JPS6251318B2 - - Google Patents

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JPS6251318B2
JPS6251318B2 JP56011779A JP1177981A JPS6251318B2 JP S6251318 B2 JPS6251318 B2 JP S6251318B2 JP 56011779 A JP56011779 A JP 56011779A JP 1177981 A JP1177981 A JP 1177981A JP S6251318 B2 JPS6251318 B2 JP S6251318B2
Authority
JP
Japan
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solvent
distillation zone
stream
aromatic hydrocarbon
zone
Prior art date
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Expired
Application number
JP56011779A
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English (en)
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JPS56120793A (en
Inventor
Antonio Bidoeira Hose
Fuorute Paurino
Soromon Someku Jooji
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Union Carbide Corp
Original Assignee
Union Carbide Corp
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Publication date
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Application filed by Union Carbide Corp filed Critical Union Carbide Corp
Publication of JPS56120793A publication Critical patent/JPS56120793A/ja
Priority to AU86478/82A priority Critical patent/AU547756B2/en
Publication of JPS6251318B2 publication Critical patent/JPS6251318B2/ja
Granted legal-status Critical Current

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Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G21/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by extraction with selective solvents
    • C10G21/28—Recovery of used solvent

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Description

【発明の詳細な説明】
本発明は、芳香族炭化水素及び脂肪族炭化水素
を含有する供給材料流れからかゝる芳香族炭化水
素を回収するための連続式溶剤抽出−水蒸気蒸気
法の改良に関する。特に、本発明は、ベンゼン、
トルエン、キシレン（BTX）及びC16までの他の
芳香族炭化水素の混合物を石油化学用途に必要と
される純度レベルで回収することに関する。 石油化学製品の製造における主要原料としてベ
ンゼン−トルエン−C8芳香族炭化水素留分
（BTXとして知られるので、以後そのように称す
る）が出現してエチレンを浚ぎ、また、ガソリン
のオクタン価を向上させかくして鉛（これは、汚
染物として非難されていたものである）の必要性
を減少又は排除させるための成分として芳香族炭
化水素の需要が増加すると共に、従来技術で利用
されていた芳香族炭化水素の処理プロセスは、プ
ロセス経済性（これは、他にもあるが、より少な
い装置の使用及び所要熱量の減少に言いかえるこ
とができる）の向上を目的として精査されるよう
になつてきた。 相対的に極性のある化合物（芳香族及びオレフ
イン基）及び相対的に極性の低い化合物（パラフ
イン及びナフテン基）を含有する炭化水素混合物
の選択的抽出及び蒸留による芳香族炭化水素の回
収が周知である。かゝる成分を分離するのに使用
することのできる様々な技術が存在する。次のも
のは、典型的な従来技術である。 (1) 石油留分からベンゼン、トルエン及びC8芳
香族炭化水素を回収するに当り、選択的抽出溶
剤としてテトラエチレングリコールを使用す
る。残液として残る溶剤からBTXを水蒸気蒸
留し、そしてこれを抽出工程に再循環させる。 (2) 石油留分からベンゼン、トルエン及びC8芳
香族炭化水素を回収するに当り、選択的抽出溶
剤としてスルホラン−水混合物（２〜４重量％
の水）を使用する。ストリツパーにおいて大気
圧よりも僅かに高い圧力でリツチ溶剤から非芳
香族炭化水素を分離する。これらの非芳香族炭
化水素は、還流として抽出帯域に送り戻す。回
収塔において約450mmHgで溶剤からBTXを分離
する。溶剤は残液として残るが、これは抽出工
程に再循環される。 (3) ケロシンは液体SO2で処理することができる
が、この溶剤は次いで抽出された芳香族炭化水
素から蒸留される。 これらの分離技術は産業界において広く使用さ
れ又は使用されてきたけれども、これらは蒸留工
程に対して多量の熱を要求する。それ故に、かゝ
る方法における熱負荷コストを減少させることが
極めて望ましい。 本発明の主な目的は、石油留分からC6〜C16範
囲の芳香族炭化水素を回収するのに必要な熱負荷
量の有意義な減少をもたらす新規なプロセス工程
の順序を提供することである。 この目的及び他の目的は、抽出−蒸留プロセス
において連続的に操作される２つの蒸留帯域即ち
低圧で操作されるものと高圧で操作されるものと
を用いてプロセスへの熱負荷を減少させるところ
の改良によつて達成される。 即ち、本発明の骨子は、C6〜C16の範囲内の芳
香族炭化水素及びC5〜C16の範囲内の脂肪族炭化
水素を含有する供給材料流れからかゝる芳香族炭
化水素を回収するための連続的溶剤抽出−水蒸気
蒸留プロセスにおいて熱的に結合された２つの抽
出蒸留帯域を用いて熱及び溶剤を回収しこれによ
つて熱の節約を提供する改良法にある。 添付図面は本発明を実施するための典型的な概
略流れ図であるが、当業者には明白なポンプ及び
他の補助装置は図示されていない。 こゝで添付図面を説明すると、熱分解ガソリ
ン、改質ガソリン（リホーメイト）、コークス炉
軽油、ケロシン又はこれらの混合物の如き広範囲
の源から生じることのできるガソリン留分が導管
１を経て熱交換器Ｘに導入され、そこで該供給流
れは典型的には200〜250゜Ｆ（93〜121℃）の範
囲内の温度に加熱され、次いでこれは抽出塔２２
にそのほぼ中央部で導入される。供給材料は上方
に流れ、そして導管３を経て抽出塔２２に入る溶
剤によつて接触される。抽出塔は、典型的には、
200〜350゜Ｆ（93〜177℃）の範囲内の温度で操
作される。溶剤は、芳香族炭化水素を選択的に抽
出する。溶解されない脂肪族炭化水素は塔を上方
に流れ続け、そして頂部から導管２を経てラフイ
ネートとして抜き出される。ラフイネートの温度
は、典型的には、200〜350゜Ｆ（93〜177℃）で
ある。供給板よりも上方の抽出塔２２の部分は芳
香族炭化水素回収帯域として働き、そしてその下
方の部分は精製帯域である。ラフイネートは、供
給材料が抽出塔２２に入る前にそれを熱交換器Ｘ
で加熱するのに用いられる。 芳香族炭化水素に富む溶剤（リツチ溶剤とも称
する）は抽出器２２から導管４を経て出て熱交換
器２７に入り、そこで、これは、導管１３を経て
入りそして主要量の水及び微量の芳香族炭化水素
及び溶剤よりなる流れで向流的に熱交換される。
リツチ溶剤は、導管１３の水流れへの顕熱の損失
のために導管４におけるよりも低い温度で交換器
２７から管路６を経て出る。水流れは、交換器２
７から管路３５を経て出るが、これは、リツチ溶
剤からそれへの顕熱の伝達によつて90％気化され
る。導管３５は、高圧塔２５の底部と連結する。
導管３５の水蒸気の温度は、塔２５の底部で用い
られる圧力によつて決定される。導管６のリツチ
溶剤は、塔２４の頂部に入る。第一蒸留帯域であ
る低圧塔２４及び第二蒸留帯域である高圧塔２５
は熱的に連結されている。基本的には、これら
は、リボイラー２６（好ましい場合では、たて形
サーモサイホンリボイラー）が低圧塔の熱源とし
て使用されるように連続させた低圧塔及び高圧塔
よりなる。たて形サーモサイホンリボイラーは、
熱の最大限回収を可能にする向流方式でこのリボ
イラー／凝縮器を操作するために使用される。ま
た、たて形サーモサイホンリボイラーは、極めて
高い熱伝導率が可能であること、コンパクトであ
ること（単一の配管で済む）、加熱された帯域で
の滞留時間が短かいこと、容易には汚れないこと
及び良好な制御性の如き利点を有する。本発明の
応用例に対しては、たて形サーモサイホンリボイ
ラーがケトル及び内部リボイラーよりも好まし
い。 ２つの蒸留塔は、極めて異なる温度で操作され
る。即ち、低圧蒸留塔２４は220〜280゜Ｆ（104
〜138℃）で操作され、そして高圧蒸留塔２５は
330〜370゜Ｆ（166〜188℃）で操作される（すべ
ての温度は、各塔のリボイラー平衡温度を意味す
る）。上限温度は、リボイラー４３における400〜
500゜Ｆ（204〜260℃）の最高温度によつて指図
される。最高温度は、系中に用いられた溶剤が分
解し始めるときの温度によつて決定される。 エントロピーの点から言えば、可能な最高温度
で操作するのが最とも望ましい。と云うのは、得
ることのできる最高可能温度でエネルギーを回収
するときには系のエネルギー効率が増大されるか
らである。それ故に、本発明に記載する形式又は
本発明によつて意図される形式の系を設計すると
きには、２つの蒸留塔間における最大温度差を検
討すべきである。 抽出塔２２を出て交換器２７を通るリツチ溶剤
は、制御弁４２を通されそして管路７を経て低圧
蒸留塔２４の頂部に入る。芳香族炭化水素に富む
溶剤は、低圧蒸留塔２４とほゞ同じ圧力で操作さ
れるフラツシユタンク２３に入る。弁４２で生じ
る圧力降下によつて、芳香族炭化水素に富む溶剤
は、部分的に且つ断熱的に気化される。フラツシ
ユタンク２３では、このタンクにおける比較的多
量のリツチ溶剤のフラツシングによつて多量の乱
流が引き起こされる。こゝで蒸気中へのリツチ溶
剤液のかなりの連行が引き起こされる可能性があ
り、それ故に、この連行を最少限にするためにフ
ラツシユ帯域の頂部にデミスターパツド（図示せ
ず）を設けることができる。フラツシユ中の蒸気
部分は、芳香族炭化水素及び水より主としてな
る。これは、フラツシユタンク２３から導管３７
を経て出る。溶剤、水及び芳香族炭化水素よりな
るフラツシユの液体部分は、導管３８を経て低圧
蒸留塔２４のトレー帯域に入る。低圧蒸留塔２４
の下方部では抽出蒸留（更に芳香族の精製）が行
なわれる。軽質オーバーヘツド留出物は、低圧蒸
留塔２４から導管８を経て出てそして凝縮器２９
と連結する導管９において導管３７の蒸気と合流
される。得られる凝縮物はデカンター３２に送ら
れ、そこで２つの液層（１つは芳香族炭化水素層
で、もう１つは水層である）が分離される。芳香
族炭化水素層は、導管５を経て還流として抽出器
２２に再循環される。この還流流れは、抽出器２
２の底部において非芳香族炭化水素を逆洗又は置
換することによつて芳香族炭化水素に富む溶剤流
れを更に精製する働きをする。水層は、導管１１
を経て蓄水器３４に送られる。低圧蒸留塔２４
は、ほゞ大気圧において操作される。低圧蒸留塔
２４の底部トレーからは液体が抜き出されるが、
これはリボイラー２６に導入される。導管１６の
液体は、芳香族炭化水素、溶剤及び微量の非芳香
族炭化水素（パラフイン、ナフテン）よりなる。 本法のコンピユーターシミユレーシヨンによれ
ば、抽出器２２への供給材料が約37％よりも高い
芳香族炭化水素濃度を含むときには、低圧蒸留塔
２４では溶剤から非芳香族炭化水素をストリツピ
ングするのにストリツピングスチームが全く必要
とされないことが示される。もちろん、必要又は
所望ならば、この点において低圧蒸留塔２４にな
お存在する溶剤から非芳香族炭化水素の最後の微
量をストリツピングする目的に対して低圧蒸留塔
２４の底部にストリツピングスチームを注入する
ことができる。 低圧蒸留塔２４の底部トレーから導管１６を経
てリボイラー２６に入る液体は、高圧蒸留塔２５
の頂部から抜き出されて導管１９を経てリボイラ
ー２６に入る蒸気で向流的に熱交換される。導管
１９の蒸気中の凝縮熱は、低圧蒸留塔２４から導
管１６を経てリボイラー２６に入る液体を一部分
気化させるための熱を供給するのに用いられる。
導管１６の液体は、リボイラー２６において一部
分気化されそして導管３６を経て出る。導管３６
を経て低圧蒸留塔２４に入る蒸気部分は上方に流
れ、そして液体部分は下方に流れてそこで堆積し
そして導管１７を経て抜き出される。高圧蒸留塔
２５の頂部蒸気生成物は、導管１９を経てリボイ
ラー２６に入りそしてかゝるリボイラーから導管
２０を経て出て凝縮器３０に入る。得られた凝縮
物はデカンター３３に移送され、そこで、凝縮器
３０で形成した２つの液層が分離される。芳香族
炭化水素並びに微量のパラフイン系及びナフテン
系炭化水素に加えていくらかの溶剤及び水よりな
る炭化水素層は、デカンター３３から導管３９を
経て芳香族炭化水素生成物流れとして出る。水層
は、デカンター３３から導管１２を経て出て蓄水
器３４に入る。この水層も亦、微量の炭化水素
（脂肪族及び芳香族）及び溶剤を含有する。芳香
族炭化水素生成物流れ３９中に残る溶剤は、他の
技術によつて回収することができる。芳香族炭化
水素に富む溶剤流れ中の液体部分は低圧蒸留帯域
２４の底部から導管１７を経て熱交換器３１に送
られ、そこで、これは導管４０を経て交換器３１
に入るリーン溶剤と向流的に熱交換される。交換
器３１において、導管１７の流れは導管４０のリ
ーン溶剤流れからの顕熱伝達によつて加熱され、
そしてこのリーン溶剤流れは比例して冷却されて
交換器３１から導管３を経て抽出器２２の頂部に
入る。交換器３１で熱交換された後、芳香族炭化
水素に富む溶剤流れ中の液体部分は、交換器３１
から導管１８を出てそして高圧蒸留塔２５の頂部
に送られる。 高圧蒸留塔２５は、抽出器２２に入る供給材料
中の芳香族炭化水素の濃度に依存して約30〜約
50psia（2.1〜3.5Kg／cm2ゲージ）の間を変動する
圧力範囲内で操作される。一般には、抽出器への
供給材料中の芳香族炭化水素の濃度が低くなる
程、高圧蒸留塔２５を操作するときの圧力が高く
なり、また、抽出器への供給材料中の芳香族炭化
水素の濃度が高くなる程、高圧蒸留塔２５を操作
するときの圧力が低くなる。添付図面では明確に
するために蒸留塔２４及び２５が別個の蒸留塔と
して示されているが、しかし実際の適用例では１
つの蒸留塔をブラインドデツキによつて２つの帯
域に分割したものを用いて同じ形式の操作を行な
うことができる。高圧蒸留塔２５を操作するとき
の圧力は、抽出器への供給材料中の芳香族炭化水
素濃度によるのみならず、リボイラー、熱交換器
２７で必要とされる温度アプローチ及び低圧蒸留
塔２４を適当に操作するためにリボイラーで要求
される熱伝達によつて指図される。これらの因子
のすべては、高圧蒸留塔２５で使用しようとする
圧力を選定する際に考慮されなければならず、そ
して抽出器２２への供給材料の粗成に依存して
個々を基準に決定されなければならない。 交換器２７からのストリツピングスチーム（水
蒸気）は、導管３５を経て高圧蒸留塔２５に入
る。このストリツピングスチームは、高圧蒸留塔
２５の底部において、導管４０を経て出る溶剤か
ら芳香族炭化水素の最後の微量をストリツピング
するために使用される。導管３のリーン溶剤の温
度は、交換器３１で伝達される熱によつて決定さ
れる。しかしながら、この溶剤中の水の量は、高
圧蒸留塔２５の底部における圧力及び温度によつ
て決定される。 低圧蒸留塔２４は大気圧よりも低い圧力で操作
することができ、そして高圧蒸留塔２５は大気圧
に近い圧力で操作することができる。圧力の選定
は、抽出器２２への供給材料中に存在する極性化
合物の含量及び種類によつて決定される。高圧蒸
留塔２５には、リボイラー４３が付設される。高
圧蒸留塔２５から抜き出される部分リーン溶剤は
導管５０を経てリボイラー４３に入り、そこで水
及び芳香族炭化水素の最後の微量が気化されそし
て導管５１を経て高圧蒸留塔２５の底部に導入さ
れる。 この方法において溶剤として好適な有機化合物
は、一般的には酸素含有化合物そして具体的には
脂肪族及び環状アルコール、グリコール及びグリ
コールエーテル並びにグリコールエステルとして
特徴づけられる比較的大きい群の化合物から選定
することができる。エチレングリコール、ジエチ
レングリコール、トリエチレングリコール、テト
ラエチレングリコール、プロピレングリコール、
ジプロピレングリコール及びトリプロピレングリ
コールの如きアルキレン基が２〜４個の炭素原子
を含有するようなモノ−及びポリアルキレングリ
コールが、水との混合状態で有用な有機溶剤の特
に好ましい群を構成する。 本発明において使用するのに好適な他の溶剤
は、スルホラン、Ｎ−メチルピロリドン、ジエタ
ノールアミン、アニリン、モノエタノールアミ
ン、ブチロラクトン、１，４−シクロヘキサンジ
メタノール、フエノール、グリセリン、ジメチル
ホルムアミド、フルフラール、ホルムアミド、ジ
メチルスルホキシド、マロンニトリル、レゾルシ
ノール、ジアセチン、テトラミン、アニアルジン
（aniardine）、カルビトール（CARBITOL）、ア
セトアミド、トリアセチン、ジリジン
（zylidine）、アセトアニリド、ニトロベンゼン、
ジアミノプロパノール、トリクレジルホスフエー
ト、ベンズアルデヒド、トリエタノールアミン、
エクゲノール（equgenol）、ジフエニルアミン、
アセトフエノン、ジレノール（zylenol）、カルビ
トールアセテート、ブチルカルビトール、フエネ
チジン、シブチルフタレート及びこれらの混合物
を包含する。 本法における好ましい溶剤は、ジエチレングリ
コール、トリエチレングリコール、テトラエチレ
ングリコール又はこれらと水との溶液である。本
発明に対して最とも好ましい選択性溶剤はテトラ
エチレングリコールである。これは、極めて高い
選択性を有し、安定であり、非腐食性であり、し
かも極めて高い沸点を有する。 これらのグリコール溶剤は、それらを慣用の抽
出装置での石油留分の処理に使用できるようにす
る1.1よりも大きい密度を有することに注目する
ことが重要である。 抽出濃度は200〜350゜Ｆ（93〜177℃）の範囲
内であつてよく、そして290〜320゜Ｆ（143〜160
℃）が好ましい。その選択は、供給材料中の極性
化合物の濃度、極性化合物の極性度、生成物の性
状及び用いる溶剤に左右される。供給材料中の極
性化合物の濃度が低く、極性化合物の極性が低
く、極性化合物中において無極性生成物が低いこ
とが望まれ且つ溶剤が低い炭素／酸素比を含むと
きには、より高い温度が必要とされる。溶剤／供
給材料比は重量比で２／１〜12／１の範囲内であ
つてよいが、４／１〜10／１が好ましくそして
６／１〜８／１が最とも好ましい。 慣用の抽出装置を用いることができるが、この
例としては、シープトレー、充填又は回転／振動
撹拌器を収容する塔及び混合機兼沈降器型の装置
が挙げられる。この選択は、供給材料及び溶剤の
粘度並びに理論段階の所要数に左右される。段階
の所要数は２〜20の理論段階を変動してよいが、
３〜15が好ましくそして４〜12が最とも好まし
い。 慣用蒸留装置を用いることができるが、この例
としては、シープトレー、パツキング、パルプト
レー、バブルキヤツプトレー、バラストトレー等
を収容する塔が挙げられる。その選択は供給材料
及び溶剤の粘度並びに所要数の理論段階に左右さ
れる。低圧塔の所要段階数は４〜25の理論的段階
の間を変動するが、６〜20が好ましくそして８〜
15が最とも好ましい。また、高圧塔の所要段階数
は２〜10の理論的段階を変動するが、３〜８が好
ましくそして４〜６が最とも好ましい。 実施例 次のデータは、本発明の教示を実施することに
よつて得ることのできる結果を例示する。 第１表は、約14.04重量％のベンゼン、23.07重
量％のトルエン、0.34重量％のキシレン、6.76重
量％のヘキサン、37.77重量％のヘプタン、7.48
重量％のオクタン、7.68重量％のシクロヘキサン
及び2.86重量％のメチルシクロヘキサンよりなる
供給材料流れの処理に関して本発明によつて企図
される方法対典型的な従来技術の方法のコンピユ
ーターシミユレーシヨンから得られたデータを示
している。供給材料中の全芳香族炭化水素は
37.45重量％である。抽出器に入る前の供給材料
の温度は223゜Ｆ（106℃）で、そして圧力は
170psia（12Kg／cm2）である。
【表】
【表】 上記のデータから、本発明では従来技術の方法
に比較して25％の熱減少が達成されることを理解
すべきである。 第２表は、約21.95重量％のベンゼン、16.77重
量％のトルエン、10.19重量％のキシレン、0.60
重量％のクメン、18.55重量％のヘキサン、19.12
重量％のヘプタン、10.48重量％のオクタン、
0.13重量％のシクロペンタン、2.05重量％のメチ
ルシクロペンタン、0.14重量％のメチルシクロヘ
キサンよりなる供給材料流れの処理に関して本発
明で企図される方法対典型的な従来技術の方法の
コンピニーターシミユレーシヨンから得られたデ
ータを示す。供給材料中の全芳香族炭化水素は
49.51重量％である。抽出器に入る前の供給材料
の温度は312゜Ｆ（156℃）で、そして圧力は
115psia（8.1Kg／cm2）である。
【表】
【表】 上記のデータから、本発明では従来技術の方法
に比較して38％の熱減少が達成されることを理解
すべきである。 第３表は、約33.90重量％のベンゼン、23.40重
量％のトルエン、15.50重量％のキシレン、4.50
重量％のクメン、5.30重量％のシクロペンタン、
3.90重量％のメチルシクロペンタン、3.00重量％
のメチルシクロヘキサンよりなる供給材料流れの
処理に関して本発明で企図される方法対典型的な
従来技術の方法のコンピユーターシミユレーシヨ
ンから得られたデータを示す。供給材料中の全芳
香族は77.30重量％である。抽出器に入る前の供
給材料の温度は260゜Ｆ（127℃）で、そして圧力
は150psia（10.5Kg／cm2）である。
【表】
【表】
【表】 上記のデータから、本発明では従来技術の方法
と比較して50％の熱減少が達成されることを理解
すべきである。 現在知られている最良の態様について本発明を
記載したけれども、本発明の結果を得るために装
置及びその配置に対して様々な変更修正すること
が当業者には明らかになるものと思われる。この
ような変更修正は、本発明の精神及び範囲から逸
脱しないものである。 例えば、導管９の蒸気は高圧蒸留塔２５を運転
するのに必要とされる熱を一部分又は完全に提供
するのに十分なだけ高い圧力に圧縮させることが
でき、これによつて本法の所要熱をなお更に減少
させることができる。
【図面の簡単な説明】
添付図面は本発明を実施するための典型的な概
略流れ図であつて、主要部は次の参照数字によつ
て示される。 ２２：抽出塔、２４：低圧蒸留塔、２５：高圧
蒸留塔、２６，４３：リボイラー、２９，３０：
凝縮器、３２，３３：デカンター。

Claims (1)

  1. 【特許請求の範囲】 １ 溶剤による選択的抽出によつて芳香族炭化水
    素に富む溶剤液体流れを生成し次いでこの芳香族
    炭化水素に富む溶剤液体から溶剤を回収すること
    によつて脂肪族炭化水素からC6〜C16の範囲内の
    芳香族炭化水素を回収するに当り、 (a) 抽出の結果として芳香族炭化水素及びいくら
    かの脂肪族炭化水素を含有する溶剤を受け入れ
    るための第一蒸留帯域を準備し、この第１蒸留
    帯域は、芳香族炭化水素、溶剤及び水を含有す
    る下方液体流れと、ストリツピングされた脂肪
    族炭化水素を含有するオーバーヘツドとを提供
    し、 (b) 第二蒸留帯域を準備し、 (c) 第一蒸留帯域からの下方液体流れを第二蒸留
    帯域からの頂部蒸気流れと間接的熱交換関係で
    送り、これによつて第一蒸留帯域からの下方液
    体流れを一部分気化させ且つ第二蒸留帯域から
    の頂部蒸気流体を一部分凝縮させ、 (d) 工程(c)からの一部分気化した下方液体流れを
    第一蒸留帯域に戻すことによつて、第一蒸留帯
    域が受け入れた芳香族炭化水素含有溶剤から脂
    肪族炭化水素を更に除去して残液をもたらしこ
    れを第一蒸留帯域の底部から抜き出し、 (e) 第一蒸留帯域からの残液を第二蒸留帯域の底
    部からの流れと間接的熱交換し、 (f) 工程(e)からの第一蒸留帯域からの熱交換され
    た残液を第二蒸留帯域の頂部に導入しそれを水
    蒸気と接触させて、頂部蒸気流れ中の実質上す
    べての芳香族炭化水素を除去し、且つ第二蒸留
    帯域底部流れとして、工程(e)で使用するリーン
    溶剤流れを提供し、 (g) 工程(c)からの一部分凝縮した頂部蒸気流れを
    凝縮帯域に送つてその流れを完全凝縮させ、そ
    して、 (h) 工程（ｇ）からの凝縮流れをデカンテーシヨ
    ンして芳香族炭化水素に富む生成物相と水に富
    む相とにする、 各工程を含むことを特徴とする連続式溶剤抽出−
    水蒸気蒸留法。 ２ 溶剤がテトラエチレングリコールである特許
    請求の範囲第１項記載の方法。 ３ 第一蒸留帯域を220〜280゜Ｆ（104〜138℃）
    の範囲内の温度に維持し、そして第二蒸留帯域を
    330〜370゜Ｆ（166〜188℃）の範囲内の温度に維
    持する特許請求の範囲第１項記載の方法。
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