[0001] 用于升级碳氢化合物进料的热解工艺 相关申请的交叉引用 [0001] 本申请要求 2021 年 10 月 7 日提交的题为“用于升级碳氢化合物进料的热解工艺”的美国临时专利申请 63/253,167 的优先权和权益,其内容为 其通过引用整体并入本文。 场地 [0002] 本文所公开的实施例一般涉及用于升级烃进料的热解过程。 更具体地,此类工艺涉及用于热解烃进料的热解工艺,该烃进料产生含有一种或多种含污染物组合物的热解流出物。 背景 [0003] 热解过程,例如蒸汽裂解,将饱和烃(例如链烷烃)转化为更高价值的产品,例如轻质烯烃,例如乙烯和丙烯。 然而,除了这些高价值产品外,热解过程还会产生石脑油、瓦斯油和大量相对低价值的重质产品,例如热解焦油。 在蒸汽裂解工艺中,初级分离器通常用于分离各种产品,例如工艺气体、蒸汽裂解石脑油 (SCN) 或“热解气”、蒸汽裂解粗柴油 (SCGO)、蒸汽裂解淬火油 (SCQO)、蒸汽裂解焦油 (SCT) 等,来自蒸汽裂解器流出物。 [0004] 人们越来越希望利用低价值的原料,例如 C ₅₊ 碳氢化合物,作为热解装置(例如蒸汽裂化器)的碳氢化合物进料。 虽然从成本的角度来看这些原料很有吸引力,但这些原料可能会在热解过程中引入大量含污染物的组合物,例如含氧化合物,而这在使用更高价值原料的常规热解过程中通常不会引起关注,例如, C ₂ -C ₄ 碳氢化合物。 [0005] 因此,需要改进的热解工艺,例如蒸汽裂解,以升级包括一种或多种含污染物组合物和/或在其热解过程中产生一种或多种含污染物组合物的烃进料。 概括 [0006] 提供了升级烃的方法。 在一些示例中,用于提质烃的过程可以包括确定一种或多种氧- 含有污染物,例如乙酸,其将存在于蒸汽裂化器流出物中,至少部分基于待蒸汽裂化的烃进料的组成,烃进料在蒸汽裂化期间将被加热的温度,a 烃进料将在蒸汽裂化过程中的温度或其组合下被加热的停留时间。 烃进料可被蒸汽裂化以产生蒸汽裂化器流出物。 可以从蒸汽裂化器流出物中分离焦油产品、蒸汽裂化器骤冷油和第一塔顶馏出物,其中第一塔顶馏出物包含热解气、乙酸和包含乙烯的工艺气体。 可包含工艺气体的第二塔顶馏出物和可包含热解气、水和乙酸的第一石脑油馏分可与第一塔顶馏出物分离。 可以从第一石脑油馏分中分离热解气产品和可以包含乙酸的第一含水混合物。 第一水性混合物可以与预定量的足以产生包含中和乙酸的处理过的混合物的中和剂接触。 [0007]在一些实例中,用于提质烃的方法可包括至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、温度和温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的一氧化碳的量。 烃进料将在蒸汽裂解期间被加热,烃进料将在蒸汽裂解期间的温度下被加热的停留时间,或其组合。 烃进料可被蒸汽裂化以产生蒸汽裂化器流出物。 焦油产品、蒸汽裂解器骤冷油和第一塔顶馏出物可与蒸汽裂解器流出物分离。 第一塔顶馏出物可包括热解气和可包括乙烯和一氧化碳的工艺气体。 可包含工艺气体的第二塔顶馏出物和可包含热解气的石脑油馏分可与第一塔顶馏出物分离。 可以从第二塔顶馏出物中分离出富含氢气的气体。 富氢气体可包括蒸汽裂化器流出物中所含的第一部分一氧化碳。 在一些实例中,可将富氢气体引入甲烷化器中,该甲烷化器具有足以将第一部分的大部分、优选基本上全部的一氧化碳转化为甲烷的预定尺寸。 在其他实例中,可将富氢气体引入具有预定尺寸的变压吸附单元中,该尺寸足以从富氢气体中除去大部分、优选基本上全部第一部分的一氧化碳。 在其他示例中,可将第一部分富氢气体引入甲烷化器,并且可将第二部分富氢气体引入变压吸附单元。 [0008] 烃进料可被蒸汽裂化以产生蒸汽裂化器流出物。 焦油产品、蒸汽裂解器骤冷油和第一塔顶馏出物可与蒸汽裂解器流出物分离。 第一塔顶馏出物可包括热解气和工艺气体。 可包含工艺气体和二氧化碳的第二塔顶馏出物和可包含热解气的石脑油馏分可与第一塔顶馏出物分离。 第二塔顶馏出物可以在具有预定尺寸的胺单元内与胺接触,以通过产生包含胺和二氧化碳的反应产物的废胺来除去第二塔顶馏出物中至少75wt%的二氧化碳。 可包含乙烯和二氧化碳的第三塔顶馏出物和可包含废胺的第二塔底物可与胺单元分离。 可以将第二底部产物引入胺再生单元以产生再生的胺和二氧化碳。 [0009] 在一些实例中,用于提质烃的过程可以包括至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃的温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的量。 进料将在蒸汽裂解期间被加热的温度、烃进料将在蒸汽裂解期间的温度下被加热的停留时间或其组合。 可以根据蒸汽裂化器流出物中二氧化碳和其他酸性气体(例如,H2S)的预定量来安装具有预定容量和/或尺寸的胺单元。 胺单元可被配置为从包括乙烯和二氧化碳的第二塔顶馏出物中去除最少量的二氧化碳。 胺单元的预定容量可以至少部分地基于将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的确定量。 可以安装具有预定容量和/或尺寸的胺再生单元。 胺再生单元可配置成再生在胺单元中产生的废胺。 [0010]在一些实例中,用于提质烃的过程可以包括至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃的温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的量。 进料将在蒸汽裂解期间被加热的温度、烃进料将在蒸汽裂解期间的温度下被加热的停留时间或其组合。 可以制备具有预定浓度的胺的胺水溶液。 胺水溶液中胺的预定浓度可以至少部分地基于将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的确定量和胺单元的预定尺寸。 可以调节和优化胺水溶液中的胺浓度,其中进料和/或蒸汽裂化条件 改变。 烃进料可被蒸汽裂化以产生蒸汽裂化器流出物。 焦油产品、蒸汽裂解器骤冷油和第一塔顶馏出物可与蒸汽裂解器流出物分离。 第一塔顶馏出物可包括热解气和可包括乙烯和二氧化碳的工艺气体。 可包含工艺气体和二氧化碳的第二塔顶馏出物和可包含热解气的第一石脑油馏分可与第一塔顶馏出物分离。 可以使第二塔顶馏出物与具有预定浓度的胺的胺水溶液接触以产生经处理的混合物,其可以包括经胺处理的第二塔顶馏出物和包含胺盐的废胺水溶液。 可包括经处理的胺处理的第二塔顶馏出物的第三塔顶馏出物和可包括用过的含水胺的第二塔底馏分可与经处理的混合物分离。 工艺气体中至少 75 重量%的二氧化碳可以用胺盐形式的废胺水溶液去除。 [0011] 在一些实例中,用于提质烃的过程可以包括至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃的温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的量。 进料将在蒸汽裂解期间被加热的温度、烃进料将在蒸汽裂解期间的温度下被加热的停留时间或其组合。 可将足量的吸附剂引入硫化羰去除单元中,以允许硫化羰去除单元处理脱丙烷塔塔顶馏出物,该脱丙烷塔塔顶馏出物可与蒸汽裂化器流出物分离至少与预定时间段一样长而无需更换 或由于脱丙烷塔顶部存在的二氧化碳引起的失活而重新激活吸附剂。 [0012] 在一些实例中,用于提质烃的过程可以包括至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃的温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的量。 进料将在蒸汽裂解期间被加热的温度、烃进料将在蒸汽裂解期间的温度下被加热的停留时间或其组合。 附图的简要说明 [0013] 为了能够详细理解本发明的上述特征的方式,以上简要概括的本发明的更具体的描述可以通过参考实施例来获得,其中一些实施例在附图中示出。 然而,应当注意,附图仅示出了本发明的典型实施例,因此不应被认为是对其范围的限制,因为本发明可以承认其他同等有效的实施例。 [0014] 图1描绘了根据描述的一个或多个实施例的用于蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物并计算或以其他方式处理其中包含的乙酸的说明性系统的示意图。 [0015] 图2描绘了根据描述的一个或多个实施例的用于蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物并计算或以其他方式处理其中所含的一氧化碳的说明性系统的示意图。 [0016]图3描绘了根据描述的一个或多个实施例的用于蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物并计算或以其他方式处理其中所含的二氧化碳的说明性系统的示意图。 [0017] 图4描绘了根据描述的一个或多个实施例的用于蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物并计算或以其他方式处理其中所含的二氧化碳的说明性系统的示意图。 详细说明 [0018] 应当理解,以下公开内容描述了用于实现本发明的不同特征、结构和/或功能的几个示例性实施例。 下文描述组件、布置和配置的示例性实施例以简化本公开; 然而,这些示例性实施例仅作为示例提供,并不旨在限制本发明的范围。 此外,本公开可以在各种示例性实施例中和在此提供的附图中重复参考数字和/或字母。 这种重复是为了简单和清楚的目的,并且其本身并不规定附图中讨论的各种示例性实施例和/或配置之间的关系。 此外,在不脱离本公开的范围的情况下,以下呈现的示例性实施例可以以任何组合方式组合,即,来自一个示例性实施例的任何元件可以用于任何其他示例性实施例。 [0019] 已经发现,通过热解烃原料,例如原油或其馏分,产生的热解流出物可包括许多含污染物的组合物,这些组合物可导致过程中断,例如吸附剂饱和和/或结垢, 甚至导致热解系统关闭。 为了简单和易于描述,热解系统和流出物将在本文中在生产包括裂化烃和一种或多种含污染物组合物的蒸汽裂化器流出物的蒸汽裂化器工艺和设备的上下文中进一步讨论和描述。 [0020] 含污染物的组合物可以是或可以包括一种或多种含氧化合物。 含有污染物的组合物可以是或可以 包括但不限于乙酸、一氧化碳、二氧化碳或其任何混合物。 还已经发现,将存在于蒸汽裂化器流出物中的含污染物组合物的量可以至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃进料的温度来确定 将在蒸汽裂解期间加热的停留时间、烃进料将在蒸汽裂解期间的温度下加热的停留时间或其任何组合。 [0021] “碳氢化合物”是指一类含有与碳键合的氢的化合物。 术语“C _n “碳氢化合物是指每分子具有n个碳原子的碳氢化合物,其中n是正整数。术语“C _n+ “碳氢化合物是指每个分子具有至少n个碳原子的碳氢化合物,其中n是正整数。术语“C _n- “碳氢化合物是指每分子碳原子数不超过 n 的碳氢化合物,其中 n 是正整数。“碳氢化合物”包括 (i) 饱和碳氢化合物,(ii) 不饱和碳氢化合物,和 (iii) 碳氢化合物的混合物, 包括碳氢化合物(饱和和/或不饱和)的混合物,包括具有不同n值的碳氢化合物的混合物。“碳氢化合物进料”是指包括碳氢化合物的热解过程的输入。 [0022] “环烷酸”是指 C7-C ₂ 包含至少一个羧基(-COOH)的0羧酸,包括但不限于其分子结构中具有环戊基和/或环己基环的那些。 示例性环烷酸被中和 酸。 中和的乙酸的实例包括但不限于:乙酸钠、乙酸钾、乙酸铵等。 [0024] 元素及其基团的命名参考国际理论与应用化学联合会1988年以后使用的周期表。周期表的例子见Advanced Inorganic Chemistry, 6的封面内页 ^th版,F. Albert Cotton 等人着。 (John Wiley & Sons, Inc., 1999)。 [0025] 通常,烃进料不含可感知量的乙酸、一氧化碳和二氧化碳。 本领域的技术人员将理解,可能存在于蒸汽裂化器流出物中的这三种化合物中的大部分,通常基本上全部是在蒸汽裂化炉中产生的。 醋酸、一氧化碳、 二氧化碳主要是在碳氢化合物进料的蒸汽裂解和/或蒸汽裂解炉的除焦过程中产生的。 乙酸、一氧化碳和二氧化碳的一个来源可以来自烃进料中的环烷酸和其他化合物的蒸汽裂解过程。 环烷酸在流式裂化器中的转化率或分解率可能很高,例如 ≥ 95%,生成轻质酸(主要是乙酸)、一氧化碳和二氧化碳。 包含环烷酸的碳氢化合物进料通常用总酸值“TAN”描述,作为其中环烷酸量的指标,TAN ≥ 0.5 mg KOH/克碳氢化合物进料,≥ 1 mg KOH/克烃进料,≥ 1.5 mg KOH/克烃进料,或≥ 2 mg KOH/克烃进料,其可根据ASTM D664-18e2针对给定的烃进料进行测量。 一氧化碳也可以通过在蒸汽裂解器中和在蒸汽裂解器的除焦操作期间分解甲醇而产生。 还观察到,在蒸汽裂解炉返回热解模式后一段时间(例如,1-3小时),在新除焦的炉管上产生CO。 本公开的方法在TAN≥0.5mg KOH/克烃进料的烃进料的蒸汽裂化中特别有利。 为了简洁起见,在本公开中,除非另有说明,否则所有TAN数据的单位是mg KOH每克烃进料。 [0026] 已经发现,可以是原油或其馏分的烃进料的蒸汽裂化可以产生包含乙酸、CO2和CO2的流裂化器流出物 ₂ 以可观的浓度,例如,基于蒸汽裂化器流出物的总重量:(i)从50、60、70、80、90重量ppm到100、200、300、400、500重量ppm,到600 , 700, 800, 900, 1,000 ppm 重量, 至 1,500, 2,000, 2,500, 3,000, 3,500 ppm 重量, 至 4,000, 4,500, 或 5,000 ppm 重量, 乙酸; (ii) 从 50、60、70、80、90 ppm(重量)到 100、200、300、400、500 ppm(重量)到 600、700、800、900、1,000 ppm(重量)到 1,500、2,000、2,500 , 3,000、3,500 ppm(重量)至 4,000、4,500 或 5,000 ppm(重量)的 CO; (iii) 从 50、60、70、80、90 重量 ppm 到 100、200、300、400、500 重量 ppm,到 600、700、800、900、1,000 重量 ppm,到 1,500、2,000 , 2,500, 3,000, 3,500 ppm(重量),至 4,000, 4,500, 或 5,000 ppm(重量)的 CO ₂ . [0027] 烃进料的组成可以使用测量烃进料的组成性质或其他性质的多种标准化测试中的一种或多种来确定。 在一些实例中,烃进料的组成可以通过确定总酸值(TAN)来确定,例如,ASTM D664-18e2; 庚烷不溶性沥青质含量,例如 ASTM D6560-17; 碳、氢和氮含量,例如 ASTM D5291-16; 残碳,例如 ASTM D4530-15 和/或 ASTM D524-15; A 密度、相对密度和/或 API 比重,例如 ASTM D4052-18a; 蒸馏馏分,例如 ASTM D2892-18a 和/或 ASTM D5236-18a; 碳氢化合物进料中轻质碳氢化合物的形态和量化以及切割点区间,例如 ASTM D8003-15a; 溶解的硫化氢的量,例如,ASTM D7621-16; 一定量的碱性有机氮,例如UOP269-10; 一定量的磷,例如,ASTM D7111-16、ASTM D5185-18、ASTM D7691-16; 倾点,例如 ASTM D5853-17a; 一定量的盐,例如 ASTM D3230-19 和/或 ASTM D6470-99(2015); 总沉积物颗粒,例如 ASTM D4007-11(2016)e1 和/或 ASTM D4807-05(2015); 一定量的硫醇硫,例如ASTM D3227-16和/或UOP163-10; 硫的总量,例如,ASTM D4294-16e1; 一定量的痕量金属,例如 ASTM D5708-15、ASTM D5863-00a(2016) 和/或 ASTM D7691-16; UOP K 系数,例如 UOP375-07; 蒸气压,例如 ASTM D323-15a 和/或 ASTM D6377-16; 粘度,例如 ASTM D445-18、ASTM D446-12(2017) 和/或 ASTM D7042-16e3; 一定量的水,例如 ASTM D4377-00(2011) 和/或 ASTM D4928-12(2018); 一定量的蜡,例如UOP46-85; 或其任何组合。 [0028] 在一些实施方案中,在本公开的方法中经历流裂化的烃进料可以是原始进料(例如,没有基本分离的脱盐原油),其包含各种浓度的环烷酸。 在其他优选的实施方案中,经受物流裂化的烃进料可以是粗进料的一部分,特别是在粗进料具有高浓度的总环烷酸的情况下,高TAN≥0.5,或≥1.0, 或≥1.5,或≥2.0,或≥2.5,或≥3.0mg KOH/克烃进料。 在那些特别优选的实施方案中,TAN≥0.5的原料进料可在闪蒸罐中分离以产生塔顶蒸气和重质底部液体,并且塔顶蒸气或其一部分作为烃的至少一部分供应 经蒸汽裂化的饲料。 在这些实施例中,显着部分,≥ 5 wt% (例如,≥ 8 wt%, ≥ 10 wt%, ≥ 12 wt%, ≥ 14 wt%, ≥ 15 wt%, ≥ 16 wt%, ≥ 18 wt%, 原料中含有的高达 20 wt% 的环烷酸可以分配到重质底部液体中。 因此,原料进料中只有一部分环烷酸被分配到塔顶蒸气中,然后供应到蒸汽裂解器中,从而导致蒸汽裂解器流出物中产生的乙酸量较少,从而减少了分离的需要 / 在分离/回收过程中处理乙酸,与将原料原料的总成分送入蒸汽裂解器而不在闪蒸罐中分离相比。 用于分离生料的闪蒸鼓有时称为 k-pot 或 Kuhn Pot。 可用于分离此类原料的示例性闪蒸鼓和闪蒸工艺可以是 见于例如美国专利号 7,138,047; 7,767,008; 8,158,840; 8,277,639,其相关内容特此引用。 [0029] 在一些实例中,根据所讨论的特定的含有污染物的组合物,可以采取一个或多个步骤以允许蒸汽裂化过程在由于特定的含有污染物的组合物而需要关闭之前运行预定的时间段 包含在烃进料中和/或在烃进料的蒸汽裂化过程中产生的。 在一些实例中,预定步骤可包括但不限于使某些工艺流与预定量的一种或多种材料接触,例如中和剂、胺水溶液和/或苛性碱溶液,其中 中和剂、胺和苛性碱以足够的量存在以中和或以其他方式相互作用并使特定的含污染物的组合物从给定的工艺流中去除。 例如,足够量的材料可以与特定的含有污染物的组合物反应以产生可以从特定工艺蒸汽中分离的盐。 在其他实例中,预定步骤可包括将足量的吸附剂、催化剂或其他组分引入一个或多个工艺阶段,例如分离阶段或反应器阶段,将含有某种污染物的组合物从该组合物中分离出来。 在一个或多个预定位置进行处理,安装一个或多个具有预定尺寸的分离级,该分离级配置成从特定工艺蒸汽中分离出预定量的含污染物组合物或由其衍生的产物,和/或安装一个或多个反应器 具有预定尺寸的阶段,其配置成将预定量的含污染物组合物或从其衍生的产物,特别是工艺蒸汽转化为不同的化合物。 [0030] 蒸汽裂化过程可以配置为运行的预定时间段可以是任何期望的时间长度。 在一些示例中,预定时间段可以是约1天、约2天或约3天至约1个月、约6个月、约1年、约1.5年、约2年、约3年或约 4年。 在一些实例中,预定时间段可以至少部分地基于在预定时间段期间要被蒸汽裂化的烃进料的期望体积。 [0031] 烃进料,例如,C ₅₊ 烃可以与水、蒸汽或其混合物混合、共混、组合或以其他方式接触并加热,例如,加热至约200℃至约585℃的温度,以产生加热的混合物。 例如,可以通过蒸汽裂化器的对流段内的间接热交换来加热烃进料。 [0032] 可以与水和/或蒸汽混合、混合、组合或以其他方式接触并加热以产生加热混合物的烃进料可以是或可以包括但不限于粗原油、脱盐原油、瓦斯油 、取暖油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重整油、残油重整油、费-托液体、费-托气体、天然汽油、馏分油、初榨石脑油、常压 管道馏出物、真空管道馏出物,例如真空管道馏出物和宽沸程真空管道石脑油到瓦斯油凝析油、来自炼油厂的重质非初榨烃、减压瓦斯油、重瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压渣油、重质渣油、 一个C ₄/渣油混合物、石脑油/渣油混合物、烃类气体/渣油混合物、氢气/渣油混合物、含蜡渣油、瓦斯油/渣油混合物、其馏分或其任何混合物。 在其他实例中,烃进料可以是或包括石脑油、瓦斯油、减压瓦斯油、含蜡渣油、常压渣油、渣油混合物、原油或其任何混合物。 在一些实例中,可以通过从原油中分离常压管道蒸馏塔“APS”底部产物,然后对 APS 底部产物进行真空管道蒸馏塔“VPS”处理来生产原油馏分。 在一些实例中,烃进料可以是或包括原油,例如富含多环芳烃或其馏分的高硫初榨原油。 在其他实例中,烃进料可以是或包括加氢处理的烃,例如其原油或含渣油的馏分。 在其他实例中,烃进料可以是或包括从在热转化反应器(例如延迟焦化器、流化焦化器、柔性焦化器、减粘裂化器和 /或催化氢化减粘剂)。 在其他实例中,烃进料可以包括具有高 TAN 的烃,例如 TAN ≥ 0.5、≥ 1、≥ 1.5 或 ≥ 2,如根据 ASTM D664-18e2 所测定的。 在至少一些实例中,烃进料可以是或可以包括但不限于石脑油、瓦斯油、减压瓦斯油、含蜡渣油、常压渣油、原油、其馏分或其混合物 . 在一些实例中,如果包含盐的粗原油或其他烃将被蒸汽裂解,则粗原油或其他烃可以任选地进行预处理,例如脱盐,以除去至少一部分包含在该原油或其他烃中的任何盐。 在加热碳氢化合物进料以产生加热混合物之前,原料原油或其他碳氢化合物。 [0033] “原料”原料或进料,例如原料碳氢化合物原料,是指主要为液相的原料,包括≥ 25 wt% 的原油,该原料未经过预先脱盐和/或预先回流分馏,例如≥ 50 wt% %,例如≥75wt%,或≥90wt%。 “原油”是指包含地质起源的天然碳氢化合物的混合物, 其中混合物(i)包括≥1wt%的渣油,例如≥5wt%,例如≥10wt%,并且(ii)具有≤52°,例如≤30°,例如≤20的API比重 °,或 ≤ 10°,或 < 8°。 原油可以按API比重来分类,例如重质原油的API比重在5°至(但不包括)22º范围内。 [0034] 某些中烃和/或重烃,例如某些粗烃原料,例如某些原油和原油混合物,含有一种或多种沥青质、沥青质前体和颗粒。 美国专利号 5,871,634 中描述了沥青质。 沥青质含量可使用 ASTM D6560–17 确定。 烃中的沥青质可以是液相(例如,可混溶的液相),也可以是固体和/或半固体相(例如,作为沉淀物)。 沥青质和沥青质前体通常存在于原油的渣油部分。 “渣油”是指含油混合物,通常包含在原油中或源自原油,该混合物的正常沸点范围≥ 566°C。 渣油可以包括“非挥发性成分”,意思是具有 ≥ 590°C 的正常沸点范围的组合物(有机和/或无机)。 非挥发性成分可进一步限于沸点为约760℃或更高的成分。 非挥发性组分可包括焦炭前体,它们是中等重量和/或反应性分子,例如多环芳族化合物,其可从气相中冷凝,然后在指定的蒸汽裂化条件下形成焦炭。 中烃和/或重烃(特别是其渣油部分)也可含有颗粒,即颗粒形式的固体和/或半固体。 颗粒可以是有机的和/或无机的,可以包括焦炭、灰分、沙子、沉淀盐等。虽然沉淀沥青质可以是固体或半固体,但沉淀沥青质被认为属于沥青质类,不属于沥青质类 颗粒物。 [0035]在一些实例中,可与水和/或蒸汽混合、混合、组合或以其他方式接触并加热以产生加热混合物的烃进料可以是或包括美国专利号 7,993,435 中公开的烃或烃进料; 8,277,639; 8,696,888; 9,327,260; 9,637,694; 9,657,239; 和 9,777,227; 国际专利申请公开号WO 2018/111574。 [0036] 加热的混合物可以经受蒸汽裂化条件以产生蒸汽裂化流出物。 在一些实例中,通过将加热的混合物引入一个或多个烃进料分离中,可以在使加热的混合物经受蒸汽裂化之前将气相产物或第一气相产物和液相产物或第一液相产物与加热的混合物分离 阶段。 可将气相产物加热至≥400°C的温度,例如约425°C至约825°C的温度,并经受 产生蒸汽裂解流出物的蒸汽裂解条件。 在一些实例中,任选的烃进料分离阶段可以是或包括分离器和/或美国专利号 7,138,047 中公开的其他设备; 7,090,765; 7,097,758; 7,820,035; 7,311,746; 7,220,887; 7,244,871; 7,247,765; 7,351,872; 7,297,833; 7,488,459; 7,312,371; 6,632,351; 7,578,929; 7,235,705; 和 8,158,840。 [0037] 蒸汽裂化条件可包括但不限于以下的一种或多种:将烃进料暴露于≥400°C的温度(如在蒸汽裂化设备的辐射出口处测量的),例如约的温度 700°C,约 800°C,或约 900°C 至约 950°C,约 1,000°C,或约 1050°C,约 0.1 巴至约 5 巴(绝对)的压力,和/或蒸汽 裂解停留时间为约0.01秒至约5秒。 在一些实例中,可以根据美国专利号 6,419,885 中公开的方法和系统对烃进料进行蒸汽裂化; 7,993,435; 9,637,694; 和 9,777,227; 美国专利申请公开号 2018/0170832; 国际专利申请公开号WO 2018/111574。 [0038] 蒸汽裂化器流出物可以处于≥300°C、≥400°C、≥500°C、≥600°C或≥700°C、或≥800°C或更高的温度。 可将蒸汽裂化器流出物冷却以产生冷却的蒸汽裂化器流出物。 例如,蒸汽裂化器流出物可以与任选的骤冷流体直接接触和/或通过一个或多个热交换器间接冷却,例如传输线交换器“TLE”,以产生冷却的蒸汽裂解器流出物。 [0039] 本领域技术人员将理解,与蒸汽裂化器流出物接触的任选骤冷流体的量应足以冷却蒸汽裂化器流出物以促进所需产物从中分离。 在一些实例中,蒸汽裂化器流出物可被冷却至≥300°C的温度,例如约160°C至约250°C,这可最小化或减少一个或多个分离或其他工艺设备内由于反应性原因引起的结垢 蒸汽裂解器流出物中的化合物。 尽管这样做所需的骤冷流体的量在设施与设施之间可能有很大差异,但骤冷流体与蒸汽裂化器流出物的重量比通常在约 0.1 至约 10,例如 0.5 至 5,例如 1 至 10 的范围内。 4.在特定情况下所需的重量比可以例如根据许多因素中的任何一个或多个来确定,例如待冷却的蒸汽裂化器流出物的量、骤冷位置处的蒸汽裂解器流出物的温度, 成分和热力学性质(例如,焓、C _P 等)的急冷流体和蒸汽裂解器流出物,急冷流体-蒸汽裂解器流出物混合物(即冷却的蒸汽裂解器流出物)在初级分馏器入口处的期望温度等。例如,冷却的蒸汽裂解器流出物 可以包括约5wt%至约5wt%的量的骤冷流体 约95重量%、约25重量%至约90重量%、或约50重量%、或约80重量%,基于冷却的蒸汽裂化器流出物的重量,即,蒸汽裂化器流出物和 淬火液。 [0040]在一些实例中,从蒸汽裂化器流出物分离的蒸汽裂化器骤冷油产品可以再循环并与蒸汽裂化器流出物接触以产生冷却的蒸汽裂化器流出物。 在一些实例中,代替或除了使用蒸汽裂化器骤冷油产品来冷却蒸汽裂化器流出物之外,可以使用蒸汽裂化器瓦斯油产品和/或一种或多种实用流体产品。 合适的实用流体产品可以包括在美国专利号 9,090,836 中公开的那些; 9,637,694; 和 9,777,227; 国际专利申请公开号WO 2018/111574。 本领域的技术人员还将理解,如果使用骤冷流体中包含的任何含污染物组合物,即乙酸、一氧化碳和/或二氧化碳的量,则在确定 包含在冷却的蒸汽裂化器流出物中的含有污染物的组合物。 [0041] 可以将冷却的蒸汽裂化器流出物引入一个或多个第一分离阶段,例如焦油分离鼓,以从中分离焦油产物和轻质产物。 在一些示例中,说明性的第一分离阶段可以包括美国专利号 7,674,366 中公开的那些; 7,718,049; 8,083,931; 8,092,671; 8,105,479。 [0042] 轻质产物可以处于约155°C、约175°C、约200°C或约225°C至约250°C、约270°C、约290°C、约300°C的温度 , 或约 315°C。 焦油产品可以是或可以包括但不限于具有一种或多种芳族组分和任选的非芳族和/或非烃分子的烃的混合物,该混合物源自烃热解,具有在 至少 70% 至约 100% 的混合物在大气压下的沸点至少为 290°C,例如 290°C 至约 500°C。 在一些实例中,焦油产品可具有至少200℃的初始沸点和/或≥600℃的最终常压沸点,如根据ASTM D2887-18测量的。 在其他实例中,至少 90 重量%至约 100 重量%的焦油产物可具有在大气压下至少 290°C,例如 290°C 至约 500°C 的沸点。 在一些实例中,可从蒸汽裂化器流出物中分离的焦油产品及其提质工艺可包括美国专利申请公开号:2010/00096296;2010/00096296; 2015/0344785; 2015/0344790; 2016/0122667; 2018/0057759; 2018/0171239; 2019/0016969; 和 2019/0016975。 [0043] 可以将轻质产品引入一个或多个第二分离阶段,例如初级分馏塔,以分离蒸汽裂化器骤冷油产品、蒸汽裂化器瓦斯油 产品,以及由此产生的间接费用。 蒸汽裂化瓦斯油和蒸汽裂化骤冷油各自包括化合物的混合物,主要是烃化合物的混合物。 在一些实例中,可将至少一部分蒸汽裂化器骤冷油产品与蒸汽裂化器流出物混合、共混、合并或以其他方式接触以产生冷却的蒸汽裂解器流出物。 应当理解通常在热解气和蒸汽裂化瓦斯油之间在组成和沸点范围上存在重叠。 根据 ASTM D2887-18 测量,蒸汽裂化瓦斯油的最终常压沸点通常为约 275°C 至约 285°C。 还应当理解,通常在蒸汽裂化器瓦斯油和蒸汽裂化器骤冷油之间在组成和沸点范围上存在重叠。 根据 ASTM D2887-18 测量,蒸汽裂化器骤冷油的最终常压沸点通常为约 455°C 至约 475°C。 [0044] 塔顶馏出物可以包括工艺气体和热解气,它们可以被引入一个或多个骤冷阶段,例如骤冷塔,并与骤冷介质例如水或循环水接触,以冷却塔顶馏出物并冷凝混合物 包括水和热煤气。 可以从骤冷阶段回收工艺气体和石脑油馏分。 工艺气体可包括但不限于氢气、甲烷、C ₂ 碳氢化合物,C ₃ 碳氢化合物,C ₄ 碳氢化合物,C ₅ 碳氢化合物、甲醇、丙酮、苯酚、乙醛或其任何混合物。 石脑油馏分可包括裂解煤气、水、甲醇、丙酮、苯酚、乙醛或其任何混合物。 Pygas,也称为蒸汽裂解石脑油,是 C 的复杂混合物₅₊ 碳氢化合物,例如 C ₅ -C ₁₀₊ 根据 ASTM D2887-18 测量,具有约 25°C 至约 50°C 的初始常压沸点和约 220°C 至约 265°C 的最终沸点的烃。 在一些实例中,热解汽油可具有约33℃至约43℃的初始常压沸点和约234℃至约244℃的最终常压沸点,如根据ASTM D2887-18测量的。 [0045] 应当理解,第一分离阶段和第二分离阶段、第二分离阶段和骤冷阶段,或者第一分离阶段、第二分离阶段和骤冷阶段可以彼此整合,例如单一分离 塔或柱。 在一些示例中,说明性的集成分离阶段可以包括美国专利号:7,560,019;7,560,019; 8,105,479; 和 8,197,668; 和美国专利申请公开号 2014/0357923; 和 2014/0376511。 [0046] 图1描绘了根据一个或多个实施方案的示例性系统100的示意图,该系统100用于蒸汽裂化管线101中的烃进料以通过管线107产生蒸汽裂化器流出物并计算或以其他方式处理其中包含的乙酸。 系统100可以包括一个或多个蒸汽裂化器105、一个或多个第一分离阶段 110,例如焦油分离罐,一个或多个第二分离阶段115,例如初级分馏器,和一个或多个骤冷阶段120。系统100可以任选地包括一个或多个脱盐器(未显示)和/或一个或多个 更多气/液分离级(未显示),配置为从加热的碳氢化合物和蒸汽的混合物中分离气相产物或第一气相产物和液相产物或第一液相产物。 第一气相产物可以被引入蒸汽裂化器105的辐射段并且第一液相产物可以被进一步加工和/或用作例如燃料油。 在一些实例中,第一分离阶段110、第二分离阶段115和/或骤冷阶段120可以如上所述彼此整合。 系统100还可包括一个或多个第三分离阶段145、一个或多个酸性水汽提器160和一个或多个稀释蒸汽发生器165。 [0047] 在将管线101中的烃进料引入蒸汽裂化器105之前,可以确定将存在于管线107中的蒸汽裂化器流出物中的乙酸的量。 如上所述,将存在于蒸汽裂化器流出物中的乙酸的量可至少部分地基于管线101中烃进料的组成、烃进料在蒸汽期间将被加热的温度来确定 蒸汽裂化器105内的裂化、烃进料将在蒸汽裂化期间的温度下被加热的停留时间或其组合。 [0048] 已经发现,基本上所有存在于管线 107 中的蒸汽裂化器流出物中的乙酸都与在第一分离阶段 110 中通过管线 113 从管线 107 中的蒸汽裂化器流出物分离的塔顶产物或轻质产物一起。 发现基本上存在于管线 113 的塔顶馏出物中的所有乙酸与从骤冷阶段 120 回收的石脑油馏分或通过管线 123 的第一石脑油馏分一起回收。例如,≥ 97 wt%, ≥ 99 wt%, ≥ 99.7 wt 存在于管线 113 的轻质产品中的 % 或≥ 99.9 wt% 的乙酸可以与管线 123 中从骤冷阶段 120 回收的第一石脑油馏分一起使用。还发现基本上所有存在于管线 120 中的乙酸 管线 123 中的第一石脑油馏分与经管线 147 从第三分离阶段 145 回收的水性混合物一起使用。例如,≥ 97 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.7 wt% 或≥ 99.9 wt% 的乙酸存在于 管线123中的第一石脑油馏分可以与从第三分离阶段145回收的管线147中的水性混合物一起使用。 [0049] 管线 147 中的水性混合物可以与管线 150 中预定量的足以中和第一水性混合物中的乙酸的中和剂接触,从而通过管线 153 产生经处理的混合物。因此,在蒸汽裂化之前,烃进料在 线 101,足量的中和剂,例如水性 可以制备具有预定浓度的中和剂的混合物,并准备好通过管线 150 与管线 147 中的水性混合物以预定的流速混合、混合或以其他方式组合,至少部分地基于所确定的 将存在于管线107中的蒸汽裂化器流出物中的乙酸的量,以通过管线153产生包含中和的乙酸的经处理的混合物。 管线 147 中含水混合物的 pH 值可以是 < 7.5、≤ 7.0、≤ 6.5、≤ 6.0、≤ 5.5; 或 ≤ 5.0。 优选pH为约7.0。 [0050] 通过管线 150 引入管线 147 中的水性混合物的预定量的中和剂可足以中和水溶液中≥ 95 wt%、≥ 97 wt%、≥ 99 wt% 或≥ 99.9 wt% 的乙酸 管线147中的混合物。管线153中处理过的混合物的pH可以>6.0; ≥6.5; ≥7.0; ≥7.5; ≥8.0; ≥8.5; ≥9.0; 或大约 9.5。 优选地,管线153中的pH为约7.0。 [0051] 在确定预定量的中和剂后,管线 101 中的碳氢化合物可以与管线 102 中的蒸汽混合、混合或以其他方式组合,以通过管线 103 产生加热的混合物,该混合物可以被引入蒸汽裂解器 105 并进行蒸汽裂解 如上所述,通过管线107产生蒸汽裂化器流出物的条件。 管线101中的烃进料可以是任何所需的烃进料,例如原油或其馏分。 在一些实例中,管线101中的烃进料可以是或可以包括源自原油的脱盐原油。 在一些实例中,管线101中的烃进料可以是或可以包括具有≥0.5mg KOH/g烃进料的总酸值的烃进料,如根据ASTM D664-18e2测量的。 在一些实施例中,管线 103 中的混合物或从中分离的气相产物可根据美国专利号 6,419,885;美国专利号 6,419,885 ; 7,993,435; 9,637,694; 和 9,777,227; 国际专利申请公开号WO 2018/111574。 [0052] 管线 107 中的蒸汽裂化器流出物可以通过管线 117 与骤冷流体(例如蒸汽裂解器骤冷油产品)接触,以在管线 109 中产生冷却的蒸汽裂解器流出物。可以将管线 109 中的冷却的蒸汽裂解器流出物引入到 第一分离阶段110和通过管线111的蒸汽裂化器焦油产品以及通过管线113的塔顶或轻质产品可以从那里导出。 可以将经由管线113的轻产物引入第二分离阶段115,并且可以将经由管线117的蒸汽裂化器骤冷油产物和经由管线119的塔顶馏出物或第一塔顶馏出物从那里引出。 [0053] 可以将经由管线119的第一塔顶馏出物引入骤冷阶段120并且可以与骤冷介质接触,例如从下游工艺回收的水,例如经由管线158和/或163的水,以产生冷却的或骤冷的塔顶馏出物。 开销或 经由管线 121 的第二塔顶馏出物和经由管线 123 的第一石脑油馏分可以被引导离开骤冷阶段 120。 管线 121 中的第二塔顶馏出物可以包括但不限于氢气、甲烷、C ₂ 碳氢化合物,C ₃ 碳氢化合物,C ₄ 碳氢化合物,C ₅ 碳氢化合物,或其任何混合物。 在一些实例中,管线 121 中的第二塔顶馏出物可包括乙酸的第一部分,例如蒸汽中存在的≥ 3 wt%、≥ 1 wt%、≥ 0.3 wt% 或≥ 0.1 wt% 的乙酸 管线107中的裂化器流出物。在一些实例中,管线121中的第二塔顶馏出物可以不含任何乙酸。 管线 123 中的第一石脑油馏分可包括但不限于乙酸、裂解气和骤冷介质例如水的第二部分。 在一些实例中,管线 123 中的第一石脑油馏分可包含≥ 97 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.7 wt%、≥ 99.9 wt% 或 100% 的存在于 119 中的第一塔顶馏出物中的乙酸。 [0054] 管线121中的第二塔顶馏出物可根据众所周知的工艺在一个或多个工艺气体升级阶段(未显示)中进一步处理。 许多产品可以从管线 121 的第二塔顶馏出物中分离出来。例如,氢气、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、丁烯-1、萃余液、二异丁烯和/或其他产品可以从第二塔顶馏出物中分离 第 121 行。 [0055]可将经由管线 123 的第一石脑油馏分引入第三分离阶段 145,以经由管线 146 产生热解气产品,并经由管线 147 产生含水混合物,其可包含乙酸,例如≥97wt%的乙酸存在于 第一石脑油馏分在管线123中。通过管线150的预定量的中和剂可以与管线147中的水性混合物混合、混合或以其他方式组合以在管线153中生产包含中和乙酸的处理过的混合物。 通过管线 150 的预定量的中和剂可足以中和≥ 90 wt%、≥ 95 wt%、≥ 97 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.5 wt%、≥ 99.9 wt% 的乙酸。 在管线 147 中的含水混合物。中和剂可以是或可以包括能够中和存在于管线 123 中的第一石脑油馏分中的乙酸的任何化合物或化合物的混合物。合适的中和剂可以是或可以包括氨、有机胺如 作为伯胺(R-NH2,例如单乙醇胺)、仲胺(R ¹ -NH-R ² ), 叔胺 (R ¹ R ² -N-R ³ ) 和二胺、苛性碱如 NaOH 和 KOH,或其任何混合物。 [0056] 经管线 153 处理的混合物可被引入酸性水汽提塔 160,以产生酸性水汽提塔塔顶馏出物或第三塔顶馏出物,经管线 161 和酸性水汽提塔石脑油馏分或第二底部馏分,经管线 162。在一些实例中,一部分 管线153中处理过的混合物可以作为引入其中的骤冷介质的至少一部分通过管线158再循环至骤冷阶段120。 在一些实例中,水性混合物可以在酸水汽提塔 160 内与蒸汽接触,例如逆流,以产生 经管线161的第三塔顶馏出物。管线161中的第三塔顶馏出物可包括蒸汽和硫化氢、氨或硫化氢和氨的混合物。 [0057] 在一些实例中,管线161中的第三塔顶馏出物可包括第一部分中和的乙酸,而管线162中的第二塔底物可包括第二部分中和的乙酸。 在其他实例中,管线 161 中的第三塔顶馏出物可不含任何中和的乙酸,而管线 162 中的第二塔底物可包含管线 153 中处理过的混合物中所含的所有中和乙酸。管线 161 中的第三塔顶馏出物可包含≤ 3 wt%, ≤ 2 wt%, ≤ 1 wt%, ≤ 0.5 wt%, ≤ 0.3 wt%, or ≤ 0.1 wt% 的包含在管线 153 中的经处理的混合物中的中和乙酸。在一些实例中,第二底部产物 管线 162 中的中和乙酸可包括≥ 97 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.7 wt%、≥ 99.9 wt% 或 100% 的存在于管线 153 中的经处理混合物中的中和乙酸。 [0058] 在一些实例中,管线161中的至少一部分第二气相产物可例如通过间接热交换或与冷却介质如水直接接触而被冷凝,以通过管线164产生工艺用水或塔顶冷凝物。 在一些实例中,管线161中的第三塔顶馏出物的一部分可以作为引入其中的骤冷介质的至少一部分经由管线163再循环至骤冷阶段120。 [0059] 在一些实例中,管线 164 中的塔顶冷凝物的质量流量可为约 1%、约 5%、约 10%、约 20%、约 30%、或约 40% 至约 60%、约 70%、 管线 161 中第三塔顶馏出物的质量流量的约 80%、约 90% 或约 100%。在其他实例中,管线 164 中的塔顶冷凝物的质量流量可为约 1% 至约 20%, 约 3% 至约 15%、约 5% 至约 20%、约 10% 至约 35%、约 5% 至约 15%、约 25% 至约 50%、约 40% 至约 80%、或约 50 161 号线第三塔顶质量流量的 % 至约 90%。 [0060] 在一些实例中,管线 164 中的塔顶冷凝物的质量流量可为约 1%、约 3%、约 5% 或约 7% 至约 10%、约 12%、约 15%、约 17%、 管线 147 中的含水混合物与管线 123 中的第一石脑油馏分分离的质量流速的约 20%。在其他实例中,管线 164 中的塔顶冷凝物的质量流速可为约 1% 至约 20%, 管线147中的水性混合物与管线123中的第一石脑油馏分分离的质量流量的约3%至约15%、约5%至约10%、约4%至约12%或约3%至约15% . [0061]可以将经由管线162的第二底部产物从酸性水汽提器160导出并且可以将其引入稀释蒸汽发生器165。稀释蒸汽发生器165可以加热管线162中的第二底部产物以产生稀释蒸汽。 通过管线 166 的稀释蒸汽和通过管线 167 的塔底产物或第三塔底产物被引导离开稀释蒸汽 发生器 165。管线 167 中的第三塔底物可包括≥ 97 wt%、≥ 98 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.5 wt% 或≥ 99.9 wt% 的存在于管线 162 中的第二塔底物中的中和乙酸。 管线 167 中的第三底部产物可包含≥ 97 wt%、≥ 98 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.5 wt% 或 ≥ 99.9 wt% 的存在于管线 153 中的已处理混合物中的中和乙酸。 在一些实例中 ,管线 167 中的第三塔底物可包含≥ 95 wt%、≥ 97 wt%、≥ 98 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.5 wt% 或≥ 99.9 wt% 的存在于蒸汽裂化器流出物中的乙酸 第 107 行,中和形式。 经由管线167的第三底部产物可以作为工艺用水从工艺中移除。 [0062] 图2描绘了根据一个或多个实施方案的示例性系统200的示意图,该系统200用于蒸汽裂解管线101中的烃进料以通过管线107产生蒸汽裂化器流出物并且计算或以其他方式处理其中包含的一氧化碳。 系统200可包括一个或多个蒸汽裂化器105、一个或多个第一分离阶段110、一个或多个第二分离阶段115和一个或多个骤冷阶段120,如上文参考图1所述。 系统200还可包括一个或多个工艺气体提质级225、一个或多个脱丙烷器230、一个或多个脱甲烷器240、一个或多个气体分离级或“冷箱”250,以及一个或多个富氢气体提质级 255. [0063] 通过管线121的塔顶馏出物或第二塔顶馏出物和通过管线123的石脑油馏分或第一石脑油馏分可以从骤冷阶段120回收,如上文参考图1所述。 管线 121 中的第二塔顶馏出物可包括但不限于一氧化碳、氢气、甲烷、C ₂ 碳氢化合物,C ₃ 碳氢化合物,C ₄ 碳氢化合物,C ₅ 碳氢化合物,或其任何混合物。 管线 123 中的第一石脑油馏分可包括但不限于热解煤气和骤冷介质,例如水。 [0064] 管线 101 中的碳氢化合物进料通常不包括一氧化碳,一氧化碳主要是在蒸汽裂化器 105 中碳氢化合物进料的蒸汽裂化过程中产生的(如果不是唯一的话)。在一些实例中,将存在于蒸汽裂化器中的一定量的一氧化碳 管线 107 中的流出物可以至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃进料在蒸汽裂化期间将被加热的温度、烃进料将在该温度下被加热的停留时间 在蒸汽裂解过程中,或其组合。 [0065] 已经发现,在管线 101 中蒸汽裂解代表性原油进料或其馏分(例如,来自分离原油进料的闪蒸罐的塔顶馏出物)可以产生蒸汽裂化器流出物,基于总重量 蒸汽裂解器流出物,从 50、60、70、80、90 重量 ppm 到 100、200、300、400、500 重量 ppm,到 600、700、800、900、1,000 重量 ppm 至 1,500、2,000、2,500、3,000、3,500 重量 ppm、至 4,000、4,500 或 5,000 重量 ppm 的 CO2。在一些实例中,至少一部分 一氧化碳可以通过分解存在于管线101中的烃进料中的甲醇和/或环烷酸和/或在蒸汽裂解炉的在线除焦操作期间产生。 如果碳氢化合物进料被一氧化碳污染,碳氢化合物进料中存在的任何一氧化碳可容易地通过在管线101中确定碳氢化合物进料的组成来确定。 [0066]管线 121 中的第二塔顶馏出物可包含≥ 97 wt%、≥ 98 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.5 wt%、≥ 99.9 wt% 或 100 wt% 的存在于管线 107 中的蒸汽裂化器流出物中的一氧化碳 通过管线 121 的第二塔顶馏出物可在工艺气体提质阶段 225 内进行胺和/或碱处理以产生工艺水或通过管线 226 的第一工艺水和通过管线 227 的升级的第二塔顶馏出物。 管线 227 中的一氧化碳可包含≥ 97 wt%、≥ 98 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.5 wt%、≥ 99.9 wt% 或 100 wt% 的存在于管线 107 中的蒸汽裂化器流出物中的一氧化碳。 [0067] 经由管线 253 的富氢气体和经由管线 251 的燃料气体可在管线 227 中与提质的第二塔顶馏出物分离。在一些实施例中,可将经由管线 227 的提质后的第二塔顶馏出物引入脱丙烷塔 230 以产生脱丙烷塔底产物 经管线231和脱丙烷塔塔顶经管线232。可将经管线232的脱丙烷塔塔顶引入脱甲烷塔240以产生经管线241的脱甲烷塔底部产物和经管线242的脱甲烷塔塔顶。管线242的脱甲烷塔塔顶可包括≥97 wt%,≥ 98 wt%,≥ 99 wt%,≥ 99.5 wt%,≥ 99.9 wt%,或 100 wt% 的存在于管线 107 中的蒸汽裂化器流出物中的一氧化碳。虽然未显示,但在一些实例中, 可以任选地处理脱丙烷塔塔顶馏出物以除​​去或降低可能存在的一种或多种杂质的浓度。 例如,可以处理脱丙烷塔顶部馏出物以除​​去至少一部分任何硫化羰、胂和/或乙炔。 可以将通过管线242的脱甲烷塔塔顶馏出物引入冷箱250​​以从中分离通过管线251的燃料气体和通过管线253的富氢气体。 [0068] 管线253中的富氢气体可包括管线227中提质的第二塔顶馏出物中所含的第一部分一氧化碳、分子氢、甲烷或其混合物。 管线 251 中的燃料气体可以包括管线 227 中经过升级的第二塔顶馏出物中所含的第二部分一氧化碳,CH ₄ , H ₂ 、CO、乙烯和微量污染物(如果存在),例如 O ₂ , ñ ₂ , 氮氧化物等 [0069] 对于范围广泛的常规原油进料,冷箱 250 可以在足以导致 ≥ 40 wt%、≥ 50 wt%、≥ 60 wt%、≥ 70 wt%、高达约 80 脱甲烷塔塔顶馏出物中重量%的一氧化碳在管线242中与富氢气体一起经由管线253离开,其余部分与燃气管线251一起离开。 [0070] 管线 253 中的富氢气体可包括例如约 0 重量%至约 44 重量%的一氧化碳、约 40 重量%至约 100 重量%的分子氢和约 0 重量%至约 50 重量%的 甲烷。 管线251中的燃料气体可包括例如约0wt%至约30wt%的一氧化碳、约0wt%至约30wt%的H 2 和约70wt%至约100wt%的甲烷。 [0071] 经由管线 253 的富氢气体可被引入富氢气体提质级 255 以经由管线 256 产生纯化的氢气产品。在一些实例中,富氢气体提质级 255 可以是或可以包括一个或 多个甲烷转化器、一个或多个变压吸附单元或其组合。 [0072] 如果富氢气体提质级 255 包括甲烷化器,则甲烷化器可具有足以转化大部分,优选大部分,例如≥90wt%、≥92wt%、≥94wt%、≥95的预定尺寸 wt%,≥97wt%,≥99wt%,≥99.5wt%,≥99.9wt%,或≥99.95wt%的第一部分一氧化碳转化为甲烷,从而减少富氢气体中的一氧化碳。 甲烷化器的预定尺寸可至少部分基于将存在于管线107中的蒸汽裂化器流出物中的一氧化碳的确定量。甲烷化器可具有足以保持反应热在反应器内的预定尺寸。 甲烷化器。 甲烷化器可以包括一种或多种置于其中的催化剂。 该催化剂可以促进一氧化碳转化为甲烷。 合适的催化剂可以是或可以包括但不限于包括镍、铑、钌或其混合物的催化剂。 [0073]如果富氢气体提质阶段255包括变压吸附单元,则变压吸附单元可具有足以去除大部分,优选大部分,例如≥90wt%,≥92wt%,≥ 94wt%,≥95wt%,≥97wt%,≥99wt%,≥99.5wt%,≥99.9wt%,或≥99.95wt%的第一部分一氧化碳,从而减少氢气中的一氧化碳 -丰富的气体。 变压吸附单元的预定尺寸可以至少部分地基于将存在于管线107中的蒸汽裂化器流出物中的一氧化碳的确定量。 [0074] 当富氢气体提质阶段255包括甲烷转化器和/或变压吸附单元时,经由管线256回收的纯化氢气产品可包括≤5wt%、≤3wt%、≤1wt%、≤0.5wt% %, ≤ 0.1 wt%, 或 ≤ 0.05 wt% 一氧化碳。 在一些实例中,当富氢气体提质级 255 包括甲烷化器时,经由管线 256 回收的纯化氢气产品可包括≤ 5 wt%、≤ 3 wt%、 ≥ 1 wt%, ≥ 0.5 wt%, ≥ 0.1 wt%, 或 ≥ 0.05 wt% 的包含在管线 107 中的蒸汽裂化器流出物中的一氧化碳。通常,非常希望基本上所有的 CO 从 富氢气体,使得离开甲烷转化器和/或变压吸附单元的流出物包含极低浓度的CO2,例如<1重量ppm,基于离开甲烷转化器和/或的流出物的总重量 变压吸附装置。 [0075] 图3描绘了根据一个或多个实施方案的示例性系统300的示意图,该系统300用于蒸汽裂化管线101中的烃进料以通过管线107产生蒸汽裂化器流出物并且计算或以其他方式处理其中包含的二氧化碳。 系统300可包括一个或多个蒸汽裂化器105、一个或多个第一分离阶段110例如焦油分离罐、一个或多个第二分离阶段115例如初级分馏塔、一个或多个骤冷阶段 120和一个或多个脱丙烷器230,如上文参考图1和/或2所述。系统300还可包括一个或多个胺单元310、一个或多个胺再生单元315、一个或多个贫胺存储单元 320、一个或多个苛性碱单元330、一个或多个脱丙烷器230和一个或多个硫化羰去除单元345。 [0076] 管线 101 中的烃进料通常不包括二氧化碳,二氧化碳主要是在蒸汽裂化器 105 中烃进料的蒸汽裂化过程中产生的。在一些实例中,将存在于管线中的蒸汽裂化器流出物中的一定量的二氧化碳 107可以至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃进料在蒸汽裂解期间将被加热的温度、烃进料将在蒸汽裂解期间的温度被加热的停留时间 ,或其组合。 在一些实例中,至少一部分二氧化碳可通过分解存在于管线101中的烃进料中的环烷酸、裂化烃进料中的烃和/或在蒸汽裂化炉的在线除焦操作期间产生。 如果烃进料被二氧化碳污染,烃进料中存在的任何二氧化碳可通过确定管线101中烃进料的组成而容易地确定。已经发现,蒸汽裂化烃进料可产生蒸汽裂化器流出物 包括一氧化碳 ₂ 浓度从 50、60、70、80、90 ppm 重量,到 100、200、300、400、500 ppm 重量,到 600、700、800、900、1,000 ppm 重量,到 1,500、2,000, 2,500、3,000、3,500 重量 ppm 至 4,000、4,500 或 5,000 重量 ppm,基于蒸汽裂化器流出物的总重量。 [0077]在一些实例中,胺单元310可具有预定的容量或尺寸,其可基于用于裂化管线101中的烃进料的蒸汽裂化条件来评估和/或预先确定。胺单元310可被改造或配置 通过管线 327 生产经胺处理的第二塔顶馏出物或第三塔顶馏出物,以及通过管线 311 生产废胺或第二塔底产物。胺单元 310 可从管线 121 中的第二塔顶馏出物中去除二氧化碳。废胺可包括反应产物 胺和二氧化碳。 胺单元 310 的预定容量可至少部分基于将存在于管线 107 中的蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的确定量。任何合适的胺或胺的混合物可用于胺中 单元 310. 合适的胺可以是或可以包括但不限于单乙醇胺、二乙醇胺、三乙醇胺、二甘醇胺、二异丙醇胺、甲基二乙基乙醇胺或其任何混合物,尽管使用甲基二乙基乙醇胺可能导致需要除去 额外的二氧化碳 ₂ 在胺单元的下游位置,例如,在碱塔中。 [0078] 胺再生单元315可适于或配置成再生经由管线310引入其中的用过的胺。 胺再生单元315的预定容量可至少部分基于将存在于管线107中的蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的确定量。再生胺或贫胺可经由管线316引入 进入贫胺储存器 320 并根据需要再循环到胺单元 310。可以根据需要将经由管线 321 的水净化从贫胺储存器中排出,以维持经由管线 323 循环至的贫胺中的预定浓度的胺 胺单元310。 [0079] 在其他实例中,可以制备具有预定浓度的胺的胺水溶液。 胺水溶液中胺的预定浓度可以至少部分地基于将存在于管线107中的蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的确定量。如果具有预定浓度的胺水溶液是 制备后,管线323中的胺水溶液可以具有预定浓度的胺并且可以通过管线323引入胺单元310以接触通过管线121引入的第二塔顶馏出物以在其中产生经处理的混合物。 适应不同CO减排量的需要 ₂ 在不同进料、不同进料速率、不同蒸汽裂解条件下产生的流裂化流出物中,可以根据需要稀释或增加预先制备的胺水溶液的浓度(例如通过与更高浓度的胺溶液混合) . 还可以调整管线 323 中的流的流速以适应减少不同量的 CO 的需要 ₂ 在流式裂化器流出物中。 管线 323 中的胺水溶液可以具有 胺浓度范围从例如5、6、7、8、9重量%至12、14、15、16、18、20重量%至22、24、25、26、28、30重量%至 32、34、35、36、38、40 重量%至 42、44、45、46、48、50 重量%至 52、54、55、56、58、60 重量%,基于总重量 管线 323 中的流。理想地,进料到胺单元 310 中的胺的摩尔量高于 CO2 的摩尔量 ₂ 和 ₂ S 将在其中减少。 例如,进入胺单元310的胺与总CO的摩尔比 ₂ 和 ₂ S可理想地从例如1.5、1.6、1.8、2.0到2.2、2.4、2.5、2.6、2.8、3.0到3.2、3.4、3.5、3.6、3.8、4.0到4.2、4.4、4.5、4.6、 4.8、5.0。 [0080]具有预定尺寸的胺单元310和/或具有预定浓度的胺的胺水溶液可足以去除≥75wt%、≥80wt%、≥85wt%、≥87wt%或≥90wt 通过产生废胺或经由管线311的第二塔底产物,管线121中的第二塔顶馏出物中所含的二氧化碳的百分比,其可包括胺和二氧化碳的反应产物。 在一些实例中,胺单元310的预定尺寸和/或胺在具有预定浓度胺的水溶液中的浓度可足以除去约75wt%、约80wt%或约85wt% 管线 107 中蒸汽裂化器流出物中所含二氧化碳的重量百分比至约 90 重量%、约 93 重量%或约 95 重量%。在一些实例中,胺单元 310 的预定尺寸和/或胺单元 310 的浓度 具有预定浓度胺的胺水溶液中的胺可足以去除约75重量%、约80重量%或约85重量%至约90重量%、约93重量%或约95重量%,和 在管线 121 的第二塔顶馏出物中所含的二氧化碳高达 99.9 wt%。 [0081] 在一些实例中,可具有预定容量的碱单元330可在对管线101中的烃进料进行蒸汽裂化之前安装。碱单元330可适于或配置成通过除去碳经由管线333生产第四塔顶馏出物 来自管线327中的第三塔顶馏出物的二氧化硫。在一些实施例中,可以将经由管线329的苛性碱水溶液引入到碱单元330中并且可以接触经由管线327引入的第三塔顶馏出物以产生废碱或经由管线331的第三底部产物, 它可以包括碱和二氧化碳的反应产物以及通过管线 333 的第四塔顶馏出物。碱单元 330 的预定容量可以至少部分地基于确定的将存在于该碱单元中的二氧化碳的量。 管线 107 中的蒸汽裂化器流出物。胺单元 310 中可以使用任何合适的苛性碱或苛性碱化合物的混合物。合适的苛性碱可以是或可以包括但不限于氢氧化钠、氢氧化钾等,或任何混合物 其中。 [0082] 在其他示例中,可以制备管线329中具有预定碱浓度的碱水溶液。 苛性碱的预定浓度 苛性碱水溶液可以至少部分地基于将存在于管线107中的蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的确定量。如果管线329中的苛性碱水溶液具有预定浓度的苛性碱,则水溶液 管线 329 中的苛性碱溶液可包含浓度范围从例如 2、4、5、6、8、10 重量%到 12、14、15、16、18、20 重量%到 22、24 重量%的苛性碱 , 25, 26, 28, 30 wt% 至 32, 34, 35, 36, 38, 40 wt% 至 42, 44, 45, 46, 48, 50 wt%,基于苛性碱水溶液的总重量 解决方案。 [0083] 具有预定尺寸的碱单元330和/或管线329中具有预定浓度的碱水溶液可足以去除≥75wt%、≥80wt%、≥85wt%、≥87wt%或≥90 通过生产可包括碱和二氧化碳的反应产物的废碱来减少管线 327 中第三塔顶馏出物中所含二氧化碳的 wt%。 在一些实例中,预定尺寸的碱单元330和/或管线329中具有预定浓度的碱水溶液可足以去除约75wt%、约80wt%或约85wt%至约90wt% 管线 327 中的第三塔顶馏出物中含有 %、约 93 wt%、或约 95 wt% 的二氧化碳。在一些实例中,管线 333 中的第四塔顶馏出物可包含≤ 7 wt%、≤ 5 wt%、≤ 3 wt% %、≤ 1 wt%、≤ 0.5 wt%、≤ 0.1 wt%、≤ 0.05 wt% 或≤ 0.01 wt% 的包含在管线 107 中的蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳。在一些实例中,管线中的第四塔顶馏出物 333 可包含≤ 7 wt%、≤ 5 wt%、≤ 3 wt%、≤ 2.5 wt%、≤ 1 wt%、≤ 0.5 wt%、≤ 0.1 wt%、≤ 0.05 wt% 或≤ 0.01 wt% 的 121 号线二次塔顶馏出物中所含的二氧化碳。 [0084]应当理解,胺单元310和碱单元330可以相互转换,使得可以将管线121中的第一塔顶馏出物引入碱单元330以产生管线327中的第三塔顶馏出物和管线中的第三塔顶馏出物。 将327引入胺单元310以通过管线333产生第四塔顶馏出物。优选胺单元310位于碱单元330的上游。 [0085] 安装胺单元310和胺再生单元315和/或碱单元330和/或管线323中具有预定胺浓度的胺水溶液和/或管线中具有预定浓度碱的苛性碱溶液 329 准备好后,101 中的碳氢化合物进料可与管线 102 中的蒸汽混合、混合或以其他方式组合以通过管线 103 产生加热的混合物,该混合物可被引入蒸汽裂解器 105 并经受蒸汽裂解条件以产生蒸汽裂解器 流出物经由管线107,如上所述。 通过管线 121 的第二塔顶馏出物和通过管线 123 的第一塔底产物可以从骤冷阶段 120 中回收,如上文参考图 1 和图 2 所述。管线 121 中的第二塔顶馏出物可以包括但不限于二氧化碳、氢气 , 甲烷, C ₂ 碳氢化合物,C ₃ 碳氢化合物,C ₄ 碳氢化合物,C ₅ 碳氢化合物,或其任何混合物。 管线 123 中的第一塔底物可包括但不限于热解煤气和骤冷介质,例如水。 [0086] 管线 121 中的第二塔顶馏出物可包含≥ 97 wt%、≥ 98 wt%、≥ 99 wt%、≥ 99.5 wt%、≥ 99.9 wt% 或 100 wt% 的存在于管线 107 中的蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳 在一些实例中,可以使通过管线121的第二塔顶馏出物在胺单元310和/或碱单元330内进行胺和/或碱处理以产生通过管线327的第三塔顶馏出物和通过管线333的第四塔顶馏出物, 分别。 [0087] 具有预定尺寸的胺单元310和/或具有预定浓度的胺的胺水溶液可以去除≥75wt%、≥80wt%、≥85wt%、≥87wt%或≥90wt%的 通过生产废胺或经管线 311 产生的第二塔底产物,可以将二氧化碳包含在管线 121 的第二塔顶馏出物中,后者可以包括胺和二氧化碳的反应产物。 在一些实例中,管线 327 中的第三塔顶馏出物可包含≤ 25 wt%、≤ 20 wt%、≤ 15 wt%、≤ 13 wt% 或≤ 10 wt% 的包含在管线 107 中的蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳 在一些实例中,管线 327 中的第三塔顶馏出物可包含≤ 25 wt%、≤ 20 wt%、≤ 15 wt%、≤ 13 wt% 或≤ 10 wt% 的包含在管线 121 中的第二塔顶馏出物中的二氧化碳 . [0088] 胺单元 310 内的工艺条件可包括表压,例如 1,000、1,100、1,200、1,300、1,400、1,500 kPa 至 1,600、1,700、1,800、1,900、2,000 kPa; 和温度从例如 20、22、24、25、26、28、30°C 到 32、34、35、36、38、40°C,到 42、44、45、46、48、50 °C,至 52、54、55、56、58、60 °C。 胺再生单元 315 内的工艺条件可包括表压,例如 50、60、70、80、90、100 kPa 至 120、140、150、160、180、200 至 220、240、250 , 260, 280, 300 kPa, 以及从例如 100, 110, 120, 130, 140, 150 °C 到 160, 170, 180, 190, 200°C 的温度,这取决于胺的类型等因素 用过的。 [0089] 可将经由管线 327 的第三塔顶馏出物引入碱单元 330 以产生经由管线 333 的第四塔顶馏出物和经由管线 331 的废碱或第三塔底产物。在一些实例中,管线 333 中的第四塔顶馏出物可包含≤0重量%, ≤15wt%,≤13wt%,或≤10wt%的包含在管线107中的蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳。在一些实例中,管线327中的第三塔顶馏出物可以包含≤25wt%,≤20wt% , ≤ 15 wt%, ≤ 13 wt%, or ≤ 10 wt% 的二氧化碳包含在管线 121 的第二塔顶馏出物中。 [0090] 碱单元 330 内的工艺条件可包括从例如 500、600、700、800、900、1,000 kPa 到 1,100、1,200、1,300、1,400、1,500 kPa 到 1,600、1,700、1,800、1,900 kPa 的表压, 2,000 千帕; 和温度从例如 20、22、24、25、26、28、30°C 到 32、34、35、36、38、40°C,到 42、44、45、46、48、50 °C,至 52、54、55、56、58、60 °C。 [0091]在一些实例中,可以将管线 333 中的第四流出物引入脱丙烷塔 230 以通过管线 231 产生脱丙烷塔底部产物并通过管线 232 产生脱丙烷塔塔顶馏出物。如果管线中的第四流出物包括任何二氧化碳,≥ 95 wt%,≥ 97重量%、≥99重量%、≥99.9重量%的二氧化碳可以作为脱丙烷塔顶馏出物的组分经由管线232离开脱丙烷塔231。 [0092] 在一些实例中,可以将足量或预定量的吸附剂引入到硫化羰去除单元345中,以允许硫化羰去除单元处理管线232中的脱丙烷塔顶部馏出物至少与预定时间段一样长,而不需要 由于存在于管线 232 中脱丙烷塔顶部的二氧化碳引起的失活,吸附剂的更换或再活化。吸附剂的预定量可以至少部分地基于将存在于脱丙烷塔中的二氧化碳的确定量 管线 107 中的蒸汽裂化器流出物。在脱丙烷塔顶馏出物与吸附剂接触期间,吸附剂可除去脱丙烷塔顶出物中存在的至少一部分二氧化碳,并且经管线 136 处理的脱丙烷塔顶馏出物可从羰基中导出 脱硫单元 345。例如,吸附剂可吸附存在于脱丙烷塔顶部的至少一部分二氧化碳以在管线 346 中产生经处理的脱丙烷塔顶部。因此,在管线 346 中经处理的脱丙烷塔顶部可包含较少的二氧化碳 比第 232 行中的脱丙烷塔开销。 [0093] 管线346中经处理的脱丙烷塔塔顶馏出物可包括但不限于分子氢、甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷或其任何混合物。 在一些实例中,管线 346 中处理过的脱丙烷器塔顶馏出物可包括二氧化碳,但管线 346 中处理过的脱丙烷器塔顶馏出物中存在的二氧化碳量可为≤ 1 wt%、≤ 0.7 wt%、≤ 0.5 wt% 或≤ 0.1wt%的二氧化碳存在于管线232中的脱丙烷塔顶部。在其他实例中,管线346中处理过的脱丙烷塔顶部可以不含任何二氧化碳。 [0094] 吸附剂可以是或可以包括一种或多种吸附材料、吸收材料、它们的混合物或它们的组合。 在一些实例中,吸附剂可以是或可以包括来自元素周期表第1、10或11族的至少一种金属或其氧化物。 有用的吸附剂材料的非限制性实例是可从 BASF 获得的 Selexsorb。 [0095] 图4描绘了另一个说明性系统400的示意图,该系统400用于蒸汽裂解管线101中的烃进料以通过管线107产生蒸汽裂化器流出物并计算或以其他方式处理其中包含的二氧化碳,根据一个或多个 实施例。 系统300可包括一个或多个蒸汽裂化器105、一个或多个第一分离阶段110例如焦油分离罐、一个或多个第二分离阶段115例如初级分馏塔、一个或多个骤冷阶段 120、一个或多个脱丙烷器230、一个或多个脱甲烷器240、一个或多个胺单元310、一个或多个矿再生单元315、一个或多个贫胺存储单元320、一个或多个碱单元330 和一个或多个硫化羰去除单元345,如上文参考图1和/或2所述。系统400还可包括一个或多个脱乙烷塔410。 [0096] 系统400可以蒸汽裂化管线101中的烃进料以通过管线107产生蒸汽裂化器流出物并且处理蒸汽裂化器流出物以通过管线333产生第四塔顶馏出物,如上文参考图1、2和/或3所述 在一些实例中,管线 333 中的第四塔顶馏出物可包含≤ 7 wt%、≤ 5 wt%、≤ 3 wt%、≤ 1 wt%、≤ 0.5 wt%、≤ 0.1 wt%、≤ 0.05 wt%、或≤ 0.01wt%的包含在管线107中的蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳。在一些实例中,管线333中的第四塔顶馏出物可包含≥7wt%,≤5wt%,≤3wt%,≤2.5wt%,≤ 1重量%、≤0.5重量%、≤0.1重量%、≤0.05重量%或≤0.01重量%的包含在管线121中的第二塔顶馏出物中的二氧化碳。 [0097]如图3所示,不是通过管线333将第四塔顶馏出物引入脱丙烷塔230,而是可以将通过管线333的第四塔顶馏出物引入脱甲烷塔240以通过管线241产生脱甲烷塔底部产物和通过管线242在脱甲烷塔顶馏出物。 在一些示例中,可以如上文参考图2所述进一步处理管线242中的脱甲烷塔塔顶馏出物。 [0098] 当管线 333 中的第四塔顶馏出物包括二氧化碳时,二氧化碳可作为脱甲烷塔底部产物的组分经由管线 241 离开脱甲烷塔 240。可将经由管线 241 的脱甲烷塔底部产物引入脱乙烷塔 410 以产生脱乙烷塔底部产物经由管线 411和经由管线412的脱乙烷塔塔顶馏出物。当管线333中的第四塔顶馏出物包含二氧化碳时,二氧化碳可作为脱乙烷塔塔顶馏出物的组分经由管线412离开脱乙烷塔410。当管线333中的第四流出物包含二氧化碳时, ≥ 95 wt%, ≥ 97 wt%, ≥ 99 wt%, ≥ 99.9 wt% 的二氧化碳可以作为脱乙烷塔顶馏出物的组分经由管线 412 离开脱乙烷塔 410。因此,在一些实例中,脱乙烷塔顶出物在 管线412可含有≤7重量%、≤5重量%、≤3重量%、≤1重量%、≤0.5重量%、≤0.1重量%、≤0.05重量%或≤0.01重量%的二氧化碳。 管线 107 中的蒸汽裂化器流出物。同样地,在一些实例中,管线 412 中的脱乙烷塔顶馏出物可包含≤ 7 wt%、≤ 5 wt%、≤ 3 wt%、≤ 2.5 wt%、≤ 1 wt%、 ≤0.5重量%、≤0.1重量%、≤0.05重量%或≤0.01重量%的包含在管线121中的第二塔顶馏出物中的二氧化碳。 [0099] 在一些实例中,可以将足量或预定量的吸附剂引入到硫化羰去除单元345中,以允许硫化羰去除单元处理管线412中的脱乙烷塔顶馏出物至少与预定时间段一样长,而不需要 由于存在于管线 412 中脱乙烷塔顶部的二氧化碳引起的失活,吸附剂的更换或再活化。吸附剂的预定量可至少部分基于将存在于脱乙烷塔中的二氧化碳的确定量 管线 107 中的蒸汽裂化器流出物。在一些实例中,吸附剂的预定量可以至少部分地基于胺单元 310 和/或碱单元 330 从第二塔顶馏出物中去除二氧化碳的能力 管线 121。在脱乙烷塔塔顶馏出物与吸附剂接触期间,吸附剂可除去存在于脱丙烷塔塔顶馏出物中的至少一部分二氧化碳,并且经管线 347 处理的脱乙烷塔塔顶馏出物可从硫化羰脱除单元 345 中导出。 例如,吸附剂可以吸附至少一部分存在于管线 412 中的脱乙烷塔塔顶馏出物中的二氧化碳,以在管线 347 中产生经处理的脱乙烷塔塔顶馏出物。因此,管线 347 中经处理的脱乙烷塔塔顶馏出物可包含比脱乙烷塔塔顶馏出物更少的二氧化碳。 412 行的脱乙烷器开销。 [0100] 管线347中处理过的脱乙烷塔顶馏出物可包括但不限于乙烯、乙烷或其混合物。 在一些实例中,管线 347 中处理过的脱乙烷塔塔顶馏出物可包括二氧化碳,但管线 347 中处理过的脱乙烷塔塔顶馏出物中存在的二氧化碳的量可为≤ 5 wt%、≤ 3 wt%、≤ 1 wt% 或≤ 0.5wt%的二氧化碳存在于管线412中的脱乙烷塔顶部。在其他实例中,管线347中处理过的脱乙烷塔顶部可以不含任何二氧化碳。 [0101] 吸附剂可以是或可以包括一种或多种吸附材料、吸收材料、它们的混合物或它们的组合。 在一些实例中,吸附剂可以是或可以包括来自元素周期表第1、10或11族的至少一种金属或其氧化物。 硫化羰去除单元345可采用常规工艺条件,但本发明不限于此。 [0102] 应当理解,本文所述的任何给定系统 100、200、300 和 400,例如 300 可以包括参考一个或多个其他系统,例如 100 描述的任何一个或多个附加工艺单元或阶段 、200和/或400。还应当理解,为了简单和便于描述,省略了公知的工艺设备或单元。 例如,系统 100、200、300 和/或 400 可以包括一个数字 压缩机、泵、再沸器、热交换器、储罐等的组成,这些对于本领域技术人员而言是显而易见的。 [0103] 在至少一些实例中,系统200、300和400中的管线123中的第一塔底产物可如所述进一步处理以产生管线164中的塔顶冷凝物,如参考图1所述。 然而,应当理解,管线 147 中的水性混合物可以或可以不与系统 200、300 和/或 400 中的管线 150 中的中和剂接触以中和乙酸、CO2 ₂ 和H 2 S可能存在或可能不存在于管线147中的水性混合物中。在一些实例中,可在系统200、300和/或400中分离的管线164中的塔顶冷凝物的质量流速可为约 1%、约 3%、约 5%、或约 7% 至约 10%、约 12%、约 15%、约 17% 或约 20% 的质量流量将管线 147 中的水性混合物与 管线 123 中的第一塔底物。在其他实例中,可在系统 200、300 和/或 400 中分离的管线 164 中的塔顶冷凝物的质量流量可为约 1% 至约 20%、约 3% 至约 管线 147 中的水性混合物与管线 123 中的第一底部产物分离的质量流量的 15%、约 5% 至约 10%、约 4% 至约 12%、或约 3% 至约 15%。 [0104] 本公开可以进一步包括至少以下非限制性方面和/或实施例: [0105] A1. 一种用于提质烃的方法,包括:至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃进料的温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的乙酸的量。 在蒸汽裂解期间加热,烃进料将在蒸汽裂解期间的温度下加热的停留时间,或其组合; 提供碳氢化合物进料; 将碳氢化合物进料蒸汽裂解以产生蒸汽裂解器流出物; 从蒸汽裂化器流出物中分离焦油产品、蒸汽裂化器骤冷油和第一塔顶馏出物,其中第一塔顶馏出物包含裂解气、乙酸和包含乙烯的工艺气体; 分离包含工艺气体的第二塔顶馏出物和来自第一塔顶馏出物的包含热解气、水和乙酸的第一石脑油馏分; 从第一石脑油馏分中分离裂解气产品和包含乙酸的第一含水混合物; 并且使第一水性混合物与预定量的中和剂接触,该中和剂足以产生包含中和的乙酸的经处理的混合物。 [0106] A2。 A1的方法,其中提供烃进料的步骤包括:提供包含环烷酸的粗进料; 在闪蒸罐中分离原始进料以产生塔顶蒸气和重质底部液体; 供应至少一部分的塔顶馏出物蒸气作为至少一部分的烃进料。 [0107] A3. A1或A2的方法,其中原料的总酸值(“TAN”)≥0.5,或≥1.0,或≥1.5,或≥2.0,或≥2.5。 [0108] A4. A2或A3中任一项的方法,其中原料中环烷酸总量的至少5wt%被分配到重质底部液体中。 [0109] A5. A4的方法,其中将原料中至多20wt%的环烷酸总量分配到重质底部液体中。 [0110] A6. A1至A5中任一项的方法,还包括:加热经处理的混合物以除去硫化氢、氨或其混合物以产生第三塔顶馏出物和第二塔底产物,其中第三塔顶馏出物包含蒸汽和硫化氢中的至少一种 和氨,并且其中第二底部产物包括含有中和的乙酸的含水混合物; 加热第二塔底液产生稀释蒸汽; 分离稀释蒸汽和包含中和乙酸的第三残渣; 第三残渣作为工艺水从工艺中去除。 [0111] A7. A6的方法,还包括: 冷凝至少一部分第三塔顶馏出物以产生塔顶冷凝物; 并从工艺中去除塔顶冷凝液。 [0112] A8. A7的方法,其中塔顶冷凝物的质量流量为第三塔顶的质量流量的约1%至约100%。 [0113]A9. A7或A8的方法,其中塔顶冷凝物的质量流量为第一水性混合物与第一石脑油馏分分离的质量流量的约5%至约10%。 [0114] A10. A6至A9中任一项的方法,其中第三底部产物包含≥95wt%的蒸汽裂化器流出物中的中和形式的乙酸。 [0115] A11. A6至A10中任一项的方法,其中第三底部产物包含≥99wt%的蒸汽裂化器流出物中的中和形式的乙酸。 [0116] A12. A1至A11中任一项的方法,其中中和剂包括以下的一种或多种:氨; 伯胺; 第二种胺; 叔胺; 二胺; 和腐蚀剂。 [0117] B1. 一种用于提质烃的方法,包括:至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃进料的温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的一氧化碳的量。 在蒸汽裂解期间加热,烃进料将在蒸汽裂解期间的温度下加热的停留时间,或其组合; 将碳氢化合物进料蒸汽裂解以产生蒸汽裂解器流出物; 从蒸汽裂化器流出物分离焦油产品、蒸汽裂化器骤冷油和第一塔顶馏出物,其中第一塔顶馏出物包含裂解气和包含乙烯和一氧化碳的工艺气体; 从第一塔顶分离包含工艺气体的第二塔顶馏出物和包含热解气的石脑油馏分; 从第二塔顶馏出物分离富氢气体,其中富氢气体包含蒸汽裂化器流出物中所含的第一部分一氧化碳; 将至少一部分富氢气体送入具有预定尺寸的甲烷转化器和/或具有预定尺寸的变压吸附单元, 从而共同减少富氢气体中至少90wt%的第一部分一氧化碳。 [0118] B2. B1的方法,其中富氢气体包含约40wt%至约50wt%的蒸汽裂化器流出物中所含的一氧化碳。 [0119] B3. B1或B2的方法,还包括从工艺气体中分离燃料气体,其中燃料气体包含分子氢、甲烷和包含在蒸汽裂化器流出物中的第二部分一氧化碳。 [0120] B4. B3的方法,其中燃料气体包含约50wt%至约60wt%的蒸汽裂化器流出物中所含的一氧化碳。 [0121] B5. B1至B4中任一项的方法,其中富氢气体被引入到具有预定尺寸的甲烷化器中,并且其中甲烷化器包括置于其中的催化剂,并且其中催化剂包括镍、铑、钌或其混合物 . [0122] B6. B1至B5中任一项的方法,其中将富氢气体引入甲烷化器中,并且其中甲烷化器的预定尺寸足以将≥95wt%的第一部分一氧化碳转化为甲烷。 [0123] B7. B1至B6中任一项的方法,其中至少一部分一氧化碳通过分解烃进料中所含的甲醇产生。 [0124] B8. B1至B7中任一项的方法,其中富氢气体被引入具有预定尺寸的变压吸附单元。 [0125] B9. B1至B8中任一项的方法,其中纯化的氢气产物从甲烷转化器和/或变压吸附单元中回收,并且其中纯化的氢气产物包含≤0.5wt%的蒸汽裂化器中所含的二氧化碳 流出物。 [0126] C1。 一种升级碳氢化合物的方法,包括: 确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的量,至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成,烃进料在蒸汽裂化期间将被加热的温度,停留时间 碳氢化合物进料将在蒸汽裂化过程中的温度或它们的组合下被加热; 安装具有预定容量的胺单元,该胺单元配置为从包含乙烯和二氧化碳的第二塔顶馏出物中去除最少量的二氧化碳,其中该胺单元的预定容量至少部分基于所确定的 蒸汽裂解器流出物中存在的二氧化碳量; 安装具有预定容量的胺再生单元,该胺再生单元用于再生胺单元中产生的废胺; 将碳氢化合物进料蒸汽裂解以产生蒸汽裂解器流出物; 从蒸汽裂化器流出物中分离焦油产品、蒸汽裂化器骤冷油和第一塔顶馏出物,其中第一塔顶馏出物包含裂解气和工艺气体; 将包含工艺气体和二氧化碳的第二塔顶馏出物与包含来自第一塔顶馏出物的热解气的第一石脑油馏分分离; 在具有预定尺寸的胺单元内使第二塔顶馏出物与胺接触,以通过产生包含胺和二氧化碳的反应产物的废胺来去除第二塔顶馏出物中至少75wt%的二氧化碳; 分离包含乙烯和二氧化碳的第三塔顶馏出物和包含来自胺单元的废胺的第二塔底产物; 将第二残渣引入胺类再生单元,生成再生胺类和二氧化碳。 [0127] C2。 C1的方法,还包括: 安装具有预定容量的碱单元,该碱单元被配置为从第三塔顶馏出物中去除最小量的二氧化碳; 在具有预定容量的碱单元内接触第三塔顶馏出物,以通过生产包含碱和二氧化碳的反应产物的废碱来去除第三塔顶馏出物中至少75重量%的二氧化碳,其中预定容量为 苛性碱单元至少部分地基于将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的确定量; 和 从碱单元分离第四塔顶馏出物,其中第四塔顶馏出物包含乙烯和≤7wt%的蒸汽裂化器流出物中所含的二氧化碳。 [0128] C3。 C1或C2的方法,其中在胺单元中除去第二塔顶馏出物中≥85wt%的二氧化碳,其中在碱单元中除去第三塔顶馏出物中≥85wt%的二氧化碳,并且其中所述 第四塔顶馏出物包含<2.5wt%的蒸汽裂化器流出物中所含的二氧化碳。 [0129] C4。 C1至C3任一项的方法,其中所述胺包括单乙醇胺、二乙醇胺或其混合物。 [0130]D1。 一种用于提质烃的方法,包括:至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃进料的温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的量。 在蒸汽裂解期间加热,烃进料将在蒸汽裂解期间的温度下加热的停留时间,或其组合; 制备具有预定浓度的胺的胺水溶液,其中胺在水溶液中的预定浓度至少部分基于将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的确定量; 将碳氢化合物进料蒸汽裂解以产生蒸汽裂解器流出物; 从蒸汽裂化器流出物中分离焦油产品、蒸汽裂化器骤冷油和第一塔顶馏出物,其中第一塔顶馏出物包含裂解气和包含乙烯和二氧化碳的工艺气体; 将包含工艺气体和二氧化碳的第二塔顶馏出物与包含来自第一塔顶馏出物的热解气的第一石脑油馏分分离; 使第二塔顶馏出物与具有预定浓度的胺的胺水溶液接触以产生经处理的混合物,其可包含经胺处理的第二塔顶馏出物和包含胺盐的废胺水溶液; 将包含经处理的胺的第三塔顶馏出物和包含来自处理过的混合物的废胺水溶液的第二塔底物分离,其中工艺气体中至少75重量%的二氧化碳随废胺水溶液以 胺盐。 [0131] D2。 D1的方法,还包括:制备具有预定碱浓度的碱水溶液,其中碱水溶液中碱的预定浓度至少部分地基于将要加入的二氧化碳的确定量。 存在于蒸汽裂解器流出物中; 使第三塔顶馏出物与苛性碱水溶液接触以产生经过碱处理的第三塔顶馏出物和包含碳酸盐的废碱溶液; 分离包含经碱处理的第三塔顶馏出物的第四塔顶馏出物和包含废碱溶液的第三底部馏出物,其中第三塔顶馏出物中至少75重量%的二氧化碳与碳酸盐形式的废碱一起除去。 [0132] D3。 D1或D2的方法,进一步包括再生第三底部流出物中的废胺水溶液以产生再生胺和二氧化碳。 [0133] D4。 D1至D3中任一项的方法,其中≥85wt%的第三塔顶馏出物中的二氧化碳被去除。 [0134] D5。 D1至D4中任一项的方法,其中胺包括单乙醇胺、二乙醇胺或其混合物,并且其中苛性碱包括氢氧化钠、氢氧化钾或其混合物。 [0135] E1。 一种用于提质烃的方法,包括:至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃进料的温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的量。 在蒸汽裂化过程中加热,停留时间烃进料将在蒸汽裂化过程中的温度下加热,或其组合,将足够量的吸附剂引入硫化羰去除单元以允许硫化羰去除单元处理a 脱丙烷塔顶馏出物与蒸汽裂化器流出物分离至少预定的时间段,而无需更换或重新活化吸附剂,因为脱丙烷塔顶馏出物中存在的二氧化碳会导致其失活。 [0136] E2。 E1的方法,进一步包括:将烃进料蒸汽裂化以产生蒸汽裂化器流出物; 从蒸汽裂化器流出物中分离包含二氧化碳、甲醇、乙烷、乙烯、丙烷和丙烯的塔顶馏出物; 将包含二氧化碳的脱丙烷塔顶馏出物与工艺气体分离; 将脱丙烷塔塔顶馏出物引入硫化羰脱除单元至少预定的时间段。 [0137] E3。 E1或E2的工艺,其中预定时间段至少为5天。 [0138]E4。 E1至E3中任一项的方法,其中吸附剂是吸附剂。 [0139] E5。 E1至E4中任一项的方法,其中吸附剂包含至少一种来自元素周期表第1、10或11族的金属或其氧化物。 [0140] F1。 一种用于提质烃的方法,包括:至少部分地基于待蒸汽裂化的烃进料的组成、烃进料的温度来确定将存在于蒸汽裂化器流出物中的二氧化碳的量。 在蒸汽裂化过程中加热,停留时间烃进料将在蒸汽裂化过程中的温度下加热,或其组合,将足够量的吸附剂引入硫化羰去除单元以允许硫化羰去除单元处理a 脱乙烷塔塔顶馏出物与蒸汽裂化器流出物分离至少预定的时间段,而无需更换或重新激活吸附剂,因为脱乙烷塔顶馏出物中存在的二氧化碳会导致其失活。 [0141] F2。 F1的方法,进一步包括:将烃进料蒸汽裂解以产生蒸汽裂解流出物; 从蒸汽裂化器流出物中分离包含二氧化碳、甲醇、乙烷、乙烯、丙烷和丙烯的塔顶馏出物; 将包含二氧化碳的脱乙烷塔顶部馏出物与工艺气体分离; 将脱乙烷塔塔顶馏出物引入硫化羰脱除单元至少预定的时间段。 [0142] F3。 F1或F2的工艺,其中预定时间段至少为5天。 [0143] F4。 F1至F3中任一项的方法,其中吸附剂包含至少一种来自元素周期表第1、10或11族的金属或其氧化物。 [0144] F5。 F1至F4中任一项的方法,其中烃进料具有≥0.5mg KOH/g烃进料的总酸值,根据ASTM D664-18e2测量。 [0145] F6。 F1至F5中任一项的方法,其中烃进料具有≥1.5mg KOH/g烃进料的总酸值,根据ASTM D664-18e2测量。 [0146] 已经使用一组数值上限和一组数值下限描述了某些实施例和特征。 应当理解,范围包括任何两个值的组合,例如任何下限值与任何上限值的组合、任何两个下限值的组合和/或任何两个上限值的组合,除非另有说明 . 某些下限、上限和范围出现在下面的一项或多项权利要求中。 所有数值都是“大约”或“大约”指示值,并且考虑了本领域普通技术人员预期的实验误差和变化。 [0147] 上面已经定义了各种术语。 如果权利要求中使用的术语未在上面定义,则应给出相关领域人员给出的最广泛的定义,如至少一份印刷出版物或已颁发的专利中所反映的那样。 此外,本申请中引用的所有专利、测试程序和其他文件均通过引用完全并入,只要此类公开不与本申请不一致,并且适用于允许此类并入的所有司法管辖区。 [0148] 尽管前述针对本发明的实施例,但在不脱离本发明的基本范围的情况下可以设计出本发明的其他和进一步的实施例,并且其范围由所附权利要求确定。