CN108472574A - 用于通过海绵吸收回收轻质烃的方法和装置 - Google Patents

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Abstract

将包含LPG和石脑油烃的气流用海绵吸收剂吸收以回收LPG和石脑油烃。气流可包含汽提器废气和/或PSA尾气。吸收剂料流可以为经汽提料流。汽提器废气流和经汽提料流可由在加氢加工单元下游的汽提器得到。

Description

用于通过海绵吸收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日提交的美国申请No.62/272,505的优先权，通过引用将其内容全部结合到本文中。
领域
领域为特别是从加氢加工料流中回收氢气和轻质烃。
背景
加氢加工可包括在加氢加工催化剂和氢气的存在下将烃转化成更有价值的产物的方法。
加氢裂化为在氢气和加氢裂化催化剂的存在下将烃裂化成较低分子量烃的加氢加工方法。取决于所需输出，加氢裂化装置可含有一个或多个相同或不同催化剂的固定床。淤浆加氢裂化为用于将残油进料裂化成瓦斯油和燃料的淤浆化催化方法。
由于环境顾虑和新颁布的法规和规章，可销售的燃料必须满足关于污染物如硫和氮的越来越多的下限。新规章要求从柴油中基本完全除去硫。例如，超低硫柴油(ULSD)要求通常为小于10wppm硫。
加氢处理为用于从烃料流中除去杂原子如硫和氮以满足燃料规格和使烯烃或芳族化合物饱和的加氢加工方法。加氢处理可在高压或低压下进行，但通常在比加氢裂化更低的压力下操作。
加氢加工回收单元通常包括用于将加氢加工流出物冷却和减压并将气流与液流分离的分离器阵列，以及用于用汽提介质如蒸汽将加氢加工液体汽提以除去不想要的硫化氢的汽提塔。然后通常将经汽提料流加热并在产物分馏塔中分馏以回收产物如石脑油、煤油和柴油。
在精炼厂中，氢气是最重要的且氢气的回收明显改进精炼厂盈利能力。变压吸收(PSA)单元通过在高压下从氢气流中吸收较大分子，然后在变至较低压力下释放较大分子以提供尾气流而用于提纯氢气。
在许多区域中，液化石油气(LPG)对石油化学和燃料用途而言也是重要的，并且LPG的另外回收也可提高利润。石脑油也用于燃料和石油化学原料且其进一步回收是理想的。
因此，仍需要从加氢加工流出物流中回收氢气、LPG和石脑油的改进方法。
概述
我们发现分离段中由冷闪蒸和热闪蒸液流的氢气损失通常可以为加氢加工单元中的氢气消耗量的2-3重量％。另外，冷闪蒸气流通常包含15-20重量％的加氢加工单元中产生的LPG。设计方法和装置以回收这些有价值的组分。
将包含LPG和石脑油烃的气流用海绵吸收剂吸收以回收LPG和石脑油烃。气流可包含汽提器废气和/或PSA尾气。吸收剂料流可以为经汽提料流。
附图简述
图1为简化工艺流程图。
图2为图1的PSA单元的另一细节。
图3为图1的工艺流程图的另一实施方案。
定义
术语“连通”意指材料流动在操作上容许在所列组件之间。
术语“下游连通”意指至少一部分流入下游连通对象中的材料可在操作上从它连通的对象流出。
术语“上游连通”意指至少一部分从上游连通对象流出的材料可在操作上流入它连通的对象中。
术语“直接连通”意指来自上游组件的流进入下游组件而不经历由于物理分馏或化学转化而导致的组成变化。
术语“绕过”意指对象至少至绕过的程度地在与绕过物体下游连通之外。
如本文所用，术语“富组分料流”意指离开容器的富料流具有比容器的进料更大的组分浓度。
如本文所用，术语“贫组分料流”意指离开容器的贫料流具有比容器的进料更小的组分浓度。
术语“塔”意指蒸馏塔或用于分离一种或多种具有不同挥发度的组分的塔。除非另外指出，各塔包含在塔顶部的冷凝器以冷凝并使一部分顶部料流回流返回至塔的顶部和在塔底部的再沸器以气化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在塔顶部以冷凝并使一部分顶部料流回流返回至塔的顶部的冷凝器和在塔底部以气化并将一部分底部料流送回塔的底部的再沸器。可将塔的进料预热。顶部压力为塔的蒸气出口处顶部蒸气的压力。底部温度为液体底部出口温度。除非另外说明，顶部管线和底部管线指在塔的任何回流或再沸下游的来自塔的净管线。汽提塔省去了在塔底部的再沸器，而是由流化惰性介质如蒸汽提供加热要求和分离原动力。
如本文所用，术语“真沸点”(TBP)意指用于测定材料的沸点的试验方法，其对应于ASTM D2892，用于生产标准质量的液化气、蒸馏馏分和残油，且基于此可获得分析数据，并测定以上馏分的质量和体积收率，由其在塔中以5:1回流比使用15个理论塔板产生温度相对于蒸馏质量％的图。
如本文所用，术语“T5”或“T95”意指使用ASTM D-86，视情况而定，分别5体积％或95体积％试样沸腾时的温度。
如本文所用，术语“柴油分馏点”使用TBP蒸馏方法为343℃(650°F)至399℃(750°F)。
如本文所用，术语“柴油沸程”意指使用TBP蒸馏方法为132℃(270°F)至柴油分馏点的范围内沸腾的烃。
如本文所用，术语“柴油转化率”意指进料转化成在柴油沸程的柴油分馏点或以下沸腾的材料的转化率。
如本文所用，术语“分离器”意指具有入口以及至少顶部蒸气出口和底部液体入口并且还可具有来自料斗的含水料流出口的容器。闪蒸罐为可与可在较高压力下操作的分离器下游连通的一类分离器。
如本文所用，术语“主要”或“占优势”意指大于50％，适当地大于75％，优选大于90％。
详述
在加氢加工单元中，氢气损耗可归因于热分离器液体和冷分离器液流中的溶液损耗。来自冷闪蒸罐蒸气料流的氢气可在可包含(PSA)单元的氢气回收系统中回收。然而，热闪蒸和冷闪蒸液流中所含的氢气可进入汽提塔，随后进入来自工艺单元的顶部废气流中。汽提器废气流通常混入精炼厂燃料气中并燃烧。因此，从热闪蒸和冷闪蒸液流中回收氢气可降低总氢气消耗量。
我们发现大多数氢气包含在热闪蒸液流且大多数LPG包含在冷闪蒸液流中。冷闪蒸罐气流通常包含基于反应器收率15-20重量％的加氢加工LPG。由冷闪蒸罐气流中失去的LPG可在发现时回收。此外，我们发现PSA尾气包含LPG和石脑油烃，其可经济地回收。
用于加氢加工烃的装置和方法10包括加氢加工单元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。将烃管线16中的含烃料流和氢气管线18中的氢气流供入加氢加工单元12中。
再循环氢气管线20中的再循环氢气流可由来自管线22的补充氢气流补充以提供氢气管线18中的氢气流。氢气流可加入进料管线16中的含烃料流中以提供进料管线23中的烃进料流。管线23中的烃进料流可在火焰加热器中加热并供入加氢加工反应器24中。烃进料流在加氢加工反应器24中加氢加工。
在一个方面中，本文所述方法和装置特别用于加氢加工包含含烃原料的烃进料流。说明性烃原料包括具有288℃(550°F)以上的初沸点(IBP)的含烃料流，例如常压瓦斯油、具有315℃(600°F)至600℃(1100°F)的T5和T95的减压瓦斯油(VGO)、脱沥青油、焦化器馏分、直馏馏分、热解衍生油、高沸点合成油、循环油、加氢裂化进料、催化裂化器馏出物、具有在343℃(650°F)或以上的IBP的常压残油和具有510℃(950°F)以上的IBP的减压残油。
在加氢加工单元12中进行的加氢加工可以为加氢裂化或加氢处理。加氢裂化指其中烃在氢气的存在下裂化成较低分子量烃的方法。加氢裂化为加氢加工单元12中的优选方法。因此，术语“加氢加工”在本文中包括术语“加氢裂化”。加氢裂化还包括淤浆加氢裂化，其中将残油进料与催化剂和氢气混合以制备淤浆并裂化成较低沸点产物。
在加氢加工单元中进行的加氢加工也可以为加氢处理。加氢处理为其中使氢气与烃在合适催化剂的存在下接触的方法，所述催化剂主要对从烃原料中除去杂原子，例如硫、氮和来自烃原料的金属而言是活性的。在加氢处理中，可使具有双键和三键的烃饱和。也可使芳族化合物饱和。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通过加氢异构化降低。加氢裂化反应器之前可以为加氢处理反应器和分离器(未显示)以从加氢裂化反应器的进料中除去硫和氮污染物。
加氢加工反应器24可以为固定床反应器，其包含一个或多个容器，在各个容器中的单个或多个催化剂床，和在一个或多个容器中的各种加氢处理催化剂和/或加氢裂化催化剂组合。预期加氢加工反应器24以连续液相操作，其中液体烃进料的体积大于氢气的体积。加氢加工反应器24也可以以常规连续气相、移动床或流化床加氢加工反应器操作。
如果加氢加工反应器24作为加氢裂化反应器操作，则它可提供至少20体积％，通常大于60体积％烃进料转化成沸点在柴油分馏点以下的产物的总转化率。加氢裂化反应器可以以基于总转化率多于30体积％的部分转化率或者至少90体积％进料的完全转化率操作。加氢裂化反应器可在温和加氢裂化条件下操作，其提供20-60体积％，优选20-50体积％烃进料转化成沸点在柴油分馏点以下的产物的总转化率。如果加氢加工反应器24作为加氢处理反应器操作，则它可提供10-30体积％的单程转化率。
如果加氢加工反应器24为加氢裂化反应器，则加氢裂化反应器24中的第一容器或床可包含加氢处理催化剂，用于在将烃进料在加氢裂化反应器24中的随后容器或床中用加氢裂化催化剂加氢裂化以前将烃进料饱和、脱金属化、脱硫或脱氮。如果加氢裂化反应器为温和加氢裂化反应器，则它可包含几个加氢处理催化剂床，其后较少的加氢裂化催化剂床。如果加氢加工反应器24为淤浆加氢裂化反应器，则它可以以连续液相以向上流模式操作，并且显现出明显不同于图1，所述图1描述了固定床反应器。如果加氢加工反应器24为加氢处理反应器，则它可包含多于一个容器或者多个加氢处理催化剂床。加氢处理反应器也可包含适于将芳族化合物饱和、加氢脱蜡和加氢异构化的加氢处理催化剂。
如果想要温和加氢裂化以产生中间馏分和汽油的平衡的话，加氢裂化催化剂可使用无定形二氧化硅-氧化铝基础物或者与一种或多种VIII族或VIB族金属氢化组分组合的低含量沸石基础物。在另一方面中，当与汽油生产相比，中间馏分在转化产物中明显是优选的时，部分或完全加氢裂化可在第一加氢裂化反应器24中用催化剂进行，所述催化剂通常包含其上沉积有VIII族金属氢化组分的任何结晶沸石裂化基础物。其它氢化组分可选自VIB族以与沸石基础物结合。
沸石裂化基础物在本领域中有时称为分子筛，且通常包含二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子如钠、镁、钙、稀土金属等。它们的特征进一步在于具有4-14埃(10-10米)的较均匀直径的晶体孔。优选使用具有3-12的较高二氧化硅/氧化铝摩尔比的沸石。自然中发现的合适沸石包括例如丝光沸石、辉沸石、片沸石、碱沸石、环晶石、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，例如合成八面沸石和丝光沸石。优选的沸石为具有8-12埃(10-10米)的晶体孔径的那些，其中二氧化硅/氧化铝摩尔比为4-6。属于优选组的沸石的一个实例为合成Y型分子筛。
天然存在的沸石通常以钠形式、碱土金属形式和混合形式找到。合成沸石几乎总是首先以钠形式制备。在任何情况下，为用作裂化基础物，优选多数或所有原始沸石单价金属与多价金属和/或与铵盐离子交换，其后加热以将与沸石有关的铵离子分解，在它们的位置上留下氢离子和/或实际上通过进一步除去水而去阳离子的交换部位。具有这种性质的氢或“去阳离子化”Y沸石更特别地描述于US 3,130,006中。
混合多价金属-氢沸石可通过首先与铵盐离子交换，然后与多价金属盐部分反交换，然后煅烧而制备。在一些情况下，如在合成丝光沸石的情况下，氢形式可通过碱金属沸石的直接酸处理而制备。在一个方面中，优选的裂化基础物为基于初始离子交换能力至少10％，优选至少20％贫金属阳离子的那些。在另一方面中，理想和合适的沸石类为其中至少20％的离子交换能力通过氢离子满足的一种。
在本发明优选的加氢裂化催化剂中用作氢化组分的活性金属为VIII族的那些，例如铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除这些金属外，其它促进剂也可与其一起使用，包括VIB族金属，例如钼和钨。催化剂中氢化金属的量可在宽范围内变化。概括地讲，可使用0.05-30重量％的任何量。在贵金属的情况下，通常优选使用0.05-2重量％贵金属。
用于并入氢化金属的方法是使基础材料与所需金属的合适化合物的水溶液接触，其中金属以阳离子形式存在。在加入所选择的氢化金属以后，然后将所得催化剂粉末过滤，干燥，如果需要的随着加入润滑剂、粘合剂等而制粒，并在空气中在例如371℃(700°F)至648℃(1200°F)的温度下煅烧以使催化剂活化并将铵离子分解。作为选择，可首先将基础组分制粒，其后加入氢化组分并通过煅烧活化。
前述催化剂可以以未经稀释的形式使用，或可将粉化催化剂与5-90重量％的比例的其它相对较少活性的催化剂、稀释剂或粘合剂如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活性粘土等混合并共制粒。这些稀释剂可直接使用或它们可含有次要量的加入的氢化金属如VIB族和/或VIII族金属。其它金属促进的加氢裂化催化剂也可用于本发明方法中，其包括例如铝磷酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐和其它结晶硅酸盐。结晶铬硅酸盐更完整地描述于US 4,363,718中。
通过一种路线，加氢裂化条件可包括290℃(550°F)至468℃(875°F)，优选343℃(650°F)至445℃(833°F)的温度，4.8MPa(gauge)(700psig)至20.7MPa(gauge)(3000psig)的压力，0.4至小于2.5hr-1的液时空速(LHSV)和421(2,500scf/bbl)至2,527Nm3/m3油(15,000scf/bbl)的氢气率。如果想要温和加氢裂化，则条件可包括315℃(600°F)至441℃(825°F)的温度，5.5MPa(gauge)(800psig)至13.8MPa(gauge)(2000psig)或者更通常6.9MPa(gauge)(1000psig)至11.0MPa(gauge)(1600psig)的压力，0.5-2hr-1，优选0.7-1.5hr-1的液时空速(LHSV)和421Nm3/m3油(2,500scf/bbl)至1,685Nm3/m3油(10,000scf/bbl)的氢气率。
用于本发明中的合适加氢处理催化剂为任何已知的常规加氢处理催化剂且包括包含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。在本说明书范围内的是多于一类加氢处理催化剂用于相同的加氢处理反应器24中。VIII族金属通常以2-20重量％，优选4-12重量％的量存在。VI族金属通常以1-25重量％，优选2-25重量％的量存在。
优选的加氢处理反应条件包括290℃(550°F)至455℃(850°F)，适当地316℃(600°F)至427℃(800°F)，优选343℃(650°F)至399℃(750°F)的温度，2.1MPa(gauge)(300psig)，优选4.1MPa(gauge)(600psig)至20.6MPa(gauge)(3000psig)，适当地12.4MPa(gauge)(1800psig)，优选6.9MPa(gauge)(1000psig)的压力，0.1hr-1，适当地0.5hr-1至4hr-1，优选1.5-3.5hr-1的新鲜含烃原料的液时空速，168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)，优选168Nm3/m3油(1,000scf/bbl)至674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)的氢气率，用加氢处理催化剂或者加氢处理催化剂的组合。
加氢加工反应器24提供在加氢加工流出物管线26中离开加氢加工反应器24的加氢加工流出物料流。加氢加工流出物料流包含会在包含一个或多个分离器的分离段30中分离成液体加氢加工料流和气体加氢加工料流的材料。分离段30与加氢加工反应器24下游连通。
在一方面中，加氢加工流出物管线26中的加氢加工流出物料流可在进入热分离器32中以前与管线16中的待冷却烃进料流热交换。热分离器将加氢加工流出物分离以提供在顶部管线34中的含烃气体热气流和在底部管线36中的含烃热液流。热分离器32可与加氢加工反应器24下游连通。热分离器32在177℃(350°F)至371℃(700°F)下操作，优选在232℃(450°F)至315℃(600°F)下操作。热分离器32可在比加氢加工反应器24稍微更低的压力下操作，从而引起在整个介入装置中的压降。热分离器可在3.4MPa(gauge)(493psig)至20.4MPa(gauge)(2959psig)的压力下操作。液体含烃热液流36可具有热分离器32的操作温度的温度。
在进入冷分离器38以前可将顶部管线34中的热气流冷却。由于加氢加工反应器24中进行的反应，其中从进料中除去氮、氯和硫，形成氨和硫化氢。在特性升华温度下，氨和硫化氢结合以形成二硫化铵，且氨和氯结合以形成氯化铵。各个化合物具有可使化合物涂覆装置，特别是热交换装置，从而削弱其性能的特性升华温度。为防止输送热气流的管线34中该二硫化铵或氯化铵盐的沉积，可将适量的洗涤水在冷却器上游的管线34中温度在每种化合物的特性升华温度以上的点处引入管线34中。
冷气流可在冷分离器38中分离以提供在顶部管线40中的包含富氢气流的蒸气冷气流和在冷底部管线42中的液体冷液流。冷分离器38用于将加氢加工流出物中的氢气与烃分离以在冷顶部管线40中再循环至加氢加工反应器24中。因此，冷分离器38与热分离器32的顶部管线34和加氢加工反应器24下游连通。冷分离器38可在100°F(38℃)至150°F(66℃)，适当地115°F(46℃)至145°F(63℃)下以及恰在加氢加工反应器24和热分离器32的压力以下操作，引起在整个介入装置中的压降以将氢气和轻气体保持在顶部，且通常液态烃在底部。冷分离器38可在3MPa(gauge)(435psig)至20MPa(gauge)(2,901psig)的压力下操作。冷分离器38也可具有料斗以收集水相。冷液流可具有冷分离器38的操作温度的温度。
冷顶部管线40中的冷气流富含氢气。因此，氢气可从冷气流中回收。冷顶部管线40中的冷气流可通过塔板或填充再循环洗涤塔56，在那里借助洗涤萃取液如胺水溶液洗涤以通过将它们萃取到水溶液中而除去酸性气体，包括硫化氢和二氧化碳。优选的贫胺包括链烷醇胺DEA、MEA和MDEA。代替或者除优选的胺外，可使用其它胺。贫胺接触冷气流并吸收酸性气体污染物，例如硫化氢和二氧化碳。将所得“脱硫”冷气流在再循环洗涤器顶部管线58中从再循环洗涤塔56的顶部出口取出，并将富胺在再循环洗涤器底部管线中在再循环洗涤塔的底部出口处从底部取出。来自底部的废洗涤液可再生并再循环返回再循环洗涤塔56中。洗过的富氢料流经由顶部管线58从洗涤器中出现，并可在再循环压缩器中压缩以提供在管线20中的再循环氢气流。管线20中的再循环氢气流可用补充管线22中的补充氢气流补充以提供在氢气管线18中的氢气流。管线20中的一部分材料可送入加氢加工反应器24中的中间催化剂床出口以控制随后催化剂床(未显示)的入口温度。再循环洗涤塔56可以以38℃(100°F)至66℃(150°F)的气体入口温度和3MPa(gauge)(435psig)至20MPa(gauge)(2900psig)的顶部压力操作。
热底部管线36中的含烃热液流可作为热加氢加工流出物料流在产物回收单元14中分馏。在一个方面中，可降低底部管线36中的热液流的压力并在热闪蒸罐44中闪蒸以提供在顶部管线46中的轻馏分热闪蒸气流和在热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液流。热闪蒸罐44可以为将液体加氢加工流出物分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。热闪蒸罐44可与热底部管线36下游连通。热闪蒸罐44可在与热分离器32相同的温度下，但在1.4MPa(gauge)(200psig)至6.9MPa(gauge)(1000psig)，适当地不多于3.4MPa(gauge)(500psig)的较低压力下操作。底部管线48中的热闪蒸液流可在产物回收单元14中进一步分馏。热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液流可具有热闪蒸罐44的操作温度的温度。
在一个方面中，冷底部管线42中的冷液流可作为冷加氢加工流出物料流在产物回收单元14中分馏。在另一方面中，可降低冷液流的压力并在冷闪蒸罐50中闪蒸以分离底部管线42中的冷液流。冷闪蒸罐50可以为将加氢加工流出物分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。冷闪蒸罐可与冷分离器38的底部管线42下游连通。
在另一方面中，热闪蒸顶部管线46中的热闪蒸气流可作为热加氢加工流出物料流在产物回收单元14中分馏。在另一方面中，可将热闪蒸气流冷却并且也在冷闪蒸罐50中分离。冷闪蒸罐50可分离管线42中的冷液流和顶部管线46中的热闪蒸气流以提供在顶部管线52中的冷闪蒸气流和在底部管线54中的冷闪蒸液流。在一个方面中，可将轻气体如硫化氢从冷闪蒸液流中汽提出来。冷汽提塔92可与冷闪蒸罐50和冷闪蒸底部管线54下游连通。冷闪蒸罐50可与冷分离器38的底部管线42、热闪蒸罐44的顶部管线46和加氢加工反应器24下游连通。冷底部管线42中的冷液流和热闪蒸顶部管线46中的热闪蒸气流可一起或者分别进入冷闪蒸罐50中。在一个方面中，热闪蒸顶部管线46加入冷底部管线42中并将热闪蒸气流和冷液流一起在管线47中供入冷闪蒸罐50中。冷闪蒸罐50可在与冷分离器38相同的温度下，但通常在1.4MPa(gauge)(200psig)至6.9MPa(gauge)(1000psig)，优选不高于3.1MPa(gauge)(450psig)的较低压力下操作。可将闪蒸的含水料流从冷闪蒸罐50的料斗中除去。冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液流具有与冷闪蒸罐50的操作温度相同的温度。冷闪蒸顶部管线52中的冷闪蒸气流包含实质性的氢气并且可输送至氢气回收单元100中以从冷闪蒸气流中回收氢气。
我们发现，实质性的氢气可溶于热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液流中比冷闪蒸底部管线42中的冷闪蒸液流(其可损耗在汽提器废气中)更多。因此，我们建议在氢气回收单元100中从热闪蒸液流中回收氢气。热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液流在中压分离器60中分离以提供在中压顶部管线62中的中压气流和在中压底部管线64中的中压液流。中压分离器60可与热闪蒸底部管线48下游连通且氢气回收单元100可与中压分离器60的中压顶部管线62下游连通。中压分离器60可在与热闪蒸罐44相同的温度，但通常在0.97MPa(gauge)(140psig)至1.59MPa(gauge)(230psig)，优选不高于1.38MPa(gauge)(200psig)的较低压力下操作。氢气可在氢气回收单元100中从中压气流中回收。此外，中压液流可在汽提塔90中汽提。汽提塔90可包含冷汽提器92和热汽提器94。中压底部管线64中的中压液流可在热汽提器94中汽提。
在另一实施方案中，为进一步从中压气流中除去液态烃，可将中压顶部管线62中的中压气流在中压闪蒸罐66中闪蒸以提供在中压闪蒸顶部管线68中的中压闪蒸气流和在中压闪蒸底部管线70中的中压闪蒸液流。中压闪蒸罐可与中压顶部管线62下游连通。氢气回收单元100可与中压闪蒸罐66的顶部管线68下游连通。在一个方面中，在在所述中压闪蒸罐66中分离以前可将中压气流冷却。中压闪蒸罐66可在与中压分离器60相同的压力下，但通常在40℃至60℃的温度下操作。中压闪蒸罐应当在汽提塔90的压力以上140kPa(20psi)至410kPa(60psi)的压力下操作。中压闪蒸气流可输送至氢气回收单元100中。中压闪蒸底部管线70中的中压闪蒸液流可在汽提塔90中汽提。在一个方面中，可将中压闪蒸液流加热并在冷汽提塔92中汽提。在另一方面中，可将中压闪蒸底部管线70中的中压闪蒸液流与冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液流和分离底部管线207中的压缩冷凝料流混合。可将混合管线74中的混合料流一起加热并在冷汽提塔92中汽提。
在一个方面中，可将中压闪蒸气流在分离器压缩器72中压缩至1.4MPa(gauge)(200psig)至3.1MPa(gauge)(450psig)的氢气回收压力以提供送入氢气回收单元100中的压缩中压气流。压缩中压气流可由分离器压缩器72供入压缩器分离罐71中以除去在压分离底部管线73中的压缩冷凝料流用于输送至汽提塔90。分离罐71可与分离器压缩器72下游连通。中压分离底部管线73可输送待与中压闪蒸底部管线70中的中压闪蒸液流混合的中压分离液流以输送至汽提塔90中。其余压缩的中压气流可在中压分离顶部管线77中从分离罐71输送至氢气回收单元100中。中压分离顶部管线77中的压缩中压气流包含实质性的氢气，例如70-90摩尔％，可将其输送至氢气回收单元100中用于氢气回收。在一个方面中，冷闪蒸顶部管线52中的冷闪蒸气流可能在压缩至冷闪蒸罐压力和输送至氢气回收单元100中以后与所述中压蒸气料流混合。
中压分离顶部管线77中的压缩中压气流可通过氢气回收单元100中的塔板或填充分离器洗涤塔76。作为选择或者联合地，冷闪蒸顶部管线52中的冷闪蒸气流可通过氢气回收单元100中的塔板或填充分离器洗涤塔76。在一个方面中，中压分离顶部管线77中的压缩中压气流可与冷闪蒸气流结合并在结合管线82中作为结合气流一起供入氢气回收单元100中。在分离器洗涤塔76中，借助洗涤萃取液如胺水溶液洗涤气流以通过将它们萃取到胺水溶液中而除去酸性气体如硫化氢和二氧化碳。气流在接近底部的入口处进入分离器洗涤塔76中并向上流动，而溶剂管线75中的贫胺料流在接近顶部的入口处进入洗涤塔中并向下流动。优选的贫胺包括链烷醇胺：二乙醇胺(DEA)、单乙醇胺(MEA)和甲基二乙醇胺(MDEA)。然而，可使用其它胺或溶剂。贫胺料流接触洗过的气流并吸收酸性气体污染物如硫化氢和二氧化碳。所得“脱硫”气流在分离器洗涤器顶部管线78中从分离器洗涤塔76的顶部出口取出，且富胺在洗涤器底部管线79中在分离器洗涤塔的底部出口处从底部取出。富胺料流可经受再生以除去硫化氢，用于加工以产生元素硫和其它气体，并再循环返回分离器洗涤塔76中。分离器洗涤塔76可以以30℃(86°F)至66℃(150°F)的气体入口温度和1.4MPa(gauge)(200psig)至3.1MPa(gauge)(450psig)的顶部压力操作。
洗过的气流经由分离器洗涤器顶部管线78由洗涤器中出现，并且可进入氢气回收单元100中，所述氢气回收单元100可包含膜用于将氢气流浓缩。在一个方面中，氢气回收单元100包含变压吸收(PSA)装置102。PSA装置102包含多个吸收剂床或容器用于氢气回收。PSA装置102可与分离段30的顶部管线下游连通。例如，PSA装置可与热顶部管线34、热闪蒸顶部管线46、冷闪蒸顶部管线52、中压顶部管线62、中压闪蒸顶部管线68和中压分离顶部管线77下游连通。
在PSA装置102中，不纯的气体从洗过的中压气流和/或洗过的冷闪蒸气流中的氢气中被吸收。在一个实施方案中，气流中的氢气可在图2所示变压吸收(PSA)装置102中提纯以提供具有降低的硫化氢、氨、胺和烃浓度的富氢气流。变压吸收方法在洗涤器顶部管线78中将氢气与较大分子分离。较大的杂质在高吸收压力下被吸收到吸收剂上，同时容许较小的氢分子通过。进行压力降低至较低的解吸压力以将吸收的较大物种解吸。通常理想的是在多床系统中使用PSA方法，例如US 3,430,418所述那些，其中使用至少4个吸收床。PSA方法在这类系统中循环进行，其中使用加工顺序。
参考图2，PSA装置102可具有四个床108-114，所述床分别具有入口端108a-114a和出口端108b-114b。在第一步骤中，将在顶部管线78中的洗过气流在高吸收压力如1MPa(150psia)至1.7MPa(250psia)下供入第一吸收剂床108的入口端108a中以将可吸收物种吸收到吸收剂上，同时提纯的产物氢气进入床108的排放端108b中5-10分钟。提纯的氢气流可以以比顶部管线78中更大的氢气纯度通过产物管线104经过PSA装置102。在较大分子突破至第一床的排放端108b中以前终止通向第一床108的进料流。其次，通过从第一床的排放端108b释放空隙气体至第二床110的排放端110b而将第一床108并流减压至中间压力如0.7MPa(100psia)至1MPa(150psia)，保持0.5-2分钟，从而将刚刚除去解吸的较大分子的第二床再加压。将第一床108进一步并流减压至0.7MPa(50psia)至0.5MPa(75psia)的压力可通过将其余空隙气体释放到第三床112的排放端112b以清除解吸较大分子的第三床5-10分钟而进行。在第三步骤中，在逆流减压或吹落步骤中将第一床108的入口108a打开，其中气体通过入口端108a离开第一床，在足够低的压力如34.5kPa(5psia)至172kPa(25psia)下离开第一床108，以将吸收的物种从吸收剂中解吸0.5-2分钟。解吸的物种通过入口108a释放并以比进料管线78中更大的可吸收物种浓度回收到尾气管线106中。在第四步骤中，来自第四床114的空隙空气可通过其排放端114b释放并供入通过第一床108的排放端108b以清除解吸的物种。在最后的步骤中，将来自第二床110的空隙气体由其排放端110b供入第一床108的排放端108b以将第一床减压。然后将来自第三床112的排放端112b的产物气体供入第一床108的排放端108b以实现第一床108中1MPa(150psia)至1.7MPa(250psia)的吸收压力，保持5-10分钟。由于第一床108现在在吸收压力下，第一床中的循环开始更新。用其它床110-114操作相同的工艺顺序，不同之处涉及该顺序的床110-114的位置。
合适的吸收剂可以为活化钙沸石A。具有比洗涤器顶部管线78、中压分离顶部管线77、冷闪蒸顶部管线52和结合管线82中的气流更大的氢气浓度和更小的LPG浓度的提纯氢气可在管线104中输送以再循环或者输送至用于精炼厂中任何地方的氢气集管中。尾气管线106包含具有相对于洗涤器顶部管线78、中压分离顶部管线77、冷闪蒸顶部管线52和结合管线82中的浓度，降低的氢气浓度和提高的LPG烃浓度的烃。由于尾气管线106中的尾气流包含实质性的LPG烃，可将它在尾气压缩器142中压缩并输送至LPG回收段150中。
产物回收段14可包括汽提塔90和分馏塔130。汽提塔90可与分离段30中的底部管线下游连通。例如，汽提塔90可与热底部管线36、热闪蒸底部管线48、冷底部管线42、冷闪蒸底部管线54、中压底部管线64和中压闪蒸底部管线70下游连通。在一个方面中，汽提塔90可包含冷汽提塔92和热汽提塔94。冷汽提塔92可与加氢加工反应器24、冷底部管线42以及在一个方面中，冷闪蒸底部管线54下游连通以将冷加氢加工流出物料流汽提。热汽提塔94可与加氢加工反应器24和热底部管线36以及在一个方面中，热闪蒸底部管线48下游连通以将比冷加氢加工流出物料流更热的热加氢加工流出物料流汽提。在一个方面中，冷加氢加工流出物料流可以为冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液流，其可与中压闪蒸底部管线70中的中压闪蒸液流混合。热加氢加工流出物料流可以为热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液流。在一个方面中，热加氢加工流出物可以为中压底部管线64中的中压液流。热加氢加工流出物料流比冷加氢加工流出物料流热至少25℃，优选至少50℃。
可将在一个方面中可以在混合管线74中的冷加氢加工流出物料流加热并在可在塔的上半部分的入口处供入冷汽提塔92中。包含至少一部分液体加氢加工流出物的冷加氢加工流出物料流可在冷汽提塔92中用来自冷汽提介质管线96的冷汽提介质(其为惰性气体，例如蒸汽)汽提以提供在顶部管线120中的石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的冷蒸气料流。可将至少一部分冷蒸气料流冷凝并在接收器122中分离。来自接收器122的汽提器净顶部管线124运送汽提器废气流用于进一步处理。可将来自接收器122底部的未稳定化液体石脑油分离成回流至冷汽提塔92的回流部分和可在汽提器接收器底部管线126中运输至进一步石脑油、LPG和氢气回收的汽提器顶部液流。酸性水流(未显示)可由顶部接收器122的料斗收集。
冷汽提塔92可以以149℃(300°F)至288℃(550°F)，优选260℃(500°F)的底部温度，和0.35MPa(gauge)(50psig)，优选0.70MPa(gauge)(100psig)至2.0MPa(gauge)(290psig)的顶部压力操作。顶部接收器122中的温度为38℃(100°F)至66℃(150°F)，且压力基本与冷汽提塔92的顶部相同。
底部管线128中的冷经汽提料流可主要包含石脑油和煤烟沸点材料。因此，可将冷汽提底部管线128中的冷经汽提料流加热并供入分馏塔130中。分馏塔130与冷汽提塔92的冷汽提底部管线128下游连通。在一个方面中，产物分馏塔130可包含多于一个分馏塔。
可在热闪蒸底部管线48中的热闪蒸液流可在其顶部附近供入热汽提塔94中。在一个方面中，热闪蒸液流可在中压分离器60中分离，并且可将中压底部管线64中的中压液流供入热汽提塔94中。可将热闪蒸液流或中压液流在热汽提塔94中用来自管线98的为惰性气体如蒸汽的热汽提介质汽提以提供在热汽提器顶部管线118中的石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的热汽提器气流。可将顶部管线118冷凝并使一部分回流至热汽提塔94中。然而，在图1的实施方案中，在一个方面中，可将顶部管线118中的来自热汽提塔94顶部的热汽提器气流直接供入冷汽提塔92中而不首先冷凝或回流。冷加氢加工流出物料流的入口可在比顶部管线118的入口更高的高度处。热汽提塔94可以以160℃(320°F)至360℃(680°F)的底部温度和0.35MPa(gauge)(50psig)，优选0.70MPa(gauge)(100psig)至2.0MPa(gauge)(292psig)的顶部压力操作。
加氢加工的热经汽提料流在热汽提底部管线146中产生。可将热汽提底部管线146中的至少一部分热汽提底部料流加热并供入产物分馏塔130中。因此，产物分馏塔130可与热汽提塔94和热汽提塔94的热汽提底部管线146下游连通。管线146中的热经汽提料流在比管线128中的冷经汽提料流更热的温度下。
产物分馏塔130可与冷汽提塔92和热汽提塔94下游连通并且可包含多于一个分馏塔用于将经汽提料流分离成产物流。产物分馏塔130可将冷经汽提料流和热经汽提料流用来自管线132的惰性汽提介质如蒸汽汽提以提供几种产物流。来自产物分馏塔130的产物流可包括在净顶部管线144中的顶部轻石脑油料流、在管线136中的来自侧馏分出口的重石脑油料流、在管线138中运送的来自侧馏分出口的煤油料流和来自侧出口140的柴油料流。未转化油料流可在底部管线142中提供，其可再循环至加氢加工反应器24中。热可通过将至少一部分产物流冷却并将各冷却料流的一部分送回分馏塔中而从分馏塔130中除去。也可将这些产物流汽提以除去轻材料以满足产物纯度要求。可将管线134中的顶部石脑油料流冷凝并在接收器中分离，其中一部分液体回流到分馏塔130中。在混入汽油池中以前可将管线144中的净轻石脑油料流进一步加工。产物分馏塔130可以以260℃(500°F)至385℃(725°F)的底部温度，优选在不多于350℃(650°F)下，并且在7kPa(gauge)(1psig)至69kPa(gauge)(10psig)的顶部压力下操作。可将底部管线142中的一部分未转化油料流再沸并返回产物分馏塔130中，而不是加入惰性料流如蒸汽以加热分馏塔130。
LPG回收段150可包含汽提器洗涤塔160、海绵吸收塔170、任选脱乙烷塔180和脱丁烷塔190。在将它输送至海绵吸收塔170中以前，可将净汽提器顶部管线124中的富含LPG气体的净汽提器废气流送入汽提器洗涤塔160中。海绵吸收塔170可与汽提塔90的顶部管线120下游连通。可将在汽提器接收器底部管线126中输送的汽提器顶部液流送入脱乙烷塔180的入口中。在汽提器洗涤塔160中，汽提器废气流在底部附近的入口处进入汽提器洗涤塔中并向上流动，而在溶剂管线162中的贫胺在顶部附近的入口处进入汽提器洗涤塔中并向下流动。在一个方面中，可将管线186中的脱乙烷器气流与汽提器废气流一起洗涤。因此，在一起在管线129中进入汽提器洗涤塔中以前可将管线186中的脱乙烷器气流加入净汽提器顶部管线124中的净汽提器废气流中。优选的贫胺包括链烷醇胺DEA、MEA和MDEA。代替或者除优选的胺外，可使用其它胺。贫胺接触汽提器废气流并吸收酸性气体如硫化氢和二氧化碳。所得“脱硫”汽提器废气流在汽提器洗涤器顶部管线164中从汽提器洗涤塔的顶部出口取出，且富胺在洗涤器底部管线166中在汽提器洗涤塔的底部出口处从底部取出。富胺可经受再生以除去硫化氢用于加工产生元素硫。汽提器洗涤塔160可以以30℃(86°F)至66℃(150°F)的气体入口温度和0.35MPa(gauge)(50psig)至1.7MPa(gauge)(250psig)的顶部压力操作。
可将包含LPG烃和一些石脑油的脱硫汽提器废气流输送至海绵吸收塔170中以回收LPG和石脑油烃。LPG烃的回收在海绵吸收器170中改进，因为在中压分离器60和中压闪蒸罐66中除去的氢气不存在于汽提器洗涤器顶部管线164中的脱硫汽提器废气流中，否则其会降低LPG吸收到海绵油中。
多塔板海绵吸收塔170可包括在接近海绵吸收塔170底部的塔板位置处的第一入口164i。海绵吸收器170在第一入口164i处接收来自汽提器洗涤器顶部管线164的脱硫汽提器废气。海绵吸收塔170可包括在接近海绵吸收塔170中部的塔板位置处的第二入口106i，其在第一入口164i以上的高度处。海绵吸收塔170在第二入口106i处接收尾气管线106中的来自PSA装置102的压缩尾气。海绵吸收塔170可与PSA装置102下游连通。贫海绵油料流通过贫海绵油管线172供入海绵吸收塔170中，其可以为例如来自脱丁烷器底部料流的石脑油烃料流或者来自石脑油分离塔(未显示)的料流，所述石脑油分离塔会与运送脱丁烷器底部料流的脱丁烷器底部管线194下游连通。在海绵吸收器170中，贫海绵油和脱硫汽提器废气流逆流接触。海绵油将烃从汽提器废气流中吸收、萃取并分离出来。此外，在海绵吸收器170中，贫海绵油和尾气流逆流接触，且海绵油将烃从尾气流中吸收、萃取并分离出来。海绵油吸收的烃包括尾气流和/或汽提器废气流中实质量的甲烷和乙烷以及多数LPG、C3和C4烃以及C5和C6+轻石脑油烃。海绵吸收器170在34℃(93°F)至60℃(140°F)的温度和与顶部接收器122基本相同的压力下操作，汽提塔90摩擦损失较小。海绵吸收废气流在海绵吸收塔170顶部在顶部出口处通过海绵吸收器顶部管线174取出。富含LPG和石脑油烃的富吸收剂料流在海绵吸收器底部管线176中在底部出口处从海绵吸收塔170的底部取出。
海绵吸收器顶部管线174中的一部分海绵吸收废气流可输送至氢气回收单元100中用于氢气回收。废气回收管线200中的海绵吸收废气回收料流可从海绵吸收废气清洗管线202中分离并输送至氢气回收单元100中。在一个方面中，海绵吸收废气流可在海绵吸收器压缩器204中压缩至1.4MPa(gauge)(200psig)至3.1MPa(gauge)(450psig)。压缩的脱硫海绵吸收废气流可在压缩器管线201中由海绵吸收废气压缩器204供入海绵分离罐203中以在分离底部管线207中除去压缩的冷凝料流用于输送至汽提塔90中。海绵分离罐203可与海绵吸收废气压缩器204下游连通。底部管线207可将压缩的冷凝料流输送至混合管线74中。分离底部管线207中的压缩冷凝料流、冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液流和中压闪蒸底部管线70中的中压闪蒸液流(其可包括来自中压分离底部管线73的中压分离液流)可在混合管线74中混合在一起并输送至冷汽提塔92中。其余压缩的脱硫汽提器废气可在海绵氢气回收进料管线208(其可以为海绵分离罐203的顶部管线)中由海绵分离罐202输送至氢气回收单元100中。海绵吸收器压缩器204可与海绵吸收器顶部管线174下游连通。可处理清洗管线202中的海绵吸收废气并送入精炼厂燃料气系统中。
在氢气回收单元100中，可将海绵氢气回收进料管线208中的海绵吸收废气流供入PSA装置102中，其中从海绵吸收废气回收料流的一部分海绵吸收废气中的氢气中吸收杂质以提供在尾气管线106中的尾气流和在产物管线104中的具有比海绵吸收器顶部管线174和海绵氢气回收进料管线208中的海绵吸收器废气流更大的氢气纯度的提纯氢气流。PSA装置102与海绵吸收器顶部管线174下游连通。另外，PSA装置102可与海绵吸收器压缩器204下游连通。
在一个方面中，PSA装置102从海绵氢气回收进料管线208中的氢气和分离器洗涤器顶部管线78中的洗过中压气流和/或洗过冷闪蒸气流中吸收杂质。在一个方面中，分离器洗涤器顶部管线78中的洗过中压气流和/或洗过冷闪蒸气流和海绵氢气回收进料管线208中的海绵吸收器废气回收料流可在共同的废气管线206中结合并一起供入PSA装置中。
可将海绵吸收器底部管线176中的富LPG吸收剂料流分馏以提供烃料流。可将吸收剂料流送入任选脱乙烷塔180中以将吸收剂料流分馏并将C2-料流与C3+烃料流分离。另外，汽提器接收器底部管线126中的净汽提器顶部液流也具有实质性的LPG烃。因此，汽提器接收器底部管线126中的汽提器顶部液流也可输送至脱乙烷塔180中以将C2-料流与C3+烃料流分馏。在一个方面中，汽提器接收器底部管线126中的汽提器顶部液流可与富吸收剂料流结合并在结合管线178中一起输送至脱乙烷塔180。脱乙烷器顶部料流可部分冷凝并在顶部接收器分离成用于回流至塔中的脱乙烷器液流和在脱乙烷器净顶部管线186中的脱乙烷器气流。脱乙烷器气流可能在与汽提器净顶部管线124中的汽提器废气流混合以后可再循环至汽提器洗涤塔160中，然后经由管线129送入汽提器洗涤塔160中。如果需要的话，可通过使用低温装置将乙烷料流冷凝并从脱乙烷器顶部接收器中回收。脱乙烷底部料流可从脱乙烷塔180的底部取出。可使一部分脱乙烷底部料流再沸并送回脱乙烷塔中，同时将包含C3+烃并富集LPG和石脑油烃的净脱乙烷底部料流在净脱乙烷器底部管线188中取出。净脱乙烷器底部料流可输送至脱丁烷塔190中。脱乙烷塔180可以以160℃(320°F)至200℃(392°F)的底部温度和1MPa(gauge)(150psig)至2MPa(gauge)(300psig)的顶部压力操作。
脱丁烷塔190可将净脱乙烷底部管线188中的净脱乙烷底部料流分馏成包含LPG产物的顶部料流和包含石脑油的脱丁烷塔料流。脱丁烷器顶部料流可冷凝，并且来自脱丁烷器顶部接收器底部的冷凝料流可分离成回流至脱丁烷塔中的回流料流和LPG产物流，所述LPG产物流可在LPG产物管线192中回收或者例如在苛性碱处理方法中进一步加工以从LPG产物流中除去硫化合物。如果省去脱乙烷塔180，则可将未冷凝的净气流从脱丁烷器顶部接收器顶部取出并送入汽提器洗涤塔160中。脱丁烷塔料流可包含全系列石脑油产物流。可使一部分脱丁烷塔料流再沸并返回脱丁烷塔190中。另一部分脱丁烷塔料流可作为贫海绵油烃料流在海绵油管线172中再循环或者在石脑油分离器(未显示)中进一步分馏。另一部分脱丁烷塔料流可作为石脑油产物流在脱丁烷器底部管线194中回收，其可进一步加工以改进其价值或者直接作为燃料产物取得。脱丁烷塔190可以以180℃(356°F)至220℃(430°F)的底部温度和0.8MPa(gauge)(120psig)至1.7MPa(gauge)(250psig)的顶部压力操作。
图3显示使用双海绵吸收器170’和210甚至进一步回收LPG和石脑油烃的装置和方法10’的实施方案。图3中具有与图1中相同的构型的元件具有与图1中相同的参考数字。图3中具有与图1中的相应组件不同构型的元件具有相同的参考数字，但以撇号(‘)指定。图3的实施方案的构型和操作与图1中的基本相同，指出的除外。在图3的实施方案中，可省去中压分离器60和中压闪蒸罐66。在该实施方案中，热闪蒸底部管线48将热闪蒸液流输送至热汽提塔94中，冷闪蒸底部管线54将冷闪蒸液流输送至冷汽提塔92中，且冷闪蒸顶部管线52将冷闪蒸气流输送至氢气回收单元100中。汽提塔90可如先前所解释的作为单一塔或者作为冷汽提塔92和热汽提塔94操作。LPG回收段150’可包含汽提器洗涤塔160、第一海绵吸收塔170’、第二海绵吸收塔210、任选脱乙烷塔180和脱丁烷塔190。在将它输送至第一海绵吸收塔170’中以前，可将净汽提器顶部管线124中的富含LPG和石脑油的汽提器废气流送入汽提器洗涤塔160中。第一海绵吸收塔170’可与汽提器90的顶部管线120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流可送入脱乙烷塔180的入口中。
在汽提器洗涤塔160中，汽提器废气流在接近底部的入口处进入汽提器洗涤塔中并向上流动，同时溶剂管线162中的贫胺料流在接近顶部的入口处进入洗涤器中并向下流动。在一个方面中，管线186中的气流可连同汽提器废气流一起洗涤。因此，在一起在管线129中进入汽提器洗涤器中以前可将管线186中的气流加入管线124中的汽提器废气流中。优选的贫胺包括链烷醇胺DEA、MEA和MDEA。代替或者除优选的胺外，可使用其它胺。贫胺接触汽提器废气流并吸收酸性气体污染物，例如硫化氢和二氧化碳。所得“脱硫”汽提器废气流在汽提器洗涤器顶部管线164中从汽提器洗涤塔160的顶部出口取出，且富胺在洗涤器底部管线166中在汽提器洗涤塔的底部出口处从底部取出。富胺可经受再生以除去硫化氢用于加工产生元素硫。可将包含LPG烃和一些石脑油的脱硫汽提器废气流输送至第一海绵吸收器170’中以回收LPG和石脑油烃。
多塔板第一海绵吸收塔170’可包括在第一海绵吸收塔170’底部附近的塔板位置处的第一入口164i。第一海绵吸收塔170’在第一入口164i处接收来自汽提器洗涤器顶部管线164的脱硫汽提器废气。第一海绵吸收塔170’可包括在接近第一海绵吸收塔170’中部的塔板位置处的第二入口106i，其在第一入口164i以上的高度处。第一海绵吸收塔170’在第二入口106i处接收尾气管线106中的来自PSA装置102的压缩尾气。第一海绵吸收塔170’可与PSA装置102下游连通。贫海绵油料流通过贫海绵油管线172供入第一海绵吸收塔170’中，其可以为例如来自脱丁烷器底部料流的石脑油烃料流或者来自石脑油分离塔(未显示)的料流，所述石脑油分离塔会与运送脱丁烷器底部料流的脱丁烷器底部管线194下游连通。在第一海绵吸收塔170’中，贫海绵油和脱硫汽提器废气流逆流接触。海绵油将烃从汽提器废气流中吸收、萃取并分离出来。此外，在海绵吸收器170’中，贫海绵油和尾气流逆流接触，且海绵油将烃从尾气流中吸收、萃取并分离出来。海绵油吸收的烃包括尾气流和/或汽提器废气流中实质量的甲烷和乙烷以及多数LPG、C3和C4烃以及C5和C6+轻石脑油烃。第一海绵吸收器170’在34℃(93°F)至60℃(140°F)的温度和与汽提塔接收器122基本相同的压力下操作，因为摩擦损失较小。第一海绵吸收料流在第一海绵吸收塔170’顶部在顶部出口处通过第一海绵吸收器顶部管线174’取出。富含LPG烃的第一吸收剂料流在第一海绵吸收器底部管线176’中在底部出口处从海绵吸收塔170’的底部取出。
可将第一海绵吸收器底部管线176’中的富LPG吸收剂料流分馏以提供石脑油烃料流和LPG产物流。将吸收剂料流送入任选脱乙烷塔180(其为分馏塔)中以将吸收剂料流分馏并将C2-料流与C3+烃料流分离。在一个方面中，第一海绵吸收器底部管线绕过第二海绵吸收器210并将第一吸收剂料流输送至与第一海绵吸收器底部管线176’直接下游连通的任选脱乙烷塔180中。脱乙烷器分馏塔180可与第一海绵吸收塔170’下游连通。也可将汽提器接收器底部管线126中的汽提器顶部液流输送至任选脱乙烷塔180中以将C2-料流与C3+烃料流分馏。在一个方面中，汽提器接收器底部管线126中的汽提器顶部液流可与第一吸收剂料流结合并在结合管线178中一起输送至脱乙烷塔180中，同时绕过第二海绵吸收塔210。脱乙烷器顶部料流可部分冷凝并在顶部接收器中分离成用于回流至塔中的脱乙烷器液流和在脱乙烷器净顶部管线186中的脱乙烷器气流。脱乙烷器气流可能在与净顶部管线124中的汽提器废气流混合以后可再循环至汽提器洗涤塔160中，然后经由管线129送入汽提器洗涤器中。如果需要的话，可通过使用低温装置将乙烷料流冷凝并回收。脱乙烷底部料流可从脱乙烷塔180的底部取出。可使一部分脱乙烷底部料流再沸并送回脱乙烷塔中，同时将包含C3+烃并富集LPG烃的净脱乙烷底部料流在净脱乙烷器底部管线188中取出。净脱乙烷底部料流可输送至脱丁烷塔190中。
脱丁烷塔190可将净脱乙烷底部管线188中的净脱乙烷底部料流分馏成包含LPG产物的顶部料流和在脱丁烷器底部管线194中的包含石脑油的脱丁烷烃料流。脱丁烷器顶部料流可全部冷凝，并且来自脱丁烷器顶部接收器底部的冷凝料流可分离成回流至脱丁烷塔的回流料流和LPG产物流，所述LPG产物流可在LPG产物管线192中回收或者例如在苛性碱处理方法中进一步加工以从LPG产物流中除去硫化合物。如果省去脱乙烷塔180，则可将未冷凝的净气流从脱丁烷器顶部接收器顶部取出并送入汽提器洗涤塔160中。脱丁烷塔底料流可包含轻石脑油产物流。可使一部分脱丁烷烃料流再沸并返回脱丁烷塔190中。另一部分脱丁烷塔料流可作为贫海绵油烃料流在海绵油管线172中再循环至第一海绵吸收塔170’中或者在石脑油分离器(未显示)中进一步分馏。第一吸收塔170’可与脱乙烷塔180和脱丁烷塔190(其为分馏塔)下游连通。另一部分脱丁烷塔底料流可作为轻石脑油产物流在脱丁烷器底部管线194中回收，其可进一步加工以改进其价值或者直接作为燃料产物取得。
我们发现第一海绵吸收器顶部管线174’中的第一海绵吸收料流仍具有可回收的LPG和石脑油，所以可将它输送至第二海绵吸收塔210中以从气体第一海绵吸收料流中吸收另外的LPG和使用。多塔板第二海绵吸收塔210可包含在第二海绵吸收塔210底部附近的塔板位置处的入口以接收来自第一海绵吸收塔170’的第一海绵吸收料流。第二海绵吸收塔210可与第一海绵吸收器顶部管线174’和汽提塔90的顶部管线120下游连通。第二贫海绵油料流通过第二贫海绵油管线212供入第二海绵吸收塔210中。
为改进石脑油的回收率，可将冷汽提器底部管线128’中的一部分冷经汽提料流分离成在冷分馏进料管线214中的冷汽提器分馏料流和在第二贫海绵油管线212中的第二贫海绵油料流并输送至第二海绵吸收塔210中。第二海绵吸收塔210与冷汽提器底部管线128’下游连通。在第二海绵吸收塔210中，第二贫海绵油料流和第一海绵吸收料流相互逆流接触。包含一部分冷经汽提料流的第二海绵油料流将烃从第一海绵吸收料流中吸收、萃取并分离出来。海绵油吸收的烃包括由尾气流和/或汽提器废气流吸收的第一海绵吸收料流中的实质量的甲烷和乙烷以及多数LPG、C3和C4烃和以及C5和C6+轻石脑油沸程烃。第二海绵吸收器210在34℃(93°F)至60℃(140°F)的温度和与汽提塔接收器122基本相同的压力下操作，摩擦损失较少。第二海绵吸收废气流在第二海绵吸收塔210顶部在顶部出口处通过第二海绵吸收器顶部管线216取出。富含LPG和石脑油烃的第二富海绵油料流在第二海绵吸收器底部管线218中在底部出口处从海绵吸收塔210底部取出。
第二海绵吸收器顶部管线216中的一部分第二海绵吸收废气流可输送至氢气回收单元100中用于氢气回收。可将废气回收管线200中的海绵吸收废气回收料流与海绵吸收废气清洗管线202分离并输送至氢气回收单元100中，如关于图1所述。在一个方面中，可将第二海绵吸收器顶部管线216中的海绵吸收废气流在海绵吸收器压缩器204中压缩至1.4MPa(gauge)(200psig)至3.1MPa(gauge)(450psig)并在冷凝材料分离以后输送至氢气回收单元100中。海绵吸收器压缩器可与海绵吸收器顶部管线174’和第二海绵吸收器顶部管线216下游连通。
第二海绵吸收器底部管线218中的富含LPG和石脑油的第二吸收剂料流可输送至汽提塔90中以具有从第二富吸收剂料流中汽提出来的气体。在一个方面中，可将第二富吸收剂料流在冷汽提器92中汽提。在另一方面中，第二吸收剂底部管线218中的第二吸收剂料流可与中压闪蒸底部管线70中的中压闪蒸液流结合并输送至冷汽提塔92中。具体而言，中压闪蒸液流和第二富吸收剂料流可与冷闪蒸底部管线54中的冷闪蒸液流混合并在混合管线74中输送至冷汽提塔中。作为选择，如果不使用中压分离器60或中压闪蒸罐66，则海绵吸收器底部管线中的第二吸收剂料流可直接输送至冷汽提塔中或者与冷分离器底部管线54中的冷闪蒸液流混合并在混合管线74中输送至冷汽提器中。图3的其它方面如同关于图1所述的。在冷汽提塔92中，一起将气体从富烃第二富吸收剂料流和中压闪蒸液流汽提出来。
实施例
我们计算通过在根据图3的第二海绵吸收器中使用一部分冷经汽提料流吸收LPG和石脑油而得到的石脑油回收率的改进。通过使用冷经汽提料流从第一吸收料流中吸收LPG和石脑油，得到13重量％的额外LPG回收率和2.2重量％的额外石脑油回收率。
具体实施方案
尽管连同具体实施方案描述了下文，应当理解该描述意欲阐述且不限制前述说明和所附权利要求书的范围。
本发明第一实施方案为回收氢气和烃的方法，其包括从气流的氢气中吸收杂质以提供氢气流和包含烃的尾气流；从尾气流中吸收LPG烃以产生吸收剂料流以及包含LPG和氢气的吸收料流；和从吸收料流中吸收LPG烃以提供吸收废气流和富烃吸收料流。本发明一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括在加氢加工反应器中将烃进料流加氢加工以提供加氢加工流出物料流；和分离加氢加工流出物料流以提供气流和液流。本发明一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将液流汽提以提供经汽提的加氢加工料流，和通过与经汽提的加氢加工料流接触而从吸收料流中吸收LPG烃。本发明一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中将液流汽提进一步提供汽提器废气流和从汽提器废气流和尾气流中吸收烃。本发明一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括在从汽提器废气流中吸收烃以前从汽提器废气流中吸收酸性气体。本发明一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将吸收剂料流分馏以提供烃料流和通过与烃料流接触而从尾气流中吸收LPG烃。本发明一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将吸收废气流压缩，和从吸收废气流的氢气中吸收杂质以提供氢气流和包含烃的尾气流。本发明一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中将液流汽提进一步提供顶部料流，将顶部料流冷凝以提供汽提器废气流和顶部液流，和使顶部液流与吸收剂料流接触。本发明一个实施方案为从该段中第一实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将富烃吸收料流以及液流一起汽提。
本发明第二实施方案为回收氢气和烃的方法，其包括从汽提器废气流中吸收LPG烃以产生吸收剂料流以及包含LPG和氢气的吸收料流；从吸收料流中吸收LPG烃以提供吸收废气流和富烃吸收料流；和从吸收废气流的氢气中吸收杂质以提供氢气流和包含烃的尾气流。本发明一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括在加氢加工反应器中将烃进料流加氢加工以提供加氢加工流出物料流；和分离加氢加工流出物料流以提供气流和液流。本发明一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将液流汽提以提供经汽提的加氢加工料流，和通过与经汽提的加氢加工料流接触而从吸收料流中吸收LPG烃。本发明一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括在从汽提器废气流中吸收烃以前从汽提器废气流中吸收酸性气体。本发明一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将吸收剂料流分馏以提供烃料流，和通过与烃料流接触而从汽提器废气流中吸收LPG烃。本发明一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将吸收废气流压缩，和从吸收废气流的氢气中吸收杂质以提供氢气流和包含烃的尾气流。本发明一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中将液流汽提进一步提供顶部料流，将顶部料流冷凝以提供汽提器废气流和顶部液流，和使顶部液流与吸收剂料流结合。本发明一个实施方案为从该段中第二实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其进一步包括将富烃吸收料流用液流汽提。
本发明第三实施方案为一种装置，其包含：与汽提器的顶部管线连通的第一吸收器；与第一吸收器的顶部管线和汽提器的底部管线连通的第二吸收器；和借助底部管线与第一吸收塔下游连通的分馏塔，且第一吸收塔与分馏塔下游连通。本发明一个实施方案为从该段中第三实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中底部管线绕过第二吸收器。本发明一个实施方案为从该段中第三实施方案开始的该段中先前实施方案中的一个、任何或者所有，其中第一吸收器与PSA装置下游连通。
没有进一步描述，相信本领域技术人员可使用先前的描述，最完整程度地使用本发明并且容易确定本发明的基本特征而不偏离其精神和范围，以作出本发明的各种变化和改进并使它适于各种用途和条件。因此，前述优选的具体实施方案应理解为仅是说明性的，且不以任何方式限制公开内容的其余部分，并且意欲涵盖包括在所附权利要求书范围内的各种改进和等价配置。
在前文中，除非另外说明，所有温度以摄氏度描述，且所有份和百分数为重量计。

Claims (10)

1.一种回收氢气和烃的方法，其包括：
从气流的氢气中吸收杂质以提供氢气流和包含烃的尾气流；
从所述尾气流中吸收LPG烃以产生吸收剂料流以及包含LPG和氢气的吸收料流；和
从所述吸收料流中吸收LPG烃以提供吸收废气流和富烃吸收料流。
2.根据权利要求1的方法，其进一步包括在加氢加工反应器中将烃进料流加氢加工以提供加氢加工流出物料流；和分离所述加氢加工流出物料流以提供所述气流和液流。
3.根据权利要求2的方法，其进一步包括将所述液流汽提以提供经汽提的加氢加工料流和通过与所述经汽提的加氢加工料流接触而从所述吸收料流中吸收LPG烃。
4.根据权利要求3的方法，其中将所述液流汽提进一步提供汽提器废气流，和从所述汽提器废气流和所述尾气流中吸收烃。
5.根据权利要求4的方法，其进一步包括在从所述汽提器废气流中吸收烃以前从所述汽提器废气流中吸收酸性气体。
6.根据权利要求1的方法，其进一步包括将所述吸收剂料流分馏以提供烃料流和通过与所述烃料流接触而从所述尾气流中吸收LPG烃。
7.根据权利要求1的方法，其进一步包括将所述吸收废气流压缩，和从所述吸收废气流的氢气中吸收杂质以提供氢气流和包含烃的尾气流。
8.根据权利要求4的方法，其中将所述液流汽提进一步提供顶部料流，将所述顶部料流冷凝以提供所述汽提器废气流和顶部液流，并将所述顶部液流与所述吸收剂料流结合。
9.根据权利要求2的方法，其进一步包括将所述富烃吸收料流与所述液流一起汽提。
10.一种装置，其包含：
与汽提器的顶部管线连通的第一吸收器；
与所述第一吸收器的顶部管线和所述汽提器的底部管线连通的第二吸收器；和
借助底部管线与所述第一吸收塔下游连通的分馏塔，且第一吸收塔与分馏塔下游连通。
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Families Citing this family (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP3144369A1 (de) * 2015-09-18 2017-03-22 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und anlage zur trenntechnischen bearbeitung eines kohlenwasserstoffe und schwefelverbindungen enthaltenden stoffgemischs
CN111212684A (zh) * 2017-10-12 2020-05-29 托普索公司 烃的净化方法
US10239754B1 (en) 2017-11-03 2019-03-26 Uop Llc Process for stripping hydroprocessed effluent for improved hydrogen recovery
CN113698967B (zh) * 2021-09-23 2023-03-28 徐洪波 一种焦炉煤气脱硫塔

Citations (15)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
SU1311765A1 (ru) * 1985-08-21 1987-05-23 Всесоюзный Научно-Исследовательский И Проектный Институт По Переработке Газа Установка дл очистки газа от кислых компонентов
US5856607A (en) * 1996-05-03 1999-01-05 Amoco Corporation Process for production of ethylbenzene frome dilute ethylene streams
US6190536B1 (en) * 1998-05-22 2001-02-20 Membrane Technology And Research, Inc. Catalytic cracking process
CN1832901A (zh) * 2003-07-25 2006-09-13 沙特阿拉伯石油公司 氢气净化系统
CN101137605A (zh) * 2005-03-08 2008-03-05 巴斯福股份公司 由丙烷生产丙烯的方法
US20080141860A1 (en) * 2006-12-18 2008-06-19 Morgan Edward R Process for increasing hydrogen recovery
CN101260017A (zh) * 2008-04-01 2008-09-10 新疆新峰股份有限公司 变压吸附分离炼厂干气中乙烯和氢气方法
CN101283078A (zh) * 2005-09-15 2008-10-08 冷能源有限公司 从天然气物流中除去酸性物质的方法和设备
CN101522865A (zh) * 2006-09-28 2009-09-02 环球油品公司 不含二氧化碳的轻质烯烃的吸收回收加工
US20120138509A1 (en) * 2010-12-03 2012-06-07 Uop Llc Process for recovering catalytic product
CN102994146A (zh) * 2011-09-19 2013-03-27 中国石油化工集团公司 一种提高重整装置液收的系统及方法
EP2658632A1 (en) * 2010-12-31 2013-11-06 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for removing sulphur-containing contaminants from a gas stream
CN103608431A (zh) * 2011-08-19 2014-02-26 环球油品公司 用两个串联的汽提器回收加氢加工的烃的方法和设备
US20140353215A1 (en) * 2013-05-29 2014-12-04 Uop Llc Process and Apparatus for Recovering LPG from PSA Tail Gas
US20150053590A1 (en) * 2013-08-23 2015-02-26 Uop Llc Method and device for improving efficiency of sponge oil absorption

Family Cites Families (12)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2519344A (en) * 1947-04-08 1950-08-22 Union Oil Co Adsorption process
IT642040A (zh) 1959-12-30 1900-01-01
US3430418A (en) 1967-08-09 1969-03-04 Union Carbide Corp Selective adsorption process
US3753892A (en) 1971-05-27 1973-08-21 Universal Oil Prod Co Hydrocarbon-hydrogen separation method
US4067921A (en) * 1976-12-06 1978-01-10 The Dow Chemical Company Primary adjunct, continuous diene process
US4363718A (en) 1979-08-23 1982-12-14 Standard Oil Company (Indiana) Crystalline chromosilicates and process uses
US4743356A (en) * 1986-09-24 1988-05-10 Amoco Corporation Increasing resid hydrotreating conversion
US5258117A (en) 1989-07-18 1993-11-02 Amoco Corporation Means for and methods of removing heavy bottoms from an effluent of a high temperature flash drum
US5453177A (en) 1994-01-27 1995-09-26 The M. W. Kellogg Company Integrated distillate recovery process
WO2012074691A2 (en) * 2010-12-03 2012-06-07 Uop Llc Process and apparatus for recovering catalytic product
US20140171705A1 (en) * 2012-12-14 2014-06-19 Uop Llc Process and apparatus for recovering product
US9084945B2 (en) 2013-08-19 2015-07-21 Uop Llc Enhanced hydrogen recovery

Patent Citations (15)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
SU1311765A1 (ru) * 1985-08-21 1987-05-23 Всесоюзный Научно-Исследовательский И Проектный Институт По Переработке Газа Установка дл очистки газа от кислых компонентов
US5856607A (en) * 1996-05-03 1999-01-05 Amoco Corporation Process for production of ethylbenzene frome dilute ethylene streams
US6190536B1 (en) * 1998-05-22 2001-02-20 Membrane Technology And Research, Inc. Catalytic cracking process
CN1832901A (zh) * 2003-07-25 2006-09-13 沙特阿拉伯石油公司 氢气净化系统
CN101137605A (zh) * 2005-03-08 2008-03-05 巴斯福股份公司 由丙烷生产丙烯的方法
CN101283078A (zh) * 2005-09-15 2008-10-08 冷能源有限公司 从天然气物流中除去酸性物质的方法和设备
CN101522865A (zh) * 2006-09-28 2009-09-02 环球油品公司 不含二氧化碳的轻质烯烃的吸收回收加工
US20080141860A1 (en) * 2006-12-18 2008-06-19 Morgan Edward R Process for increasing hydrogen recovery
CN101260017A (zh) * 2008-04-01 2008-09-10 新疆新峰股份有限公司 变压吸附分离炼厂干气中乙烯和氢气方法
US20120138509A1 (en) * 2010-12-03 2012-06-07 Uop Llc Process for recovering catalytic product
EP2658632A1 (en) * 2010-12-31 2013-11-06 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for removing sulphur-containing contaminants from a gas stream
CN103608431A (zh) * 2011-08-19 2014-02-26 环球油品公司 用两个串联的汽提器回收加氢加工的烃的方法和设备
CN102994146A (zh) * 2011-09-19 2013-03-27 中国石油化工集团公司 一种提高重整装置液收的系统及方法
US20140353215A1 (en) * 2013-05-29 2014-12-04 Uop Llc Process and Apparatus for Recovering LPG from PSA Tail Gas
US20150053590A1 (en) * 2013-08-23 2015-02-26 Uop Llc Method and device for improving efficiency of sponge oil absorption

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
胡英主编: "《新兴微纳电子技术丛书 新能源与微纳电子技术》", 31 July 2015, 西安：西安电子科技大学出版社 *

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Publication number Publication date
US10870068B2 (en) 2020-12-22
WO2017116731A1 (en) 2017-07-06
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US20180280827A1 (en) 2018-10-04

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