用于在加氢处理过程中增加氢分压的方法 【发明领域】
本发明涉及在加氢过程如加氢裂化、加氢处理过程中的改进，其用于在精炼操作中制备中间馏分，包括喷气机和柴油机燃料。
【发明背景】
在用于烃进料催化转化的过程中，循环从反应区流出物中分离出来的富氢蒸汽或气相的步骤是很普遍的。利用该步骤的实用性原因在于，保持在该过程中使用的催化剂的活性和操作稳定性。在氢产生的过程中，例如催化重整，超过循环进料流体所需量的氢，在结合到该整体精炼中的其它过程中被回收和利用。例如，在催化重整单元中形成的过量氢，经常用作加氢裂化过程中的补充氢，其中该反应主要是耗氢反应。
不考虑特定的过程，循环氢一般都通过冷却整个反应产物流出物到约60°F(15.6℃)～约140°F(60℃)的温度范围，并将冷却的流出物引入到气-液分离区来获得。回收的蒸汽相要求满足反应区的氢需求，并且将其与反应区烃进料上游流体混合。
本领域很早就认识到，在加氢过程的循环流体中提高氢纯度的重要性，例如加氢裂化和加氢处理单元。这样，以少的附加能量消耗和在维持或操作加氢裂化装置上没有不适当的有害作用，提供增强地氢利用率已成为本领域的目的。现也认识到，通过增加氢的有效利用，现存设备能够被用来增加进料的生产量，也能够增加C5和更高烃的产量。氢更为有效利用的一个进一步显而易见的优点是，氢用量上的减少，其必须通过例如一个氢工厂来制备，以确保加氢处理区有足量纯度的充足氢，以使得加氢处理以最有利的方式进行下去。例如参见Monsanto Company美国专利US4,362,613，公开日为1982年12月7日。
在传统的加氢裂化过程中，可以额外地混有脱金属油(DMO)或焦炭气油的重质真空瓦斯油(VGO)，和氢气混合形成一种进料流体，其在压力下引入到催化反应器的顶部。VGO液体和气态氢混合物向下地通过一个或多个催化剂床。在反应器进料流体中氢的分压越高，由于更重质的烃进料被转化为所期望的更轻质中间馏分产物，如喷气机和柴油机燃料，效率就越高。
通过催化剂之后，热的反应器流出物被冷却，并经过一个高压分离器，从中将液体产物流体回收，并且如果期望的话，可以对其进行进一步的分馏。
高压分离器中的闪蒸气体，含有氢和C1到C5的烃。这些闪蒸气体包含例如约78～高达82摩尔百分比(摩尔％)的氢。在已有技术的常规方法中，将该闪蒸气体和典型地纯度在96～99.99摩尔％的补充氢流体组合。如果必要的话，循环气体和补充氢流体被压缩，并在加氢裂化反应器入口处与液体进料混合。高压分离器中一部分高达2％的闪蒸气体，被吹扫到精炼石油气体系统中，以防止轻质烃产物在反应器气体循环回路中的聚集。
如果重质VGO进料是酸性的话，即它包括硫，分离的流出气流将含有H2S，另外还有氢和C1到C5的烃。为了防止H2S在反应器气体气体循环回路中的聚集，将该闪蒸气体与一种胺溶液接触，以去除H2S和脱硫该液体流体。一部分脱硫的低压闪蒸气体被吹扫到精炼石油气体系统中，以防止C1到C5的烃在反应器气体循环回路中的聚集。将剩余的脱硫循环气体和补充的氢混合、压缩，并作为部分加氢处理器进料通到反应器的入口处。取决于离开反应器的酸性气体中H2S的量，脱硫循环气体流体中氢的浓度可以增加到如80～84摩尔％的氢。
将处理的反应进料类型、产物质量要求和对特定催化剂循环期寿命的转化量，决定了所有类型加氢处理单元如加氢裂化器和加氢精制器单元操作所需的氢分压。单元操作压力和循环气体纯度决定加氢处理单元中的氢分压。由于从高压分离器下部流体中的闪蒸气体的组分控制受到限制，循环闪蒸气体的氢组分限制了最后到达加氢处理反应器中的氢分压。在循环气体流体中相对低的氢分压，有效地降低了反应器中氢气进料组分的分压，并从而反面影响有关馏分数量和质量、催化剂循环寿命、更重的进料处理能力、转化能力和焦炭形成的操作性能。为了弥补更低的性能，加氢处理反应器的操作压力不得不增加。相反，通过增加氢气回收和氢气组合物的效率，回收气流中的氢分压得到提高，从而提高了通过这些参数测量的加氢处理过程整体性能。
在已有技术的方法中，只有四种公知的方法用于加氢裂化器、加氢处理器单元中提高氢分压。它们如下：
1.增加来自氢单元的补充流体的氢纯度；
2.净化或排去来自高压分离器的气体；
3.降低在高压分离器中的温度，以减少轻质烃在循环气体中的夹带；和
4.提高循环气体氢的纯度。
所有先前的方法对于改进现有单元的性能具备一个非常有限的能力。如果氢工厂优化补充氢气的纯度，那么它应当在96～99摩尔％的范围内。由于高纯度的H2补充流动速度，典型地只是通过闪蒸循环气体循环回路喂入到加氢处理反应器中的总混合氢的约三分之一或更少，在混合的循环与补充气体流体中H2纯度或浓度上的整体改进受到限制。
净化或排去来自高压反应器的气体，将会导致在必须最终被替代的回路中一些氢的损失，由此对氢制备单元提出了更高的要求。分离器温度可以被降低的成都由工艺本身所限制，并且这种变化无论如何都对循环气体H2纯度有一个相对小的影响。
已经认识到，与大多数烃气体不同，氢具有唯一的特点是随着温度的增加，其在烃液体中的溶解度增加。例如，氢在900°F(482.2℃)的特定油中的溶解度，可以是它在100°F(37.8℃)的相同油中溶解度的5倍。这个特性在公开于Lehman美国专利US3,444,072的方法中被利用，其中通过在近似的反应温度和压力下从液体流出物中分离蒸汽流出物，并随后在相同的反应温度但较低压力下闪蒸该液体流出物，将溶解在来自高压氢化单元的液体流出物中的氢损失最小化。将气态流出流体冷却到环境温度，并随后在吸收器中以逆流方式接触吸收油。特别指出的是，因为相对于在操作过程中氢的总体积，在环境温度下氢在吸收油中的溶解度不是显著的，吸收油不会随后被闪蒸出。上层吸收器气体流体据说包含70-80％体积的氢，其在循环气体流体中和与补充氢混合后，被送回到反应器中。由Lehman提供的有限改进没有明显改变氢分压。
虽然一系列的方法被提议和采纳，其试图通过增加循环气体流体中氢的纯度来改进氢利用率，这些方法典型地导致显著的额外设备费用，和/或要求在操作条件方面例如温度和压力上的重要变化，。对于总过程循环改变的结果是增加资金和操作费用。
以被用来提高循环流体中氢纯度的方法是压力旋转吸收(PSA)。例如参见Lummus Crest，Inc美国专利US4,457,384，公开日为1984年7月3日。但是，为了引入PSA工艺，反应器流出气流压力必须从2,450psig(172.2kg/cm2g)降至350psig(24.6kg/cm2g)。虽然循环氢的纯度可以增至99摩尔％，但是循环气体在进入加氢处理进料流体之前，要被压缩回到2,500psig(175.8kg/cm2g)。最终结果是，由于在PSA工艺中所需大压缩机的增加，因而资金、操作和维持费用显著增加。
已有技术的方法如描述于Maclean美国专利US4,362,613中，已使用压力承受高达150个大气压的膜，这导致巨大的资金投入和操作费用。
因此本发明的一个目的是，通过与特定的现有加氢处理单元兼容的，并且不负面影响加氢处理生产量、或系统总经济性，包括资金支出和运作支出，后者包括维护和能量消耗的手段，提供一种用于增加氢利用率的改良方法。
如前面所述，如果能增加在反应器进料中氢气的分压，加氢处理反应器的总操作效率会增加。由此本发明的另一个目的是，通过增加现有加氢裂化和加氢处理反应器的生产容量，来提高加氢处理单元操作性能。
本发明的另一个目的是，在精炼单元处理重油中，提高用于加氢处理、加氢过程的操作特性。
本发明的进一步目的是，在高压加氢工艺中，提供提高了的氢利用率，同时将对附加设备的资金支出和与之相关的操作支出降至最少。
也是本发明的另一个目的是，提高从依据本发明操作的从加氢处理单元中获得的低硫中间馏分，如喷气机和柴油机燃料的质量和产出率。
在此使用的术语“富氢”和“C1+”，用来表示与在本发明方法中其它流体中的氢和C1+浓度比较时，在特定流体中的相对氢和C1+浓度。
术语“加氢处理”和“加氢处理器”，应理解为包括如加氢精制、加氢裂化、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢脱烷基反应器的加氢工艺。
发明概述
本发明的改进方法可以与加氢精制、加氢裂化、加氢脱硫、加氢脱氮和加氢脱烷基反应器一起使用。在用于加氢裂化单元的改进方法中，将从高压分离器(HP分离器)中获得的闪蒸气体，喂入到一个吸收区的底部，在其中进入的气体与一种贫溶剂逆流地接触。贫溶剂从含有氢的流体中，吸收掉所含的甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和戊烷(C1+)。从吸收区获得的顶层气态流体典型地含有纯度为90～98摩尔％、或更高的氢。
在循环气体流体中的氢分压，通过从高压分离器闪蒸气体流体中吸收烃组分(C1+)，得到显著地改进，同时氢纯度范围为96～99摩尔％。裂化反应器氢气进料组分中氢分压的增加，导致该加氢处理器单元的整体效率的增加。
从含有存在于高压分离器闪蒸气体流体中的C1+组分的吸收区中获得的富溶剂，依据美国专利US4,740,222、4,832,718、5,462,583、5,546,764和5,551,972的方法，对其进行闪蒸再生处理，以形成贫溶剂，这些文献公开的内容在此引入作为参考。贫溶剂，主要含有更重质的C4～C5烃，并送回到吸收区(甲烷吸收器)顶部。
对于公开于美国专利US5,551,972中的Mehra Process的说明书中和其它文献中的已有技术来说，公知的是，可以保持所需用来供给吸收区进料的贫液体溶剂总量，并且能通过控制在液体冷却器出口的温度来稳定总量。这样，通过监测溶剂总量，使得由于在吸收区操作条件下的平衡带来的，从进入到吸收区的贫溶剂流体中的液体溶剂流体损失体积，等同于存在于高压分离器闪蒸气体流体中C4～C5组分的体积。通过保持这种平衡，一旦该过程到达恒定操作条件，不再需要补充的溶剂来补充总量。
在本发明方法中利用Mehra Process的一些重要益处涉及节省投资和操作成本。通过闪蒸吸收区底部流体再生该液体溶剂，以降低在串联的一个或多个闪蒸桶中的压力，同时不添加外部热量。在进料初始一批溶剂以启动本发明方法之后，由于吸收溶剂主要含有通过供给的或存在于吸收区烃进料中的重质组分，不再需要额外溶剂。
对往加氢处理系统中引入外部溶剂的需要的排除，消除了反应器进料和催化剂污染的可能性。由于不需要溶剂的保存、泵送和计量设备，其进一步降低了资金总额和操作成本。与购买、接收、保存和进料补充溶剂相关的成本和设备也消除了。这些优点和成本节省对于位于偏远地区的加氢处理单元来说特别显著。
当加氢裂化器中更重质液体烃进料含有硫化合物时，存在于从高压分离器中获得的闪蒸气体中的流出H2S，也可以与C1+组分一起，从H2循环气体流体中吸收掉，并在富溶剂中从吸收区携带出。存在于从吸收区获得的富溶剂中的吸收气体，在Mehra Process的溶剂闪蒸再生处理桶中被分离，并含有H2S。在分离的酸性C1+组分流体中所含的H2S，可以通过在一个显著小的处理单元中的胺处理来便捷地去除。通过比较已有技术的公知方法，本发明需要一个显著地小于在用于处理从高压分离器中获得的闪蒸气体流体的传统方法中应需单元的胺处理单元。这是因为，含有硫化氢的气体体积通过在先的分离和氢组分回收，已经很大地被降低。
依据本发明方法，提高了循环气体中的氢分压。在一个利用本发明方法的典型单元操作中，氢浓度可以从在已有技术方法中达到的约84摩尔％，提高到90～99摩尔％间的数值或甚至更高数值。改进之处相当于氢纯度提高了6～15摩尔％。在约2,400psig(168.7kg/cm2g)下操作的单元中，由于氢纯度提高13摩尔％，氢分压提高约312psig(21.9kg/cm2g)。可归功于本发明方法操作的在循环气体纯度上的增加，在单元操作中产生下面的优点：
1.更高的产率；
2.更好的蒸馏质量；
3.更长的催化剂循环寿命；
4.更重的进料处理能力；
5.更高的转化能力；
6.防止焦炭形成；和
7.在催化剂床上的改进进料分布。
这些优点的重要性和作用将在加氢裂化单元内容中进一步讨论。
1.更高的产率
在更高氢分压下操作，将导致较低的运行启动(SOR)温度，和贯穿循环过程之中的较低平均床温。这样将增加液体产物产量约4％。并降低较低价值气体的生成。
2.更好的蒸馏质量
更高氢分压改进了航空油、柴油和未转化油的质量。通过提高氢分压312psig(21.9kg/cm2g)带来的在产品质量方面的估计改进，通过下面内容来评估：
a.十六烷值提高约3～4；和
b.苯胺点提高约13°F(7.2℃)～17°F(9.4℃)。
3.更长的催化剂循环寿命
更高氢分压导致在催化剂循环寿命上的增加。对任意给定单元来说，催化剂的循环寿命，通过运行启动(SOR)和运行终止(EOR)温度和催化剂的失活速度来确定。SOR温度是催化剂活性、单元压力和将处理的进料类型的一个参数。催化剂循环寿命也是催化剂稳定的一个参数，其以催化剂失活速度(每月℃或°F)方式来测量。EOR温度通过反应器冶金学或单元经济学(产量)来确定。氢分压增加312psig(21.9kg/cm2g)产生下面的优点：
a.改进催化剂稳定性(相对失活速度)约70％。这是对于催化剂循环寿命来说是最主要的改进。在一个具有2年循环寿命的单元中，该改经将增加循环寿命到大于3年。
b.取决于催化剂的失活速度，SOR温度将降低约5℃～6℃(9°F～11°F)，其相当于约2～3个月的循环寿命增加。
c.催化剂活性，以所需的δ温度形式测量，将每10ps(0.7kg/cm2g)i改进约1℃(1.8°F)～1.5℃(2.7°F)。由此，312psig(21.9kg/cm2g)的氢分压增加，在平均床温上总的改进将为约30℃(54°F)～35℃(63°F)。
所有这些因素是相互关联的，但不会累积，并且对于一个2年循环寿命单元来说在催化剂循环寿命上总的增加，对于该单元在循环寿命上将为约1年。这样达到50％的产量增加。
4.更重的进料处理能力
增建的氢分压能使该的单元运行更重的进料。例如，在已有技术条件下当裂化反应器进料限制为15％DMO85％VGO时，通过本发明操作能获得的更高氢分压，可以增加这个百分比。当使用的特定催化剂将影响增加数量时，能预期在DMO处理容量上最小约5％的增加，即20％DMO80％VGO。
5.更高的转化能力
由于提高的氢分压，加氢裂化器转化率可以增加96～98％。额外地，多核芳烃(PNA)聚集将被降低，并且从而阻力流体将较少。
6.防止焦炭形成
由于在反应器中氢分压的增加，形成焦炭的趋向将充分地降低。更多氢的可用性降低了在催化剂空隙中烃的浓缩和在催化剂活性位点上的随后堵塞。
7.在催化剂床上的改进进料分布
由于更高氢分压，因为气体的较低分子尺寸，其依次地显著降低了在反应器中流动分布不均和热点的形成，使得进料分布充分改进。
从上面的分析来看，其对于一个本领域普通技术人员来说将是显而易见的，与本发明操作相关的经济效益也是显著的。例如，一个具有额定容量为30,000BPD的典型加氢裂化器，通过采用本发明的方法，能从该结合中获得在总年度税收方面超过现行美元$17MM/年的增加。
附图简要说明：
本发明将参考附图来进一步说明，其中类似的组件通过相同的数字表示，和其中：
图1为一个已有技术加氢裂化装置的简要图示；
图2为一个类似于图1的已有技术典型加氢裂化装置的图示，并且增加了一个酸性气体处理单元，以从循环气体流体中去除硫化氢；
图3为一个依据本发明的改进加氢裂化装置的一种实施方式的图示；和
图4为一个类似于图3的改进加氢裂化装置的另一种实施方式的图示，其包括一个酸性气体处理区，用于从该方法气体流体中去除硫化氢。优选实施方式详细说明：
由于本发明提供了一种对现有技术方法的充分改进，适当的是描述一种典型的和代表性的加氢处理作为当前实践，和叙述其局限性以提供一种对本发明优点的更深理解和评价。在本节中，提供图1和2作为用于提供中间馏分如喷气机燃料和柴油机燃料的类型的代表性现有技术加氢裂化单元的示意图。
将被本领域一般技术人员理解的是，对本方法、装置、催化剂和操作条件与步骤的各种改进，在描述的单元操作基本因素范围内是可能的。基于这种认识，许多竞争的加氢裂化技术包装，可以从石油工程和精炼公司在市面上获得。这些市面上的方法中的一些是私人拥有的和特别指定的，并在特定操作条件和特定进料下被采用。现有技术加氢裂化方法的如下说明，对于本领域一般技术人员来说，倾向于是普遍的和例证性的。
参考图1，示意性描述，加氢裂化反应器10含有催化剂，其接受进料流体14，该进料从(a)一种重质烃液体组分16，其含有真空瓦斯油(VGO)和脱金属油(DMO)，和(b)一种氢气进料组分18中形成。该氢气进料组分18含有一种循环气体流体28和一种补充气体流体30，后者典型地产生于氢生成单元(未图示)，其专门用于，至少部分用于该补充流体。这样，考虑到由与其混合形成氢进料组分18的循环流体28提供的氢的数量和纯度，氢生成单元的设计能力，必须足够大，以满足反应器10的最大需求。这样，循环气体流体中氢纯度的任意改进，将对通过氢进料流体18、混合反应器进料流体14和利用催化剂12的加氢裂化反应器10的单元操作整体效率具有积极作用。
反应器流出流体19，是含有裂化烃蒸汽和裂化烃液体和未反应氢的至少两相流体。反应器流出流体19通过高压分离器(HP分离器)20，其在压力只是稍稍低于反应器10中压力的压力下操作。在一个典型的加氢裂化操作中，保持反应器在约2,500psig(175.8kg/cm2g)压力下，并且HP分离器在约2400psig(168.7kg/cm2g)下操作。从HP分离器20中回收的液体流体22，含有加氢裂化产物，并被通到产物分馏区。
从HP分离器20中回收的蒸汽流体24，含有未反应氢，也含有少量的甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和戊烷，有时在下文表示为C1+。从HP分离器20中的闪蒸气体在流体24中，含有例如约78～82摩尔％的氢。
在图1的图示中，该方法也包括一部分高压气体流体24以吹扫气体流体26形式的转换。所需的吹扫气体流体，用来消除一部分C1+烃，以避免这些组分在系统中的聚集。但是，将理解的是，该吹扫气体流体是约80摩尔％的氢，并且这些氢从系统中损失，并必须通过补充氢流体30来替换。
继续参考图1，减少的循环气体流体28与补充的氢气流体30混合，以形成通过流体14喂入到反应器10中的氢进料组分流体18。该补充的氢气流体30典型地供给纯度为96～99.99摩尔％的氢。现有技术方法中混合进料组分流体18，可以含有82～86摩尔％的氢，和典型地平均约84摩尔％的氢。
在一个典型的加氢裂化系统(在图1、2、3和4中未图示，但对于本领域一般技术人员来说是公知的)中，该系统使用如下之一：
1.在HP分离器20中的气-液分离之前，反应器流出流体19被冷却到环境温度，并且分离的环境温度气体变成在流体28下的循环氢气和环境温度液体产物作为流体22一部分流入到产物分馏区；或
2.HP分离器为高压、高温分离器，并且将在流体24中的分离气体进一步冷却到环境温度，和通过冷却制备的任意冷凝液体，在高压环境温度(HPAT)分离器(未图示)中从环境温度气体中分离出来，由此形成在流体28下的环境温度循环气体流体，并且在HPAT分离器中分离的环境温度液体，作为在流体22下流入到产物分馏区；或
3.一种上述步骤1和2的结合方法，包括出于分离高压、环境温度的在流体28下的循环氢气流体的部分冷却和部分分离。
取决于每种流体的相对压力，补充和循环气体流体，通常在单一的或多步骤压缩40机反应器10上部流体中混合。循环气体流体28进入到在约2,400psig(168.7kg/cm2g)和100～140°F(37.8～60℃)下的压缩机中。混合的氢气组分离开在反应器操作压力下的压缩机，在这个代表性的例子中其为约2,500psig(175.8kg/cm2g)
已有技术脱硫方法
如果被喂入到加氢裂化器中的重质烃液体组分包括含硫化合物，这是很普遍的，闪蒸气体流体24将含有少量的硫化氢气体。为了避免硫化氢在系统中的聚集和其对催化剂的有害影响，必须将其去除。
其在图2已有技术方法中图示地描述，该全部的酸性闪蒸气体流体24S，被通入到胺接触区50。该酸性闪蒸气体24S典型地与一种胺溶液逆流地接触，该贫胺溶液54进入到接触器50的顶部，并且含有硫的富胺溶液52从该区50底部回收。在该富胺溶液52的进一步处理中，其不构成本发明内容，硫由于其作为元素硫的经济价值最后被回收，并且再生的脱硫贫胺溶液作为流体54被送回到该区50。
继续参考图2，离开区25的脱硫循环气体流体25，含有例如约80～84摩尔％的氢，相关的纯度已通过去除酸性硫化氢组分而增加。在一个典型的方法中，少量的脱硫循环气体作为吹扫气体流体56被回收。该吹扫气体可以用作精炼燃料或进一步处理，该方法步骤不构成本发明内容。但是，如在图1中的例子，该吹扫气体也含有氢，其是对单元操作的损失，并且必须在补充流体30中被替代。
剩余的循环气体流体27吹扫气体去除后的下游流体，被通到压缩机40中，并且这个步骤和随后的处理步骤与图1相关的上述描述基本相同。
将理解的是，图2中的氢气进料组分流体18，由于与图1中循环气体流体28比较具有相对高纯度的脱硫循环气体流体27，将典型地具有在82～86摩尔％氢范围内更高端的纯度。
在参考图1和2所述的两种已有技术方法中，在循环流体28和27中的气体差别，分别主要是C1～C5烃。这些气态通过HP分离器20并在系统中聚集。通过现有技术对该问题的标准方法是，清洗一小部分循环气体流体，其在前面已提到过，也导致了从系统中氢的损失。
在典型的如参考图1和2所述的那些现有技术方法中，分离的高压液体产物流体被表示为流体22，无论其是在高温或环境温度下，惯例地将其冷却并降低压力，从裂化烃液体产物中分离更轻质的烃，例如在低压(LP)气-液分离器中进行的分离，以制备分离的LP气体和LP液体。应当理解的是，这样的LP气体含有氢，并可以在通过流体18和14通过压缩机40后被压缩和循环回反应器10。进一步应理解的是，这样的操作工艺构成特别适用于本发明的改进方法。
本发明的第一种优选实施方式将参考图3来描述。将理解的是，过程反应器10和高压分离器20分别在参考图1和2的上述条件下操作。相同的参考数字用来描述相同的组件和类似的过程流体。
依据本发明的改进方法，从加氢处理反应器10中的流出物，通过一个高压分离器20，从中如上述方法将流出液流22和流出气流或蒸汽流体24回收。环境温度流出气流24含有未反应氢和甲烷和更重质的烃，后者组分表示为C1+。通过热交换器60和制冷冷却器，将环境温度气体流体24冷却到温度范围为30°F(-1.1℃)～-40°F(-40℃)，优选地温度范围为0°F(-17.8℃)～-20°F(-28.9℃)，和最优选地温度范围为-10°F(-23.3℃)～-15°F(-26.1℃)。更低温度限制通过适用于该精炼系统的碳钢冶金学来确定。冷却的流出气流25和通过在热交换器60和61中形成的任意液体冷凝物，逆流地与一种贫液体溶剂流体74在吸收区70中接触，由此甲烷和更重质的烃从冷却的气体流体25中被吸收，以制备一种含有纯度为90～99摩尔％或更高氢的富氢气体流体76。从吸收区70中的液体流出物是富液体溶剂流体72，其含有吸收的存在于流体24中的C1+烃。
富氢气体流体76，其构成循环气体流体，在热交换器60中冷却在HP分离器流体24中的环境温度闪蒸气体。取决于流体76和流体30的相对压力，将富氢循环流体76与氢补充流体30，在压缩机40之后或在压缩机40中压缩一起时混合，并形成氢进料流体19，其被加入到在操作压力如2,500psig(175.8kg/cm2g)下的反应器进料流体16中。
从吸收区70底部获得的富液体溶剂流体72，被通到至少一个闪蒸步骤80，但优选为通到多个连续的闪蒸桶中。通过在闪蒸桶中的压力降低，含有吸收的C1+烃组分的闪蒸气体流体86被分离，以形成优选的含有存在于HP分离器气体流体24中的C4～C5组分的贫液体溶剂流体82。贫溶剂流体82温度低于富溶剂流体72温度。冷的贫溶剂流体82，在制冷冷却器(未图示)中被冷却后，作为冷却贫溶剂流体74，被送回到吸收区70的顶部。
吸收区70可以包括具有至少一个质量传输填充区或装备有质量传输盘的塔，在其中含有氢的冷却流出气流25，以逆流的方式向上通到冷却的贫液体溶剂流体74中。本发明进一步的优选实施方式将参考图4中的图示方法流程图来说明。在这个实施方式中，加氢裂化器进料16含有硫化合物。在这个实施方式中，分离的高压环境温度流出气流24将含有硫化氢。在如上所述的本发明方法操作中，硫化氢也将在贫液体溶剂74中和C1+烃组分一起被吸收。在这种情形下，循环气体流体76在吸收区70中被脱硫，并由此不需要在已有技术方法中典型的胺处理。
含有硫化氢和C1+组分的富溶剂液体吸收器流出流体72，被通到一个或多个闪蒸再生单元80中。紧随闪蒸再生步骤之后，贫液体溶剂从流体82中回收并作为冷却流体74送到吸收区70顶部。
含有硫化氢和C1+组分的酸性闪蒸气体流体86，被通入到胺处理区50S，以从气体中去除硫化氢。从胺接触区50S中回收的脱硫C1+气体流体88，可以用作脱硫精炼燃料或通过用于其组分的进一步处理和/或分离。依据公知的方法来处理富硫液体胺流体56，以回收硫并将贫液体胺流体58送回到胺接触区50S中。
由于在本发明改进方法图4中流体86的流动速度，显著地小于已有技术方法中流体24S的流动速度，在本发明方法中用于胺区50S的胺处理需求，充分地小于在已有技术方法中胺区50的需求。但是，参考图3应理解的是，本发明方法可以有效地利用依据图2的胺处理区50的下游流体，由此，HP分离器闪蒸流体24S，在依据图3或4方法吸收区70中C1+组分吸收之前被脱硫。
如前所述，在依据图1和图2的现有技术方法中，其中HP分离器液体流体22被降低压力，以从LP分离器中分离额外的氢，以形成循环回反应器10中的LP气体，这些分离的气体可以被压缩，并在图3或图4的吸收区70中一起处理、或在一个低压吸收区70LP(未图示)中分别处理，由此从吸收区70LP中制备低压的90～99摩尔％的氢。这种低压、高纯度的氢流体，可以随后被压缩，并与图3或图4中用于送回到反应器10中的循环流体76混合。
从上述的说明中将理解的是，本发明广泛地涉及用于在加氢处理反应器中氢化进料流体的方法的改进，进料流体含有重质烃液体组分和氢气进料组分，该氢气进料组分含有循环气体流体和补充气体流体，反应器产生一种流出液流和一种流出气流，该流出气流含有未反应的氢和甲烷和更重质的烃，改进之处包括：
a)将分离的流出气流冷却到温度范围为+30°F(-1.1℃)～-40°F(-40℃)；
b)将冷却后的流出气流与一种贫液体溶剂流体在吸收区中接触，以从该流出气流中吸收甲烷和更重质的烃，制备一种含有90～99摩尔％氢的富氢气体流体和一种富液体溶剂流体；
c)从该吸收区中回收该富氢气体流体；
d)将该富氢气体流体添加到加氢处理反应器进料流体中，作为循环气体流体；和
e)在至少一个闪蒸步骤中，急骤蒸发该富液体溶剂流体，制备用于在步骤(b)中接触冷却后的流出气流的、含有在分离的流出气流中存在的C4～C5组分的贫液体溶剂流体，和制备一种甲烷和更重质烃气体产物的流体。
在该方法的一种替换实施方式中，其中重质烃液体组分进料含有硫，并且在步骤(e)中获得的甲烷与更重质烃气体产物流体含有硫化氢，该方法包括紧随步骤(e)的进一步步骤：
f)将甲烷和更重质烃气体产物和一种贫胺溶液在处理区中接触，用于将硫化氢去除，并由此提供一种脱硫的甲烷和更重质烃气体产物；
g)从该处理区回收富含硫化氢的胺溶液；和
h)将该富含硫化氢的胺溶液通过再生柱，以制备一种用于在步骤(f)中接触的贫胺溶液。
也在另一个实施方式中，其中重质烃液体组分进料含有硫，并且分离的流出气流含有未反应的氢和甲烷，并且更重质的烃含有硫化氢，该方法包括进一步的步骤：
i)在处理区中将分离的流出气流与贫胺溶液接触，用于去除硫化氢，并由此提供一种用于在步骤(a)中冷却的、脱硫的氢和甲烷和更重质烃气体流体；
j)从该处理区回收富含硫化氢的胺溶液；和
k)将该富含硫化氢的胺溶液通过一个再生柱，以制备一种用于在步骤(i)中接触的贫胺溶液。
在本发明方法操作中，加氢处理反应器选自加氢脱硫、加氢裂化、加氢脱氮、加氢脱烷基和加氢精制反应器。当加氢处理反应器是加氢裂化反应器时，反应器在压力范围为500psig(35.1kg/cm2g)～5,000psig(351.5kg/cm2g)下操作，更优选压力范围为1,000psig(70.3kg/cm2g)～3,000psig(210.9kg/cm2g)。当反应器选自加氢脱烷基和加氢精制反应器时，反应器在压力范围为200psig(14.1kg/cm2g)～3,000psig(210.9kg/cm2g)下操作。
在本发明的另一种实施方式中，从反应器中获得的流出液体产物和气体流体，通过一个高压分离器，其在压力范围为200psig(14.1kg/cm2g)～5,000psig(351.5kg/cm2g)下操作，更优选压力范围为200psig(14.1kg/cm2g)～3,000psig(210.9kg/cm2g)。
在进一步的实施方式中，流出气流和贫液体溶剂流体在一个压力范围为200psig(14.1kg/cm2g)～5,000psig(351.5kg/cm2g)下的吸收区中接触，更优选压力范围为200psig(14.1kg/cm2g)～3,000psig(210.9kg/cm2g)。
操作本发明的方法，以提供反应器进料流体的氢气进料组分，其含有90～99摩尔％的氢，和含有70～99摩尔％氢的补充气体流体。
在该改进方法中，分离的流出气流被冷却到温度为0°F(-17.9℃)～-20°F(-28.9℃)之间，更优选地，将流出气流被冷却到温度范围为-10°F(-23.3℃)～-15°F(-26.1℃)。
在本发明方法的操作中，其中分离的流出气流含有水，并且分离的流出气流与乙二醇一起冷却，并且在进入到吸收器之前，将乙二醇/水混合物从冷却的烃气体和烃液体流体中分离出来。
当重质烃组分选自石脑油、煤油、柴油、轻质真空瓦斯油、重质真空瓦斯油、脱金属油、焦化瓦斯油、渣油、燃料油和芳烃时，本发明的方法特别适用。
在另一种优选实施方式中，从吸收区中回收的富氢气体流体，进一步地与反应器流出气流，在用于循环到加氢处理反应器中的压缩之前，进行交叉热交换。
在一种优选的实施方式中，贫液体溶剂流体进入到温度范围为+30°F(-1.1℃)～-40°F(-40℃)下的吸收区，更优选温度范围为0°F(-17.8℃)～-20°F(-28.9℃)，和最优选温度范围为-10°F(-23.3℃)～-15°F(-26.1℃)。
在进一步的实施方式中，富液体溶剂流体通过至少两个连续的闪蒸分离器。其中将从第一个连续的闪蒸分离器中获得的分离气体压缩，并作为洗脱后的气体送回到吸收区。对于溶剂再生，闪蒸分离器为气液二相分离桶，并且连续的闪蒸分离器在连续地低于在吸收区中操作压力的压力下操作。
在本发明的另一种实施方式中，降低从高压分离器中获得的分离液体产物压力，以制备一种低压液体和气体流体。该低压液体和气体流体在一个低压分离器中被分离，以制备一种低压富氢气体流体。将该低压富氢气体流体(i)在进入到用于共处理的步骤(b)的吸收区之前，压缩和冷却；或(ii)冷却，并与含有在反应器流出气流中存在的C4～C5组分的贫溶剂流体接触，以制备一种含有90～99摩尔％氢的低压高纯度氢循环流体。
由于对于精练工艺领域的一般技术人员来说，依据上面的教导，对本发明的多种改进和变化将是显而易见的，并由此是在所附权力要求书范围内，因此本发明也可以在特定的描述之外进行操作。