用于分离烃组分与含氧化合物的方法和设备

技术领域

本申请涉及精炼分离领域，具体来说涉及用于分离烃组分与含氧化合物的方法和设备，尤其是涉及用于对以合成气为原料制得的烃产物中的α-烯烃和烷烃与含氧化合物进行分离的方法和设备。

背景技术

α-烯烃是一种高附加值的精细化工中间体，因其特殊的烯烃双键位置及空间结构成为高分子材料改性和复杂金属有机化合物合成、药物合成的重要单体。

目前工业上α-烯烃的来源主要是石油路线和甲醇制烯烃(MTO)路线的产品副产物，但是这些方法的产量和效率均很低。人们也尝试着基于合成气来直接制α-烯烃，合成气直接制烯烃(FTO)工艺不仅可得到低碳烯烃，还可得到附加值更高的高碳烯烃(C5+)，且所得烯烃几乎皆为α-烯烃，异构烯烃含量很低，且不含芳烃、硫氮等杂质。从合成气直接制烯烃(FTO)的产品结构角度讲，所得产物中除CO

此外，合成气直接制烯烃(FTO)产物中的含氧化合物可与烃类形成共沸物，降低α-烯烃产品的纯度，并且含氧化合物会腐蚀设备，不利于合成气直接制烯烃(FTO)产物的进一步处理，因此需要将其脱除。

目前对该方面的研究鲜有报道，而随着α-烯烃的用途越来越广泛，本领域迫切需要用于分离烃类组分与含氧化合物的方法和设备，以缓解供需矛盾、提高产品附加值。

发明内容

发明人对此进行了深入而广泛的研究，通过对工艺条件和纯化设备进行改良，以低成本而便利的方式达成了上述目的，由此完成了本发明。在本发明的一个方面中，本发明提供了一种用于将烃物流中的烃组分与含氧化合物分离的方法，该方法包括：

步骤(i)：提供包含烃组分和含氧化合物的物流；

步骤(ii)：向所述物流中添加萃取剂和反萃取剂，其中所述萃取剂设计成与所述烃组分形成最低共沸点共沸物，所述反萃取剂的沸点不高于所述烃组分中最具挥发性的烃的沸点，通过液液萃取形成萃取液物流和萃余液物流，所述萃取液物流包含所述含氧化合物、萃取剂和作为少量组分的反萃取剂，所述萃余液物流包含所述烃组分、反萃取剂和作为少量组分的萃取剂；

步骤(iii)：从步骤(ii)中得到的所述萃取液物流分离所述萃取剂，得到富萃取剂物流和富含氧化合物物流，所述含氧化合物富集在所述富含氧化合物物流中；

步骤(iv)：对步骤(ii)中得到的所述萃余液物流进行汽提来分离所述反萃取剂，得到富反萃取剂物流和富烃产品物流，所述烃组分富集在所述富烃产品物流中。

根据该第一方面的一个实施方式，所述方法还包括在所述步骤(i)之前对所述物流进行原料切割，至少部分地除去C7以下馏分物流和C16以上馏分物流，以得到C8-C15馏分物流；优选除去C7以下馏分物流和C13以上馏分物流,以得到C8-C12馏分物流。

根据该第一方面的一个实施方式，所述方法还包括以下步骤(a)和(b)中的至少一种：

步骤(a)，在步骤(iii)之后对所述富萃取剂物流中的萃取剂进行回收；

步骤(b)，在步骤(iv)之后对所述富反萃取剂物流中的反萃取剂进行回收。

根据该第一方面的一个实施方式，所述步骤(ii)在萃取塔中进行，所述萃取塔的理论塔板数为3～20块，萃取剂的进料位置为所述萃取塔从上起第一块塔板，包含烃组分和含氧化合物的物流的进料位置为所述萃取塔从上起第2-10块塔板，反萃取剂的进料位置为所述萃取塔从上起最后一块塔板，操作温度为5～45℃，所述萃取液物流从所述萃取塔塔顶采出，所述萃余液物流从所述萃取塔塔底采出。

根据该第一方面的一个实施方式，所述萃取剂与包含烃组分和含氧化合物的物流的进料体积比为2:1至6:1。根据该第一方面的一个实施方式，所述包含烃组分和含氧化合物的物流与所述反萃取剂的进料体积比为1.5:1至3:1。

根据该第一方面的一个实施方式，所述原料切割步骤在原料切割塔中进行，所述原料切割塔的操作压力为0.1～0.3MPaG，理论塔板数为20～40块，回流比为1～10，进行切割的物流的进料位置在从上起第5～35块塔板处，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为70～120℃，在塔顶得到C8-C15馏分物流。

根据该第一方面的一个实施方式，步骤(iii)在溶剂回收塔中进行，所述溶剂回收塔的操作压力为常压，理论塔板数为20～50块，回流比为1～10，所述萃取液物流的进料位置为溶剂回收塔从上起第2～10块塔板，塔顶温度为60～80℃，所得的富萃取剂物流物流从塔顶采出。

根据该第一方面的一个实施方式，所述萃取剂为含有水与有机液体的混合物，所述有机液体选自甲醇、乙醇、丙醇、乙腈中的一种或多种，优选乙醇，所述萃取剂中的水含量大于15重量％，优选水含量为10～20重量％。

根据该第一方面的一个实施方式，步骤(iv)在汽提塔中进行，汽提塔的理论塔板数为20～40块，萃余液物流的进料位置为从上起第1块塔板，塔顶温度为40～70℃，塔釜温度为80～120℃，所得的富反萃取剂物流从塔顶采出，富烃物流从塔底采出。

根据该第一方面的一个实施方式，所述反萃取剂包含烯烃或烷烃，优选为辛烯和/或辛烷。

根据该第一方面的一个实施方式，所述步骤(a)通过如下方式进行：将所述富萃取剂物流冷凝，在相分离器中形成萃取剂相，所述萃取剂相循环返回至所述萃取塔上部和所述溶剂回收塔上部。

根据该第一方面的一个实施方式，所述步骤(b)通过如下方式进行：将所述富反萃取剂物流冷凝，在相分离器中形成反萃取剂相，所述反萃取剂相循环返回至所述萃取塔底部和/或所述汽提塔上部。

本发明的第二个方面提供了一种用于分离烃组分与含氧化合物的设备，所述设备包括：萃取塔、溶剂回收塔和汽提塔，所述萃取塔的至少一个出口与所述溶剂回收塔的至少一个入口相连并且所述萃取塔的至少一个出口与所述汽提塔的至少一个入口相连。

根据该第二方面的一个实施方式，所述设备还包括原料切割塔，其设置在萃取塔上游，所述萃取塔的至少一个入口与所述原料切割塔的至少一个出口相连。

根据该第二方面的一个实施方式，所述设备还包括萃取剂相分离器，其设置在溶剂回收塔和汽提塔下游，所述相分离器的至少一个出口与萃取塔的一个入口连接，并且所述相分离器的至少一个出口与所述溶剂回收塔的至少一个入口连接。

根据该第二方面的一个实施方式，所述设备还包括精制塔，其设置在汽提塔下游，所述精制塔的至少一个入口与所述汽提塔的至少一个出口连接，至少一个出口与所述萃取塔的至少一个入口连接。

根据该第二方面的一个实施方式，所述设备还包括溶剂冷凝冷却器，其设置在溶剂回收塔和汽提塔的下游和所述萃取剂相分离器的上游，所述溶剂冷凝冷却器的至少一个入口与所述溶剂回收塔的至少一个出口连接，和/或所述溶剂冷凝冷却器的至少一个出口与所述汽提塔的至少一个出口连接；所述溶剂冷凝冷却器的至少一个出口与所述相分离器的至少一个入口连接。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述原料切割塔的理论塔板数为20～40块，所述原料切割塔的至少一个入口位于原料切割塔的从上起第5～35块塔板间。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述萃取塔的理论塔板数为3～20块，萃取塔的至少一个入口位于所述萃取塔从上起第一块塔板，至少一个入口位于所述萃取塔从上起第2-10块塔板，还有至少一个入口位于所述萃取塔从上起最后一块塔板，操作温度为5～45℃，至少一个出口位于所述萃取塔塔底，还有至少一个出口位于所述萃取塔塔顶。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述溶剂回收塔的操作压力为常压，理论塔板数为20～50块，回流比为1～10，所述溶剂回收塔至少一个入口位于溶剂回收塔从上起第2～10块塔板，塔顶温度为60～80℃，至少一个出口位于所述溶剂回收塔塔顶，还有至少一个出口位于所述溶剂回收塔塔底。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述汽提塔的理论塔板数为20～40块，回流比为1～10，所述汽提塔的至少一个入口位于从上起第1块塔板，塔顶温度为40～70℃，塔釜温度为80～120℃，至少一个出口位于所述汽提塔塔顶，还有至少一个出口位于所述汽提塔塔底。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述精制塔的理论塔板数为20～40块，入口位置为从上起第10～35块塔板处，至少一个出口位于所述精制塔塔顶，还有至少一个出口位于所述精制塔塔底。

接下来会结合附图对本申请的一些实施方式进行描述。

附图说明

附图中显示了本发明的方法和设备例示，其中：

图1示出了根据本发明的一个实施方式的用于将烃物流中的烃组分与含氧化合物分离的设备的示意图。

在该图1中，各附图标记对应的部件名称如下：

D1-萃取塔；D2-溶剂回收塔；D3-汽提塔；E1-冷凝器；V1-液液分离器；

1为包含烃组分和含氧化合物的物流，2为萃取剂物流，3为反萃取剂物流，4为萃取液物流，5为萃余液物流，6为富萃取剂物流，7为萃取剂相回流物流，8为萃取剂相循环物流，9为富含氧化合物物流，10为反萃取剂相回流物流，11为富反萃取剂物流，12为富烃产品物流。

图2示出了根据本发明的另一个实施方式的用于将烃物流中的烃组分与含氧化合物分离的设备的示意图。

在该图2中，各附图标记对应的部件名称如下：

D1-萃取塔；D2-溶剂回收塔；D3-汽提塔；D4-精制塔；E1-冷凝器；V1-液液分离器；

1为C8-C15馏分物流，2和15为萃取剂物流，3为反萃取剂物流，4为萃取液物流，5为萃余液物流，6为富萃取剂物流，7为萃取剂相回流物流，8为萃取剂相循环物流，9为富含氧化合物物流，10为反萃取剂相回流物流，11为富反萃取剂物流，12为富烃物流，13和16为反萃取剂物流，14为精烃产品物流。

具体实施方式

本文所公开的“范围”以下限和上限的形式表示。可以分别为一个或多个下限，和一个或多个上限。给定范围是通过选定一个下限和一个上限进行限定的。选定的下限和上限限定了特别范围的边界。所有可以这种方式进行限定的范围是包含端值且可相互组合的，即任何下限可以与任何上限组合形成一个范围。例如，针对特定参数列出了60-120和80-110的范围，理解为60-110和80-120的范围也是预料到的。此外，如果列出的最小范围值为1和2，并且同时列出了最大范围值3，4和5，则下面的范围可全部预料到：1-3、1-4、1-5、2-3、2-4和2-5。

在本申请中，除非有其他说明，数值范围“a-b”表示a到b之间的任意实数组合的缩略表示，其中a和b都是实数。例如数值范围“0-5”表示本文中已经全部列出了“0-5”之间的全部实数，“0-5”只是这些数值组合的缩略表示。

本申请中，数字之后跟着的“以上”或“以下”包括本数。例如，“5以下”表示小于或等于5，“7以上”表示大于或等于7。

在本申请中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有实施方式以及优选实施方式可以相互组合形成新的技术方案。

在本申请中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有技术特征以及优选特征可以相互组合形成新的技术方案。

在本申请中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有步骤可以顺序进行，也可以随机进行，但是优选是顺序进行的。例如，所述方法包括步骤(a)和(b)，表示所述方法可包括顺序进行的步骤(a)和(b)，也可以包括顺序进行的步骤(b)和(a)。例如，所述提到所述方法还可包括步骤(c)，表示步骤(c)可以任意顺序加入到所述方法，例如，所述方法可以包括步骤(a)、(b)和(c)，也可包括步骤(a)、(c)和(b)，也可以包括步骤(c)、(a)和(b)等。

在本申请中，如果没有特别的说明，本文所提到的“包括”表示开放式，也可以是封闭式。例如，所述“包括”可以表示还可以包含没有列出的其他组分，也可以仅包括列出的组分。

在本申请中，术语“上游”、“下游”相对于物流来描述各个部件的相对位置，即物流先流过“上游”再流过“下游”。

在本申请中，术语“物流”表示在本申请的方法和设备中使用或进行处理的任意可流动的物质流体，其具有客观存在的物质属性和可流动的属性，其可以包括气体、液体、气体和液体的混合物、液体和液体的混合物、气体在液体中的溶液、液体在液体中的溶液、固体在液体中的溶液或悬浮液，或者上述一种或多种情况的组合。例如，在本申请中，作为最初原料的包含不同碳数的α-烯烃、烷烃以及含氧化合物的混合产物(例如由合成气直接制烯烃(FTO)或者任意其他工艺获得的包含上述物质的产物)、由该最初原料分离出的任意部分、以及在加工过程中添加入其中或从中回收的任意试剂均可称作“物流”。

在本发明中，包含烃组分和含氧化合物的物流因为其主要成分是烃类，因此有时也称为“烃物流”。根据本发明的一个实施方式，所述包含烃类和含氧化合物的物流是主要包含C1～C20的烃类化合物、例如C4～C12的烃类化合物和C1～C20、例如C1～C8的醇、醛、酮、酸类含氧化合物的混合物，根据其具体来源、制备工艺和分离技术，也有可能包含较低比例的其他不可避免的杂质，但是这些杂质的含量非常低，在本申请的分离和提纯过程中基本上会同时被除去，其在最终产品物流中的含量处于可以接受的水平，因此在本申请的技术方案中不会特别关注对这些杂质的分离。其中，同一碳数的烃类化合物包括正构烷烃、异构烷烃、线性1-烯烃、支链烯烃、内烯烃(即双键烯基并非位于端部的烯烃)、二烯烃、三烯烃、芳烃、环烷烃及环烯烃，同一碳数的含氧化合物包括醇、醛、酮、酸及其异构体。根据本发明的一个实施方式，本申请的方法和设备用于将“烃物流”中的烃组分与含氧化合物分离。例如，所述“烃物流”可以是合成气直接制烯烃(FTO)的产物或者由合成气直接制烯烃(FTO)产物经过初步分离获得的轻质烃馏分段。也可以是基于石油路线、甲醇制烯烃(MTO)路线、费托反应的产物或者由这些产物经过初步分离获得的轻质烃馏分段。合成气直接制烯烃(FTO)工艺是以合成气(一氧化碳和氢气的混合气体)为原料在催化剂和适当条件下合成各种碳数的烃类混合物的工艺过程，其产物中包含本发明作为目标产物的烃组分和含氧化合物。

优选地，本发明作为目标产物的烃组分为α-烯烃，具体为C8-C15，优选C8-C12α-烯烃。α-烯烃是双键在分子链端部的单烯烃，作为工业产品的α-烯烃,碳数范围分布很宽(C4～C40)。有广泛用途的是碳数范围为C6～C18(或C20)的直链α-烯烃,一般不将其分离成个别组分,而根据用途需要将其分离成各种馏分。

在此需要强调的是，虽然本发明中主要描述了使用FTO工艺的产物或产物轻质烃馏分段进行α-烯烃与含氧化合物的分离，但是本发明的方法和设备适用于任意包含α-烯烃的混合烃物流，例如可以用来处理以下的一种或多种工艺获得的含α-烯烃的产物流，并且同样实现本申请在α-烯烃的分离和提纯方面的有益效果：费托合成油、石油路线和/或MTO工艺的产物、石油分馏、煤炭精馏、醇类脱水、烷烃氧化脱氢、生物发酵工艺、烃类催化重整、烃类催化裂解、生物油品催化氧化等。根据本发明的一个优选的实施方式，作为最初原料的含α-烯烃的物料是经由FTO合成反应制得的烯烃产物中的轻质烃馏分段。根据本发明的另一个优选的实施方式，作为最初原料的含α-烯烃的物料是甲醇制烯烃工艺制得的烯烃产物中的轻质烃馏分段。

另外，在本申请中，使用Cn烃(或Cn馏分)表示具有n个碳原子的烃类的集合体或混合物，例如C8烃表示具有8个碳原子的烃类的集合体或混合物，在本申请的一个实施方式中，C8烃可以包括具有八个碳原子的烷烃、具有八个碳原子的烯烃、具有八个碳原子的炔，其中具有八个碳原子的烷烃可以包括所有具有八个碳原子的直链、支链或环状烷烃，例如正辛烷、2-甲基庚烷、2,2-二甲基己烷、环辛烷、1-甲基环庚烷，其任意异构体；具有八个碳原子的烯烃可以包括所有具有八个碳原子的直链、支链或环状烯烃，或芳烃，例如1-辛烯、2-辛烯、3-辛烯、2-甲基-1-庚烯、2-甲基-2-庚烯、3-甲基-1-庚烯、环辛烯、1-甲基环庚烯，其任意异构体等；具有八个碳原子的炔烃可以包括所有具有八个碳原子的直链、支链或环状炔烃，例如1-辛炔及其任意异构体。在本申请中用Cn+烃表示具有n个或更多个碳原子的烃类的集合体或混合物，例如C8+烃表示具有8个碳原子或更多个碳原子的烃类的集合体或混合物；在本申请中用Cn-烃表示具有n个或更少碳原子数的烃类的集合体或混合物，例如C4-烃表示具有4个碳原子或更少碳原子数的烃类的集合体或混合物。

在本申请中，用Cn烯表示具有n个碳原子的烯烃的集合体或混合物，例如C5烯表示具有5个碳原子的烃类的集合体或混合物，具有五个碳原子的烯烃可以包括所有具有五个碳原子的直链、支链或环状烯烃，或芳烃，例如1-戊烯、2-戊烯、2-甲基-1-丁烯、2-甲基-2-丁烯、3-甲基-1-丁烯、环戊烯、1-甲基环丁烯等。在本申请中用Cn+烯(烃)表示具有n个或更多个碳原子的烯的集合体或混合物，例如C8+烯表示具有8个碳原子或更多个碳原子的烯烃的集合体或混合物；在本申请中用Cn-烯表示具有n个或更少碳原子数的烯烃的集合体或混合物，例如C4-烯表示具有4个碳原子或更少碳原子数的烯烃的集合体或混合物。以上的表述方式也是本领域中常规采用的表述方式。在此需要强调的是，在附图中显示以及在下文所述的仅仅是本发明的一些具体实施方式，本发明的保护范围不仅限于这些具体实施方式。本发明的保护范围由本发明的权利要求所限定，可能包括权利要求书范围内的任意技术方案，包括但不限于对这些具体实施方式的进一步改进和替代。

现在参考图1和图2来具体说明本发明的方法和设备。

在一个实施方式中，本发明提供了一种将烃物流中的烃组分与含氧化合物分离的方法，该分离方法使用图1所示的设备进行。所述方法包括以下所述的步骤(i)至(v)。

步骤(i)：提供包含烃组分和含氧化合物的物流1，根据所述物流1的来源，所述物流1可以具有各种不同的组成。例如，所述物流除了包含α-烯烃以外，还可以包含以下组分：C4-C100范围内的正构烷烃、异构烷烃、环烷烃、不同于芳烃α-烯烃的异构烯烃、含氧化合物。所述含氧化合物包括醇、醛、酮、酸、酯中的一种或多种。优选地，所述包含烃组分和含氧化合物的物流是FTO工艺的产物或者由这些产物经过初步分离获得的轻质烃馏分物流。根据一个优选的实施方式，该产物或者产物的轻质馏分物流中的含氧化合物重量百分含量为10-25％，烷烃重量百分含量为5-15％，α-烯烃的重量百分比含量可以大于30％，或者≥32％，或者≥35％，或者≥37％，或者≥40％，或者≥42％，或者≥45％，或者≥47％，或者≥50％，或者≥52％，或者≥55％，或者≥60％，α-烯烃重量百分比的上限可以是例如≤80重量％，或者≤70重量％，或者≤60重量％，或者≤50重量％，或者≤48重量％，或者≤45重量％。在该步骤(i)中，将上述包含包含烃组分和含氧化合物的物流1输送至萃取塔D1，用于进行步骤(ii)。

步骤(ii)：向萃取塔D1提供萃取剂物流2和反萃取剂物流3，其中所述萃取剂为含有水和有机液体的混合物，所述有机液体选自甲醇、乙醇、丙醇、乙腈中的一种或多种，所述萃取剂中的水含量大于15重量％，例如为15-40重量％，余量为所述有机液体。根据一个优选的实施方式，所述有机液体为乙醇，所述萃取剂中水含量为10～20重量％，余量为乙醇。所述萃取剂与所述烃组分形成最低共沸点共沸物。所述反萃取剂的沸点不高于所述烃组分中最具挥发性的烃的沸点，反萃取剂的沸点必须足够低，原因是其在下述的汽提塔里可容易与烃类产品分离。根据一个优选的实施方式，所述反萃取剂包含烯烃或烷烃，具体地，反萃取剂为C7-C9、例如C8烯烃和烷烃混合物。根据一个优选的实施方式，所述反萃取剂为辛烯和/或辛烷。萃取剂中水主要有两方面的作用：一是能形成醇-水-烃三元非均相共沸物，使其通过简单的相分离对共沸剂进行回收，水含量越高，越利于相分离；二是醇-水-烃三元共沸物中烃含量大于醇-烃二元共沸物中烃的含量，在达到分离要求的情况下，水的加入可降低共沸精馏塔的溶剂比和能耗，水含量越高，溶剂比越小，能耗越低。但如果共沸剂中水含量过高，过量的水会渗透到精馏塔底，甚至与氧化物形成共沸物被带到塔顶，影响塔顶烃馏分中的氧化物含量，且过高的水含量会在塔柱中形成油水两相，影响精馏塔操作。

萃取剂物流2与物流1的比率必须足以超过萃取剂在烃类中的溶解度以形成两个截然分明的液相，一般而言，萃取剂与烃进料的比率在2:1至6:1之间。优选采用低溶剂进料比，因为如此则在下述的溶剂回收塔内只需回收更少量的溶剂，可节约能量消耗。烃进料和反萃取剂之比为1.5:1至3:1，优选为约2:1。

在一个实施方式中，所述萃取剂和所述包含烃组分和含氧化合物的物流的进料体积比为2:1至6:1，例如2:1、3:1、4:1、5:1、6:1。在一个实施方式中，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为170～280℃。在一个实施方式中，所述萃取塔D1中的压力为0-0.3MPaG，例如为0-0.2MPaG，或者为0.1-0.3MPaG，例如所述萃取塔可以在大气压下操作。所述包含烃组分和含氧化合物的物流与所述反萃取剂的进料体积比为1.5:1至3:1，例如1.8:1、2:1、2.5:1、2.8:1。

所述步骤(ii)在萃取塔D1中进行，所述萃取塔D1的理论塔板数为3～20块，操作温度为5～45℃。萃取剂物流2从所述萃取塔上部进入，包含烃组分和含氧化合物的物流1从所述萃取塔中部进入，反萃取剂物流3从所述萃取塔下部进入。包含烃组分和含氧化合物的物流1、萃取剂物流2和反萃取剂物流3在萃取塔D1中通过液液萃取形成萃取液物流4和萃余液物流5。

所述萃取液物流4包含所述含氧化合物、萃取剂和少量的反萃取剂，所述萃余液物流5包含所述烃组分、反萃取剂和少量的萃取剂。所述萃取液物流从所述萃取塔塔底采出，所述萃余液物流从所述萃取塔塔顶采出。在萃取步骤之前，物流1中含氧化合物的质量百分比可以大于10％，例如，10-20％，例如，11％、12％、12.5％、13％、13.5％、14％、18％；在萃取之后，绝大部分含氧化合物被萃取液萃取而获得分离。在一个实施方式中，基于物流1中的含氧化合物总量，含氧化合物被脱除了至少90％，例如，至少92％、至少95％、至少97％、至少98％、至少99％，或者甚至被脱除了至少99.5％。只有少许的含氧化合物可能未被脱除而包含在萃余液5中，例如基于物流1中的含氧化合物总量，可能有最多8％，或者最多5％，或者最多3％，或者最多2％，或者最多1％，或者最多0.5％的含氧化合物包含在萃余液5中。在萃取之后，萃余液物流5中含烯烃和烷烃的质量百分比可以大于85％，例如85-95％，例如，86％、87％、88％、89％、90％、91％、91％、93％、94％，同时至少基本保持烯烃/烷烃的比率；萃取液物流4中包含的含氧化合物的质量百分比可以大于85％，例如85-95％，例如，86％、87％、88％、89％、90％、91％、91％、93％、94％。根据本发明的一个实施方式，以萃取液物流4的总重量为基准计，其中反萃取剂的含量可以为0.5-5重量％，例如1-3重量％；以萃余液物流5的总重量为基准计，其中萃取剂的含量可以为0.5-5重量％，例如1-3重量％，此种较低的重量在本发明中被称为“少量的”或“作为少量组分的”。

在步骤(ii)中得到的萃余液物流5被输送至汽提塔D3，在其中进行反萃取剂回收，在步骤(ii)中得到的萃取液物流4被输送至溶剂回收塔D2，在其中进行萃取剂回收。

步骤(iii)：步骤(iii)在溶剂回收塔中D2进行，在一个实施方式中，所述溶剂回收塔的操作压力为常压，理论塔板数为20～50块，回流比为1～10，萃取液物流4从溶剂回收塔上部或中部进入，例如萃取液物流4的进料位置为溶剂回收塔从上起第2～10块塔板，塔顶温度为60～80℃，所得的富萃取剂物流6从塔顶采出，富含氧化合物物流9从塔底采出。

在本申请中，“富含氧化合物物流”是指该物流9中包含含氧化合物的馏分相对含量高于所述物流1和所述萃取液物流4。根据一个实施方式，基于物流1中的含氧化合物重量百分含量相比，富含氧化合物物流9中的含氧化合物含量提高了至少10％，例如提高了至少15％，或者提高了至少20％，或者提高了至少25％，或者提高了至少30％，或者提高了至少35％，或者提高了至少40％，或者提高了至少45％，或者提高了至少50％，或者提高了至少55％，或者提高了至少60％，或者提高了至少65％，或者提高了至少70％，或者提高了至少75％，或者提高了至少80％，或者提高了至少85％，或者提高了至少90％，或者提高了至少95％，或者提高了至少100％，或者提高了至少110％，或者提高了至少120％，或者提高了至少130％，或者提高了至少140％，或者提高了至少150％，或者提高了至少160％，或者提高了至少170％，或者提高了至少180％，或者提高了至少190％，或者提高了至少200％，或者提高了至少220％，或者提高了至少240％，或者提高了至少250％，或者提高了至少280％，或者提高了至少300％，或者提高了至少330％，或者提高了至少350％，或者提高了至少370％，或者提高了至少400％，或者提高了至少430％，或者提高了至少450％，或者提高了至少470％，或者提高了至少500％。根据本申请的另一个实施方式，物流1中含氧化合物的含量为10重量％至25重量％，而在所述溶剂回收步骤之后，所述富含氧化合物物流9中含氧化合物的重量百分比高于萃余液物流4中的含氧化合物，例如，所述富含氧化合物物流9中包含的含氧化合物的质量百分比可以大于95％，例如95-99.5％，例如，96％、96.5％、97％、97.5％、98％、98.5％、99％。

步骤(iv)：步骤(iv)在汽提塔D3中进行，在一个实施方式中，所述汽提塔的理论塔板数为20～40块，萃余液物流的进料位置为从上起第1块塔板，塔顶温度为40～70℃，塔釜温度为80～120℃，所得的富反萃取剂物流11从塔顶采出，富烃产品物流12从塔底采出。

在本申请中，“富反萃取剂物流11”包含的反萃取剂相对含量高于萃余液物流5。根据一个实施方式，基于萃余液物流5中的反萃取剂重量百分含量相比，富反萃取剂物流11中的反萃取剂含量提高了至少10％，例如提高了至少15％，或者提高了至少20％，或者提高了至少25％，或者提高了至少30％，或者提高了至少35％，或者提高了至少40％，或者提高了至少45％，或者提高了至少50％，或者提高了至少55％，或者提高了至少60％，或者提高了至少65％，或者提高了至少70％，或者提高了至少75％，或者提高了至少80％，或者提高了至少85％，或者提高了至少90％，或者提高了至少95％，或者提高了至少100％，或者提高了至少110％，或者提高了至少120％，或者提高了至少130％，或者提高了至少140％，或者提高了至少150％，或者提高了至少160％，或者提高了至少170％，或者提高了至少180％，或者提高了至少190％，或者提高了至少200％。“富烃物流”包含的烃组分相对含量高于萃余液物流5。根据本申请的另一个实施方式，萃余液物流5中含烯烃和烷烃的质量百分比可以大于85％，例如85-95％，例如，86％、87％、88％、89％、90％、91％、91％、93％、94％，在汽提步骤之后，富烃产品物流11中含烯烃和烷烃的质量百分比可以大于95％，同时至少基本保持烯烃/烷烃的比率。

步骤(v)：富萃取剂物流6和富反萃取剂物流11合并之后进入冷凝器E1进行冷却，之后在相分离器V1中形成萃取剂相7和8以及反萃取剂相10，反萃取剂相10循环返回至萃取塔D1底部，萃取剂的一部分作为萃取剂相7循环返回至所述溶剂回收塔D2上部，另一部分作为萃取剂相8循环返回至萃取塔D1上部。

在另一个实施方式中，本发明提供了一种将烃物流中的烃组分与含氧化合物分离的进一步设计的方法，该分离方法使用图2所示的设备进行。所述方法包括以下所述的预处理步骤以及步骤(i)至(vi)。

预处理步骤：对包含烃组分的物流进行原料切割，至少部分地除去C7以下馏分物流和C16以上馏分物流，以得到C8-C15馏分物流。所述原料切割步骤在原料切割塔(附图中未示出)中进行，所述原料切割塔的操作压力为0.1～0.3MPaG，理论塔板数为20～40块，回流比为1～10，来自步骤(i)的包含烃组分和含氧化合物的物流的进料位置在从上起第5～35块塔板处，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为70～120℃，在塔顶得到C8-C15馏分物流。在一个优选的实施方式中，从包含烃组分的物流中除去C7以下馏分物流和C13以上馏分物流,以得到C8-C12馏分物流。

步骤(i)：提供经过上述预处理(切割)步骤得到的C8-C15(或更优选C8-C12)馏分物流1，所述物流除了包含C8-C15α-烯烃以外，还可以包含以下组分：C8-C15范围内的正构烷烃、异构烷烃、环烷烃、不同于α-烯烃的异构烯烃、含氧化合物。在该步骤(i)中，将上述C8-C15馏分物流1输送至萃取塔D1，用于进行步骤(ii)。

步骤(ii)：向萃取塔D1提供萃取剂物流2和反萃取剂物流3，C8-C15馏分物流1、萃取剂物流2和反萃取剂物流3在萃取塔D1中通过液液萃取形成萃取液物流4和萃余液物流5。

所述萃取液物流4包含所述含氧化合物、萃取剂和少量反萃取剂，所述萃余液物流5包含所述烃组分、反萃取剂和少量萃取剂。所述萃取液物流4从所述萃取塔塔底采出，所述萃余液物流5从所述萃取塔塔顶采出。

在步骤(ii)中得到的萃余液物流5被输送至汽提塔D3，在步骤(ii)中得到的萃取液物流4被输送至溶剂回收塔D2。

步骤(iii)：步骤(iii)在溶剂回收塔中D2进行，所得的富萃取剂物流6从塔顶采出，富含氧化合物物流9从塔底采出。

步骤(iv)：步骤(iv)在汽提塔D3中进行，所得的富反萃取剂物流11从塔顶采出，富烃物流12从塔底采出。

步骤(v)：富萃取剂物流6和富反萃取剂物流11合并之后进入冷凝器E1进行冷却，之后在相分离器V1中形成萃取剂相7和8以及反萃取剂相10，反萃取剂相10循环返回至汽提塔D3上部，萃取剂相7循环返回至所述溶剂回收塔D2上部，萃取剂相8循环返回至萃取塔D1上部。

步骤(vi)：步骤(iv)得到的富烃物流12进入精制塔D4进行精馏，得到精烃产品物流14和反萃取剂物流13，精烃产品物流14从精制塔D4塔底采出，反萃取剂物流13从精制塔D4塔顶采出，循环返回至萃取塔D1底部。在本发明的一个实施方式中，所述步骤(vi)在精制塔中进行，所述精制塔的理论塔板数为20～40块，精制塔的内径为30-70mm，回流比为1～10，富烃物流的进料位置为从上起第10～35块，塔顶温度为40～70℃，塔釜温度为80～120℃。

在本发明的一个实施方式中，在所述萃取塔D1中，步骤(ii)的操作温度为5～45℃，例如5～40℃、5～35℃、5～30℃、5～25℃、5～20℃、5～15℃、5～10℃、10～45℃、10～40℃、10～35℃、10～30℃、10～25℃、10～20℃、10～15℃、15～45℃、15～40℃、15～35℃、15～30℃、15～25℃、15～20℃、20～45℃、20～40℃、20～35℃、20～30℃、20～25℃、25～45℃、25～40℃、25～35℃、25～30℃、30～45℃、30～40℃、30～35℃、35～45℃、35～40℃、40～45℃，例如可以在以下任意两个端点结合起来得到的数值范围之内：5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25、26、27、28、29、30、31、32、33、34、35、36、37、38、39、40、41、42、43、44、45℃。

在所述步骤(ii)之后，绝大部分含氧化合物从含烃组分物流中分离，经过溶剂回收步骤(iii)之后得到高纯度的含氧化合物产品。根据本发明的一个实施方式，在所述步骤(iii)之后，所述富含氧化物物流9中包含大于95％，或者大于99％，或者大于99.9％，或者大于99.99％的含氧化合物，以及小于0.5％，优选小于0.1％的烃。

根据一个特别优选的实施方式，在步骤(iii)中通过溶剂回收之后，所得到的富萃取剂物流6中无法检测出任何残留的含氧化合物，也即含氧化合物在物流6中的含量低于常规实验室或工业规模检测技术的检测下限；所得到的富含氧化物物流9无法检测出任何残留的烯烃和/或烷烃，也即烯烃和/或烷烃在物流9中的含量低于常规实验室或工业规模检测技术的检测下限。

根据本申请的一个实施方式，富烃物流12中烯烃的重量百分比增加至50重量％至99重量％，例如60重量％至90重量％，例如70重量％至89重量％，例如80重量％至88重量％，例如85重量％至88重量％。

根据本申请的一个优选的实施方式，所述富烃产品物流12中目标产物α-烯烃和烷烃的总含量为85-99.9重量％，例如≥88重量％，或者≥90重量％，或者≥92重量％，或者≥94重量％，或者≥95重量％，或者≥96重量％，或者≥98重量％，或者≥99重量％。

根据本申请的一个优选的实施方式，所述精烃产品物流12中目标产物α-烯烃和烷烃的总含量为95-99.9重量％，例如≥95重量％，或者≥96重量％，≥97重量％，或者≥98重量％，或者≥99重量％。

在另一方面中，本发明提供了一种用于将烃物流中的烃组分与含氧化合物分离的的设备，其包括如图1所示的设计：

萃取塔D1，其用于对烃组分物流1、萃取剂物流2和反萃取剂物流3进行液液萃取，以得到萃取液物流4和萃余液物流5；

在萃取塔D1下游的溶剂回收塔D2，其用于对从上游的萃取塔D1中出来的萃取液物流4进行萃取剂回收，以得到富萃取剂物流6和富含氧化合物物流9；

在萃取塔D1下游的汽提塔D3，其对从萃取塔D1中出来的萃余液物流5进行反萃取剂回收，以得到富反萃取剂物流11和富烃产品物流12；

在溶剂回收塔D2和汽提塔D3下游的冷凝器E1，其对从溶剂回收塔D2中出来的富萃取剂物流6和从汽提塔D3出来的富反萃取剂物流11进行冷凝；

在冷凝器E1下游的相分离器V1，其用于对从上游的冷凝器E1中出来的冷凝物进行液液两相分离，以形成萃取剂相7和8以及反萃取剂相10。

在另一个实施方式中，所述设备还包括原料切割塔，用于将烃组分物流进行原料切割，得到C8-C15馏分物流。

在另一个实施方式中，所述设备还包括精制塔D4，用于进一步精制富烃物流，得到精烃产品物流14。

根据本申请的一些实施方式，利用本申请的分离设备和方法可从合成气直接制烯烃(FTO)工艺产物中分离出纯度大于98.5％的α-烯烃和烷烃产品。

不希望局限于任何具体的理论，与现有技术相比，本发明具有以下优点：

(1)采用萃取结合反萃取的方式，可实现进料烃物流中的烷烃和烯烃的高回收率，同时，可显著提高含氧化合物的纯度。本方法不仅得到了烯烃/烷烃产品，还得到了充分纯净和有用的含氧化合物产品。

(2)反萃取剂采用沸点不高于烃类组分中最具挥发性的烃沸点的烯烷烃，避免了添加外来种类的溶剂给本方法带来的复杂性。

(3)在溶剂回收过程中，萃取剂与反萃取剂形成的最低共沸点共沸物可实现含氧化合物与反萃取剂的完全分离，在溶剂回收塔底部得到高纯度的含氧化合物产品。

(4)萃取剂中加入一定量的水，可与反萃取剂在溶剂回收过程中形成非均相溶液，在相分离器中可实现萃取剂与反萃取剂的直接回收及循环利用。

在以下实施例中具体列举了本发明的优选实施方式，但是应当理解，本发明的保护范围不仅限于此。在本申请的以下发明实施例和比较例中，都采用合成气直接制烯烃(FTO)的产物轻质烃馏分段为原料，所述合成气直接制烯烃(FTO)按照文献(Cobaltcarbide nanoprisms for direct production of lower olefins from syngas(NATURE2016,538,84-87))的工艺条件进行。

实施例1

在该实施例1中依照图1所示设备的组装进行含氧化合物与烃组分的分离：

本实施例中原料为合成气直接制烯烃(FTO)产物经过物料分割预处理步骤得到的C8～C12馏分，其组成包括正构烷烃和α-烯烃，还包括一些异构烷烃、支链烯烃、环烷烃、环烯烃，以及包括醇、醛、酮、酸、酯等含氧化合物的一种或多种。其中烯烃的质量百分比约为66％，烷烃的质量百分比约为12％，含氧化合物的质量百分比约为22％。萃取剂为含有88％质量分数的乙醇和12％质量分数的水，反萃取剂为含有60％质量分数的辛烯和40％质量分数的辛烷。

在萃取塔D1中，含有氧化物的C8至C12馏分物流1、萃取剂物流2和反萃取剂物流3通过液液萃取形成萃取液物流4和萃余液物流5；在溶剂回收塔D2中，对萃取液物流4进行溶剂回收，得到富萃取剂物流6和富含氧化合物物流9；在汽提塔D3中，对萃余液物流5进行汽提，从而得到富反萃取剂物流11和富烃物流12；在冷凝器E1中对富萃取剂物流6和富反萃取剂物流11进行冷凝，在相分离器V1中对冷凝物进行液液两相分离，以形成萃取剂相7和8以及反萃取剂相10。

工艺流程中各单元的具体操作条件如下：

对合成气直接制烯烃(FTO)的产物在原料切割塔中进行原料切割，在理论塔板数为20，进料位置为上起第10块，回流比为3的条件下，控制塔顶温度55.5～56.5℃，塔釜温度为72～74℃，得到含有氧化物的C8至C12馏分物流1。

含有氧化物的C8至C12馏分物流1从萃取塔D1的中部进入萃取塔D1，萃取塔内径100mm，总高度为3.4m，装有2m高的填料，在所述萃取塔的顶部(第1块塔板处)、中部(第6块塔板处)和底部(第10块塔板处)分别有进料口，包含烃组分和含氧化合物的物流以2kg/h的流速由中部进料口进入萃取塔，萃取剂以4kg/h的流速由顶部进料口进入萃取塔，反萃取剂以1kg/h的流速由底部进料口进入萃取塔。萃取塔操作温度为40℃，操作压力为常压。

萃取液物流4以4.5kg/h的流速从萃取塔塔底采出。萃取液物流4在第20块理论板进入装有40块理论板的溶剂回收塔D2，溶剂回收塔的内径为50mm。萃余液5以2.5kg/h的流速从萃取塔塔顶采出，由塔顶处进入装有20块理论板的汽提塔D3，汽提塔的内径为40mm。溶剂回收塔D2在常压下操作，塔顶物流采出温度为77℃，采出量为6kg/h，回流量为2kg/h。汽提塔在常压下操作，塔顶物流采出温度为118℃，采出量为1kg/h。

溶剂回收塔D2塔顶采出物流(即富萃取剂物流6)和汽提塔D3的塔顶采出物流(即富反萃取剂物流11)混合并经过冷凝器E1冷却后，由相分离器V1得到萃取剂和反萃取剂两个液相，一部分萃取剂作为萃取剂相8以4kg/h的流速循环返回萃取塔D1顶部，反萃取剂相回流物流10以1kg/h的流速循环返回萃取塔底部。溶剂回收塔底部得到流速为0.5kg/h，且烯-烷烃含量为0.3％质量分数的富含氧化合物物流9；汽提塔底部得到流速为1kg/h，且含氧化合物含量为0.6％质量分数的富烃产品物流12。

实施例2

在该实施例2中依照图2所示设备的组装进行含氧化合物与烃组分的分离：

本实施例中原料为合成气直接制烯烃(FTO)产物经过物料分割预处理步骤得到的C8～C12馏分，包括正构烷烃和α-烯烃，还包括一些异构烷烃、支链烯烃、环烷烃、环烯烃，以及包括醇、醛、酮、酸、酯等含氧化合物的一种或多种。其中烯烃的质量含量约为70％，烷烃的质量含量约为14％，含氧化合物的质量含量约为16％。萃取剂为含有85％质量分数的乙醇和15％质量分数的水，反萃取剂为含有50％质量分数的辛烯和50％质量分数的辛烷。

在萃取塔D1中，含有氧化物的C8至C12馏分物流1、萃取剂物流2和反萃取剂物流3通过液液萃取形成萃取液物流4和萃余液物流5；在溶剂回收塔D2中，对萃取液物流4进行溶剂回收，得到富萃取剂物流6和富含氧化合物物流9；在汽提塔D3中，对萃余液物流5进行汽提，从而得到富反萃取剂物流11和富烃物流12；在冷凝器E1中对富萃取剂物流6和富反萃取剂物流11进行冷凝，在相分离器V1中对冷凝物进行液液两相分离，以形成萃取剂相7和8以及反萃取剂相10，在精制塔D4中对富烃物流12进一步精制，得到精烃产品物流12和反萃取剂物流13。

工艺流程中各单元的具体操作条件如下：

对合成气直接制烯烃(FTO)的产物在原料切割塔中进行原料切割，在理论塔板数为20，进料位置为上起第10块，回流比为3的条件下，控制塔顶温度55.5～56.5℃，塔釜温度为72～74℃，得到含有氧化物的C8至C12馏分物流1。

含有氧化物的C8-C15馏分物流1进入萃取塔D1，萃取塔内径100mm，装有2m高填料，在所述萃取塔的顶部(第1块塔板数)、中部(第6块塔板数)和底部(第10块塔板数)分别有进料口，含有氧化物的C8至C12馏分物流以2kg/h的流速由中部进料口进入萃取塔，萃取剂以4kg/h的流速由顶部进料口进入萃取塔，反萃取剂以2kg/h的流速由底部进料口进入萃取塔。萃取塔操作温度为40℃，操作压力为常压。

萃取液物流4以4.4kg/h的流速从萃取塔塔底采出。萃取液物流4在第20块理论板处的入口进入装有40块理论板的溶剂回收塔D2，溶剂回收塔的内径为50mm。萃余液以3.6kg/h的流速从萃取塔塔顶采出，由塔顶处进入装有20块理论板的汽提塔D3，汽提塔的内径为40mm。溶剂回收塔在常压下操作，塔顶物流采出温度为77℃，采出量为6kg/h，回流量为2kg/h。汽提塔在常压下操作，塔顶物流采出温度为118℃，采出量为1kg/h。

溶剂回收塔D2塔顶采出物流(即富萃取剂物流6)和汽提塔D3的塔顶采出物流(即富反萃取剂物流11)混合并经过冷凝器E1冷却后，由相分离器V1得到萃取剂和反萃取剂两个液相，萃取剂相8以4kg/h的流速循环返回萃取塔顶部，反萃取剂相循环物流10以1kg/h的流速返回汽提塔顶部。汽提塔D3底部的富烃物流12以3.6kg/h的流速在第15块理论板处的进料口进入装有30块理论板的精制塔，精制塔的内径为50mm。在操作压力为常压，回流比为3的操作条件下，精制塔塔顶的反萃取剂13以2kg/h的流速循环返回萃取塔底部，精制塔底部得到流速为1.6kg/h，氧化物含量为0.5％质量分数的精烃产品物流14。溶剂回收塔D2底部得到流速为0.4kg/h，烃含量为0.1％质量分数的含氧化合物物流9。