CN108472572B - 用于从psa尾气回收轻质烃的方法和装置 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及将来自PSA单元的含有LPG烃的尾气料流加入海绵吸收器以进一步回收LPG。海绵吸收器排气可以输送到PSA单元以进一步回收氢气。可以在加氢操作单元的回收段中得到尾气料流。

Description

用于从PSA尾气回收轻质烃的方法和装置
优先权声明
本申请要求2015年12月29日递交的美国申请No.62/272,494的优先权，将其内容全部引入本文以供参考。
领域
本发明的领域是特别从加氢操作料流回收氢气和轻质烃。
背景
加氢操作可以包括将烃在加氢操作催化剂和氢气的存在下转化成更有价值的产物的方法。
加氢裂解是一种加氢操作方法，其中烃在氢气和加氢裂解催化剂的存在下裂解成较低分子量的烃。根据所需的产物，加氢裂解单元可以包含一个或多个具有相同或不同催化剂的固定床。淤浆加氢裂解是一种淤浆化的催化方法，用于将残余进料裂解成瓦斯油和燃料。
出于环境和新施行的规定和法规方面的考虑，可销售的燃料必须满足越来越低的关于污染物例如硫和氮的限度。新法规要求从柴油基本上完全除去硫。例如，超低硫柴油(ULSD)要求通常小于wppm硫。
加氢处理是一种加氢操作方法，用于从烃料流除去杂原子例如硫和氮，从而满足燃料规格和使烯烃或芳族化合物饱和。加氢处理可以在高或低的压力下进行，但是通常在比加氢裂解更低的压力下操作。
加氢操作回收单元通常包括分离器排列，其用于对加氢操作流出物进行冷却和降压并从液体料流分离气态料流；以及汽提塔，其用于用汽提介质、例如水蒸气对加氢操作液体进行汽提，从而除去不需要的硫化氢。然后，经汽提的料流通常在产物分馏塔中进行加热和分馏以回收产物，例如石脑油、煤油和柴油。
在精制中，氢气是最重要的，回收氢气能显著改进精制效益。变压吸收(PSA)单元用于提纯氢气，其中在高压下从氢气料流吸附较大的分子、然后在变换成较低压力时释放出较大的分子以提供尾气料流。
在许多区域中，液化石油气(LPG)也是对于石油化工和燃料应用而言重要的，额外回收LPG也可以带来很大的效益。石脑油也用于燃料和石油化工进料，石脑油的进一步回收也是理想的。
所以，仍然需要改进的从加氢操作流出物料流回收氢气、LPG和石脑油的方法。
概述
我们发现来自在分离段中的冷闪蒸和热闪蒸液体料流的氢气损失可以通常是在加氢操作单元中的氢气消耗的2-3重量％。另外，冷闪蒸气态料流通常含有15-20重量％的在加氢操作单元中产生的LPG。本发明方法和装置设计用于回收这些有价值的组分。
将来自PSA单元的含LPG烃的尾气料流加入海绵吸收器以进一步回收LPG。海绵吸收器的排气可以被输送到PSA单元以进一步回收氢气。
附图简述
图1是简化的工艺流程图。
图2是图1所示的PSA单元的进一步细节。
图3是图1工艺流程图的另一个实施方案。
定义
术语“连通”表示在所列组件之间在操作上允许物料流动。
术语“下游连通”表示朝向下游连通的主体流动的物料的至少一部分可以在操作上从所连通的客体流动。
术语“上游连通”表示从上游连通的主体流动的物料的至少一部分可以在操作上朝向所连通的客体流动。
术语“直接连通”表示从上游组件流动进入下游组件，且没有发生由于物理分馏或化学转化导致的组成变化。
术语“绕过”表示客体没有与主体的下游连通，且在至少一定程度上绕过此主体。
在本文中，术语“富含某组分的料流”表示从容器出来的富集料流具有比进入此容器的进料更大的组分浓度。
在本文中，术语“贫化某组分的料流”表示从容器出来的贫化料流具有比进入此容器的进料更小的组分浓度。
术语“塔”表示一个或多个蒸馏塔，其用于分离具有不同挥发性的一种或多种组分。除非另有说明，每个塔包括位于塔顶部的冷凝器以进行冷凝并使得一部分塔顶料流回流到塔的顶部，和包括位于塔底部的再沸器以进行蒸发并将一部分底部料流送回塔的底部。吸收器和洗涤塔不包括位于塔顶部的冷凝器以进行冷凝并使得一部分塔顶料流回流到塔的顶部，并且不包括位于塔底部的再沸器以进行蒸发并将一部分底部料流送回塔的底部。朝向塔的进料可以进行预热。顶部压力是在塔的蒸气出口处的顶部蒸气的压力。底部温度是液体的底部出口温度。除非另有说明，顶部管线和底部管线表示来自塔的净管线，它们处于任何朝向塔的回流或者再沸腾的下游。汽提塔省略了位于塔底部的再沸器，而是提供加热要求和从流化惰性介质例如水蒸气的分离动力。
在本文中，术语“真沸点”(TBP)表示检测物质的沸点的实验方法，这对应于ASTMD-2892，用于生产标准品质的液化气、馏出物馏分和残余物，在此基础上可以获得分析数据，并从温度与所蒸馏的质量％的关系图通过质量和体积检测上述馏分的产率，其中在塔中使用15个理论塔板，且回流比为5:1。
在本文中，术语“T5”或“T95”分别表示在使用ASTM D-86的情况下，5体积％或95体积％的样品沸腾时的温度。
在本文中，术语“柴油分馏点”是使用TBP蒸馏方法时在343℃(650°F)和399℃(750°F)之间。
在本文中，术语“柴油沸程”表示烃在132℃(270°F)和使用TBP蒸馏方法时的柴油分馏点之间的范围内沸腾。
在本文中，术语“柴油转化率”表示进料转化成在等于或低于柴油沸程的柴油分馏点时沸腾的物质时的转化率。
在本文中，术语“分离器”表示一种容器，其具有入口、至少一个顶部蒸气出口和底部液体出口，并且也可以具有来自接受器(boot)的含水料流出口。闪蒸槽是一种分离器，其可以与分离器的下游连通，分离器可以在更高的压力下操作。
在本文中，术语“主要”或“占主导地位”表示大于50％，合适地大于75％，优选大于90％。
详细描述
在加氢操作单元中，氢气损失可以归因于在热分离器液体和冷分离器液体料流中的溶液损失。来自冷闪蒸槽蒸气料流的氢气可以在氢气回收系统中回收，氢气回收系统可以包括(PSA)单元。但是，在热闪蒸和冷闪蒸液体料流中所含的氢气可以进入汽提塔，并随后从工艺单元进入塔顶排气料流。汽提器排气料流通常与精制燃料气体混合并燃烧。所以，从热闪蒸液体料流和冷闪蒸液体料流回收氢气能降低总的氢气消耗。
我们发现在热闪蒸液体料流中含有大量的氢气，和在冷闪蒸液体料流中含有大量的LPG。冷闪蒸槽气态料流通常含有基于反应器产率计的15-20重量％的加氢操作LPG。发现来自冷闪蒸槽气态料流的LPG损失可以回收。另外，我们发现PSA尾气含有LPG和石脑油烃，其可以以经济的方式回收。
用于加氢操作烃的装置和方法10包括加氢操作单元12，分离段30，氢气回收单元100，LPG回收段150和产物回收单元14。在烃管线16中的烃质料流和在氢气管线18中的氢气料流被加入加氢操作单元12。
在循环氢气管线20中的循环氢气料流可以由来自管线22的补充氢气料流补充，从而在氢气管线18中提供氢气料流。氢气料流可以与在进料管线16中的烃质料流合并，从而在进料管线23中提供烃进料流。在管线23中的烃进料流可以在燃烧加热器中加热并加入加氢操作反应器24。烃进料流在加氢操作反应器24中进行加氢操作。
一方面，本文描述的方法和装置可以特别用于对含有烃质原料的烃进料流进行加氢操作。说明性的烃原料包括具有高于288℃(550°F)的初始沸点(IBP)的烃质料流，例如大气瓦斯油，具有在315℃(600°F)和600℃(1100°F)之间的T5和T95的真空瓦斯油(VGO)，脱沥青油，焦化馏出物，直馏馏出物，热解衍生油，高沸点合成油，循环油，加氢裂解的进料，催化裂解器馏出物，具有等于或高于343℃(650°F)的IBP的大气残余物，以及具有高于510℃(950°F)的IBP的真空残余物。
在加氢操作单元12中的加氢操作可以是加氢裂解或加氢处理。加氢裂解表示这样的方法，其中烃在氢气的存在下被裂解成较低分子量的烃。加氢裂解是在加氢操作单元12中的优选工艺。所以，在本文中，术语“加氢操作”将包括术语“加氢裂解”。加氢裂解也包括淤浆加氢裂解，其中残余进料与催化剂和氢气混合以制得浆液，并裂解成低沸点产物。
在加氢操作单元中的加氢操作也可以是加氢处理。加氢处理是这样的方法，其中氢气与烃在合适催化剂的存在下接触，所述催化剂主要对于从烃原料除去杂原子例如硫、氮和金属具有活性。在加氢处理中，具有双键和三键的烃可以被饱和。芳族化合物也可以被饱和。一些加氢处理方法尤其设计用于使芳族化合物饱和。加氢处理产物的浊点或倾点也可以通过加氢异构化来降低。加氢裂解反应器之前可以是加氢处理反应器和分离器(未显示)，从而从朝向加氢裂解反应器的进料除去硫和氮污染物。
加氢操作反应器24可以是固定床反应器，其包括一个或多个容器，在每个容器中包含单个或多个催化剂床，以及在一个或多个容器中的加氢处理催化剂和/或加氢裂解催化剂的各种组合。可以考虑的是，加氢操作反应器24在连续液相中操作，其中液体烃进料的体积大于氢气的体积。加氢操作反应器24也可以在常规的连续气相、移动床或流化床加氢操作反应器中操作。
如果加氢操作反应器24时作为加氢裂解反应器操作的，则其可以提供烃进料向在低于柴油分馏点的温度下沸腾的产物的总转化率是至少20体积％，通常大于60体积％。加氢裂解反应器可以在进料的大于30体积％的部分转化率或至少90体积％的完全转化率下操作，基于总转化率计。加氢裂解反应器可以在温和的加氢裂解条件下操作，这获得烃进料向在低于柴油分馏点的温度下沸腾的产物的总转化率是20-60体积％，优选20-50体积％。如果加氢操作反应器24是作为加氢处理反应器操作的，则可以获得每次通过计的转化率是10-30体积％。
如果加氢操作反应器24是加氢裂解反应器，则在加氢裂解反应器24中的第一个容器或床可以包含加氢处理催化剂，其用于在烃进料在加氢裂解反应器24中的后续容器或床中被加氢裂解催化剂进行加氢裂解之前使得烃进料饱和、脱金属化、脱硫或脱氮。如果加氢裂解反应器是温和的加氢裂解反应器，则其可以包含加氢处理催化剂的多个床，然后是加氢裂解催化剂的一些床。如果加氢操作反应器24是淤浆加氢裂解反应器，则其可以在连续液相中按照上流模式操作，这将与图1中的固定床反应器不同。如果加氢操作反应器24是加氢处理反应器，则其可以包括多于一个容器和多个加氢处理催化剂床。加氢处理反应器也可以包含加氢处理催化剂，其适用于使得芳族化合物饱和、加氢脱蜡和加氢异构化。
如果需要温和的加氢裂解以得到中间馏出物和汽油的平衡的话，加氢裂解催化剂可以使用无定形二氧化硅-氧化铝基底或低水平沸石基底，它们与一种或多种VIII族或VIB族金属氢化组分组合。另一方面，当在转化产物中，中间馏出物比汽油更优选时，部分或安全的加氢裂解可以在第一个加氢裂解反应器24中用催化剂进行，此催化剂通常包含任何结晶沸石裂解基底，在其上沉积VIII族金属氢化组分。额外的氢化组分可以选自VIB族以用于与沸石基底一起引入。
沸石裂解基底在本领域中有时称为分子筛，通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换的阳离子组成，例如钠、镁、钙、稀土金属等。它们的进一步特征是具有4-14埃(10-10米)的较均匀直径的晶体孔。优选使用的沸石具有较高的二氧化硅/氧化铝摩尔比率为3-12。发现合适的沸石包括例如丝光沸石、辉沸石、片沸石、镁碱沸石、环晶沸石、菱沸石、毛沸石和八面沸石。合适的合成沸石包括例如B、X、Y和L晶体类型，例如合成的八面沸石和丝光沸石。优选的沸石是具有晶体孔直径为8-12埃(10-10米)的那些，其中二氧化硅/氧化铝的摩尔比率是4-6。在优选范围内的沸石的一个例子是合成的Y分子筛。
天然沸石通常是钠形式，碱土金属形式，或混合形式。合成沸石几乎总是首先从钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂解基底，优选大多数或全部的初始沸石的单价金属被多价金属和/或被铵盐进行离子交换，然后加热以使得与沸石缔合的铵离子分解，在其位置处留下氢离子和/或交换位点，这些位点实际上通过进一步脱除水而被脱阳离子化。关于氢形式或“脱阳离子化的”Y沸石，可以具体参见US3,130,006。
混合的多价金属-氢沸石可以通过先用铵盐进行离子交换、然后部分地用多价金属盐返回交换、然后煅烧来制备。在一些情况下，如在合成丝光沸石的情况那样，氢形式可以通过对碱金属沸石进行直接酸处理来制备。一方面，优选的裂解基底是至少10％、优选至少20％金属阳离子缺省的那些，基于初始离子交换容量计。另一方面，理想的和稳定的沸石是其中至少20％的离子交换容量被氢离子占据的那些。
在本发明优选的加氢裂解催化剂中用作氢化组分的活性金属是VIII族的金属，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除了这些金属之外，其它促进剂也可以组合使用，包括VIB族金属，例如钼和钨。在催化剂中的氢化金属的量可以在宽范围内变化。在广义上，可以使用在0.05-30重量％范围内的任何量。在贵金属的情况下，通常优选使用0.05-2重量％的贵金属。
用于引入氢化金属的方法是使得基底材料与所需金属的合适化合物的水溶液接触，其中金属是以阳离子形式存在。在加入所选择的一种或多种氢化金属之后，所得的催化剂粉末然后进行过滤、干燥，在需要时与加入的润滑剂或粘合剂等一起造粒，并在空气中在例如371℃(700°F)至648℃(1200°F)的温度下煅烧，从而活化催化剂和分解铵离子。或者，基底组分可以首先造粒，然后加入氢化组分并通过煅烧进行活化。
上述催化剂可以按照未稀释的形式使用，或粉末催化剂可以与其它活性较低的催化剂、稀释剂或粘合剂等按照5-90重量％的比例一起混合和共同造粒，粘合剂例如是氧化铝、二氧化硅凝胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活化粘土等。这些稀释剂可以原样使用，或者它们可以含有小比例的添加的氢化金属，例如VIB族和/或VIII族金属。在本发明方法中也可以使用额外金属促进的加氢裂解催化剂，其包括例如铝磷酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐以及其它结晶硅酸盐。关于结晶铬硅酸盐，可以更详细地参见US4,363,718。
通过一种途径，加氢裂解条件可以包括：温度为290℃(550°F)至468℃(875°F)，优选343℃(650°F)至445℃(833°F)，压力为4.8MPa(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)，液体小时空速(LHSV)为0.4至小于2.5hr-1，并且氢气速率为421(2,500scf/bbl)至2527Nm3/m3油(15,000scf/bbl)。如果需要温和的加氢裂解，条件可以包括温度为315℃(600°F)至441℃(825°F)，压力为5.5MPa(表压)(800psig)至13.8MPa(表压)(2000psig)或更通常6.9MPa(表压)(1000psig)至11.0MPa(表压)(1600psig)，液体小时空速(LHSV)为0.5-2hr-1，优选0.7-1.5hr-1，并且氢气速率为421Nm3/m3油(2,500scf/bbl)至1685Nm3/m3油(10,000scf/bbl)。
适用于本发明的加氢处理催化剂是任何已知的常规加氢处理催化剂，包括由在高表面积载体材料、优选氧化铝上的至少一种VIII族金属、优选铁、钴和镍、更优选钴和/或镍和至少一种VI族金属、优选钼和钨组成的那些。其它合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂，以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在本发明中，多于一种类型的加氢处理催化剂用于相同的加氢处理反应器24中。VIII族金属的存在量通常是2-20重量％，优选4-12重量％。VI族金属的存在量将通常是1-25重量％，优选2-25重量％。
优选的加氢处理反应条件包括：温度为290℃(550°F)至455℃(850°F)，合适地是316℃(600°F)至427℃(800°F)，优选343℃(650°F)至399℃(750°F)；压力是从2.1MPa(表压)(300psig)、优选4.1MPa(表压)(600psig)至20.6MPa(表压)(3000psig)，合适地是12.4MPa(表压)(1800psig)，优选6.9MPa(表压)(1000psig)；新鲜烃质原料的液体小时空速是从0.1hr-1、合适地0.5hr-1至4hr-1，优选1.5-3.5hr-1；氢气速率为168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)，优选168Nm3/m3油(1,000scf/bbl)至674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)，使用加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。
加氢操作反应器24提供加氢操作流出物料流，其从加氢操作反应器24在加氢操作流出物管线26中排出。加氢操作流出物料流含有将在包含一个或多个分离器的分离段30中分离的材料，此材料被分离成液态加氢操作料流和气态加氢操作料流。分离段30是与加氢操作反应器24的下游连通。
在加氢操作流出物管线26中的加氢操作流出物料流可以一方面与在管线16中的烃进料进行换热，从而在进入热分离器32之前被冷却。热分离器用于分离加氢操作流出物，从而提供在顶部管线34中的烃质热气态料流和在底部管线36中的烃质热液体料流。热分离器32可以与加氢操作反应器24的下游连通。热分离器32在177℃(350°F)至371℃(700°F)下操作，优选232℃(450°F)至315℃(600°F)。热分离器32可以在比加氢操作反应器24稍微更低的压力下操作，这导致经由干扰设备的压降。热分离器可以在3.4MPa(表压)(493psig)至20.4MPa(表压)(2959psig)的压力下操作。液态的烃质热液体料流36可以具有与热分离器32的操作温度相同的温度。
在顶部管线34中的热气态料流可以在进入冷分离器38之前冷却。由于反应在加氢操作反应器24中进行，其中从进料除去氮、氯和硫，并且形成氨和硫化氢。在特征升华温度下，氨和硫化氢将组合以形成二硫化铵，并且氨和氯将组合形成氯化铵。每种化合物具有特征升华温度，其可以允许化合物涂布设备，尤其是换热设备，损害其性能。为了防止二硫化铵或氯化铵盐在正在输送热气态料流的管线34中沉积，可以将合适量的洗涤水在管线34中具有高于任一种化合物的特征升华温度的温度的位置处引入处于冷却器上游的管线34中。
冷气态料流可以在冷分离器38中分离，从而提供在顶部管线40中的蒸气态的冷气态料流，其含有富含氢气的气体料流，和提供在冷底部管线42中的液态的冷液体料流。冷分离器38用于从在加氢操作流出物中的烃分离氢气，用于在冷的顶部管线40中循环到加氢操作反应器24。所以，冷分离器38是与热分离器32和加氢操作反应器24的下游连通。冷分离器38可以在100°F(38℃)至150°F(66℃)下操作，合适地是115°F(46℃)至145°F(63℃)，并且压力刚好低于加氢操作反应器24和热分离器32的压力，这导致经由干扰设备的压降，以保持在顶部中的氢气和轻质气体以及在底部中的常规液态烃。冷分离器38可以在3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2,901psig)的压力下操作。冷分离器38也可以具有用于收集水相的接受器。冷液体料流可以具有与冷分离器38的操作温度相同的温度。
在冷的顶部管线40中的冷气态料流富含氢气。因此，可以从冷气态料流回收氢气。在冷的顶部管线40中的冷气态料流可以从塔板式或填料式循环洗涤塔56通过，在此洗涤塔中用洗涤萃取液例如胺水溶液洗涤，从而通过萃取到水溶液中除去包含硫化氢和二氧化碳的酸气体。优选的贫化胺包括链烷醇胺DEA、MEA和MDEA。其它胺可以用于代替优选的胺或与它们一起使用。贫化胺与冷气态料流接触，并吸收酸气体污染物例如硫化氢和二氧化碳。所得的“脱硫”的冷气态料流是从循环洗涤塔56的顶部出口在循环洗涤器顶部管线58中取出，并且富集的胺是从循环洗涤塔的底部出口在循环洗涤器底部管线中取出。来自底部的废洗涤液可以再生并循环返回到循环洗涤塔56。经洗涤的富含氢气的料流可以从洗涤器经由顶部管线58取出，并可以在循环压缩器中进行压缩，从而在管线20中提供循环氢气料流。在管线20中的循环氢气料流可以用在补充管线22中的补充氢气料流来补充，从而在氢气管线18中提供氢气料流。在管线20中的一部分物料可以送到加氢操作反应器24中的中间催化剂床出口，从而控制后续催化剂床(未显示)的入口温度。循环洗涤塔56可以在38℃(100°F)至66℃(150°F)的气体入口温度和3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2900psig)的顶部压力下操作。
在热底部管线36中的热烃质液体料流可以在产物回收单元14中作为热的加氢操作流出物料流进行分馏。一方面，在底部管线36中的热液体料流可以释放压力，并在热闪蒸槽44中进行闪蒸，从而提供在顶部管线46中的轻质底料的热闪蒸气态料流，以及在热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液体料流。热闪蒸槽44可以是任何分离器，其用于将液体加氢操作流出物分离成蒸气和液体馏分。热闪蒸槽44可以与热底部管线36的下游连通。热闪蒸槽44可以在与热分离器32相同的温度下操作，但是在1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)的较低压力下操作，合适地不大于3.4MPa(表压)(500psig)。在底部管线48中的热闪蒸液体料流可以进一步在产物回收单元14中分馏。在底部管线48中的热闪蒸液体料流可以具有与热闪蒸槽44的操作温度相同的温度。
一方面，在冷底部管线42中的冷液体料流可以在产物回收单元14中作为冷的加氢操作流出物料流进行分馏。另一方面，冷液体料流可以释放压力，并在冷闪蒸槽50中进行闪蒸以分离在底部管线42中的冷液体料流。冷闪蒸槽50可以是任何分离器，其用于将加氢操作流出物分离成蒸气和液体馏分。冷闪蒸槽可以与冷分离器38的底部管线42的下游连通。
另一方面，在热闪蒸顶部管线46中的热闪蒸气态料流可以在产物回收单元14中作为热的加氢操作流出物料流分馏。另一方面，热闪蒸气态料流可以进行冷却和也在冷闪蒸槽50中分离。冷闪蒸槽50可以分离在管线42中的冷液体料流和在顶部管线46中的热闪蒸气态料流，从而提供在顶部管线52中的冷闪蒸气态料流和在底部管线54中的冷闪蒸液体料流。一方面，可以从冷闪蒸液体料流汽提出轻质气体，例如硫化氢。因此，冷汽提塔92可以与冷闪蒸槽50和冷闪蒸底部管线54的下游连通。冷闪蒸槽50可以与冷分离器38的底部管线42、热闪蒸槽44的顶部管线46和加氢操作反应器24的下游连通。在冷底部管线42中的冷液体料流和在热闪蒸顶部管线46中的热闪蒸气态料流可以进入一起或单独地进入冷闪蒸槽50。一方面，热闪蒸顶部管线46与冷底部管线42合并，并将热闪蒸气态料流和冷液体料流一起在管线47中加入冷闪蒸槽50中。冷闪蒸槽50可以在与冷分离器38相同的温度下操作，但是压力通常是1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)的较低压力，优选不高于3.1MPa(表压)(450psig)。经闪蒸的含水料流可以在冷闪蒸槽50中从接受器取出。在冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液体料流可以具有与冷闪蒸槽50的操作温度相同的温度。在冷闪蒸顶部管线52中的冷闪蒸气态料流基本上含有氢气，并可以送到氢气回收单元100，用于从冷闪蒸气态料流回收氢气。
我们发现，与在冷闪蒸底部管线42中的冷闪蒸液体料流相比，氢气可以基本上更多地溶解于在热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液体料流中，这可以在汽提器排气中损失。所以，我们建议在氢气回收单元100中从热闪蒸液体料流回收氢气。在热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液体料流在中间压力分离器60中被分离，从而提供在中间顶部管线62中的中间气态料流以及在中间底部管线64中的中间液体料流。中间压力分离器60可以与热闪蒸底部管线48的下游连通，氢气回收单元100可以与中间压力分离器60的中间顶部管线62的下游连通。中间压力分离器60可以在与热闪蒸槽44相同的温度下操作，但是通常在0.97MPa(表压)(140psig)至1.59MPa(表压)(230psig)的较低压力下操作，优选不高于1.38MPa(表压)(200psig)。可以在氢气回收单元100中从中间气态料流回收氢气。另外，中间液体料流可以在汽提塔90中进行汽提。汽提塔90可以包括冷汽提器92和热汽提器94。在中间底部管线64中的中间液体料流可以在热汽提器94中进行汽提。
在另一个实施方案中，为了进一步从中间气态料流除去液体烃，在中间顶部管线62中的中间气态料流可以在中间压力闪蒸槽66中进行闪蒸，从而提供在中间闪蒸顶部管线68中的中间闪蒸气态料流和在中间闪蒸底部管线70中的中间闪蒸液体料流。中间闪蒸槽可以与中间压力顶部管线62的下游连通。氢气回收单元100可以与中间压力闪蒸槽66的顶部管线68的下游连通。一方面，中间气态料流在所述中间压力闪蒸槽66中分离之前进行冷却。中间压力闪蒸槽66可以在与中间压力分离器60相同的压力下操作，但是通常在40-60℃的温度下操作。中间压力闪蒸槽应当在比汽提塔90高出140kPa(20psi)至410kPa(60psi)的压力下操作。中间闪蒸气态料流可以送到氢气回收单元100。在中间闪蒸底部管线70中的中间闪蒸液体料流可以在汽提塔90中进行汽提。一方面，中间闪蒸液体料流可以加热并且可以在冷汽提塔92中进行汽提。另一方面，在中间闪蒸底部管线70中的中间闪蒸液体料流可以与在冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液体料流和在分离(knockout)底部管线207中的经压缩的冷凝料流混合。在混合管线74中的混合料流可以一起加热并在冷汽提塔92中进行汽提。
一方面，中间闪蒸气态料流可以在分离器压缩器72中压缩到1.4MPa(表压)(200psig)至3.1MPa(表压)(450psig)的氢气回收压力，从而提供朝向氢气回收单元100的压缩中间气态料流。经压缩的中间气态料流可以从分离器压缩器72加入压缩器分离罐71(knock out drum)，从而在中间的分离底部管线73取出经压缩的冷凝料流以送到汽提塔90。分离罐71可以与分离器压缩器72的下游连通。中间分离底部管线73可以输送中间分离液体料流，从而与在中间闪蒸底部管线70中的中间闪蒸液体料流混合，用于送到汽提塔90。剩余的经压缩的中间气态料流可以从分离罐71在中间分离顶部管线77中送到氢气回收单元100。在中间分离顶部管线77中的经压缩的中间气态料流基本上含有氢气，例如70-90摩尔％，其可以送到氢气回收单元100以回收氢气。一方面，在冷闪蒸顶部管线52中的冷闪蒸气态料流可以在被压缩到冷闪蒸槽的压力之后与所述中间蒸气料流混合，并送到氢气回收单元100。
在中间分离顶部管线77中的经压缩的中间气态料流可以在氢气回收单元100中从塔板式或填料式的分离器洗涤塔76通过。另外或以组合方式，在冷闪蒸顶部管线52中的冷闪蒸气态料流可以在氢气回收单元100中从塔板式或填料式的分离器洗涤塔76通过。一方面，在中间分离顶部管线77中的经压缩的中间气态料流可以与冷闪蒸气态料流合并，并一起在合并管线82中作为合并气态料流加入氢气回收单元100中。在分离器洗涤塔76中，气态料流用洗涤萃取液、例如胺水溶液进行洗涤，从而通过萃取到胺水溶液中除去包含硫化氢和二氧化碳的酸气体。气态料流在接近底部的入口处进入分离器洗涤塔76并向上流动，同时在溶剂管线75中的贫化胺料流在接近顶部的入口处进入洗涤塔并向下流动。优选的贫化胺包括属于链烷醇胺的二乙醇胺(DEA)、单乙醇胺(MEA)和甲基二乙醇胺(MDEA)。但是，可以使用其它胺或溶剂。贫化胺料流与经洗涤的气态料流接触，并吸收酸气体污染物，例如硫化氢和二氧化碳。所得的“脱硫的”气态料流是从分离器洗涤塔76的顶部出口在分离器洗涤器顶部管线78中取出，富集的胺是从分离器洗涤塔的底部出口在洗涤器底部管线79中取出。富集的胺料流可以进行再生以除去硫化氢(用于处理以产生元素硫)和其它气体，并循环返回到分离器洗涤塔76。分离器洗涤塔76可以在30℃(86°F)至66℃(150°F)的气体入口温度和1.4MPa(表压)(200psig)至3.1MPa(表压)(450psig)的顶部压力下操作。
经洗涤的气态料流从洗涤器经由分离器洗涤器顶部管线78取出，并且可以通到氢气回收单元100，其可以包括用于浓缩氢气料流的膜。一方面，氢气回收单元100包括变压吸附(PSA)单元102。PSA单元102包括多个吸附剂床或容器以用于回收氢气。PSA单元102可以与分离段30的顶部管线的下游连通。例如，PSA单元可以与热的顶部管线34、热闪蒸顶部管线46、冷闪蒸顶部管线52、中间顶部管线62、中间闪蒸顶部管线68和中间分离顶部管线77的下游连通。
在PSA单元102中，在经洗涤的中间气态料流和/或经洗涤的冷闪蒸气态料流中从氢气吸附不纯的气体。在一个实施方案中，在气态料流中的氢气可以在图2所示的变压吸附(PSA)单元102中提纯，从而提供富含氢气的气态料流，其具有降低浓度的硫化氢、氨、胺和烃。变压吸附工艺从在洗涤器顶部管线78中的较大分子分离氢气。较大的杂质在高吸附压力下被吸附在吸附剂上，同时允许较小的氢气分子通过。降低压力以达到较低的解吸压力，从而解吸被吸附的较大物质。通常希望在多个床系统中使用PSA工艺，例如参见US3,430,418，其中使用至少四个吸附床。PSA工艺是在这些系统中在使用工艺顺序的循环基础上进行的。
参见图2，PSA单元102可以具有四个床108-114，它们分别具有入口端108a-114a和出口端108b-114b。在第一个步骤中，在顶部管线78中的经洗涤的气态料流在第一个吸附剂床108的入口端108a处在高的吸附压力例如1MPa(150psia)至1.7MPa(250psia)下加入，从而将可吸附的物质吸附到吸附剂上，同时经提纯的产物氢气气体在5-10分钟内通到床108的排料端108b。经提纯的氢气料流可以从PSA单元102经由产物管线104通过，其具有比顶部管线78中更高的氢气纯度。进料的流动在较大分子突破到第一个床的排料端108b之前到达第一个床108。然后，第一个床108以顺流方式在0.5-2分钟内降压到中间压力例如0.7MPa(100psia)至1MPa(150psia)，这通过将来自第一个床的排料端108b的空间气体释放到第二个床110的排料端110b进行，从而使得刚好吹扫出被解吸的较大分子的第二个床再次降压。进一步将第一个床108顺流降压到0.7MPa(50psia)至0.5MPa(75psia)压力的操作可以通过在5-10分钟内将剩余的空隙气体释放到第三个床112的排料端112b进行，从而从第三个床吹扫被解吸的较大分子。在第三个步骤中，第一个床108的入口108a在逆流降压或泄料步骤中开放，其中气体经由入口端108a离开第一个床，使得第一个床108处于足够低的压力例如34.5kPa(5psia)至172kPa(25psia)，从而在0.5-2分钟内从吸附剂解吸被吸附的物质。被解吸的物质经由入口108a排出，并在尾气管线106中回收，其中在尾气管线106中的被吸附的物质的浓度大于在进料管线78中的浓度。在第四个步骤中，来自第四个床114的空隙气体可以从其排料端114b排出，并经由第一个床108的排料端108b加入，从而吹扫出被解吸的物质。在最后一个步骤中，将来自第二个床110的空隙气体从其排料端110b加入第一个床108的排料端108b，从而使得第一个床再次降压。来自第三个床112的排料端112b的产物气体然后加入第一个床108的排料端108b，从而在5-10分钟内达到第一个床108中的吸附压力为1MPa(150psia)至1.7MPa(250psia)。因为第一个床108现在处于吸附压力，所以在第一个床中的循环重新开始。对于其它床110-114，按照相同的工艺顺序操作，其差别在于床110-114的位置顺序。
合适的吸附剂可以是活化的钙沸石A。与在洗涤器顶部管线78、中间分离顶部管线77、冷闪蒸顶部管线52和合并管线82中的气态料流相比，经提纯的具有更高氢气浓度和更低LPG浓度的氢气可以在管线104中输送以进行循环或送到氢气集管，后者用于精制工艺中的任何位置。与在洗涤器顶部管线78、中间分离顶部管线77、冷闪蒸顶部管线52和合并管线82中的浓度相比，尾气管线106含有烃，其具有较低浓度的氢气和较高浓度的LPG烃。因为在尾气管线106中的尾气料流基本上含有LPG烃，所以其可以在尾气压缩器142中压缩并送到LPG回收段150。
产物回收段14可以包括汽提塔90和分馏塔130。汽提塔90可以与在分离段30中的底部管线的下游连通。例如，汽提塔90可以与热底部管线36、热闪蒸底部管线48、冷底部管线42、冷闪蒸底部管线54、中间底部管线64和中间闪蒸底部管线70的下游连通。一方面，汽提塔90可以包含冷汽提塔92和热汽提塔94。冷汽提塔92可以与加氢操作反应器24、冷底部管线42的下游连通，并且一方面与用于汽提冷加氢操作流出物料流的冷闪蒸底部管线54的下游连通。热汽提塔94可以与加氢操作反应器24和热底部管线36的下游连通，并且一方面与用于汽提热加氢操作流出物料流的热闪蒸底部管线48的下游连通，其中热的加氢操作流出物料流比冷的加氢操作流出物料流更热。一方面，冷的加氢操作流出物料流可以是在冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液体料流，其中可以与在中间闪蒸底部管线70中的中间闪蒸液体料流混合。热的加氢操作流出物料流可以是在热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液体料流。一方面，热的加氢操作流出物可以是在中间底部管线64中的中间液体料流。热的加氢操作流出物料流比冷的加氢操作流出物料流高出至少25℃，优选高出至少50℃。
一方面，在混合管线74中的冷的加氢操作流出物料流可以进行加热，并在入口加入冷汽提塔92，此入口可以位于汽提塔的上半部。含有至少一部分液体加氢操作流出物的冷加氢操作流出物料流可以在冷汽提塔92中用冷汽提介质进行汽提，汽提介质是惰性气体，例如来自冷汽提介质管线96的水蒸气，从而提供在顶部管线120中的石脑油、氢气、硫化氢、水蒸气和其它气体的冷蒸气料流。至少一部分的冷蒸气料流可以在接收器122中冷凝和分离。来自接收器122的汽提器净顶部管线124携带汽提器排气料流以进行进一步处理。来自接收器122底部的未稳定化的液体石脑油可以被分离成：回流部分，其被回流到冷汽提塔92的顶部；以及汽提器顶部液体料流，其可以在汽提器接收器底部管线126中输送以进一步回收石脑油、LPG和氢气。可以从顶部接收器122的接受器收集酸性的水料流(未显示)。
冷汽提塔92可以在149℃(300°F)至288℃(550°F)、优选260℃(500°F)的底部温度下操作，顶部压力为0.35MPa(表压)(50psig)、优选0.70MPa(表压)(100psig)至2.0MPa(表压)(290psig)。在顶部接收器122中的温度是38℃(100°F)至66℃(150°F)，压力基本上与冷汽提塔92顶部中的压力相同。
在底部管线128中的冷的经汽提的料流可以主要含有石脑油和煤油沸腾物质。所以，在冷汽提底部管线128中的冷的经汽提的料流可以进行加热并加入分馏塔130。分馏塔130是与冷汽提塔92的冷汽提底部管线128的下游连通。一方面，产物分馏塔130可以包括多于一个分馏塔。
可以处于热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液体料流可以在接近顶部处加入热汽提塔94。一方面，热闪蒸液体料流可以在中间压力分离器60中分离，并且在中间底部管线64中的中间液体料流可以加入热汽提塔94。热闪蒸液体料流或中间液体料流可以在热汽提塔94中用热的汽提介质进行汽提，汽提介质是惰性气体，例如来自管线98的水蒸气，从而提供在热汽提器顶部管线118中的石脑油、氢气、硫化氢、水蒸气和其它气体的热汽提器气体料流。顶部管线118可以进行冷凝，并且部分回流到热汽提塔94。但是在图1的实施方案中，来自热汽提塔94顶部的在顶部管线118中的热汽提器气体料流可以直接加入冷汽提塔92且没有先冷凝或回流。用于冷的加氢操作流出物料流的入口可以处于比顶部管线118的入口更高的位置。热汽提塔94可以在160℃(320°F)至360℃(680°F)的底部温度下操作，顶部压力是0.35MPa(表压)(50psig)、优选0.70MPa(表压)(100psig)至2.0MPa(表压)(292psig)。
在热汽提底部管线146中制得热的经汽提的加氢操作料流。在热汽提底部管线146中的至少一部分的热汽提底部料流可以进行加热并加入产物分馏塔130。所以，产物分馏塔130可以与热汽提塔94的热汽提底部管线146和热汽提塔94的下游连通。在管线146中的热汽提料流是处于比在管线128中的冷汽提料流更高的温度。
产物分馏塔130可以与冷汽提塔92和热汽提塔94的下游连通，并可以包含多于一个分馏塔，其用于将经汽提的料流分离成产物料流。产物分馏塔130可以用惰性汽提介质、例如来自管线132的水蒸气对冷的经汽提的料流和热的经汽提的料流进行汽提，从而提供多个产物料流。来自产物分馏塔130的这些产物料流可以包括在净顶部管线144中的顶部轻质石脑油料流，在来自侧馏分出口的管线136中的重质石脑油料流，在来自侧馏分出口的管线138中携带的煤油料流，和来自侧出口140的柴油料流。未转化的油料流可以在底部管线142中提供，其可以循环到加氢操作反应器24。通过冷却至少一部分的产物料流、并将一部分的每种冷却料流送回分馏塔，可以从分馏塔130除去热量。这些产物料流也可以进行汽提以除去轻质物质，从而满足产物纯度要求。在管线134中的顶部石脑油料流可以在接收器中进行冷凝和分离，其中一部分液体被回流到分馏塔130。在管线144中的净的轻质石脑油料流可以在汽油池中混合之前进一步加工。产物分馏塔130可以在260℃(500°F)至385℃(725°F)的底部温度下操作，优选不高于350℃(650°F)，顶部压力为7kPa(表压)(1psig)至69kPa(表压)(10psig)。在底部管线142中的一部分的未转化的油料流可以再沸腾并返回产物分馏塔130，而不是加入惰性料流、例如水蒸气，从而加热分馏塔130。
LPG回收段150可以包含汽提器洗涤塔160，海绵吸收塔170，任选的脱乙烷塔180和脱丁烷塔190。在净汽提器顶部管线124中的净汽提器排气料流富含LPG气体，其可以在送到海绵吸收塔170之前通到汽提器洗涤塔160。海绵吸收塔170可以与汽提塔90的顶部管线120的下游连通。在汽提器接收器底部管线126中输送的汽提器顶部液体料流可以通到脱乙烷塔180的入口。在汽提器洗涤塔160中，汽提器排气料流在接近底部的入口处进入汽提器洗涤塔并向上流动，同时在溶剂管线162中的贫化胺料流在接近顶部的入口处进入汽提器洗涤塔并向下流动。一方面，在管线186中的脱乙烷器气体料流可以与汽提器排气料流一起进行洗涤。因此，在管线186中的脱乙烷器气体料流可以加入在净汽提器顶部管线124中的净汽提器排气料流中，然后在管线129中一起进入汽提器洗涤塔。优选的贫化胺包括链烷醇胺DEA、MEA和MDEA。其它胺可以用于代替这些优选的胺或另外与之组合使用。贫化胺与汽提器排气料流接触，并吸收酸气体污染物，例如硫化氢和二氧化碳。所得的"脱硫的"汽提器排气料流是从汽提器洗涤塔的顶部出口在汽提器洗涤器顶部管线164中取出，并且富集的胺是从底部在汽提器洗涤塔的底部出口在洗涤器底部管线166中取出。富集的胺可以进行再生以除去硫化氢，用于加工以产生硫元素。汽提器洗涤塔160可以在30℃(86°F)至66℃(150°F)的气体入口温度和0.35MPa(表压)(50psig)至1.7MPa(表压)(250psig)的顶部压力下操作。
脱硫的汽提器排气料流含有LPG烃和一些石脑油，可以送到海绵吸收塔170以回收LPG和石脑油烃。LPG烃的回收在海绵吸收器170中得到改进，这是因为在中间分离器60和中间闪蒸槽66中除去的氢气并不存于在汽提器洗涤器顶部管线164中的脱硫汽提器排气料流中，否则其将减少在海绵油中的LPG吸收。
多塔板式海绵吸收塔170可以包括第一个入口164i，其处于接近海绵吸收塔170底部的塔板位置处。海绵吸收器170在第一个入口164i接收来自汽提器洗涤器顶部管线164的经脱硫的汽提器排气。海绵吸收塔170可以包括第二个入口106i，其处于接近海绵吸收塔170中部的塔板位置，并且位于高于第一个入口164i的位置水平。海绵吸收塔170在第二个入口106i处接收来自PSA单元102的在尾气管线106中的压缩尾气。海绵吸收塔170可以与PSA单元102的下游连通。贫化海绵油料流经由贫化海绵油管线172加入海绵吸收塔170，此料流可以是例如来自脱丁烷器底部料流的石脑油烃料流，或来自石脑油分离塔(未显示)的料流，其将与携带脱丁烷器底部料流的脱丁烷器底部管线194的下游连通。在海绵吸收器170中，贫化海绵油和脱硫的汽提器排气料流是按照逆流方式接触的。海绵油能从汽提器排气料流吸收、提取和分离烃。另外，在海绵吸收器170中，贫化海绵油和尾气料流是按照逆流方式接触的，并且海绵油能从尾气料流吸收、提取和分离烃。被海绵油吸收的烃包括在尾气料流和/或汽提器排气料流中的显著量的甲烷和乙烷和大部分的LPG、C3和C4烃、以及C5和C6+轻质石脑油烃。海绵吸收器170在34℃(93°F)至60℃(140°F)的温度和基本上与顶部接收器122相同的压力下操作，汽提塔90有较少的摩擦损失。海绵吸收排气料流时从海绵吸收塔170的顶部在顶部出口经由海绵吸收器顶部管线174取出。富含LPG和石脑油烃的富集吸收剂料流是从海绵吸收塔170的底部在底部出口在海绵吸收器底部管线176中取出。
在海绵吸收器顶部管线174中的一部分的海绵吸收排气料流可以送到氢气回收单元100以回收氢气。在排气回收管线200中的海绵吸收排气回收料流可以从海绵吸收排气吹扫管线202取出并送到氢气回收单元100。一方面，海绵吸收排气料流可以在海绵吸收器压缩器204中压缩到1.4MPa(表压)(200psig)至3.1MPa(表压)(450psig)的压力。经压缩的脱硫的海绵吸收排气料流可以从海绵吸收排气压缩器204在压缩器管线201中加入海绵分离罐203，从而在分离底部管线207中取出经压缩的冷凝料流以送到汽提塔90。海绵分离罐203可以与海绵吸收排气压缩器204的下游连通。底部管线207可以将经压缩的冷凝料流送到混合管线74。在分离底部管线207中的经压缩的冷凝料流、在冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液体料流、和在中间闪蒸底部管线70中的中间闪蒸液体料流(其可以包括来自中间分离底部管线73的中间分离液体料流)可以一起在混合管线74中混合，并送到冷汽提塔92。剩余的经压缩、脱硫的汽提器排气可以在海绵氢气回收进料管线208中从海绵分离罐202送到氢气回收单元100，海绵氢气回收进料管线208可以是来自海绵分离罐203的顶部管线。海绵吸收器压缩器204可以与海绵吸收器顶部管线174的下游连通。在吹扫管线202中的海绵吸收排气可以进行处理并通到精制燃料气体系统。
在氢气回收单元100中，在海绵氢气回收进料管线208中的海绵吸收排气料流可以加入PSA单元102，在这里在海绵吸收排气回收料流的一部分海绵吸收排气中从氢气吸附杂质，从而提供在尾气管线106中的尾气料流和在产物管线104中的纯化氢气料流，其具有比在海绵吸收器顶部管线174和海绵氢气回收进料管线208中的海绵吸收器排气料流更高的氢气纯度。PSA单元102与海绵吸收器顶部管线174的下游连通。另外，PSA单元102可以与海绵吸收器压缩器204的下游连通。
一方面，PSA单元102用于在海绵氢气回收进料管线208中从氢气吸附杂质，和在分离器洗涤器顶部管线78中从经洗涤的中间气态料流和/或经洗涤的冷闪蒸气态料流吸附杂质。一方面，在分离器洗涤器顶部管线78中的经洗涤的中间气态料流和/或经洗涤的冷闪蒸气态料流、以及在海绵氢气回收进料管线208中的海绵吸收器排气回收料流可以在共同的排气管线206中合并，并一起加入PSA单元。
在海绵吸收器底部管线176中的富含LPG的吸收剂料流可以进行分馏以提供烃料流。吸收剂料流可以送到任选的脱乙烷塔180，从而分馏吸收剂料流并从C3+烃料流分离C2-料流。另外，在汽提器接收器底部管线126中的净汽提器顶部液体料流也含有显著量的LPG烃。因此，在汽提器接收器底部管线126中的汽提器顶部液体料流也可以送到脱乙烷塔180，从而从C3+烃料流分馏C2-料流。一方面，在汽提器接收器底部管线126中的汽提器顶部液体料流可以与富集吸收剂料流合并，并在合并管线178中一起送到脱乙烷塔180。脱乙烷器的顶部料流可以进行部分冷凝和在顶部接收器中分离成用于回流到此塔的脱乙烷器液体料流、以及在脱乙烷器净顶部管线186中的脱乙烷器气体料流。脱乙烷器气体料流可以循环到汽提器洗涤塔160，这可能在与在汽提器净顶部管线124中的汽提器排气料流混合之后进行，并然后经由管线129送到汽提器洗涤塔160。乙烷料流可以进行冷凝和从脱乙烷器顶部接收器回收，在需要时可以使用冷冻设备。脱乙烷的底部料流可以从脱乙烷塔180的底部取出。一部分的脱乙烷的底部料流可以再沸腾并送回脱乙烷塔，同时在净脱乙烷器底部管线188中取出含有C3+烃并浓缩LPG和石脑油烃的净脱乙烷底部料流。净脱乙烷器底部料流可以送到脱丁烷塔190。脱乙烷塔180可以在160℃(320°F)至200℃(392°F)的底部温度和1MPa(表压)(150psig)至2MPa(表压)(300psig)的顶部压力下操作。
脱丁烷塔190可以将在净脱乙烷底部管线188中的净脱乙烷底部料流分馏成含有LPG产物的塔顶料流和含有的脱丁烷石脑油的底部料流。脱丁烷器塔顶料流可以进行冷凝，并且来自脱丁烷器顶部接收器底部的冷凝料流可以被分离成回流到脱丁烷塔的回流料流以及LPG产物料流，LPG产物料流可以在LPG产物管线192中回收或进一步加工，例如在碱性处理工艺中进一步加工以从LPG产物料流除去硫化合物。如果省略脱乙烷塔180，则未冷凝的净气体料流可以从脱丁烷器顶部接收器的顶部取出并送到汽提器洗涤塔160。脱丁烷底部料流可以含有全部范围的石脑油产物料流。一部分的脱丁烷底部料流可以再沸腾并返回脱丁烷塔190。另一部分的脱丁烷底部料流可以在海绵油管线172中作为贫化海绵油烃料流循环，或进一步在石脑油分离器(未显示)中分馏。另一部分的脱丁烷底部料流可以作为石脑油产物料流在脱丁烷器底部管线194中回收，其可以进一步加工以改进其价值，或原样作为燃料产物取出。脱丁烷塔190可以在180℃(356°F)至220℃(430°F)的底部温度和0.8MPa(表压)(120psig)至1.7MPa(表压)(250psig)的顶部压力下操作。
图3显示装置和方法10’的一个实施方案，其中使用两个海绵吸收器170’和210，用于进一步回收LPG和石脑油烃。在图3中的具有与图1相同构造的元件将具有与图1相同的标记。在图3中的具有与图1不同构造的元件将相应地具有与图1相同的标记数字，但是用上标(’)表示。除非注明的区别，图3实施方案中的构造和操作是基本上与图1相同的。在图3的实施方案中，可以省略中间压力分离器60和中间闪蒸槽66。在这种实施方案中，热闪蒸底部管线48用于将热闪蒸液体料流送到热汽提塔94，冷闪蒸底部管线54用于将冷闪蒸液体料流送到冷汽提塔92，并且冷闪蒸顶部管线52用于将冷闪蒸气态料流送到氢气回收单元100。汽提塔90可以按照如上所述作为单个塔或作为冷汽提塔92和热汽提塔94操作。LPG回收段150’可以包含汽提器洗涤塔160、第一个海绵吸收塔170’、第二个海绵吸收塔210、任选的脱乙烷塔180和脱丁烷塔190。在净汽提器顶部管线124中的富含LPG和石脑油的汽提器排气料流可以送到汽提器洗涤塔160，然后送到第一个海绵吸收塔170’。第一个海绵吸收塔170’可以与汽提器90的顶部管线120的下游连通。在汽提器接收器底部管线126中输送的汽提器顶部液体料流可以送到脱乙烷塔180的入口。
在汽提器洗涤塔160中，汽提器排气料流在接近底部的入口进入汽提器洗涤塔并向上流动，同时在溶剂管线162中的贫化胺料流在接近顶部的入口进入洗涤器并向下流动。一方面，在管线186中的气体料流可以与汽提器排气料流一起洗涤。所以，在管线186中的气体料流可以加入在管线124中的汽提器排气料流中，然后一起在管线129中进入汽提器洗涤器。优选的贫化胺包括链烷醇胺DEA、MEA和MDEA。其它胺可以用于代替这些优选的胺或与之组合。贫化胺与汽提器排气料流接触，并吸收酸气体污染物，例如硫化氢和二氧化碳。所得的"脱硫的"汽提器排气料流是从汽提器洗涤塔160的顶部出口在汽提器洗涤器顶部管线164中取出，并且富集的胺是从底部在汽提器洗涤塔的底部出口在洗涤器底部管线166中取出。富集的胺可以进行再生以除去硫化氢，用于加工以产生元素硫。含有LPG烃和一些石脑油的脱硫的汽提器排气料流可以送到第一个海绵吸收器170’以回收LPG和石脑油烃。
多塔板式的第一个海绵吸收塔170’可以包括第一个入口164i，其位于接近第一个海绵吸收塔170’底部的塔板位置。第一个海绵吸收塔170’从汽提器洗涤器顶部管线164在第一个入口164i处接收脱硫的汽提器排气。第一个海绵吸收塔170’可以包括第二个入口106i，其位于接近第一个海绵吸收塔170’中部的塔板位置，此位置高于第一个入口164i。第一个海绵吸收塔170’可以在第二个入口106i接收来自PSA单元的在尾气管线106中的压缩尾气。第一个海绵吸收塔170’可以与PSA单元102的下游连通。贫化海绵油料流经由贫化海绵油管线172加入第一个海绵吸收塔170’，其可以是石脑油烃料流，例如来自脱丁烷器底部料流，或是来自石脑油分离塔(未显示)的料流，其将与携带脱丁烷器底部料流的脱丁烷器底部管线194的下游连通。在第一个海绵吸收塔170’中，贫化海绵油料流和脱硫的汽提器排气料流按照逆流方式彼此接触。海绵油能从汽提器排气料流吸收、提取和分离烃。另外，在海绵吸收器170’中，贫化海绵油和尾气料流可以按照逆流方式接触，并且海绵油能从尾气料流吸收、提取和分离烃。被海绵油吸收的烃包括在尾气料流和/或汽提器排气料流中的显著量的甲烷和乙烷和大部分的LPG、C3和C4烃、以及C5和C6+轻质石脑油烃。第一个海绵吸收器170’在34℃(93°F)至60℃(140°F)的温度和基本上与汽提塔接收器122相同的压力下操作，从而减少摩擦损失。第一个海绵吸收料流是从第一个海绵吸收塔170’的顶部在顶部出口经由第一个海绵吸收器顶部管线174’取出。富含LPG烃的第一个吸收剂料流是从海绵吸收塔170’的底部在底部出口在第一个海绵吸收器底部管线176’中取出。
在第一个海绵吸收器底部管线176’中的富含LPG的吸收剂料流可以进行分馏以提供石脑油烃料流和LPG产物料流。吸收剂料流送到任选的脱乙烷塔180，这是一个分馏塔，用于分馏吸收剂料流和从C3+烃料流分离C2-料流。一方面，第一个海绵吸收器底部管线绕过第二个海绵吸收器210，并将第一个吸收剂料流送到任选的脱乙烷塔180，其直接与第一个海绵吸收器底部管线176’的下游连通。脱乙烷器分馏塔180可以与第一个海绵吸收塔170’的下游连通。在汽提器接收器底部管线126中的汽提器顶部液体料流也可以送到任选的脱乙烷塔180以从C3+烃料流分馏C2-料流。一方面，在汽提器接收器底部管线126中的汽提器顶部液体料流可以与第一个吸收剂料流合并，并一起在合并管线178中送到脱乙烷塔180，同时绕过第二个海绵吸收塔210。脱乙烷器的顶部料流可以进行部分冷凝并在顶部接收器中分离成用于回流到塔的脱乙烷器液体料流以及在脱乙烷器净顶部管线186中的脱乙烷器气体料流。脱乙烷器气体料流可以在与在净顶部管线124中的汽提器排气料流混合之后循环到汽提器洗涤塔160，并经由管线129送到汽提器洗涤器。如果需要的话，乙烷料流可以使用冷冻设备进行冷凝和回收。脱乙烷的底部料流可以从脱乙烷塔180的底部取出。一部分的脱乙烷底部料流可以再沸腾并送回脱乙烷塔，同时在净脱乙烷器底部管线188中取出含有C3+烃和浓缩LPG烃的净脱乙烷底部料流。净的脱乙烷底部料流可以送到脱丁烷塔190。
脱丁烷塔190可以将在净脱乙烷底部管线188中的净脱乙烷底部料流分馏成含有LPG产物的顶部料流和在脱丁烷器底部管线194中的含有石脑油的脱丁烷的烃料流。脱丁烷器顶部料流可以完全冷凝，来自脱丁烷器顶部接收器底部的冷凝料流可以分离成回流到脱丁烷塔的回流料流和LPG产物料流，此LPG产物料流可以在LPG产物管线192中回收，或进一步加工，例如按照碱性处理方法加工，从而从LPG产物料流除去硫化合物。如果省略脱乙烷塔180，则未冷凝的净气体料流可以从脱丁烷器顶部接收器取出，并送到汽提器洗涤塔160。脱丁烷的底部料流含有轻质石脑油产物料流。一部分的脱丁烷的烃料流可以再沸腾并返回脱丁烷塔190。另一部分的脱丁烷的底部料流可以作为贫化海绵油烃料流在海绵油管线172中循环到第一个海绵吸收塔170’，或进一步在石脑油分离器(未显示)中分馏。第一个吸收塔170’可以与脱乙烷塔180和脱丁烷塔190的下游连通，这些是分馏塔。另一部分的脱丁烷的底部料流可以在脱丁烷器底部管线194中作为轻质石脑油产物料流回收，其可以进一步加工以改进其价值或作为燃料产物取出。
我们发现在第一个海绵吸收器顶部管线174’中的第一个海绵吸收料流仍然具有可回收的LPG和石脑油，所以可以将此料流送到第二个海绵吸收塔210，从而从气态的第一个海绵吸收料流吸收额外的LPG和石脑油。多塔板式的第二个海绵吸收塔210可以包括入口，其位于接近第二个海绵吸收塔210底部的塔板位置，用于接收来自第一个海绵吸收塔170’的第一个海绵吸收料流。第二个海绵吸收塔210可以与第一个海绵吸收器顶部管线174’和汽提塔90的顶部管线120的下游连通。第二个贫化海绵油料流经由第二个贫化海绵油管线212加入第二个海绵吸收塔210。
为了改进石脑油的回收，在冷汽提器底部管线128’中的一部分的冷汽提料流可以分离成在冷分馏进料管线214中的冷的汽提器分馏料流和在第二个贫化海绵油管线212中的第二个贫化海绵油料流，并送到第二个海绵吸收塔210。第二个海绵吸收塔210与冷汽提器底部管线128’的下游连通。在第二个海绵吸收塔210中，第二个贫化海绵油料流和第一个海绵吸收料流按照逆流方式彼此接触。含有一部分冷汽提料流的第二个海绵油料流能从第一个海绵吸收料流吸收、提取和分离烃。被海绵油吸收的烃包含在从尾气料流和/或汽提器排气料流吸收的第一个海绵吸收料流中的显著量的甲烷和乙烷和大部分的LPG、C3和C4烃以及轻质石脑油范围的烃，C5和C6+。第二个海绵吸收器210在34℃(93°F)至60℃(140°F)的温度和基本上与汽提塔接收器122相同的压力下操作，从而摩擦损失较小。第二个海绵吸收排气料流是从第二个海绵吸收塔210的顶部在顶部出口经由第二个海绵吸收器顶部管线216取出。第二个富含LPG和石脑油烃的富集海绵油料流是从海绵吸收塔210的底部在底部出口在第二个海绵吸收器底部管线218中取出。
在第二个海绵吸收器顶部管线216中的一部分的第二个海绵吸收排气料流可以送到氢气回收单元100以回收氢气。在排气回收管线200中的海绵吸收排气回收料流可以从海绵吸收排气吹扫管线202分离，并送到如图1所示的氢气回收单元100。一方面，在第二个海绵吸收器顶部管线216中的海绵吸收排气料流可以在海绵吸收器压缩器204中压缩到1.4MPa(表压)(200psig)至3.1MPa(表压)(450psig)的压力，并在分离出冷凝物质之后送到氢气回收单元100。海绵吸收器压缩器可以与海绵吸收器顶部管线174’和第二个海绵吸收器顶部管线216的下游连通。
在第二个海绵吸收器底部管线218中的富含LPG和石脑油的第二个吸收剂料流可以送到汽提塔90，以从第二个富集吸收剂料流汽提出气体。一方面，第二个富集吸收剂料流可以在冷汽提器92中汽提。在另一方面，在第二个吸收器底部管线218中的第二个吸收剂料流可以与在中间闪蒸底部管线70中的中间闪蒸液体料流合，并送到冷汽提塔92。具体而言，中间闪蒸液体料流和第二个富集吸收剂料流可以与在冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液体料流混合，并在混合管线74中送到冷汽提塔。或者，如果没有使用中间压力分离器60或中间压力闪蒸槽66，则在海绵吸收器底部管线中的第二个吸收剂料流可以直接送到冷汽提塔，或与在冷分离器底部管线54中的冷闪蒸液体料流混合并，并在混合管线74中送到冷汽提器。图3的其它方面可以参见关于图1的描述。在冷汽提塔92中，富含烃的第二个富集吸收剂料流和中间闪蒸液体料流一起汽提出气体。
实施例
我们计算了通过将来自海绵吸收塔的排气循环到PSA单元所达到的氢气回收率的改进。与不从在PSA单元中的海绵吸收器排气回收氢气的情况相比，氢气回收率改进了9重量％。
我们进一步计算了通过将PSA尾气料流加入海绵吸收塔所达到的LPG回收率的改进。通过从PSA尾气料流回收LPG，实现了LPG的额外回收率是13重量％。
具体实施方案
虽然下文将描述本发明的具体实施方案，但是应当理解的是这些描述用于说明目的，并不限制在先描述和所附权利要求的范围。
本发明的第一个实施方案是一种回收氢气和烃的方法，包括：在气态料流中从氢气吸附杂质，从而提供氢气料流和含有烃的尾气料流；从所述尾气料流吸收LPG烃，从而得到富含烃的吸收剂料流和含有氢气的吸收排气料流；和在至少一部分的所述吸收排气料流中从氢气吸附杂质。本发明的一个实施方案是从本段第一个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括在加氢操作反应器中对烃进料流进行加氢操作以提供加氢操作流出物料流；和分离所述加氢操作流出物料流以提供气态料流和液体料流。本发明的一个实施方案是从本段第一个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括将所述加氢操作流出物料流在热分离器中分离以提供热分离器气态料流和热分离器液体料流，将热分离器气态料流在冷分离器中分离以提供冷分离器气态料流和冷分离器液体料流，并且将冷分离器液体料流在冷闪蒸槽中分离以提供含有气态料流的冷闪蒸气态料流。本发明的一个实施方案是从本段第一个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括在气态料流中从氢气吸附杂质之前，从气态料流吸收酸气体。本发明的一个实施方案是从本段第一个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括使液体料流进行汽提以提供汽提器排气料流，并从汽提器排气料流吸收烃。本发明的一个实施方案是从本段第一个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中分离加氢操作流出物料流的操作进一步包括在热分离器中分离所述加氢操作流出物料流以提供热分离器气态料流和热分离器液体料流，将一部分的含有液体料流的热分离器液体料流进行汽提以提供经汽提的料流和汽提器排气料流。本发明的一个实施方案是从本段第一个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括在从汽提器排气料流吸收烃之前，从汽提器排气料流吸收酸气体。本发明的一个实施方案是从本段第一个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括在气态料流和一部分的吸收排气料流中一起从氢气吸附杂质，从而提供氢气料流和尾气料流。本发明的一个实施方案是从本段第一个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括在吸收排气料流中从氢气吸附杂质之前，对吸收排气料流进行压缩。本发明的一个实施方案是从本段第一个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括对尾气料流进行压缩。
本发明的第二个实施方案是一种方法，包括：在加氢操作反应器中对烃进料进行加氢操作以提供加氢操作流出物料流；分离所述加氢操作流出物料流以提供加氢操作气态料流和加氢操作液体料流；汽提所述加氢操作液体料流以提供汽提器排气料流；从所述汽提器排气料流吸收LPG烃，得到富含烃的吸收剂料流和含氢气的吸收排气料流；和在至少一部分的吸收排气料流中从氢气吸附杂质，从而提供氢气料流和尾气料流。本发明的一个实施方案是从本段第二个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括在加氢操作气态料流中从氢气吸附杂质以提供氢气料流和含有烃的尾气料流；并且从尾气料流吸收烃以得到富含烃的吸收剂料流和含氢气的吸收排气料流。本发明的一个实施方案是从本段第二个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括在气态料流和一部分吸收排气料流中一起从氢气吸附杂质，从而提供氢气料流和尾气料流。本发明的一个实施方案是从本段第二个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括将所述加氢操作流出物料流在热分离器中分离以提供热分离器气态料流和热分离器液体料流；将所述热分离器气态料流在冷分离器分离，从而提供冷分离器气态料流和冷分离器液体料流；并且将冷分离器液体料流在冷闪蒸槽中分离，从而提供含有所述加氢操作气态料流的冷闪蒸气态料流；并使含有所述加氢操作液体料流的一部分的热分离器底部料流进行汽提，从而提供经汽提的料流和汽提器排气料流。本发明的一个实施方案是从本段第二个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括在从所述汽提器排气料流吸收烃之前，从所述汽提器排气料流吸收酸气体。本发明的一个实施方案是从本段第二个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括在所述加氢操作气态料流中从氢气吸附之前，从所述加氢操作气态料流吸收酸气体。
本发明的第三个实施方案是一种用于回收氢气的装置，包括：变压吸附(PSA)单元，其用于从加氢操作流出物料流回收氢气；海绵吸收器，其与所述PSA单元连通以从来自所述PSA单元的尾气料流吸收烃；并且所述海绵吸收器的顶部管线与所述PSA单元连通。本发明的一个实施方案是从本段第三个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括与顶部管线连通的压缩器，并且压缩器与PSA单元连通。本发明的一个实施方案是从本段第三个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括加氢操作反应器，以及与加氢操作反应器连通的分离段，并且分离段的顶部管线与PSA单元连通。本发明的一个实施方案是从本段第三个实施方案到在先实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，进一步包括加氢操作反应器，以及与加氢操作反应器连通的分离段，与分离段的底部管线连通的汽提器，并且汽提器的顶部管线与海绵吸收器连通。
无需累述，应当理解的是通过上文的描述，本领域技术人员能充分实施本发明并容易确认本发明的基本特征，且在不偏离本发明主旨和范围的情况下对本发明进行各种改变和改进，并使得本发明适用于各种应用和条件。所以，上文的优选具体实施方案应当仅仅是说明性的，并不以任何方式限制本发明的其它公开内容，而且意欲涵盖在所附权利要求范围内的各种改进和等同布置。
在上文中，除非另有说明，所有温度的单位是摄氏度，所有份数和百分比是按重量计的。

Claims (9)

1.一种回收氢气和烃的方法，包括：
在加氢操作反应器中对烃进料流进行加氢操作以提供加氢操作流出物料流；
将所述加氢操作流出物料流在热分离器中分离以提供热分离器气态料流和热分离器液体料流；
将所述热分离器液体料流在热闪蒸槽中进行闪蒸以提供热闪蒸气态料流和热闪蒸液体料流；
将所述热闪蒸液体料流进行分离以提供中间气态料流和中间液体料流；
在中间气态料流中从氢气吸附杂质，从而提供氢气料流和含有烃的尾气料流；
从所述尾气料流吸收LPG烃，从而得到富含烃的吸收剂料流和含有氢气的吸收排气料流；和
在至少一部分的所述吸收排气料流中从氢气吸附杂质。
2.权利要求1的方法，进一步包括将所述热分离器气态料流在冷分离器中分离以提供冷分离器气态料流和冷分离器液体料流，并且将所述冷分离器液体料流在冷闪蒸槽中分离以提供冷闪蒸气态料流。
3.权利要求2的方法，进一步包括在所述冷闪蒸气态料流中从氢气吸附杂质之前，从所述气态冷闪蒸料流吸收酸气体。
4.权利要求1的方法，进一步包括汽提所述中间液体料流以提供汽提器排气料流，并且从所述汽提器排气料流吸收烃。
5.权利要求4的方法，其中分离所述加氢操作流出物料流的操作进一步包括将所述加氢操作流出物料流在热分离器中分离以提供热分离器气态料流和热分离器液体料流，汽提一部分的所述热分离器液体料流，从而提供经汽提的料流和所述汽提器排气料流。
6.权利要求4的方法，进一步包括在从所述汽提器排气料流吸收烃之前，从所述汽提器排气料流吸收酸气体。
7.权利要求1的方法，进一步包括在所述中间气态料流和一部分的所述吸收排气料流中一起从氢气吸附杂质，从而提供所述氢气料流和所述尾气料流。
8.权利要求7的方法，进一步包括在所述吸收排气料流中从氢气吸附杂质之前，对所述吸收排气料流进行压缩。
9.一种用于回收氢气的装置，包括：
加氢操作反应器，其用于对烃进料流进行加氢操作；
与所述加氢操作反应器连通的热分离器，其用于提供热分离器气态料流和热分离器液体料流；
与所述热分离器连通的热闪蒸槽，其用于提供热闪蒸气态料流和热闪蒸液体料流；
与所述热闪蒸槽连通的中间分离器，其用于提供中间气态料流和中间液体料流；
变压吸附(PSA)单元，其用于从中间气态料流回收氢气；
海绵吸收器，其与所述变压吸附单元连通以从来自所述变压吸附单元的尾气料流吸收烃；和
所述海绵吸收器的顶部管线与所述变压吸附单元连通。
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