一种从矿物油中分离混合二甲基萘的方法和系统

技术领域

本发明涉及矿物油分离领域，具体地，涉及一种从矿物油中分离混合二甲基萘的方法。

背景技术

二甲基萘(DMN)有10种同分异构体，均是制备各种高端化学品的基础原料，同时DMN也是氧化制备萘二甲酸(NDA)的前驱体，后者是已知用于制备各种高端聚合物的单体。例如，1,4-二甲基萘(1,4-DMN)是一种高附加值精细化工产品，主要用于植物生长调节剂和荧光增白剂领域，除此以外，由1,4-DMN氧化得到1,4-萘二甲酸(1,4-NDA)是颜料、树脂、燃料、医药领域的重要中间体，能作为混合材料添加剂用于服装材料、高强度容器材料等材料领域；2,6-二甲基萘(2,6-DMN)是合成性能优良的聚合材料的重要原料，其氧化后生成的2,6-萘二甲酸(2,6-NDA)与乙二醇缩合制得的2,6-萘二甲酸乙二醇酯(PEN)，由于具有优良的力学性能、气体阻隔性、防水性、抗紫外线性、耐热性、耐化学药品性、耐辐射性等特点，在薄膜、包装容器、纤维等领域有着广泛的应用前景，同时也是制备新型液晶聚酯LCP的主要原材料。

目前，萘系高端聚合物单体特别是NDA市场价格较高，这成为制约其大规模进入市场的主要原因。而NDA合成单体DMN的生产是造成NDA价格居高不下的主要原因之一，研发低成本生产DMN技术是目前的研究热点之一。

DMN的10种同分异构体沸点相差均较小，单用精馏工艺获得高纯度的DMN单体十分困难。另外，虽然这十种异构体的熔点相差很大，但采用结晶分离时，由于不同异构体之间会发生低共熔结晶，获得DMN单体的收率也很低。因此，采用常规物理分离方法的整体经济性较差。

目前DMN的工业化生产路线主要是化学合成法，有萘甲基化路线、芳烃与二烯烃合环路线等。大部分合成路线涉及的物料价格昂贵，催化体系高毒、高风险，部分反应条件苛刻，产品总收率不高，工业化成本高。另外，由于化学合成路线很难达到100％的DMN单体选择性，因此产品也存在异构体分离的问题。

发明内容

本发明的目的是提供一种从矿物油中分离混合二甲基萘的方法和系统，采用该方法可以有效富集矿物油馏分中的高附加值组分，获得含量在95％以上的混合二甲基萘。

本申请提供的一种从矿物油中分离混合二甲基萘的方法，包括：

萃取步骤，包括使用萃取溶剂对所述矿物油进行萃取，得到富含烷烃的萃余油物流以及富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流；其中，所述萃取溶剂为离子液体；

蒸馏步骤，包括：

使富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流在第一蒸馏塔中进行第一蒸馏，得到第一蒸馏塔塔顶物流和第一蒸馏塔塔底物流；

使第一蒸馏塔塔底物流在第二蒸馏塔中进行第二蒸馏，得到产物混合二甲基萘。

在一种实施方式中，所述萃取单元包括萃取塔，将矿物油从下部送入萃取塔，萃取溶剂从上部送入所述萃取塔进行液相萃取，得到的所述富含烷烃的萃余油物流从萃取塔的顶部排出，得到的所述富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流从萃取塔的底部排出。

在一种实施方式中，所述离子液体选自阳离子为烷基取代的咪唑或吡啶阳离子，阴离子为六氟磷酸根(PF

优选地，所述烷基取代的咪唑阳离子具有式(I)的结构，所述烷基取代的吡啶阳离子具有式(II)的结构：

其中，R

在一种实施方式中，所述萃取溶剂与矿物油的质量比为(0.5～50):1，优选为(1～10):1。

在一种实施方式中，所述萃取塔中，萃取温度为15～120℃，萃取压力为0.1～0.5MPa。

在一种实施方式中，第一蒸馏塔采用减压蒸馏工艺，塔底温度为50～180℃，塔顶压力为1～20kPa，回流比为0.1～1.0，塔板数为1～10；第二蒸馏塔采用减压闪蒸工艺，操作温度为80～200℃，塔顶压力为0.1～10kPa。

在一种实施方式中，所述方法还包括使至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取塔。

在一种实施方式中，使至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取塔之前，还与第一蒸馏塔塔底物流和/或所述富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流进行热交换。

在一种实施方式中，所述方法还包括净化步骤，所述净化步骤包括用反萃剂除去一部分第二蒸馏塔塔底物流中的重组分。

在一种实施方式中，所述净化步骤包括：

使一部分第二蒸馏塔塔底物流送入反萃塔的上部，反萃剂从反萃塔的下部送入反萃塔进行反萃取，得到的贫溶剂从反萃塔的底部排出，循环返回萃取塔，得到的反萃相从反萃塔的顶部排出；所述反萃相送入反萃剂回收塔回收反萃剂，得到的反萃剂从反萃剂回收塔的顶部排出并循环返回反萃塔的下部，得到的富含芳烃的抽出油从反萃剂回收塔的底部排出。

在一种实施方式中，所述反萃剂选自C4～C10的烷烃或环烷烃；所述反萃剂与进入反萃塔的第二蒸馏塔塔底物流的质量比为(0.2～7)：1；所述反萃塔的操作温度为15～50℃，所述反萃塔的操作压力为0.1～0.5MPa。

在一种实施方式中，所述矿物油为250～280℃馏分，优选选自直馏柴油、催化裂化轻循环油、焦化柴油、煤直接液化所得柴油馏分和煤焦油所得柴油馏分中的至少一种经精馏切分得到。

本申请提供一种从矿物油中分离混合二甲基萘的系统，包括：

萃取单元，所述萃取单元设置有用于输入矿物油和萃取溶剂的一个或多个萃取单元物流入口，使得在所述萃取单元内萃取溶剂对所述矿物油进行萃取分离；所述萃取单元还包括萃余油出口和萃出相出口，使得富含烷烃的萃余油物流从所述萃余油出口排出，和富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流从所述萃出相出口排出；

蒸馏分离单元，所述蒸馏分离单元包括第一蒸馏塔和第二蒸馏塔；

第一蒸馏塔设置有第一蒸馏塔物流入口，第一蒸馏塔塔顶物流出口和第一蒸馏塔塔底物流出口；其中，所述第一蒸馏塔物流入口与所述萃取单元的萃出相出口相连通，使得来自所述萃取单元的富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流进入到所述第一蒸馏塔，第一蒸馏塔塔顶物流从所述第一蒸馏塔塔顶物流出口排出，和第一蒸馏塔塔底物流从所述第一蒸馏塔塔底物流出口排出；

第二蒸馏塔设置有第二蒸馏塔物流入口，第二蒸馏塔塔顶物流出口和第二蒸馏塔塔底物流出口，其中，第二蒸馏塔物流入口与第一蒸馏塔塔底物流出口相连通，使得来自第一蒸馏塔的第一蒸馏塔塔底物流进入第二蒸馏塔；所述第二蒸馏塔塔顶物流出口用于排出产物混合二甲基萘。

在一种实施方式中，所述第二蒸馏塔塔底物流出口还与所述萃取单元物流入口相连通，使得至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取单元。

在一种实施方式中，还包括第一换热器和/或第二换热器，使得至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取单元之前，通过第一换热器和/或第二换热器与所述第一蒸馏塔塔底物流和/或所述富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流进行热交换。

在一种实施方式中，所述系统还包括溶剂净化单元，所述溶剂净化单元包括：

反萃塔，所述反萃塔设置有反萃塔物流入口，反萃塔塔顶物流出口，和反萃塔塔底物流出口，其中，所述反萃塔物流入口与第二蒸馏塔塔底物流出口相连通，使得一部分第二蒸馏塔塔底物流送入反萃塔；反萃塔塔底物流出口与萃取单元物流入口相连通，使得来自反萃塔的反萃塔塔底物流循环回所述萃取单元；

反萃剂回收塔，所述反萃剂回收塔设置有反萃剂回收塔物流入口，反萃剂回收塔塔顶物流出口，和反萃剂回收塔塔底物流出口，其中，所述反萃剂回收塔物流入口与反萃塔塔顶物流出口相连通，使得来自反萃塔的反萃塔塔顶物流进入到所述反萃剂回收塔；所述反萃塔物流入口与反萃剂回收塔塔顶物流出口相连通，使得来自反萃剂回收塔的反萃剂回收塔塔顶物流循环回所述反萃塔。

本申请使用离子液体作为萃取剂，通过萃取步骤、蒸馏步骤以及任选的净化步骤，可以将矿物油馏分中所含的混合二甲基萘组分富集到95％以上，可以为混合二甲基萘的进一步高附加值利用提供高纯度原料。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1为本发明从矿物油中分离混合二甲基萘的方法和系统的示意图。

具体实施方式

下面通过附图和实施例对本申请进一步详细说明。通过这些说明，本申请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，下面所描述的本申请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。

本申请提供一种从矿物油馏分中分离混合二甲基萘的方法，包括：

萃取步骤，包括使用萃取溶剂对所述矿物油进行萃取，得到富含烷烃的萃余油物流以及富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流；其中，所述萃取溶剂为离子液体；

蒸馏步骤，包括：

使富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流在第一蒸馏塔中进行第一蒸馏，得到第一蒸馏塔塔顶物流和第一蒸馏塔塔底物流；

使第一蒸馏塔塔底物流在第二蒸馏塔中进行第二蒸馏，得到产物混合二甲基萘。

在一种实施方式中，所述萃取单元包括萃取塔，将矿物油从下部送入萃取塔，萃取溶剂从上部送入所述萃取塔进行液相萃取，得到的所述富含烷烃的萃余油物流从萃取塔的顶部排出，得到的所述富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流从萃取塔的底部排出。

在本发明中，萃取单元使用高选择性的离子液体溶剂体系，可以有效地将混合二甲基萘与链烷烃、环烷烃、一部分单环芳烃等组分分离。在一种实施方式中，所述离子液体选自阳离子为烷基取代的咪唑或吡啶阳离子；优选地，所述烷基取代的咪唑阳离子具有式(I)的结构，所述烷基取代的吡啶阳离子具有式(II)的结构：

其中，R

在一种实施方式中，所述离子液体的阴离子可以为六氟磷酸根(PF

本发明使用的萃取溶剂可以是单一的离子液体，也可以是两种或两种以上离子液体形成的复合萃取溶剂。

在一种实施方式中，所述萃取溶剂与矿物油的质量比可以为(0.5～50):1，优选为(1～10):1。在一种实施方式中，所述萃取塔中，萃取温度为15～120℃，萃取压力为0.1～0.5MPa。

本发明方法中，蒸馏分离单元设置两个塔，第一蒸馏塔用于分离单环芳烃，进一步提高萃出相中混合二甲基萘的含量，第二蒸馏塔用于离子液体溶剂和混合二甲基萘的分离。在一种实施方式中，第一蒸馏塔采用减压蒸馏工艺，塔底温度为50～180℃，塔顶压力为1～20kPa，回流比为0.1～1.0，塔板数为1～10。

在一种实施方式汇总，第二蒸馏塔采用减压闪蒸工艺，操作温度为80～200℃，塔顶压力为0.1～10kPa。产物混合二甲基萘可以从第二蒸馏塔的塔顶排出。

为了提高回收率，本发明方法还包括使至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取塔。在一种实施方式中，使至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取塔之前，还与第一蒸馏塔塔底物流和/或所述富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流进行热交换，从而实现热耦合，节约能量。在一种实施方式中，使至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取塔之前，依次与第一蒸馏塔塔底物流以及所述富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流进行热交换，从而相应地控制第一蒸馏塔塔底物流进入第一蒸馏塔的温度，以及所述富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流进入第二蒸馏塔的温度。蒸馏分离步骤采用减压蒸馏和/或减压闪蒸工艺，可以将离子液体溶剂、混合二甲基萘、单环芳烃进行分离。

本发明方法还可以根据原料组成情况设置净化步骤，该步骤可以采用反萃取的方式除去溶剂中残留的少量重组分。当原料中沸点＞270℃的重组分含量较高时，设置溶剂净化单元可以有效保障萃取溶剂体系长周期稳定使用。在一种实施方式中，本发明还包括净化步骤，所述净化步骤包括用反萃剂除去一部分第二蒸馏塔塔底物流中的重组分。

在一种实施方式中，所述净化步骤包括：

使一部分第二蒸馏塔塔底物流送入反萃塔的上部，反萃剂从反萃塔的下部送入反萃塔进行反萃取，得到的贫溶剂从反萃塔的底部排出，循环返回萃取塔，得到的反萃相从反萃塔的顶部排出；所述反萃相送入反萃剂回收塔回收反萃剂，得到的反萃剂从反萃剂回收塔的顶部排出并循环返回反萃塔的下部，得到的富含芳烃的抽出油从反萃剂回收塔的底部排出。

在一种实施方式中，所述反萃剂选自C4～C10的烷烃或环烷烃；所述反萃剂与进入反萃塔的第二蒸馏塔塔底物流的质量比为(0.2～7)：1；所述反萃塔的操作温度为15～50℃，所述反萃塔的操作压力为0.1～0.5MPa。

石油化工和煤化工等工业产出的矿物油中含有大量的萘系芳烃，由于这部分芳烃组成复杂，作为清洁燃料利用的难度较大，一般普遍作为劣质柴油或燃料油等低价值产品使用，资源利用率差，环境污染较为严重。本申请方法能够从这类低价值矿物油中分离出混合DMN馏分用于生产DMN单体，不但能够大大提高这类矿物油的资源利用率，也为低成本获得DMN单体提供了一条新的途径。在一种实施方式中，可以用于本发明的所述矿物油为250～280℃馏分，优选选自直馏柴油、催化裂化轻循环油、焦化柴油、煤直接液化所得柴油馏分和煤焦油所得柴油馏分中的至少一种经精馏切分得到。

如图1所示，本申请提供一种从矿物油中分离混合二甲基萘的系统，包括：

萃取单元1，所述萃取单元设置有用于输入矿物油和萃取溶剂的一个或多个萃取单元物流入口，使得在所述萃取单元内萃取溶剂对所述矿物油进行萃取分离；所述萃取单元还包括萃余油出口和萃出相出口，使得富含烷烃的萃余油物流从所述萃余油出口排出，和富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流从所述萃出相出口排出；

蒸馏分离单元，所述蒸馏分离单元包括第一蒸馏塔2和第二蒸馏塔3；

第一蒸馏塔2设置有第一蒸馏塔物流入口，第一蒸馏塔塔顶物流出口和第一蒸馏塔塔底物流出口；其中，所述第一蒸馏塔物流入口与所述萃取单元的萃出相出口相连通，使得来自所述萃取单元的富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流进入到所述第一蒸馏塔，第一蒸馏塔塔顶物流从所述第一蒸馏塔塔顶物流出口排出，和第一蒸馏塔塔底物流从所述第一蒸馏塔塔底物流出口排出；

第二蒸馏塔3设置有第二蒸馏塔物流入口，第二蒸馏塔塔顶物流出口和第二蒸馏塔塔底物流出口，其中，第二蒸馏塔物流入口与第一蒸馏塔塔底物流出口相连通，使得来自第一蒸馏塔的第一蒸馏塔塔底物流进入第二蒸馏塔；所述第二蒸馏塔塔顶物流出口用于排出产物混合二甲基萘。

在一种实施方式中，所述第二蒸馏塔塔底物流出口还与所述萃取单元物流入口相连通，使得至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取单元1。

在一种实施方式中，所述系统还包括第一换热器E1和/或第二换热器E2，使得至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取单元之前，通过第一换热器E1和/或第二换热器E2与所述第一蒸馏塔塔底物流和/或所述富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流进行热交换。在一种实施方式中，所述系统还包括第一换热器E1和第二换热器E2，使得至少一部分第二蒸馏塔塔底物流循环回所述萃取单元之前，通过第一换热器E1和第二换热器E2与所述第一蒸馏塔塔底物流和/或所述富含芳烃和萃取溶剂的萃出相物流进行热交换。

在一种实施方式中，本发明系统还包括溶剂净化单元，所述溶剂净化单元包括：

反萃塔4，所述反萃塔4设置有反萃塔物流入口，反萃塔塔顶物流出口，和反萃塔塔底物流出口，其中，所述反萃塔物流入口与第二蒸馏塔塔底物流出口相连通，使得一部分第二蒸馏塔塔底物流送入反萃塔4；反萃塔塔底物流出口与萃取单元物流入口相连通，使得来自反萃塔4的反萃塔塔底物流循环回所述萃取单元1；

反萃剂回收塔5，所述反萃剂回收塔5设置有反萃剂回收塔物流入口，反萃剂回收塔塔顶物流出口，和反萃剂回收塔塔底物流出口，其中，所述反萃剂回收塔物流入口与反萃塔塔顶物流出口相连通，使得来自反萃塔4的反萃塔塔顶物流进入到所述反萃剂回收塔；所述反萃塔物流入口与反萃剂回收塔塔顶物流出口相连通，使得来自反萃剂回收塔5的反萃剂回收塔塔顶物流循环回所述反萃塔4。

如图1所示，离子液体经管线6从上部送入萃取塔(萃取单元)1，250～280℃矿物油馏分经管线7从下部送入萃取塔(萃取单元)1，进行逆流萃取，塔顶管线9得到富含饱和烃和单环芳烃的萃余油，塔底管线8得到富含混合二甲基萘和离子液体的萃出相；萃出相从中部送入第一蒸馏塔2，经减压蒸馏从塔顶管线10蒸出少量单环芳烃，塔底馏分经管线11从中部送入第二蒸馏塔3，经减压蒸馏从塔顶管线12蒸出混合二甲基萘，塔底贫溶剂物流经管线13两次换热(通过换热器E1与来自第一蒸馏塔2的塔底馏分进行换热，和通过换热器E2与来自萃取塔1的萃出相进行换热)后送入萃取塔(萃取单元)1循环使用。根据原料组成情况，一部分塔底贫溶剂物流将通过管线14送入反萃塔4进行净化，反萃剂经管线15从下部送入反萃塔4与待净化离子液体进行逆流萃取，反萃净化后的离子液体从反萃塔底部经管线16返回萃取塔1循环使用，反萃出油经管线17送入反萃剂回收塔5，经减压蒸馏后，反萃剂经管线18返回反萃塔4循环使用，塔底得到芳烃重组分经管线19排出。

在第一蒸馏塔2的塔底，第二蒸馏塔3的塔底以及反萃剂回收塔5的塔底还可以分别设置换热器E3、E4和E5，用于将各自的塔底物流经加热后循环回各塔，提高处理效率。

本发明中，除管线12产出混合二甲基萘以外，管线9得到的萃余油中双环芳烃含量低，可经进一步处理作为柴油调和组分；管线10得到的单环芳烃可以用于加氢饱和生产环烷基溶剂油，也可以加氢裂化生产高辛烷值汽油、轻质芳烃——苯、甲苯和二甲苯。

在本申请的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“......相连通”表示相互连通的两者可以直接以管路相连接，或者连接该两者之间的管路中可以设置有诸如储罐、换热器、压力控制装置、检测装置或设备等等的设备。需要说明的是，即使没有明确指出，在本申请的系统中，各单元装置或者设备入口与出口之间，或者任何相同装置或设备之间还可以根据需要设置中间储罐、换热器、压力控制装置、检测装置或设备等中的一种或者多种，用于维持或调节生产工艺连续运行的稳定性和连续性，以及调节后继过程的温度、压力，以及监控工艺参数等。这些设备或装置的使用没有改变生产系统中各物料的流向，因而包含这些设备或装置的系统仍然属于本申请的保护范围。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。本发明中，所示压力均为绝压。

以下实施例和对比例中，使用的矿物油原料组成和性质如表1所示。

其中，原料A选自石油化工产品，选择双环芳烃含量高的催化裂化轻循环油(LCO，又称催化柴油)；原料B选自煤化工的煤焦油洗油馏分。均从中切割出250～280℃馏分(因精馏塔塔板数精度不够，原料馏程并非完全严格的处于250～280℃之间，这样更能体现出本发明的优越性)。

石油化工原料链烷烃和环烷烃含量相对较高，煤化工原料基本不含链烷烃和环烷烃。

表1

实施例1

按图1流程，以离子液体1-正丁基-3-甲基咪唑六氟磷酸盐(以下简写为IL1)为萃取溶剂，对矿物油A进行处理，萃取单元(萃取塔)、蒸馏分离单元(第一蒸馏塔，第二蒸馏塔)、溶剂净化单元(反萃塔，反萃剂回收塔)的操作条件见表2，萃取塔塔顶得到的萃余油组成结果见表3，第一蒸馏塔塔顶的产物组成结果见表4，第二蒸馏塔塔顶得到的混合二甲基萘产品组成结果见表5。

实施例2

按图1流程，以离子液体1-正庚基-3-甲基咪唑四氟硼酸盐(以下简写为IL2)为萃取溶剂，对矿物油A进行处理，萃取单元、蒸馏分离单元、溶剂净化单元的操作条件见表2，萃取塔塔顶得到的萃余油组成结果见表3，第一蒸馏塔塔顶的产物组成结果见表4，第二蒸馏塔塔顶得到的混合二甲基萘产品组成结果见表5。

实施例3

按图1流程，以离子液体N-正庚基-4-甲基吡啶双三氟甲基磺酰亚胺盐(以下简写为IL3)为萃取溶剂，对矿物油A进行处理，萃取单元(萃取塔)、蒸馏分离单元(第一蒸馏塔，第二蒸馏塔)、溶剂净化单元(反萃塔，反萃剂回收塔)的操作条件见表2，萃取塔塔顶得到的萃余油组成结果见表3，第一蒸馏塔塔顶的产物组成结果见表4，第二蒸馏塔塔顶得到的混合二甲基萘产品组成结果见表5。

实施例4

以离子液体IL3为萃取溶剂，对矿物油B进行处理，由于矿物油B基本不含链烷烃和环烷烃，因此可以不用萃取塔，直接将IL3与矿物油B混合后进入蒸馏分离单元。同时由于矿物油B终馏点＜280℃，第二蒸馏塔可以将混合二甲基萘完全蒸出，因此未设置溶剂净化单元。蒸馏分离单元的操作条件见表2，第一蒸馏塔塔顶的产物组成结果见表4，第二蒸馏塔塔顶得到的混合二甲基萘产品组成结果见表5。

实施例5

以离子液体N-正庚基-4-甲基吡啶六氟磷酸盐(IL4)为萃取溶剂，按照实施例4的操作步骤对矿物油B进行处理，蒸馏分离单元的操作条件见表2，第一蒸馏塔塔顶的产物组成结果见表4，第二蒸馏塔塔顶得到的混合二甲基萘产品组成结果见表5。

实施例6

以离子液体N-正丁基-4-甲基吡啶六氟磷酸盐(IL4)为萃取溶剂，按照实施例4的操作步骤对矿物油B进行处理，蒸馏分离单元的操作条件见表2，第一蒸馏塔塔顶的产物组成结果见表4，第二蒸馏塔塔顶得到的混合二甲基萘产品组成结果见表5。

对比例1

按照实施例2的方法对原料A进行处理，不同的是，以环丁砜替代IL2。萃取单元的操作条件见表2，萃取塔塔顶得到的萃余油组成结果见表3。由于环丁砜沸点在原料A馏程范围之内，无法闪蒸分离，计算得到的抽出芳烃组成见表6。

对比例2

按照实施例2的方法对原料A进行处理，不同的是，以N,N-二甲基甲酰胺(DMF)替代IL2。萃取单元的操作条件见表2，结果发现DMF与原料混溶。由于DMF沸点低于原料A馏程，闪蒸分离对提高混合二甲基萘含量无意义。

对比例3

按照实施例2的方法对原料A进行处理，不同的是，以1-正庚基-3-甲基咪唑对甲苯磺酸盐(IL6)替代IL2。萃取单元(萃取塔)、蒸馏分离单元(第一蒸馏塔，第二蒸馏塔)、溶剂净化单元(反萃塔，反萃剂回收塔)的操作条件见表2，萃取塔塔顶得到的萃余油组成结果见表3，第二蒸馏塔塔顶得到的混合二甲基萘产品组成结果见表6。

对比例4

按照实施例2的方法对原料A进行处理，不同的是，蒸馏分离单元只设置一个减压闪蒸塔。萃取单元(萃取塔)、蒸馏分离单元(第一蒸馏塔，第二蒸馏塔)、溶剂净化单元(反萃塔，反萃剂回收塔)的操作条件见表2，萃取塔塔顶得到的萃余油组成结果见表3，第二蒸馏塔塔顶得到的混合二甲基萘产品组成结果见表6。

从上述实施例、对比例和表格数据可以看出，本发明提供的从矿物油中分离混合二甲基萘的方法，所用离子液体萃取溶剂选择性高，原料成本低，得到的产品中混合二甲基萘含量在95％以上，利用价值更高。同时萃余油中双环芳烃含量低，第一蒸馏塔顶分离得到以单环芳烃为主的物料，可以分别加以利用，提高附加值。

以上结合了优选的实施方式对本申请进行了说明，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，可以对本申请进行多种替换和改进，这些均落入本申请的保护范围内。

表3

表4

表5

表6

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