專利名稱：聯合餾出物回收方法
技術領域：
本發明涉及一種由石油加氫轉化反應器的流出物流中回收液體石油產品的聯合方法。
在現有技術中，將石油及其它類似的高分子量烴原料轉化為有用的低分子量產品如液體石油氣、汽油、噴氣式發動機燃料和柴油是眾所周知的。為了改善各種烴原料的質量和/或將高分子量且高沸點的物料裂化為低分子量且低沸點的產品，常規采用的轉化反應包括加氫處理(中度加氫處理和重度加氫處理)和加氫裂化。中度加氫處理一般在下述條件下進行350℃-425℃，壓力為3.5-10MPa，使用無需再生的固定床催化劑。而重度加氫處理則在高壓(7-21MPa)及具有再生循環的固體床催化劑存在下進行。加氫裂化的條件與加氫處理的條件類似，只是增加了反應條件的強度并延長了催化劑的接觸時間。
從轉化反應器得到的流出物流包含各種分子量的烴，在下游可對這些烴進行加工處理以回收可用于各種目的的烴產品。產品回收設備通常包括分離出輕質組分(如丁烷及更輕的組分)的裝置和回收餾出物組分(如戊烷及更重的組分)的分餾塔。但在回收產品前，通常要回收反應熱以預熱反應器進料物流，從而將流出物流冷卻并使重相冷凝。將形成的混合相物流引入轉鼓式分離器以實現相分離。由于原料的預熱(和流出物的冷凝)分兩段進行，因而產生了具有恒定壓力和重迭組成的“熱”和“冷”流體物流。通常須將這些液體物流合并、減壓，再引入產品回收系統以作進一步的分離。
用于回收輕質餾分的分離技術通常包含汽提塔或脫丁烷蒸餾塔。可以使用低壓分餾塔將重質餾分分餾成烴餾出物產品。如現有技術中公知的那樣，在產品回收設備中可首先設置分餾塔或者首先設備輕質餾分分餾塔。
但是現有技術中這兩種操作方式均存在若干缺陷(在后的輕質餾分分離器或在先的分餾塔)。當輕質餾分分離器包括一個設置在分餾塔上游的汽提塔時，該汽提塔的尺寸必須設計成能接受所有的反應流出物流。由于流出物流中存在硫化氫，因此須用耐腐蝕材料制造該汽提塔。另外，因汽提塔塔頂餾出物物流損失了部分粗汽油產品，使得下游的粗汽油(用于汽油)產量要比相應的分餾過程在先的方法的產量低一些。進而，也不能將汽提塔塔頂餾出物物流冷凝以產生液體石油氣。因此，汽提塔在先的回收方法不能重復分餾塔在先的方法的產品回收分布。
在另一種情形下，輕質餾分分離器可包括一個設置在分餾塔上游的脫丁烷塔。這種回收過程也存在若干嚴重缺陷。同樣，該脫丁烷塔的尺寸必須設計成能接受所有的流出物流。由于包含所有的烴餾分，脫丁烷塔的再沸器必須在高溫(約340-370℃)下操作。因而，由于在該相對較高的溫度下不能獲得工藝熱量，再沸器必須用火加熱。
在另一種實施方式中，可將分餾塔設置在脫丁烷塔的上游以避免必須再沸最重的組分。由于僅接收來自分餾塔的塔頂餾出物，脫丁烷塔的尺寸可小一些。但是，由于分餾塔的操作壓力低于脫丁烷塔的操作壓力，因而脫丁烷塔的進料必須被冷卻并重新壓縮，這使得能耗及基建費用增加。顯然，即能保持產品的品種適應性又能避免重新合并已分離的物流、再加熱已冷卻的物流及再壓縮的低壓物流是非常理想的，特別是從能量效益及基建費用方面考慮更是如此。
在本發明的聯合三塔方法中，在對餾出物分餾前，分別對經兩段冷卻反應器流出物流而產生的相對熱和冷的高壓液體物流進行加工處理以分離輕質餾分。由汽提塔從熱液體物流分離得到的輕質餾分與冷液體物流合并，然后再加至脫丁烷塔中。與現有技術中的兩塔技術相比，本發明方法的優點在于與脫丁烷塔在先的方法相比，本發明的方法可用較小的脫丁烷塔代替較大的脫丁烷塔，并減少或消除了再沸器用火加熱的需求;與汽提塔在先的方法相比，本發明的方法可用較小的汽提塔代替較大的汽提塔，并增強了液體石油氣(＜PG)的回收;與分餾塔在先的方法相比，本發明的方法消除了對下游壓縮過程的需求。
在一種實施方式中，本發明提供了一種由加氫轉化反應器的流出物流回收產品的方法，該方法包含如下步驟(a)將相對高壓且高溫的流出物流分離成熱蒸氣物流和熱液體物流;
(b)將來自步驟(a)的熱液體物流加至汽提區中以形成熱的塔頂蒸氣物流和基本上不含丁烷及更輕組分的熱的塔底物流，汽提區在低于分離步驟(a)的壓力的中壓下操作;
(c)將來自步驟(a)的熱蒸氣物流冷卻并分離成相對冷的蒸氣物流和液體物流;
(d)在一個以相對中等壓力操作的塔內對來自上述汽提區的塔頂蒸氣物流和來自步驟(c)的液體物流進行脫丁烷處理，得到一種或多種基本上不含戊烷和更重組分的輕質組分產品物流和一種脫丁烷的液體物流;和(e)在一個以相對低的壓力操作的塔內對來自步驟(b)的熱的塔底物流和來自步驟(d)的脫丁烷的液體物流進行分餾處理形成多種石油餾出物產品和殘留的塔底物流。
本發明的方法可進一步包含下述步驟(1)將來自步驟(b)的蒸氣物流與來自步驟(c)的液體物流混合;和(2)在中壓下將來自步驟(1)的混合物分離成揮發性蒸氣物流和加至脫丁烷步驟(d)的液體物流。
在分離步驟(a)中流出物流的壓力優選大于約3MPa，汽提區和脫丁烷步驟(d)中的中壓優選為大于1MPa且小于3MPa，分餾步驟(e)中的低壓優選為小于約0.5MPa。
在優選的實施方式中，進料步驟(b)的汽提區優選由鄰近汽提區的低端供給的蒸汽進行加熱。來自步驟(b)的汽提區的熱的塔頂蒸氣物流優選經與來自步驟(2)的液體物流進行熱交換而冷卻。步驟(d)中的脫丁烷塔優選經與高溫反應器的流出物流進行熱交換而再沸。來自步驟(b)的熱塔低物流優選經與高溫反應器的流出物流進行熱交換而至少被部分加熱以用于分餾步驟(e)。向步驟(b)的汽提區供給的蒸汽優選是經與來自分餾步驟(e)的殘留塔底物流進行熱交換對水進行加熱而生產的。來自步驟(2)的揮發性蒸氣物流優選包含氫氣和甲烷，來自步驟(d)的輕質組分產品物流包括含甲烷和液化石油氣物流的蒸氣物流。石油餾出物產品優選包含輕石腦油、重石腦油、噴氣式發動機燃料、柴油或它們的混合物。
另一方面，本發明提供了一種由加氫轉化反應器的流出物流回收產品的設備，它包括一個熱高壓分離器，用于將流出物流分離成蒸氣物流和液體物流;
一個汽提區，用于在中壓下從來自熱高壓分離器的液體物流中汽提揮發性組分并產生汽提過的基本上不含丁烷和更輕組分的塔底物流及塔頂蒸氣物流;
一個冷高壓分離器，用于在相對低的溫度下將來自熱高壓分離器的蒸氣物流分離成適于循環至反應器的蒸氣物流及液體物流;
一個脫丁烷塔，用于在中壓下至少對部分來自汽提區的塔頂蒸氣物流和來自冷高壓分離器的液體物流進行脫丁烷處理，從而得到一種或多種基本上不含戊烷和更重組分的輕質組分產品物流及脫丁烷的液體物流;
一個分餾塔，用于在相對低的壓力下將脫丁烷的液體物流和來自汽提區的塔底物流蒸餾成多種石油餾出物產品和殘留的塔底物流。
本發明的設備可包括一個冷中壓分離器，用于在中壓下將來自冷高壓分離器的液體物流和來自汽提區的塔頂物流的混合物分離成揮發性蒸氣物流及加至脫丁烷塔的液體物流。
在本發明的設備中高壓大于約3MPa，中壓大于1MPa且小于3MPa，設備的低壓優選小于約0.5MPa。
在一種優選實施方式中，本發明的設備優選包括一條將蒸汽供給汽提區低端的管路一個用于用來自冷低壓分離器的液體物流冷卻來自汽提區的塔頂物流的換熱器;一個用于高溫反應器流出物流加熱脫丁烷塔汽提區的再沸器;若干個用于用相對高溫反應器流出物流加熱來自汽提區的塔底物流的換熱器;一個用于通過與殘留塔底物流進行熱交換而產生用于汽提區的蒸汽的換熱器。本發明的設備優選用于從冷高壓分離器產生含氫氣和甲烷的蒸氣物流，還用于生產作為石油餾出物產品的輕粗汽油、重粗汽油、噴氣式發動機燃料、柴油或它們的混合物。來自脫丁烷塔的輕質組分產品物流優選包括一種含甲烷和液化石油氣物流的蒸氣物流。


圖1顯示的是本發明聯合餾出物回收方法的簡化方框流程圖。
圖2顯示的是圖1的聯合餾出物回收方法的一種實施方式的更詳細的示意流程圖。
在重質餾分分餾之前將第一部分來自加氧轉化反應器的流出物流加至蒸汽汽提塔并將第二部分反應器流出物流加至脫丁烷蒸餾塔而進行輕質餾分分離可增強能量和產品回收效率，并能降低基建投資。以這種方式，可以避免已分離物流再次合并的功耗損失，可以減小輕質餾分回收塔的尺寸，可以采用工藝熱量取代用火加熱再沸器而使脫丁烷塔再沸，可以完全消除通常需對脫丁烷塔的進料在下游的壓縮和冷卻。
參看圖1，圖1簡要概述了本發明的方法和設備。在加氫轉化反應器R中將烴原料轉化，在熱高壓分離器A中將烴轉化形成的流出物流S1分離成蒸氣物流V1和液體物流L1。將熱液體物流L1加至汽提塔B中，塔B在低于分離器A的壓力的中壓下操作。經管路S2向汽提塔B的低端供給蒸汽。由汽提塔B得到熱塔頂蒸氣物流V2和熱塔底物流L2。將物流V1冷卻并加至分離器C中，得到冷蒸氣物流V3和冷液體物流L3。
在脫丁烷塔D中對所有的或部分的蒸氣物流V2和液體物流L3脫丁烷處理，得到加至分餾塔E的脫丁烷的液體物流L4以及基本上不含戊烷和更重組分的塔頂物流V4。理想的情形是首先將物流V2和L3混合在一起，然后在分離器F中分離成揮發性物流V5和加至脫丁烷塔D的液體物流L5。優選在分餾之前使物流L5在交叉(Cross)換熱器G中經物流V2加熱，V2被冷卻以實現在分離器F中的氣液分離。
隨后在以相對低的壓力操作的分餾塔E中對L2和L4物流進行蒸餾，得到多種塔頂及側餾分產品物流P6、P7、P8和P9，以及殘留的塔底物流L6。現有技術的流程中，來自高壓分離器的所有液體餾分或者加至輕質餾分分離器或者加至分餾塔;與之相對照，本發明的流程中，來自熱和冷分離過程的液體物流分裂為直接加至分餾器E的物流和經脫丁烷塔D間接加至分餾器E的物流。總的液體進料在物流L5和L2間的分裂將取決于加氫裂化反應器R的運行強度，強度大通常會增加加入物流L5中的輕質組分的生產。本發明的方法不僅可用于粗汽油或柴油或者是兩種產品均為主要目的產品的情況下，而且由于在物流L2中液體進料部分更多一些，當柴油產品為目的產品(與石腦油產品相反)時獲得的效益更為明顯。以直接加至分餾塔E的物流L2和加至脫丁烷塔D的物流L5(然后經塔底物流L4加至分餾塔E)的總質量流率計，物流L5的百分比通常為約10-70，而物流L2的百分比為約90-30(即物流與L5與L2的重量比L5∶L2為約10∶90-約70∶30)，優選L5的百分比為約10-40，L2為約90-60(即物流L5與L2的重量比為約10∶90的約40∶60)。
參看圖2所示的具體的代表性實施方式，本發明的石油煉制方法包括前端反應加氫轉化區10A，熱回收區10B和聯合餾出物回收區10C。反應加氫轉化區10A的操作方式在現有技術中是分知的。簡而言之，在熱、高壓、適宜的催化劑及氫氣存在下，加氫轉化反應器12將高分子量液體烴原料如粗石油(如必要，已按現有技術進行脫鹽脫水處理)轉化成多種低分子量烴產品，在下游的產品回收區10C中，最后將這些烴產品分離成餾出物烴餾分。但是在產品回收之前，先將反應流出物通過熱回收區10B在區10B中，可將反應熱用于進行各個工藝加熱步驟，包括預熱反應進料物流及生產蒸汽。
反應器12的操作溫度和壓力與所希望的轉化反應類型有關，如加氫處理(適度加氫處理或重度加氫處理)或加氫裂化。反應器12在350℃-400℃，及1.5MPa-2.2MPa下操作(適度加氫處理)，或在350℃-500℃及7-21MPa下操作(重度加氫處理和加氫裂化)。對加氫處理和加氫裂化反應通常可使用固定床催化劑(可包含或不包含催化劑再生過程)。
按照常規的操作方式，經管路14將補充的氫氣進料物流引入含氫氣的再循環氣體管路32，再將其通過一系列換熱器16a、16b進行熱交換以預熱含氫氣的物流并從反應流出物流18回收熱量。然后在一個點火加熱爐22中將已預熱的含氫氣物流20進一步加熱至反應器的溫度。包括原料和再循環油(來自管路182)的進料物流23通過一系列換熱器24a、24b、24c、24d進行熱交換的預熱進料物流并從反應流出物流18回收更多的熱量。預熱后的進料物流26與來自加熱爐22的已加熱氣體物流28合并，再經管路30加至反應器12中。另外，再循環氣體物流34的側物流36可用作反應器催化劑床間的驟冷氣。如現有技術中公知的那樣，加氫處理和加氫裂化反應的氫氣消耗量通常隨所采用的反應條件的強度而增加，同時氫氣消耗量還取決于進料中硫、芳香物質及烯烴的量。
反應流出物流18適于在熱回收區10B中冷卻并經管中38引至餾出物產品回收系列10C中。在產品回收系統10C中，包含多種低分子量物質的物流38被分離成所希望的可用于各種目的的多種餾出物餾分。由反應器流出物流回收的液體烴產品包括液體石油氣(LPG)、輕粗汽油餾分(LNAP)、重粗汽油餾分(HNAP)、噴氣式發動機燃料和柴油。另外，通常還產生廢氣，而比柴油還重的塔底物流則常作為再循環油物流182再循環至反應器12中。
如公知的那樣，經冷卻后，反應流出物流38變成可區分的高溫和低溫沸騰餾分相，對這些相可進行粗分離。隨后，冷卻的流出物流38經管路加至高壓分離器40中，蒸氣相物流經管路42從分離器中排出，液體相物流經管路44從分離器中排出。此后如上所述蒸氣相物流42再經與再循環油物流在換熱器24a中進行熱交換而進一步冷卻，再在空氣冷卻器46中使蒸氣物流42進一步冷凝。經冷卻并部分冷凝的物流通過管路48加至第二個高壓分離器50中，第二個高壓分離器50比第一個高壓分離器40的操作溫度低。主要包含氣態氫氣和甲烷的蒸氣物流經管路52從第二個高壓分離器50中排出。然后將蒸氣物流52用壓縮機54壓縮形成富含氫氣的再循環氣體物流34。液體相物流通過管路56從第二個高壓分離器50中排出。
按本發明的操作方式，來自第一高壓分離器40的液體物流44和來自第二高壓分離器50的液體物流56并不完全合并在一起，而完全合并是現有技術方法的特征。與之相反，在本發明方法中，首先在蒸汽汽提塔58中將熱液體物流44進行汽提以分離出輕質組分，隨后將回收的輕質組分與冷液相物流56合并。再將一部分形成的合并物流78加至脫丁烷塔62中。因而，通過采用輕質組分回收在先設置，無需現有技術中目前常規采用的下游再壓縮步驟，即可確定并達到汽提塔58和脫丁烷塔62所希望的操作壓力;通過將進料分離而加至介丁蒸汽汽提塔58和脫丁烷塔62間的輕質組分回收裝置，可降低汽提塔和脫丁烷塔的尺寸。此外，由于在本發明中組合使用汽提塔/脫丁烷塔以回收輕質組分，從而與現有技術的設置相比，LPG生產效率得以提高。
來自第一高壓分離40的液體物流44通過減壓閥66引入汽提塔58的上端64，汽提蒸汽經減壓閥67節流后經管路70引入鄰近下端68處。富含輕質組分的物流經管路72從上端64排出，塔底物流經管路74從汽提塔58排出以加至分餾塔75中。如公知的現有分離技術，汽提塔58通常包括適宜數量的接觸塔板(通常約10-30)和/或填料元件以增大烴/蒸汽接觸面積。汽提塔58的操作壓力為中等壓力，約為1.4-2.4MPa(200-350psig)。
從第二個高壓分離器50排出的液相物流56通過降壓閥73降壓后經管路76和78引至脫丁烷塔62。來自汽提塔58的富含輕質餾分的物流72也被引入管路78中;形成了合并物流。管路78中的合并物流被冷卻至約40-60℃而冷凝的重相，優選采用空氣冷卻器80。混合相物流經管路82引至低壓分離器84中，該分離器在近似脫丁烷塔62的壓力下操作，即約1.4-2.4MPa(200-350psig)。從低壓分離器84分離出液相物流后經管路86將物流加至脫丁烷塔62。經管路88排出主要含氫氣、甲烷和硫化氫的蒸氣相物流。
在與來自第二個高壓分離器56的降壓液相物流76合并之前，富含輕質餾分的物流72在換熱器92中冷卻至約100-200℃，產生富含輕質餾分的物流90。富含輕質餾分的物流72優選在換熱器92中經與來自低壓分離器84的液相物流86進行熱交換而冷卻。以這種方式，將富含輕質餾分的物流72冷卻，并將液相物流86預熱至約120-180℃而經管路94加至脫丁烷塔62的進料區。
與現有技術相比，由于塔尺寸降低以及絕大部分的最重的烴組分已從脫丁烷塔進料物流94中分離出去，因而脫丁烷塔62可在更低的塔底平衡溫度通常低于300℃，優選為約200-250℃)和更小的流率下進行操作，大大地減少了熱負荷。因此，可以使用轉化反應器12產生的工藝熱量使本發明的脫丁烷塔62再沸。這樣，本發明的方法和設備消除了現有技術的脫丁烷塔通常需要大的用火加熱的再沸器的需求。
經預熱的脫丁烷塔進料物流94在脫丁烷塔的進料區處引入脫丁烷塔62。基本上所有的C4和更輕的烴組分(包括非烴雜質如硫化氫、水、氨和殘余氫氣)經管路96作為塔頂餾分回收。脫丁烷塔塔底物流98從脫丁烷塔62排出后加至分餾塔75中。
經管路96脫丁烷塔塔頂物流使用空氣冷卻器102和水冷換熱器104進行部分冷凝向脫丁烷塔62提供冷凝回流物流106。部分冷凝的物流106引入轉鼓式分離器108進行會液分離，該分離器的壓力通常低于脫丁烷塔62的壓力約0.03MPa(5psi)。從轉鼓式分離器108將主要包含硫化氫、氫氣和C1-C2的輕烴的廢氣蒸氣物流110排出。主要含C3-C4輕烴的液相物流114作為回流液經泵112向脫丁烷塔62泵送。回流液物流114的側物流116作為LPG產品排出。
從脫丁烷塔62的低端120排出的液體物流118加至再沸器122中。經管路124再沸的流體返回脫丁烷塔62的低端120。再端器122的加熱介質優選為在管路136中來自熱回收系統10B的熱反應流出物。經過熱交換，相對冷的反應流出物流經管路128返回熱回收系統10B。
脫丁烷塔塔底物流98經減壓閥99節流至約大氣壓以向分餾塔75引入。分餾塔進料物流在相當高的進料塔板處引入，該塔板位置相應于進料處溫度近似為200-500℃。汽提塔塔底物流74最好經降壓閥129降壓，再引入分餾塔75。因而，汽提塔塔底物流74優選在加熱爐130中汽化至約300-400℃，然后經管路131引至分餾塔75中。在加熱爐130中加熱之前，汽提塔塔底物流74最好在預熱器132中經與來自管路126的反應流出物進行熱交換而預熱。預熱后的汽提塔塔底物流134被引至加熱爐130，而從預熱器132放出的反應器流出物側物流136可按前面的描述作為加熱介質引至脫丁烷塔的再沸器122中。如果分餾塔再沸的流體的需求量超過從汽提塔塔底管路134的供給量，則可從脫丁烷塔塔底物流98中分出側物流138作為加熱爐130的附加進料。
在分餾塔75中，產生了適宜的烴餾出物餾分，或者作為具有目的特性的燃料產品，或者作為產品精制塔中的進料。而分餾塔75和相關的精制塔的運行及設計在現有技術中均是公知的。餾出物餾分遵從所要產品(或精制塔)的適當的始沸點范圍，同時，這些餾分或作為回流液的側餾分非塔75排出，或從幾個中間塔板排出。塔底液體包含一個再循環油，它可按前面的描述經管路182返回轉化反應器12。這樣一種塔75通常將包含約30-50級氣液平衡塔板或塔盤，而且在塔頂溫度及壓力約為100-140℃及0.07-0.21MPa(10-30psip)和塔底溫度和壓力約為300-400℃及0.14-0.27MPa(20-40psig)下進行操作。
塔頂蒸氣管路140優選在空氣冷卻器142中冷卻以將使蒸氣冷凝為回流冷凝液。管路144的回流冷凝液被引至轉鼓式蓄液器(accumulatordrum)146中再送入回流泵148。回流泵148使回流冷凝液經管路150返回塔75，只是塔頂餾出物作為輕石腦油產品物流經管路152排出。沿塔頂向下在塔75的第七至第八塔板附近，餾出物側餾分154從塔75排出而送入重石腦油汽提塔156。由汽提塔156經管路158可得到作為塔底產品的重石腦油產品。沿塔頂向下在塔75的第十六至十八塔板附近，另一部分餾出物側餾分160從塔75排出而送入噴氣式發動機燃料汽提塔162。由汽提塔162經管路164可生產作為塔底產品的噴氣式發動機燃料。沿塔頂向下在塔75的第二十四塔板附近，另一部分餾出物側餾分經管路166排出而送入柴油汽提塔168。由汽提塔168經管路170生產作為塔底產品的柴油。在鄰近塔75下端處，可經泵173排出煤油和/或加熱油產品側餾分172。
低壓蒸汽最好經管路174引入塔75的底部。來自塔底的再循環油經泵175泵送再經管路176后優選作為鍋爐178的加熱介質用以生產蒸汽汽提塔58所使用的蒸汽。鍋爐178與鍋爐進水管路180連接。除了消洗物流184外，再循環油離開鍋爐178并按上面的描述經熱回收系統10B經管路182泵道返回反應轉化系統10A中。
參考下述實例進一步說明本發明。
實施例通過計算機模擬圖2所示本發明采用三塔設置的聯合餾出物產品回收方法，從而評價所選擇的主要加工物流的流率和組成。這些模擬結果如下表所示。


本發明的石油餾出物回收方法由上面說明書及實例進行描述。上述的描述是一種非限定性的，對本領域的普通技術人員而言其許多種變化方式均是明顯的。因此這些變化方式均在本發明權利要求的保護范圍內。
權利要求
1.一種從加氫轉化反應器流出物流中回收產品的方法，它包含下述步驟(a)將相對高壓且高溫的流出物流分離成熱蒸氣物流和熱液體物流；(b)將來自步驟(a)的熱液體物流加至汽提區中以形成熱的塔頂蒸氣物流和基本上不含丁烷及更輕組分的熱的塔底物流，汽提區在相對低于分離步驟(a)壓力的中壓下操作；(c)將來自步驟(a)的熱蒸氣物流冷卻并分離成相對冷的蒸氣物流和液體物流；(d)在一個以相對中等壓力下操作的塔內對至少部分來自步驟(b)的塔頂蒸氣物流和來自步驟(c)的液體物流進行脫丁烷處理，得到一種或多種基本上不含戊烷和更重組分的輕質組分產品物流和一種脫丁烷的液體物流；和(e)在一個以相對低的壓力下操作的塔內對來自步驟(b)的熱的塔底物流和來自步驟(d)的脫丁烷的液體物流進行分餾處理，形成多種石油餾出物產品和殘留的塔底物流。
2.按權利要求1的方法，該方法還包括(1)將來自步驟(b)的蒸氣物流與來自步驟(c)的液體物流混合;和(2)在中壓下將來自步驟(1)的混合物分離成揮發性蒸氣物流和加至脫丁烷步驟(d)的液體物流。
3.按權利要求2的方法，其中分離步驟(a)中的高壓大于約3MPa，汽提區和脫丁烷步驟(d)中的中壓大于1MPa且小于3MPa，分餾步驟(e)中的低壓小于約0.5MPa。
4.按權利要求3的方法，其中步驟(b)的汽提區是由鄰近汽提區低端供給的蒸汽進行汽提的。
5.按權利要求3的方法，其中來自步驟(b)的熱的塔頂蒸氣物流經與來自步驟(2)的液體物流進行熱交換而冷卻。
6.按權利要求3的方法，其中經與反應器流出物流或來自步驟(e)的殘留塔底物流進行熱交換而使步驟(d)中的脫丁烷塔至少部分再沸。
7.按權利要求3的方法，其中經與反應器流出物流進行熱交換而使來自步驟(b)的塔底物流部分加熱而用于分餾步驟(e)。
8.按權利要求4的方法，其中向步驟(b)的汽提區供給的蒸汽是經與反應器流出物流或來自分餾步驟(e)的殘留塔底物流進行熱交換通過加熱水而產生的。
9.按權利要求3的方法，其中來自步驟(2)的揮發性蒸氣物流包含氫氣和甲烷，來自步驟(d)的輕質組分產品物流包括含甲烷的蒸氣物流和液化石油氣物流。
10.按權利要求3的方法，其中石油餾出物產品包含輕粗汽油、重粗汽油、噴氣式發動機燃料、柴油或它們的混合物。
11.一種從加氫轉化反應器流出物流中回收產品的設備，它包括(a)一個用于將流出物流分離成蒸氣物流和液體物流的熱高壓分離器;(b)一個用于在中壓下從來自熱高壓分離器的液體物流中汽提揮發性組分并產生經汽提的基本上不含丁烷和更輕組分的塔底物流及塔頂蒸氣物流的汽提區;(c)一個用于在相對低的溫度下將來自熱高壓分離器的蒸氣物流分離成適于循環至反應器的蒸氣物流及液體物流的冷高壓分離器;(d)一個用于在中壓下對至少部分來自汽提區的塔頂蒸氣物流和來自冷高壓分離器的液體物流進行脫丁烷處理從而得到一種或多種基本上不含戊烷和更重組分的輕質組分產品物流及脫丁烷的液體物流的脫丁烷塔;(e)一個用于在相對低的壓力下將脫丁烷的液體物流和來自汽提塔的塔底物流蒸餾成多種石油餾出物產品和殘留塔底物流的分餾塔。
12.按權利要求11的設備，它還包括一個在中壓下將來自冷高壓分離器的液體物流和來自汽提區的塔頂物流的混合物分離成揮發性蒸氣物流及用于加至脫丁烷塔的液體物流的冷中壓分離器。
13.按權利要求12的設備，其中高壓分離器的壓力大于約3MPa，汽提區和脫丁烷塔的壓力大于1MPa且小于3MPa，分餾塔的壓力小于約0.5MPa。
14.按權利要求13的設備，還包括一條將蒸汽供給汽提區低端的管路。
15.按權利要求13的設備，還包括一個用于用來自冷中壓分離器的液體物流冷卻來自汽提塔的塔頂物流的換熱器。
16.按權利要求13的設備，還包括一個用于用相對高溫的反應器流出物流或殘留塔底物流加熱脫丁烷塔的汽提區的再沸器。
17.按權利要求13的設備，還包括若干個用于用反應器流出物流加熱來自汽提區的塔底物流的換熱器。
18.按權利要求13的設備，還包括一個用于經與反應器流出物流或殘留塔底物流進行熱交換而生產用于汽提區的蒸汽的換熱器。
19.適合于生產來自冷高壓分離器并含氫氣和甲烷的蒸氣物流的權利要求13的設備，其中來自脫丁烷塔的輕質組分產品物流包括含甲烷的蒸氣物流及液化石油氣物流。
20.適合于生產作為石油餾出物產品的輕粗汽油、重粗汽油、噴氣式發動機燃料、柴油或它們的混合物的權利要求13的設備。
全文摘要
本發明公開了一種由石油加氫處理或加氫裂化反應器流出物流回收烴餾出物產品的聯合三塔方法及烴餾出物產品回收系統。按照本發明的回收方法，將來自裂化反應器的流出物流冷卻并分離成輕相物流和重相物流。在蒸汽汽提塔中將重相物流降壓并汽提輕質組分。輕相物流進一步冷卻以分離出液體物流，該液體物流再與來自汽提塔的輕質餾分合并，并送入脫丁烷塔。
文檔編號F02B3/06GK1109093SQ9510161
公開日1995年9月27日 申請日期1995年1月27日 優先權日1994年1月27日
發明者K·W·戈貝爾, M·G·亨特 申請人:凱洛格總公司