.0％；苯纯度为99.99wt％，甲苯纯度为99.87wt％，C8芳烃产品纯度为98.8wt％，C9+ 芳烃纯度为98.7wt％，抽提蒸馏塔底温度控制在198℃。

与实施例1对比，甲苯纯度下降0.06wt％，C8芳烃纯度下降0.3wt％，C9+芳烃收率下降0.6％。抽提蒸馏塔底温度接近200℃，无法正常运行。可见，汽提介质可以有效降低抽提蒸馏塔底温度20℃以上，起到保护溶剂的作用。

与对比例1相比，在环丁砜溶剂中，增加助溶剂使C9+芳烃的收率提高 1.2％，说明增加助溶剂可以有效改善C9+芳烃溶解度，提高C9+芳烃的收率。

对比例3

按照图1的流程对汽油馏分回收芳烃，原料与实施例3一致，详细烃组成见表1，溶剂为环丁砜，抽提蒸馏塔无汽提苯，各塔主要操作条件见表5，结果见表4。苯、甲苯、C8芳烃收率为99.8％；苯纯度达到99.99wt％，甲苯纯度达到99.92wt％，C8芳烃产品纯度99.1wt％，抽提蒸馏塔底温度为 185℃。

与实施例3相比，对比例3产品收率与纯度变化不大，但没有汽提苯，抽提蒸馏塔底温度超过180℃，无法保护溶剂避免分解，装置难以长周期运行。

表5主要操作条件

溶剂回收塔、水洗塔、水汽提塔、苯塔、甲苯塔、C8芳烃塔条件与表2 一致。

在本发明的描述中，需要说明的是，术语“上”、“下”、“内”、“外”、“前”、“后”、“左”、“右”等指示的方位或位置关系为基于本发明工作状态下的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。

以上结合了优选的实施方式对本发明进行了说明，不过这些实施方式仅是范例性的，仅起到说明性的作用。在此基础上，可以对本发明进行多种替换和改进，这些均落入本发明的保护范围内。

Claims (17)

1.一种从轻芳烃含量较低的宽馏分汽油中回收芳烃的方法，其特征在于，包括如下步骤：

(1)宽馏分汽油原料从中下部进入液液抽提塔，溶剂从上部进入液液抽提塔，两者逆流接触，塔顶得到非芳烃抽余油，塔底得到第一富溶剂；

(2)第一富溶剂进入抽提蒸馏塔上部，塔底得到第二富溶剂；

(3)第二富溶剂进入溶剂回收塔，塔顶得到混合芳烃，塔底得到贫溶剂；

(4)混合芳烃进入芳烃精馏部分，经过苯塔、甲苯塔、二甲苯塔分别得到苯、甲苯、二甲苯产品以及C9+芳烃。

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，苯塔侧线采出苯产品，塔顶得到的苯作为汽提苯，返回抽提蒸馏塔作为提纯及汽提介质。

3.如权利要求1所述的方法，其特征在于，甲苯塔塔顶得到的甲苯一部分作为汽提甲苯，返回抽提蒸馏塔作为提纯及汽提介质。

4.如权利要求1至3任一项所述的方法，其特征在于，液液抽提塔顶得到的非芳烃抽余油进入水洗塔，去除溶剂后作为非芳烃抽余油送出装置，洗后水进入水汽提塔。

5.如权利要求1至4任一项所述的方法，其特征在于，抽提蒸馏塔顶得到含轻芳烃的汽油馏分作为液液抽提塔的返洗液送入液液抽提塔。

6.如权利要求1至5任一项所述的方法，其特征在于，所述溶剂包括主溶剂环丁砜。

7.如权利要求6所述的方法，其特征在于，所述溶剂还包括助溶剂，选自1,3-二甲基-2-咪唑啉酮、甲基环丁砜、二甲基环丁砜和多乙二醇醚类中的一种或多种。

8.如权利要求7所述的方法，其特征在于，多乙二醇醚类选自三乙二醇单甲醚、四乙二醇甲醚、四乙二醇单甲醚、五乙二醇甲醚、五乙二醇单甲醚中的一种或多种。

9.如权利要求6所述的方法，其特征在于，溶剂中的主溶剂浓度为70～100wt％。

10.如权利要求1至9任一项所述的方法，其特征在于，所述溶剂含有0.5～3.0wt％的水和/或0～2.0wt％的C9+烃类。

11.如权利要求1至10任一项所述的方法，其特征在于，液液抽提塔塔顶压力为0.3～1.2MPaG，塔底温度为60～180℃，溶剂与宽馏分汽油原料的质量比为1～6:1。

12.如权利要求4所述的方法，其特征在于，进入水洗塔的水洗水与抽余油质量比为0.1～0.5:1。

13.如权利要求1至12任一项所述的方法，其特征在于，抽提蒸馏塔理论板数为10～30，塔顶压力-0.05～0.15MPaG，塔底温度为150～180℃。

14.如权利要求1至13任一项所述的方法，其特征在于，溶剂回收塔理论板数为12～30，回流比为0.3～1.0，塔顶绝对压力为10～80kPa，塔底温度为160～180℃。

15.如权利要求2所述的方法，其特征在于，汽提苯与宽馏分汽油原料的质量比0.01～0.3:1。

16.如权利要求3所述的方法，其特征在于，汽提甲苯与宽馏分汽油原料的质量比0.01～0.25:1。

17.如权利要求1至16任一项所述的方法，其特征在于，宽馏分汽油原料为干点在180℃以内的汽油馏分，其中苯含量为0.2～7wt％，总芳烃含量大于30wt％。