从气体料流中回收氢气和液化石油气的方法与流程

本申请要求2016年3月31日提交的美国申请No.62/316,474的优先权，其内容通过引用整体并入本文。

发明领域

该领域是烃料流的加氢加工，特别是从加氢加工的烃料流中回收氢气和液化石油气。

背景技术：

加氢加工可包括在加氢加工催化剂和氢气存在下将烃转化为更有价值产物的方法。加氢裂化是一种加氢加工方法，其中烃在氢气和加氢裂化催化剂存在下裂化成较低分子量的烃。取决于所需的输出，加氢裂化单元可包含一个或多个相同或不同催化剂的固定床。淤浆加氢裂化是一种浆化催化方法，用于将渣油进料裂化成瓦斯油和燃料。

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液体料流和气体料流分离的分离器阵列和用于将加氢加工液体用汽提介质如蒸汽汽提以除去不需要的硫化氢的汽提塔。然后通常将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。可以从冷凝的顶部料流中回收较轻的烃。

在炼油厂中，氢气具有重要的意义，氢气的回收显著提高了炼油厂的盈利能力。变压吸附(PSA)单元可用于通过在高压下从氢气料流中吸附较大分子，然后在变至较低压力时释放较大分子以提供尾气料流来净化氢气。

在许多地区，液化石油气(LPG)对于石化和燃料使用也是重要的，并且LPG的额外回收也可以提高利润。石脑油也可用于燃料和石化原料，其进一步回收是理想的。

因此，一直需要从加氢加工的流出物料流中回收氢气，LPG和石脑油的改进方法。

技术实现要素：

我们发现了一种通过增加汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流的压力从气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流中回收氢气和LPG的方法。两种料流或所有三种料流可以一起连续进行海绵吸收和氢气回收。

附图说明

图1是具有回收段的加氢加工单元的示意图。

图2是具有可选回收段的加氢加工单元的示意图。

图3是具有另一可选回收段的加氢加工单元的示意图。

定义

术语“连通”意指材料在操作上容许在所列组件之间流动。

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”意指一个对象以至少绕过的程度不与绕过的对象下游连通。

如本文所用，术语“富组分料流”意指从容器中出来的富料流，其具有比容器进料更大的组分浓度。

如本文所用，术语“贫组分料流”意指从容器中出来的贫料流，其具有比容器进料更小的组分浓度。

术语“塔”意指一个或多个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使一部分顶部料流冷凝并回流回至塔的顶部和在塔底部的再沸器以将一部分底部料流气化并送回塔的底部。吸收塔和洗涤塔不包括在塔顶部的以使一部分顶部料流冷凝并回流回至塔顶部的冷凝器和在塔底部的以将一部分底部料流气化并送回塔底部的再沸器。可将塔的进料预热。顶部压力为在塔蒸气出口处的顶部蒸气的压力。底部温度为液体底部出口温度。除非另外指出，顶部管线和底部管线指从任何回流或再沸下游的塔至塔中的净管线。汽提塔省略了塔底部的再沸器，而是提供了加热要求和来自流化惰性汽状介质如蒸汽的分离动力。

如本文所用，术语“真沸点”(TBP)意指用于测定材料的沸点的测试方法，其相当于ASTM D2892，其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，由此在塔中使用15个理论塔板以5:1回流比产生温度相对于质量％馏出物的图。

如本文所用，术语“T5”或“T95”意指使用ASTM D-86，5体积％或95体积％(视情况而定)的样品分别沸腾的温度。

如本文所用，术语“柴油沸程”意指使用TBP蒸馏方法，沸点在132℃(270°F)和柴油分馏点之间的烃，柴油分馏点在343℃(650°F)和399℃(750°F)之间。

如本文所用，术语“分离器”意指具有入口和至少顶部蒸气出口和底部液体出口的容器，并且还可具有来自接受器的含水料流出口。闪蒸槽是一种分离器，其可以与分离器下游连通，后者可以在较高压力下操作。

如本文所用，术语“占优势”是指大于50％，合适地大于75％，优选大于90％。

发明详述

在用于回收加氢加工产物的分馏段中，将来自汽提塔顶部接收器的汽提气体料流送至洗涤塔，然后将处理气体送至海绵吸收塔以回收LPG。海绵油可用于从汽提气体料流中回收LPG。汽提气体料流还含有30-40体积％的氢气，通常将其送至燃料气体集管而不回收氢气。由于该料流的低压，汽提气体料流不会被送至氢气回收单元如PSA单元以回收氢气。基于模拟研究，我们发现在更高的压力和显著降低的海绵油率下，可以实现相同或更高的LPG回收。LPG也可以从分馏塔气体料流中回收。

用于将烃加氢加工的装置和方法10包括加氢加工单元12，分离段14，产物回收单元16和轻材料回收单元180。烃管线18中的烃质料流和补充氢气管线24中的补充氢气料流被送至加氢加工单元12。

循环氢气管线22中的循环氢气料流可以补充管线24的补充氢气料流以提供在氢气管线20中的氢气料流。氢气料流可以与进料管线18中的烃质料流结合以提供进料管线26中的烃进料流。管线26中的烃进料流可以通过与管线32中的加氢加工流出物料流热交换和在火焰加热器中来加热并供至加氢加工反应器30。烃进料流在加氢加工反应器30中进行加氢加工。

在一个方面，本文所述的方法和装置特别适用于加氢加工包含烃质原料的烃进料流。示例性烃质原料包括具有288℃(550°F)以上的初沸点(IBP)的烃料流如常压瓦斯油，具有在315℃(600°F)和600℃(1100°F)之间的T5和T95的减压瓦斯油(VGO)，脱沥青油，焦化馏分，直馏物，热解衍生油，高沸点合成油，循环油，加氢裂化进料，催化裂化馏分，IBP等于或高于343℃(650°F)的常压渣油和IBP高于510℃(950°F)的减压渣油。

在加氢加工单元12中发生的加氢加工可以是加氢裂化或加氢处理。加氢裂化是指其中烃在氢气存在下裂化成较低分子量烃的方法。加氢裂化是加氢加工单元12中的优选方法。因此，术语“加氢加工”在本文中将包括术语“加氢裂化”。加氢裂化还包括淤浆加氢裂化，其中渣油进料与催化剂和氢气混合以制备浆料并裂化成较低沸点的产物。

在加氢加工单元中发生的加氢加工也可以是加氢处理。加氢处理是在加氢处理催化剂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中除去杂原子如硫，氮和金属。在加氢处理中，具有双键和三键的烃可以被饱和。芳烃也可以被饱和。一些加氢处理方法专门设计用于使芳烃饱和。加氢处理产物的浊点或倾点也可通过加氢异构化来降低。加氢裂化反应器之前可以是加氢处理反应器和任选的分离器(未示出)，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，每个容器中单个或多个催化剂床，以及在一个或多个容器中加氢处理催化剂和/或加氢裂化催化剂的各种组合。预期加氢加工反应器30在连续液相中操作，其中液体烃进料的体积大于氢气的体积。加氢加工反应器30也可以在常规的连续气相、移动床或流化床加氢加工反应器中操作。

如果加氢加工反应器30作为加氢裂化反应器操作，则它可以提供至少20体积％且通常大于60体积％烃进料转化成沸点低于柴油分馏点的产物的总转化率。基于总转化率，加氢裂化反应器可以以大于30体积％进料的部分转化率或至少90体积％进料的完全转化率操作。加氢裂化反应器可以在温和的加氢裂化条件下操作，这将提供20至60体积％，优选20至50体积％的烃进料转化成沸点低于柴油分馏点的产物的总转化率。如果加氢加工反应器30作为加氢处理反应器操作，则其可提供每程10至30体积％的转化率。

如果加氢加工反应器30是加氢裂化反应器，则加氢裂化反应器30中的第一容器或床可以包括加氢处理催化剂，用于在烃进料在加氢裂化反应器30中的随后容器或床中用加氢裂化催化剂加氢裂化之前使烃进料饱和，脱金属，脱硫或脱氮。如果加氢裂化反应器是温和的加氢裂化反应器，它可以含有数个加氢处理催化剂床，随后是较少的加氢裂化催化剂床。如果加氢加工反应器30是淤浆加氢裂化反应器，它可以以上流模式在连续液相中操作，并且看起来与图1(其描绘了固定床反应器)中的不同。如果加氢加工反应器30是加氢处理反应器，它可以包括一个以上的容器和多个加氢处理催化剂床。加氢处理反应器还可含有加氢处理催化剂，其适于饱和芳烃，加氢脱蜡和加氢异构化。

如果需要温和的加氢裂化以产生柴油和汽油的平衡，则加氢裂化催化剂可以使用无定形二氧化硅-氧化铝基质或低水平沸石基质与一种或多种VIII族或VIB族金属加氢组分的组合。另一方面，当转化产物中的柴油显著优于汽油生产时，可以在第一加氢裂化反应器30中用催化剂进行部分或完全加氢裂化，所述催化剂通常包含任何结晶沸石裂化基质，其上沉积有VIII族金属加氢组分。另外的加氢组分可以选自VIB族以与沸石基质结合。

沸石裂化基质有时在本领域称为分子筛，通常由二氧化硅，氧化铝和一种或多种可交换阳离子如钠，镁，钙，稀土金属等组成。它们的特征还在于具有4至14埃(10^-10米)之间的相对均匀直径的晶孔。优选使用具有3-12的相对高的二氧化硅/氧化铝摩尔比的沸石。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，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。优选的沸石是晶孔直径为8-12埃(10^-10米)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发现。合成沸石几乎总是首先以钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂化基质，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相关的铵离子，将氢离子和/或交换位留在它们的位置，这些氢离子和/或交换位实际上已经通过进一步除去水而除去阳离子。这种氢或“除去阳离子的”Y沸石更具体地描述于US 3,100,006中。

混合多价金属-氢沸石可以通过首先与铵盐离子交换，然后部分地与多价金属盐反交换然后煅烧来制备。在某些情况下，如在合成丝光沸石的情况下，氢形式可以通过直接酸处理碱金属沸石来制备。在一个方面，优选的裂化基质是基于初始离子交换容量至少10重量％，优选至少20重量％的金属阳离子缺乏的那些。在另一方面，理想且稳定的一类沸石是其中至少20重量％离子交换容量由氢离子满足的沸石。

在本发明优选的加氢裂化催化剂中用作加氢组分的活性金属是VIII族的那些，即铁，钴，镍，钌，铑，钯，锇，铱和铂。除了这些金属之外，还可以与其一起使用其它促进剂，包括VIB族金属，例如钼和钨。催化剂中加氢金属的量可在宽范围内变化。一般而言，可以使用0.05重量％至30重量％之间的任何量。在贵金属的情况下，通常优选使用0.05至2重量％的贵金属。

并入加氢金属的方法是使基质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。在加入所选择的一种或多种加氢金属后，将所得催化剂粉末过滤，干燥，如果需要，加入润滑剂、粘合剂等造粒，并在空气中在例如371℃(700°F)至648℃(1200°F)的温度下煅烧以活化催化剂并分解铵离子。或者，可首先将基质组分造粒，然后加入加氢组分并通过煅烧活化。

前述催化剂可以以未稀释的形式使用，或者粉末催化剂可以与其它相对活性较低的催化剂，稀释剂或粘合剂如氧化铝，硅胶，二氧化硅-氧化铝共凝胶，活性粘土等以5-90重量％的比例混合和共造粒。这些稀释剂可以原样使用，或者它们可以含有少量添加的加氢金属如VIB族和/或VIII族金属。另外的金属促进的加氢裂化催化剂也可用于本发明方法，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。结晶铬硅酸盐在US4,363,718中有更全面的描述。

通过一种方法，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(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)的压力，0.4至小于2.5hr^-1的液时空速(LHSV)，421Nm³/m³(2,500scf/bbl)至2,527Nm³/m³油(15,000scf/bbl)的氢气速率。如果需要温和加氢裂化，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)或更典型的6.9MPa(表压)(1000psig)至11.0MPa(表压)(1600psig)的压力，0.5至2hr^-1，优选0.7至1.5hr^-1的液时空速(LHSV)和421 Nm³/m³油(2,500scf/bbl)至1,685Nm³/m³油(10,000scf/bbl)的氢气速率。

用于本发明的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，包括在高表面积载体材料，优选氧化铝上包含至少一种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。在同一加氢处理反应器30中可以使用一种以上类型的加氢处理催化剂。VIII族金属通常以2至20重量％，优选4至12重量％的量存在。VI族金属通常以1至25重量％，优选2至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)，合适的316℃(600°F)至427℃(800°F)，优选343℃(650°F)至399℃(750°F)的温度，2.1MPa(表压)(300psig)，优选4.1MPa(表压)(600psig)至20.6MPa(表压)(3000psig)，合适地12.4MPa(表压)(1800psig)，优选6.9MPa(表压)(1000psig)的压力，新鲜烃质原料的液时空速为0.1hr^-1，合适地为0.5hr^-1，至4hr^-1，优选1.5至3.5hr^-1，氢气速率为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)，使用加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。

加氢加工反应器30提供加氢加工流出物料流，其在加氢加工流出物管线32中离开加氢加工反应器30。加氢加工流出物料流可在包含一个或多个分离器的分离段14中分离成液体分离加氢加工料流和气体分离加氢加工料流。分离段14与加氢加工反应器30下游连通。

在加氢加工流出物管线32中的加氢加工流出物料流可在一方面与管线26中的烃进料流热交换以在进入热分离器34之前冷却。热分离器分离加氢加工流出物料流以提供在热顶部管线36中的烃质热气体分离加氢加工料流和在热底部管线38中的烃质热液体分离加氢加工料流。热分离器34可以与加氢加工反应器30下游连通。热分离器34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34可以在比加氢加工反应器30略低的压力下操作，以解决通过介入设备的压降。热分离器可以在3.4MPa(表压)(493psig)和20.4MPa(表压)(2959psig)之间的压力下操作。在热顶部管线36中的烃质热气体分离加氢加工料流可具有热分离器34的操作温度的稳定。

在进入冷分离器40之前，可以冷却热顶部管线36中的热气体分离加氢加工料流。由于在加氢加工反应器30中发生反应，其中从进料中除去氮，氯和硫，形成氨和硫化氢。在特征升华温度下，氨和硫化氢将结合形成二硫化铵和氨，氯将结合形成氯化铵。每种化合物都具有特征升华温度，可能使化合物涂覆设备，特别是热交换设备，从而损害其性能。为了防止在传输热气体料流的热顶部管线36中沉积二硫化铵或氯化铵盐，可以在热顶部管线36中的一个点(其中温度高于任一化合物的特征升华温度)将适量洗涤水引入冷却器上游的热顶部管线36中。

可以在冷分离器40中分离热气体料流以提供冷气体分离加氢加工料流，其包含冷顶部管线42中的富氢气体料流和冷底部管线44中的冷液体分离加氢加工料流。冷分离器40用于将富氢气体与加氢加工流出物中的烃液体分离，以在冷顶部管线42中再循环到加氢加工反应器30。因此，冷分离器40与热分离器34的热顶部管线36和加氢加工反应器30下游连通。冷分离器40可在100°F(38℃)至150°F(66℃)，合适的115°F(46℃)至145°F(63℃)下操作，且恰好低于加氢加工反应器30和热分离器34的压力，导致通过介入设备的压降以保持氢气和轻气体在顶部，以及通常液体烃在底部。冷分离器40可以在3MPa(表压)(435psig)和20MPa(表压)(2,901psig)之间的压力下操作。冷分离器40还可具有用于收集水相的接受器。冷底部管线44中的冷分离加氢加工料流可具有冷分离器40的操作温度的温度。

冷顶部管线42中的冷气体料流富含氢。因此，可以从冷气体料流中回收氢。冷顶部管线42中的冷气体料流可以传送通过板式或填料循环洗涤塔46，在那里借助洗涤提取液如由管线47供给的水溶液洗涤，以通过将包括硫化氢和二氧化碳的酸性气体萃取到水溶液中而除去它们。优选的水溶液包括贫胺如链烷醇胺DEA，MEA和MDEA。可以使用其他胺代替优选的胺或除了优选的胺之外可以使用其他胺。贫胺与冷气体料流接触并吸收酸性气体污染物如硫化氢和二氧化碳。得到的“脱硫”冷气体料流在循环洗涤塔顶部管线48中从循环洗涤塔46的顶部出口取出，并且富胺在循环洗涤塔底部管线49中在循环洗涤塔的底部出口处从底部取出。可以将来自底部的废洗涤液再生并在管线47(未示出)中再循环回到循环洗涤塔46。经洗涤的富氢料流通过循环洗涤塔顶部管线48从洗涤塔中排出，并可在循环压缩机50中压缩以提供在管线22中的循环氢气料流。管线22中的循环氢气料流可补充补充管线24中的补充氢气料流以提供在氢气管线20中的氢气料流。管线22中的一部分循环氢气料流可以送到加氢加工反应器30中的中间催化剂床出口以控制随后催化剂床(未示出)的入口温度。循环洗涤塔46可以在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)的顶部压力下操作。

在热底部管线38中的烃质热液体分离加氢加工料流可以在产物回收单元16中作为热加氢加工流出物料流分馏。在一个方面，在热底部管线38中的热液体分离加氢加工料流可以降低压力并在热闪蒸槽52中闪蒸以提供在热闪蒸顶部管线54中的闪蒸热气体分离加氢加工轻馏分料流和在热闪蒸底部管线56中的闪蒸热液体分离加氢加工料流。热闪蒸槽52可以是将液体加氢加工流出物分成蒸气和液体馏分的任何分离器。热闪蒸槽52可以与热底部管线38直接下游连通并且与加氢加工反应器30下游连通。热闪蒸槽52可以在与热分离器34相同的温度下但是在1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间，合适地不大于3.8MPa(表压)(550psig)的较低压力下操作。在底部管线56中的闪蒸热液体分离加氢加工料流可以在产物回收单元16中进一步分馏。在热闪蒸底部管线56中的闪蒸热液体分离加氢加工料流可以具有热闪蒸槽52的操作温度的温度。

在一个方面，冷底部管线44中的冷液体分离加氢加工料流可以在产物回收单元16中作为冷加氢加工流出物料流分馏。在另一方面，冷液体分离加氢加工料流可以降低压力并在冷闪蒸槽60中闪蒸以分离冷底部管线44中的冷液体分离加氢加工料流。冷闪蒸槽60可以是将加氢加工流出物分成蒸气和液体馏分的任何分离器。冷闪蒸槽60可以与冷分离器40的冷底部管线44直接下游连通并且与加氢加工反应器30下游连通。

在另一方面，热闪蒸顶部管线54中的闪蒸热气体分离加氢加工料流可在产物回收单元16中作为气体分离加氢加工料流分馏。在另一方面，闪蒸热气体分离加氢加工料流可冷却并且也在冷闪蒸槽60中分离。冷闪蒸槽60可分离管线44中的冷液体分离加氢加工料流和/或热闪蒸顶部管线54中的闪蒸热气体分离加氢加工料流以提供冷闪蒸顶部管线62中的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和冷闪蒸底部管线64中的闪蒸冷液体分离加氢加工料流。在一个方面，可以从闪蒸冷分离加氢加工料流中汽提轻气体如硫化氢。因此，汽提塔70可以与冷闪蒸槽60和冷闪蒸底部管线64下游连通。冷闪蒸槽60可以与冷分离器40的冷底部管线44、热闪蒸槽52的热闪蒸顶部管线54和加氢加工反应器30下游连通。冷底部管线44中的冷分离加氢加工料流和热闪蒸顶部管线54中的闪蒸热气体料流可以一起或分开地进入冷闪蒸槽60。在一个方面，热闪蒸顶部管线54连接冷底部管线44并将闪蒸热气体料流和冷分离加氢加工料流一起在冷闪蒸进料管线58中送入冷闪蒸槽50。冷闪蒸槽50可以在与冷分离器40相同的温度下，但通常在1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间，优选在3.0MPa(表压)(435psig)和3.8MPa(表压)(550psig)之间的较低压力下操作。可以从冷闪蒸槽60中的接受器中除去闪蒸含水料流。冷闪蒸底部管线64中的闪蒸冷液体分离加氢加工料流可以具有与冷闪蒸槽60的操作温度相同的温度。冷闪蒸顶部管线62中的闪蒸冷气体分离加氢加工料流含有大量氢气，其可在轻材料回收单元180中回收。

产物回收段16可包括汽提塔70，产物分馏塔100，稳定分馏塔120，中间分馏塔140和分离塔160。汽提塔70可与分离段14中的底部管线下游连通以从加氢加工料流中汽提挥发物。例如，汽提塔70可以与热底部管线38，热闪蒸底部管线56，冷底部管线44和/或冷闪蒸底部管线64下游连通。在一个方面，汽提塔70可以是一个容器，其包含冷汽提塔72和热汽提塔86，具有将一个汽提塔72,86与另一个隔离的壁。冷汽提塔72可以与加氢加工反应器30、冷底部管线44和一个方面冷闪蒸底部管线64下游连通以汽提冷分离加氢加工料流。热汽提塔86可以与加氢加工反应器30和热底部管线38和一个方面热闪蒸底部管线56下游连通以汽提比冷加氢加工料流热的液体热分离加氢加工料流。在一个方面，液体分离加氢加工料流可以是冷闪蒸底部管线64中的闪蒸冷液体分离加氢加工料流。液体分离加氢加工料流可以是热闪蒸底部管线56中的闪蒸液体热分离加氢加工料流。液体热分离加氢加工料流可以比冷分离加氢加工料流热至少25℃，优选至少50℃。

冷闪蒸底部管线64中的闪蒸冷液体分离加氢加工料流可以被加热并在入口处供至冷汽提塔72，该入口可以在塔的上半部分。闪蒸冷液体分离加氢加工料流(其包含加氢加工流出物管线32中的至少一部分加氢加工流出物料流)可以在冷汽提塔72中用冷汽提介质(其是惰性气体如来自冷汽提介质管线74的蒸汽)汽提以提供顶部管线76中的冷汽提气体料流石脑油，氢气，硫化氢，蒸汽和其他气体以及冷汽提塔底部管线78中的源自分离段14的液体加氢加工料流。冷汽提顶部料流可以在接收器80中冷凝和分离。来自接收器80的汽提塔顶部管线82带有净汽提塔气体料流，用于在轻材料回收单元中进一步回收LPG和氢气。来自接收器80底部的未稳定的液体石脑油可以在回流到冷汽提塔72顶部的回流部分和汽提塔液体顶部料流之间分离，该汽提塔液体顶部料流可以在冷凝汽提塔顶部管线84中输送到稳定分馏塔120。可以从顶部接收器80的接受器收集酸性水流。

冷汽提塔72可在底部温度为149℃(300°F)至288℃(550°F)，优选不超过260℃(500°F)，顶部压力为0.35MPa(表压)(50psig)，优选不低于0.70MPa(表压)(100psig)，至不超过2.0MPa(表压)(290psig)的条件下操作。顶部接收器80中的温度范围为38℃(100°F)至66℃(150°F)，压力基本上与冷汽提塔72的顶部压力相同。

冷汽提塔底部管线78中的冷液体加氢加工料流可主要包含石脑油和煤油沸程材料。因此，冷汽提塔底部管线78中的冷液体料流可以加热并供至产物分馏塔100。产物分馏塔100可以与冷汽提塔72的冷汽提底部管线78和汽提塔70下游连通。在一个方面，产物分馏塔100可包含一个以上的分馏塔。产物分馏塔100可以与热分离器34、冷分离器40、热闪蒸槽52和冷闪蒸槽60中的一个、一些或全部下游连通。

液体分离加氢加工料流可以是热闪蒸底部管线56中的闪蒸热液体分离加氢加工料流可以在其顶部附近供至热汽提塔86。闪蒸液体热分离加氢加工料流可以在热汽提塔86中用热汽提介质(其是惰性气体如来自管线88的蒸汽)汽提以提供热汽提塔顶部管线90中的热汽提顶部料流石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体，和热汽提塔底部管线92中的源自分离段14的热液体加氢加工料流。顶部管线90可以冷凝并且部分回流到热汽提塔86。然而，在图1的实施方案中，热汽提塔顶部管线90中的来自热汽提塔86顶部的热汽提顶部料流可以在一方面直接供至冷汽提塔72中，而不需要首先冷凝或回流。承载冷液体分离加氢加工流出物料流的冷闪蒸底部管线64的入口可以比顶部管线90的入口高。热汽提塔86可以在160℃(320°F)和360℃(680°F)之间的底部温度及0.35MPa(表压)(50psig)，优选0.70MPa(表压)(100psig)，至2.0MPa(表压)(292psig)的顶部压力下操作。

热汽提底部管线92中的至少一部分热液体加氢加工料流可以加热并供至产物分馏塔100。因此，产物分馏塔100可以与热汽提塔86的热汽提底部管线下游连通。管线92中的热液体加氢加工料流可以处于比管线78中的冷液体加氢加工料流更热的温度。在一个方面，热液体加氢加工料流可以被加热并供至预分馏分离器94以分离成预分馏顶部管线96中的气化热加氢加工料流和预分馏底部管线98中的预分馏热液体加氢加工料流。预分馏热液体加氢加工料流可以在分馏炉中加热并在预分馏底部管线98中在低于预分馏顶部管线96将气化热液体加氢加工料流供至产物分馏塔100的高度的高度处供至产物分馏塔100中。

产物分馏塔100可以与冷汽提塔72和热汽提塔86下游连通，并且可以包括一个以上的分馏塔，用于将汽提料流分离成产物流。产物分馏塔100可以用惰性汽提介质料流如来自管线102的蒸汽汽提冷液体加氢加工料流和热液体加氢加工料流以提供若干产物流。来自产物分馏塔100的产物流可包括净分馏顶部料流，其包含净顶部管线104中的石脑油，管线106中的来自侧馏分出口的任选重石脑油料流，携带在管线108中的来自侧馏分出口的煤油料流和管线110中的来自侧馏分出口的柴油料流。可以在底部管线112中提供未转化油料流，其可以再循环到加氢加工反应器30。通过冷却至少一部分产物流并将每个冷却料流的一部分送回分馏塔，可以从分馏塔100中除去热量。还可以汽提这些产物流以除去轻材料以满足产品纯度要求。顶部管线114中的分馏顶部料流可在接收器116中冷凝和分离，其中一部分冷凝液体回流回分馏塔100。管线104中的净分馏顶部料流可作为石脑油产物进一步加工或回收。产物分馏塔100可以在260℃(500°F)和385℃(725°F)之间，优选不超过350℃(650°F)的底部温度及7kPa(表压)(1psig)和69kPa(表压)(10psig)之间的顶部压力下操作。底部管线112中的一部分未转化油料流可以再沸并返回到产物分馏塔100，而不是在管线102中添加惰性汽提介质料流如蒸汽以加热分馏塔100。

冷凝汽提塔顶部管线84中的汽提塔液体顶部料流含有仍可回收的有价值烃。因此，可将其输送至稳定分馏塔以进行分馏以回收轻烃。在一个实施方案中，稳定分馏塔120可以是脱乙烷塔，以分馏汽提塔液体顶部料流并将C2-料流与C3+烃料流分离。顶部管线122中的分馏塔气体料流可以在顶部接收器124中部分冷凝和分离成稳定塔顶部液体料流以回流到塔中和净稳定塔顶部管线126中的净分馏塔气体料流。稳定底部料流可以从稳定塔120底部取出。一部分脱乙烷底部料流可以再沸并送回稳定塔，而净稳定底部料流，在一个实施方案中，包含C3+烃并富集LPG和石脑油烃，在净稳定塔底部管线128中取出。净稳定塔底部料流可以输送到中间分馏塔140。稳定塔120可以在160℃(320°F)和200℃(392°F)之间的底部温度及1MPa(表压)(150psig)至2MPa(表压)(300psig)的顶部压力下操作。

中间分馏塔140可以将净稳定底部管线128中的净稳定塔底部料流分馏成包含中间产物的顶部料流和中间底部料流。在一个实施方案中，中间分馏塔140是脱丁烷塔，其产生包含LPG产物的顶部料流和包含C5+石脑油的底部料流。中间顶部料流可以完全冷凝，来自中间顶部接收器底部的冷凝料流可以在回流到中间塔的回流料流和可以包含LPG产物流的净液体顶部料流之间分离，LPG产物流可以在净液体产物管线142中回收或进一步加工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。中间底部料流可包含全范围石脑油产物流。可以将一部分中间底部料流再沸并返回到中间塔140。中间底部料流的净部分可以在分离塔160中进一步分馏。或者，净中间底部管线144中的净中间底部料流部分可以作为全范围石脑油产物流回收或用作海绵油。中间分馏塔140可以在180℃(356°F)和220℃(430°F)之间的底部温度和0.8MPa(表压)(120psig)至1.7MPa(表压)(250psig)的顶部压力下操作。

分离器分馏塔160可以将净中间底部管线144中的净中间底部料流分馏成包含轻分离产物的顶部料流和重分离产物。在一个实施方案中，分离器分馏塔160是石脑油分离塔，其产生含有包含C5和C6烃的轻石脑油产物的顶部料流，和含有包含C7+烃的重石脑油产物的底部料流。预期其他料流。顶部管线中的轻分离产物可以完全冷凝，来自分离器顶部接收器底部的冷凝料流可以在回流到分离塔160的回流料流和净轻分离产物流之间分离，净轻分离产物流可以在轻分离产物管线162中回收或进一步加工如在异构化方法中进一步加工。重分离底部管线164中的一部分重分离产物流可以再沸并返回到分离塔160。重分离底部管线164中的另一部分重分离底部料流可以在重分离产物管线166中作为重分离产物回收或进一步加工如在重整方法中进一步加工。重分离底部管线164中的另一部分重分离产物可用作海绵吸收剂管线168中的海绵吸收剂。重分离产物管线中的重分离产物可包含重石脑油料流。分离器分馏塔160可以在180℃(356°F)和220℃(430°F)之间的底部温度和0.8MPa(表压)(120psig)至1.7MPa(表压)(250psig)的顶部压力下操作。

净汽提塔顶部管线82中的来自接收器80的净汽提塔气体料流通常处于0.35MPa(表压)(50psig)至2.0MPa(表压)(290psig)的压力下，这对于变压回收装置(PSA)装置中的氢气回收来说太低。因此，该料流中的氢气通常丧失掉。然而，炼油厂通常具有PSA装置，用于从气体分离加氢加工料流如冷闪蒸顶部管线62中的闪蒸冷气体分离加氢加工料流中回收氢气。建议增加汽提塔气体料流的压力以使得能够在轻材料回收单元180中一起从汽提塔气体料流和气体分离加氢加工料流中回收氢气和LPG。

净稳定塔顶部管线126中的净分馏塔气体料流可含有一些C3+材料以及可在轻材料回收单元180中回收的氢气。或者建议增加净稳定塔顶部管线126中的分馏塔气体料流的压力以能够在轻材料回收单元180中一起从分馏塔气体料流和气体分离加氢加工料流中回收氢气和LPG。

在一个实施方案中，净稳定塔顶部管线126中的分馏塔气体料流可以与净汽提塔顶部管线82中的净汽提塔气体料流混合以一起加工。然而，应该理解，这些料流中的任何一个都可以如所描述的那样进行加工而不需要另一个。净汽提塔气体料流和分馏塔气体料流的混合料流可以一起或分别在压缩机进料管线130中输送。压缩机进料管线130将净汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流输送到压缩机132，它可以是螺杆压缩机，但任何压缩机都可能是合适的。压缩机132将净汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流的压力增加到1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)的压力，优选3.0MPa(表压)(435psig)至3.5MPa(表压)(508psig)。压缩的净汽提塔气体料流和/或压缩的分馏塔气体料流可以从压缩机132供至分离罐134，以去除分离罐底部管线136中的压缩冷凝料流，以输送到冷闪蒸底部管线64送至汽提塔70。压缩净汽提塔气体料流和/或压缩分馏塔气体料流的蒸气相可以在压缩机管线138中输送。分离罐134可以与净汽提塔顶部管线82下游连通。

我们还发现冷闪蒸顶部管线62中的闪蒸冷气体分离加氢加工料流包含60至90mol％，合适地65至85mol％，优选70至80mol％的氢气。闪蒸冷气体料流的压力在1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间，优选在3.0MPa(表压)(435psig)和3.5MPa(表压)(508psig)之间足以在不需要压缩的情况下回收氢气。因此，压缩净汽提塔气体料流和/或压缩分馏塔气体料流可以与冷闪蒸顶部管线62中的闪蒸冷气体分离加氢加工料流结合，并在轻回收进料管线182中输送到轻材料回收单元180用于回收氢气和液化石油气。

轻材料回收段可包括从洗涤塔190开始的一系列单元以除去酸性气体，海绵吸收塔200用于回收LPG，和氢气回收单元210用于回收氢气。压缩净汽提塔气体料流和/或压缩分馏塔气体料流与轻回收进料管线134中的闪蒸冷气体分离加氢加工料流结合，可首先通过与洗涤塔150中的洗涤溶剂接触来洗涤以除去酸性气体。优选的洗涤溶剂包括贫胺如链烷醇胺，DEA，MEA和MDEA。可以使用其他胺代替优选的胺或除了优选的胺之外可以使用其他胺。从洗涤塔顶部的从管线192进料的贫溶剂与闪蒸冷气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流接触，通过与溶剂料流逆流接触从中一起吸收酸性气体。溶剂吸收酸性气体污染物如硫化氢和二氧化碳。得到的“脱硫”吸收的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和吸收的汽提塔气体料流和/或吸收的分馏塔气体料流通过洗涤塔顶部管线194中的洗涤塔顶部出口取出，富溶剂料流在洗涤塔底部管线196中在洗涤塔190的底部出口从底部取出。富溶剂可以进行再生以除去硫化氢以进行加工以产生单质硫并在管线192中再循环到塔中。洗涤塔190可以在30℃(86°F)和66℃(150°F)之间的气体入口温度和1.4MPa(表压)(200psig)和6.9MPa(表压)(1000psig)之间，优选3.0MPa(表压)(435psig)和3.5MPa(表压)(508psig)之间的顶部压力下操作。将吸收的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和吸收的汽提塔气体料流和/或吸收的分馏塔气体料流供至海绵吸收塔200。

多板海绵吸收塔200在下部入口处从洗涤塔顶部管线194中接收经脱硫、吸收的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和吸收的汽提塔气体料流和/或吸收的分馏塔气体料流。海绵吸收塔200可包括位于海绵吸收塔200中部附近或上方的塔板位置处的上部入口，其位于下部入口上方的高度处。在上部入口处，海绵吸收塔200接收海绵油，其可以是来自中间底部管线144或来自重石脑油管线168的石脑油。在海绵吸收塔200中，贫海绵油与脱硫、吸收的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流和/或吸收的分馏塔气体料流逆流接触。在海绵吸收塔200中，贫海绵油与来自洗涤塔顶部管线194的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和吸收的汽提塔气体料流和/或吸收的分馏塔气体料流逆流接触，海绵油从中吸收、提取、并分离出C3+烃。海绵油吸收的烃包括甲烷和乙烷，大量的LPG，C3和C4烃，和少量的C5，以及吸收的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和吸收的汽提塔气体料流和/或吸收的分馏塔气体料流中的C6+烃。

海绵吸收塔200在34℃(93°F)至60℃(140°F)的温度，和1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)之间，优选3.0MPa(表压)(435psig)和3.5MPa(表压)(508psig)之间的顶部压力下操作。我们在优选的压力下发现，在0.35MPa(表压)(50psig)至2.0MPa(表压)(290psig)的常规压力下，海绵油需求仅为基础情况的40％。另外，在优选的压力下，LPG回收率比基础情况高10重量％。

包含闪蒸冷气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流的剩余轻气体组分的海绵吸收废气料流在顶部出口处通过海绵吸收塔顶部管线202从海绵吸收塔200的顶部排出。富含LPG烃的海绵吸收剂料流在海绵吸收塔底部管线204中在底部出口处从海绵吸收塔200的底部排出。海绵吸收剂底部管线204中的富吸收剂料流可以经由管线84供至稳定塔120，以通过与轻气体分离来回收LPG和石脑油。

海绵吸收塔200的压力由顶部管线202上的控制阀206调节以调节冷闪蒸顶部管线62中的压力，通过压力指示器控制器208测量。计算机209传送可操纵的预定设定点到上游压力指示器控制器208，其向控制阀206发出信号调节信号，以按比例再打开些以减小冷闪蒸顶部管线62中的压力或按比例再关闭些以增加压力以匹配压力设定点并保持管线62中所需压力。类似地，通过连接到压力指示器控制器的控制阀保持管线82和126中的压力，其中设定点由计算机209传送。

海绵吸收塔顶部管线202中的海绵吸收废气料流包含保留在闪蒸冷气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流中的轻气体可以输送至氢气回收单元210用于氢气回收。

海绵吸收塔顶部管线202中的海绵吸收废气料流可以供至氢气回收单元210，氢气回收单元210可以包括变压吸附(PSA)单元212，以从海绵吸收塔顶部管线202中的吸收的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和汽提塔气体流和/或分馏塔气体流中的氢气中吸附杂质。氢气回收单元210还可包括膜单元。在优选的PSA单元212中，从闪蒸冷气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流中的氢气中吸附杂质，以提供在尾气管线214中的尾气料流和产物管线126中的纯化氢气料流。变压吸附方法通过洗涤塔顶部管线202将氢气与闪蒸冷气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流中的较大分子分离。较大分子在高吸附压力下吸附在吸附剂上，同时允许较小的氢气分子通过。减压进行到较低解吸压力以解吸尾气管线214中尾气料流中的吸附的较大分子。通常希望在多床系统中采用PSA方法，如US 3,430,418中所述的那些，其中使用至少四个吸附床。PSA方法在这种系统中采用加工顺序循环地进行。产物管线216中的纯化氢气料流具有降低的硫化氢，氨，胺和烃的浓度，并且具有比洗涤塔顶部管线202中吸收的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流中更高的氢气纯度。PSA单元212可以与洗涤塔顶部管线202直接下游连通。

图2显示了一个实施方案，其中喷射器132'用于压缩汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流。图2中具有与图1相同配置的元件具有与图1中相同的附图标记。图2中具有与图1中相应元件不同的配置的元件具有相同的附图标记但是标有撇号(')。图2的实施方案的配置和操作与图1基本相同，但有以下例外情况。

压缩机进料管线130'将来自汽提塔顶部管线82的净汽提塔气体料流和/或来自净稳定塔顶部管线126的分馏塔气体料流再循环至喷射器132'，用于压缩净汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流。一部分闪蒸冷液体分离加氢加工料流从冷闪蒸底部管线64'中取出，并在泵管线137中泵送到喷射器132'的入口。再循环管线137中的再循环闪蒸冷液体分离加氢加工料流通过泵139循环，其速率足以使净汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流的压力增加到冷闪蒸槽60'的压力。压缩的净汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流能够进入冷闪蒸槽60'且混合的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和净汽提塔气体料流和/或净分馏塔气体料流的料流在冷闪蒸槽60'的较高压力下在冷闪蒸顶部管线62中离开冷闪蒸槽以输送到轻材料回收单元180，如先前关于图1所述。还预期冷底部管线44中的冷液体分离加氢加工料流可以替代地被泵送到喷射器132'中，以增加净汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流的压力。

图3显示了另一个实施方案，其中喷射器132”用于压缩汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流。图3中具有与图1或2相同配置的元件具有与图1或2中相同的附图标记。图3中具有与图1和图2中相应元件不同的配置的元件具有相同的附图标记但是标有双撇号(”)。图3的实施方案的配置和操作与图2基本相同，除了将冷底部管线44中的冷液体分离加氢加工料流通过冷闪蒸进料管线58”输送到喷射器132”的入口之外。冷液体分离加氢加工料流的压力足以将净汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流的压力增加到冷闪蒸槽60”的压力。压缩的净汽提塔气体料流和/或分馏塔气体料流能够进入冷闪蒸槽60”且混合的闪蒸冷气体分离加氢加工料流和净汽提塔气体料流和/或净分馏塔气体料流的料流在冷闪蒸槽60'的较高压力下在冷闪蒸顶部管线62中离开冷闪蒸槽以输送到轻材料回收单元180，如先前关于图1所述。还预期在热闪蒸顶部管线54中的闪蒸热气体分离加氢加工料流可以绕过喷射器132”并与冷闪蒸进料管线58”中的冷液体分离加氢加工料流分开地引导到冷闪蒸槽60”。实施例

在一个案例研究中，我们比较了汽提塔气体料流的压力增加到3.5MPa(表压)(500psig)的本发明方法的优点，并将其与不将汽提塔气体料流加压，使其最大压力为2.0MPa(表压)(290psig)的传统方法进行了比较。比较结果显示在表中。

表

在建议方法中，净汽提塔气体料流中没有氢气损失。传统地，氢气在净汽提塔气体料流中损失，因为它没有被回收，而是被送到燃料集管并作为燃料燃烧。由于较高的压力，氢气回收率增加27％。在建议方法中，LPG回收率增加10重量％，而海绵油率减少2.5倍。

具体实施方式

虽然结合具体实施方案描述了以下内容，但是应该理解，该描述旨在说明而不是限制前述说明书和所附权利要求的范围。

本发明的第一实施方案是一种回收氢气的方法，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；在包含分离器的分离段中分离加氢加工流出物料流，以提供液体分离加氢加工料流和气体分离加氢加工料流；将液体分离加氢加工料流汽提以提供汽提塔气体料流；通过与海绵油接触，从气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流中吸收C3+烃。本发明的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、任何或全部，其中汽提步骤包括冷凝汽提塔顶部料流并从汽提塔液体顶部料流中分离汽提塔气体料流。本发明的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、任何或全部，还包括将汽提塔液体顶部料流分馏以提供分馏塔气体料流并用汽提塔气体料流和气体分离加氢加工料流从分馏塔气体料流中回收C3+烃。。本发明的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、任何或全部，还包括增加汽提塔气体料流的压力。本发明的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、任何或全部，还包括当上游压力指示器控制器不匹配设定点时，通过调节顶部管线上的控制阀来保持吸收步骤的压力。本发明的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、任何或全部，还包括通过喷射器将汽提塔气体料流循环至分离器以增加汽提塔气体料流的压力。本发明的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、任何或全部，还包括从气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流一起回收氢气。本发明的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、任何或全部，还包括通过与溶剂接触从汽提塔气体料流和气体分离加氢加工料流中一起吸收酸性气体。本发明的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、任何或全部，还包括从气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流中一起吸附氢气。本发明的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、任何或全部，其中分离步骤还包括在热分离器中分离加氢加工流出物料流以提供热气体分离加氢加工料流和热液体分离加氢加工料流；在冷分离器中分离热气体分离加氢加工料流以提供冷气体分离加氢加工料流和冷液体分离加氢加工料流和/或在热闪蒸槽中分离热液体分离加氢加工料流以提供闪蒸热气体分离加氢加工料流和闪蒸热液体分离加氢加工料流；在冷闪蒸槽中分离闪蒸热气体分离加氢加工料流和/或冷液体分离加氢加工料流，以提供闪蒸冷气体分离加氢加工料流，其是气体分离加氢加工料流，和闪蒸冷液体分离加氢加工料流，其是液体分离加氢加工料流。

本发明的第二实施方案是一种回收氢气的方法，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；在包含分离器的分离段中分离加氢加工流出物料流，以提供液体分离加氢加工料流和气体分离加氢加工料流；将液体分离加氢加工料流汽提；将汽提塔顶部料流冷凝；分离冷凝的汽提塔顶部料流以提供汽提塔气体料流，汽提塔液体顶部料流；分馏汽提塔液体顶部料流以提供分馏塔气体料流；通过与海绵油接触，从气体分离加氢加工料流和分馏塔气体料流中一起吸收C3+烃。本发明的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、任何或全部，还包括用气体分离加氢加工料流和汽提塔气体料流从分馏塔气体料流中回收C3+烃。本发明的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、任何或全部，还包括从气体分离加氢加工料流和分馏塔气体料流中一起回收氢气。本发明的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、任何或全部，还包括通过与溶剂接触从气体分离加氢加工料流和分馏塔气体料流中一起吸收酸性气体。本发明的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、任何或全部，还包括从气体分离加氢加工料流和分馏塔气体料流中的氢气中一起吸附杂质。

本发明的第三实施方案是一种回收LPG的方法，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；在包含分离器的分离段中分离加氢加工流出物料流，以提供液体分离加氢加工料流和气体分离加氢加工料流；将液体分离加氢加工料流汽提；将汽提塔顶部料流冷凝；分离冷凝的汽提塔顶部料流，以提供汽提塔气体料流，汽提塔液体顶部料流；分馏汽提塔液体顶部料流以提供分馏塔气体料流；从气体分离加氢加工料流，汽提塔气体料流和分馏塔气体料流中一起吸收C3+烃。本发明的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、任何或全部，还包括增加汽提塔气体料流的压力。本发明的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、任何或全部，还包括通过喷射器将汽提塔气体料流和分馏塔气体料流再循环至分离器以增加汽提塔气体料流的压力。本发明的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、任何或全部，还包括从气体分离加氢加工料流，分馏塔气体料流和汽提塔气体料流中一起回收氢气。本发明的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、任何或全部，还包括通过与溶剂接触从气体分离加氢加工料流，分馏塔气体料流和分馏塔气体料流中一起吸收酸性气体。

无需进一步详细说明，相信使用前面的描述，本领域技术人员可以在最大程度上利用本发明并且在不脱离本发明精神和范围的情况下容易地确定本发明的基本特征。对本发明进行各种改变和修改，并使其适应各种用途和条件。因此，前述优选的具体实施方案应被解释为仅是说明性的，并且不以任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在覆盖包括在所附权利要求范围内的各种修改和等同布置。

在上文中，除非另有说明，否则所有温度均以摄氏度表示，并且所有份数和百分比均以重量计。