石油化工工藝單元中的氫處理的製作方法

2023-05-30 16:02:01

專利名稱：石油化工工藝單元中的氫處理的製作方法
技術領域：
本發明涉及與石油化工工藝單元相關的在含氫物流中的氫處理，其中含氫物流經受快速循環變壓吸附處理以提高其中氫的濃度。
背景技術：
氫對於許多當今的煉油廠和石油化工工藝單元的運轉，包括煉油廠中的加氫處理單元和石油化工廠的異構化單元，是極其重要的。因為在各種加工單元中氫是重要的和有價值的商品，如果通過除去含氫物流的至少一部分其它組分，能夠增加與這種加工單元相關的含氫氣體中氫的濃度，這將是有益的。

發明內容
發明_既述在一個優選實施方式中，提供了增加與石油化工工藝單元相關的含氫氣體中氫的濃度的工藝，該工藝包括使含氫蒸汽經受快速循環變壓吸附單元，該單元包括多個吸附床並且具有小於約30秒的總循環時間且各吸附床內的壓降大於約5英寸水柱/英尺床層長度的壓降。在另一優選實施方式中，快速循環變壓吸附的總循環時間小於約15秒。在又一優選實施方式中，總循環時間小於約10秒並且各吸附床的壓降大於約10 英寸水柱/英尺床層長度。本發明詳述純化的對位和鄰位二甲苯異構體被大規模地用作許多衍生物的中間體，其中一些包括主要的石油化學品。認為對於純化的間二甲苯的需求在100和IOOOkta之間，體積級分為商品和專用化學品。2005年對於對位和鄰位二甲苯的工業需求粗略為32，OOOkta,大致分為7 1。對二甲苯需求如此之大，以致工業上開發了從其它芳香烴分子來生產它的工藝。分離和轉化用於生產對二甲苯的常用給料的途徑包括平衡工藝和對位選擇路線。 目前令人滿意的工業上使用的主要路線包括二甲苯異構化，或來自C8芳烴混合物的二甲苯異構化，甲苯岐化以生產二甲苯和苯的均衡混合物，C9+烷基芳烴與甲苯和/或苯的烷基交換作用，以及選擇性甲苯岐化生成對二甲苯和苯。在乙苯轉化方式上不同的三種二甲苯異構化工藝已經商業化，包括乙苯氫化脫乙基生成苯和乙烷，乙苯加氫異構化以生產另外的二甲苯，或乙苯烷基轉移交換作用，隨後蒸餾除去形成的重組分。在所有這些化學作用中，使用二甲苯異構化循環。通過在C9分餾塔中除去C9+芳烴，C8和C9+給料首先被分餾以產生C8中心餾分；如果想得到鄰二甲苯，任選地使用鄰位塔。在吸附工藝中從C8中心餾分回收對二甲苯；因為吸附工藝回收進料中> 95%的對二甲苯，殘油液具有約的低對二甲苯含量。然後在二甲苯異構化反應器中處理來自吸附的貧對二甲苯殘油液，在該反應器中乙苯加氫脫烷基化，二甲苯異構化達到平衡，以及共沸的石蠟加氫裂化為輕質氣體。然後異構體在連續塔中被蒸餾穩定塔除去輕質氣體，同時苯和甲苯在分餾塔中作為塔頂餾分被除去，並且隨後被蒸餾以產生苯和甲苯。然後C8異構體與新鮮進料相結合，並且為了進一步加工循環回到C9+分餾塔。因為對二甲苯的平衡濃度約是對％，如果僅回收對二甲苯，C8物流經歷約三次再循環。因為高度的再循環，避免二甲苯異構化反應器中不希望有的反應是很重要的。不希望有的反應包括二甲苯的甲基和乙基芳烴烷基交換產生C9+芳烴，包括苯和二甲苯兩者的芳烴飽和產生環己烷和二甲基環己烷，以及芳烴氫化裂解產生輕質氣體。除反應和減少有用的產品產率以外，四個反應都減少了對二甲苯的最終產率，稱作二甲苯損失，因為它們導致芳烴淨產率損失。芳烴飽和是不利的，因為它也減少了苯產物的純度，如果蒸餾的苯將以化學級出售，必須避免這種情況。典型的工藝條件是400 470°C，14 2Ibar，1 5摩爾的氫烴，以及1 20WHSV C8芳烴給料(見例如，美國專利第5，977，420號)。甲苯岐化或選擇性甲苯岐化在工業上也被用於對二甲苯的生產。工藝條件是 400 470°C，200 500psig，0. 5 5摩爾的氫烴，以及2 5WHSV C8芳烴給料。甲苯給料經再循環耗盡並且產物為苯、富含對二甲苯和乙苯的C8芳烴、輕質石蠟和C9+芳烴。如果希望得到高產率的對二甲苯，為了作為產物的二甲苯的均衡分布，每道工序的甲苯轉化率限於約32%或45%。依使用的給料而定，對於甲基芳烴的烷基交換處理的工業化生產工藝可以粗略地分為兩類甲苯與C9/C10芳烴的烷基交換，以及較重的給料例如C9/C10芳烴的轉化，沒有添加甲苯或苯。兩種工藝類型均使用上述甲基芳烴和芳烴脫乙基/脫丙基化學反應。這些工藝操作在400 470°C，200 400psig，1 5摩爾的氫烴，以及根據芳香烴給料的 0. 5 5WHSV。在加氫脫烷基化(HDA)處理中甲苯可以加氫裂化成苯和甲烷，HDA，其目前總數是石油化學品級苯生產的約15%，可以通過催化或熱處理進行。催化過程利用酸性的、負載的VIII族金屬或負載在氧化鋁上的金屬氧化物，並且為了使金屬燒結最小化，在溫度低於 500°C下操作。熱處理採用高溫(典型地> 650°C)和高濃度的氫(典型地H2 甲苯為2 6)。熱法HDA目前對於使用HDA的新加工單元是佔優勢的路線，因為其產生高產率的苯並且避免使用需要定期更換的催化劑。可回收幾乎定量的苯的摩爾產率(99%)，但是甲烷的形成是芳烴淨重量產率的損失，並且因此最終淨重產率限於約84%。苯和甲苯的相對價格因石油化學品循環過程而變化並且由此指示經濟情況，但是根據經驗，當苯的現貨價格大於甲苯價格1. 25倍的時候，HDA是有利的。如以上信息所示，氫在石油化學品領域中是關鍵的。氫被用在幾個工藝中，包括二甲苯異構化處理，甲苯岐化生成混合的二甲苯和苯，選擇性甲苯岐化主要產生對二甲苯和苯，以及甲苯、苯和重組分烷基交換產生另外的混合二甲苯，以及甲苯加氫脫烷基化產生苯。在所有這些工藝中，氫對於使形成的烯烴飽和、參與催化過程中的化學作用以及減少催化劑老化是關鍵的。
4
顯然，通過除去雜質如輕質烴，或氫進料中的雜質如硫化氫、氨、一氧化碳和二氧化碳，增加氫純度的方式能夠對石油化學操作產生有利影響。在傳統的變壓吸附(「傳統的PSA」)中，氣體混合物在壓力下經過一段時間被傳導至第一固體吸附劑的床層上，該床層對於一種或更多組分具有選擇性或相對的選擇性， 通常認為該組分是將要從物流中被除去的雜質。如果不方便，有可能同時除去兩個或更多雜質，將被除去的組分或多組分是指單一的並稱作雜質。氣體混合物通入第一導管中的第一吸附床並且從在雜質中耗盡的床層脫出，該雜質保持吸附在床層中。在預置時間之後或可選擇地當觀察到雜質斷續通過時，氣體混合物流轉換到第二導管中的第二吸附床繼續提純。當第二床層進行吸附時，吸附的雜質通過減壓從第一吸附床除去，通常伴隨以氣體逆流以吸附雜質。當導管壓力減小時，以前吸附在床層內的雜質逐漸地解除吸附進入尾氣系統， 其典型地包括巨大的尾氣罐和設計以使下遊系統的壓力波動最小化的控制系統。可以以任何合適的方式從尾氣系統收集雜質並酌情作進一步處理或安排。當解吸完全時，吸附床可以用惰性物流例如氮氣或生產氣體的純化物流吹洗。通過利用較高溫度的吹洗物流可以促進吹洗。在例如穿透第二床層之後，並且在第一床層已再生以便再次為吸附工作做準備之後，氣體混合物流從第二床層轉換到第一床層，並且第二床層再生。總循環時間為從氣體混合物在第一個循環中第一次被傳導至第一床層至氣體混合物在緊接著的循環中第一次被傳導至第一床層的持續時間，就是說在第一床層單次再生之後。當吸附時間很短而解吸時間很長時可能需要使用除了第二導管之外第三、第四、第五等導管，用於增加循環時間。因此，在一個結構中，變壓循環包括進料步驟、至少一個減壓步驟、吹洗步驟，以及最終的再增壓步驟為再引入進料步驟準備吸附材料。雜質的吸附通常通過物理吸附到吸附劑上發生，該吸附劑是普通多孔固體，例如活性碳、氧化鋁、二氧化矽或二氧化矽-氧化鋁，其對雜質有吸引力。沸石經常被用在許多應用中，因為它們可以顯示在重要程度上對某些雜質的選擇性，由於其可控的和可預測的孔徑尺寸。通常，考慮到實現物種解吸的困難增加，該物種在化學性質上變得受吸附劑限制，與吸附劑發生化學反應是不利的，但是如果在循環解吸期間吸附材料可以有效地解吸，例如通過使用較高的溫度伴隨減壓，本發明也不排除化學吸附。變壓吸附處理在書名為《變壓吸附》，D. M. Ruthven, S. Farouq & K. S. Knaebel著(VCH出版社，1994) 一書中作了更充分的描述。由於種種原因傳統的PSA具有重大的固有的缺點。例如傳統PSA單元的修建和運轉昂貴，並且對於需要從含氫物流中回收的相同數量的氫，同RCPSA相比尺寸明顯較大。同時，由於需要允許組分擴散通過傳統PSA中使用的較大床層和單元結構和涉及的閥門的時間限制，傳統的變壓吸附單元通常具有的循環時間超過一分鐘，典型地超過2至4分鐘。相反，使用快速循環變壓吸附具有的總循環時間小於一分鐘。RCPSA的總循環時間可能小於 30秒，優選小於15秒，更優選小於10秒，更優選小於5秒，並且更優選小於2秒。進一步， 所用的快速循環變壓吸附單元可以利用顯著不同的吸附劑，例如，但不限於結構材料如整塊料。吸附工藝的總體吸附率，不論傳統的PSA還是RCPSA，通過氣相中的傳質速率常數 (τ g)和固相中的傳質速率常數(τ s)來表徵。一種材料的材料傳質速率取決於吸附劑、吸附的混合物、壓力和溫度。氣相中的傳質速率常數定義如下
a. τ g = Dg/Rg2 (單位 cm2/sec)(1)其中Dg為氣相中的擴散係數以及&為氣體介質的特徵尺寸。此處氣相中的氣體擴散Dg為本領域所熟知(即可以使用常規值)並且氣體介質的特徵尺寸艮定義為兩層結構吸附材料之間的通道的寬度。材料固相中的傳質速率常數定義如下a. τ s = Ds/Rs2 (單位 cm2/sec)(2)其中Ds為固相中的擴散係數以及Rs為固體介質的特徵尺寸。此處固相中的氣體擴散03為本領域所熟知(即可以使用常規值)並且固體介質的特徵尺寸Rs定義為在吸附層的寬度。 D. M. Ruthven & C. Thaeron，平行通道吸附接觸器的性能，分離與提純技術 12(1997)43 60，在此引入作為參考，闡明對於流動通過整塊料或結構吸附劑，其通道的寬度是優良的氣體介質的特徵尺寸Rg。美國專利第6，607，584號，Moreau et al.，在此引入作為參考，也描述了計算這些用於傳統PSA的特定吸附劑和標準測試組合物的傳遞速率和相關係數的細節。這些傳質速率常數的計算為本領域普通技術人員所熟知，並且也可能源自本領域普通技術人員的標準測試數據。傳統PSA依靠使用顆粒吸附劑的吸附床。另外，由於結構制約，傳統PSA通常包括 2個或多個單獨的床層，其循環以便至少一個或多個床層在任一時刻完全或至少部分處於循環的進料部分中，為了限制處理的工藝流程中的擊穿或浪湧。然而由於統傳PSA單元的尺寸相對大，吸附材料的顆粒尺寸通常限制在大於等於約1mm。否則，將導致過度的壓降、增加的循環時間、有限的解吸和進料材料的溝流。在具體實施方式
中，RCPSA利用迴轉閥系統傳導物流通過旋轉吸附組件，該組件包括許多單獨的吸附床隔間或「管道」，當旋轉組件完成循環操作時其各個接連著循環通過吸附和解吸步驟。旋轉吸附組件通常包括保持在旋轉吸附組件任一端上的兩個密封板之間的複式管，其中密封板與定子接觸，該定子由單獨的歧管組成，其中進氣被傳導至RCPSA管道並加工成為純化的產品氣體並且存在於RCPSA管道中的尾氣被傳導離開循環吸附組件。 通過合適地排列密封板和歧管，許多單獨的隔間或管道可以在任一時刻通過全循環的特徵步驟。與傳統的PSA相比較，對於吸附/解吸循環要求的流量和壓力變化可以若干單獨的每個循環大約數秒的增量變化，其消除了壓縮和閥設備遇到的壓力和流速脈動。在這種情形下，RCPSA組件包括閥元件，其有角度地間隔在旋轉吸附組件佔據的環形路線周圍，以便各個隔間在適當的方向和壓力下連續地通向氣體流徑，以實現完整的RCPSA循環中增加壓力/流向步驟的其中一步。RCPSA技術的一個關鍵優點是吸附材料的顯著更有效的使用。 RCPSA技術需要的吸附劑數量僅為傳統PSA技術達到相同分離數量和質量所需的吸附劑數量的一小部分。因此，RCPSA需要的覆蓋區、投資和活性吸附劑數量顯著地低於傳統PSA單元處理等量氣體所需。在一個實施方式中，單位壓降的RCPSA床層長度，所需的吸附活性，和機械約束 (由於RCPSA中旋轉床層的離心加速)，避免使用許多傳統的PSA吸附床材料，更準確地說是呈疏鬆的丸、顆粒、珠或擠出形狀的吸附劑。在一個優選實施方式中，吸附材料被固定到支撐基礎材料上以用於RCPSA旋轉設備中。例如，旋轉RCPSA設備的一個實施方式可以是包括固定到結構化增強材料上的吸附材料的吸附片形式。合適的粘合劑可用於連接吸附材料與增強材料。非限制的增強材料的實例包括整塊料、礦物纖維基料(如玻璃纖維基料)、 金屬絲基料(如金屬絲網篩)，或金屬箔(如鋁箔)，其可做陽極化處理。玻璃纖維基料的實例包括編織的和非編織的玻璃纖維稀鬆布。通過將合適的吸附劑組分的漿液，例如具有粘合劑成分的沸石晶體塗覆在增強材料、非編織的玻璃纖維稀鬆布、編織的金屬織物和展開的鋁箔上，可以製造吸附片。在特定的具體實施方式
中，吸附薄片或材料被覆蓋在陶瓷支撐物上。RCPSA單元中的吸附器典型地包括由一種或多種吸附材料形成的吸附劑固相和可滲透的氣相，待分離的氣體從吸附器的入口向出口流動通過吸附器，需要從物流中除去的大部分組分吸附到吸附劑的固相上。氣相可稱作「循環氣相」，但更簡單地稱作「氣相」。固相包括孔的網絡，其平均尺寸通常在約0. 02 μ m與20 μ m之間。可能存在甚至更小的孔的網絡，稱作「微孔」，在例如微孔碳吸附劑或沸石中可以見到。固相可以沉積在非吸附支撐物上，其主要功能是為活性吸附材料提供機械強度並/或提供熱傳導功能或儲熱。吸附現象包括兩個主要步驟，即被吸附物從循環氣相通過到達固相表面，隨後被吸附物從固相的表面通過到達體積內進入吸附點。在一個實施方式中，RCPSA使用結構吸附劑，該吸附劑與用於RCPSA單元中的管道相結合。這些結構吸附劑具有出乎意料高的傳質速率，因為氣體流過由吸附劑的結構薄片形成的通道，與傳統PSA中使用的傳統的綑紮固定床結構比較，其提供了在傳質上的重大改進。本發明中氣相傳遞速率(Tg)與固相傳質速率(τ s)的比值大於10，優選大於25，更優選大於50。這些非常高的傳質速率比值允許RCPSA在高回收率產生高純度氫物流，而僅使用一小部分的傳統PSA的單元尺寸、吸附劑體積和花費。結構吸附劑的實施方式也導致通過吸附劑獲得比傳統PSA顯著更大的壓降，沒有與顆粒床技術相關的不利影響。吸附床可以設計為具有大於5英寸水柱/英尺床層長度的吸附床單位長度壓降，更優選大於10英寸&0/ft，並且更優選大於20英寸&0/ft。這是對比傳統的PSA單元，其中吸附床單位長度壓降依所用的吸附劑而定通常限制在小於約5英寸H20/ft，最傳統的PSA單元，其設計具有等於或小於約1英寸H20/ft的壓降，以使得所討論的與傳統PSA單元的較大床層、長循環時間和顆粒狀吸附劑有關的問題最小化。因為床層流化的風險，傳統PSA的吸附床不能提供較高的壓降，由於伴隨單元問題以及/或需要添加或替換失去的吸附材料，其導致過度的磨損和單元過早停車。這些明顯較高的吸附床單位長度壓降允許RCPSA吸附床比用在傳統PSA中的明顯更緊密、更短並且更有效。在一個實施方式中，高單位長度壓降允許獲得穿過結構吸附床的高蒸氣速度。這導致單位時間內在工藝流體與吸附材料之間質量接觸比率比傳統PSA可獲得的更大。這導致較短的床層長度、較高的氣相傳遞速率(Tg)和改進的氫回收率。具有這些顯著較短的床層長度，當活性床層的長度最小化至通常小於5英尺長度，優選小於2英尺長度以及小於 1英尺長度時，本發明的RSCPA應用的總壓降在進料循環期間可以維持在總床層壓差約為 0.5 M 50psig，優選小於 30psig。RCPSA工藝中使用的絕對壓力水平並未限制。實際上，假如吸附與解吸步驟之間的壓差足以導致載有吸附劑的被吸附物部分的變化，由此提供分離經RSCPA單元處理的物流組分的有效△負載。典型的絕對操作壓力水平範圍從約50至2500psia。然而，注意到在進料、減壓、吹洗以及再增壓階段中使用的實際壓力高度取決於許多因素，包括但不限於整個物流分離的實際操作壓力和溫度、物流組成，以及希望得到的RCPSA產品物流的回收百分率和純度。RCPSA工藝並未明確地限於任何絕對壓力，並且由於其壓縮尺寸的因素，逐漸變得比在較高操作壓力下的傳統PSA工藝更為經濟。美國專利第6，406，523號、第6，451，095 號、第6，488，747號、第6，533，846號和第6，565，635號，在此引入全部作為參考，公開了 RCPSA技術的各個方面。 在一個實施方式及實例中，快速循環變壓吸附系統具有分離進氣成為產品氣體 (本實例中，富氫物流)和尾(廢)氣的總循環時間tTOT。本方式通常包括將具有氫純度的進氣傳導入吸附床的步驟，其中F為弱吸附(氫)組分進氣的百分率，該吸附床選擇性地吸附尾氣並讓氫產品氣體穿出床層，時間為、，其中氫產品氣體具有純度和回收率R%。 回收率是保留在產品中的氫的數量與進料中可利用的氫的數量的比值。然後床層被並流減壓，時間為tro，隨後床層被逆流減壓，時間為t。N，其中解吸物(尾氣或廢氣)在大於或等於Ipsig的壓力下從床層中釋放。吹洗床層，時間為tP，典型地用一部分氫產品氣體。隨後床層被再加壓，時間為tKP，典型地用一部分氫產品氣體或進氣，其中循環時間tTOT，等於包括總循環時間的單獨循環時間的總和，即該具體實施方式
包括，但不限於RCPSA工藝，這樣對於產品純度與進料純度的比值？％汗％>1.1，回收率1 %>80%，並且/或對於產品純度與進料純度的比值0 < / F%90%。支持這些高回收率&純度範圍的結果可以從本文實例4至 10中找到。其它具體實施方式
包括RCPSA在工藝中的應用，其中氫回收率顯著低於80%。 RCPSA的具體實施方式
不限於超過任何特定的回收率或純度臨界值，並且可以用在與期望值同樣低的回收率及/或純度上或經濟上合理的特定應用中。也應該注意到在本發明範圍內以上等式(3)的步驟tTO、tCN或tP可以共同或以任何單獨的組合被省略。然而優選以上等式(3)中所有步驟都完成或僅有其中一個步驟或teN從總循環中被省略。然而，另外的步驟可以增加到RCPSA循環中以助提高氫的純度和回收率。因而在RCPSA中能夠實際實現增強，因為需要的小部分吸附劑以及由於消除了大量的用在傳統RCPSA應用中的固定閥。在具體實施方式
中，也優選在足夠高的壓力下釋放尾氣以便尾氣可以供給另一個不含尾氣壓縮的單元。更優選尾氣壓力大於或等於eopsig。在優選實施方式中，尾氣壓力大於或等於80psig。在更高的壓力下，尾氣可以被傳導至燃料壓頭。本發明的實踐可以具有以下好處(a)增加可用作補充氣體的含氫物流的純度，或在其適合作為補充氣體之前必須提高到更高純度的物流的純度。(b)增加含氫的再循環氣體流的純度，其導致反應器中整個加氫處理氣體的純度增加，使得允許更高的加氫處理強度或附加產品處理。(c)從加氫處理吹洗氣中回收利用H2，或者其中存在明顯濃度的(在氣體洗滌之前)或者在氣體洗滌之後(典型地< IOOvppm H2S)。
8
在加氫處理中，增加的吐純度在加氫處理反應器中轉化為更高的吐分壓。這既增加了反應動力學又減少了催化劑失活率。更高的吐分壓的好處可以通過各種方式開發，例如在較低的反應器溫度下操作，其減少能源消耗，減少催化劑失活並延長催化劑壽命；增加單位進料速率；處理更「酸」性的(較高的硫)給料；加工更高濃度的裂化給料；改進產品顏色，特別是接近運行結束時；解除存在於壓縮機和/或氣體處理電路中的薄弱環節(增加在恆定總流量下標準立方英尺的H2，或在較低總流量下相同標準立方英尺的H2)； 以及其它對於本領域的技術人員顯而易見的方式。增加H2回收率也提供了重要的潛在利益，其中一些如以下描述(i)減少煉油廠內對於購買、製造或其它來源的H2的需求；(ii)作為增加氫回收率的結果，在固定的(存在的)補充氣體需求下增加加氫處理進料速率；(iii)提高加氫處理中的氫純度因為增加了雜原子去除率；(iv)從煉油廠燃料氣中除去一部分H2，因為氫的BTU值低，對燃料氣體不利，該 BTU值可以呈現某些爐子燃燒器的燃燒容量極限和困難；(ν)其它對於本領域的技術人員顯而易見的好處。以下實施例僅用以例示性目的並不應以任何方式形成限制。
具體實施例方式實施例實施例1本實施例描述不具有本發明好處的煉油廠工藝單元的傳統操作。在下運轉的第一加工餾份處理器，以典型的速率160m3/h，被供以來自不同上遊加工單元例如減壓管式蒸餾釜或選擇性催化處理單元的餾出物燃料混合物。在20barg下運轉的第二加工餾份(例如瓦斯油)處理器，以典型的速率200m3/h， 被供以來自不同上遊加工單元例如常壓管式蒸餾釜或流化催化裂化單元的油混合物。第二單元可以連同第一單元以不同的傳統方式操作，設計各種方式來製造滿足硫規格的餾出物產品。例如第一處理器生產具有50ppm硫的產品，而第二處理器可以製造具有2000ppm硫的產品。當以前者方式實踐傳統單元的操作時，第二單元中氫消耗量為2400Nm3/h，具有處理氣體速率14Nm3/h以及產品硫1250ppm。第一單元的對應值為氫消耗量3500Nm3/h，處理氣體速率 27Nm3/h以及產品硫44ppm。這些值代表不具有在工藝結構中使用RCPSA的好處的實施例。實施例2本實施例說明本發明的第一具體實施方式
，如圖2所示，其中RCPSA單元位於第二酸性洗滌器出口上。在本發明的這種操作方式中，第二煉油廠單元中氫消耗量為3500Nm3/ h，具有處理氣體速率14Nm3/h以及產品硫llOOppm。在這種操作方式下第一單元的對應值為氫消耗量3900Nm3/h，處理氣體速率27Nm3/h以及產品硫27ppm (對比實施例1中44ppm)。 從本實施例看出，當與上述實施例1中的傳統操作方式相比，圖2所述操作方式允許在第一和第二處理器中顯著增加氫消耗量，並且進一步減少處理器中兩產品的硫含量。因此，允許加工更多的進料並且具有更多的低硫餾出物產品。
實施例3本實施例說明本發明的第二具體實施方式
，其中快速循環PSA單元位於實施例1 單元的結構內，如

圖1所示。這樣做時，第二處理器中處理氣體純度增加並且因此第二處理器中的氫消耗量由1500Nm3/h增至3900Nm3/h。此外在本發明本方式的第二單元中，處理氣體速率為9Nm3/h以及產品硫1250ppm。在本發明本具體實施方式
下第一單元的對應值為氫消耗量3500Nm3/h，處理氣體速率27Nm3/h以及產品硫35ppm。從實施例2看出，圖1所述操作方式允許氫消耗量提高几乎50%並且硫含量減少(35ppm對比44ppm)。出乎意料的是本實施例說明硫減少量不如實施例2中的多，因為有些芳烴是飽和的，其不會留下額外的氫用於深度脫硫。實施例4在本實施例中，煉油廠物流為480 ^8，具有尾氣65 ^8，從而壓變為6.81。進料組成和壓力是煉油廠加工單元典型的，例如在加氫操作或加氫處理的應用中見到的那些單元。 本實施例中典型的烴由其碳的數目來描述，即C1 =甲烷，C2 =乙烷等。RCPSA能夠在一定範圍流速下產生純度> 99%的氫以及> 81%的回收率。附表Ia和Ib顯示了 RCPSA的計算機模擬結果以及本實施例不同組分的進料和產物百分比。附表Ia和Ib也顯示了對於6MMSCFD 物流在480psig以及尾氣65psig，當回收率從89. 7%增至91. 7%時氫純度是如何減少的。表 la&lbRCPSA (67ft3) H2提純中進料和產物組成(mol % )進料在480psig、122deg F 及尾氣 65psig進料速率約為6MMSCFD表la.較高的純度步驟時間以秒計為tF = 1，tco = 0. 167，tCN = 0，tP = 0. 333，tEP = 0. 5H2 純度 98. 6%，回收率 89. 7%
權利要求
1.一種與石油化工工藝相關的增加含氫輸入物流中氫純度的方法，所述方法包括使含氫輸入物流經受快速循環變壓吸附單元處理，所述快速循環變壓吸附單元包括多個吸附床並且具有小於約30秒的總循環時間，通過等式tTOT = tF+tC0+tCN+tp+tEp定義所述總循環時間tTOT，其中、代表產生吸附的時間，、^代表並流減壓的時間，、Ν代表逆流減壓的時間，tp 代表吹洗床層的時間，tEP代表床層被再加壓的時間，並且所述快速循環變壓吸附單元的各吸附床內的壓降大於約5英寸水柱/英尺床層長度，從而形成純化的含氫氣體產物，其中從快速循環變壓吸附單元回收純化的含氫氣體產物，相對於含氫輸入物流，其中這樣控制tF、 tc。、tCN、tP和tKP中的一個或多個，使得表現出(i)對於氫純度與進料的比值(P% /F% ) > 1. 1，回收率(R% ) >80%, (ii)對於氫純度與進料的比值1 < /F% ) 90%，或(iii) (i)和(ii) 二者。
2.如權利要求1所述方法，其中石油化工工藝是選自二甲苯異構化、乙苯加氫異構化形成二甲苯、甲苯岐化、選擇性甲苯岐化以及甲苯、苯和C9+烷基交換作用的一種或多種。
3.如權利要求2所述方法，其中快速循環變壓吸附的總循環時間小於約15秒。
4.如權利要求3所述方法，其中總循環時間小於約10秒並且各吸附床的壓降大於約 10英寸水柱/英尺床層長度。
5.如權利要求4所述方法，其中總循環時間小於約5秒。
6.如權利要求5所述方法，其中各吸附床的壓降大於約10英寸水柱/英尺床層長度。
全文摘要
本發明涉及石油化工工藝單元中的氫處理，具體涉及與石油化工工藝單元相關的含氫物流中的加氫處理，其中含氫物流經受快速循環變壓吸附處理以增加其中氫的濃度。
文檔編號B01D53/047GK102350170SQ20111019849
公開日2012年2月15日 申請日期2006年1月23日 優先權日2005年1月21日
發明者巴爾·K·考爾, 戴維·L·斯特恩, 約翰·迪-毅·烏, 達納·L·皮洛伊德 申請人:埃克森美孚研究工程公司