CN112236502A - 具有简化回收的氢化裂解的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种用于氢化裂解馏出物流并将其分离成产物馏分而无需单独的脱丁烷塔、石脑油分路器塔或海绵吸收塔的方法和设备。所述产物馏分包括C₃‑C₅LPG料流和重质石脑油流，其可用作重整进料流。另外，可能需要少至两个依赖于外部设施的加热器来再沸分馏塔塔底。

Description

具有简化回收的氢化裂解的方法

技术领域

该领域是氢化裂解的烃料流，尤其是氢化裂解的馏出物流的回收。

背景技术

氢化处理可包括在氢化处理催化剂和氢气的存在下将烃转化为更有价值的产物的方法。氢化裂解是一种氢化处理方法，其中烃在氢气和氢化裂解催化剂的存在下裂解成较低分子量的烃。根据所需的输出，氢化裂解单元可含有一个或多个相同或不同的催化剂床。氢化裂解可利用一个或两个氢化裂解反应器级进行。

氢化处理回收部分通常包括分离部分中的一系列分离器，以将气体物质与液体物质分离，并且冷却液体流并使之减压，以使其准备用于分馏成产物。回收氢气以再循环至氢化处理单元。典型的氢化裂解回收部分包括六个塔。汽提塔用蒸汽流将硫化氢从液体氢化裂解的料流中汽提。在脱乙烷塔中分馏液体塔顶汽提料流，该脱乙烷塔的塔顶馏出物与蒸气汽提塔顶料流一起在吸收塔中用海绵吸收以产生液化石油气(LPG)。产物分馏塔将汽提的液体氢化裂解的料流分离成包含石脑油的塔顶分馏料流和包含未转化油(包含馏出物)的塔底料流。将产物分馏塔塔顶料流和脱乙烷塔塔底料流在脱丁烷塔分馏塔中分馏成包含LPG的脱丁烷塔塔顶料流和包含石脑油的脱丁烷塔底料流。将脱丁烷塔底料流在石脑油分流塔中分馏成轻质石脑油塔顶料流和重质石脑油塔底料流。

包括分馏塔的氢化处理回收部分依赖于源自氢化处理单元外部的外部设施，以提供用于气化分馏物质的加热器负荷。比外部设施更依赖于在氢化处理单元中产生的热量的分馏部分更节能。除了其他塔以外，典型的氢化处理回收部分还包括脱丁烷塔、海绵吸收塔和石脑油分流塔。

在一些区域，柴油需求低于对较轻燃料产物的需求。提出馏出物或柴油氢化裂解以生产较轻燃料产物，诸如石脑油和LPG。石脑油产物料流可以被提出用于石化生产并且被视为进料被送至重整装置单元，随后是芳烃联合装置(aromatics complex)。

因此，持续需要提高从氢化裂解的馏出物原料中回收石化原料的工艺的效率。

发明内容

我们已发现了用于氢化裂解馏出物流并将其分离成产物馏分而无需单独的脱丁烷塔、石脑油分路器塔或海绵吸收塔的方法和设备。产物馏分包括C₃-C₅LPG料流和重质石脑油流，其可用作重整进料流。可能需要少至两个依赖于外部设施的加热器来再沸分馏塔塔底。

附图说明

该图是简化的工艺流程图。

定义

术语“连通”意指在枚举的部件之间可操作地允许物质流动。

术语“下游连通”意指在下游连通中流向主体的至少一部分物质可以从与其连通的对象可操作地流动。

术语“上游连通”意指在上游连通中从主体流出的至少一部分物质可以可操作地流向与其连通的对象。

术语“直接连通”意指来自上游部件的流进入下游部件，而不经过分馏或转化单元，不会因物理分馏或化学转化而发生组成变化。

术语“绕过”意指对象至少在绕过的范围内与绕过主体失去下游连通。

术语“塔”意指用于分离不同挥发性物质的一种或多种组分的一个或多个蒸馏塔。除非另外指明，否则每个塔包括在塔的塔顶上的用于冷凝一部分塔顶料流并使其回流回塔的顶部的冷凝器，以及在塔的塔底处的用于气化一部分塔底料流并将其送回塔的底部的再沸器。可以预热塔的进料。顶部压力是塔的蒸气出口处塔顶蒸气的压力。底部温度是液体底部出口温度。塔顶管线和塔底管线是指从任何回流或再沸腾的塔下游到塔的净管线。汽提塔可省略塔的底部处的再沸器，并且相反提供对液化的惰性介质(诸如蒸汽)的加热要求和分离动力。汽提塔通常对顶部塔盘进料并从塔底获取汽提产物。

如本文所用，术语“T5”或“T95”意指使用ASTM D-86或TBP得出的样品分别沸腾5液体体积百分比或95液体体积百分比(根据具体情况)时的温度。

如本文所用，术语“外部设施”意指源自氢化处理单元外部的设施，其通常提供用于气化分馏物质的加热器负荷。外部设施可通过火焰加热器、蒸汽热交换器和热油加热器提供加热器负荷。

如本文所用，术语“初始沸点”(IBP)意指使用ASTM D-86或TBP得出的样品开始沸腾的温度。

如本文所用，术语“端点”(EP)意指使用ASTM D-86或TBP得出的样品全部沸腾的温度。

如本文所用，术语“真沸点”(TBP)意指符合ASTM D2892的用于确定物质的沸点的测试方法，该ASTM D2892用于生产可获得分析数据的标准化质量的液化气体、馏出物馏分和残余物，以及通过质量和体积两者确定上述馏分的产量，根据所述质量和体积使用十五个理论塔板在回流比为5∶1的塔中得到蒸馏温度与质量％的关系图。

如本文所用，术语“石脑油沸腾范围”意指使用TBP蒸馏方法，烃在介于0℃(32°F)和100℃(212°F)之间的IBP或者介于15℃(59°F)和100℃(212°F)之间的T5的范围内沸腾，并且“石脑油分馏点”包括介于150℃(302°F)和200℃(392°F)之间的T95。

如本文所用，术语“柴油沸腾范围”意指使用TBP蒸馏方法，烃在介于125℃(257°F)和175℃(347°F)之间的IBP或者介于150℃(302°F)和200℃(392°F)之间的T5的范围内沸腾，并且“柴油分馏点”包括介于343℃(650°F)和399℃(750°F)之间的T95。

如本文所用，术语“转化率”意指进料向沸点低于石脑油分馏点的物质的转化率。使用真沸点蒸馏方法，石脑油沸腾范围的石脑油分馏点介于150℃(302°F)和200℃(392°F)之间。

如本文所用，术语“分离器”意指这样的容器，其具有一个入口和至少一个塔顶蒸气出口和一个塔底液体出口，并且还可具有来自储槽(boot)的含水料流出口。闪蒸罐是可与可在较高的压力处操作的分离器下游连通的一种类型的分离器。

如本文所用，术语“主要的”或“占优势”意指大于50％，适当地大于75％，并且优选地大于90％。

术语“C_x”应理解为是指具有由下标“x”表示的碳原子数的分子。类似地，术语“C_x-”是指含有小于或等于x、并且优选地x和更少个碳原子的分子。术语“C_x+”是指具有大于或等于x、并且优选地x和更多个碳原子的分子。

如本文所用，术语“富组分流”是指从容器出来的富流具有比到容器的进料大的组分浓度。

如本文所用，术语“贫组分流”是指从容器出来的贫流具有比到容器的进料小的组分浓度。

具体实施方式

用于从氢化裂解的馏出物回收产物的本发明提出的工艺和设备包括冷汽提塔和热汽提塔、脱乙烷塔、产物分馏塔、冷却器和分离器。产物分馏塔仅产生两种产物，即塔顶重质石脑油流和塔底未转化油(UCO)流。脱丁烷塔和石脑油分流塔不需要满足下游单元的期望规格，从而节省了资金和操作费用。另外，提出了小型冷却器系统代替常规海绵吸收系统以从来自冷汽提塔和脱乙烷塔的蒸气塔顶料流中回收LPG。冷却器位于酸性气体吸收的下游，以避免冷却器中水合物形成问题，从而能够降低冷却器工艺出口温度，以提高LPG回收率。

在该图中，用于氢化处理烃的氢化处理单元10包括氢化处理反应器部分12、分离部分14和回收部分16。氢化处理单元10被设计用于将较重的烃氢化裂解成馏出物，诸如煤油、石脑油和LPG产物。例如，将烃管线18中的柴油流和氢气管线20中的氢气流进料至氢化处理反应器部分12。氢化处理的流出物在分离部分14中分离，并在回收部分16中分馏成产物。

发生在氢化处理反应器部分12中的氢化处理可以是任选地在加氢处理之前氢化裂解。氢化裂解是氢化处理反应器部分12中优选的方法。因此，术语“氢化处理”在本文中将包括术语“氢化裂解”。

在一个方面，本文所述的方法和设备特别可用于氢化裂解包含馏出物的烃进料流。合适的馏出物流可包括使用TBP蒸馏方法，在介于125℃(257°F)和175℃(347°F)之间的IBP、介于150℃(302°F)和200℃(392°F)之间的T5的范围内沸腾的柴油进料流，并且“柴油分馏点”包括介于343℃(650°F)和399℃(750°F)之间的T95。其他进料流也可能是合适的，包括真空瓦斯油(VGO)，它通常为通过常压渣油的真空分馏制备的具有一定的沸点范围的烃物质，该沸点范围为至少232℃(450°F)的IBP、288℃(550°F)至343℃(650°F)的T5、介于510℃(950°F)和570℃(1058°F)之间的T95以及不超过626℃(1158°F)的EP。

氢气管线20中的氢气流可从氢化处理氢气管线22中分流出来。管线20中的氢气流可以是加氢处理氢气流。加氢处理氢气流可加入烃管线18中的烃料流以在烃进料管线26中提供烃进料流。烃进料管线26中的烃进料流可通过与氢化裂解的流出物管线44中的氢化裂解的料流并且在火焰加热器中进行热交换来加热。烃进料管线28中的加热的烃进料流可进料至任选的加氢处理反应器30。

加氢处理是在加氢处理催化剂的存在下使氢气与烃接触的方法，所述加氢处理催化剂主要用于从烃原料除去杂原子，诸如硫、氮和金属。在加氢处理中，具有双键和三键的烃可被饱和。芳族化合物也可被饱和。因此，术语“氢化处理(hydroprocessing)”在本文中可包括术语“加氢处理(hydrotreating)”。

加氢处理反应器30可以是固定床反应器，其包括一个或多个容器、每个容器中的单个或多个催化剂床、以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂的各种组合。预期加氢处理反应器30在其中液体烃进料的体积大于氢气的体积的连续液相中操作。加氢处理反应器30也可在常规的连续气相、移动床或流化床加氢处理反应器中操作。加氢处理反应器30可提供10体积％至30体积％的单程转化率。

加氢处理反应器30可包括特定物质针对压降缓解的保护床，之后是一个或多个高质量加氢处理催化剂床。保护床过滤颗粒并拾取烃进料流中的污染物，诸如像镍、钒、硅和砷的金属，它们会使催化剂失活。保护床可包含与加氢处理催化剂类似的物质。补充氢气可在加氢处理反应器30中的催化剂床之间的级间位置处添加。

合适的加氢处理催化剂是任何已知的常规加氢处理催化剂，并且包括在高表面积载体物质(优选地氧化铝)上由至少一种VIII族金属(优选地铁、钴和镍，更优选地钴和/或镍)和至少一种VI族金属(优选地钼和钨)组成的那些。其他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。在本说明书的范围内的是，在同一加氢处理反应器30中使用多于一种类型的加氢处理催化剂。VIII族金属通常以2重量％至20重量％、优选地4重量％至12重量％的范围内的量存在。VI族金属将通常以1重量％至25重量％、优选地2重量％至25重量％的范围内的量存在。

优选的加氢处理反应条件包括290℃(550°F)至455℃(850°F)、合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)并且优选地343℃(650°F)至399℃(750°F)的温度，2.8MPa(表压)(400psig)至17.5MPa(表压)(2500psig)的压力，0.1hr^-1、合适地0.5hr^-1至5hr^-1、优选地1.5hr^-1至4hr^-1的新鲜含烃原料的液时空速以及84Nm³/m³(500scf/bbl)至1250Nm³/m³油(7,500scf/bbl)、优选地168Nm³/m³油(1,000scf/bbl)至1011Nm³/m³油(6,000scf/bbl)的氢气速率，以及加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。

烃进料管线18中的烃进料流可在加氢处理反应器30中的加氢处理催化剂上用来自加氢处理氢气管线20的加氢处理氢气流进行加氢处理以提供加氢处理的料流，其在加氢处理的流出物管线32中离开加氢处理反应器30。加氢处理的料流仍然主要在进料流的沸点范围内沸腾，并且可以视为氢化裂解进料流。负载有氨和硫化氢的氢气可在分离器中从氢化裂解进料流除去，但是氢化裂解进料流合适地直接进料至氢化裂解反应器40而不进行分离。氢化裂解进料流可在氢化裂解氢气管线21中与从氢化处理氢气管线22获取的氢化裂解氢气流混合，并通过入口进料至氢化裂解反应器40以进行氢化裂解。

氢化裂解是指烃在氢气的存在下裂解成较低分子量烃的过程。氢化裂解反应器40可以是固定床反应器，其包括一个或多个容器、每个容器中的单个或多个催化剂床42，以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂和/或氢化裂解催化剂的各种组合。预期氢化裂解反应器40可在其中液体烃进料的体积大于氢气的体积的连续液相中操作。氢化裂解反应器40也可在常规的连续气相、移动床或流化床氢化裂解反应器中操作。

氢化裂解反应器40包括多个氢化裂解催化剂床42。如果氢化裂解反应器部分12不包括加氢处理反应器30，则氢化裂解反应器40中的催化剂床42可包括加氢处理催化剂，其用于在用后续容器中的氢化裂解催化剂或氢化裂解反应器40中的催化剂床42氢化裂解烃进料流之前对烃进料流进行饱和、脱金属、脱硫或脱氮。

在来自氢化裂解氢气管线21的氢化裂解氢气流的存在下，在氢化裂解反应器40中在氢化裂解催化剂上对加氢处理的进料流进行氢化裂解以提供氢化裂解的料流。氢气汇流管可将补充氢气流递送至催化剂床42中的一个、一些或每个。在一个方面，在相邻床之间的级间位置处将补充氢气添加至每个氢化裂解催化剂床42，因此补充氢气在进入下游催化剂床42之前与从上游催化剂床42排出的经氢化处理的流出物混合。

氢化裂解反应器可提供氢化裂解进料管线32中的加氢处理的烃料流的至少20体积％，通常大于60体积％的总转化率以提供沸点低于通常为柴油或石脑油的最重期望产物的分馏点的产物。氢化裂解反应器40可基于总转化率以进料的超过30体积％的部分转化率或至少90体积％的完全转化率操作。氢化裂解反应器40可在温和的氢化裂解条件下操作，这将提供烃进料流至沸点低于期望分馏点的产物的20体积％至60体积％、优选20体积％至50体积％的总转化率。

氢化裂解催化剂可利用在其上沉积VIII族金属氢化组分的无定形二氧化硅氧化铝基料或沸石基料。附加的氢化组分可选自VIB族，以与基料结合。

沸石裂解基料在本领域中有时被称为分子筛，并且通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子诸如钠、镁、钙、稀土金属等构成。其特征还在于具有相对均匀的介于4埃和14埃(10^-10米)之间的直径的晶体孔。优选采用二氧化硅/氧化铝摩尔比(介于3和12之间)相对较高的沸石。在自然界中发现的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。优选的沸石是晶体孔径介于8埃和12埃之间的那些沸石，其中二氧化硅/氧化铝的摩尔比为4至6。落入优选组中的沸石的一个示例是合成Y分子筛。

天然存在的沸石通常以钠形式、碱土金属形式或混合形式存在。合成沸石几乎总是以钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂解基料，优选大多数或所有原始沸石一价金属与多价金属和/或与铵盐进行离子交换，然后加热以分解与沸石缔合的铵离子，从而在它们的位置留下实际上通过进一步除去水而除去阳离子的氢离子和/或交换位点。这种性质的氢或“除去阳离子的”Y沸石更具体地描述于US 3,130,006中。

混合的多价金属-氢沸石可通过与铵盐交换离子，然后与多价金属盐部分反交换，然后煅烧来制备。在一些情况下，诸如在合成丝光沸石的情况下，氢形式可通过直接酸处理碱金属沸石来制备。在一个方面，优选的裂解基料是基于初始离子交换容量缺少至少10重量％并且优选地至少20重量％的金属阳离子的那些。在另一个方面，理想和稳定的一类沸石是其中氢离子满足至少20重量％离子交换容量的沸石。

在本发明的优选的氢化裂解催化剂中用作氢化组分的活泼金属是VIII族的那些；即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除了这些金属之外，还可结合采用其他促进剂，包括VIB族金属，例如钼和钨。催化剂中的氢化金属的量可在宽范围内变化。一般而言，可使用介于0.05重量％和30重量％之间的任何量。就贵金属而言，通常优选使用0.05重量％至2重量％的贵金属。

掺入氢化金属的方法是使基料物质与所需金属的合适的化合物的水溶液接触，其中金属以阳离子形式存在。在添加所选择的一种或多种氢化金属后，如果需要，然后将所得催化剂粉末过滤、干燥、用添加的润滑剂、粘结剂等制成球粒等，并在空气中在例如371℃(700°F)至648℃(200°F)的温度处煅烧，以便活化催化剂并分解铵离子。另选地，可将基料组分制成球粒，然后添加氢化组分并通过煅烧活化。

上述催化剂可以未稀释形式采用，或者粉末状催化剂可与其它活性相对较低的催化剂、稀释剂或粘结剂诸如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活性粘土等以介于5重量％和90重量％之间的范围内的比例混合并共制球粒。这些稀释剂可原样采用，或者它们可含有较小比例的添加的氢化金属，诸如VIB族和/或VIII族金属。附加的金属促进的氢化裂解催化剂也可用于本发明的方法中，该催化剂包括例如磷酸铝分子筛、结晶铬硅酸盐(Crystalline chromosilicates)和其他结晶硅酸盐。结晶铬硅酸盐在US 4,363,178中有更全面的描述。

通过一种方法，氢化裂解条件可包括290℃(550°F)至468℃(875°F)、优选地343℃(650°F)至445℃(833°F)的温度，4.8MPa(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)的压力，0.4hr^-1至2.5hr^-1的液时空速(LHSV)，以及421Nm³/m³(2,500scf/bbl)至2,527Nm³/m³油(15,000scf/bbl)的氢气速率。如果需要温和的氢化裂解，条件可包括315℃(600°F)至441℃(825°F)的温度，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)的压力，0.5hr^-1至2hr^-1并且优选地0.7hr^-1至1.5hr^-1的液时空速(LHSV)以及421Nm³/m³油(2,500scf/bbl)至1,685Nm³/m³油(10,000scf/bbl)的氢气速率。

氢化裂解的料流可在氢化裂解的管线44中离开氢化裂解反应器40并在与氢化裂解反应器40和任选地加氢处理反应器30下游连通的分离部分14中分离。分离部分14包括一个或多个分离器，该一个或多个分离器与包括加氢处理反应器30和/或氢化裂解反应器40的氢化处理反应器下游连通。在一方面，氢化裂解管线44中的氢化裂解的料流可与烃进料管线26中的烃进料流进行热交换，以在进入热分离器46之前被冷却。热分离器分离氢化裂解的料流以在热塔顶管线48中提供含烃热蒸气氢化裂解的料流，并且在热塔底管线50中提供含烃热液体氢化裂解的料流。热分离器46可与氢化裂解反应器40下游连通。热分离器46在177℃(350°F)至371℃(700°F)下操作，并且优选在232℃(450°F)至315℃(600°F)下操作。热分离器46可在比导致通过介入设备的压降的氢化裂解反应器40略低的压力处操作。热分离器可在介于3.4MPa(表压)(493psig)和20.4MPa(表压)(2,959psig)之间的压力处操作。热塔顶管线48中的含烃热气体氢化裂解的料流的温度可为热分离器46的操作温度。

在进入冷分离器52之前，可冷却热塔顶管线48中的热蒸气氢化裂解的料流。由于在氢化裂解反应器40中发生反应，其中从进料除去氮、氯和硫，因此形成氨和硫化氢。在特征升华温度处，氨和硫化氢将组合形成二硫化铵，并且氨和氯将组合形成氯化铵。每种化合物均具有特征升华温度，其可允许化合物涂覆设备，特别是热交换设备，从而损害设备性能。为了防止在传输热蒸气氢化裂解的料流的热塔顶管线48中沉积二硫化铵或氯化铵盐，可在热塔顶管线48中的某个点处(该位置的温度高于任一化合物的特征升华温度)将适量的洗涤水引入到冷却器上游的热塔顶管线48中。

热蒸气氢化裂解的料流可在冷分离器52中分离以在冷塔顶管线54中提供包含富氢气体流的冷蒸气氢化裂解的料流和在冷塔底管线56中提供冷液体氢化裂解的料流。冷分离器52用于从氢化裂解的料流中的烃液体中分离出富氢气体，以用于再循环到冷塔顶管线54中的氢化裂解反应器40。因此，冷分离器52与热分离器46的热塔顶管线48和氢化裂解反应器40下游连通。冷分离器52可在100°F(38℃)至150°F(66℃)、合适地115°F(46℃)至145°F(63℃)并且恰好低于氢化裂解反应器40和热分离器46的压力(考虑到通过居间设备的压降)处操作，以保持氢气和轻质气体处于塔顶以及通常液体烃处于塔底。冷分离器52可在介于2MPa(表压)(300psig)和20MPa(表压)(2,901psig)之间的压力处操作。冷分离器52还可具有用于收集水相的储槽。冷塔底管线56中的冷氢化裂解的料流的温度可为冷分离器52的操作温度。

冷塔顶管线54中的冷蒸气氢化裂解的料流富含氢气。因此，可从冷气体流回收氢气。冷塔顶管线54中的冷气体流可通过塔盘或填充的再循环吸收塔34，其中冷气体流被吸收液(诸如通过管线35进料的水溶液)洗涤，以通过将含有硫化氢和二氧化碳的酸性气体吸收到水溶液中来除去该酸性气体。优选的水溶液包括贫胺，诸如链烷醇胺、二乙醇胺、单乙醇胺和甲基二乙醇胺。代替优选的胺或除了优选的胺之外，可使用其他胺。贫胺与冷蒸气流接触并吸收酸性气体污染物诸如硫化氢和二氧化碳。所得的“变温和的”冷蒸气氢化裂解的料流在再循环吸收塔顶管线36中从再循环吸收塔34的塔顶出口取出，并且富胺在再循环吸收塔底管线38中在再循环吸收塔的塔底出口处从塔底取出。来自塔底的用过的吸收液可再生并在管线35中再循环回到(未示出)再循环吸收塔34。

吸收的富氢气流经由再循环吸收塔顶管线36从吸收塔34排出，并且可在再循环压缩机28中压缩以在管线22中提供再循环氢气流。管线22中的再循环氢气流可用补充管线24中的补充氢气流补充，以在氢气管线20中提供氢气流。管线22中的再循环氢气流的一部分可被引导至加氢处理反应器30和氢化裂解反应器40中的中间催化剂床出口，以控制随后的催化剂床(未示出)的入口温度。再循环吸收塔34可以介于38℃(100°F)和66℃(150°F)之间的气体入口温度和3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2900psig)的塔顶压力下操作。

热塔底管线50中的含烃热液体氢化裂解的料流可在回收部分16中作为热氢化裂解的液体流分馏。在一个方面，热塔底管线50中的热液体氢化裂解的料流可发生压降并在热闪蒸罐62中闪蒸以在热闪蒸塔顶管线64中提供轻馏分的闪蒸热蒸气氢化裂解的料流，并且在热闪蒸塔底管线66中提供闪蒸热液体氢化裂解的料流。热闪蒸罐62可以是将热液体氢化裂解的料流分流成蒸气和液体馏分的任何分离器。热闪蒸罐62可与热塔底管线50直接下游连通，并且与氢化裂解反应器40下游连通。热闪蒸罐62可在与热分离器46相同的温度但是在介于1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间的较低压力(合适地不超过3.8MPa(表压)(550psig))处操作。热闪蒸塔底管线56中的闪蒸热液体氢化裂解的料流可进一步在回收部分16中分馏。热闪蒸塔底管线56中的闪蒸热液体氢化裂解的料流的温度可以是热闪蒸罐62的操作温度。

在一个方面，冷塔底管线56中的冷液体氢化裂解的料流可在回收部分16中作为冷氢化裂解的料流分馏。在另一个方面，冷液体氢化裂解的料流可发生压降并在冷闪蒸罐68中闪蒸，以分离冷塔底管线56中的冷液体氢化裂解的料流。冷闪蒸罐68可以是将氢化裂解的料流分流成蒸气和液体馏分的任何分离器。冷闪蒸罐68可与冷分离器52的冷塔底管线56直接下游连通并且与氢化裂解反应器40下游连通。

在另一个方面，热闪蒸塔顶管线64中的闪蒸热氢化裂解的料流可在回收部分16中分馏为氢化裂解的料流。在另一个方面，闪蒸热蒸气氢化裂解的料流可被冷却并且还在冷闪蒸罐68中分离。冷闪蒸罐68可分离冷塔底管线56中的冷液体氢化裂解的料流和/或热闪蒸塔顶管线64中的闪蒸热蒸气氢化裂解的料流，以在冷闪蒸塔顶管线70中提供闪蒸冷蒸气氢化裂解的料流并且在冷闪蒸塔底管线72中提供闪蒸冷液体氢化裂解的料流。在一个方面，从闪蒸冷液体氢化裂解的料流中汽提轻质气体诸如硫化氢。因此，汽提塔80可与冷闪蒸罐68和冷闪蒸塔底管线72下游连通。冷闪蒸罐68可与冷分离器52的冷塔底管线56、热闪蒸罐62的热闪蒸塔顶管线64和氢化裂解反应器40下游连通。冷塔底管线56中的冷液体氢化裂解的料流和热闪蒸塔顶管线64中的闪蒸热蒸气流可一起或分开地进入冷闪蒸罐68中。在一个方面，热闪蒸塔顶管线64接合冷塔底管线56，并且冷闪蒸进料管线58将闪蒸热蒸气流和冷液体氢化裂解的料流一起进料至冷闪蒸罐68。

冷闪蒸罐68可在与冷分离器52相同的温度、但通常在介于1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间、并且优选地介于3.0MPa(表压)(435psig)和3.8MPa(表压)(550psig)之间的较低压力处操作。可从冷闪蒸罐68中的储槽除去闪蒸的含水料流。冷闪蒸塔底管线72中的闪蒸冷液体氢化裂解的料流的温度可与冷闪蒸罐68的操作温度相同。冷闪蒸塔顶管线70中的闪蒸冷蒸气氢化裂解的料流可包含可被进一步回收的大量氢气。

回收部分16可包括汽提塔80、轻分馏塔120和产物分馏塔140。汽提塔80可与分离部分14中的塔底管线下游连通，以从氢化裂解的料流中汽提挥发物。例如，汽提塔80可与热塔底管线50、热闪蒸塔底管线66、冷塔底管线56和/或冷闪蒸塔底管线72下游连通。在一个方面，汽提塔80可以是含有冷汽提塔82和热汽提塔86的容器，其具有将汽提塔82、86中的每一个与另一个隔离的壁。冷汽提塔82可与氢化裂解反应器40、冷塔底管线56下游连通，并且在一个方面，与冷闪蒸塔底管线72下游连通，以用于汽提冷氢化裂解的液体流，该冷氢化裂解的液体流可以是闪蒸冷氢化裂解的液体流。热汽提塔86可与氢化裂解反应器40、热塔底管线50下游连通，并且在一个方面，与热闪蒸塔底管线72下游连通，以用于汽提热液体氢化裂解的料流，该热液体氢化裂解的料流比冷液体氢化裂解的料流热至少25℃，优选至少50℃。在一个方面，冷液体氢化裂解的料流可以是冷闪蒸塔底管线72中的闪蒸冷液体氢化裂解的料流。

汽提塔82和86在高压处操作以保持汽提料流中的C₆₊烃，并且将占优势的硫化氢和其他酸性气体汽提到塔顶。在冷闪蒸塔底管线72中的闪蒸冷液体氢化裂解的料流可被加热并在可位于塔的上半顶部的入口处进料至冷汽提塔82。可为闪蒸冷液体氢化裂解的料流的冷液体氢化裂解的料流可在冷汽提塔82中汽提，该闪蒸冷液体氢化裂解的料流包括氢化裂解管线44中的氢化裂解的料流的至少一部分，以在冷汽提塔顶管线88中提供C_5-烃、氢气、硫化氢和其他气体的冷汽提塔顶料流并且在源自分离部分14的冷汽提塔底管线98中提供冷汽提料流。冷汽提塔顶料流可在接收器92中冷凝和分离。来自接收器92的蒸气汽提塔顶管线94携带包含LPG和轻质气体的蒸气汽提塔顶料流。来自接收器92的塔底的未稳定的液体石脑油可在回流到冷汽提塔82顶部的回流部分和液体汽提塔顶料流之间分流，该液体汽提塔顶料流可在液体塔顶管线96中输送至轻分馏塔120。可从塔顶接收器92的储槽收集酸性水流。

冷汽提塔82可以介于149℃(300°F)和288℃(550°F)之间、优选地不超过260℃(500°F)的塔底温度以及0.35MPa(表压)(50psig)、优选地不小于0.70MPa(表压)(100psig)至不超过2.0MPa(表压)(290psig)的塔顶压力操作。塔顶接收器92中的温度在38℃(100°F)至66℃(150°F)的范围内，并且压力基本上与冷汽提塔82的塔顶压力相同。

冷再沸管线97中的从冷汽提塔底管线98和/或冷汽提塔82的塔底83中的冷汽提料流中获取的再沸料流可在再沸器95中沸腾并返回到冷汽提塔以向塔82提供热量。这是向塔82输入热汽提介质料流诸如蒸汽的替代形式，其避免了塔顶中的露点问题，并且避免了蒸汽输送和水回收所需的另外的设备。冷净汽提塔底管线99中的冷净汽提料流可在闪蒸冷塔底管线72中的进料至冷汽提塔82的冷液体氢化裂解的料流中包含占优势的C₆₊石脑油。因此，冷净汽提塔底管线99中的冷净汽提料流可通过在热交换器129中与再沸管线128中的再沸料流进行热交换而冷却并进料至产物分馏塔140中。

闪蒸热塔底管线66中的闪蒸热液体氢化裂解的料流可在热汽提塔86中汽提，以在热汽提塔顶管线100中提供C_5-石脑油、氢气、硫化氢和其他气体的热汽提塔顶料流，并且在源自分离部分14的热汽提塔底管线102中提供热汽提料流。塔顶管线100可被冷凝，并且一部分回流至热汽提塔86。然而，在该图的实施方案中，热汽提塔顶管线100中来自热汽提塔86的塔顶的热汽提料流可以在一方面直接进料至冷汽提塔82中而不首先冷凝或回流。承载闪蒸冷液体氢化裂解的料流的冷闪蒸塔底管线72的入口可处于高于塔顶管线100的入口的高度处，或者它们可混合并进料至冷汽提塔82的相同入口。热汽提塔86可利用介于160℃(320°F)和360℃(680°F)之间的塔底温度以及0.35MPa(表压)(50psig)、优选0.70MPa(表压)(100psig)至2.0MPa(表压)(292psig)的塔顶压力操作。

热再沸管线103中的可从热汽提塔底管线102中的热汽提料流和/或从热汽提塔86的塔底87获得的热再沸料流可在再沸器105中沸腾并返回到热汽提塔86以向塔提供热量。这是向热汽提塔86输入热汽提介质料流诸如蒸汽的替代形式，其避免了塔顶中的露点问题，并且避免了蒸汽输送和水回收所需的另外的设备。如图所示，热汽提塔底管线102中的热汽提料流可以包含在闪蒸热塔底管线66中进料至热汽提塔86的闪蒸热液体氢化裂解的料流中占优势的C₆₊石脑油。在热汽提塔底管线102中的热汽提料流的至少一部分热汽提料流可被进料至产物分馏塔140。因此，产物分馏塔140可与热汽提塔86的热汽提塔底管线102下游连通。热汽提管线102中的热汽提料流可以比冷汽提塔底管线98中的冷汽提塔底料流处于更热的温度。在一个方面，可以将热汽提料流加热并进料至预分馏分离器(未示出)中以分离成在预分馏塔顶管线中的蒸发的热加氢处理的料流和在预分馏塔底管线中的预分馏热液体加氢处理的料流，并且分别进料至产物分馏塔140。

在另一个方面，来自热汽提塔86的再沸塔底87的热汽提塔底管线102中的热汽提料流足够热以与冷再沸管线97中的冷再沸料流进行热交换，并且使其沸腾至热交换器95中的再沸温度。净热汽提料流将仍然处于足够的温度处以进入产物分馏塔140。

产物分馏塔140可与冷汽提塔82和汽提塔80的冷汽提塔底管线98下游连通。产物分馏塔140可与热分离器46、冷分离器52、热闪蒸罐62和冷闪蒸罐68中的一个、一些或全部下游连通。产物分馏塔140可与热汽提塔86的热汽提塔底管线102下游连通。在一个方面，产物分馏塔140可以包括多于一次的分馏以将料流分离成产物料流。产物分馏塔140可通过再沸器的热输入装置而不是通过添加惰性汽提介质料流(诸如蒸汽)以加热产物分馏塔140来分馏冷汽提料流和热汽提料流。

再沸器使产物再沸管线144中的再沸料流沸腾，该再沸料流从产物分馏塔塔底管线142中的产物分馏塔塔底料流中获取，并且返回至塔中。当馏出物是进料管线18中的原料时，来自产物分馏塔140的产物料流被最小化。产物料流可包括在净塔顶管线148中的净分馏塔顶料流，该净分馏塔顶料流包含在氢化裂解管线44中的氢化裂解的料流中和在净冷汽提塔底管线99中的净冷汽提料流中以及在热汽提塔底管线102中的热汽提料流中占优势的C₆₊石脑油。包含馏出物(包含未转化油流)的再循环油流可从产物分馏塔塔底管线142中获取，并且在再循环油管线146中提供至氢化裂解反应器40或提供至未示出的第二氢化裂解反应器。塔顶管线150中的分馏塔顶料流可以在通往接收器152的路线中完全冷凝，其中冷凝液体的一部分回流回分馏塔140。管线148中的净分馏塔顶料流可进一步处理或回收为石脑油产物。该C₆₊重质石脑油产物可以被输送至重整反应器以制备用于芳烃联合装置的芳烃油进料。产物分馏塔140可以介于260℃(500°F)和385℃(725°F)之间、优选地不超过350℃(650°F)的塔底温度和介于7kPa(表压)(1psig)和69kPa(表压)(10psig)之间的塔顶压力操作。

液体汽提塔顶管线96中的液体汽提料流包含仍可被回收的有价值的烃。因此，可将其输送到轻分馏塔120以进行分馏，从而回收LPG范围内的轻质烃。轻分馏塔120可以与冷汽提塔82的冷汽提塔顶管线88下游连通。在一个实施方案中，轻分馏塔120可以是脱乙烷塔，以分馏液体冷汽提管线96中的冷液体汽提料流和再循环塔底管线184中的再循环料流，以从C₃₊烃料流中分离C₂料流。在轻分馏塔塔顶管线122中的轻质分馏塔顶料流可以在塔顶接收器124中部分地冷凝和分离成用于回流到塔120的液体轻质分馏塔顶料流和在净轻分馏塔塔顶管线126中的蒸气轻质分馏塔顶料流。轻质分馏塔底料流可在轻塔底管线130中从轻分馏塔120的塔底排出。从轻塔底管线130中的轻质塔底料流中获取的再沸料流可以在再沸管线128中沸腾并送回轻分馏塔以向塔提供热量。这是向塔120输入热惰性介质料流诸如蒸汽的替代形式，其避免了塔顶中的露点问题，并且避免了蒸汽输送和水回收所需的另外的设备。轻再沸管线128中的轻质再沸料流可通过在热交换器129中与净冷汽提塔底管线99中的净冷汽提料流进行换热而加热，并且被进料回到轻分馏塔120，其中该净冷汽提料流比轻再沸管线128中的轻质再沸料流更热。

在包含C₃-C_５LPG烃的实施方案中，净轻质塔底料流在净轻塔底管线132中被排出。净轻质塔底料流包含来自氢化裂解管线44中的氢化裂解的料流和液体汽提塔顶管线96中的液体冷汽提料流的占优势的C₃-C₅烃，而不需要海绵吸收塔。轻分馏塔120可利用介于160℃(320°F)和200℃(392°F)之间的塔底温度和1MPa(表压)(150psig)至2MPa(表压)(300psig)的塔顶压力进行操作。

来自汽提接收器124的蒸气轻分馏塔顶管线126中的蒸气轻质分馏塔顶料流可包含可以回收的C₃-C₅ LPG烃。蒸气轻分馏塔顶管线126中的蒸气轻质分馏塔顶料流可通过塔盘或填充的轻吸收塔160，其中蒸气轻质分馏塔顶料被吸收液(诸如通过管线162进料的水溶液)吸收，以通过将含有硫化氢和二氧化碳的酸性气体提取到水溶液中来除去该酸性气体。轻吸收塔160可以与轻分馏塔120的轻分馏塔塔顶管线122下游连通。优选的水溶液包括贫胺，诸如链烷醇胺、二乙醇胺、单乙醇胺和甲基二乙醇胺。代替优选的胺或除了优选的胺之外，可使用其他胺。贫胺与蒸气轻质分馏塔顶料流接触并吸收酸性气体污染物诸如硫化氢和二氧化碳。所得酸性气体贫化的料流在吸收塔顶管线164中从轻吸收塔160的塔顶出口取出，并且富胺在吸收塔底管线166中从轻吸收塔的塔底出口处从塔底取出。来自塔底的用过的吸收液可再生并在管线162(未示出)中再循环回到轻吸收塔160。酸性气体贫化的料流经由吸收塔顶管线164从轻吸收塔160中排出。轻吸收塔160可以介于38℃(100°F)和66℃(150°F)之间的气体入口温度和3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2900psig)的塔顶压力下操作。

来自汽提接收器92的蒸气汽提塔顶管线94中的蒸气汽提料流可包含可回收的C₃-C₅ LPG烃。蒸气汽提塔顶管线94中的蒸气汽提料流可通过塔盘或填充的轻吸收塔160，其中蒸气汽提料流被通过管线162进料的吸收液吸收，以通过将含有硫化氢和二氧化碳的酸性气体提取到水溶液中来除去该酸性气体。贫胺与蒸气汽提料流接触并吸收酸性气体污染物诸如硫化氢和二氧化碳。所得的酸性气体贫化的料流在吸收塔顶管线164中从轻吸收塔160的塔顶出口取出，并且富胺在吸收塔底管线166中从轻吸收塔的塔底出口处从塔底取出。酸性气体贫化的料流经由吸收塔顶管线164从轻吸收塔160中排出。

蒸气轻分馏塔顶管线126中的蒸气轻分馏塔顶料流或蒸气汽提塔顶管线94中的蒸气汽提料流中的任一者或混合在一起的两种料流可在轻吸收塔160中被吸收以在吸收塔顶管线164中提供酸性气体贫化的料流。吸收的塔顶料流164可以被送至冷却器170以冷却至4℃至20℃以冷凝吸收塔顶管线164中的酸性气体贫化的料流中的C₃-C₅ LPG烃。冷却器170可以使用冷水作为热交换介质。冷却器170可以与轻吸收塔160下游连通。

冷却的酸性气体贫化的料流可以在吸收分离器180中分离，以分离尾气管线182中的包含C₂干燥气体的尾气料流和再循环塔底管线184中的包含LPG的液体酸性气体贫化的料流。吸收分离器180可以与轻吸收塔160下游连通。我们已经发现，通过将冷却器170定位在轻吸收塔160的下游，可以将吸收的料流冷却至较低温度而不形成过量水合物，从而能够从蒸气轻分馏塔顶管线126中的蒸气轻质分馏塔顶料流或蒸气汽提塔顶管线94中的蒸气汽提料流中的任一者中更大地回收LPG。因此，冷却器170与吸收塔顶管线164直接下游连通，并且吸收分离器180与冷却器和/或吸收塔顶管线直接下游连通。

LPG液体酸性气体贫化的料流可以在再循环管线184中再循环至轻分馏塔120，以在轻分馏器塔底管线130中的轻分馏塔底料流中产生C₃-C₅ LPG烃，用于在净轻塔底管线132中回收。液体酸性气体贫化的料流可与液体汽提塔顶管线96中的液体汽提料流一起进料至轻分馏塔120。轻分馏塔120可与吸收分离器180下游连通，并且特别地与再循环塔底管线184下游连通。

由于仅使用稍微更多的燃烧热，因此代替使用蒸汽用于汽提和再沸，该方法和设备10可以以降低的操作费用提供C₃-C₅ LPG产物料流和C₆-C₁₀重石脑油产物料流。由于省略了通常需要用来获得LPG和石脑油产物料流的脱丁烷塔、石脑油分流塔和海绵吸收塔，因此该方法和设备10还需要降低的资金费用。

上述管线、单元、分离器、塔、周围环境、区或类似物中的任一者可配备一个或多个监测部件，包括传感器、测量装置、数据捕获装置或数据传输装置。信号、工艺或状态测量以及来自监测部件的数据可用于监测工艺设备中、周围和与其有关的条件。由监测部件生成或记录的信号、测量和/或数据可通过一个或多个网络或连接收集、处理和/或传输，所述网络或连接可以是私有或公共的，通用的或专用的，直接的或间接的，有线的或无线的，加密的或未加密的，和/或它们的组合；本说明书并非旨在在这方面进行限制。

由监测部件生成或记录的信号、测量和/或数据可被传输到一个或多个计算装置或系统。计算装置或系统可包括至少一个处理器以及存储计算机可读指令的存储器，该计算机可读指令当由至少一个处理器执行时，使一个或多个计算装置执行可包括一个或多个步骤的工艺。例如，可配置一个或多个计算装置以从一个或多个监测部件接收与至少一件与该工艺相关联的设备相关的数据。一个或多个计算装置或系统可被配置为分析该数据。根据数据分析，一个或多个计算装置或系统可被配置为确定对本文所述的一个或多个工艺的一个或多个参数的一种或多种推荐调整。一个或多个计算装置或系统可被配置为传输加密或未加密的数据，其包括对本文所述的一个或多个工艺的一个或多个参数的一种或多种推荐调整。

实施例

实施例1

我们模拟了用于从氢化裂解的馏出物回收产物的本方法和设备，其包括冷汽提塔、热汽提塔、脱乙烷塔、产物分馏塔、冷却器和分离器，其消除了常规方法和设备中使用的脱丁烷塔、石脑油分馏塔和海绵吸收塔的需要。本方法和设备能够使加热器负荷降低215MJ/hr(204MBtu/hr)并消除蒸汽需求，从而导致操作费用降低70％。

实施例2

我们还模拟了使用冷却器和分离器而不是海绵吸收塔的年度成本。通过使用冷却器代替海绵吸收塔，每年可节省$410k的操作费用，LPG回收率仅损失0.03摩尔％。

实施例3

我们进一步模拟了冷却器上游的轻吸收塔的位置，以能够进一步冷却蒸气流，从而实现进一步的LPG回收，同时保持在水合物形成温度以上6℃(10°F)以避免水合物的形成。下表1示出了条件和结果。

表1

分离前洗涤酸性气体可降低冷却器温度，并且使LPG的回收率提高9摩尔％。

具体的实施方案

虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。

本发明的第一实施方案是一种用于回收氢化裂解产物的方法，包括在氢化裂解反应器中在氢化裂解催化剂上用氢气流对进料流进行氢化裂解以提供氢化裂解的料流；以及在分离器中分离所述氢化裂解的料流以提供蒸气氢化裂解的料流和所述液体氢化裂解的料流，在汽提塔中汽提液体氢化裂解的料流以提供包含LPG的汽提料流和汽提料流；以及在轻分馏塔中分馏所述汽提料流以提供分馏塔顶料流和分馏塔底料流；吸收来自所述分馏塔顶料流的酸性气体以提供吸收的料流；将所述吸收的塔顶料流分离成尾气料流和液体吸收料流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在所述分馏塔底料流中回收在所述氢化裂解的料流中占优势的C₃-C₅烃。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案直至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在分离之前冷却所述吸收的料流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括将所述液体吸收料流再循环至分馏步骤。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括通过与所述汽提料流进行热交换，使所述分馏塔底料流的再沸部分沸腾。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括分离所述汽提料流以提供净蒸气汽提料流和净液体汽提料流，并且所述净液体汽提料流在所述轻分馏塔中分馏。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在从所述分馏塔顶料流中吸收酸性气体之前，将所述净蒸气汽提塔顶料流和所述分馏塔顶料流混合。本发明的实施方案是本段中的前述实施方案直至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在所述产物分馏塔中分馏所述汽提料流以提供产物分馏塔顶料流和产物分馏塔底料流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在所述产物分馏塔顶料流中回收在所述氢化裂解的料流中占优势的C₆-C₁₀烃。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述分离器是冷分离器，其分离来自热分离器的热蒸气氢化裂解的料流，并且来自所述热分离器的热液体氢化裂解的料流在热汽提塔中汽提以提供也在所述产物分馏塔中分馏的热汽提料流。本发明的实施方案为本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括以下项中的至少一项：感测所述方法的至少一个参数并由所述感测生成信号或数据；以及生成并传输信号或数据。

本发明的第二实施方案是一种用于回收氢化裂解产物的方法，包括在氢化裂解反应器中在氢化裂解催化剂上用氢气流对进料流进行氢化裂解以提供氢化裂解的料流；以及在分离器中分离所述氢化裂解的料流以提供蒸气氢化裂解的料流和所述液体氢化裂解的料流，在汽提塔中汽提液体氢化裂解的料流以提供包含LPG的汽提料流和汽提料流；以及在轻分馏塔中分馏所述汽提料流以提供分馏塔顶料流和分馏塔底料流；吸收来自所述分馏塔顶料流的酸性气体以提供吸收的料流；冷却所述吸收的料流；将所述吸收的塔顶料流分离成尾气料流和液体吸收料流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在所述分馏塔底料流中回收在所述氢化裂解的料流中占优势的C₃-C_５烃。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括将所述液体吸收料流再循环至分馏步骤。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括分离所述汽提料流以提供净蒸气汽提料流和净液体汽提料流，并且所述净液体汽提料流在所述轻分馏塔中分馏。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在从所述分馏塔顶料流中吸收酸性气体之前，将所述净蒸气汽提塔顶料流和所述分馏塔顶料流混合。本发明的实施方案是本段中的前述实施方案直至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在所述产物分馏塔中分馏所述汽提料流以提供产物分馏塔顶料流和产物分馏塔底料流。本发明的实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述方法还包括在所述产物分馏塔顶料流中回收在所述氢化裂解的料流中占优势的C₆-C₁₀烃。

本发明的第三实施方案是一种用于回收氢化裂解产物的设备，其包括：汽提塔；轻分馏塔，所述轻分馏塔与所述汽提塔的塔顶管线下游连通；吸收塔，所述吸收塔与所述轻分馏塔的塔顶管线下游连通；以及分离器，所述分离器与所述吸收塔下游连通。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，所述设备还包括与所述吸收塔下游连通的冷却器，并且所述分馏塔与所述分离器下游连通。

尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可最大程度利用本发明并且可容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围以作出本发明的各种变化和修改，并且使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。

在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种用于回收氢化裂解产物的方法，包括：

在氢化裂解反应器中在氢化裂解催化剂上用氢气流对进料流进行氢化裂解以提供氢化裂解的料流；以及

在分离器中分离所述氢化裂解的料流以提供蒸气氢化裂解的料流和所述液体氢化裂解的料流；

在汽提塔中汽提液体氢化裂解的料流以提供包含LPG的汽提料流和汽提料流；以及

在轻分馏塔中分馏所述汽提料流以提供分馏塔顶料流和分馏塔底料流；

吸收来自所述分馏塔顶料流的酸性气体以提供酸性气体贫化的料流；

将所述吸收的塔顶料流分离成尾气料流和液体酸性气体贫化的料流。

2.根据权利要求1所述的方法，还包括在所述分馏塔底料流中回收在所述氢化裂解的料流中占优势的C₃-C_５烃。

3.根据权利要求1所述的方法，还包括在分离之前冷却所述酸性气体贫化的料流。

4.根据权利要求1所述的方法，还包括将所述液体酸性气体贫化的料流再循环至所述分馏步骤。

5.根据权利要求1所述的方法，还包括通过与所述汽提料流进行热交换使所述分馏塔底料流的再沸部分沸腾。

6.根据权利要求1所述的方法，还包括分离所述汽提料流以提供净蒸气汽提料流和净液体汽提料流，并且所述净液体汽提料流在所述轻分馏塔中分馏。

7.根据权利要求6所述的方法，还包括在从所述分馏塔顶料流中吸收酸性气体之前，将所述净蒸气汽提塔顶料流与所述分馏塔顶料流混合。

8.根据权利要求1所述的方法，还包括在产物分馏塔中分馏所述汽提料流以提供产物分馏塔顶料流和产物分馏塔底料流。

9.根据权利要求1所述的方法，还包括以下项中的至少一项：

感测所述方法的至少一个参数并由所述感测生成信号或数据；以及

生成并传输信号或数据。

10.一种用于回收氢化裂解产物的设备，包括：

汽提塔；

轻分馏塔，所述轻分馏塔与所述汽提塔的塔顶管线下游连通；

吸收塔，所述吸收塔与所述轻分馏塔的塔顶管线下游连通；以及

分离器，所述分离器与所述吸收塔下游连通。

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