CN101107060B - 具有改进的氢气处理方式的重质原料加氢裂化方法 - Google Patents

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Abstract

一种用于重质石油原料加氢裂化的改进方法，其中对与加氢裂化器相关的含氢料流进行循环时间小于30s的快速循环变压吸附。

Description

具有改进的氢气处理方式的重质原料加氢裂化方法
发明领域
一种用于重质石油原料(heavy petroleum feedstock)加氢裂化的改进方法，其中对与加氢裂化器相关的含氢料流(hydrogen-containing stream)进行循环时间小于1分钟的快速循环变压吸附。
背景技术
重质石油级分的加氢裂化是一种非常重要的精制方法，其可以提高沸点较低价值较高的液态制品的精制产率。例如，将不能轻易提高品质的重质原料加氢裂化为较轻级分，如汽油、喷气燃料和轻质瓦斯油。某些加氢裂化方法还可以得到高度提纯的残渣，其可以为润滑油提供良好的基础料。相对于流化催化裂化，催化加氢裂化的一个优点是能够提供质量很好的中间馏分、喷气燃料和瓦斯油。相反地，与从流化催化裂化生产的汽油相比从加氢裂化生产的汽油具有较低的辛烷值等级。
加氢裂化是一种从若干变量获得灵活性的方法，所述变量例如为所用的运行条件、所用的催化剂类型、和含烃原料的加氢裂化可以以一步或多步方式进行的事实。一种常规加氢裂化催化剂是基于适度酸性的无定形基质，如氧化硅-氧化铝。所述体系被用于生产优良的中间馏分和任选的润滑油基础料(lube oil basestock)。这些催化剂被用于例如两步法中。
在例如加氢裂化的方法中，将从反应区流出物中分离出的富含氢气的气相进行再循环的步骤是常见的。采用该步骤的实际原因在于保持该方法中使用的催化剂的活性和运行稳定性。所述被再循环的氢气通常通过将全部反应产物流出物冷却至约60(15.6℃)～约140(60℃)的温度和将被冷却的流出物供入气-液分离区而获得。将含有未反应氢气的所述被回收的气相再循环和与所述反应区上游的烃原料合并。
本领域早已认识到提高加氢处理单元(包括加氢裂化单元)的再循环料流中的氢气纯度(浓度)的重要性。因此，以少量额外能耗提供改进的氢气利用效率而不对加氢裂化设备的维护和操作造成不当的负面影响已成为本领域的目标。还认识到通过提高氢气的有效利用，可以采用现有设备来提高原料吞吐量，从而得到较高的产物产率。更有效地利用氢气的另一个优点是减少补偿氢气量，该补偿氢气量必须由例如氢气装置或低温单元(cryo-unit)提供。
待处理的原料类型、产物质量要求和对于特定催化剂循环寿命而言的转化量决定了运行加氢裂化单元所需的氢气分压。所述单元的操作压力和再循环气体的纯度决定了所述加氢处理单元的氢气分压。由于对来自下游加氢裂化器分离器的闪蒸气体的组成的有限控制，所述再循环闪蒸气体的氢气组成会限制最终供至所述加氢裂化反应器的氢气分压。所述再循环气流中相对较低的氢气分压有效地降低了供至所述反应器的氢气输入组分的分压，并从而对就产物产量和质量、催化剂循环寿命而言的运行性能产生负面影响。为了弥补这种较低的性能，必须提高所述加氢裂化反应器的操作压力。相反地，通过提高氢气回收的利用效率和氢气浓度，所述再循环气体料流的氢气分压得到提高。这可导致由这些参数衡量的加氢裂化工艺单元的整体提高的性能。
已经提出了不同的方法，其中一些已经在商业上得到实践，试图通过增加所述再循环气体料流中的氢气浓度来提高加氢裂化单元的氢气利用效率。这些方法通常导致大量的额外设备费用和/或需要显著改变运行条件，如温度和压力，这通常导致投资费用和运行费用的增加。
一种已经被用于提高所述再循环料流中的氢气纯度的方法是常规变压吸附(PSA)。例如，参见1984年7月3号颁发给Lummus Crest，Inc.的美国专利No.4,457,384。然而，为了引入PSA单元，所述反应器流出气流的压力必须从约2,500psig(175.8kg/cm2)降至约350psig(24.6kg/cm2)。尽管可以将所述再循环氢气料流的纯度提高至约99mol％，但是在供入加氢处理器进料流之前必须对所述再循环气体料流进行相当大的再压缩以使其回到2,500psig(175.8kg/cm2)。最终结果是由于增加了当使用常规PSA单元时所需的大压缩机而使得投资、运行和维护费用显著增加。
MacLean的美国专利No.4,362,613中描述了另一种方法，其使用了压降高达150大气压的膜以及其也会导致大量的投资和运行费用。
因此，本发明的一个目标是提供一种用于提高氢气利用效率的改进方法，其通过与现有加氢裂化单元相容的途径。所述途径相反地影响加氢裂化器的吞吐量或该系统的整体经济，包括投资费用和运行费用，后者包括维护和能耗。
如前面提到的，如果可以提高供至所述反应器的进料中的氢气分压，那么所述加氢裂化工艺单元的整体运行效率可以得到提高。因此，本发明的另一个目标是通过提高其吞吐能力来提高加氢裂化工艺单元的运行性能。
发明概述
本发明包括一种用于烃进料加氢裂化的方法，其包括：
(a)在加氢裂化条件下将烃进料在加氢裂化区中与含氢气体和催化有效量的加氢裂化催化剂接触，从而产生较低沸点烃液相以及含有氢气和轻质烃的气相；
(b)分离所述较低沸点烃液相和气相；
(c)在快速循环变压吸附单元中，从至少一部分气相中除去至少一部分轻质烃，从而提高其氢气浓度，所述快速循环变压吸附单元包含多个吸附床和具有小于约30秒的总循环时间和在每个吸附床内以每英尺床长计大于约5英寸水柱的压降；和
(d)将上述步骤c)的氢气浓度提高的至少一部分气相再循环至所述加氢裂化区。
在另一实施方式中，供至所述加氢处理区的所述含氢气体由被提纯的补偿气体组成，所述被提纯的补偿气体由含氢补偿气体在快速循环变压吸附单元中制得，所述快速循环变压吸附单元包含多个吸附床和具有小于约30秒的总循环时间和在每个吸附床内以每英尺床长计大于约5英寸水柱的压降，其中来自所述快速循环变压吸附单元的被提纯的补偿气体的氢气浓度比所述含氢气体的氢气浓度高。
在另一实施方式中，提供了一种用于烃进料加氢裂化的方法，其包括：
(a)在加氢裂化条件下将烃进料在加氢裂化区中与含氢气体和催化有效量的加氢裂化催化剂接触，从而产生较低沸点烃液相以及由氢气和轻质烃组成的气相；其中所述被提纯的补偿气体由含氢补偿气体在快速循环变压吸附单元中制得，所述快速循环变压吸附单元包含多个吸附床和具有小于约30秒的总循环时间和在每个吸附床内以每英尺床长计大于约5英寸水柱的压降，其中来自所述快速循环变压吸附单元的被提纯的补偿气体的氢气浓度比所述含氢气体的氢气浓度高；
(b)分离所述较低沸点烃液相和气相；和
(c)将步骤b)的至少一部分所述气相再循环至所述加氢裂化区。
在另一优选实施方式中，快速循环变压吸附的总循环时间小于约10秒和每个吸附床的压降为以每英尺床长计大于约10英寸水柱。
在另一优选实施方式中，快速循环变压吸附的总循环时间小于5秒和每个吸附床的压降为以每英尺床长计大于约20英寸水柱。
附图简述
图1是不采用快速循环变压吸附的现有技术加氢裂化单元的简略流程示意图。
图2是说明在供至加氢裂化反应器的含氢补偿气体料流中采用快速循环变压吸附的一种实施方式的简略示意图。
图3是说明在供至加氢裂化反应器的含氢再循环气体料流中采用快速循环变压吸附的一种实施方式的简略示意图。
发明详述
本发明的方法对加氢裂化包含烃和/或其它有机物质的烃油而产生包含具有较低平均沸点和较低平均分子量的烃和/或其它有机物质的产物特别有用。可以通过本发明方法进行加氢裂化的烃原料包括所有矿物油和合成油(例如：页岩油、沥青砂制品等)和其级分。烃原料的实例包括含有沸点高于约500°F(260℃)的组分的那些，例如费-托液体、常压柴油、减压瓦斯油、脱沥青渣油、减压渣油和常压渣油、加氢处理或轻度加氢裂化渣油、焦化馏出油、直馏馏分、溶剂-脱沥青油、热解油、高沸点合成油、循环油和催化裂化器馏分。优选的加氢裂化原料是瓦斯油或其至少50重量％、最常见至少75重量％组分的沸点高于所需产物的终馏点的其它烃级分。最优选的瓦斯油原料之一包含沸点高于500°F(260℃)的烃组分，其中对于至少25体积％组分的沸点处于约600°F(315℃)和1000°F(538℃)之间的原料获得最佳结果。优选的重质原料在约350至约1050°F(约177℃至约565℃)的范围内沸腾。
较重直链烷烃和蜡类如费托蜡、来自溶剂脱蜡的蜡、疏松石蜡和含蜡原油也可以通过加氢裂化方法改良成较轻制品。用于馏分油和重质瓦斯油的加氢裂化催化剂和工艺条件可以用来对重质直链烷烃和蜡类进行加氢裂化。
在本发明的一个实施方案中，烃进料选自沸点高于350°F的那些。
在本发明的一个实施方案中，烃进料选自石脑油沸腾范围进料、煤油沸腾范围进料和馏分油沸腾范围进料。
在本发明的一个实施方案中，烃进料选自费-托液、润滑油原料、提余液、重质石脑油、常压瓦斯油、减压瓦斯油、脱沥青渣油、减压渣油和常压渣油、加氢处理或轻度加氢裂化渣油、焦化馏出油、直馏馏分、溶剂-脱沥青油、热解油、高沸点合成油、循环油和催化裂化器馏分。
用于本发明的优选加氢裂化催化剂中作为加氢组分的活性金属为元素周期表中第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金属。优选的助催化金属是来自第VIB族的那些，例如钼和钨，优选为钼。所述催化剂中加氢金属组分的用量可以在宽范围内变化。宽泛地说，可以使用处于约0.05重量％至30重量％之间的任何量。对于贵金属而言，优选使用约0.05重量％～约2重量％的所述金属。引入所述加氢金属组分的优选方法是将沸石基材料与所需金属的合适化合物的水溶液接触，其中所述金属以阳离子形式存在。添加所选加氢金属之后，将所得的催化剂粉末过滤、干燥、如果需要以添加的润滑剂、粘合剂等使其造粒，和在空气中于例如700-1200°F(371-648℃)的温度下煅烧以活化所述催化剂和分解铵离子。作为选择，可以先将所述沸石组分造粒，然后添加所述加氢组分和通过煅烧进行活化。前述催化剂可以以未稀释的形式使用，或者可以将所述沸石催化剂粉末与其它活性较低的催化剂、稀释剂或者粘合剂如氧化铝、硅胶、氧化硅-氧化铝共凝胶、活化粘土等按照5重量％～90重量％的比例混合和共造粒。这些稀释剂可以原样使用，或者它们可含有小比例的另外的加氢金属，如VIB族和/或VIII族金属。
在本发明的一个实施方案中，加氢裂化催化剂包含选自钴、镍、钨、氧化铝、沸石、氧化硅、氧化硅-氧化铝和分子筛的一种或多种组分。
在本发明方法还可以使用附加的金属促进的加氢裂化催化剂，其包括例如磷铝酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐及其它结晶硅酸盐。通常使用至少两种催化剂用于对所述进料进行加氢处理以除去硫和氮和以将所述进料加氢裂化成较轻制品。任选地采用催化剂以对来自所述加氢裂化反应的制品进行加氢处理(即：后加氢处理催化床)。在Klotz的美国专利No.4,363,718中对结晶铬硅酸盐作了更全面的描述。
加氢裂化通常在如下条件下进行：温度约450°F(232℃)至约875°F(468℃)，压力约500psig(3.6MPa)至约3000psig(20.8MPa)，液时空速(LHSV)约0.1至约30hr-1，氢气循环速率约2,000标准立方英尺每桶(337标准m3/m3)至约25,000标准立方英尺每桶(4200标准m3/m3)。根据本发明，术语“实质上转化为较低沸点产物”是指至少5体积％的新鲜原料转化为较低沸点产物。在一个优选的实施方式中，加氢裂化区内的单程转化率为约15％～约45％。更优选地单程转化率为约20％～约40％。在此，术语“烃原料”是指由烃类组成的炼油装置、化工装置或其它工业装置料流，包括这样的流体，其中烃进料中可能存在少量(小于5wt％)的非烃污染物例如但不局限于硫、水、氨和金属。
一种特殊的加氢裂化方式是择形加氢裂化。除了降低分子量和除去杂原子之外，择形加氢裂化还可以用于降低馏分油或润滑油基础料的倾点。通常通过使用中孔择形沸石如ZSM-5进行馏分油和润滑油基础料的择形加氢裂化。在此方法中，所述进料中的线型和轻度支化链烷烃被加氢裂化为较轻组分，而所述进料中的更加支化链烷烃未被转化。另外，加氢处理反应器中包括加氢脱硫催化剂，其可以降低所述进料的硫和氮含量。
作为一个实例，通过择形加氢裂化方法进行馏分油脱蜡的条件通常是：260至455℃，20至50kg/cm2氢气分压，1至2.5LHSV，和250至425Nm3/m3氢气循环速率。在择形馏分油脱蜡中，得到较低硫、较低倾点馏分油制品和低硫发动机汽油。通常，所述馏分油产率高于85％，发动机汽油产率为5-12％，余下为轻质气体。在择形润滑油脱蜡中，制得具有改进粘度指数的较低硫、较低倾点的润滑油基础料或制品。通过择形加氢裂化方法进行润滑油脱蜡的条件通常是：500至750°F、400至2000psi、1500至4000scf/bbl、和0.2至2LHSV。
图1是不采用快速循环变压吸附单元的常规加氢裂化工艺单元的简略流程示意图。待加氢裂化的烃进料10与含氢再循环处理气体15和含氢补偿气体11一起供入加氢裂化反应器R。所述进料和含氢气体料流通过多个具有适当加氢裂化催化剂的床C并行流过加氢裂化反应器R。所述产物流出物排出加氢裂化反应器R，和通过管线20进入分离器S，在此初沸点比进料低的液态产物级分通过管线22回收。所述液态产物级分通常供入附加处理设备或处理单元用于进一步精制。含氢气体级分12排出分离器S，和被供入再循环压缩机RC，在此至少一部分所述料流被再压缩和返回至加氢裂化反应器R。如果为了除去一部分累积的轻质烃或其它料流污染物以避免这些组分在该系统中累积，可以取出吹扫料流16。此处所用术语“轻质烃”是指由重量上约1至约5个碳原子的烃类化合物(即，C1到C5重量的烃类化合物)组成的烃混合物。
回到图1，将一部分被压缩的含氢气体级分作为含氢再循环气体15再循环至反应器R，将一部分作为急冷气体14供至加氢裂化反应器R。由于加氢裂化反应器中的反应是放热反应，因此通常将急冷气体14在所述加氢裂化反应器的催化剂床之间的多个部位供入以防反应器失控(过热)。尽管可以使用不同种类的急冷气体，但优选所述急冷气体是来自分离器S的含氢料流。
图2表示本发明方法的一个优选实施方式，其中采用快速循环变压吸附(RCPSA)单元来提高供至加氢裂化反应器R的含氢补偿气体11中的氢气浓度。所有数字标记与本文中的图1相同，除了在图2所示的本实施方式中含氢补偿气体11被供入快速循环变压吸附单元RCPSA，其中轻质烃和其它气态杂质作为尾气24除去。根据具体的RCPSA设计，其它污染物例如但不局限于CO2、水、氨和H2S也可以从所述含氢补偿气体中除去。被提纯的补偿气体料流17离开RCPSA单元，所述被提纯的补偿气体料流17具有比进入RCPSA单元的含氢补偿气体料流11更高的氢气浓度。将被提纯的补偿气体料流17供入所述反应器，其与烃进料10和含氢再循环气体15并行流动。如果需要，一部分含氢补偿气体11可以通过管线18绕过RCPSA单元。
图3表示本发明方法的一个优选实施方式，其采用快速循环变压吸附(RCPSA)单元来提高供至加氢裂化反应器R的含氢再循环气体15的氢气浓度。所有数字标记与本文中的图1相同，除了在图3所示的本实施方式中含氢再循环气体15被供入快速循环变压吸附单元RCPSA，其中轻质烃和其它气态杂质作为尾气24除去。根据具体的RCPSA设计，其它污染物例如但不局限于CO2、水、和氨也可以从所述含氢补偿气体中除去。被提纯的再循环气体料流16离开RCPSA单元，所述被提纯的再循环气体料流16具有比进入RCPSA单元的含氢再循环气体料流15更高的氢气浓度。将被提纯的再循环气体料流16供至所述反应器，其与烃进料10和含氢补偿气体11并行流动。如果需要，一部分含氢再循环气体15可以通过管线19绕过RCPSA单元。
在另一实施方式中，在单个加氢裂化单元中安装两个RCPSA装置，其中一个RCPSA单元安装用于提纯进入所述加氢裂化反应器的含氢补偿气体，如图2中的RSPCA所示，另一个RCPSA单元安装用于提纯加氢裂化反应器的至少一部分含氢再循环气体料流，如图3中的RSPCA所示。在又一实施方式中，RCPSA可用于两步加氢裂化单元。在该实施方式中，RCPSA单元可以安装在供至第一步加氢裂化反应器的含氢补偿气体料流中、供至第二步加氢裂化反应器的含氢补偿气体料流中、供至第一步加氢裂化反应器的含氢再循环气体料流中、或供至第二步加氢裂化反应器的含氢再循环气体料流中。在其它实施方式中，根据所述料流纯度和氢气浓度要求及经济性，可以对这四种料流的任何组合进行RCPSA工艺。
在常规变压吸附(常规PSA)中，将气体混合物在压力下经过第一固体吸附剂床达一段时间，所述固体吸附剂床对一种或多种组分具有选择性或相对选择性，所述组分通常被认为是应从所述气体料流中除去的污染物。可以同时除去两种或更多种污染物，但为了方便，将待除去的一种或多种组分以单数提及并将其称为污染物。将所述气体混合物通过第一容器中的第一吸附床并从该床排出，其中被吸附在该床中的污染物减少。经过预定时间或，作为选择当观察到污染物的临界点后，将所述气体混合物的流动切换至第二容器中的第二吸附床用于继续提纯。当第二床发挥吸附作用时，通过降低压力从第一吸附床上除去所吸附的污染物，通常伴随逆向气体料流以使所述污染物解吸。随着所述容器中的压力下降，先前吸附在该床上的污染物逐步地解吸进入尾气系统，该尾气系统通常包含大尾气鼓并具有用于使达到下游系统的压力波动最小化的控制系统。可以以任何合适的方式从所述尾气系统收集污染物和进一步处理或如果合适的话将其除去。解吸完成时，可以用惰性气体料流(例如氮气或被提纯的生产气体料流)吹扫所述吸附床。可以通过使用较高温度的吹扫气体料流促进吹扫操作。
在例如第二床的临界点之后，和在第一床已经再生并再次准备用于吸附作用之后，将所述气体混合物的流动从第二床切换至第一床，和使得第二床再生。总循环时间是从第一循环中将气体混合物首先供至第一床到接下来的一个循环中将气体混合物首先供至第一床(即，在第一床的一次再生之后)的时间长度。使用除了第二容器外的第三、第四、第五等容器(当吸附时间短而解吸附时间长时可能需要)将增加循环时间。
因此，在一种设计方案中，变压循环包括进料步骤、至少一个减压步骤、吹扫步骤、和最后的再加压步骤以准备所述吸附物质用于再次引入进料步骤。所述污染物的吸附通常通过物理吸附到所述吸附剂上而发生，所述吸附剂通常为对污染物有亲和力的多孔固体，例如活性炭、氧化铝、氧化硅或氧化硅-氧化铝。由于沸石因其可控和可预见的孔尺寸而可以表现出对某些污染物的高度选择性，因此沸石经常被用于多种应用场合。通常，鉴于使得已与所述吸附剂化学结合物种解吸的难度较大，不希望发生与所述吸附剂的化学反应，但是如果在所述循环的解吸部分例如通过较高的温度结合减小压力可以有效地使得被吸附物质解吸，决不排除化学吸附。在D.M.Ruthven，S.Farouq和K.S.Knaebel所著的名为“Pressure SwingAdsorption”一书(VCH出版社，1994)中对变压吸附方法作了更详尽的描述。
由于多种原因，常规PSA方法具有重大的固有缺陷。例如，常规PSA单元的投资和运行费用高，并且与RCPSA相比，对于需要从含氢气体料流回收的相同量氢气而言，PSA的尺寸显著更大。另外，常规变压吸附单元通常具有超过1分钟、典型地超过2～4分钟的循环时间，因为使得所述组分扩散通过常规PSA使用的较大床以及有关的设备结构和阀体系所需的时间限制。相反，利用快速循环变压吸附，其总循环时间小于1分钟。RCPSA的总循环时间可以小于30秒，优选小于15秒，更优选小于10秒，甚至更优选小于5秒，进一步更优选小于2秒。另外，所用的快速循环变压吸附单元可以使用实质上不同的吸附剂，例如但不局限于结构材料(structured material)如整体催化剂。
无论常规PSA或RCPSA，吸附过程的整体吸附速率，都是以气相传质速率常数(τg)和固相传质速率常数(τs)来表征。一种材料的传质速率取决于吸附剂、所吸附的化合物、压力及温度。气相传质速率常数定义为：
τg＝Dg/Rg 2(cm2/sec)        (1)
其中Dg为气相中的扩散系数，Rg为气体介质的特性尺寸。这里气相中的气体扩散系数Dg是该领域公知的(即，可以使用常规值)，气体介质的特性尺寸Rg定义为结构吸附剂材料的两层之间的通道宽度。
物质的固相传质速率常数的定义为：
τs＝Ds/Rs 2(cm2/sec)        (2)
其中Ds为固相中的扩散系数，Rs为固体介质的特性尺寸。这里固相中的气体扩散系数Ds是该领域公知的(即，可以使用常规值)，固体介质的特性尺寸Rs为吸附剂层的宽度。
D.M.Ruthven & C.Thaeron，Performance of a Parallel PassageAbsorbent Contactor，Separation and Purification Technology 12(1997)43-60(其通过引用并入本文)阐明对于通过整体吸附剂或结构吸附剂的流动来说，通道宽度是气相介质的良好特性尺寸Rg。Moreau等的美国专利6,607,584(其通过引用并入本文)也详细描述了对于给定吸附剂和用于常规PSA的测试标准组合物而言的传质速率及相关系数的计算。这些传质速率常数的计算是该领域普通技术人员公知的以及也可以由该领域普通技术人员从标准试验数据得出。
常规PSA依赖于使用微粒吸附剂的吸附床。另外，由于构造的限制，常规PSA通常由2个或更多个独立床组成，所述床循环使得在任何时候至少有一个或多个床全部或至少部分地处于该循环的进料部分，从而限制被处理的工艺流动的中断或猛增。然而，由于常规PSA设备的尺寸相对较大，吸附剂材料的粒径通常限制为约1mm及以上的粒径。否则，将会导致过度的压降、增加的循环时间、受限的解吸作用以及进料物料的沟流。
在一个实施方式中，RCPSA利用旋转阀系统引导气体流通过包括多个独立吸附床室或“管”的旋转吸附组件，随着所述旋转组件完成操作循环，所述每一吸附床室或“管”相继循环经历吸附和解吸步骤。所述旋转吸附组件通常由固定在位于所述旋转吸附组件任一端的两个密封板之间的多个管组成，其中所述密封板与由独立歧管构成的定子接触，其中将入口气体供至RCPSA管并处理为被提纯的产物气体和将排出RCPSA管的尾气导出旋转吸附组件。通过适当安置所述密封板和歧管，多个独立室或管可以在任一时刻经历所述完整循环的特征步骤。与常规的PSA相比，RCPSA吸附/解吸循环所需的流量和压力变化量以大约每循环秒数量级的若干独立增量而改变，这样消除所述压缩和阀机构遇到的压力和流速脉动。对于这种形式，RCPSA组件包括按一定角度间隔围绕所述旋转吸附组件所采取的环形路径的阀元件，从而每个室以合适的方向和压力相继通向气体流动路径以实现完整RCPSA循环中的所述增量压力/流动方向步骤之一。RCPSA技术的一个重要优点是明显更有效地利用所述吸附剂材料。为了达到相同的分离量和分离质量，使用RCPSA技术所需的吸附剂量可以仅仅是常规PSA技术所需的吸附剂量的一小部分。因此，RCPSA所需的区域、投资以及活性吸附剂的量远远低于处理等量气体的常规PSA单元所需的。
在一个实施方式中，RCPSA床长单位压降、所需的吸附活性和机械限制(由于RCPSA中旋转床的离心加速度)阻碍了许多常规PSA吸附床材料的使用，特别是松散球状、微粒、珠状或挤出形式的吸附剂。在一个优选实施方式中，将吸附剂材料固定在支撑基础材料上用于RCPSA旋转装置中。例如，旋转RCPSA装置的一个实施方式可以是包含结合在结构增强材料上的吸附剂材料的吸附剂片材。可以使用合适的粘合剂将所述吸附剂材料附着在所述增强材料上。增强材料的非限定实例包括整体材料、矿物纤维基质(如玻璃纤维基质)、金属丝基质(如丝网筛)、或者金属箔(如铝箔)，其可以被阳极化处理。玻璃纤维基质的实例包括纺织和无纺玻璃纤维织物。可以通过下方式制得所述吸附剂片材：用粘合剂成分将合适的吸附剂组分如沸石晶体的浆料涂布在所述增强材料无纺玻璃纤维织物纺织金属织物、和延展的铝箔上。在一个特殊实施方式中，将吸附剂片材或材料涂布在陶瓷载体上。
RCPSA单元中的吸附器通常包括由一种或多种吸附剂材料组成的吸附剂固相和透气相，待分离的气体通过该透气相从吸附器的入口流至出口，使得希望从所述料流除去的相当大部分的组分吸附在所述吸附剂的固相上。该气相可以称为“循环气相”，更简单地称为“气相”。所述固相包括具有孔的网络，所述孔的平均尺寸通常为约0.02微米～20微米。还可以存在具有更小孔(称为“微孔”)的网络，这例如在微孔炭吸附剂或沸石中遇到。所述固相可以沉积在非吸附剂载体上，其主要功能是用于为所述活性吸附剂材料提供机械强度和/或提供热传导功能或用于储存热量。吸附现象包括两个主要步骤，即被吸附物从所述循环气相转移到所述固相的表面，之后被吸附物从所述表面转移到所述固体相的容积而进入吸附位点。
在一个实施方式中，RCPSA使用结构吸附剂(structured adsorbent)，其被引入RCPSA设备中使用的管中。这些结构吸附剂具有出乎意料高的传质速率，因为气体流动通过由所述吸附剂的结构片材形成的通道，这提供与常规PSA中使用的传统填充固定床设置相比在传质方面的显著改进。本发明中的气相传质速率(τg)和固相传质速率(τs)之比大于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以高回收率产生高纯度的氢气料流，并且其设备尺寸、吸附剂量和成本只是常规PSA的一小部分。
与常规PSA相比，所述结构吸附剂实施方式另外产生通过所述吸附剂实现的明显较高的压降，而不存在与微粒床技术相关的有害影响。所述吸附床具有设计具有以每英尺床长计大于5英寸水柱、更优选大于10in.H2O/ft、甚至更优选大于20in.H2O/ft的吸附床单位长度压降。这与常规PSA单元形成对比，在常规PSA单元中根据所使用的吸附剂，所述吸附床单位长度压降通常被限制在低于约5in.H2O/ft，大多数常规PSA单元被设计具有约1in.H2O/ft或更低的压降以使得所讨论的与常规PSA单元的较大吸附床、长循环时间和微粒吸附剂相关的问题最小化。由于所述床流化的风险，这会造成过度磨损和过早单元关闭(因伴随设备问题和/或添加或更换损失的吸附剂材料的需要)，因此常规PSA的吸附床不能提供较高压降。这些显著较高的吸附床单位长度压降使得RCPSA吸附床与常规PSA中使用的那些相比明显更紧凑、更短和更有效。
在一个实施方式中，高单位长度压降允许在整个结构吸附床上实现高气体速率。这导致单位时间内所述工艺流体和所述吸附剂材料之间的物质接触速率比常规PSA所能达到的高。这可导致较短床长、较高气相传质速率(τg)和改进的氢气回收率。由于这些明显较短的床长，本发明的RCPSA应用的总压降可以在所述进料循环过程中保持在约0.5～50psig的总床压差，优选小于30psig，同时使活性床的长度最小化至通常小于5英尺长，优选小于2英尺长，甚至小于1英尺长。
RCPSA方法使用的绝对压力水平并不关键。实际上，如果吸附和解吸步骤间的压差足以使得所述吸附剂上的被吸附物担载量发生变化从而提供能够有效分离RCPSA单元处理的所述料流组分的△担载量。典型的绝对操作压力水平为约50～2500psia。然而应该注意的是在进料、减压、吹扫和再加压过程中所用的实际压力高度依赖于多种因素，包括但不局限于待分离的整个料流的实际操作压力和温度、料流组成及RCPSA产物料流的所希望的回收百分比和纯度。RCPSA方法不特定地限于任何绝对压力，并且因其紧凑的尺寸变得在较高操作压力下比常规PSA工艺逐渐更加经济。美国专利6,406,523；6,451,095；6,488,747；6,533,846和6,565,635(其全部通过引用并入本文)公开了RCPSA技术的不同方面。
在一个实施方式和一个实例中，快速循环变压吸附系统具有将进料气体分离成产物气体(这种情况下为富含氢气的料流)和尾(废)气的总循环时间为tTOT。该方法一般包括将氢气纯度为F％的进料气体(F为具有可弱吸附(氢气)组分在进料气体中的百分比)供入选择性吸附尾气和将氢气产物气体通过该床的吸附床，时间tF，其中所述氢气产物气体的纯度为P％，回收率为R％。回收率R％是保留在所述产物中的氢气量与可从进料中获得的氢气量之比。然后，对所述床进行时间tCO的并流减压，接着进行时间tCN的逆流减压，其中解吸物质(尾气或废气)在高于或等于1psig压力下从所述床中释放。对所述床进行时间tP的吹扫，通常使用一部分氢气产物气体。随后，对所述床进行时间tRP的再加压，通常使用一部分氢气产物气体或进料气体，其中循环时间tTOT等于构成总循环时间的单个循环时间之和，即：
tTOT＝tF+tCO+tCN+tP+tRP                   (3)
该实施方式包括，但不局限于对于产物纯度与原料纯度之比P％/F％＞1.1，回收率R％＞80％和/或对于产物纯度与原料纯度之比0＜P％/F％＜1.1，回收率R％＞90％的RCPSA方法。支持这些高回收率和纯度范围的结果可以在本文实施例4至10中找到。其他实施方式包括RCPSA在氢气回收率远远低于80％的方法中的应用。RCPSA的实施方式不限于超过任何特定的回收率或纯度阈值，以及可以在低至所需要的回收率和/或纯度下应用或者可经济地调节用于特定的应用。
还应该注意到，上面方程式(3)中的步骤tCO，tCN或tP可以一起省略或以任何单独组合的方式省略，这落在本发明的范围内。然而，最好进行上面方程式(3)中的所有步骤，或仅从整个循环中省略tCO或tCN中的一项。然而，也可以在RCPSA循环中增加其它步骤来提高氢气的纯度和回收率。在RCPSA中可以实际上实现改进，这是因为其仅需要一小部分的吸附剂和由于省去了常规PSA应用中使用的大量固定阀门。
在一个实施方式中，优选在足够高的压力下释放尾气以使得可以在不进行尾气压缩下将所述尾气供入其它装置。更优选，所述尾气压力高于或等于60psig。在一个最优选实施方式中，所述尾气压力高于或等于80psig。在较高压力下，可以将尾气导入燃料压头。
实施本发明可以有以下好处：
a)提高可以作为补偿气体的含氢料流的纯度，或提高在其适合作为补偿气体之前必须改良至较高纯度的料流的纯度。
b)提高含氢再循环气体料流的纯度，从而提高加氢裂化反应器再循环气体料流和冷却气体料流中的总氢气处理气体纯度，以获得改进的加氢裂化强度或附加产物处理。
c)用于从其中存在高浓度H2S(气体洗涤前)的加氢处理吹扫气体或者在气体洗涤后(通常＜100vppm H2S)的加氢处理吹扫气体中回收氢气。
在加氢裂化方法中，提高的H2纯度转化为加氢裂化反应器中较高的H2分压。这两者提高了反应动力学并降低了催化剂失活率。较高的H2分压的好处可以有多种，例如：
在较低反应器温度下运行，其可以降低能量成本，降低催化剂失活，并延长催化剂寿命；增加装置进料速率；处理较大酸性(较高硫)原料；处理较高浓度的重质石油原料；提高产品色泽，特别在接近结束的时候；消除现有压缩机和/或处理气体回路(在总流量恒定的情况下增加的scfH2，或者在总流量较低时相同的scf H2)的薄弱环节；和对于该领域技术人员而言显见的其它方式。
增加的H2回收率也可提供巨大的潜在利益，其中一些描述如下：
(i)降低炼油厂对购买、生产或其它来源的H2的需求；
(ii)由于提高的氢气回收率，在恒定的(现有的)补偿气体需求下提高加氢裂化进料速率；
(iii)提高加氢裂化反应中的氢气纯度用于提高的杂原子脱除效率；
(iv)从精炼厂燃料气体中脱去部分H2，由于氢气的BTU值低(这可对某些燃烧炉来说带来燃烧能力限制和困难)，因此其对所述燃料气体是有害的；
(v)对本领域技术人员来说明显的其它好处。
下述实施例仅出于说明目的，其绝对不能认为是限制性的。
实施例
实施例1
该实施例说明常规或现有技术。从不同来源将氢气料流供入加氢裂化单元，即来自膜单元的16.2MSCFD@97％H2纯度，来自氢气装置的11.4MSCFD@95％H2纯度和来自低温单元的7.2MSCFD@95％H2纯度。基于加氢裂化器的容量，在将合并的进料(合计33.6MSCFD@95.9％H2纯度)供入该加氢裂化器之前除去1.2MSCFD的吹扫流体以避免回路中的烃累积。在加氢裂化器中，消耗了28.9MSCFD并产生4.2MSCFD@80％H2的再循环料流。
实施例2
该实施例说明本发明的一个实施方式。将来自不同来源的氢气料流供入加氢裂化器单元。一个来源是供应14.5MSCFD @ 97％H2纯度的膜单元。在本发明的该实施方式中，实施例1中所述的来自低温装置料流和氢气装置料流的氢气首先供入RCPSA单元。将来自RCPSA单元的含有19.1MSCFD @ 99％H2纯度的产物与来自所述薄膜单元的氢气混合并供应(33.6 MSCFD @ 98.1％H2纯度)。通过使用加氢裂化器上游的RCPSA获得的较高纯度氢气料流允许所述加氢裂化器的改进运行，消耗33.1MSCFD(对比用于基础操作的28.9MSCFD)。加氢裂化器的这种出乎意料的改进运行导致从较重原料产生更多制品(例如，汽油)。
实施例3
在该实施例中，炼油厂料流为480psig，尾气为65psig，压力变化为6.18。进料组成和压力是精炼处理单元中常见的，例如在加氢操作或加氢处理应用中找到的那些。该实施例中用碳原子数表示典型的烃，即，C1＝甲烷，C2＝乙烷等。在一定流速范围内，RCPSA能够产生纯度＞99％的氢气和回收率＞81％。表1a和1b显示了此实施例中电脑模拟RCPSA的结果以及不同组分的输入和输出百分比。表1a和1b也显示了对于480psig的6MMSCFD料流和65psig的尾气而言氢气纯度是如何随着回收率从89.7％增加到91.7％而降低的。
表1a和1b
H2提纯中来自RCPSA(67立方英尺)的输入和输出的组成(mol％)进料为480psig，122°F，尾气为65psig。
进料速率为约6MMSCFD。
表1a.较高纯度
以s表示的步骤时间为tF＝1，tCO＝0.167，tCN＝0，tP＝0.333，tRP＝0.5
H2纯度98.6％和回收率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
  合计(MMSCFD)   6.162   4.934   1.228
  480psig   470psig   65psig
表1b.较高纯度
以s表示的步骤时间为tF＝1，tCO＝0.333，tCN＝0，tP＝0.167，tRP＝0.5H2纯度97.8％和回收率91.7％
  进料   产物   尾气
  H2   88.0   97.80   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
  合计(MMSCFD)   6.160   5.085   1.074
  480psig   470psig   65psig
本发明所描述的RCPSA进行由不同步骤组成的循环。步骤1为进料，此过程产生产物，步骤2为并流减压，步骤3为逆流减压，步骤4为吹扫(通常为逆流)，以及步骤5为以产物进行再加压。在此处描述的RCPSA中，任何时候床总数的一半处于进料步骤。在此实施例中，tTOT＝2秒，其中进料时间tF为整个循环的一半。
实施例4
在该实施例中，条件与实施例3相同。表2a显示了使用并流和逆流步骤以获得＞99％的氢气纯度的条件。表2b表示逆流减压步骤可以省略，和还可以保持99％的氢气纯度。实际上，这表明通过以从逆流减压步骤除去的时间tCN增加吹扫循环的时间tP，氢气回收率可以增加到88％。
表2a和2b
步骤时间对来自RCPSA(67立方英尺)的H2纯度和回收率的影响条件与表1相同。进料为480psig，122°F，尾气为65psig。
进料速率为约6MMSCFD。
表2a.有逆流减压，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.无逆流减压
  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5
该实施例显示了仍然包含典型组分的10MMSCFD炼油厂料流，如表3进料栏所示(例如，进料组成含有74％H2)。料流为480psig，RCPSA尾气为65psig，其中绝对压力变化为6.18。本发明的RCPSA仍能够从这些进料组成产生纯度＞99％的氢气和回收率＞85％。表3a和3b显示了该实施例的结果。
表3a和3b
H2提纯中来自RCPSA(53立方英尺)的输入和输出的组成(mol％)进料为480psig，101°F，尾气为65psig。
进料速率为约10MMSCFD。
表3a.较高纯度
以s表示的步骤时间为tF＝0.538，tCO＝0.083，tCN＝0，tP＝0.25，tRP＝0.25H2纯度99.98％和回收率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
  合计(MMSCFD)   10.220   6.514   3.705
  480psig   470psig   65psig
表3b.较低纯度
以s表示的步骤时间为tF＝0.5，tCO＝0.167，tCN＝0，tP＝0.083，tRP＝0.25H2纯度93％和回收率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
  合计(MMSCFD)   10.220   7.240   2.977
  480psig   470psig   65psig
上面表3a和3b显示的两种情况，尽管尾气压力高达65psig，本发明显示，如果充分增加吹扫步骤时间tP可以得到高纯度(99％)的氢气。
表2a，2b和3a显示对于流速条件6MMSCFD和10MMSCFD，RCPSA可得到很高纯度(～99％)的氢气和回收率＞85％。两种情况下，尾气为65psig。使用RCPSA对于在高压力下产生的所有废气得到如此高纯度和回收率的产物气体，这之前尚未被发现并且是本发明的重要特征。
表3c显示了对于与表3a和3b讨论相同的精制料流，以高回收率产生高纯度(＞99％)H2的RCPSA(容积＝49立方英尺)的结果。与表3a比较，表3c显示通过同时缩短进料循环时间tF和吹扫循环时间tP，可以得到类似的纯度和回收率。
表3c.步骤时间来自RCPSA(49立方英尺)的H2纯度和回收率的影响。进料为480psig，101°F，尾气为65psig。进料速率为约10MMSCFD。
无逆流减压
  纯度   回收率   tF   tCO   tCN   tP   tRP
  ％   ％   S   S   S   S   S
  95.6   87.1   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6
该实施例中，表4进一步说明了根据此处描述的本发明进行操作的RCPSA的性能。该实施例中，进料是典型的炼油厂料流，压力为300psig。当所有尾气于40psig排空时，本发明的RCPSA能够以83.6％回收率产生纯度为99％的氢气产物。在这种情况下，所述尾气可以送往闪蒸鼓或其它分离器或者其它下游精炼设备，而不需进一步压缩。本发明的另一重要方面是RCPSA还将CO脱除至＜2vppm，这对使用富含产物氢气的料流的精炼单元来说是非常需要的。较低的CO含量确保下游单元中的催化剂在延长的时期内活性不受损的情况下运行。常规PSA不能满足这个CO规定和同时另外满足在较高压力下排空所有尾气的条件，例如在典型的燃料压头压力或其它处理这种RCPSA废气的设备中的高压下。由于所有尾气可以在40psig或更高压力下得到，因此不需要附加压缩使得RCPSA与精炼设备一体化。
表4
从H2中除去一氧化碳和烃的
来自RCPSA(4立方英尺)的输入和输出的组成(mol％)
进料为300psig，101°F，进料速率为约0.97MMSCFD
以s表示的步骤时间为tF＝0.5，tCO＝0.1，tCN＝0，tP＝0.033，tRP＝0.066H2纯度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
  合计   0.971   0.760   0.211
  300psig   290psig   40psig
实施例7
表5a和5b比较了根据此处描述的本发明操作的RCPSA的性能。所提纯的料流在进料中具有较低的H2(51％)，并且为典型的炼油厂/石化厂料流。两种情况下(对应于表5a和5b)，在所述并流之后进行逆流减压步骤。根据本发明，表5a显示即使当所有尾气在65psig或更高下释放时高H2回收率(81％)也可是可能的。相反，在其中一部分尾气可在低至5psig下获得的RCPSA在逆流减压中损失氢气而使得H2回收率降至56％。此外，表5a中料流的较高压力表明不需要压缩尾气。
表5a和5b
尾气压力对回收率的影响
RCPSA用于H2浓度(51.3mol％)的进料的实例H2提纯中来自RCPSA(31立方英尺)的输入和输出的组成(mol％)
进料为273psig，122°F，进料速率为约5.1MMSCFD。
表5a.以s表示的步骤时间为tF＝0.5，tCO＝0.083，tCN＝0.033，tP＝0.25，tRP＝0.133
[a]可从65-83psig获得的尾气，H2纯度99.7％，回收率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
  合计(MMSCFD)   5.142   2.141   3.001
  273psig   263psig   65-83psig
表5b.以s表示的步骤时间为tF＝0.667，tCO＝0.167，tCN＝0.083，tP＝0.083，tRP＝0.33
[b]可从5-65psig获得的尾气，H2纯度99.9％，回收率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
  合计(MMSCFD)   5.142   1.490   3.651
  273psig   263psig   5-65psig
实施例8
该实施例中，表6a和6b比较了根据此处描述的本发明操作的RCPSA的性能。在这些情况下，进料压力为800psig，尾气在65psig或100psig下排空。所述组成反映了此类精炼应用中可能存在的典型杂质如H2S。可以看出，对于高纯度＞99％，在两种情况下观察到高回收率(＞80％)。在这两种情况下，仅使用并流减压，以及该步骤中的流出物被送往循环中的其它床。仅在逆流吹扫步骤中放出尾气。表6c显示了在并流减压之后的逆流减压步骤中另外排空一些尾气的情况下操作的RCPSA。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作为本发明一部分的所述RCPSA容器构造中的其它床之一。在逆流减压和逆流吹扫步骤中放出尾气(即，废气)。
在所有情况下，全部量的尾气可以在升高的压力下得到，这使得能够与其它高压精炼工艺一体化。这样省去在以高回收率产生高纯度气体时所需的任何形式的压缩操作。根据本发明的宽泛权利要求书，这些情况只是说明性的实例，并且不对炼油厂、石化厂或加工地点作出限制或者甚至不对所分离的特定分子的性质作出限制。
表6a，6b，和6c
用于高压进料的RCPSA的实例
H2提纯中来自RCPSA(18立方英尺)输入和输出的组成(mol％)进料为800psig，122°F，进料速率为约10.1MMSCFD
6a.以s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99.9％，回收率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
  H2S   20vppm   0   55vppm
  合计(MMSCFD)   10.187   6.524   3.663
  800psig   790psig   65psig
6b.以s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99.93％，回收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
  H2S   20vppm   0vppm   49vppm
  合计(MMSCFD)   10.187   6.062   4.125
  800psig   790psig   100psig
6c.以s表示的步骤时间为tF＝0.91，tCO＝0.083，tCN＝0.25，tP＝0.167，tRPx＝0.41
[c]尾气为65-100psig，H2纯度99.8％，回收率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
  H2S   20vppm   0.01vppm   53vppm
  合计(MMSCFD)   10.187   6.637   3.814
  800psig   790psig   65-100psig
实施例9
表7a，7b，和7c比较了根据此处所述的本发明操作的RCPSA性能。所提纯的料流在进料中具有较高H2(85％mol)，并且是典型的炼油厂/石化厂料流。在这些实例中，产物中的纯度增加低于10％(即，P/F＜1.1)。在此约束下，本发明的方法能够在无须尾气压缩的情况下以＞90％回收率产生氢气。
表7a，7b，和7c
RCPSA用于进料H2浓度为(85mol％)的实例。
来自RCPSA(6.1立方英尺)的输入和输出的组成(mol％)进料为480psig，135°F，进料速率为约6MMSCFD
7a.以s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
  合计(MMSCFD)   6.100   4.780   1.320
  480psig   470psig   65psig
7b.以s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
  合计(MMSCFD)   6.120   5.150   0.969
  480psig   470psig   65psig
7c.以s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
  合计(MMSCFD)   6.138   5.208   0.93
  480psig   470psig   65psig

Claims (41)

1.一种用于烃进料加氢裂化的方法，其包括：
a)在加氢裂化条件下将烃进料在加氢裂化区中与含氢气体和催化有效量的加氢裂化催化剂接触，从而产生较低沸点烃液相以及含有氢气和轻质烃的气相；
b)分离所述较低沸点烃液相和气相；
c)在快速循环变压吸附单元中，从至少一部分所述气相中除去至少一部分所述轻质烃，从而提高其氢气浓度，所述快速循环变压吸附单元包含多个吸附床和具有小于30秒的总循环时间和在每个吸附床内以每英尺床长计大于5英寸水柱的压降；和
d)将步骤c)的氢气浓度提高的至少一部分所述气相再循环至所述加氢裂化区。
2.权利要求1中的方法，其中所述烃进料选自沸点高于350°F的那些。
3.权利要求2中的方法，其中所述烃进料选自石脑油沸腾范围进料、煤油沸腾范围进料和馏分油沸腾范围进料。
4.权利要求3中的方法，其中所述烃进料选自费-托液、润滑油原料、提余液、重质石脑油、常压瓦斯油、减压瓦斯油、脱沥青渣油、减压渣油和常压渣油、加氢处理或轻度加氢裂化渣油、焦化馏出油、直馏馏分、溶剂-脱沥青油、热解油、高沸点合成油、循环油和催化裂化器馏分。
5.权利要求2中的方法，其中所述加氢裂化催化剂包含选自钴、镍、钨、氧化铝、沸石、氧化硅、氧化硅-氧化铝和分子筛的一种或多种组分。
6.权利要求2中的方法，其中所述快速循环变压吸附的总循环时间小于15秒。
7.权利要求5中的方法，其中所述总循环时间小于10秒，每个吸附床的压降为以每英尺床长计大于10英寸水柱。
8.权利要求6中的方法，其中所述总循环时间小于5秒。
9.权利要求7中的方法，其中所述压降为以每英尺床长计大于20英寸水柱。
10.权利要求1中的方法，其中所述循环时间小于10秒，所述压降为以每英尺床长计大于10英寸水柱。
11.权利要求9中的方法，其中所述循环时间小于5秒，所述压降为以每英尺床长计大于20英寸水柱。
12.权利要求1中的方法，其中所述含氢气体由被提纯的补偿气体组成，所述被提纯的补偿气体由含氢补偿气体在快速循环变压吸附单元中制得，所述快速循环变压吸附单元包含多个吸附床和具有小于30秒的总循环时间和在每个吸附床内以每英尺床长计大于5英寸水柱的压降，其中来自所述快速循环变压吸附单元的被提纯的补偿气体的氢气浓度比所述含氢补偿气体的氢气浓度高。
13.权利要求12中的方法，其中所述烃进料为选自石脑油沸腾范围进料、煤油沸腾范围进料和馏分油沸腾范围进料。
14.权利要求12中的方法，其中所述循环时间小于10秒，所述压降为以每英尺床长计大于10英寸水柱。
15.权利要求14中的方法，其中所述循环时间小于5秒，所述压降为以每英尺床长计大于20英寸水柱。
16.权利要求1中的方法，其中一部分所述气相未在所述快速循环变压吸附单元中进行处理以脱除轻质烃，和该部分另外被再循环至所述加氢裂化区。
17.权利要求11中的方法，其中一部分所述气相未在所述快速循环变压吸附单元中进行处理以脱除轻质烃，和该部分另外被再循环至所述加氢裂化区。
18.权利要求1中的方法，其中所述加氢裂化方法为择形加氢裂化，其中所述进料选自馏分油和润滑油基础料，和所述进料的倾点得以降低，所述催化剂由沸石组成。
19.权利要求18中的方法，其中所述沸石为ZSM-5。
20.权利要求1中的方法，其中所述加氢裂化方法为择形馏分油脱蜡，在如下反应条件下进行：260～455℃，20～50kg/cm2氢气分压，1～2.5LHSV，和250～425Nm3/m3氢气循环速率，其中得到较低硫、较低倾点的馏分油制品。
21.权利要求1中的方法，其中所述加氢裂化方法为择形润滑油脱蜡，在如下反应条件下进行：500～750°F，400～2000psi，1500～4000scf/bbl，和0.2～2LHSV，得到具有改进粘度指数的较低硫、较低倾点的润滑油基础料。
22.权利要求1中的方法，其中所述加氢裂化方法为择形润滑油脱蜡，在如下反应条件下进行：500～750°F，400～2000psi，1500～4000scf/bbl，和0.2～2LHSV，得到具有改进粘度指数的较低硫、较低倾点的润滑油制品。
23.权利要求7中的方法，其中所述气相在供入所述快速循环变压吸附单元前用含胺的碱性洗涤液进行洗涤。
24.权利要求7中的方法，其中所述快速循环变压吸附单元脱除选自CO2、水、氨和H2S的污染物。
25.权利要求7中的方法，其中至少一个反应器包括加氢处理床。
26.一种用于烃进料加氢裂化的方法，其包括：
a)在加氢裂化条件下将烃进料在加氢裂化区中与含氢气体和催化有效量的加氢裂化催化剂接触，从而产生较低沸点烃液相以及由氢气和轻质烃组成的气相；其中由含氢补偿气体在快速循环变压吸附单元中制得被提纯的补偿气体，所述快速循环变压吸附单元包含多个吸附床和具有小于30秒的总循环时间和在每个吸附床内以每英尺床长计大于5英寸水柱的压降，其中来自所述快速循环变压吸附单元的被提纯的补偿气体的氢气浓度比所述含氢气体的氢气浓度高；
b)分离所述较低沸点烃液相和气相；和
c)将步骤b)的至少一部分所述气相再循环至所述加氢裂化区。
27.权利要求26中的方法，其中所述烃进料选自沸点高于350°F的那些。
28.权利要求26中的方法，其中一部分所述气相未在所述快速循环变压吸附单元中进行处理以脱除轻质烃，和该部分另外被再循环至所述加氢裂化区。
29.权利要求26中的方法，其中所述烃进料选自费-托液、常压瓦斯油、减压瓦斯油、脱沥青渣油、减压渣油和常压渣油、加氢处理或轻度加氢裂化渣油、焦化馏出油、直馏馏分、溶剂-脱沥青油、热解油、高沸点合成油、循环油和催化裂化器馏分。
30.权利要求26中的方法，其中快速循环变压吸附的总循环时间小于15秒。
31.权利要求29中的方法，其中所述总循环时间小于10秒，每个吸附床的压降为以每英尺床长计大于10英寸水柱。
32.权利要求30中的方法，其中所述总循环时间小于5秒。
33.权利要求31中的方法，其中所述压降为以每英尺床长计大于20英寸水柱。
34.权利要求26中的方法，其中所述加氢裂化方法为择形加氢裂化，其中所述进料选自选自馏分油和润滑油基础料，和所述进料的倾点得以降低，所述催化剂由沸石组成。
35.权利要求34中的方法，其中所述沸石为ZSM-5。
36.权利要求26中的方法，其中所述加氢裂化方法为择形馏分油脱蜡，在如下反应条件下进行：260～455℃，20～50kg/cm2氢气分压，1～2.5LHSV，和250～425Nm3/m3氢气循环速率，其中得到较低硫、较低倾点的馏分油制品。
37.权利要求26中的方法，其中所述加氢裂化方法为择形润滑油脱蜡，在如下反应条件下进行：500～750°F，400～2000psi，1500～4000scf/bbl，和0.2～2LHSV，得到具有改进粘度指数的较低硫、较低倾点的润滑油基础料。
38.权利要求26中的方法，其中所述加氢裂化方法为选择性润滑油脱蜡，在如下反应条件下进行：500～750°F，400～2000psi，1500～4000scf/bbl，和0.2～2LHSV，得到具有改进粘度指数的较低硫、较低倾点的润滑油制品。
39.权利要求31中的方法，其中所述气相在供入所述快速循环变压吸附单元前用含胺的碱性洗涤液进行洗涤。
40.权利要求31中的方法，其中所述快速循环变压吸附单元脱除选自CO2、水、氨和H2S的污染物。
41.权利要求31中的方法，其中至少一个反应器包括加氢处理床。
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