芳烃抽提蒸馏工艺流程模拟
芳烃分离工艺
芳烃分离工艺芳烃是指具有芳香性的碳氢化合物，如苯、甲苯、二甲苯等。
由于其具有广泛的工业应用价值，分离纯化芳烃一直是石油化工行业关注的焦点之一。
本文将介绍常见的芳烃分离工艺。
一、蒸馏法蒸馏法是最常见的分离纯化芳烃的工艺。
其基本原理是利用不同组分的沸点差异，使其在一定的温度范围内分别挥发出来，再通过冷却、凝结等方式进行分离纯化。
（1）精馏精馏是一种适用于分离芳烃的基本方法。
其主要流程为：经预处理后的混合物首先进入精馏塔，塔内通过加热，使不同组分按照行程（即距离塔底的高度）逐渐挥发出来，再通过不同高度的冷凝器进行冷却和凝华，从而得到不同纯度的芳烃。
常见的精馏工艺包括汽油精馏、苯精馏、二甲苯精馏等。
其中，苯精馏是最常见的芳烃分离工艺之一。
（2）蒸汽裂解蒸汽裂解是一种通过蒸汽作用将复杂碳氢化合物分解为较简单的组分，从而实现分离的工艺。
其主要流程为：经预处理后的混合物首先进入蒸汽裂解炉，炉内通过高温蒸汽作用，将混合物分解为较简单的碳氢化合物，然后通过冷却、凝结等方式进行分离纯化。
蒸汽裂解工艺适用于分离相对简单的芳烃，如苯、甲苯等。
近年来，随着科技的发展，基于蒸汽裂解的工艺也在不断改进和拓展，如采用纳米、微米等颗粒进行蒸汽裂解，能够获得更高的效率和更纯的产品。
二、萃取法（1）溶剂萃取溶剂萃取是一种采用溶剂与混合物反复振荡、分离的方法。
其主要流程为：经预处理后的混合物首先与一个成分具有亲和性的溶剂进行混合，然后通过反复振荡、分离等步骤，将要分离的组分从混合物中萃取出来，再通过蒸馏等方式进一步提纯。
溶剂萃取工艺适用于有机化学品的分离和提纯，如苯、甲苯等芳烃。
（2）结晶分离结晶分离是一种通过控制温度、溶剂浓度等参数实现分离的工艺。
其主要流程为：将混合物溶解在适当的溶剂中，然后通过控制温度、溶剂浓度等参数，使其中某一种组分逐渐结晶出来，从而实现分离纯化。
结晶分离工艺适用于不同组分的熔点差异较大的情况下，如对二甲苯等。
际特 GT-BTX_芳烃抽提蒸馏技术
更好的表现性能。 Techtiv?100溶剂不含氮基组分，其他溶剂，如NFM含有氮基，氮基对下游使用沸石催化剂的工艺
Techtiv?100 抽提蒸馏溶剂特性
物理性质
高沸点；有极性；不含氮
毒性
低
腐蚀性
对碳钢温和
/cn/news.php?show=detail&f_id=1&news_id=58[2010-3-1 13:54:10]
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● 该工艺能够同时产出高纯度BTX三苯产品（高于99.9%），芳烃收率很高（典型收率99.9%）。
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置BTX进料量已达到1,500,000吨/年。
由于GT - BTX ? 工艺投资成本的优势，最低的占地需要，低的操作费用，优异的溶剂系统，更高的纯
度和收率以及GTC 和其他专利商相比具有更强的项目执行能力，GT - BTX 被LG - Caltex选中。在设计
中，GTC提供了先进的热整合方案和许多特色以提供灵活操作。
下图显示了GTC溶剂与其他溶剂相比如何从非芳中高效分离重要的芳烃组份。K (相对挥发度)的值 越大，则组分越易于分离，所需理论塔板数越少，芳烃收率更高，产品纯度更高，溶剂循环比更低。如 图中所示，GTC溶剂甚至可以增加C9非芳对苯的相对挥发度，从而能够处理全范围的BTX馏分。效率低 的溶剂不能有效拉大非芳和芳烃之间的相对挥发度差值，在实践上只适用于窄组分进料。
芳烃抽提
(17-4)
液液两相达平衡时应满足：
xiI γ iI = xiII γ iII
(17-5)
2.基础相平衡数据[16-21]
（1）四甘醇体系：在四甘醇抽提温度 100~150℃范围内，苯、甲苯与溶剂之 间基本是完全互溶的，因此应采用汽液相平衡数据，而非芳烃及 C8 以上的芳烃 是部分互溶的，因此应采用互溶度数据。图 17-3~图 17-4 标出了苯、甲苯与四甘 醇的 TXγ（温度、摩尔组成、活度系数）数据，图 17-5 和图 17-6 标出了烷烃及 环烷烃与四甘醇的互溶度平衡数据。
芳烃抽提及抽提蒸馏
石油化工科学研究院
目录
液液抽提 抽提蒸馏 芳烃精馏
液液抽提
工艺原理 几种液液抽提工艺 主要影响因素
一、 工艺原理
（一）溶剂的基本特性和要求 芳烃抽提是借助选择性溶剂的作用从烃类混合物中分离高纯芳烃的物理过程。抽 提过程的技术指标在很大程度上取决于溶剂的性能。一个好的工业抽提溶剂应具备如 下特性： 对芳烃的选择性要好，有利于提高芳烃的纯度 对芳烃溶解能力大，以利于降低溶剂比和操作费用 与抽提原料的比重差大、不易乳化，以保证在抽提塔内轻重两相的水力学流 动特性 与芳烃的沸点差大，以便与溶剂分离 热稳定性及化学稳定性好，以确保芳烃不被降解物质所污染 两相界面张力要大，以利液滴聚集和分层 蒸汽压低，减少操作中的溶剂消耗 粘度小、凝点低，有利于抽提过程的传热与传质 无毒、无腐蚀性，便于操作和设备材质选取 价廉易得
富 溶 剂
一闪蒸
二闪蒸 回流芳烃罐
贫溶剂
芳烃
抽 提 蒸 馏 汽 提 塔 抽 余 油 水 洗 塔
非芳烃
抽 空
原料油
抽 提 塔
芳烃工艺生产基本原理(最终版)
芳烃生产基本原理：以乙烯装置产品加氢汽油为原料，采用环丁枫为萃取剂，将其分离为芳烃和抽余油，再用精馏的方法将芳烃分离为苯、甲苯、二甲苯、碳九芳烃。
加氢汽油是含有C6~~C9的碳氢化合物的混合物，芳烃占60~~70%，非芳烃占30~~40%。
非芳烃有直连烃、环烷烃、烯烃。
芳烃有苯、甲苯、二甲苯、C9芳烃。
由于芳烃与非芳烃碳数目相同、沸点接近一般的精馏的方法很难分离。
故用环丁枫对加氢汽油进行液—液萃取，芳烃几乎全部溶解在溶剂中，而非芳烃不溶于溶剂中形成一个抽余项（抽余油）这样加氢汽油被分为两部分。
一部分含有芳烃的富溶剂，一部分含有非芳烃的抽余油。
含有芳烃的溶剂经减压精馏得混合芳烃，经白土塔处理去掉芳烃，利用混合芳烃组分沸点的不同精馏分离得苯、甲苯、二甲苯等芳烃产品。
主要有白土塔、苯塔、甲苯塔、二甲苯塔等塔器。
工艺流程：装置分为两个工段：抽提工段和精馏工段抽提工段是原料油中芳烃和非芳烃在溶剂环丁枫抽提及抽提蒸馏的作用下进行分离得过程。
主要包括抽提塔、抽余油分馏塔（停）、抽余油水洗塔、抽出液提馏塔、溶剂回收塔、水汽提塔、溶剂再生塔七个设备。
产品为抽余油和混合芳烃。
精馏工段将混和芳烃用蒸馏的方法分离为苯、甲苯、二甲苯。
抽提工艺：来自G单元GS-6加氢汽油原料从从T---301(48塔板)中部进入塔内，溶剂（环丁砜）从塔顶进入。
溶剂与从中部进入的裂解汽油逆向接触芳烃相（苯、甲苯、C8芳烃）与非芳烃分配系数大不相同，经过多级平衡后，芳烃组分富集在溶剂相中而达到芳烃与非芳烃分离的目的。
（非芳烃为抽余油）注：加氢汽油组份芳烃三苯占70~80%左右;非芳烃为抽余油含C5、C6、B、C7、T、C8、P—X、O—X、STY、C9芳烃在2.0~15.0%左右。
从T-301塔顶抽提出来的为抽余油（XFS—2）进入T—302抽余油水洗塔除去溶剂（环丁砜）水洗以后环丁砜<5PPM塔底的水液去T—305水汽提塔X FS—11分析PH值6.0~~8.0、（X FS—3 分析项目、XFS—1 分析项目）注：T---302上部塔板为烃、下（水）循环回路，提高水洗效果（洗涤水来自T---304塔冷凝水）T—302塔顶少量的烃相进入T---304顶回流。
芳烃抽提原理
芳烃抽提原理1、前言芳烃抽提装置是炼油通向化工的一座桥梁。
它能提高高纯度的B、T、X等基本有机化工原料。
芳烃抽提工艺原理是将芳烃和非芳烃通过溶剂进行萃取分离。
主要分为有Udex法（甘醇类溶剂）、Sulfolane 法（环丁砜溶剂）、Arosolvan法（N-甲基吡咯烷酮溶剂）、DMSO法（二甲基亚砜溶剂）、Formex法（N-甲酰吗啉溶剂）。
我国老装置都用Udex法，新建装置大多用Sulfolane法。
近年来，随着单芳烃组分（主要是纯苯）需要的增加，一种抽提蒸馏工艺发展较快，其中RIPP专利工艺已经在国内多家炼厂工业化生产。
本次我公司芳烃抽提单元规模为35万吨/年（按进料计加工能力），工艺采用与老连续重整装置一致的Sulfolane法（环丁砜溶剂）抽提工艺，技术成熟，操作经验丰富。
产品要求：芳烃抽提单元主要进出物料：*吸附分离来甲苯，进混芳罐与抽提产混芳一起去歧化单元。
芳烃抽提单元流程简图：第一节芳烃抽提原理抽提又称液液萃取，就是利用液体混合物各组分在某溶剂中溶解度的差异而实现分离的一种方法。
芳烃抽提就是用液液萃取的方法从烃类物中分离出芳烃的一种过程。
抽提和蒸馏、吸附等操作一样,都属于物理分离方法.抽提原料是个混合物，在加入环丁砜后，油中的芳烃溶解到溶剂中，从而形成组成不同、密度不同的两个液相，即油相和溶剂相。
油相中含有少量芳烃且密度较小，溶剂相含有大量芳烃且密度大，经过筛板塔连续多次逆流接触抽提，就可以得到高纯度的芳烃。
影响抽提过程的主要因素抽提过程的影响因素很多，概括为三要素：抽提原料油、溶剂和采用的手段（设备、操作条件等）。
在溶剂和设备结构选定后，操作条件就起着重要的作用。
下面结合芳烃抽提过程，分别讨论上述三要素对抽提过程的影响。
1溶剂性质的影响1.1溶剂的分配系数kc在萃取过程中，常常采用分配系数以表示平衡的两共存相中溶质浓度之间的关系，分配系数kc的定义为：kc=CE/CR式中：CE——平衡时溶质在萃取相（E）中的浓度；CR——平衡时溶质在萃余相（R）中的浓度。
芳烃抽提装置生产原理及工
族组成
烷烃（wt%）
环烷烃（wt%）
芳烃（wt%）
C4
0.002
C5
0.381
0.114
C6
3.304
2.430
56.740
C7
2.386
1.134
20.753
C8
0.842
0.144
10.319
C9
3）提馏塔T—103塔 抽提塔底的富溶剂经贫富溶剂换热器换热后，靠自压流入提馏塔顶，为了提高萃取蒸馏效果，提高芳烃与非芳烃的相对挥发度，由水汽提塔再沸器出来的贫溶剂分出一部分（称为第二溶剂）经调节其流量与富溶剂一起加入提馏塔，提馏塔以2.3MPa蒸汽为热源的塔底再沸器加热，塔顶蒸出物与水汽提塔顶气相物料一起经水泠器冷凝并贮于提馏塔分水罐中分层，油相由返洗液泵抽出送入抽提塔底作为返洗液，水相由冷凝水泵抽出送往水汽提塔。当系统内的水或贫溶剂的PH降低时，为避免酸性物质腐蚀设备需往提馏塔分水罐中加入中和剂单乙醇胺，控制溶剂PH值为5.5~6.0。
1、“两头一尾”简介 苯塔操作优化方法 1、在最原始的设计中,苯塔操作是大底温（157℃）和大回流比（2.66)。首先我们降低塔底的温度至153℃,再降低搭顶回流比至1.9,保持塔内的汽液平衡。 2、我们在摸索中发现了塔底的第43块板对温度反应更加灵敏,然后我们要求塔顶0.18MPa的压力、底温不低于153℃的情况下，只要控制住该板的温度在一定的范围内,就可以保证产品质量优级。
二、装置情况介绍 物料平衡
一套加氢汽油10万吨
混合芳烃7.12万吨
抽余油2.88万吨
苯4.15万吨
甲苯1.926万吨
芳烃抽提原理
芳烃抽提原理1、前言芳烃抽提装置是炼油通向化工的一座桥梁。
它能提高高纯度的B、T、X等基本有机化工原料。
芳烃抽提工艺原理是将芳烃和非芳烃通过溶剂进行萃取分离。
主要分为有Udex法（甘醇类溶剂）、Sulfolane 法（环丁砜溶剂）、Arosolvan法（N-甲基吡咯烷酮溶剂）、DMSO法（二甲基亚砜溶剂）、Formex法（N-甲酰吗啉溶剂）。
我国老装置都用Udex法，新建装置大多用Sulfolane法。
近年来，随着单芳烃组分（主要是纯苯）需要的增加，一种抽提蒸馏工艺发展较快，其中RIPP专利工艺已经在国内多家炼厂工业化生产。
本次我公司芳烃抽提单元规模为35万吨/年（按进料计加工能力），工艺采用与老连续重整装置一致的Sulfolane法（环丁砜溶剂）抽提工艺，技术成熟，操作经验丰富。
产品要求：芳烃抽提单元主要进出物料：*吸附分离来甲苯，进混芳罐与抽提产混芳一起去歧化单元。
芳烃抽提单元流程简图：第一节芳烃抽提原理抽提又称液液萃取，就是利用液体混合物各组分在某溶剂中溶解度的差异而实现分离的一种方法。
芳烃抽提就是用液液萃取的方法从烃类物中分离出芳烃的一种过程。
抽提和蒸馏、吸附等操作一样,都属于物理分离方法.抽提原料是个混合物，在加入环丁砜后，油中的芳烃溶解到溶剂中，从而形成组成不同、密度不同的两个液相，即油相和溶剂相。
油相中含有少量芳烃且密度较小，溶剂相含有大量芳烃且密度大，经过筛板塔连续多次逆流接触抽提，就可以得到高纯度的芳烃。
影响抽提过程的主要因素抽提过程的影响因素很多，概括为三要素：抽提原料油、溶剂和采用的手段（设备、操作条件等）。
在溶剂和设备结构选定后，操作条件就起着重要的作用。
下面结合芳烃抽提过程，分别讨论上述三要素对抽提过程的影响。
1溶剂性质的影响1.1溶剂的分配系数kc在萃取过程中，常常采用分配系数以表示平衡的两共存相中溶质浓度之间的关系，分配系数kc的定义为：kc=CE/CR式中：CE——平衡时溶质在萃取相（E）中的浓度；CR——平衡时溶质在萃余相（R）中的浓度。
10、SED芳烃抽提技术
0.25 -
99.89 99.91
第二天 93.1
500 -
0.30 -
99.83 99.92 0.41
第三天 93.1
600 0.5
0.46 0.8
99.70 99.91
针对用户的解决方案
z 原料 z 流程方案 z 产品规格及收率 z 物料平衡 z 公用工程及化学品消耗 z 成套技术工艺包
二甲苯
重整C5+ 脱 庚 烷 塔
二 甲 苯 塔
C9A+
苯产品（GB3405-89优级品）
项目 纯度， % 非芳烃含量，% 甲苯含量，% 结晶点，℃ 酸洗比色 硫含量，mg/kg 中性试验
指标 ≥99.9 ≤0.05 ≤0.05 ≥5.45 ＜1 ＜1 中性
苯产品收率，%
99.8
甲苯产品（GB3406-90优级品）
SED 装置典型性能数据
项目 苯纯度, w% 甲苯纯度, w% 苯回收率, w% 甲苯回收率, w% 抽余油中溶剂, mg/kg 中压蒸汽消耗, t/t 进料
上海赛科 99.97 99.91 99.9 99.9 <1 0.41
福建炼化 99.97 99.90 99.7 99.9 <1 0.42
茂名石化 99.99 99.8 <1 0.37
工业业绩
序号
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
用户
扬子石化公司 大连石化公司 燕山石化公司 独山子炼油厂 中原石化公司 洛阳石化公司 塔里木炼油厂
上海赛科 镇海炼化 茂名石化
规模 万t/a
20 15 22 12 10 10 3 55 45 53
原料
裂解加氢汽油 重整生成油 裂解加氢汽油 裂解加氢汽油 裂解加氢汽油 重整生成油 重整生成油 裂解加氢汽油 重整生成油 裂解加氢汽油
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芳烃抽提蒸馏工艺流程模拟
抽提蒸馏工艺是新兴的芳烃抽提工艺，单元中物系之间的二元交互作用参数是完成流程模拟的关键，目前还未见可用于抽提蒸馏工艺模拟的二元交互作用参数的报道。
本文应用文献报道的方法，得到了相关物系之间的二元交互作用参数，并且完成了抽提基-馏工艺的流程模拟。
通过结果对比，发现此方法有一定的误差，有待进一步改进。
随着芳烃联合装置不断的大型化，我国三苯芳烃的产能也不断的增加。
芳烃联合装置中芳烃和非芳烃分离的芳烃抽提单元是重要的生产单元，目前多采用溶剂抽提和抽提蒸馏的方法，由于抽提蒸馏工艺具有流程短、操作简便、能耗低等优点，近年来得到了大量的采用。
现有的芳烃抽提蒸馏工艺多采用环丁砜作为溶剂，相比于其他种类溶剂，它溶解能力强、选择性好，已得到广泛采用。
化工装置的流程模拟始于20世纪50年代，现已成为一种普遍采用的常规手段而广泛应用于化工过程的研究开发、设计、生产过程的控制、优化及技术改造等方面。
随着计算机技术的发展及应用软件技术的开发，化工过程模拟技术日趋成熟和实用，商业化软件广泛应用于化工过程模拟中，其中主要有Aspen Plus 和PRO/II等。
环丁砜芳烃模拟计算由于物系较强的非理想性，现有的商业软件中缺少大量的二元交互参数，因此无法仅仅通过现有公开的软件建立模型。
魏奇业等应用用正规溶液理论对该体系未知的交互参数进行预测，热力学模型采用Pro/II中的醇包，对烷烃-芳烃-环丁砜体系进行了较为准确的模拟，但模拟结果存在较大误差。
王健等应用Aspen Plus软件以修改热力学模型为基础对芳烃抽提过程建立的流程对于其指定的进料条件可以作为工艺数据包来使用，但不能对不同进料条件的芳烃抽提装置进行准确模拟。
曹湘洪简要介绍了模拟所需二元交互参数估算的方法，但是该方法有待改进。
王凌燕等查取物系之间的液液平衡数据，采用NTRL 方程回归得出二元交互参数之后将其应用于环丁砜液液抽提芳烃过程的计算。
但是实验数据是在常温下测量的，对于高温状态下的抽提蒸馏过程能否应用还未见报道。
昆仑工程公司正着力于芳烃生产装置的研发，芳烃抽提蒸馏工艺的模拟计算是用常规模拟手段不能解决的。
如能完成对抽提蒸馏工艺的模拟，即可攻克专利商的技术壁垒，提高我公司芳烃装置的设计水平，有效的指导工程设计。
本文将采用文献5中的方法得到抽提物系之间的二元交互作用参数，尝试对抽提蒸馏过程进行计算。
芳烃抽提蒸馏工艺流程
芳烃抽提蒸馏工艺流程如图1所示。
原料经进料泵加压后在抽提蒸馏塔中部进塔，贫溶剂和进料换热后，再和冷却水换热，在抽提蒸馏塔塔顶进塔。
塔顶上升蒸汽直接从底部通入非芳烃蒸馏塔，非芳蒸馏塔塔顶蒸汽进入空冷冷凝，冷凝
液流入回流罐，回流罐中的非芳烃经回流泵增压，一部分作为回流从塔顶进塔，一部分作为产品采出。
非芳蒸馏塔塔釜物料经塔底泵增压，从蒸馏抽提塔塔顶进入抽提塔。
富溶剂从抽提蒸馏塔塔釜采出，经塔釜泵增压后从回收塔中部进塔。
塔顶蒸汽经空冷和水冷冷凝冷却后进入回流罐，回流罐中的芳烃经回流泵增压，一部分作为回流从塔顶进塔，一部分作为产品采出。
塔釜热贫溶剂经塔釜泵增压后，先和两个回流罐水包中采出的水换热，再作为非芳蒸馏塔塔釜热源。
其后，再和进料换热，再经冷却水降温进入抽提蒸馏塔。
一部分热贫溶剂，送入溶剂再生罐再生。
两塔回流罐水包采出的水汇合，和热贫溶剂换热后，作为再生蒸汽进入溶剂再生罐。
再生罐顶汽提蒸汽通入再生塔底部，罐底采出的是溶剂废渣。
芳烃抽提装置流程
本文以石科院对我公司承接的宁夏宝塔PTA工程提供的芳烃抽提方案为基础，进行模拟计算。
1 进料条件
芳烃抽提进料具体信息如下：温度为40℃，压力0.7MPaG，进料流量30880kg/h。
其中，C5P占1.8%，C6P占24.74%，C7P占14.29%，C8P占4.2%，C6N占2.06%，C7N占1.07%，C8N占0.4%，苯占19.37%，甲苯占30.68%，二甲苯0.74%。
2 操作参数
具体装置操作参数如下：抽提蒸馏塔塔顶压力0.06MPaG，溶剂比4，塔顶温度108℃，塔釜温度175℃；非芳烃蒸馏塔塔顶压力0.06MPaG，塔顶温度80℃；溶剂回收塔塔顶压力-0.05MPaG，塔顶温度72℃，塔釜温度175℃。
3 物性方法的选择
在芳烃抽提装置中，由于环丁砜-芳烃-非芳烃体系属于非理想性物系，因此采用活度系数方法NRTL方程对抽提蒸馏工艺进行模拟计算。
对于含有m个组分的多元物系，NRTL方程共有3m（m-1）/2个二元交互作用参数，这些参数均可由二元物系的汽-液平衡数据确定而无需任何多元物系数据。
实验数据表明，NRTL方程中的参数通常在0.2～0.47之间，文献6曾报道可按不同类别的溶液指定一相应的常数来处理。
如果采用此方法，则NRTL 方程转化为两参数模型。
文献7曾对NRTL模型中的参数做过专门的研究，发现将其取值为-1时能够得到较好的关联和预测效果。
经过文献5的研究，该第三参数的取值适用于不溶于环丁砜的非芳烃，而对于溶于环丁砜的芳烃，则取0.3较为适宜。
应用数据库中已有的液液平衡数据，回归得到二元交互参数进行模拟计算；对于仍然缺失的二元交互参数，应用正规溶液理论对其进行估算，得到二元交互参数。
4 本文模拟结果
本文采用ASPEN PLUS对所建模型进行求解。
首先对工艺流程进行分析，寻找合适的循环回路，确定适宜的断裂流股，最后按照工艺流程顺序求解整个模型。
所确定的流程中断裂流股为非芳蒸馏塔塔釜采出物流、非芳蒸馏塔回流物流、溶剂回收塔回流物流、再生溶剂物流、热贫溶剂物流。
选取Wegsterin法进行迭代计算，收敛标准为0.001。
由于方案中没有具体流股的信息，所以对比了达到相同分离要求时方案参数和模拟结果，结果见1表。
从表1的对比结果可以看出，在保证相同的分离要求下，本文模拟过程的参数和专利商提供的方案之间还是有一定的差距。
原因在于所得到的液液平衡数据是在较低温度下测得的，没有涵盖抽提蒸馏操作参数的变化范围，具体体现在抽提蒸馏塔操作参数的误差较大。
而且本文采用的确定二元交互作用参数的方法还存在一定的误差，还有待于进一步改进。
结论
本文基于文献报道的方法，得到了芳烃抽提单元物系之间的二元交互作用参数，并对芳烃抽提蒸馏工艺流程进行了模拟计算，得到如下结论。
1 基于现有文献中报道的和软件中携带的芳烃和非芳烃体系相平衡实验数据，采用活度系数模型NRTL进行拟合，通过改进非芳烃和环丁砜之间的第三参数，回归得到了二元交互作用参数；对于缺少实验数据的物系，文献中报道的正规溶液理论进行估算。
2 应用得到的二元交互作用参数对芳烃抽提蒸馏装置进行了模拟计算，结果和专利商提供的数据还存在一定的偏差，需要进一步的改进，但是此工作对于常规模拟来说，已是较大的进步。