CN101107058A - 改进加氢处理单元的氢处理 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及改质精炼炼油厂物流的改进的加氢处理工艺，该工艺通过使用循环时间小于一分钟的快速变压吸附法增大用于加氢处理单元中的氢浓度。

Description

改进加氢处理单元的氢处理
技术领域
本发明涉及改质精炼炼油厂物流的改进的加氢处理工艺，该工艺通过使用循环时间小于一分钟的快速循环变压吸附法增大用于加氢处理单元中的氢浓度。
背景技术
炼油厂利用加氢处理工艺以提高许多炼油厂物流的性能并从而提高其价值。这种加氢处理单元包括加氢处理、氢化裂化、氢化异构化和氢化处理单元。通常在含氢气体的存在下，在高温和高压的加氢处理条件下，通过在加氢处理反应容器或区域内使烃进料与适当的加氢处理催化剂接触以产生具有所需产品性能的改质产物而完成加氢处理，所述所需的产品性能如硫和氮含量、沸点、芳烃浓度、倾点和粘度指数。
在精炼操作中实际工业化使用了几种类型的加氢处理操作。例如，通常利用加氢处理，通过使进料物流与氢和适当的加氢处理催化剂在(一定的)温度、压力和流速的加氢处理条件下接触使得杂原子被转化成为硫化氢，而从烃进料物流如石脑油、煤油、柴油、瓦斯油、减压瓦斯油(VGO)、和残油中除去杂原子，如硫和氮。也使用加氢器改进精炼厂中烃物流的其他性能。通常通过在加氢裂化工艺条件下，使进料物流与氢和适当的加氢裂化催化剂接触，从而利用加氢裂化除去硫和氮，并通过将较重分子转化成较轻的分子而降低其沸点。通过在加氢脱蜡和氢化异构化工艺条件下使进料物流和氢在适当的催化剂上接触，馏出物和润滑油的加氢脱蜡和氢化异构化改变分子结构并从而改变这些分子的倾点。通过在芳烃/烯烃饱和条件下，使进料物流与氢在适当的催化剂上接触，用于烯烃和芳烃饱和的加氢处理降低了芳烃和烯烃的浓度。
所有这些加氢处理操作均要求使用氢，且这些加氢处理单元工作要求的氢量出于某些原因大幅增加。在美国、欧洲、亚洲和其他地方的制度压力产生了如下趋势，要求越来越严格和/或具选择性的加氢处理工艺，以形成具有极低的硫含量和其他特定性能如降低的芳烃含量和改进的倾点和粘度指数的烃产物。处理更重质的原油和燃油市场减少的趋势增大了对于加氢裂化的需求，再次导致更高的氢需求。随润滑油质量的提高，对于加氢处理需要增加了对于除去更多硫，降低芳烃含量，提高倾点和粘度指数的需求。此外，许多精炼厂接收大量在它们处作为催化重整副产物的氢。然而，目前减少汽油中的芳烃的趋势限制了使用催化重整，并从而除去了一种氢源。因而，存在对与各种工艺单元相关的改进的氢处理的不断增长的需求。
加氢处理单元使用常得自产氢工艺单元，或者作为主产物物流或者作为副产物物流的相对大量的氢。来自加氢处理单元的气相产物物流通常含有再循环到加氢处理反应区的未反应的氢。由于在加氢处理中氢是重要的反应物，纯化用作进料物流和/或作为再循环物流的含氢物流中的氢的经济方法是希望的。在这两种类型的含氢物流任一种中的更高浓度的氢可产生具有更高进料产出的更经济的工艺。
待加工的进料类型、产物质量要求、产率和对于特定催化剂循环寿命的转化量决定了对于加氢处理单元操作要求的氢分压。该单元的操作压力和再循环气体纯度决定了氢化处理单元的氢分压。由于来自下游加氢处理器分离器或闪蒸槽的闪蒸过的气体的组成控制有限，再循环闪蒸气体的氢组成限定了最终传送到加氢处理器分离器的氢分压。再循环气体物流中相对较低的氢分压有效降低了输入反应器构件中的氢气分压，并从而不利地影响关于产品质量和数量、催化剂循环寿命等操作性能。为弥补该较低性能，必须增大加氢处理器反应器的操作压力，这从操作观点角度是不希望的。相反，提供增大氢气回收效率和氢气浓度，提高了再循环气体物流的氢分压。这导致通过这些参数测定的加氢处理工艺的整体性能改进。
已经提出了一些试图通过增大再循环气体物流中的氢浓度而改进加氢处理单元的氢利用效率的常规方法。这种工艺通常导致相当大的额外设备成本和/或要求操作条件的显著改变，如温度和压力，这通常导致投资和操作成本增大。
采用的一种改进加氢处理单元中再循环物流的氢纯度的方法是常规的变压吸附法(CPSA)。例如参见1984年7月3日授权与LummusCrest，Inc.的美国专利4,457,384。然而，为了引入所述的PSA单元，反应器流出物气体物流的压力必须从约2,500psig(175.8kg/cm2)降至约350psig(24.6kg/cm2)。尽管再循环氢物流的纯度可以被增大至约99mol％，在引入加氢处理进料物流之前，该再循环气态物流必须经受压缩作用以恢复至2,500psig(175.8kg/cm)。净的结果是实际上通过加入在利用常规PSA单元时要求的大压缩器而增大了资金、操作和维持成本。
在授予MacLean的美国专利4,362,613中记载了另一种方法，该专利此处引入作为参考。MacLean使用压降高达150个大气压的膜，这同样导致相当的资金投入和操作成本。
从而需要一种与现有加氢处理单元相容的提高氢利用效率的改进工艺。希望这种工艺将不会不利地影响加氢处理器的产出或系统的整体经济性，包括资金支出和操作支出，后者包括维持和能量消耗。
换言之，尽管工业上实践了各种加氢处理工艺，本领域仍然需要一种通过使氢回收和纯度的改进与加氢处理单元结合，可更有效地实施并具有更高反应器产出的改进的加氢处理工艺。
发明概述
在一个优选的实施方式中，提供了一种改质加氢处理工艺单元中的烃进料的方法，其包括：
a)在加氢处理条件下，使所述烃进料在加氢处理区中与氢和催化有效量的加氢处理催化剂接触从而产生液相和气相产物，其中一部分氢得自含氢补给气体；
b)分离所述液相和气相，所述气相含有氢和轻质烃；
c)在快速循环变压吸附单元中，从含氢补给处理气体、气相产物或二者中除去至少一部分所述轻质烃，所述快速循环变压吸附单元含有多个吸附床并具有小于约30秒的总循环时间且各吸附床内的压降大于约5英寸水/英尺床层长；
d)将至少一部分上述步骤c)的具有较高氢浓度的气相再循环到加氢处理区中。
在另一个优选的实施方案中，烃进料选自石脑油沸程进料，煤油和喷气燃料沸程进料，馏出物沸程进料，残油和原油。
仍在另一个优选实施方案中，总循环时间或快速循环变压吸附步骤小于约15秒。
仍在另一个优选的实施方案中，对于快速循环变压吸附步骤，总循环时间小于约10秒，压降大于约10英寸水/英尺床层长。
发明详述
已经认识到通过提高氢的使用效率，可使用现有设备增大进料的产出而产生更高的产物产率。更有效利用氢的另一个优点在于减少必须例如通过氢工厂、冷冻设备或重整器提供的补给氢量。
本发明可应用于石油精炼厂中使用氢作为处理气体物流、或作为再循环物流、或产生作为主产物或作为副产物物流的氢的任何单元。它特别可用于那些利用氢作为反应物而改质或将烃物流转化成为更低沸点产物的工艺单元。这种工艺单元通常指加氢处理单元。现有技术很早就认识到提高加氢处理单元中再循环物流的氢的纯度(浓度)的重要性。这里包括如下的非限制型加氢处理：其中通过除去杂原子改质轻质烃、石脑油、柴油、馏出物、常压和真空瓦斯油、煤油、喷射流、循环油、润滑油料和蜡、常压和真空残油、裂解汽油、和原油物流的加氢处理，其中双键被转化成为烯烃和烷烃和芳烃被饱和生成环烷烃以及除去至少一部分杂原子的氢化处理，其中高沸点物流被转化成更有价值的较低沸点物流的加氢裂化，其中链烷烃化合物被转化成异链烷烃的氢化异构化，加氢精制，其是一种尤其是用于取代或补充润滑油和蜡的粘土处理的温和加氢处理工艺。本发明包含的其他加氢处理工艺包括催化脱蜡，其是使用分子筛催化剂选择性加氢裂化原料进料中存在的蜡质成为更轻的烃馏分的催化加氢裂化工艺；蜡的氢化异构化，其中在催化反应中蜡分子被转化成为支链分子并转化成为高VI润滑油。
同样，可通过氢化处理、使用特定的金属硫化物加氢处理催化剂增大润滑油和/或特种油料如脱沥青油料，润滑油馏出物，和溶剂萃取的润滑油提余液的粘度系数，所述特定的金属硫化物加氢处理催化剂选自Cr/Ni/Mo硫化物催化剂，Ni/Mo/Mn硫化物催化剂，和其混合物，其中由特定的金属配合物制备该催化剂，其中从在惰性气氛如N2中分解、并随后利用H2S/H2硫化的氧化物前体制备该Ni/Mn/Mo硫化物催化剂，从硫化物前体制备该Cr/Ni/Mo硫化物催化剂并在非氧化性含硫气氛中分解。
这里，术语“烃进料”定义为包括含以下物流的烃的炼油厂、化学工厂或其他工业厂物流，所述物流其中在烃进料中可能存在少量(小于5％)的非烃杂质，如但不限于硫、水、氨和金属。术语“轻质烃”指包括约1～约5个碳原子重量(即C1～C5重量的烃化合物)的烃化合物的烃混合物。应理解术语“烃”和“含烃”本发明中提到进料物流时可互换使用。
可根据本发明进行加氢处理的进料物流是可通过加氢处理改质的任何含烃进料物流。这种进料物流的非限制性例子包括轻质烃沸程进料物流，石脑油沸程进料物流，煤油和喷射流沸程进料物流，柴油和馏出物沸程进料物流，由流化催化裂化器(FCC)制得的循环油，常压和真空瓦斯油，常压和真空残油，裂解汽油，费-托液，提余液，蜡质，润滑油和原油，以及较重的瓦斯油和渣油沸程进料物流。
例如在氢化处理的情况下，通常将杂原子例如硫和氮从上述进料物流中除去，而在加氢裂化的情况下，较重沸程的瓦斯油和残油型物流被转化成较低沸点的产物物流。可根据本发明处理的石脑油进料物流的非限制性例子有那些在大气压力下，含在约50～约450范围内沸腾的组分。石脑油进料物流通常含有如下的裂解石脑油，所述裂解石脑油通常包括流体催化裂化单元石脑油(FCC催化石脑油)，焦化石脑油，加氢裂化石脑油，渣油加氢处理石脑油，脱丁烷天然汽油(DNG)，和来自其他来源的汽油混合组分，其中可制得石脑油沸程物流。可根据本发明处理的馏出物物流的非限制性实例有沸程在约288℃(550)范围内沸腾的那些，例如常压瓦斯油，真空瓦斯油，脱沥青真空和常压渣油，温和裂解的渣油，焦化的馏出物，直馏馏出物，溶剂脱沥青油，热解衍生油，高沸点合成油，循环油和催化裂化馏出物。优选的加氢处理进料是瓦斯油或其他至少含有50wt％，最多通常至少75wt％在约316℃(600)和538℃(1000)之间的温度下沸腾的组分的烃馏分。根据本发明，也可供应原油进料。
通过加氢裂化改质的示例性的烃进料物流包括那些含有在高于约260℃(500)下沸腾的组分，例如费-托液体，常压瓦斯油，真空瓦斯油，脱沥青的、真空和常压渣油，加氢处理或温和加氢裂化的渣油，焦化的馏出物，直馏馏出物，溶剂脱沥青油，热解衍生油，高沸点合成油，循环油和催化裂化馏出物。优选的加氢裂化进料是瓦斯油或其他至少含有50wt％，最多通常至少75wt％在高于所需产物终点的温度下沸腾的组分的烃馏分。一种最优选的瓦斯油进料物流将含有在高于约260℃(500)下沸腾的烃组分，由含有至少25vol％在约315℃(600)和538℃(1000)之间的温度下沸腾的组分的进料获得最佳结果。优选的重进料物流在约93℃～约565℃(200-1050)之间的范围内沸腾。氢化异构化进料物流通常为石蜡，如蜡质物流，通常为费-托蜡和轻质烷烃。
本文本发明使用的术语“氢化处理”指其中在适当的催化剂存在下使用含氢处理气体的工艺，所述催化剂主要对于除去杂原子，如硫和氮和对于一些芳烃的氢化有活性。用于本发明的适当的氢化处理催化剂是任何已知的常规氢化处理催化剂并包括由至少一种第VIII族金属和至少一种第VI族金属组成的那些，所述第VIII族金属优选为铁、钴和镍，更优选为钴和/或镍，所述第VI族金属优选为钼和钨，或者作为散装催化剂或者负载于高表面积的负载材料上，所述负载材料优选氧化铝。其他适当的氢化处理催化剂包括沸石催化剂，以及贵金属催化剂，其中所述的贵金属选自钯和铂。在同一反应容器内使用多于一种类型的加氢处理催化剂的情况在本发明的范围内。通常第VIII族金属的含量为约2～约20wt％的范围，优选约4～约12wt％。第VI族金属通常的含量将为约1～约25wt％，优选为约2～约25wt％。如之前提到的，通常加氢处理温度范围为约204℃(400)～约482℃(900)，压力为约3.5MPa(500psig)～约17.3MPa(2500psig)，优选为约3.5MPa(500psig)～约13.8MPa(2000psig)，进料物流的液时空速为约0.1hr-1～约10hr-1。
在本发明优选的氢化裂化催化剂中用作氢化组分的活性金属是元素周期表第VIII族的那些，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。还可以存在一种或多种助催化剂(promoter)金属。优选的助催化剂金属是第VIB族的那些，例如，钼和钨，更优选钼。加氢金属组分在催化剂中的量可在宽范围内变化。广义上，可使用约0.05wt％～30wt％之间的任意量。在贵金属的情况下，优选使用约0.05wt％～2wt％之间的这种金属。引入加氢金属组分的优选方法是使沸石基材料与所需金属的适当化合物水溶液接触，其中沸石优选具有八面沸石或β沸石结构的沸石，在所述所需金属的适当化合物水溶液中金属以阳离子形式存在。在加入选择的加氢金属或多种加氢金属后，然后将得到的催化剂粉末过滤、干燥，如果需要用加入的润滑剂、粘合剂等制粒，并在例如371°-648℃(700°-1200.)的温度下在空气中煅烧以活化催化剂并使铵离子分解。或者，可首先将沸石组分制粒，然后加入加氢组分并通过煅烧活化。前述催化剂可以未稀释的形式使用，或者所述粉末化的沸石催化剂可与其他活性相对较小的催化剂混合并共制粒，稀释剂或粘合剂例如比例范围为5～90wt％的氧化铝，硅胶，氧化硅-氧化铝共凝胶，活化粘土等。这些稀释剂可原样使用或它们可含有少量的附加氢化金属如第VIB族和/或第VIII族金属。在本发明方法中还可利用另外的金属促进加氢裂化催化剂，其包括例如磷铝分子筛，结晶铬硅酸盐和其他结晶硅酸盐。在美国专利4,363,718(Klotz)中更全面地描述了结晶铬硅酸盐。
加氢裂化通常在约232℃(450)～约468℃(875)的温度下，在约3.6MPa(500psig)～约20.8MPa(3000psig)的压力下，在液时空速(LHSV)为约0.1～约30hr-1时，和在氢循环速度为约337标准m3/m3(2000标准立方英尺/桶)～约4200标准m3/m3(25,000标准立方英尺/桶)下进行。根据本发明，术语“基本转化成更低沸点产物”是指将至少5体积％新的给料转化成较低沸点的产物。在一个优选的实施方案中，加氢裂化区域中每次的转化率在约15％～约45％范围内。更优选每次的转化率在约20％～约40％的范围内。
所述烃给料的氢化异构化在包括氢化异构化催化剂的、存在氢的氢化异构化区域进行，该氢化异构化在足以将二烯烃氢化成单烯烃和异构化单烯烃的氢化异构化条件下操作。优选，氢化异构化的条件包括在约0～约500，更优选约75～约400，最优选在100～200范围内的温度；在约100psig～约1500psig，更优选约150psig～约1000psig，和最优选200psig～600psig范围内的压力；和在约0.01hr-1～约100hr-1，更优选1hr-1～50hr-1，和最优选5hr-1～15hr-1范围内的液时空速(LHSV)。烷烃的氢化异构化通常使用由贵金属、氧化铝和氯组成的催化剂，通过用铝的无机或有机盐处理贵金属和氧化铝的复合物，所述铝的无机或有机盐优选硝酸铝，煅烧该处理过的复合物，然后使该复合物与常规的氯化物活化剂接触而制备所述催化剂。
蜡的氢化异构化也是一种重要的工艺，尤其在将疏松石蜡以及费-托蜡转化成更有价值的燃料和具有可接受倾点和高粘度指数的润滑油产物的情况下。通常利用含有加氢金属组分-通常是一种周期表第IV族或第VIII族金属或其混合物-的催化剂氢化异构化蜡。该反应在如下条件下进行，温度为约500～750，优选约570～680，压力为约500～3000psiH2，优选为约500-1500psi H2，氢气体速度为1000～10,000SCF/bbl，空速范围为0.1～10v/v/hr，优选0.5～2v/v/hr。在氢化异构化后，异构体被分馏成润滑油馏分和燃料馏分。然后可将该润滑油馏分脱蜡以回收未转化的蜡质。
在常规变压吸附法(“常规PSA”)中，在压力下使气态混合物在对一种或多种组分具有选择性或相对选择性的固体吸附剂第一床上进行一段时间，所述一种或多种组分通常认为是待从该气体物流中除去的杂质。同时除去两种或多种杂质是可能的，但为了方便起见，所述待除去的一种或多种组分将表示为单数并称作(一种)杂质。气体混合物通过在第一容器中的第一吸附床，并从消耗仍吸附在床内的杂质的床内脱离。在预定的时间或者当观察到杂质的分离后，气态混合物物流被转移到第二容器的第二吸附床以继续纯化。当第二床进行吸附时，通过压力降低将吸附的杂质从第一吸附床中除去，通常伴随有气体逆流以吸附杂质。当容器中的压力降低时，之前吸附在床上的杂质逐渐解吸到尾气系统内，该尾气系统通常包括大的尾气罐和设计用以最小化下游系统压力波动的控制系统。可以任何适当方式从尾气系统中收集杂质并进一步适当加工或处理。当吸附完成时，可以用惰性气体物流吹扫吸附床，例如，用氮气或纯化的工艺气体物流。可通过利用更高温度的吹扫气体物流促进吹扫。
例如在第二床中的脱离之后，和在再生第一床以使其再次制备用于进行吸附之后，将气态混合物流从第二床转移到第一床，并再生第二床。总循环时间是从在第一循环中第一次将气态混合物引入第一床时直至在紧接着随后的循环中第一次将气态混合物引入第一床时-即在第一床的一次单次再生之后-的时间长度。如在吸附时间短但解吸时间长的情况下可能需要使用的除第二容器外的第三、第四、第五等容器将用于增加循环时间。
从而，在一种方案中，变压吸附循环将包括进料步骤，至少一个减压步骤，吹扫步骤，和最终的再次加压步骤以制备吸附材料用于再引入进料步骤。通常通过物理吸附到吸附剂上进行杂质的吸附，所述吸附剂通常是对杂质具有亲和性的多孔固体如氧化铝，氧化硅或氧化硅-氧化铝。由于因沸石的受控和可预期的孔径大小而对某些杂质可能表现出相当程度的选择性，在很多应用中经常使用沸石。通常，考虑到化学结合到吸附剂上的物质实现解吸更为因难，与吸附剂的化学反应是不希望的，但绝不是排除化学吸附，如果例如通过使用较高温度和压力降低相结合而在所述循环的解吸部分中有效实现该吸附材料的解吸的话。
由于各种原因，常规PSA不适用于本发明。例如，与RCPSA相比，建立和操作常规PSA单元的成本高，且由于需要从这种物流中回收的氢的量而体积较大。同样，由于使组分扩散通过常规PSA中使用的较大的床和设备构造和包括的阀所要求的时间限制，常规变压吸附单元的循环时间通常超出1分钟，通常超出2～4分钟。而利用的快速循环变压吸附的循环时间小于1分钟。总循环时间可能小于30秒，优选小于15秒，更优选小于10秒，甚至更优选小于5秒，和甚至更优选小于2秒。此外，所使用的快速循环变压吸附单元可利用实质上不同的吸附剂，例如但不限于结构化的材料如单成岩(monolith)整块料。
无论是常规PSA或RCPSA，吸附方法的总体吸附速度的特征在于气相中的传质速率常数(τg)和固相中的传质速率常数(τs)。一种材料的材料传质速率取决于吸附剂，吸附的化合物，压力和温度。气相中的传质速率常数定义如下：
τg＝Dg/Rg 2    (cm2/秒)    (1)
其中Dg是气相扩散系数，Rg是气体介质的性能尺寸。这里气相中的气体扩散Dg在本领域中是公知的，气体介质的性能尺寸Rg定义为结构化吸附剂材料两层之间的通道宽度。
材料固相中的传质速率常数定义如下：
τs＝Ds/Rs 2    (cm2/秒)    (2)
其中Ds是固相扩散系数，Rs是固体介质的性能尺寸。这里固相中的气体扩散Ds在本领域中是公知的，固体介质的性能尺寸Rs定义为吸附层的宽度。
此处引入作为参考的D.M.Ruthven&C.Thaeron，Performance ofa Parallel Passage Absorbent Contactor，Separation and PurificationTechnology 12(1997)43-60阐明了对于流动通过单成岩整块料或结构化吸附剂，通道宽度是气体介质的良好性能尺寸，Rg。在此引入本文作为参考的授予Moreau等人的美国专利6,607,584也描述了对于常规PSA对于给定的吸附剂和标准物流组成计算这些传质速率和相关系数的细节。这些传质速率常数的计算对于本领域普通技术人员是公知的，并同样可以由本领域普通技术人员由标准测试数据推导出。
常规PSA依赖于使用吸附剂粒子的吸附床。此外，由于结构限制，常规PSA通常包括2个或多个所述循环的分离床，以使在任何时候至少一个或多个床全部或至少部分在该循环的进料部分，以限制处理工艺流中的分裂或振荡击穿或浪涌。然而，由于常规PSA设备相对大的尺寸，吸附剂材料的粒径通常是受限的约1mm和更大的粒径尺寸。否则，将产生过大的压降，增大的循环时间，限制的吸附和进料材料的沟流。
RCPSA利用旋转阀系统引导气流通过含有若干个分离隔室的旋转吸附器组件，当所述旋转组件完成操作循环时，所述各个分离隔室连续循环通过吸附和解吸步骤。所述旋转吸附器组件通常包括固定在该旋转吸附器组件两端上两个密封板之间的管，其中所述密封板与由分离歧管组成的固定片接触，在所述分离歧管处将入口气体引导到RCPSA管，并从旋转吸附器组件导出从RCPSA管排出的加工过的纯化产物气体和尾气。通过密封板和歧管的适当排列，若干独立的隔室可在任何一个时刻通过完整循环的特征步骤。与常规PSA相反，对于吸附/解吸循环要求的流量和压力变化可以每个循环大约几秒以若干单独的每个循环大约数秒的增量变化，这消除了压缩和阀设备遇到的压力和流速变动。在这种形式中，所述RCPSA组件包括在旋转吸附组件利用的循环路径周围成角度隔开的阀元件，以在适当的方向和压力下气流路径连续通过各个隔室，以完成完整RCPSA循环中递增的压力/流动方向步骤之一。RCPSA技术的一个关键优点在于对吸附材料的利用要更有效得多。由于在实现相同的分离数量和质量的情况下，RCPSA要求的吸附剂数量可以仅是常规PSA技术要求的吸附剂量的一小部分。RCPSA的占地面积、投资和要求的活化吸附剂的数量明显低于常规PSA单元处理等同量气体的所需。
在一个实施方式中，RCPSA的床层长单位压降，要求的吸附活性，和机械限制(由于RCPSA中旋转床的离心加速)限制了许多常规PSA吸附床材料的应用，特别是松散粒状、颗粒状、珠状、或挤出物形式的吸附剂。在一个优选的实施方式中，吸附材料被固定到支撑基础材料上以用于RCPSA旋转设备中。例如，旋转RCPSA设备的一个实施方式可以是包括固定到结构化增强材料上的吸附材料的吸附片形式。可使用适当的粘合剂将所述吸附材料附着到该增强材料上。增强材料的非限制性例子包括整块料，矿物纤维基质(例如玻璃纤维基质)，金属丝基质(例如丝网筛)，或金属箔(例如铝箔)，其可经受阳极化处理。玻璃纤维基质的例子包括纺织玻璃纤维织物和无纺玻璃纤维织物。可通过涂覆适当吸附组分的糊浆制备吸附片，如具有增强材料上的粘合剂成分的沸石晶体，如无纺玻璃纤维织物，纺织金属织物，和多孔的铝箔。在特定的实施方式中，将吸附片或材料覆盖到陶瓷载体上。
RCPSA单元中的吸附器通常包括由一种或多种吸附材料形成的吸附固相和渗透性的气相，通过该气相待分离的气体从入口向吸附器的出口流动，待除去的组分固定到固相上。该气相被称作“循环气相”或更简单地称为“气相”。该固相包括孔网络，其平均尺寸通常为约0.02μm～20μm。可以使用更小孔的网络，称为“微孔”，这例如可在微孔碳吸附剂或沸石的情况下遇到。如之前提到的，该固相可沉积到非吸附性载体上，其作用在于提供机械强度或支撑，或者起到导热作用或贮热作用。吸附现象包括两个主要步骤，即被吸收物质穿过循环气相向到达固相表面上，随后被吸收物质通过该表面到固相体积进入吸附位。
在一个实施方式中，RCPSA利用引入RSPCA设备中使用的引入管内的结构化吸附剂。由于气流通过由吸附剂结构化片形成的通道，这些结构化的吸附剂具有意想不到的高传质速率，这与常规PSA中使用的传统填充固定床排列相比提供了明显的传质改进。本发明中气相传质速率(τg)和固相传质速率(τs)的比值大于10，优选大于25，更优选大于50。这些极高的传质速率比使得RCPSA在高回收率下产生高纯度的氢，而仅使用常规PSA的一小部分设备大小、吸附体积和成本。
所述结构化吸附剂的实施方式还产生通过吸附剂获得的比常规PSA明显更高的压降，而无与颗粒床技术相关的不利影响。所述吸附床可设计成大于5英寸水的吸附床单元长度压降/英尺床层长，更优选大于10英寸H2O/英尺，甚至更优选大于20英寸H2O/英尺。这与常规PSA单元形成对比，其中取决于使用的吸附剂，吸附床单元长度压降通常限制为低于约5英寸H2O/英尺，最常规的PSA单元设计的压降约为1英寸H2O/英尺或更小，以最小化所讨论的与常规PSA单元的较大床、长循环时间和粒状吸附剂相关的问题。因为床被流化的风险，常规PSA的吸附床不能承受更高的压降，所述床的流化由于伴随的设备问题和/或加入或替代损失的吸附材料的需要而导致过度摩擦和设备的过早停车。这些显著更高的吸附床单元长度压降使得RCPSA吸附床比常规PSA明显更紧凑、更短和更有效。
该实施方式高单元长度压降的实现和适应性使得可在整个结构化吸附床内获得高蒸汽速度。这导致在处理流体和吸附材料之间在单位时间内比常规PSA可获得更高的质量接触速率。这导致床层长更短，气相传质速率(τg)更高和改进了氢的回收。由这些明显更短的床层长，本发明RSCPA应用的总压降可保持在进料循环中总床压差为约10～50psig，优选小于30psig，同时最小化活性吸附床至小于5英尺长，优选小于2英尺长和短至小于1英尺长。
只要吸附和解吸步骤之间的压差足以引起吸附剂上负载的被吸收物质分数的变化，从而提供有效分离RCPSA单元处理的物流组分的δ负载，RCPSA工艺中使用的绝对压力水平不是关键性的。通常在吸附步骤中的压力水平范围为约50～2000psia，更优选为约80～500psia。然而，应注意在进料、减压、吹扫和再次加压步骤中利用的实际压力高度取决于许多因素，包括但不限于实际的操作压力和待分离的整个物流的温度，物流组成，和所需的RCPSA产物物流的回收百分数和纯度。此处全部引入作为参考的美国专利6,406,523；6,451,095；6,488,747；6,533,846和6,565,635公开了RCPSA技术的各个方面。
在一个实施方式中，快速循环变压吸附系统具有总循环时间tTOT将进料气体分离成产物气体(在该情况下，为富氢物流)和尾(废)气。所述方法通常包括将具有氢纯度F％的进料气体导入吸附床的步骤，其中F是进料气体的百分比，所述进料气体是弱可吸附(氢)组分，所述吸附床选择性吸附尾气并将氢产物气体送出该床时间tF，其中氢产物气体的纯度为P％，回收率为R％。回收率R％是保留在产物中的氢量与进料中可利用的氢量之比。然后该床并流减压时间tCO，随后逆流减压该床时间tCN，其中在大于或等于30psig的压力下从该床释放解吸物(尾气或废气)。通常用一部分氢产物气体吹扫该床时间tP。随后通常用一部分氢产物气体或进料气体使该床再次加压时间tRP，其中循环时间tTOT等于包括总循环时间的独立循环时间的和，即
tTOT＝tF+tco+tCN+tP+tRP    (3)
该实施方式包括但不限于RCPSA工艺，使得或者回收率R％＞80％，产物纯度与进料纯度的比率P％/F％＞1.1，和/或回收率R％＞90％，产物纯度与进料纯度的比率0＜P％/F％＜1.1。支持这些高回收和纯度范围的结果可见下面的实施例4～10。其他实施方式将包括RCPSA在其中回收率比80％低得多的工艺中的应用。RCPSA的实施方式不限于超出任何具体的回收率或纯度限度，当在应用时对于特定的应用场合回收率和/或纯度能低至所需水平或在经济上合理可行。
还应注意在本发明的范围内，上述等式(3)的步骤tco、tCN或tP可一起省略或以任何独立组合方式省略。然而优选上述等式(3)的所有步骤均可实施或者仅从总循环中省略步骤tco或tCN之一。
在一个实施方式中，还优选在足够高的压力下释放尾气，以使尾气可被进料到另一个没有尾气压缩的装置中。更优选尾气的压力大于或等于60psig。在一个最优选的实施方式中，尾气压力大于或等于80psig。在较高的压力下，尾气可被导入燃料压头或直接导入精炼炼油厂或石化厂的另一个工艺单元，例如加氢处理单元，重整单元，流化催化裂化单元或甲烷合成单元。其中仅有并流流动减压该床步骤的这种特定实施方式也包括在本发明范围内。即，省略逆流减压步骤。
本发明的实施具有以下优点：
(a)增大可作为补给气体，或者在其适于作为补给气体之前必须改质为更高纯度物流的含氢物流纯度。
(b)增大含氢再循环气体物流的纯度，使得反应器中整体氢处理气体纯度增大，以使得可具有更高的氢处理严格标准或另外的产物处理。
(c)用于从氢化处理吹扫气体中回收H2，其中或者(在涤气前)或在涤气后(通常＜100vppm H2S)存在相当高的H2S浓度。
在氢化处理中，增大的H2纯度转变为加氢处理反应器中更高的H2分压。这既增大了反应动力学也降低了催化剂失活的速度。较高H2分压的优点可以许多方式利用，如：在更低的反应器温度下操作，这减少了能耗，降低了催化剂的失活，并延长了催化剂寿命；增大单元的进料速度；处理更多的“酸”性(较高硫含量)给料；处理更高浓度的裂解给料；改进产物颜色，特别是在接近运行终点时；消除了压缩机和/或处理气体循环的薄弱环节(在恒定总流下增大了scf H2，或者在较低总流下相同的scf H2)；和对本领域技术人员显而易见的其它方式。
增大的H2回收率还提供了明显的潜在益处，下面说明其中的一些：
(i)降低了精炼厂内对购买、制造或其它H2源的需求；
(ii)作为氢回收率增大的结果，增大了对于在需求的恒定(现有)补给气体下加氢处理进料速率；
(iii)对于增大的杂原子除去效率，提高了加氢处理中的氢纯度；
(iv)从精炼厂燃料气体中除去部分H2，由于氢的低BTU值其对于燃料气体是有害的，BTU值可表示燃烧能力限度和对于某些燃烧炉的难度；
(v)对于具有本领域常识的人员显而易见的其它优点。
取决于具体的RCPSA设计，也可从原料中除去其它杂质，例如但不限于CO2，水，和氨。一部分洗涤过的气流可迂回通过RCPSA单元。
以下实施例仅用以例示性目的并不应以任何方式形成限制。
实施例
实施例1
在本实施例中，精炼厂物流为480psig，尾气为65psig，从而压变为6.18。进料组成和压力是精炼炼油厂处理单元典型的，如在加氢操作或加氢处理应用中可见的那些。在本实施例中通常烃以它们的碳数描述，即，Ci＝甲烷，C2＝乙烷等。RCPSA能够在一定流速范围内，在＞99％的纯度和＞81％的回收率下产生氢。表1a和1b给出了RCPSA的计算机模拟结果和对于本实施例不同组分的进料和产出物百分比。表1a和1b还给出了对于480psig的6MMSCFD物流和65psig的尾气，随回收率从89.7％增大至91.7％氢纯度是如何降低的。
表1a和1b
从RCPSA(67 ft3)的进料和产出物组成(mol％)，H2纯度。进料为480psig，122deg F，尾气为65psig。进料速度约为6MMSCFD。
表1a-较高纯度
以秒表示的步骤时间为tF＝1，tCO＝0.167，tCN＝0，tP＝0.333，tRP＝0.5
H2纯度为98.6％，回收率89.7％
  进料   产物   尾气
  H2   88.0   98.69   45.8
  C1   6.3   1.28   25.1
  C2   0.2   0.01   1.0
  C3   2.6   0.01   12.3
  C4+   2.9   0.00   14.8
  H2O   2000vppm   65vppm   9965vppm
  总(MMSCFD)   6.162   4.934   1.228
  480psig   470psig   65psig
表1b-较高纯度
以秒表示的步骤时间为tF＝1，tCO＝0.333，tCN＝0，tP＝0.167，tRP＝0.5
H2纯度为97.8％，回收率91.7％
  进料   产物   尾气
  H2   88.0   97.8   45.9
  C1   6.3   2.14   25.0
  C2   0.2   0.02   1.0
  C3   2.6   0.02   12.3
  C4+   2.9   0.00   14.9
  H2O   2000vppm   131vppm   10016vppm
  总(MMSCFD)   6.160   5.085   1.074
  480psig   470psig   65psig
本发明所述的RCPSA操作由不同步骤组成的循环。步骤1是其中产生产物的进料步骤，步骤2是并流减压步骤，步骤3是逆流减压步骤，步骤4吹扫(通常为逆流)和步骤5用产物再次加压。在这里所述的RCPSA中，任何情况下床总数的一半处于进料步骤。在本实施例中，tToT＝2秒，其中进料时间tF是总循环的一半。
实施例2
在本实施例中，条件与实施例1中相同。表2a表示利用并流和逆流步骤二者获得＞99％氢纯度的情况。表2b表示可省略逆流减压步骤，仍可保持99％的氢纯度。事实上，这表明通过增大吹扫循环的时间tP，通过从逆流减压步骤中除去的持续时间tCN，氢回收率可增大至88％的水平。
表2a和2b
步骤持续时间对RCPSA(67 ft3)的H2纯度和回收率的影响。与表1的条件相同。进料为480psig，122deg F，尾气为65psig。进料速度约为6MMSCFD。
表2a
逆流减压，中间压力＝105psig
    纯度     回收率     tF     tCO     tCN     tP     tRP
    ％     ％     s     S     s     S     S
    98.2     84.3     1     0.283     0.05     0.167     0.5
    98.3     85     1     0.166     0.167     0.167     0.5
    99.9     80     1     0.083     0.25     0.167     0.5
表2b
没有逆流减压
    纯度     回收率     tF     tCO     tCN     tP     tRP
    ％     ％     s     S     s     S     s
    97.8     91.7     1     0.333     0     0.167     0.5
    98.7     90     1     0.166     0     0.334     0.5
    99     88     1     0.083     0     0.417     0.5
实施例3
本实施例表示10MMSCFD炼油厂物流，再次含有如表3进料栏所示的典型组分(例如进料组合物含74％H2)。所述物流为480psig，RCPSA尾气为65psig，从而绝对压变为6.18。本发明的RCPSA再次能够从这些进料组合物以纯度＞99％和回收率＞85％产生氢。表3a和3b给出这些实施例的结果。
表3a和3b
RCPSA(53ft3)的进料和产出物组成(mol％)，H2纯度。进料为480psig，101deg F，尾气为65psig。进料速度为约10MMSCFD。
表3a-较高纯度
以秒表示的步骤时间为tF＝0.583，tCO＝0.083，tCN＝0，tP＝0.25，tRP＝0.25
H2纯度为99.98％，回收率86％
  进料   产物   尾气
  H2   74.0   99.98   29.8
  C1   14.3   0.02   37.6
  C2   5.2   0.00   13.8
  C3   2.6   0.00   7.4
  C4+   3.9   0.00   11.0
  H2O   2000vppm   0.3vppm   5387vppm
  总(MMSCFD)   10.220   6.514   3.705
  480psig   470psig   65psig
表3b-较低纯度
以秒表示的步骤时间为tF＝0.5，tCO＝0.167，tCN＝0，tP＝0.083，tRP＝0.25
H2纯度为93％，回收率89％
  进料   产物   尾气
  H2   74.0   93.12   29.3
  C1   14.3   6.34   31.0
  C2   5.2   0.50   16.6
  C3   2.6   0.02   8.9
  C4+   3.9   0.00   13.4
  H2O   2000vppm   142vppm   6501vppm
  总(MMSCFD)   10.220   7.240   2.977
  480psig   470psig   65psig
在上述表3a和3b二者所示的情况下，尽管尾气压力高达65psig，本发明表明如果充分增大吹扫步骤的时间tP，可得到高的纯度(99％)。
表2a，2b和3a表明对于6MMSCFD和10MMSCFD二者的流速条件，由RCPSA均获得～99％的的非常高纯度的氢和＞85％的回收率。在两种情况下的尾气为65psig。用所有在高压下产生的废气利用RCPSA得到的这种产物气体的高纯度和回收率之前未被发现，是本发明的一个关键特征。
表3c表示对于和表3a和3b中讨论的相同精炼厂物流，在高回收率下得到高纯(＞99％)H2的RCPSA(体积＝49立方英尺)。与表3a相比，表3c表示通过同时降低进料循环的持续时间tF和吹扫循环的持续时间tP，可获得类似的纯度和回收率。
表3c
步骤持续时间对RCPSA(49ft3)的H2纯度和回收率的影响。进料为480psig，101deg F，尾气为65psig。进料速度约为10MMSCFD。
没有逆流减压
纯度 回收率 tF tCO tCN tP tRP
  ％   ％   s   s   s   s   s
  95.6   87.7   0.5   0.167   0   0.083   0.25
  97.6   86   0.5   0.117   0   0.133   0.25
  99.7   85.9   0.5   0.083   0   0.167   0.25
实施例4
在本实施例中，表4进一步说明本文所述的根据本发明操作的RCPSA的性能。在本实施例中，进料是典型的炼油厂物流，压力为300psig。当所有尾气在40psig下排出时，本发明的RCPSA能够在83.6％的回收率下产生99％的纯氢产物。在该情况下，可将尾气送入闪蒸罐或气体分离器或其他无需另外压缩的下游炼油装置。本发明另一个重要方面是RCPSA还除去CO至＜2vppm，这对于使用富氢产物物流的炼油单元是非常希望的。较低的CO水平确保在下游单元中的催化剂在长时间操作期间而无损于活性。常规PSA不能同时既满足该CO规格，又满足在较高压力下排出所有尾气的条件，如在典型的燃料压头压力下或其他处理这种RCPSA废气设备的高压下。由于所有尾气可在40psig或更高压力下利用，对于将RCPSA与炼油设备结合无需另外的压缩。
表4
从氢中除去一氧化碳和烃的RCPSA(4 ft3)进料和产出物的组成(mol％)。进料为300psig，101deg F，进料速度约为0.97MMSCFD。
以秒表示的步骤时间为tF＝0.5，tCO＝0.1，tCN＝0，tP＝0.033，tRP＝0.066
H2纯度为99.99％，回收率88％
  进料   产物   尾气
  H2   89.2   99.98   48.8
  C1   3.3   0.01   13.9
  C2   2.8   0.01   13.9
  C3   2.0   0.00   10.2
  C4+   2.6   0.00   13.2
  CO   50   1.1   198.4
  总计   0.971   0.760   0.211
  300psig   290psig   40psig
实施例5
表5a和5b比较根据本发明操作的RCPSA的性能。被纯化的物流进料中具有较低的H2(51％mol)并通常是炼油厂/石化物流。在两种情况下(对应于表5a和5b)，在并流步骤之后应用逆流减压步骤。根据本发明，表5a表明当即使所有尾气在65psig或更高压力下释放时，高的H2回收率(81％)也是可能的。相反，在其中一些可利用的尾气压力低至5psig的RCPSA在逆流减压中损失氢，例如H2回收率降至56％。此外，表5a中物流的较高压力表明不要求尾气压缩。
表5a和5b
尾气压力对回收率的影响。RCPSA应用到H2浓度(51.3mol％)的进料的例子。RCPSA(31 ft3)的进料和产出物组成(mol％)，H2纯度。进料为273psig，122deg F。进料速度为约5.1MMSCFD。
表5a
以秒表示的步骤时间为tF＝0.5，tCO＝0.083，tCN＝0.033，tP＝0.25，tRP＝0.133
[A]可利用的尾气为65-83psig，H2纯度为99.7％和回收率为81％
  进料   产物   尾气
  H2   51.3   99.71   20.1
  C1   38.0   0.29   61.0
  C2   4.8   0.00   8.0
  C3   2.2   0.00   3.8
  C4+   3.7   0.00   6.4
  H2O   4000vppm   0.7vppm   6643vppm
  总(MMSCFD)   5.142   2.141   3.001
  273psig   263psig   65-83psig
表5b
以秒表示的步骤时间为tF＝0.667，tCO＝0.167，tCN＝0.083，tP＝0.083，tRP＝0.33
[B]可利用的尾气为5-65psig，H2纯度为99.9％和回收率为56％
  进料   产物   尾气
  H2   51.3   99.99   34.2
  C1   38.0   0.01   48.8
  C2   4.8   0.00   6.9
  C3   2.2   0.00   3.4
  C4+   3.7   0.00   6.2
  H2O   4000vppm   0.0vppm   5630vppm
  总(MMSCFD)   5.142   1.490   3.651
  273psig   263psig   5-65psig
实施例6
在本实施例中，表6a和6b比较根据本文所述本发明操作的RCPSA的性能。在这些情况下，进料压力为800psig，尾气在65psig或100psig下排出。组成反映通常的杂质如H2S，其可在这种炼油应用中存在。如可看出的，在两种情况下均观察到伴有高纯度＞99％的高回收率(＞80％)。在这两种情况下，仅使用并流减压且在该步骤中的流出物被送至循环中的其它床。仅在逆流吹扫步骤中释放尾气。表6c表示在以下情况下操作的RCPSA，其中一些尾气还在并流减压之后的逆流减压步骤中排出。所述并流减压的流出物具有足够的纯度和压力以能够将其返回到作为本发明一部分的RCPSA容器构造中的其它床之一。尾气，即废气，在逆流减压和逆流吹扫步骤中释放。
在所有情况下，在允许与其它高压精炼工艺结合的高压下可得到全部的尾气量。这使得在高回收率下制备高纯度气体时不要求任何形式的压缩。根据本发明广义的权利要求，这些情况仅作为示例性实施例且不限于炼油厂、石化或加工场所或甚至被分离的特定分子的性质。
表6a、6b和6c
RCPSA应用到高压进料的例子。RCPSA(18 ft3)的进料和产出物组成(mol％)，H2纯度。进料为800psig，122deg F。进料速度为约10.1MMSCFD。
表6a
以秒表示的步骤时间为tF＝0.91，tCO＝0.25，tCN＝0，tP＝0.33，tRP＝0.33
[A]尾气为65psig，H2纯度为99.9％和回收率为87％
  进料   产物   尾气
  H2   74.0   99.99   29.5
  C1   14.3   0.01   37.6
  C2   5.2   0.00   14.0
  C3   2.6   0.00   7.4
  C4+   3.9   0.00   10.9
  H2O   20vppm   0   55vppm
  总(MMSCFD)   10.187   6.524   3.663
  800psig   790psig   65psig
表6b
以秒表示的步骤时间为tF＝0.91，tCO＝0.25，tCN＝0，tP＝0.33，tRP＝0.33
[B]尾气为100psig，H2纯度为99.93％和回收率为80.3％
  进料   产物   尾气
  H2   74.0   99.93   38.1
  C1   14.3   0.07   32.8
  C2   5.2   0.00   12.5
  C3   2.6   0.00   6.5
  C4+   3.9   0.00   9.6
  H2O   20vppm   0vppm   49vppm
  总(MMSCFD)   10.187   6.062   4.125
  800psig   790psig   100psig
表6c
以秒表示的步骤时间为tF＝0.91，tCO＝0.083，tCN＝0.25，tP＝0.167，tRP＝0.41
[C]尾气为65-100psig，H2纯度为99.8％和回收率为84％
  进料   产物   尾气
  H2   74.0   99.95   28.9
  C1   14.3   0.05   39.0
  C2   5.2   0.00   13.7
  C3   2.6   0.00   7.2
  C4+   3.9   0.00   10.6
  H2O   20vppm   0.01vppm   53vppm
  总(MMSCFD)   10.187   6.373   3.814
  800psig   790psig   65-100psig
实施例7
表7a、7b和7c比较根据本文所述本发明操作的RCPSA的性能。被纯化的物流在进料中具有较高的H2(85％mol)并通常是精炼厂/石化物流。在这些实施例中产物中纯度的增加低于10％(即P/F＜1.1)。在该约束条件下，本发明的方法能够在＞90％回收率下制得氢，而无需尾气压缩。
表7a、7b和7c
RCPSA应用到H2浓度(85mol％)的进料的例子。RCPSA(6.1 ft3)的进料和产出物组成(mol％)。进料为480psig，135deg F和进料速度为约6MMSCFD。
表7a
以秒表示的步骤时间为tF＝0.5，tCO＝0.33，tCN＝0.167，tP＝0.167，tRP＝1.83，回收率＝85％
  进料   产物   尾气
  H2   85.0   92.40   57.9
  C1   8.0   4.56   17.9
  C2   4.0   1.79   13.1
  C3   3.0   1.16   10.4
  C4+   0.0   0.00   0.0
  H2O   2000   866.5   6915
  总(MMSCFD)   6.100   4.780   1.320
  480psig   470psig   65psig
表7b
以秒表示的步骤时间为tF＝1，tCO＝0.333，tCN＝0.167，tP＝0.083，tRP＝0.417，回收率＝90％
  进料   产物   尾气
  H2   85.0   90.90   58.2
  C1   8.0   5.47   18.1
  C2   4.0   2.23   12.9
  C3   3.0   1.29   10.1
  C4+   0.0   0.00   0.0
  H2O   2000   1070.5   6823
  总(MMSCFD)   6.120   5.150   0.969
  480psig   470psig   65psig
表7c
以秒表示的步骤时间为tF＝2，tCO＝0.667，tCN＝0.333，tP＝0.167，tRP＝0.833，回收率＝90％
  进料   产物   尾气
  H2   85.0   90.19   55.2
  C1   8.0   6.21   18.8
  C2   4.0   2.32   13.9
  C3   3.0   1.17   11.3
  C4+   0.0   0.00   0.0
  H2O   2000   1103.5   7447
  总(MMSCFD)   6.138   5.208   0.93
  480psig   470psig   65psig

Claims (26)

1.一种对加氢处理工艺单元中的烃进料进行改质的方法，其包括：
a)    在加氢处理条件下，使所述烃进料在加氢处理区中与氢和催化有效量的加氢处理催化剂接触从而产生液相和气相，其中一部分氢得自含氢补给气体；
b)    分离所述液相产物和所述气相，所述气相产物含有氢和轻质烃；
c)    在快速循环变压吸附单元中，从含氢补给处理气体、气相产物或二者中除去至少一部分所述轻质烃，所述快速循环变压吸附单元含有多个吸附床并具有小于约30秒的总循环时间且各吸附床内的压降大于约5英寸水/英尺床层长；
d)    将至少一部分上述步骤c)的具有较高氢浓度的气相再循环到加氢处理区中。
2.权利要求1的方法，其中的烃进料选自石脑油沸程进料，煤油和喷气燃料沸程进料，馏出物沸程进料，残油和原油。
3.权利要求2的方法，其中的烃进料为选自直馏石脑油、催化裂化石脑油、焦化石脑油、加氢化裂化石脑油、残油氢化处理石脑油的石脑油沸程进料。
4.权利要求2的方法，其中的烃进料为馏出物和选自下列的较高沸程的进料：由流化催化裂化器(FCC)制得的循环油，常压和真空瓦斯油，常压和真空残油，裂解汽油，费-托液，提余液，蜡，润滑油和原油。
5.权利要求1的方法，其中的加氢处理工艺是用于从烃进料中除去杂原子的氢化处理工艺，其中硫化氢也是气相的组分，且其中在通过快速循环变压吸附除去轻质烃之前在酸涤气区内至少除去部分硫化氢。
6.权利要求5的方法，其中的总循环时间或快速循环变压吸附小于约15秒。
7.权利要求6的方法，其中的总循环时间小于约10秒，且各个吸附床的压降大于约10英寸水/英尺床层长。
8.权利要求7的方法，其中的总循环时间小于约5秒。
9.权利要求8的方法，其中的压降大于约20英寸水/英尺床层长。
10.权利要求1的方法，其中的循环时间小于约10秒，且压降大于约10英寸水/英尺床层长。
11.权利要求10的方法，其中的循环时间小于约5秒，且压降大于约20英寸水/英尺床层长。
12.权利要求1的方法，其中的加氢处理工艺是其中烃进料被转化成较低沸点产物的加氢化裂化。
13.权利要求12的方法，其中的总循环时间或快速循环变压吸附小于约15秒。
14.权利要求13的方法，其中的总循环时间小于约10秒，且各个吸附床的压降大于约10英寸水/英尺床层长。
15.权利要求14的方法，其中的总循环时间小于约5秒。
16.权利要求15的方法，其中的压降大于约20英寸水/英尺床层长。
17.权利要求1的方法，其中的加氢处理工艺是其中烃进料的分子被异构化的氢化异构化。
18.权利要求17的方法，其中的总循环时间或快速变压吸附小于约15秒。
19.权利要求18的方法，其中的总循环时间小于约10秒，且各个吸附床的压降大于约10英寸水/英尺床层长。
20.权利要求19的方法，其中的总循环时间小于约5秒。
21.权利要求20的方法，其中的压降大于约20英寸水/英尺床层长。
22.权利要求1的方法，其中的加氢处理工艺为其中不饱和烃和芳烃被氢化的氢化作用。
23.权利要求22的方法，其中的总循环时间或快速变压吸附小于约15秒。
24.权利要求23的方法，其中的总循环时间小于约10秒，且各个吸附床的压降大于约10英寸水/英尺床层长。
25.权利要求24的方法，其中的总循环时间小于约5秒。
26.权利要求24的方法，其中的压降大于约20英寸水/英尺床层长。
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