CN105517980B - 增强的氢气回收 - Google Patents

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Abstract

一种用于在加氢加工过程中回收氢气的方法，其中该方法包括：向加氢加工单元提供增压装置，其中所述增压装置利用来自分离器的高压流来增大压力；将含氢流引入增压装置，从而增大含氢流的压力；以及将含氢流从增压装置引导至气液分离器。该方法还包括在氢气提纯单元中从含氢流分离氢气以产生回收的氢气流；然后优选在加氢加工单元内使用来自氢气提纯单元的回收的氢气流。

Description

增强的氢气回收
优先权声明
本申请要求2013年8月19日提交的美国申请No.13/970,040的优先权，其内容在此通过引用整体并入本文。
技术领域
本发明涉及用于回收和再循环加工单元、例如加氢加工单元内的氢气的方法。更具体地，本发明的某些实施方式涉及用于通过经由增压装置如热压缩机或喷射器类型的装置如液体射流喷射器来引导含氢流回到加工单元从而回收和再循环氢气的方法。
背景技术
氢是一种昂贵的商品。氢的有效利用对加氢加工单元的经济性是非常重要的。在加氢加工单元的当前设计中，存在大量的氢气目前并不回收，例如最后在加氢处理或加氢裂化单元中任一者的低压分馏部分中的氢气。本发明人已经认识到，如果氢气可被经济地回收和再循环以补偿气体集管，那么将会降低所需的补偿氢气的量，因此减少了与生产氢气相关的运行成本。
发明内容
热压缩机为方法设计提供一定效用，其合并两个或多个流以提高至少一个流的压力。热压缩机可以在蒸气系统应用中使用，其中高压流可以与低压流合并以产生具有更高效用的中压流。本发明提供了热压缩机的若干应用以解决迄今尚未解决的设计缺陷。
例如，典型的加氢加工单元通过溶解性损失将氢气释放到燃料气体。发生溶解氢损失是因为来自反应区的液体产品被保持在足够高的压力，该压力使氢溶解并被带入分馏部分。一旦分馏部分处于较低压力，该氢从分馏蒸气塔顶系统之一(如汽提塔塔顶)析出，然后在此被引导至最终使用端，通常作为燃料气体。
本发明人已经认识到，如果该氢气可以改为被回收以提纯——例如在变压吸附单元(PSA)或其它氢提纯单元中——则可实现显著的附加价值。例如，假定回收氢的代表性价值是$900每公吨(回收氢气与作为燃料气体燃烧相比的边际价值)，并且进一步假设加氢加工单元具有每年2,000吨氢的量级的溶解性损失，如果回收氢气是可行的，则每年可以节省两百万美元(USD)。
PSA单元通常需要其(多个)进料流具有400psig的压力。典型的加氢加工汽提塔塔顶在约100psig下工作。因此，为了从溶解性损失中回收氢气，本发明人已发现的问题是如何提高氢气压力(其中，在本实施例中，涉及到将压力从100psig提高至400psig)。本发明人意识到，这个问题的一个解决方案是安装往复式压缩机。然而，这样使用往复式压缩机的缺点在于，其在经济上是不合算的。
因此，需要一种经济有效的方法来从加工单元回收氢气。
为了克服上述问题，本发明人已经发现，所要求的压力增加可以通过液体射流喷射器或者通过用高压动力流在一个或多个阶段进行热压缩来实现。
本发明人还意识到，热压缩机对这种系统的应用还可以消除对用于处理通常产生的低压尾气的设备的需要。如果尾气流与另一个流合并，则该单元设计被减少到加工单个流以及所需设备的量被降低。
本发明人也意识到，也有类似的氢溶解性损失并因此在其它加工单元中也存在回收的可能性，所述单元是例如催化重整单元脱丁烷塔(Debutanizers)，流体催化裂化单元(FCC)主塔，氢气一次通过(HOT)单元，正丁烷异构化，戊烷异构化等。在理论上，相同的原理可应用到需要回收氢气或其它轻质气体的任何系统。
在某些实施例中，本发明特别考虑应用热压缩机以便从传统加氢加工汽提塔塔顶回收氢气。当然，其它应用也被认为是在本发明的范围之内。
更具体地，本发明的一个方面涉及用于在加氢处理过程中回收氢气的方法，其中该方法包括：向加氢加工单元提供增压装置，其中，所述增压装置利用来自另一部件(例如分离器或洗涤器)的高压流来增大压力；将含氢流引入增压装置，从而增加含氢流的压力；以及将含氢流从增压装置引导至气液分离器。有关这方面的方法还包括在氢气提纯单元中将氢气从含氢流分离以产生回收的氢气流；并在加氢加工单元内使用来自氢气提纯单元的回收的氢气流。
本发明的另一个方面涉及用于在加氢处理过程中回收氢气的方法，其中该方法包括向加氢加工单元提供热压缩机，其中，所述热压缩机利用来自分离器的高压液体流来增大压力；将来自汽提塔接收器的含氢的尾气流引入到热压缩机，从而增大含氢流的压力；并且在胺洗涤器中对来自热压缩机的含氢流进行胺处理。有关这方面的方法还包括将含氢流从胺洗涤器引导至变压吸附单元以产生回收的氢气流；以及在加氢加工单元内使用来自变压吸附单元的回收的氢气流。
本发明的另一个方面涉及一种在加氢加工过程中回收氢气的方法，其中该方法包括：向加氢加工单元提供热压缩机，其中，所述热压缩机利用来自泵的高压液体流来增大压力；将含氢的尾气流从汽提塔接收器引入热压缩机，从而增大含氢流的压力；以及将含氢流从热压缩机引导至气液分离器。有关这方面的方法还包括在胺洗涤器中对来自气液分离器的含氢流进行胺气体处理；将含氢流从胺洗涤器引导至变压吸附单元以产生回收的氢气流；和在加氢加工单元内使用来自变压吸附单元的回收的氢气流。
附图说明
图1是本方法的实施例的示意图，示出使用喷射器型装置；
图2是本方法的实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图3(被分成图3A和3B)是本方法的第二实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图4是本方法的第三实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图5是本方法的第四实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图6是本方法的第五实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图7是本方法的第六实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图8是本方法的第七实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图9是本方法的第八实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图10是本方法的第九实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图11是本方法的第十实施例的示意图，示出使用热压缩机；
图12是本方法的第十一实施例的示意图，示出使用热压缩机；和
图13是本方法的第十二实施例的示意图，示出使用热压缩机。
具体实施方式
将参照图1-14描述本发明的多个实施例。当然，也可以考虑其它实施例以及所述及所示实施例的变型和组合。
现在参照图1，将描述本方法的第一实施例。图1示出了本发明的方法如何并入加氢加工单元、例如氢处理单元或氢裂化单元的示例。由于这种加氢加工单元在本领域是公知的，本文不再描述这种单元的工艺流程和部件，并且仅详细描述本方法的有关回收氢气的部分和部件。
在图1的实施例中，提供增压装置10如高压缩比液体射流喷射器(其中一个示例由Hijet国际公司制造，并且在Hijector商标下销售)以压缩含氢流——例如来自汽提塔接收器14的尾气12——到所需的压力，以使其可以被引导至气液分离器，诸如冷闪蒸鼓18。当然，根据应用，可以设想增压装置10也可以是另一喷射器型装置或热压缩机。
在图1的实施例中，含氢流12是60摩尔百分比(mol％)的氢，并且用于其它应用/实施例的含氢流可能含有其它百分比，例如含有25mol％和75mol％之间或55mol％至65mol％的较窄范围之间的氢。
另外，尽管在图1实施例中将含氢流12描述为从汽提塔接收器排出的气体，本实施例和其它实施例也可以考虑其它来源例如低压富氢流。例如，该流可以从汽提塔接收器的下游设备来获得，从脱丁烷塔或主分馏器的塔顶蒸气获得，或者可以从另一加工单元的任何低压富氢流获得。优选地，容纳含氢流12的管线包括汽提塔接收器14和增压装置10之间的控制阀13以监测和根据需要调整流量。
回到图1，示出了分离器如冷分离器22，其向增压装置10提供高压流24，并且该高压流24被用于增大从汽提塔接收器14接收的含氢流12的压力。承载高压流24的管线包括处于冷分离器22和增压装置10之间的控制阀15以监测和根据需要调整流量。另外，来自冷分离器22的冷分离器液体21——该液体对于用来压缩合并气体所需来说是过量的——通过分开的控制阀23并行排出。在此具体示例中，来自冷分离器22的高压流24具有160Barg(巴，表压)的压力和含氢流12具有10Barg的压力。然而，用于其它应用/实施例的高压流的压力预计为介于100Barg和160Barg之间，以及用于其它应用/实施例的含氢流的压力预计为介于5Barg和15Barg之间，但是也可以考虑其它压力。另外，在本示例中，高压流24为液体流。然而，在任何实施例中，高压流可替代地是蒸气流，或液体和蒸气的混合物。
在本实施例中，在增压装置10利用由高压流24提供的能量增大含氢流12的压力之后，处于中等压力(即在高压流24和流12之间)的所得的流28被引导至冷闪蒸鼓18(或另一实施例中的另一气液分离器)。在具有上述示例性压力和其它参数的图1实施例中，流28的压力为28Barg。但是，在其它应用/实施例中，流28预计在25Barg和30Barg之间，但也可以考虑其它压力。
如果离开冷闪蒸鼓18的蒸气流32中存在硫化氢(H2S)，该流被引导至胺洗涤器36(或其它胺处理单元)，在此处以任何常规方法对该流进行胺处理。含有蒸气流32的管线利用冷闪蒸鼓18与胺洗涤器36之间的控制阀25来监测和根据需要调整流量。在胺处理步骤(如果不必要则可跳过)之后，含氢流40被引导至氢气提纯单元、例如变压吸附(PSA)单元44以用于产生回收的氢气流48。在具有示例性压力和上述提供的参数的图1实施例中，回收的氢气流48的压力是26Barg。然而，在其它应用/实施例中，流48可预计为23Barg和28Barg之间，但也可以考虑其它压力范围。此外，虽然在本实施例中使用PSA单元，也可考虑氢提纯的其它方法，例如使用膜单元。
回收的氢气流48然后可被引导回到加氢加工单元，例如用于补充气体集管，由此减少否则将被要求补充的氢气的量。从汽提塔接收器14接收的含氢流12的再循环还省去了对用于加工流12的其它低压设备的需要。
本方法的另一个益处是改进了LPG和轻质石脑油的回收。进行了以下计算机模拟来显示这样的改进。首先，加氢裂化单元的计算机模拟设计成采用了所有必要的容器来进行图1中详述的实施方式，但缺少增压装置(如热压缩机10)和其它相关的设备。这个单元也设计成具有胺尾气洗涤器和海绵吸收器以便对汽提塔尾气在引导至燃料气体集管之前进一步加工。胺尾气洗涤器和海绵吸收器用来去除H2S，并分别从汽提塔尾气回收额外的LPG&轻石脑油。在此第一设计示例中，如在图1的实施例中详述的本发明的方法可通过来自海绵吸收器下游部位获取的尾气来实施。对于该第一示例的目的，该尾气具有示于下表1的成分。
在实施本发明的方法之后运行该第一实施例的计算机模拟。以上表2和3示出了回收的边际增长，其中，表1示出了到PSA单元的气体以2,200lb/小时增长的分类和表3示出了到汽提塔的液体以3,500lb/小时增长的分类。当实施本方法且尾气经由增压装置(如热压缩机10)回收时，尾气流中基本上所有的氢气都在被引导至用于氢气回收的PSA 44的蒸气流40中被回收；C3&C4(LPG)的80％以上和C5、C6&C7+(轻石脑油)的90％以上在来自冷闪蒸鼓18的液体流(未显示)中被回收。应注意的是，非氢组分在PSA单元中被去除。关于表3，还应注意的是，C2和更轻的化合物优选被引导回到尾气，从而可以在PSA单元中被去除。
第二加氢裂化单元的第二计算机模拟设计成具有全部的必要容器来实施图1中详述的实施例，但仍然缺少增压装置和其它相关的设备。对于此第二实施例的目的，在这种情况下，汽提塔尾气的成分示于下表4。
在实施本发明的方法之后运行该第二实施例的计算机模拟。以上表5和6示出了回收的边际增长，其中，表4示出了到PSA单元的气体以5,700lb/小时增长的分类和表6示出了到汽提塔的液体以43,000lb/小时增长的分类。当本方法实施到该第二示例且尾气经由增压装置(如热压缩机10)回收时，汽提塔尾气流中的氢气的98％以上都在被引导至用于氢气回收的PSA 44的蒸气流40中被回收；C3&C4(LPG)的90％以上和C5、C6&C7+(轻石脑油)的95％以上在来自冷闪蒸鼓18的液体流(未显示)中被回收。应注意的是，非氢组分在PSA单元中被去除。关于表6，还应注意的是，C2和更轻的化合物优选被引导回到尾气，从而可以在PSA单元中被去除。
接着，下面描述附加的实施例。在这些实施例中，类似于图1实施例那些的部件将采用相同的附图标记。而且，类似于图1实施例那些的方法和部件的说明将被省略。应当注意的是，本领域的技术人员将意识到，可以将不同实施例的特征结合到单个系统中。
在图2所示的实施例中，向这些流施加热压缩消除了对某些低压设备的需要，所述低压设备包括这个示例中的燃料气体洗涤器和海绵吸收器。类似新的应用可以适用于基于其设计标准的其它系统。
在图2的实施例中，来自汽提塔接收器14的汽提塔塔顶蒸气流12——这是一种含氢流——首先通过脱乙烷塔塔顶蒸气16作为其动力而进入热压缩机10的吸入部。经过热压缩机10，容纳该汽提塔塔顶蒸气流12的管线包括用于监测并根据需要进行调整的控制阀13，以及热交换器59、冷却装置61和压力容器63。汽提塔塔顶蒸气12和脱乙烷塔塔顶蒸气16分别处于100psig和250psig的压力下。
被引导至热压缩机10的脱乙烷塔顶部蒸气流16和汽提塔塔顶蒸气流12进入附加的热压缩机11的吸入部，其中冷分离器液体27作为其动力。通过热压缩机11的具有150psig的中间压力的动力流将由控制阀15监测以便根据汽提塔和脱乙烷塔顶部蒸气的相对速率来获得400psig的排放压力。对于压缩组合气体流所需来说是过量的冷分离器液体27通过单独的控制阀23并行排放。
来自第二热压缩机11的所得的流28被引导至冷闪蒸鼓18。来自冷闪蒸鼓18的所得的流的绝大多数将经过塔顶并将被引导至尾气洗涤器30以去除H2S和然后将被引导至PSA44，或类似的装置，用于氢气回收。然而，来自汽提塔塔顶蒸气12和脱乙烷塔顶部蒸气16的合并气流28的一部分，特别是重质组分，可以再溶解并再循环回到所述汽提塔接收器14。该再循环流34应当是少量，因为在冷闪蒸鼓18中的气体溶解性将主要由温度和压力限制。另外，再循环流34通过热交换器38和处于冷闪蒸鼓18与汽提塔接收器14之间的控制阀25来监测和根据需要调节该再循环流34。回收汽提塔塔顶蒸气12的这一再循环步骤将降低冷闪蒸鼓18中的LPG的相对挥发性，并将导致更高的LPG和轻石脑油的回收。这个实施例还包括热闪蒸鼓45、热高压分离器47、冷高压分离器和冷却装置53，以及其它部件，如在图中所示，而这些部件以其常规方式工作。
图3A和3B示出另一实施例，这个“氢气一次通过(HOT)加氢加工”系统结合了热压缩机以使能够从汽提塔尾气回收氢气并消除了对用于产生该尾气的单独的低压力容器的需要。
在图3A/3B实施例中，含氢汽提塔尾气流12被从汽提塔接收器14引导至热压缩机10。通过热压缩机10，承载汽提塔尾气流12的管线结合控制阀13以监测和根据需要调整气流参数。汽提塔尾气流12在热压缩机10与从热分离机42被引导的高压流24相遇。在到达热分离器42之前，所述流经过各种部件，例如热交换器38A和38B、加热器39和塔41，如图3A/3B所示。
控制阀15并入承载高压流24的管线、位于热分离器42与热压缩机10之间以根据需要调整流参数。此外，超过用于压缩组合气体所需的来自高压流24的蒸气通过并行的单独的控制阀23被排放。
从热压缩机10所得的流28与来自热闪蒸鼓45的含有剩余氢气的蒸气流43合并。蒸气流43和流28合并的流然后被供给至冷闪蒸鼓18。从冷闪蒸鼓18所得的流的绝大部分将通过顶部并将被引导至尾气洗涤器30以去除H2S并将随后被引导至PSA，或类似的装置，用于氢气回收。然而，合并的流的一部分、尤其是重质组分可能会重新溶解并随后被引导至冷闪蒸汽提塔46。从冷闪蒸汽提塔46所得的流之一再循环回到汽提塔接收器14。最后，在冷闪蒸鼓18与尾气洗涤器30之间是用于监测流的参数的控制阀15。
来自热闪蒸鼓45的液体流67被引导至热闪蒸汽提塔68。离开热闪蒸汽提塔68的较低的所得流70在通过诸如预闪蒸鼓74的部件之后被传递到产品分馏器72，所述预闪蒸鼓将所述流分成流76——该流被直接引导至产品分馏器72，和流78——该流在被引导至分馏器72之前通过加热器80，所述分馏器分开各种产品，如本领域中公知的。如有必要，图3还可包括各种冷却设备，诸如设备61A、61B和61C，以及热交换器。
图4示出另一个实施例，并且在该实施例中，来自汽提塔接收器14的(含氢的)汽提塔塔顶蒸气12首先进入热压缩机10的吸入部，其中高压流24作为其动力。承载汽提塔塔顶蒸气流12的管线在汽提塔接收器14和热压缩机10之间结合了控制阀13以监测和根据需要调整参数。汽提塔尾气流12和高压流24分别处于150psig和2000psig的压力下。
汽提塔尾气流12和高压流24被引导至热压缩机10。高压流24——在本实施例中来自热分离器50——在所述流被供给到热压缩机10之前通过控制阀15被限定，以便监测和根据需要调整高压流24的参数。来自热压缩机10的所得流28被引导至热闪蒸鼓19。来自热闪蒸鼓19的富氢所得流52在经过冷却装置53之后被引导至冷闪蒸鼓18。冷闪蒸鼓18还从冷分离器22接收流51。在冷分离器22之前，流49已经从热分离器50通过，到热交换器59并然后通过冷却装置61。
大部分所得流55将从冷闪蒸鼓18通过顶部流到胺洗涤器36。一旦胺洗涤器已去除H2S，富氢所得流57被从胺洗涤器引导至PSA或类似的装置，用于氢气回收。
图5示出另一个实施例，并且在该实施例中，来自汽提塔接收器14的(含氢的)汽提塔塔顶蒸气12与来自冷分离器22的高压流24合并，被引导至热压缩机10。控制阀13并入承载汽提塔塔顶蒸气流12的管线，处于热压缩机10之前但在汽提塔接收器14之后。此外，在冷分离器22和热压缩机10之间，控制阀15已并入承载高压流24的管线。两个控制阀13和15都用于检测和根据需要调整其各自的流的参数。在冷分离器22之前，该实施例还包括热分离器50、热交换器59和冷却装置61，如图4实施例中所示。
在图5中可以看出，来自热压缩机10的所得流28被引导至冷闪蒸鼓18。来自冷闪蒸鼓18的所得流的绝大多数将经过塔顶并将被引导至尾气洗涤器30以去除H2S和将被引导至PSA或类似的装置，用于氢气回收。残留在冷闪蒸鼓18中的较重组分将被引导至用于进一步加工的分馏部段。
图6示出另一个实施例，并在此实施例中，来自汽提塔接收器14的含氢汽提塔塔顶蒸气流12与来自冷分离器22的高压流24合并，被引导至热压缩机10。控制阀13并入承载汽提塔塔顶蒸气流12的管线，处于热压缩机10之前但在汽提塔接收器14之后。此外，承载高压流24的管线包括处于冷分离器22与热压缩机10之间的控制阀15，以便监测和根据需要调整所述流的参数。在该实施例中，从冷分离器22所得的高压流24是再循环气体吹扫物/清洗物，用于维持加氢加工单元的再循环气体的氢气纯度。汽提塔塔顶蒸气12和高压流24分别处于150psig和2000psig的压力下。
所得的流28在450psig的压力下离开热压缩机10，并随后与来自冷闪蒸鼓(未显示)的蒸气流32合并。所得的流28和蒸气流32的混合流被供给至尾气洗涤器30以除去H2S，然后被供给至PSA(未显示)，或类似的装置，用于氢气回收。
现在转向图7，示出了另一实施例。在本实施例中，来自汽提塔接收器14的含氢汽提塔塔顶蒸气流12在150psig的压力下被引导至热压缩机10。汽提塔塔顶蒸气12与洗涤水流54在热压缩机10合并。洗涤水流54在被供给到热压缩机10之前通过往复洗涤水泵56。控制阀13并入承载汽提塔塔顶蒸气流12的管线，处于热压缩机10之前但汽提塔接收器14之后的位置。此外，承载洗涤水流54的管线在热压缩机之前但往复洗涤水泵56之后的位置采用控制阀15。
所得的流28离开热压缩机10和被引导至冷分离器22。在所得的流28到达热压缩机10之前，该流与来自热分离器50的高压蒸气流24合并，该高压蒸气流在与所得的流28合并之前通过热交换器被供给。合并的高压蒸气流24和所得的流28被引导至冷分离器22，其中，来自冷分离器的所得的流的大部分将是冷分离器液体流21。所得的蒸气流的少数将作为再循环气体在2000psig的压力下通过塔顶。冷分离器液体21被引导至冷闪蒸鼓18。来自冷闪蒸鼓18的所得流的绝大部分将在450psig的压力下通过塔顶并将被引导至尾气洗涤器30以去除H2S和然后将被引导至PSA(未显示)，或类似的装置，用于氢气回收。
图8示出另一个实施例。在图8实施例中，来自汽提塔接收器14的(含氢的)汽提塔塔顶蒸气流12在150psig的压力下被引导至热压缩机10。汽提塔塔顶蒸气流12在热压缩机10与贫胺流58结合，该贫胺流在被引导至热压缩机10之前通过高压头离心贫胺泵60或其它类型的泵。控制阀13并入承载汽提塔塔顶蒸气流12的管线，处于热压缩机10之前但汽提塔接收器14之后的位置。此外，用于贫胺流58的管线在热压缩机10之前但高压头离心贫胺泵60之后的位置采用控制阀15。
所得的流28从热压缩机10供给到再循环气体洗涤器31。供给到洗涤器31的所得流28的少数将在2000psig的压力下作为清洁的再循环气体通过顶部。洗涤器31还从冷分离器22接收流33(其先前已经通过热分离器50，热交换器59，和冷却装置61，如在一些其它实施例中)。来自冷分离器22的下部流35被引导至冷闪蒸鼓18。从冷闪蒸鼓18所得的富氢流52将在450psig的压力下通过塔顶并将被引导至尾气洗涤器30以去除H2S。从尾气洗涤器30所得的流将被供给到PSA(未显示)或类似的装置，用于氢气回收。
图9示出了又一实施例。在图9的实施例中，来自汽提塔接收器14的(含氢的)汽提塔塔顶蒸气流12在150psig的压力下被引导至热压缩机10。汽提塔塔顶蒸气流12在热压缩机10与贫胺流58组合，该贫胺流在被引导至热压缩机10之前通过高压头离心贫胺泵60。控制阀13被结合到承载汽提塔塔顶蒸气流12的管线内，处于热压缩机10之前，但在汽提塔接收器14之后的位置。此外，用于贫胺流58的管线在热压缩机10之前但高压头离心贫胺泵60之后利用控制阀15。所得的流28从热压缩机10被供给到尾气洗涤器30以去除H2S，然后它将被引导至PSA(未显示)或类似的装置，用于氢气回收。图9实施例还包括一些与图8实施例相同的组件和流程，如冷分离器22，再循环气体洗涤器31等，因为它们以相同的方式工作，不需要再次说明。
图10示出另一个实施例。在本实施例中，所示的加氢加工系统与图10中可见的基本相同。然而，代替高压头离心贫胺泵，图10的实施例利用尾气洗涤器贫胺泵62。尾气洗涤器贫胺泵62在比高压头离心泵更低的排放压力下工作。
图11描述又一实施例。在图11的实施例中，来自汽提塔接收器14的含氢汽提塔塔顶蒸气流12在150psig的压力下被引导至热压缩机10。汽提塔塔顶蒸气流12在热压缩机10处与来自进料充装泵64的高水头压力流62组合。控制阀13并入用于汽提塔塔顶蒸气流12的管线，处于热压缩机10之前但汽提塔接收器14之后。此外，承载高水头压力流62的管线利用处于热压缩机10之前但进料充装泵64之后的位置上的控制阀15。
所得的流28从热压缩机10供给到反应器部段66。从反应器部段66所得的流被引导至热分离器50。从热分离器50所得的流52通过热交换器38、供给到冷却装置61，然后供给到冷分离器22。冷分离器液体21被引导至冷闪蒸鼓18。从冷闪蒸鼓18所得的流的绝大部分将在450psig的压力下通过顶部并将被引导至尾气洗涤器30以去除H2S，然后将被引导至PSA(未显示)或类似的装置，用于氢气回收。残留在冷闪蒸鼓18中的较重组分将被引导至用于进一步加工的分馏部段。该实施例还包括从冷分离器22接收气体流29的再循环气体洗涤器31。
图12示出另一个实施例。图12实施例与图6实施例本质上相同，除了图12实施例缺少RG清洗功能。图12实施例，类似图3实施例，也是氢一次通过(HOT)加氢加工系统。简要地说，在图13实施例中，来自汽提塔接收器14的含氢汽提塔塔顶蒸气流12在150psig的压力下被引导至热压缩机10。汽提塔塔顶蒸气流12在热压缩机10与从冷分离器22供给的高压流24合并。该高压流24维持2000psig的压力。控制阀13并入用于汽提塔塔顶蒸气流12的管线，处于热压缩机10之前，但在汽提塔接收器14之后。此外，承载高压流24的管线利用处于热压缩机10之前但冷分离器22之后的位置的控制阀15。从热压缩机10得到的流28与来自冷闪蒸鼓(未显示)的流32合并。合并的流被引导至尾气洗涤器30以去除H2S并然后引导至PSA(未显示)或类似的装置，用于氢气回收。
图13中示出另一个实施例。在图13实施例中，来自汽提塔接收器14的含氢的汽提塔塔顶蒸气流12在150psig的压力下被引导至热压缩机10。汽提塔塔顶蒸气流12在热压缩机处与流40相遇，流40是半富胺流66和富胺流68的合并结果。半富胺流66通过进料充装泵64被供给到热压缩机10，并且富胺流68是来自再循环气体洗涤器31所得的流。控制阀13在热压缩机10之前但在汽提塔接收器14之后的位置并入用于汽提塔塔顶蒸气流12的管线。
从热压缩机10所得的流28被引导到闪蒸鼓72，该闪蒸鼓在450psig的中等压力下工作。从闪蒸鼓72所得的流73将在450psig的压力下通过塔顶，并且将被引导至尾气洗涤器30以去除H2S和然后到PSA(未示出)或类似的装置，用于氢气回收。残留在闪蒸鼓72中的较重的烃组分将经由流75被引导至单元进料部或提炼废液(refinery slops)。闪蒸鼓72中的富胺将被经由流77引导至再生单元。
如上所述，本方法具体考虑对从传统的加氢加工汽提塔集管回收的氢气实施热压缩。其它应用，如前面所指出的，也可能是合算的。
本文所述的方法使得能够从加氢加工单元的汽提塔尾气回收氢气。这种尾气是富氢的(通常为50mol％的H2)并且是大量的(从加氢加工单元的冷闪蒸鼓尾气回收20％被认为是合算的)。本文所述的氢气回收被认为能引起大量的运营成本节省。此外，也可以增加从相同的汽提塔尾气回收LPG，由于该单元的冷闪蒸鼓中的LPG的挥发性下降。另外，单元资金成本也可降低，因为省去了否则需要用来处理汽提塔尾气的设备。
综上所述，本文所述的方法提供了以下特征中的一个或多个：(1)回收能够在PSA中提纯的有价值的氢气的能力；(2)降低燃料气体的LPG和/或轻质的石脑油损失；(3)利用从冷分离器到冷闪蒸鼓(或其它高压到低压跃迁)的常丢失的压降的能力；(4)消除对用来处理低压气体的设备例如洗涤器、海绵吸收器等的需要的潜力；(5)所述单元的总氢气消耗的降低(净+对燃料气体溶解+机械损失)；(6)降低现有单元的负载，并降低蒸气甲烷重整单元、催化重整单元，或其它氢气发生器的新-设计要求；(7)可以增加复合物范围的效率和/或由氢限定的复合物的去瓶颈；(8)改造旧单元的适用性；及(9)增加单元设计的灵活性。根据系统，低压气体热压缩使得能进行其它新方法的设计。从低压系统回收氢气的灵活性还可以减少一些上游或高压设计限制并能获得整体更吸引人的单元设计。
本文所述的方法还可以提供以下积极方面中的一个或多个：(1)到分馏段的溶解性损失由温度和压力限制，而不是平衡，因此对于氢气和轻质端在该环中回收和积聚的可能性被限制。(2)热压缩机价格便宜，在相同的服务中成本可与控制阀相媲美。(3)设计可以利用不同配置的多个热压缩机以定制一个单元的设计需求。(4)热压缩机几乎是等温的。(5)热压缩机的低成本可以转化为投资率的高回报。
具体实施例
下面结合具体实施例描述，但应当理解，本描述旨在说明而不是限制前面的描述和所附权利要求的范围。
本发明的第一实施例是用于在加氢加工过程中回收氢气的方法，该方法包括向加氢加工单元提供增压装置，其中，所述增压装置利用高压流来增大压力；将含氢流引至增压装置，从而增大含氢流的压力；将含氢流从增压装置引导至气液分离器；以及在氢气提纯装置中从含氢流中分离氢气以产生回收的氢气流。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，所述增压装置包括热压缩机，并且其中，所述方法还包括在加氢加工单元内使用来自氢提纯单元的回收的氢气流。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，所述增压装置包括液体射流喷射器，并且其中，所述方法还包括在加氢加工单元内使用来自氢气提纯单元的回收的氢气流。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，所述高压流从分离器接收。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，所述分离器包括热分离器和冷分离器中的一个；以及气液分离器包括热闪蒸鼓和冷闪蒸鼓中的一个。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，引入步骤的含氢流包括来自汽提塔接收器的含氢尾气流；以及增压装置利用高压液体流来增大压力。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，来自冷分离器的高压液体流的压力在100Barg和160Barg之间；来自汽提塔接收器的尾气流的压力在5Barg和15Barg之间；以及被引导到冷闪蒸鼓的含氢流的压力在25Barg和30Barg之间。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，含氢尾气流包括介于25mol％和mol％之间的氢。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，所述分离器包括热分离器或冷分离器中的一个；以及气液分离器包括热闪蒸鼓或冷闪蒸鼓中的一个。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中所述加氢加工单元是氢裂化单元。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中所述加氢加工单元是加氢处理单元。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，还包括在将来自气液分离器的含氢流引导至氢气提纯单元之前在胺洗涤器中对该含氢流进行胺处理。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，氢气提纯单元包括变压吸附单元。本发明的一个实施例是直到本段中的第一实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，所述高压流从再循环气体洗涤器接收。
本发明的第二实施例是用于在加氢加工过程中回收氢气的方法，该方法包括向加氢加工单元提供热压缩机，其中，所述热压缩机利用来自分离器的高压液体流以增大压力；将来自汽提塔接收器的含氢尾气流引入热压缩机，由此增大含氢流的压力；在胺洗涤器中对来自热压缩机的含氢流进行胺处理；并且将含氢流从胺洗涤器引导到变压吸附单元以产生回收的氢气流。本发明的一个实施例是直到本段中的第二实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，还包括：将含氢流从热压缩机引导至第一气液分离器；将含氢流从第一气液分离器引导至第二气液分离器；将含氢流从第二气液分离器引导至胺洗涤器以进行胺气体处理；以及在加氢加工单元内使用来自变压吸附单元的回收的氢气流。本发明的一个实施例是直到本段中的第二实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，其中，第二气液分离器是冷闪蒸鼓。
本发明的第三实施例是用于在加氢加工过程中回收氢气的方法，该方法包括向加氢加工单元提供热压缩机，其中所述热压缩机利用来自泵的高压液体流来增大压力；将含氢尾气流从汽提塔接收器引至热压缩机，由此增大含氢流的压力；将含氢流从热压缩机引导到气液分离器；在胺洗涤器中对来自气液分离器的含氢流进行胺气体处理；将含氢流从胺洗涤器引导到变压吸附单元以产生回收的氢气流。本发明的一个实施例是直到本段中的第三实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，还包括：将含氢流从气液分离器引导至第二气液分离器；将含氢流从第二气液分离器引导至胺洗涤器以进行胺气体处理；以及在加氢加工单元内使用来自变压吸附单元的回收的氢气流。本发明的一个实施例是直到本段中的第三实施例的本段中先前实施例的一个、任何或所有，还包括：将含氢流从热压缩机引导至第一气液分离器；将含氢流从第一气液分离器引导至第二气液分离器；将含氢流从第二气液分离器引导至第三气液分离器；以及将含氢流从第三气液分离器引导至胺洗涤器以进行胺气体处理。
虽然已经示出和描述了本发明的各种实施例，但是应该理解的是，其它修改、置换和替代对本领域技术人员显而易见。这样的修改、置换和替代可不脱离本发明的精神和范围而作出，本发明的范围应该由所附的权利要求来确定。

Claims (10)

1.一种用于在加氢加工过程中回收氢气的方法，该方法包括：
向加氢加工单元提供增压装置(10)，其中所述增压装置(10)利用从分离器接收的高压流(24)来增大压力；
将含氢流(12)引入增压装置(10)，从而增大含氢流的压力；
将含氢流(28)从增压装置(10)引导至气液分离器；以及
在氢气提纯单元(44)中从含氢流分离氢气以产生回收的氢气流(48)。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述增压装置(10)包括热压缩机，以及其中，所述方法还包括在加氢加工单元内使用来自氢气提纯单元(44)的回收的氢气流(48)。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述增压装置(10)包括液体射流喷射器，以及其中，所述方法还包括在加氢加工单元内使用来自氢气提纯单元(44)的回收的氢气流(48)。
4.根据权利要求1所述的方法，其中：
该分离器包括热分离器(42)和冷分离器(22)中的一个；以及
气液分离器包括热闪蒸鼓(19)和冷闪蒸鼓(18)中的一个。
5.根据权利要求4所述的方法，其中：
所述引入步骤的含氢流(12)包括来自汽提塔接收器(14)的含氢尾气流；以及
增压装置(10)利用用于增大压力的高压液体流。
6.根据权利要求5所述的方法，其中：
来自冷分离器(22)的高压液体流(24)的压力在100Barg和160Barg之间；
来自汽提塔接收器(14)的尾气流的压力在5Barg和15Barg之间；以及
被引导到冷闪蒸鼓(18)的含氢流的压力在25Barg和30Barg之间。
7.根据权利要求5所述的方法，其中，所述含氢尾气流包括在25mol％和75mol％之间的氢气。
8.根据权利要求1所述的方法，还包括：
在将来自气液分离器的含氢流(32)引导到氢气提纯单元(44)之前在胺洗涤器(36)中对该含氢流(32)进行胺处理。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，氢气提纯单元(44)包括变压吸附单元。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，从再循环气体洗涤器(31)接收所述高压流(24)。
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Families Citing this family (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US9914888B2 (en) 2015-08-03 2018-03-13 Uop Llc Processes for treating a hydrocarbon stream
WO2017105792A1 (en) 2015-12-18 2017-06-22 Uop Llc Process and apparatus for recovering hydrogen from hydroprocessed stripper off gas
CN108472574B (zh) 2015-12-29 2022-04-29 环球油品公司 用于通过海绵吸收回收轻质烃的方法和装置
WO2017172412A1 (en) * 2016-03-31 2017-10-05 Uop Llc Process for recovering hydrogen and liquefied petroleum gas from gaseous streams
CN106190271A (zh) * 2016-08-30 2016-12-07 河南利源化工科技有限公司 一种对煤焦油加氢装置放散氢气的回收方法
US10711205B2 (en) 2017-06-22 2020-07-14 Uop Llc Process for recovering hydroprocessed effluent with improved hydrogen recovery
CN107575734B (zh) * 2017-09-20 2022-10-18 扬州大学 一种简易氢气单级增压净化灌装系统及其使用方法
KR20200061359A (ko) * 2017-10-12 2020-06-02 할도르 토프쉐 에이/에스 탄화수소 정제 과정
US10239754B1 (en) * 2017-11-03 2019-03-26 Uop Llc Process for stripping hydroprocessed effluent for improved hydrogen recovery
US11028331B2 (en) * 2018-10-26 2021-06-08 Uop Llc Process for recovering hydrocarbon from hydroprocessed gaseous stream

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5332492A (en) * 1993-06-10 1994-07-26 Uop PSA process for improving the purity of hydrogen gas and recovery of liquefiable hydrocarbons from hydrocarbonaceous effluent streams
CN1101621A (zh) * 1993-07-08 1995-04-19 法国石油公司 催化重整产物处理方法的改进
CN101273113A (zh) * 2005-07-20 2008-09-24 沙特阿拉伯石油公司 加氢处理工艺中合成气的氢净化

Family Cites Families (15)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3607726A (en) 1969-01-29 1971-09-21 Universal Oil Prod Co Recovery of hydrogen
AT356626B (de) 1973-08-16 1980-05-12 Metallgesellschaft Ag Verfahren zur getrennten gewinnung von reinem kohlenmonoxid und wasserstoff aus leichten kohlenwasserstoffen
US4212726A (en) 1977-11-23 1980-07-15 Cosden Technology, Inc. Method for increasing the purity of hydrogen recycle gas
US20030057136A1 (en) 2001-08-22 2003-03-27 Mcintush Kenneth E. Process for recovering sulfur while sponging light hydrocarbons from hydrodesulfurization hydrogen recycle streams
US6740226B2 (en) 2002-01-16 2004-05-25 Saudi Arabian Oil Company Process for increasing hydrogen partial pressure in hydroprocessing processes
US7259288B2 (en) 2004-02-26 2007-08-21 Saudi Arabian Oil Company Enhanced hydrogen recovery for hydroprocessing units
US8999141B2 (en) 2008-06-30 2015-04-07 Uop Llc Three-phase hydroprocessing without a recycle gas compressor
KR101111006B1 (ko) 2008-08-14 2012-02-15 에스케이에너지 주식회사 석유계 탄화수소 탈황 공정의 수소 회수 방법 및 장치
US20100152900A1 (en) 2008-10-10 2010-06-17 Exxonmobil Research And Engineering Company Optimizing refinery hydrogen gas supply, distribution and consumption in real time
WO2012100068A2 (en) 2011-01-19 2012-07-26 Process Dynamics, Inc. Process for hydroprocessing of non-petroleum feestocks
US8753501B2 (en) 2011-10-21 2014-06-17 Uop Llc Process and apparatus for producing diesel
US8999144B2 (en) 2011-05-17 2015-04-07 Uop Llc Process for hydroprocessing hydrocarbons
US8715595B2 (en) * 2011-08-19 2014-05-06 Uop Llc Apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with two strippers in series
US8968552B2 (en) 2011-11-04 2015-03-03 Saudi Arabian Oil Company Hydrotreating and aromatic saturation process with integral intermediate hydrogen separation and purification
US9115318B2 (en) 2011-11-04 2015-08-25 Saudi Arabian Oil Company Hydrocracking process with integral intermediate hydrogen separation and purification

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5332492A (en) * 1993-06-10 1994-07-26 Uop PSA process for improving the purity of hydrogen gas and recovery of liquefiable hydrocarbons from hydrocarbonaceous effluent streams
CN1101621A (zh) * 1993-07-08 1995-04-19 法国石油公司 催化重整产物处理方法的改进
CN101273113A (zh) * 2005-07-20 2008-09-24 沙特阿拉伯石油公司 加氢处理工艺中合成气的氢净化

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