CN118202022A - 提质烃进料的热解方法 - Google Patents

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Abstract

提质烃持续预定时间段的方法。方法可包括至少部分基于以下确定将在热解流出物中存在的一种或多种含污染物成分的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合。在一些实例中，方法还可包括进行一个或多个步骤以允许烃进料蒸汽裂化至少与预定时间段一样长，控制一个或多个分离级内的方法条件从而有利于某些产物组合物，将预定量的一种或多种试剂引入方法的各个位置，或它们的任何组合。

Description

提质烃进料的热解方法
相关申请的交叉引用
本申请要求2021年10月7日提交的题目为“PYROLYSIS PROCESSES FOR UPGRADINGA HYDROCARBON FEED”的美国临时专利申请63/253,155的优先权和权益，其内容通过引用全部并入本文。
技术领域
本文公开的实施方案大体上涉及提质烃进料的热解方法。更具体地，这样的方法涉及热解烃进料的热解方法，其产生含有一种或多种含污染物成分的热解流出物。
背景技术
热解方法例如蒸汽裂化将饱和烃例如链烷烃转化为更高价值的产物例如轻质烯烃例如乙烯和丙烯。然而，除了这些更高价值的产物，热解方法还产生石脑油、瓦斯油和大量的相对低价值的重质产物例如热解焦油。在蒸汽裂化方法中，初级分离器通常用于从蒸汽裂化器流出物分离各种产物例如工艺气体、蒸汽裂化器石脑油(SCN)或“热解汽油(pygas)”、蒸汽裂化器瓦斯油(SCGO)、蒸汽裂化器急冷油(SCQO)、蒸汽裂化器焦油(SCT)等。
越来越期望使用低价值的原始原料例如C5+烃作为热解装置例如蒸汽裂化器的烃进料。虽然从成本观点看这些原始原料是有吸引力的，但是这样的原料会将显著水平的含污染物成分例如含氧化合物引入热解方法，这在使用较高价值的原料例如C2-C4烃的常规热解方法中通常本不是问题。
因此，需要用于提质包括一种或多种含污染物成分和/或在其热解期间产生一种或多种含污染物成分的烃进料的改进的热解方法，例如蒸汽裂化。
发明内容
提供了提质烃的方法。在一些实例中，方法可包括至少部分基于以下确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的甲醇的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热的烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合。方法还可包括将足量的第一吸着剂引入第一甲醇吸着剂装置从而使第一甲醇吸着剂装置处理待从蒸汽裂化器流出物分离的脱丙烷塔顶部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于脱丙烷塔顶部物中存在的甲醇引起的饱和所致替换或再次活化第一吸着剂。
在一些实例中，提质烃的方法可包括蒸汽裂化包括甲醇的烃进料从而产生可包括裂化的烃和甲醇的蒸汽裂化器流出物。可从蒸汽裂化器流出物分离工艺气体和石脑油馏分。工艺气体可包括乙烯、丙烯和蒸汽裂化器流出物中的甲醇的≤40重量％。石脑油馏分可包括蒸汽裂化器流出物中的甲醇的≥60重量％。可从石脑油馏分分离热解汽油产物和含水混合物。含水混合物可包括石脑油馏分中的甲醇的≥95重量％。含水混合物可与蒸汽接触从而产生可包括含水混合物中的甲醇的≥80重量％的气相产物和可包括含水混合物中的甲醇的≤20重量％的液相产物。可冷却气相产物的至少一部分从而产生第一工艺水。第一工艺水可包括蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的≥50重量％(例如≥60重量％、≥70重量％、≥80重量％)。
在一些实例中，提质烃的方法可包括蒸汽裂化烃进料从而产生可包括丙酮的蒸汽裂化器流出物。可从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油产物和顶部物。可从顶部物分离工艺气体和石脑油馏分。工艺气体可包括第一部分的丙酮、C2烃、C3烃、C4烃和C5烃。石脑油馏分可包括第二部分的丙酮、热解汽油和水。工艺气体可与含水胺、含水无机碱、或者含水胺和含水无机碱接触从而产生可包括第三部分的丙酮的第一工艺水和可包括第四部分的丙酮的提质的工艺气体。第一工艺水中第三部分的丙酮的量可大于提质的工艺气体中第四部分的丙酮的量。可从提质的工艺气体分离脱丙烷塔底部物。脱丙烷塔底部物可包括第四部分的丙酮、C4烃和C5烃。脱丙烷塔底部物可引入脱丁烷塔。可从脱丁烷塔回收可包括C4烃的脱丁烷塔顶部物和可包括C5烃的脱丁烷塔底部物。可控制脱丁烷塔内的工艺条件从而引起脱丙烷塔底部物中的丙酮的≥60重量％与脱丁烷塔底部物一起离开脱丁烷塔。可加氢处理脱丁烷塔底部物从而产生氢化产物。
在一些实例中，提质烃的方法可包括至少部分基于以下确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的苯酚的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合。可将烃进料蒸汽裂化以产生蒸汽裂化器流出物。可从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油产物和顶部物。可从顶部物分离工艺气体和石脑油馏分。石脑油馏分可包括热解汽油、水和苯酚。可从石脑油馏分分离热解汽油产物和可包括苯酚的含水混合物。可将含水混合物与预定量的分散剂接触从而产生经处理的含水混合物。预定量的分散剂可足以维持含水混合物处于包括苯酚的溶液形式。
在一些实例中，提质烃的方法可包括蒸汽裂化可包括苯酚的烃进料从而产生可包括裂化的烃和苯酚的蒸汽裂化器流出物。可从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油产物和顶部物。可从顶部物分离工艺气体和石脑油馏分。工艺气体可包括乙烯、丙烯和蒸汽裂化器流出物中的苯酚的≤3重量％。石脑油馏分可包括热解汽油、水和蒸汽裂化器流出物中的苯酚的≥97重量％。可从石脑油馏分分离热解汽油产物和含水混合物。热解汽油产物可包括石脑油馏分中的苯酚的≤40重量％。含水混合物可包括石脑油馏分中的苯酚的≥60重量％。含水混合物可与蒸汽和预定量的添加剂接触从而产生可包括含水混合物中的苯酚的约5重量％至约15重量％的气相产物和可包括含水混合物中的苯酚的约85重量％至约95重量％的液相产物。预定量的添加剂可足以破坏与蒸汽接触期间含水混合物中形成的任何乳液。可冷却气相产物的至少一部分从而产生可包括蒸汽裂化器流出物中含有的苯酚的约4重量％至约8重量％的第一工艺水。可加热液相产物从而产生稀释蒸汽。可从稀释蒸汽分离第二工艺水。第二工艺水可包括蒸汽裂化器流出物中含有的苯酚的约55重量％至约62重量％。
在一些实例中，提质烃的方法可包括至少部分基于以下确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合。可至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的确定量来确定将在胺装置和/或苛性碱装置内通过其中乙醛聚合产生的聚合物的量。可将烃进料蒸汽裂化以产生可包括乙醛的蒸汽裂化器流出物。可从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油产物和第一顶部物。可从第一顶部物分离工艺气体和石脑油馏分。工艺气体可包括第一部分的乙醛、乙烯、丙烯、C4烃和C5烃。石脑油馏分可包括第二部分的乙醛、热解汽油和水。工艺气体可引入胺装置。工艺气体可与胺装置内的含水胺溶液接触。在一些实例中，方法可包括将溶剂以预定的流速引入胺装置。溶剂能够溶解将在胺装置内产生的确定量的聚合物。预定流速可足以在聚合物引起胺装置内结垢之前溶解足量的聚合物。在其他实例中，方法可包括将预定量的清除剂引入胺装置和/或苛性碱装置。清除剂可将胺装置和/或苛性碱装置内乙醛的聚合限制到小于聚合物的预定量。聚合物的预定量可允许胺装置运行而没有由于由乙醛形成的任何聚合物所致结垢。在再其他实例中，方法可包括将来自胺装置的富胺清洗物引入具有预定尺寸的水力旋流器和/或油/胺分离鼓。水力旋流器的预定尺寸可足以从富胺去除确定量的聚合物。在其他实例中，方法可包括将溶剂引入胺装置，将清除剂引入胺装置和/或将来自胺装置的富胺清洗物引入具有预定尺寸的水力旋流器。
附图简要说明
为了可详细地理解本发明的上述特征的方式，可以通过参考实施方案获得上面简要概述的发明的更具体的描述，其中一些实施方案在附图中示出。然而，应注意，附图仅说明本发明的典型实施方案并因此不认为是对范围的限制，因为本发明可以承认其他同等有效的实施方案。
图1描述根据所述一种或多种实施方案用于蒸汽裂化烃进料从而产生蒸汽裂化器流出物并考虑或以其他方式处理其中含有的甲醇的说明性***的示意图。
图2描述根据所述一种或多种实施方案用于蒸汽裂化烃进料从而产生蒸汽裂化器流出物并考虑或以其他方式处理其中含有的丙酮的说明性***的示意图。
图3描述根据所述一种或多种实施方案用于蒸汽裂化烃进料从而产生蒸汽裂化器流出物并考虑或以其他方式处理其中含有的苯酚的说明性***的示意图。
图4描述根据所述一种或多种实施方案用于蒸汽裂化烃进料从而产生蒸汽裂化器流出物并考虑或以其他方式处理其中含有的乙醛的说明性***的示意图。
详述
应理解以下公开内容描述用于实现本发明的不同特征、结构和/或功能的几种示例性实施方案。以下描述部件、布置和配置的示例性实施方案来简化本公开内容；然而，提供这些示例性实施方案仅作为实例并不意图限制本发明的范围。另外，本公开内容可以在各种示例性实施方案中和在本文提供的附图中重复附图标记和/或字母。这种重复是出于简单和清楚的目的并且本身没有规定附图中讨论的各种示例性实施方案和/或配置之间的关系。此外，在没有脱离本公开内容的范围的情况下，以下呈现的示例性实施方案可以任何方式的组合来组合，即来自一种示例性实施方案的任何要素可使用在任何其他示例性实施方案中。
已经发现，由热解烃进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成分，其可引起工艺中断，例如吸着剂的饱和和/或结垢，并甚至导致热解***的停机。为了简洁和方便描述，将在产生包括裂化烃和一种或多种含污染物成分的蒸汽裂化器流出物的蒸汽裂化器方法和设施的上下文中进一步讨论并本文明描述热解***和流出物。
含污染物成分(contaminant-conta ining compos i t ion)可为或可包括一种或多种包括氧的化合物。含污染物成分可为或可包括但不限于甲醇、丙酮、苯酚、乙醛或它们的混合物。还已经发现，可至少部分基于以下确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的含污染物成分的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的任何组合。
“烃”意为一类含有与碳键合的氢的化合物。术语“Cn”烃意为每个分子具有n个碳原子的烃，其中n是正整数。术语“Cn+”烃意为每个分子具有至少n个碳原子的烃，其中n是正整数。术语“Cn-”烃意为每个分子具有不大于n个碳原子数的烃，其中n是正整数。“烃”涵盖(i)饱和的烃、(ii)不饱和的烃和(iii)烃的混合物，包括(饱和的和/或不饱和的)烃化合物的混合物，包括具有不同n值的烃化合物的混合物。“烃进料”意为包括烃的热解方法的输入物。
烃进料可包括一种或多种的含污染物成分和/或可在烃进料的裂化期间产生的一种或多种的含污染物成分。已经发现，蒸汽裂化烃进料可产生≥0.4ppmw、≥0.6ppmw、≥0.8ppmw、≥1ppmw、≥5ppmw、≥8ppmw、≥10ppmw、≥30ppmw、≥50ppmw、≥80ppmw、≥100ppmw、≥120ppmw、≥150ppmw、≥180ppmw、≥200ppmw至约250ppmw的甲醇，≥5ppmw、≥8ppmw、≥12ppmw、≥20ppmw、≥50ppmw、≥80ppmw、≥120ppmw、≥150ppmw、≥180ppmw、≥200ppmw至约250ppmw的丙酮，≥1ppmw、≥4ppmw、≥6ppmw、≥8ppmw、≥10ppmw、≥30ppmw、≥50ppmw、≥80ppmw、≥100ppmw、≥120ppmw、≥150ppmw、≥180ppmw、≥200ppmw至约250ppmw的苯酚，≥1ppmw、≥5ppmw、≥8ppmw、≥10ppmw、≥30ppmw、≥50ppmw、≥80ppmw、≥100ppmw、≥120ppmw、≥150ppmw、≥180ppmw、≥200ppmw至约250ppmw的乙醛。在一些实例中，在烃进料的生产期间例如通过在钻井孔注入，在烃进料的运输或传输期间和/或其他来源(一种或多种)的生产期间，烃进料可以被给定的含污染物成分例如甲醇污染。蒸汽裂化包括含一种或多种的污染物成分的烃进料还可分解一种或多种的含污染物成分的至少一部分。
已经发现，通过蒸汽裂化烃进料例如原油或其馏分产生的蒸汽裂化器流出物含有重质烃进料中存在的任何甲醇的约5重量％至约15重量％、或约8重量％至约12重量％、例如约10重量％，和重质烃进料中存在的任何苯酚的约65重量％至约75重量％、或约68重量％至约72重量％、例如约70重量％，并已经发现，这些含污染物成分保持或至少基本上保留(例如≥90重量％)在从其分离的顶部物中，这在以下进一步描述。烃进料通常不含有丙酮或乙醛，但在烃进料的蒸汽裂化期间产生这些含污染物成分。还已经发现，丙酮和乙醛保持或至少基本上保留(例如≥90重量％)在从蒸汽裂化器流出物分离的顶部物中，这在以下进一步描述。
可使用测量烃进料的组成性质或其他性质的许多标准化测试中的一种或多种来确定烃进料的组成。在一些实例中，可通过测定以下来确定烃进料的组成：总酸值(TAN)，例如ASTM D664-18e2；正庚烷不溶物沥青质含量，例如ASTM D6560-17；碳、氢和氮含量，例如ASTM D5291-16；碳残余物，例如ASTM D4530-15和/或ASTM D524-15；密度、相对密度和/或API重度，例如ASTM D4052-18a；蒸馏馏分，例如ASTM D2892-18a和/或ASTM D5236-18a；烃进料中轻质烃和分馏点区间的分类和定量(speciat ion and quant if icat ion of light hydrocarbons and cut point interva l s in the hydrocarbon feed)，例如ASTMD8003-15a；溶解的硫化氢的量，例如ASTM D7621-16；碱性有机氮的量，例如UOP269-10；磷的量，例如ASTM D7111-16、ASTM D5185-18、ASTM D7691-16；倾点，例如ASTM D5853-17a；盐的量，例如ASTM D3230-13(2018)和/或ASTM D6470-99(2015)；总沉积物颗粒，例如ASTMD4007-11(2016)e1和/或ASTM D4807-05(2015)；硫醇硫的量，例如ASTM D3227-16和/或UOP163-10；硫的总量，例如ASTM D4294-16e1；痕量金属的量，例如ASTM D5708-15、ASTMD5863-00a(2016)和/或ASTM D7691-16；UOP K因子，例如UOP375-07；蒸气压，例如ASTMD323-15a和/或ASTM D6377-16；粘度，例如ASTM D445-18、ASTM D446-12(2017)和/或ASTMD7042-16e3；水的量，例如ASTM D4377-00(2011)和/或ASTM D4928-12(2018)；蜡的量，例如UOP46-85；或它们的任何组合。
在一些实例中，取决于讨论中的特定含污染物成分，可采取一个或多个步骤从而使蒸汽裂化方法在需要由烃进料中含有的和/或在烃进料的蒸汽裂化期间产生的特定含污染物成分所致停机之前运行预定时间段。在一些实例中，预定的步骤(一个或多个)可包括但不限于将足量的吸着剂、催化剂、或其他组分引入一个或多个工艺级，例如分离级或反应器级，在一个或多个预定位置从方法分离某些含污染物成分，调节或以其他方式控制一个或多个工艺级内的工艺条件从而引起一定量的含污染物成分与期望的产物一起从中离开，使一种或多种工艺流出物与预定量的一种或多种分散剂、一种或多种添加剂、一种或多种溶剂、一种或多种清除剂、或它们的任何组合接触，和/或安装一个或多个具有预定尺寸的分离级，经配置为从特定的工艺料流(s team)分离出预定量的含污染物成分或其衍生产物。
蒸汽裂化方法可配置为运行持续的预定时间段可为任何期望的时间长度。在一些实例中，预定时间段可为约1天、约2天、约3天、约5天、约10天、约15天、约20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，预定时间段可至少部分基于在预定时间段期间待蒸汽裂化的烃进料的期望体积。
烃进料(例如C5+烃)可与水、蒸汽或它们的混合物混合、共混、组合或以其他方式接触并加热(例如至约200℃至约585℃的温度)从而产生加热的混合物。例如，可通过蒸汽裂化器的对流段内间接热交换来加热烃进料。
可与水和/或蒸汽混合、共混、组合或以其他方式接触并加热从而产生加热的混合物的烃进料可为或可包括但不限于：原始原油、脱盐原油、瓦斯油、加热油、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、残油液重整油、费-托合成液体、费-托合成气体、天然汽油、馏出物、直馏石脑油、常压管式炉底部物、减压管式炉料流例如减压管式炉底部物和宽沸程减压管式炉石脑油-瓦斯油冷凝物、来自精炼厂的重质非直馏烃、减压瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压渣油、重质渣油、C4/渣油掺合物、石脑油/渣油掺合物、烃气/渣油掺合物、氢气/渣油掺合物、含蜡渣油、瓦斯油/渣油掺合物、它们的馏分、或它们的任何混合物。在其他实例中，烃进料可为或包括石脑油、瓦斯油、真空瓦斯油、含蜡渣油、常压渣油、渣油掺合物、原油或它们的任何混合物。在一些实例中，可通过从原油分离常压管式炉(“APS”)底部物之后减压管式炉(“VPS”)处理APS底部物来产生原油馏分。在一些实例中，烃进料可为或包括原油例如富含多环芳族化合物的高硫直馏原油或它的馏分。在其他实例中，烃进料可为或包括加氢处理的烃例如原油或它的含渣油馏分。在其他实例中，烃进料可为或包括从减压渣油分离的气相，该减压渣油在热转化反应器(例如延迟焦化器、流化焦化器、f lex焦化器、减粘裂化器和/或催化加氢减粘裂化器)中经受热转化处理。在再其他实例中，烃进料可为或可包括具有高的总酸值(“TAN”)，例如TAN为≥0.5、≥1、≥1.5、或≥2的烃，如根据ASTM D664-18e2测定。在至少一些实例中，烃进料可为或可包括但不限于石脑油、瓦斯油、真空瓦斯油、含蜡渣油、常压渣油、原油、它们的馏分或它们的混合物。在一些实例中，可与水和/或蒸汽混合、共混、组合或以其他方式接触并加热从而产生加热的混合物的烃进料可为或包括在美国专利号7,993,435；8,277,639；8,696,888；9,327,260；9,637,694；9,657,239和9,777,227，和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的烃或烃进料。
在一些实例中，如果将蒸汽裂化包括盐的原始原油或其他烃，则原始原油或其他烃可任选经受预处理，例如脱盐，从而在加热烃进料以产生加热的混合物之前去除原始原油或其他烃中含有的任何盐的至少一部分。在一些实例中，烃进料可为或可包括衍生自原始原油的脱盐原油，原始原油包括甲醇、苯酚或它们的混合物，和脱盐原油可包括原始原油中存在的任何甲醇的约60重量％至约80重量％和/或任何苯酚的约60重量％至约80重量％。
加热的混合物可经受蒸汽裂化条件从而产生蒸汽裂化器流出物。在一些实例中，可在使加热的混合物经受蒸汽裂化前，通过将加热的混合物引入一个或多个烃进料分离级来从加热的混合物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。可将气相产物加热至≥400℃的温度，例如约425℃至约825℃的温度，并使其经受蒸汽裂化条件从而产生蒸汽裂化器流出物。在一些实例中，任选的烃进料分离级可为或包括在美国专利号7,138,047；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中公开的分离器和/或其他设备。
蒸汽裂化条件可包括但不限于以下中的一种或多种：使烃进料暴露于≥400℃的温度(如在蒸汽裂化装置的辐射出口处测量)，例如约700℃、约800℃或约900℃至约950℃、约1,000℃或约1050℃的温度，约0.1巴至约5巴(绝对值)的压力和/或约0.01秒至约5秒的蒸汽裂化停留时间。在一些实例中，可根据美国专利号6,419,885；7,993,435；9,637,694和9,777,227，美国专利申请公开号2018/0170832和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的方法和***蒸汽裂化烃进料。
蒸汽裂化器流出物可处于≥300℃、≥400℃、≥500℃、≥600℃、或≥700℃、或≥800℃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，可将蒸汽裂化器流出物与任选的急冷流体直接接触和/或经由一个或多个热交换器例如转移管线交换器(“TLE”)间接冷却，从而产生冷却的蒸汽裂化器流出物。
本领域技术人员将领会，与蒸汽裂化器流出物接触的任选的急冷流体的量应足以将蒸汽裂化器流出物冷却以促进从中分离期望的产物。在一些实例中，可将蒸汽裂化器流出物冷却至≤300℃，例如约160℃至约250℃的温度，这可最小化或减少由于蒸汽裂化器流出物中反应性化合物所致的一个或多个分离或其他工艺设备内的结垢。虽然这样做需要的急冷流体的量可根据设备大幅变化，但是急冷流体与蒸汽裂化器流出物重量比通常在约0.1-约10，例如0.5至5，例如1至4的范围内。可例如从许多因素中的任一种或多种确定在特定情况下期望的重量比，所述因素例如待冷却的蒸汽裂化器流出物的量、急冷位置处蒸汽裂化器流出物的温度、急冷流体和蒸汽裂化器流出物的组成和热力学性质(例如焓、CP等)、初级分馏塔入口处急冷流体-蒸汽裂化器流出物混合物(即冷却的蒸汽裂化器流出物)的期望温度等。例如，冷却的蒸汽裂化器流出物可包括量为约5重量％至约95重量％、约25重量％至约90重量％、或约50重量％、或约80重量％的急冷流体，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急冷流体的总重量。
在一些实例中，可将从蒸汽裂化器流出物分离的蒸汽裂化器急冷油产物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，代替或补充使用蒸汽裂化器急冷油产物来冷却蒸汽裂化器流出物，可使用蒸汽裂化器瓦斯油产物和/或一种或多种效用流体产物。合适的效用流体产物可包括美国专利号9,090,836、9,637,694和9,777,227和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的那些。
本领域技术人员还将领会确定冷却的蒸汽裂化器流出物中含有的含污染物成分的量时应考虑急冷流体(如果使用)中含有的任何含污染物成分(即甲醇、丙酮、苯酚和/或乙醛)的量。例如，如果热解汽油产物用作急冷流体，则热解汽油产物可以包括蒸汽裂化器流出物中含有的含污染物成分的一种或多种的至少一部分，如以下更详细讨论。
可将冷却的蒸汽裂化器流出物引入一个或多个第一分离级例如焦油分离鼓，以从中分离焦油产物和分离焦油的顶部物馏分(tar-separated overhead fract ion)。在一些实例中，说明性第一分离级可包括在美国专利号7,674,366；7,718,049；8,083,931；8,092,671和8,105,479中公开的那些。
分离焦油的顶部物馏分可处于约155℃、约175℃、约200℃或约225℃至约250℃、约270℃、约290℃、约300℃或约315℃的温度。焦油产物可为或可包括但不限于具有一种或多种芳族组分的烃和任选的非芳族和/或非烃分子的混合物，该混合物来源于烃热解，其中至少70％至约100％的混合物具有在大气压下至少290℃例如290℃至约500℃的沸点。在一些实例中，焦油产物可具有至少200℃的初沸点和/或>600℃的常压终沸点，如根据ASTMD2887-18测量。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℃例如290℃至约500℃的沸点。在一些实例中，可从蒸汽裂化器流出物分离的焦油产物及其提质方法可包括美国专利申请公开号2010/00096296；2015/0344785；2015/0344790；2016/0122667；2018/0057759；2018/0171239；2019/0016969和2019/0016975中描述的那些。
可将分离焦油的顶部物馏分引入一个或多个第二分离级例如初级分馏器，以从中分离蒸汽裂化器急冷油产物、蒸汽裂化器瓦斯油产物和顶部物。蒸汽裂化器瓦斯油和蒸汽裂化器急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，蒸汽裂化器急冷油产物的至少一部分可与蒸汽裂化器流出物混合、共混、组合或以其他方式接触以产生冷却的蒸汽裂化器流出物。应理解，通常热解汽油和蒸汽裂化器瓦斯油之间在组成和沸点范围方面存在重叠。蒸汽裂化器瓦斯油的常压终沸点通常为约275℃至约285℃，如根据ASTM D2887-18测量。还应理解，通常蒸汽裂化器瓦斯油和蒸汽裂化器急冷油之间在组成和沸点范围方面存在重叠。蒸汽裂化器急冷油的常压终沸点通常为约455℃至约475℃，如根据ASTM D2887-18测量。
顶部物可包括工艺气体和热解汽油，可将其引入一个或多个急冷级(例如急冷塔)并与急冷介质(例如水或再循环的水)接触，以冷却顶部物并冷凝包括水和热解汽油的混合物。可从急冷级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、C2烃、C3烃、C4烃、C5烃、甲醇、丙酮、苯酚、乙醛、或它们的任何混合物。石脑油馏分可包括热解汽油、水、甲醇、丙酮、苯酚、乙醛、或它们的任何混合物。热解汽油，还称作蒸汽裂化器石脑油，是C5+烃例如C5-C10烃的复杂混合物，具有约25℃-约50℃的常压初沸点和约220℃至约265℃的终沸点，如根据ASTM D2887-18测量。在一些实例中，热解汽油可具有约33℃-约43℃的常压初沸点和约234℃至约244℃的常压终沸点，如根据ASTM D2887-18测量。
应理解，第一分离级和第二分离级，第二分离级和急冷级，或者第一分离级、第二分离级和急冷级可彼此整合，例如单个分离塔或柱。在一些实例中，说明性整合的分离级可包括美国专利号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中公开的那些。
图1描述根据一种或多种实施方案，用于蒸汽裂化管线101中的烃进料从而产生经由管线106的蒸汽裂化器流出物并考虑或以其他方式处理其中含有的甲醇的说明性***100的示意图。***100可包括一个或多个蒸汽裂化器105，一个或多个第一分离级110例如焦油分离鼓，一个或多个第二分离级115例如初级分馏器，和一个或多个急冷级120。蒸汽裂化器105可任选包括一个或多个脱盐器(未示出)和/或一个或多个气/液分离级(未示出)，其配置为从加热的烃和蒸汽混合物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。可将第一气相产物引入蒸汽裂化器105的辐射段并可将第一液相产物进一步处理和/或用作例如燃料油。第一分离级110、第二分离级115和/或急冷级120可彼此整合，如以上描述。***100还可包括一个或多个工艺气体提质级125例如一个或多个胺装置和/或一个或多个苛性碱装置、一个或多个脱丙烷塔130、一个或多个第一甲醇吸着剂装置135、一个或多个脱甲烷塔/脱乙烷塔140和一个或多个第二甲醇吸着剂装置145。***100还可包括一个或多个第三分离级155、一个或多个酸性水(sour water)汽提器160和一个或多个稀释蒸汽产生器165。
在将管线101中的烃进料引入蒸汽裂化器105前，可确定将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的甲醇的量。可至少部分基于以下来确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的甲醇的量：管线101中的烃进料的组成，将在蒸汽裂化器105内蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合。已经发现，蒸汽裂化器流出物将包括引入蒸汽裂化器105的烃进料(即经由管线103的加热的混合物)中存在的任何甲醇的约5重量％至约20重量％、或约8重量％至约18重量％，例如约10重量％至约15重量％。还已经发现，管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的甲醇与经由管线113在第一分离级110中从蒸汽裂化器流出物分离的顶部物一起流走。因此，如果烃进料含有约70ppmw的甲醇，则蒸汽裂化器流出物将含有约3.5ppmw至约14ppmw、或约5ppmw至约11ppmw、例如约6ppmw至约8ppmw。管线107中的蒸汽裂化器流出物中的甲醇包括管线101中的烃进料或管线103中加热的混合物中含有的任何甲醇和烃进料的蒸汽裂化期间产生的任何甲醇。
在一些实例中，可将足量的第一吸着剂装入或以其他方式引入第一甲醇吸着剂装置135，从而使第一甲醇吸着剂装置135处理待从管线107中的蒸汽裂化器流出物分离的管线131中的脱丙烷塔顶部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于脱丙烷塔顶部物中存在的甲醇引起的饱和所致替换或再次活化第一吸着剂，从而产生经由管线136的第一处理的脱丙烷塔顶部物。在其他实例中，可将足量的第二吸着剂装入或以其他方式引入第二甲醇吸着剂装置145，从而使第二甲醇吸着剂装置145处理待从管线136中的第一处理的脱丙烷塔顶部物分离的管线142中的脱乙烷塔底部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于管线142中脱乙烷塔底部物中存在的甲醇引起的饱和所致替换或再次活化第二吸着剂。使用蒸汽裂化器流出物中甲醇的量和将经由管线107从蒸汽裂化器105回收的蒸汽裂化器炉流出物的量(例如kg/hr)，本领域技术人员可容易地确定应将多少第一吸着剂引入第一甲醇吸着剂装置135和应将多少第二吸着剂引入第二甲醇吸着剂装置145。
第一吸着剂和/或第二吸着剂可为或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，第一吸着剂和第二吸着剂可为或可包括至少一种来自元素周期表的第1、10或11族的金属或它们的氧化物。元素及其族的命名法是指1988年后国际纯粹与应用化学联合会所用的周期表。周期表的实例显示在F.Albert Cot ton等人的高级无机化学第6版(John Wi ley&Sons,Inc.,1999)的封面内页中。
使用分别引入第一甲醇吸着剂装置135和/或第二甲醇吸着剂装置145的第一吸着剂和/或第二吸着剂，管线101中的烃可与管线102中蒸汽混合、共混或以其他方式组合从而产生经由管线103的混合物，并且混合物可引入蒸汽裂化器105并经受蒸汽裂化条件，从而产生经由管线107的蒸汽裂化器流出物，如以上描述。管线101中的烃进料可为任何期望的烃进料例如原油或它的馏分。在一些实例中，管线101中的烃进料可为或可包括衍生自原始原油的脱盐原油，其包括甲醇，和脱盐原油可包括原始原油中存在的甲醇的约60重量％至约80重量％。在一些实例中，可根据美国专利号6,419,885；7,993,435；9,637,694和9,777,227，和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的方法蒸汽裂化管线103中的混合物或从中分离的气相产物。
管线107中的蒸汽裂化器流出物可与急冷流体(例如经由管线117的蒸汽裂化器急冷油产物)接触从而产生管线109中的冷却的蒸汽裂化器流出物。可将管线109中冷却的蒸汽裂化器流出物引入第一分离级110并可从中导离经由管线111的蒸汽裂化器焦油产物和经由管线113的分离焦油的顶部物馏分。可将经由管线113的分离焦油的顶部物馏分引入第二分离级115并可从中导离经由管线117的蒸汽裂化器急冷油产物和经由管线119的顶部物。
可将经由管线119的顶部物引入急冷级120并可与急冷介质(例如从下游工艺回收的水例如经由管线158和/或163的水)接触，从而产生冷却的顶部物。经由管线121的第二顶部物或工艺气体和经由管线123的石脑油馏分可从急冷级120导离。管线121中的工艺气体可包括但不限于第一部分的甲醇和氢气、甲烷、C2烃、C3烃、C4烃、C5烃、丙酮、苯酚、乙醛、或它们的任何混合物。管线123中的石脑油馏分可包括但不限于第二部分的甲醇、热解汽油和急冷介质例如水。
已经发现，管线121中的工艺气体可包括比管线123中的石脑油馏分更少的管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇。例如，管线121中的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约10重量％、约20重量％或约25重量％至约35重量％、约40重量％或约45重量％，而管线123中的石脑油馏分可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约55重量％、约60重量％或约65重量％至约75重量％、约80重量％或约90重量％。在一些实例中，管线121中的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约25重量％至约35重量％、例如约30重量％，和管线123中的石脑油馏分可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约65重量％至约75重量％、例如约70重量％。
经由管线121的工艺气体可与工艺气体提质级125内的经由管线124的胺溶液和/或苛性碱溶液接触，和工艺气体中至少一部分的酸气体例如硫化氢可转移至胺溶液和/或苛性碱溶液。可从工艺气体提质级125回收经由管线126的工艺水或第三工艺水和经由管线127的经处理工艺气体或提质的工艺气体。工艺气体提质级125还可将大部分的甲醇作为经由管线126回收的工艺水的组分从工艺气体去除。在一些实例中，工艺气体提质装置125可包括一个或多个胺塔、一个或多个苛性碱塔、或它们的组合。在一些实例中，经由管线126回收的工艺水可为单个工艺水流或多个工艺水流。在一些实例中，如果工艺气体提质装置包括胺塔，则可再生从中回收的富胺溶液从而产生轻质胺，可将其再循环至胺塔。管线127中的提质的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的至少一部分。例如，管线127中的提质的工艺气体中存在的来自管线107中的蒸汽裂化器流出物的甲醇的量可为>0重量％且<1重量％、<0.5重量％、<0.5重量％、<0.3重量％、<0.1重量％、<0.08重量％、<0.06重量％、<0.04重量％、<0.03重量％、<0.02重量％、<0.01重量％、<0.007重量％、<0.005重量％、<0.003重量％、<0.001重量％、<0.0007重量％、<0.0005重量％、或<0.0003重量％。
可将管线127中的提质的工艺气体引入脱丙烷塔130并可从中导离经由管线131的脱丙烷塔顶部物和经由管线132的脱丙烷塔底部物。可将经由管线131的脱丙烷塔顶部物引入第一甲醇吸着剂装置135并可在其中与第一吸着剂接触至少预定时间段，而不需要由于脱丙烷塔顶部物中存在的甲醇引起的饱和所致替换或再次活化第一吸着剂，并可从中导离经由管线136的经处理脱丙烷塔顶部物。在脱丙烷塔顶部物和第一甲醇吸着剂之间接触期间，第一甲醇吸着剂可去除脱丙烷塔顶部物中存在的甲醇的至少一部分，和可经由管线136回收经处理的脱丙烷塔顶部物。例如，第一甲醇吸着剂可吸附脱丙烷塔顶部物中存在的甲醇的至少一部分从而产生经处理的脱丙烷塔顶部物。如此，管线136中的经处理脱丙烷塔顶部物可包括比管线131中的脱丙烷塔顶部物更少的甲醇。在一些实例中，管线136中的经处理脱丙烷塔顶部物可包括甲醇，但是管线136中的经处理脱丙烷塔顶部物中存在的甲醇的量可为例如管线131中的脱丙烷塔顶部物中存在的甲醇的小于约50重量％。
可将经由管线136的经处理脱丙烷塔顶部物引入脱甲烷塔/脱乙烷塔140，从而产生经由管线141的脱乙烷塔顶部物和经由管线142的脱乙烷塔底部物。脱甲烷塔和脱乙烷塔作为单一装置示出，然而，脱甲烷塔和脱乙烷塔可为单独的装置并且可使用任何数量的脱甲烷塔和/或脱乙烷塔来产生经由管线141的脱乙烷塔顶部物和经由管线142的脱乙烷塔底部物。管线141中的脱乙烷塔顶部物可包括氢气、甲烷、乙烷、乙烯、或它们的任何混合物。管线142中的脱乙烷塔底部物可包括丙烷、丙烯和第一甲醇吸着剂装置135内可能尚未去除的任何甲醇。
可将经由管线142的脱乙烷塔底部物引入第二甲醇吸着剂装置145并在其中与第二吸着剂接触至少预定时间段，而不需要由于脱乙烷塔底部物中存在的甲醇引起的饱和所致替换或再次活化第二吸着剂，并可从中导离经由管线146的经处理脱乙烷塔产物。管线146中的经处理脱乙烷塔底部物可包括丙烷、丙烯并不含任何甲醇或包括<0.01重量％、小于0.005重量％、小于0.001重量％、小于0.0005重量％、或小于0.0001重量％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的甲醇。
回到管线123中的石脑油馏分，可将经由管线123的流出物引入第三分离级155，从而产生经由管线156的热解汽油产物和可包括甲醇例如管线123中的流出物中存在的甲醇的≥95重量％的经由管线157的含水混合物。可将经由管线157的含水混合物引入酸性水汽提器160，从而产生经由管线161的酸性水汽提器顶部物或第二气相产物和经由管线162的酸性水汽提器底部物或第二液相产物。
在一些实例中，在酸性水汽提器160内，含水混合物可与蒸汽(例如逆流地)接触，从而产生经由可经由管线161回收的第二气相产物。使含水混合物与蒸汽接触可引起大部分即>50重量％的含水混合物中的甲醇作为经由管线161的第二气相产物的组分离开酸性水汽提器160。在一些实例中，经由管线157的含水混合物的至少一部分可经由管线158再循环至急冷级作为急冷介质或急冷介质的一部分。
在一些实例中，管线123中的含水混合物可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的>50重量％、≥55重量％、≥60重量％、≥65重量％、≥70重量％、≥75重量％、≥80重量％、或≥85重量％。在一些实例中，管线121中的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的<50重量％、≤45重量％、≤40重量％、≤35重量％、≤30重量％、≤25重量％、≤20重量％、或≤15重量％。在一些实例中，管线164中的第一工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的>30重量％、≥40重量％、≥45重量％、≥50重量％、≥55重量％、≥60重量％、或≥65重量％。在一些实例中，管线162中的第二工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的<50重量％、≤45重量％、≤40重量％、≤35重量％、≤30重量％、≤25重量％、≤20重量％、≤15重量％、或≤10重量％。
在一些实例中，可例如经由间接热交换或与冷却介质例如水直接接触来冷凝管线161中的第二气相产物的至少一部分，从而产生经由管线164的工艺水或第一工艺水。在一些实例中，管线161中的第二气相产物的一部分可经由管线163再循环至急冷级120作为急冷介质的至少一部分。
在一些实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为管线161中的气相产物或第二气相产物的质量流动速率的约1％、约5％、约10％、约20％、约30％、或约40％至约60％、约70％、约80％、约90％、或约100％。在其他实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为管线161中的气相产物或第二气相产物的质量流动速率的约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％至约90％。
在一些实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为从管线123中的石脑油馏分分离的管线157中的含水混合物的质量流动速率的约1％、约3％、约5％、或约7％至约10％、约12％、约15％、约17％、或约20％。在其他实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为从管线123中的石脑油馏分分离的管线157中的含水混合物的质量流动速率的约1％至约20％、约3％至约15％、约5％至约10％、约4％至约12％、或约3％至约15％。
经由管线162的第二液相产物可从酸性水汽提器160导离并可引入稀释蒸汽产生器165从而产生经由管线166的稀释蒸汽和经由管线167的工艺水或第二工艺水。稀释蒸汽产生器165可加热管线162中的第二液相产物从而产生稀释蒸汽。经由管线167的第二工艺水和经由管线166的稀释蒸汽可从稀释蒸汽产生器165导离。
在一些实例中，管线164中的第一工艺水可包括管线157中的含水混合物中的甲醇的≥80重量％、≥82重量％、或≥85重量％，和管线167中的第二工艺水可包括管线157中的含水混合物中的甲醇的≤20重量％、≤17重量％、或小于15重量％。在一些实例中，管线167中的第二工艺水可包括管线162中的第二液相产物中含有的甲醇的≥75重量％、≥80重量％、≥85重量％、≥90重量％、≥95重量％、或约100重量％。
在一些实例中，管线164中的第一工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约55重量％至约65重量％，和管线167中的第二工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约5重量％至约15重量％，和管线121中的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约25重量％至约35重量％。在其他实例中，管线164中的第一工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约55重量％至约65重量％，管线167中的第二工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约5重量％至约15重量％，管线126中工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约25重量％至约35重量％，和管线127中的提质的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的≤5重量％、≤4重量％、≤3重量％、≤2重量％、≤1重量％、≤0.5重量％或≤0.1重量％。
图2描述根据一种或多种实施方案，用于蒸汽裂化管线101中的烃进料从而产生经由管线107的蒸汽裂化器流出物并考虑或以其他方式处理其中含有的丙酮的说明性***200的示意图。***200可包括一个或多个蒸汽裂化器105、一个或多个第一分离级110、一个或多个第二分离级115、一个或多个急冷级120、一个或多个工艺气体提质级125、一个或多个脱丙烷塔130、一个或多个第三分离级155、一个或多个酸性水汽提器160和一个或多个稀释蒸汽产生器165，如以上参考图1描述。***200还可包括一个或多个脱丁烷塔210、一个或多个C4苛性碱装置220、一个或多个丁二烯萃取蒸馏装置225和一个或多个加氢处理装置215。
经由管线121的工艺气体和经由管线123的石脑油馏分可从急冷级120回收，如以上参考图1描述。管线121中的工艺气体可包括但不限于第一部分的丙酮和氢气、甲烷、C2烃、C3烃、C4烃、C5烃、或它们的任何混合物。管线123中的石脑油馏分可包括但不限于第二部分的丙酮、热解汽油和急冷介质例如水。
管线101中的烃进料通常不包括丙酮，其主要(如果非排他地)在蒸汽裂化器105中的烃进料的蒸汽裂化期间产生。已经发现，蒸汽裂化烃进料可产生≥5ppmw、≥8ppmw、或≥12ppmw至约250ppmw的丙酮。如此，管线107中的蒸汽裂化器流出物可包括浓度从例如0.1、0.2、0.3、0.4、0.5、0.6、0.7、0.8、0.9ppmw、至1、2、3、4、5、6、7、8、9ppmw、至10、20、30、40、50、60、70、80、90ppmw、至120、140、150、160、180ppmw、至200、210、220、230、240、250ppmw的丙酮，基于管线107中的蒸汽裂化器流出物的总重量。如果烃进料被丙酮污染，例如类似于甲醇如何可变为烃进料的组分，则可通过测定管线101中的烃进料的组成容易地确定烃进料中存在的任何丙酮。
管线121中的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中的丙酮的≤约35重量％或≤30重量％，和管线123中石脑油馏分可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中的丙酮的≥65重量％或≥70重量％。经由管线121的工艺气体可在工艺气体提质级125内经受胺和/或苛性碱处理，从而产生经由管线126的工艺水或“第一”工艺水和经由管线127的提质的工艺气体。管线126中的第一工艺水可包括一部分或“第三部分”的丙酮和管线127中的提质的工艺气体可包括一部分或“第四部分”的丙酮。在一些实例中，大部分即>50重量％的管线121中的工艺气体中含有的丙酮可作为经由管线126回收的第一工艺水的组分去除。
管线126中的第一工艺水可包括管线121中的工艺气体中含有的丙酮的>50重量％、≥52重量％、≥54重量％、或≥56重量％，和管线127中的提质的工艺气体可包括管线121中的工艺气体中含有的丙酮的<50重量％、≤48重量％、≤46重量％、或≤44重量％。在一些实例中，管线126中的第一工艺水可包括管线121中的工艺气体中含有的丙酮的约54重量％或约56重量％至约58重量％或约60重量％、例如约57重量％，和管线127中的提质的工艺气体可包括管线121中的工艺气体中含有的丙酮的约40重量％或约42重量％至约44重量％至约46重量％、例如约43重量％。
在一些实例中，管线126中的第一工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的丙酮的约13重量％、约14重量％、或约15重量％至约18重量％、约19重量％、或约20重量％。在一些实例中，管线127中的提质的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的丙酮约10重量％、约11重量％、或约12重量％至约14重量％、约15重量％、或约16重量％。在其他实例中，管线126中工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的丙酮的约16重量％至约18重量％、例如约17重量％，和管线127中的提质的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的丙酮的约12重量％至约14重量％、例如约13重量％。
可将管线127中的提质的工艺气体引入脱丙烷塔130并可从中回收经由管线131的脱丙烷塔顶部物和经由管线132的脱丙烷塔底部物。管线132中的脱丙烷塔底部物可包括管线127中的提质的工艺气体中存在的全部或基本上全部例如>95重量％的第四部分的丙酮、任何C4烃和任何C5烃。管线132中的脱丙烷塔底部物可包括但不限于管线121中的工艺气体中含有的第四部分的丙酮、C4烃和C5烃。
可将经由管线132的脱丙烷塔底部物引入脱丁烷塔210并可从中导离经由管线212的脱丁烷塔顶部物和经由管线211的脱丁烷塔底部物。管线212中的脱丁烷塔顶部物可包括丙酮和C4烃，和脱丁烷塔底部物可包括来自管线132中的脱丙烷塔底部物的C5烃和丙酮。脱丁烷塔顶部物中的C4烃可包括丁二烯。
可将经由管线212的脱丁烷塔顶部物引入C4苛性碱装置220并与苛性碱溶液接触，从而产生经由管线222的苛性碱处理的顶部物和经由管线221的水清洗物。例如，管线212中的脱丁烷塔顶部物可与氢氧化钠水溶液、氢氧化钾水溶液、或它们的任何混合物接触，从而产生管线222中的苛性碱处理的顶部物和管线221中的水清洗物。管线212中的脱丁烷塔顶部物与苛性碱溶液接触可产生可管线221中的水清洗物，其包括管线212中的脱丁烷塔顶部物中含有的丙酮的≥50重量％、≥55重量％、≥60重量％、≥65重量％、≥70重量％、或≥75重量％。
经由管线222的苛性碱处理的顶部物可引入丁二烯萃取蒸馏装置225，从而产生经由管线226的C4产物，其与管线222中的苛性碱处理的顶部物相比可具有减少量的丁二烯。在一些实例中，可通过使管线222中的苛性碱处理的顶部物与一种或多种萃取溶剂接触从而去除管线222中的苛性碱处理的顶部物中的丁二烯的至少一部分。说明性的萃取溶剂可为或可包括但不限于二甲基甲酰胺、乙腈、N-甲基吡咯烷酮或它们的任何混合物。
已经发现，管线212中的脱丁烷塔顶部物中含有的丙酮在管线222中的脱丁烷塔顶部物的加工期间可引起问题。例如，管线222中的脱丁烷塔顶部物中存在的丙酮可引起下游工艺(例如丁二烯萃取工艺)中结垢。因此，还已经发现，通过控制脱丁烷塔210内的工艺条件从而引起大部分例如≥50重量％的管线132中的脱丙烷塔底部物中存在的丙酮与脱丁烷塔底部物一起经由管线211离开脱丁烷塔210，可明显减少或消除关于存在的丙酮的可在管线222中的脱丁烷塔顶部物的加工期间出现的问题。
在一些实例中，可控制脱丁烷塔210内的工艺条件从而减少脱丁烷塔顶部物中C5烃的量，导致脱丁烷塔顶部物中丙酮的量的期望的降低，使得管线132中的脱丙烷塔底部物中含有的丙酮的≥60重量％、≥63重量％、≥65重量％、≥67重量％、或≥69重量％与脱丁烷塔底部物一起经由管线211离开脱丁烷塔210。在一些实例中，脱丁烷塔210的工艺条件可包括但不限于(i)压力从例如20、22、24、25、26、28ps ig、至30、32、34、35、36、38、40ps ig、至42、44、45、46、48、50ps ig；和(ii)压力从200、210、220、230、240、250°F至260、270、280、290、300°F。在一些实例中，可控制脱丁烷塔210内的工艺条件从而使管线132中的脱丙烷塔底部物中含有的丙酮的约62重量％、约64重量％、约66重量％、或约68重量％至约70重量％、约72重量％、约74重量％、或约76重量％与脱丁烷塔底部物一起经由管线211离开脱丁烷塔210。
可将经由管线211的脱丁烷塔底部物引入加氢处理装置215从而产生经由管线216的加氢处理的产物。在一些实例中，管线211中的脱丁烷塔底部物中含有的任何丙酮的≥80重量％、≥85重量％、≥90重量％、或≥95重量％可转化成苯和水。可单独地或在存在一种或多种其他工艺流出物的情况下加氢处理经由管线211的脱丁烷塔底部物。
可在对于每级独立选择的加氢转化条件下，例如根据情况在进行预处理、加氢裂化(包括选择性加氢裂化)、加氢、加氢处理、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱金属、加氢脱芳构化、加氢异构化和/或加氢脱蜡中的一个或多个的条件下，在一个或多个加氢处理级中进行管线211中的脱丁烷塔底部物的加氢处理。在一些实例中，可在一个或多个可包括一个或多个加氢处理容器或区域的加氢处理装置中加氢处理管线211中的脱丁烷塔底部物。加氢处理容器或区域可包括设置在其中的一种或多种催化剂。催化剂可为固定催化剂床、循环或淤浆床或任何其他构造的形式。
在一些实例中，加氢处理条件可包括约40℃、约75℃、或约100℃至约200℃、约300℃、或约370℃的温度。在一些实例中，可在约600kPa、约1,000kPa、或约1,500kPa至约2,000kPa、约2,750kPa、或约3,500kPa的绝对压力下进行加氢处理条件。在一些实例中，可在约1h-1、约3hr-1、或约5h-1至约8h-1、约12h-1、或约15h-1的重时空速(WHSV)下进行加氢处理条件。在至少一个实例中，加氢处理条件可包括约40℃至约370℃的温度、约600kPa至约3500kPa的绝对压力、和约1h-1-约15h-1的催化剂的重时空速(WHSV)。
在一些实例中，加氢处理管线211中的脱丁烷塔底部物可包括在第一组加氢处理条件下加氢处理脱丁烷塔底部物从而产生中间或预处理的脱丁烷塔底部物。可在第二组加氢处理条件下加氢处理预处理的脱丁烷塔底部物从而产生管线216中的加氢处理的产物。第一组加氢处理条件和第二组加氢处理条件可彼此相同或不同。在一些实例中，可配置第一组加氢处理条件从而将二烯选择性加氢为单烯烃(任选发生一些加氢脱硫)并可配置第二组加氢处理条件从而选择性加氢脱硫(任选发生一些加氢)。
在一些实例中，可在第一组加氢处理条件下在存在分子氢和第一催化剂的情况下加氢处理管线211中的脱丁烷塔底部物从而产生预处理的脱丁烷塔底部物，并可在第二组加氢处理条件下在存在分子氢和第二催化剂的情况下加氢处理预处理的脱丁烷塔底部物从而产生经由管线216的加氢处理产物。第一催化剂和第二催化剂可彼此相同或不同。在一些实例中，第一催化剂可为或包括镍。例如，第一催化剂可为或包括硫化镍。在一些实例中，第二催化剂可为或包括镍、钼、钴、它们的合金、或它们的混合物或组合。在一些实例中，第二催化剂可为或包括镍钼催化剂和/或钴钼催化剂。
如果加氢处理装置215包括两个加氢处理级，则第一加氢处理器中第一组加氢处理条件可包括约40℃、约75℃、或约100℃至约200℃、约300℃、或约375℃的温度。可在约600kPa、约1,000kPa、或约1,500kPa至约2,000kPa、约2,750kPa、或约3,500kPa的绝对压力下进行第一加氢处理器中的第一组加氢处理条件。可在约1h-1、约3hr-1、或约5h-1至约8h-1、约12h-1、或约15h-1的重时空速(WHSV)下进行第一加氢处理器中的第一组加氢处理条件。
在一些实例中，第二加氢处理器中第二组加氢处理条件可包括约40℃、约75℃、或约100℃至约200℃、约300℃、或约375℃的温度。可在约600kPa、约1,000kPa、或约1,500kPa至约2,000kPa、约2,750kPa、或约3,500kPa的绝对压力下进行第二第一加氢处理器230中的第二组加氢处理条件。可在约1h-1、约3hr-1、或约5h-1至约8h-1、约12h-1、或约15h-1的重时空速(WHSV)下进行第一加氢处理器230中的第二组加氢处理条件。在一些实例中，可用于加氢处理管线211中的脱丁烷塔底部物和其他工艺料流例如管线156中的热解汽油的合适的加氢处理器及其运行方法可包括美国专利号5,807,477；5,679,241；5,851,383；8,163,167；8,894,844；和美国专利申请号2007/0170098和2016/0376511中公开的那些。
加氢处理脱丁烷塔底部物可将≥75重量％、≥80重量％、≥85重量％、≥90重量％、≥95重量％、或≥97.5重量％的丙酮转化为丙烷和水。如果加氢处理装置215包括第一加氢处理器和第二加氢处理器，则第一加氢处理可将脱丁烷塔底部物中的丙酮的≥40重量％、≥45重量％、≥50重量％、≥55重量％、或≥60重量％转化为丙烷和水，并且第二加氢处理器可转化预处理的脱丁烷塔底部物中任何剩余的丙酮的≥85重量％、≥90重量％、≥95重量％、或≥97.5重量％。
回到管线123中的石脑油馏分，可将经由管线123的石脑油馏分引入第三分离级155，从而产生经由管线156的热解汽油和经由管线157的含水混合物。管线156中热解汽油可包括丙酮或“第五部分”的丙酮和管线157中的含水混合物可包括丙酮或“第六部分”的丙酮。在一些实例中，管线156中的热解汽油可包括管线123中的石脑油馏分中含有的丙酮的约70重量％、约75重量％、或约78重量％至约82重量％、约84重量％、或约86重量％。在一些实例中，管线157中的含水混合物可包括管线123中的石脑油馏分中含有的丙酮的约10重量％、约15重量％、或约17重量％至约22重量％、约25重量％、或约30重量％。
在一些实例中，如以上指出的，管线156中的热解汽油可引入加氢处理装置215。例如，管线211中的脱丁烷塔底部物可与管线156中热解汽油混合、共混或以其他方式组合从而产生混合物，并可将该混合物引入加氢处理装置215。加氢处理脱丁烷塔底部物和热解汽油的混合物可将混合物中的丙酮的≥75重量％、≥80重量％、≥85重量％、≥90重量％、≥95重量％、或≥97.5重量％转化为丙烷和水从而产生预处理的混合物。如果加氢处理装置215包括第一加氢处理器和第二加氢处理器，则第一加氢处理可将混合物中的丙酮的≥40重量％、≥45重量％、≥50重量％、≥55重量％、或≥60重量％转化为丙烷和水，并且第二加氢处理器可转化预处理的混合物底部物中任何剩余的丙酮的≥85重量％、≥90重量％、≥95重量％、或≥97.5重量％。
可将经由管线157的含水混合物引入酸性水汽提器160从而产生经由管线161的酸性水汽提器顶部物或第二气相产物和经由管线162的酸性水汽提器底部物或第二液相产物。在一些实例中，在酸性水汽提器160内，含水混合物可与蒸汽(例如逆流地)接触，从而产生经由可经由管线161回收的第二气相产物。使含水混合物与蒸汽接触可引起大部分即>50重量％的含水混合物中的丙酮作为经由管线161的第二气相产物的组分离开酸性水汽提器160。在一些实例中，经由管线157的含水混合物的至少一部分可经由管线158再循环至急冷级作为急冷介质或急冷介质的一部分。
在一些实例中，可例如经由间接热交换或与冷却介质例如水直接接触来冷凝管线161中的第二气相产物的至少一部分，从而产生经由管线164的工艺水或第二工艺水。在一些实例中，管线161中的第二气相产物的一部分可经由管线163再循环至急冷级120作为急冷介质的至少一部分。
在一些实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为管线161中的气相产物或第二气相产物的质量流动速率的约1％、约5％、约10％、约20％、约30％、或约40％至约60％、约70％、约80％、约90％、或约100％。在其他实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为管线161中的气相产物或第二气相产物的质量流动速率的约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％至约90％。
在一些实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为从管线123中的石脑油馏分分离的管线157中的含水混合物的质量流动速率的约1％、约3％、约5％、或约7％至约10％、约12％、约15％、约17％、或约20％。在其他实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为从管线123中的石脑油馏分分离的管线157中的含水混合物的质量流动速率的约1％至约20％、约3％至约15％、约5％至约10％、约4％至约12％、或约3％至约15％。
经由管线162的第二液相产物可从酸性水汽提器160导离并可引入稀释蒸汽产生器165，从而产生经由管线166的稀释蒸汽和经由管线167的工艺水或第三工艺水。稀释蒸汽产生器165可加热管线162中的第二液相产物从而产生稀释蒸汽。经由管线167的第三工艺水和经由管线166的蒸汽可从稀释蒸汽产生器165导离。在一些实例中，管线164中的第二工艺水可包括管线157中的含水混合物中含有的丙酮的≥80重量％、≥85重量％、≥87重量％、或≥90重量％，和管线167中的第三工艺水可包括管线157中的含水混合物中含有的丙酮的≤20重量％、≤15重量％、≤12重量％、或小于10重量％。
在一些实例中，管线126中的第一工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的丙酮的约12重量％至约22重量％，管线221中的水清洗物可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的丙酮的约1重量％至约6重量％，管线164中的第二工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的丙酮的约8重量％至约18重量％，管线167中的第三工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的丙酮的约0.5重量％至约4重量％，热解汽油可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的丙酮的约45重量％至约65重量％，和管线222中的苛性碱处理的顶部物可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的丙酮的≤3重量％、≤2重量％或≤1重量％。
图3描述根据一种或多种实施方案，用于蒸汽裂化管线101中的烃进料从而产生经由管线107的蒸汽裂化器流出物并考虑或以其他方式处理其中含有的苯酚的说明性***300的示意图。***300可包括一个或多个蒸汽裂化器105、一个或多个第一分离级110例如焦油分离鼓、一个或多个第二分离级115例如初级分馏器、一个或多个急冷级120、一个或多个工艺气体提质级125、一个或多个第三分离级155、一个或多个酸性水汽提器160和一个或多个稀释蒸汽产生器165，如以上参考图1和2描述。
经由管线121的工艺气体和经由管线123的石脑油馏分可从急冷级120回收，如以上参考图1和2描述。管线121中的工艺气体可包括但不限于第一部分的苯酚和氢气、甲烷、C2烃、C3烃、C4烃、C5烃、或它们的任何混合物。管线123中的石脑油馏分可包括但不限于第二部分的苯酚、热解汽油和急冷介质例如水。
在一些实例中，在将管线101中的烃进料引入蒸汽裂化器105前，可确定将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的苯酚的量。可至少部分基于以下来确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的苯酚的量：管线101中的烃进料的组成，将在蒸汽裂化器105内蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合。
已经发现，管线107中的蒸汽裂化器流出物将包括与引入蒸汽裂化器105的管线101中的烃进料基本上相同量的苯酚。不希望受理论束缚，据信虽然一些苯酚可能在蒸汽裂化器105中转化成其他化合物，但是蒸汽裂化产生的苯酚量与可能在烃进料的蒸汽裂化期间转化的苯酚量相同。在一些实例中，如果烃进料包括含有约100ppmw的苯酚的原油，则原油可经受脱盐和/或预加热并且脱盐原油可包括原油中含有的苯酚的约60重量％至约80重量％，例如约70重量％。脱盐原油可引入蒸汽裂化器105并经受蒸汽裂化从而产生管线107中的蒸汽裂化器流出物，其可包括管线101中的烃进料中存在的苯酚的约60重量％至约80重量％、例如约70重量％。管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的苯酚可包括管线101中的烃进料中存在的苯酚和/或蒸汽裂化管线101中的烃进料期间产生的苯酚。
确定了管线107中的蒸汽裂化器流出物将存在的苯酚的量的情况下，管线101中的烃可与管线102中蒸汽混合、共混或以其他方式组合从而产生经由管线103的混合物，并且可将混合物引入蒸汽裂化器105并经受蒸汽裂化条件，从而产生经由管线107的蒸汽裂化器流出物，如以上描述。可从管线107中的蒸汽裂化器流出物分离分别经由管线111、117和119的焦油产物、蒸汽裂化器急冷油产物和顶部物。可从顶部物分离经由管线121的工艺气体和经由管线123的石脑油馏分，并且可如以上描述分离经由管线156的热解汽油产物和经由管线157的含水混合物。
在一些实例中，管线157中的含水混合物可与预定量的经由管线303的分散剂混合、共混或以其他方式接触从而产生管线157中的经处理的含水混合物。预定量的分散剂可足以维持管线157中经处理的含水混合物处于包括苯酚的溶液形式。预定量的分散剂可足以抑制、减少或防止管线157中的经处理的含水混合物形成乳液。
管线303中的分散剂可为或可包括但不限于非离子破乳剂。可与管线157中的含水混合物接触从而产生经处理的含水混合物的管线303中的分散剂的量可为例如从25、30、40、50、60、70、80、90重量ppm、至100、150、200、250、350、400重量ppm、至410、420、440、450、460、480、500重量ppm，基于管线157中蒸汽的总重量。
可将经由管线157的经处理的含水混合物引入酸性水汽提器160从而产生经由管线161的酸性水汽提器顶部物或气相产物和经由管线162的酸性水汽提器底部物或液相产物。在一些实例中，在酸性水汽提器160内，含水混合物可与蒸汽(例如逆流地)接触，从而产生经由可经由管线161回收的气相产物。在一些实例中，经由管线157的含水混合物的至少一部分可经由管线158再循环至急冷级作为急冷介质或急冷介质的一部分。除了管线161中的气化产物之外，还可从蒸汽汽提器160回收经由管线162的液相产物。
在一些实例中，可经由间接热交换或与冷却介质例如水直接接触来冷凝管线161中的气相产物的至少一部分，从而产生经由管线164的工艺水或第一工艺水。在一些实例中，管线161中的气相产物的一部分可经由管线163再循环至急冷级120作为急冷介质的至少一部分。
在一些实例中，管线157中的含水混合物可与酸性水汽提器160内的蒸汽和经由预定量的管线307的添加剂混合、共混或以其他方式接触，从而产生经由管线161的气相产物和经由管线162的液相产物。预定量的添加剂可足以破坏与蒸汽接触期间管线157中的含水混合物中形成的任何乳液。在一些实例中，在将含水混合物引入酸性水汽提器160前管线307中的添加剂可与管线157中的含水混合物混合、共混或以其他方式接触。
管线307中的添加剂可为或可包括但不限于非离子破乳剂。可与管线157中和/或蒸汽汽提器160内的含水混合物接触的管线307中的添加剂的量可为例如从25、30、40、50、60、70、80、90重量ppm、至100、150、200、250、350、400重量ppm、至410、420、440、450、460、480、500重量ppm，基于管线157中蒸汽的总重量。
在其他实例中，预定量的经由管线303的分散剂和预定量的经由管线307的添加剂可与管线157中和/或酸性水汽提器160内的含水混合物混合、共混或以其他方式接触。应容易认识到，与仅单独使用一种或另一种相比，如果组合使用预定量的分散剂和预定量的添加剂可使每种组分的用量更少。乳液的形成可使得难以分离苯酚与蒸汽，从而使大部分苯酚作为经由管线162的液相产物的组分离开酸性水汽提器160。乳液可引起塔容量损失，这可通过塔的压降监控。
经由管线162的液相产物可从酸性水汽提器160导离并可引入稀释蒸汽产生器165，从而产生经由管线166的稀释蒸汽和经由管线167的工艺水或第二工艺水，如以上描述。
在一些实例中，管线161中的气相产物可包括管线157中的含水混合物中存在的苯酚的约5重量％、约7重量％、或约9重量％至约11重量％、约13重量％、或约15重量％。在一些实例中，管线164中的第一工艺水可包括管线157中的含水混合物中存在的苯酚的约5重量％、约7重量％、或约9重量％至约11重量％、约13重量％、或约15重量％。在一些实例中，管线164中的第一工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的苯酚的约2重量％、约4重量％、或约6重量％至约7重量％、约8重量％、或约10重量％。
在一些实例中，管线162中的液相产物可包括管线157中的含水混合物中存在的苯酚的约85重量％、约87重量％、或约89重量％至约91重量％、约93重量％、或约95重量％。在一些实例中，管线167中的第二工艺水可包括管线157中的含水混合物中存在的苯酚的约85重量％、约87重量％、或约89重量％至约91重量％、约93重量％、或约95重量％。在一些实例中，管线167中的第二工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的苯酚的约53重量％、约55重量％、或约57重量％至约60重量％、约63重量％、或约65重量％。
管线164中的第一工艺水的质量流动速率可为管线161中的气相产物的质量流动速率的约1％、约5％、约10％、约20％、约30％、或约40％至约60％、约70％、约80％、约90％、或约100％。在一些实例中，管线164中的第一工艺水的质量流动速率可为管线161中的气相产物的质量流动速率的约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％至约90％。
在一些实例中，管线164中的第一工艺水的质量流动速率可为从管线123中的石脑油馏分分离的管线157中的含水混合物的质量流动速率的约1％、约3％、约5％、或约7％至约10％、约12％、约15％、约17％、或约20％。在其他实例中，管线164中的第一工艺水的质量流动速率可为从管线123中的石脑油馏分分离的管线157中的含水混合物的质量流动速率的约1％至约20％、约3％至约15％、约5％至约10％、约4％至约12％、或约3％至约15％。
在一些实例中，水可与管线164中的第一工艺水和/或管线167中的第二工艺水混合、共混或以其他方式组合从而产生稀释的工艺水(一种或多种)。在一些实例中，第一工艺水和第二工艺水、第一稀释的工艺水和/或第二稀释的工艺水可与彼此组合从而产生组合的工艺水。稀释的第一工艺水、稀释的第二工艺水和/或稀释的组合的工艺水可包括≤100ppmw、≤50ppmw、≤10ppmw、≤5ppmw、≤1ppmw、≤0.5ppmw、或≤0.2ppmw的苯酚，基于第一稀释的工艺水、第二稀释的工艺水或组合的稀释的工艺水的总重量。
图4描述根据一种或多种实施方案，用于蒸汽裂化管线101中的烃进料从而产生经由管线107的蒸汽裂化器流出物并考虑或以其他方式处理其中含有的乙醛的说明性***400的示意图。***400可包括一个或多个蒸汽裂化器105、一个或多个第一分离级110、一个或多个第二分离级115、一个或多个急冷级120、一个或多个工艺气体提质级125、一个或多个脱丙烷塔130、一个或多个脱丁烷塔210、一个或多个C4苛性碱装置220、一个或多个加氢处理装置215、一个或多个第三分离级155、一个或多个酸性水汽提器160和一个或多个稀释蒸汽产生器165，如以上参考图2描述。***400还可包括一个或多个水力旋流器450。
在一些实例中，在将管线101中的烃进料引入蒸汽裂化器105前，可确定将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的量。可至少部分基于以下来确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的量：管线101中的烃进料的组成，将在蒸汽裂化器105内蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合。
管线101中的烃进料通常不包括乙醛，其主要(如果非排他地)在蒸汽裂化器105中的烃进料的蒸汽裂化期间引入蒸汽裂化方法。已经发现，蒸汽裂化管线101中的烃进料可产生≥40ppmw、≥80ppmw、≥80ppmw、≥100ppmw、≥120ppmw、≥150ppmw、≥160ppmw、≥180ppmw、≥200ppmw、≥220ppmw、或≥240ppmw至约250ppmw的乙醛。如此，管线107中的蒸汽裂化器流出物可包括约40ppmw、约50ppmw、约80ppmw、约100ppmw、约120ppmw、约140ppmw、约160ppmw、约180ppmw、约200ppmw、约220ppmw、约240ppmw、或约250ppmw的乙醛，基于管线107中的蒸汽裂化器流出物的总重量。如果管线101中的烃进料被乙醛污染，例如类似于甲醇如何可变为烃进料的组分，则可通过测定管线101中的烃进料的组成容易地确定烃进料中存在的任何乙醛。
在一些实例中，可确定将在胺装置内通过其中乙醛聚合产生的聚合物的量。可至少部分基于以下来确定将产生的聚合物的量：将在蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的量，用于从急冷级分离工艺气体和石脑油馏分的工艺条件和/或工艺气体提质级125内的工艺条件。
确定了管线107中的蒸汽裂化器流出物将存在的乙醛的量的情况下，管线101中的烃可与管线102中蒸汽混合、共混或以其他方式组合从而产生经由管线103的加热的混合物，并且可将混合物引入蒸汽裂化器105并经受蒸汽裂化条件，从而产生经由管线107的蒸汽裂化器流出物，如以上描述。可从管线107中的蒸汽裂化器流出物分离分别经由管线111、117和119的焦油产物、蒸汽裂化器急冷油产物和顶部物。可从顶部物分离经由管线121的工艺气体和经由管线123的石脑油馏分，并且可如以上描述分离经由管线156的热解汽油产物和经由管线157的含水混合物。
管线121中的工艺气体可包括但不限于第一部分的乙醛、乙烯、丙烯、C4烃和C5烃。管线123中的石脑油馏分可包括但不限于第二部分的乙醛、热解汽油和水。管线121中的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的≥75重量％、≥77重量％、≥78重量％、≥79重量％、≥80重量％、≥82重量％、≥84重量％、或≥86重量％。管线123中的石脑油馏分可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的≤23重量％、≤21重量％、≤20重量％、≤18重量％、≤16重量％、或≤14重量％。
可将工艺气体引入工艺气体提质级125并可从中回收经由管线127的第三顶部物或提质的工艺气体和经由管线126的工艺水。在一些实例中，酸性气体去除溶液(例如可包括一种或多种轻质胺和/或苛性碱的溶液)可接触工艺提质级125内的工艺气体。可将工艺气体中酸气体的至少一部分转移至含水胺溶液从而形成富胺溶液和包括较少酸气体的工艺气体。在一些实例中，可经由管线126从工艺气体提质级125导离水清洗物或富胺清洗物。
在一些实例中，经由管线415的溶剂可以预定流速引入工艺气体提质级125。溶剂能够溶解通过工艺气体提质装置125内乙醛的聚合形成的聚合物。预定流速可足以在聚合物引起工艺气体提质级125内结垢之前溶解足量的聚合物。
可经由管线415引入工艺气体提质级125的合适的溶剂可为或可包括但不限于甲苯、蒸汽裂化的瓦斯油、蒸汽裂化的石脑油、或它们的任何混合物。
在一些实例中，在给定时间段内，引入工艺气体提质装置125的溶剂的质量可为经由管线415引入工艺气体提质装置125的胺的质量的从例如0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％、至1.0％、1.5％、2.0％、2.5％、至3.0％、3.5％、4.0％、4.5％、或5.0％。
在一些实例中，可将预定量的经由管线410的清除剂引入工艺气体提质级125。清除剂能够将工艺气体提质级125(例如胺装置)内乙醛的聚合限制到小于聚合物的预定量。聚合物的预定量可足以允许工艺气体提质级125运行而没有由于由乙醛形成的任何聚合物所致结垢。
可经由管线410引入工艺气体提质级125的合适的清除剂可为或可包括但不限于羟胺硫酸盐、硼氢化钠、或它们的任何混合物。
在一些实例中，清除剂的预定量可为例如从5、6、7、8、9ppm、至10、20、30、40、至50、60、70ppm，基于料流121的总重量。在其他实例中，清除剂的预定量可为例如从8、9、10、20、或30ppm、至40、50、60、70、或80ppm，基于料流107的总重量。在其他实例中，清除剂的预定量可为例如料流121中存在的乙醛的量的以摩尔计从10％、12％、15％、16％、18％、20％、至22％、24％、25％、26％、28％、30％、至32％、34％、35％、36％、38％、或40％。
在一些实例中，代替或补充将经由管线415的溶剂和/或经由管线420的清除剂引入工艺气体提质级125，可将经由管线126富胺清洗物或工艺水清洗物引入水力旋流器或分离鼓450。水力旋流器450可具有可足以从管线126中的水清洗物去除预定量的聚合物的预定尺寸。可从水力旋流器/分离鼓450去除经由管线451的提质的富胺清洗物和经由管线452的聚合物产物。合适的水力旋流器和分离鼓和它们的操作描述于美国专利号6989046；9321003；9901845和9593057。
如果以小于预定流速将经由管线415的溶剂引入和/或以小于预定量将经由管线420的清除剂引入工艺气体提质级125，则可减小水力旋流器450的预定尺寸，从而考虑将通过引入吹扫气体提质级125的溶剂和/或清除剂充分解决的聚合物形成的减少。
在一些实例中，管线127中的第三顶部物或提质的工艺气体可包括≥1ppm的乙醛至≤500ppm的乙醛。可从管线127中的第三顶部物分离经由管线212的脱丁烷塔顶部物。例如，可将第三顶部物引入脱丙烷塔130并可从中导离经由管线131的脱丙烷塔顶部物和经由管线132的脱丙烷塔底部物。可将脱丙烷塔底部物引入脱丁烷塔210并可从中回收经由管线211的脱丁烷塔底部物和经由管线212的脱丁烷塔顶部物。脱丁烷塔210内的工艺条件可足以引起管线212中的脱丁烷塔顶部物包括脱丙烷塔底部物中存在的乙醛的≥90％、≥92％、≥94％、≥96％、≥98％、或≥99％。管线212中的脱丁烷塔顶部物还可包括管线127中的提质的工艺气体中存在的乙醛的≥90％、≥92％、≥94％、≥96％、≥98％、或≥99％。可将经由管线212的脱丁烷塔顶部物引入C4苛性碱装置220并与含水苛性碱溶液接触，从而产生经由管线221的废苛性碱和经由管线222的贫含乙醛的顶部物。在一些实例中，管线221中废苛性碱可包括管线212中的脱丁烷塔顶部物中存在的乙醛的≥95％、≥96％、≥97％、或≥98％。
在一些实例中，可将经由管线222的贫含乙醛的顶部物引入一个或多个加氢处理级从而产生加氢处理的产物。在一些实例中，可将经由管线211的脱丁烷塔底部物引入加氢处理装置215从而产生经由管线216的加氢处理的产物，如以上参考图2描述。
可将经由管线123的石脑油馏分引入第三分离级155从而产生经由管线156的热解汽油和经由管线157的含水混合物，如以上参考图1-3讨论。管线156中的热解汽油可包括管线123中的石脑油馏分中存在的乙醛的约65重量％、约70重量％、或约73重量％至约77重量％、约80重量％、或约85重量％。含水混合物可包括管线123中的石脑油馏分中存在的乙醛的约15重量％、约20重量％、或约23重量％至约27重量％、约30重量％、或约35重量％。在一些实例中，管线156中的热解汽油可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的约10重量％、约12重量％、或约14重量％至约16重量％、约18重量％、或约20重量％。在一些实例中，管线157中的含水混合物可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的约3.5重量％、约4重量％、或约4.5重量％至约5.5重量％、约6重量％、或约6.5重量％。
可将经由管线156的含水混合物进一步处理和/或再循环至急冷级125，如以上参考图1-3讨论。例如，可产生经由管线161的酸性水汽提器顶部物或第二气相产物、经由管线164的工艺水、经由管线166的稀释蒸汽和经由管线167的工艺水或第二工艺水。在一些实例中，管线164中的工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中预先设置的乙醛的约2重量％、约2.5重量％、或约3重量％至约4重量％、约5重量％、或约6重量％。在一些实例中，管线167中的工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的约0.5重量％、约0.7重量％、或约1重量％至约1.5重量％、约1.7重量％、或约2重量％。
在一些实例中，管线164中的工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中预先设置的乙醛的约2重量％、约2.5重量％、或约3重量％至约4重量％、约5重量％、或约6重量％。在一些实例中，管线167中的工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的约0.5重量％、约0.7重量％、或约1重量％至约1.5重量％、约1.7重量％、或约2重量％。
在一些实例中，管线164中的工艺水可包括管线157中的含水混合物中预先设置的乙醛的约65重量％、约70重量％、或约73重量％至约77重量％、约80重量％、或约85重量％。在一些实例中，管线167中的工艺水可包括管线157中的含水混合物中存在的乙醛的约15重量％、约20重量％、或约23重量％至约27重量％、约30重量％、或约35重量％。
在一些实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为管线161中的气相产物或第二气相产物的质量流动速率的约1％、约5％、约10％、约20％、约30％、或约40％至约60％、约70％、约80％、约90％、或约100％。在其他实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为管线161中的气相产物或第二气相产物的质量流动速率的约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％至约90％。
在一些实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为从管线123中的石脑油馏分分离的管线157中的含水混合物的质量流动速率的约1％、约3％、约5％、或约7％至约10％、约12％、约15％、约17％、或约20％。在其他实例中，管线164中的工艺水的质量流动速率可为从管线123中的石脑油馏分分离的管线157中的含水混合物的质量流动速率的约1％至约20％、约3％至约15％、约5％至约10％、约4％至约12％、或约3％至约15％。
参考图1-4，在一些实例中，管线164中的工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约55重量％至约65重量％、丙酮的约8重量％至约18重量％、苯酚的约2重量％至约10重量％和乙醛的约2重量％至约6重量％。在一些实例中，管线167中的工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约5重量％至约15重量％、丙酮的约0.5重量％至约4重量％、苯酚的约53重量％至约65重量％和乙醛的约0.5重量％至约2重量％。在一些实例中，管线121中的工艺气体可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约25重量％至约35重量％、丙酮的≤30重量％、苯酚的≤1重量％和≥乙醛的75重量％。在一些实例中，管线156中的热解汽油可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的≤1重量％、丙酮的约50重量％至约60重量％、苯酚的约20重量％至约30重量％和乙醛的约10重量％至约20重量％。
在其他实例中，管线164中工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约55重量％至约65重量％，丙酮的约8重量％至约18重量％，苯酚的约2重量％至约10重量％，和乙醛的约2重量％至约6重量％，管线167中工艺水可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约5重量％至约15重量％，丙酮的约0.5重量％至约4重量％，苯酚的约53重量％至约65重量％，和乙醛的约0.5重量％至约2重量％，管线121中的工艺气体可包括甲醇的约25重量％至约35重量％，丙酮的≤30重量％，苯酚的≤1重量％，和乙醛的≥75重量％，和管线156中热解汽油可包括管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的≤1重量％，丙酮的约50重量％至约60重量％，苯酚的约20重量％至约30重量％，和乙醛的约10重量％至约20重量％。
应理解，本文描述的任何给定***100、200、300和400，例如300，可包括任一个或多个参考其他***中的一个或多个描述的额外的工艺装置或级，例如100、200和/或400。还应理解，为了简单和容易描述，省略了公知的工艺设备或装置。例如，***100、200、300和/或400可包括多个压缩机、泵、再沸器、热交换器、储存罐等，这是本领域技术人员显然可知的。
本公开内容还可包括以下方面/实施方案：
A1.提质烃的方法，包括：
至少部分基于以下确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的甲醇的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合；和
将足量的第一吸着剂引入第一甲醇吸着剂装置从而使第一甲醇吸着剂装置处理待从蒸汽裂化器流出物分离的脱丙烷塔顶部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于脱丙烷塔顶部物中存在的甲醇引起的饱和所致替换或再次活化第一吸着剂。
A2.A1的方法，还包括：
蒸汽裂化包含甲醇的烃进料从而产生包含裂化的烃和甲醇的蒸汽裂化器流出物；
从蒸汽裂化器流出物分离包含甲醇、乙烷、乙烯、丙烷和丙烯的工艺气体；
从工艺气体分离脱丙烷塔顶部物；和
将脱丙烷塔顶部物引入第一甲醇吸着剂装置持续至少与预定时间段一样长并回收经处理的脱丙烷塔顶部物。
A3.A2的方法，其中经处理的脱丙烷塔顶部物比脱丙烷塔顶部物包含更少甲醇。
A4.A3的方法，还包括：
将足量的第二吸着剂引入第二甲醇吸着剂装置从而使第二甲醇吸着剂装置处理待从经处理脱丙烷塔顶部物分离的脱乙烷塔底部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于脱乙烷塔底部物中存在的甲醇引起的饱和所致替换或再次活化第二吸着剂；
从经处理的脱丙烷塔顶部物分离脱乙烷塔底部物；和
将脱乙烷塔底部物引入第二甲醇吸着剂装置持续至少与预定时间段一样长。
A5.A2至A4中任一项的方法，还包括：
从蒸汽裂化器流出物分离包含热解汽油、水和甲醇的石脑油馏分，其中石脑油馏分中甲醇的量大于工艺气体中甲醇的量；
从石脑油馏分分离热解汽油产物和含水混合物；
使含水混合物与蒸汽接触从而加热含水混合物并产生气相产物和液相产物；和
冷凝气相产物的至少一部分从而产生工艺水，其中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的>50％存在于工艺水中，并且其中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的<50％存在于工艺气体中。
A6.A1至A5中任一项的方法，其中第一吸着剂和第二吸着剂各自是吸附剂。
A7.A1至A6中任一项的方法，其中第一吸着剂和第二吸着剂各自包含至少一种来自元素周期表的第1、10或11族的金属或它们的氧化物。
A8.A1至A7中任一项的方法，其中预定时间段为至少5天。
A9.提质烃的方法，包括：
蒸汽裂化包含甲醇的烃进料从而产生包含裂化的烃和甲醇的蒸汽裂化器流出物；
从蒸汽裂化器流出物分离工艺气体和石脑油馏分，其中工艺气体包含乙烯、丙烯和蒸汽裂化器流出物中的甲醇的≤40重量％，并且其中石脑油馏分包含蒸汽裂化器流出物中的甲醇的≥60重量％；
从石脑油馏分分离热解汽油产物和含水混合物，其中含水混合物包含石脑油馏分中的甲醇的≥95重量％；
使含水混合物与蒸汽接触从而产生包含含水混合物中的甲醇的≥80重量％的气相产物和包含含水混合物中的甲醇的≤20重量％的液相产物；
冷却气相产物的至少一部分从而产生第一废水，其中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的≥50重量％存在于第一工艺水中。
A10.A9的方法，其中烃进料包含衍生自原始原油的脱盐原油，所述原始原油包含甲醇，并且其中脱盐原油包含原始原油中存在的甲醇的约60重量％至约80重量％。
A11.A9或A10的方法，其中从方法去除的第一工艺水的质量流动速率为气相产物的质量流动速率的约1％至约100％。
A12.A9至A11中任一项的方法，其中从方法去除的第一工艺水的质量流动速率为从石脑油馏分分离的含水混合物的质量流动速率的约5％至约10％。
A13.A9至A12中任一项的方法，还包括：
加热液相产物从而产生稀释蒸汽；和
从稀释蒸汽分离第二工艺水，其中液相产物中含有的甲醇的≤50重量％存在于第二工艺水中。
A14.A13的方法，其中：
从方法去除的第一工艺水包含蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约20重量％至约65重量％，
第二工艺水包含蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约1重量％至约15重量％，和
工艺气体包含蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约25重量％至约35重量％。
A15.提质烃的方法，包括：
蒸汽裂化烃进料从而产生包含丙酮的蒸汽裂化器流出物；
从蒸汽裂化器流出物分离工艺气体和石脑油沸程料流，其中工艺气体包含第一部分的丙酮、C2烃、C3烃、C4烃和C5烃，并且其中石脑油沸程料流包含第二部分的丙酮、热解汽油和水；
使工艺气体与含水胺、含水无机碱、或者含水胺和含水无机碱接触从而产生包含第三部分的丙酮的第一工艺水和包含第四部分的丙酮的提质的工艺水，其中第一工艺水中第三部分的丙酮的量大于提质的工艺气体中第四部分的丙酮的量；
从提质的工艺气体分离脱丙烷塔底部物，其中脱丙烷塔底部物包含第四部分的丙酮、C4烃和C5烃；
将脱丙烷塔底部物引入脱丁烷塔；和
从脱丁烷塔回收包含C4烃的脱丁烷塔顶部物和包含C5烃的脱丁烷塔底部物，其中控制脱丁烷塔内的工艺条件从而引起脱丙烷塔底部物中的丙酮的≥60重量％与脱丁烷塔底部物一起离开脱丁烷塔。
A16.A15的方法，还包括：
加氢处理脱丁烷塔底部物从而产生加氢产物。
A17.A15或A16的方法，还包括使脱丁烷塔顶部物与含水苛性碱溶液接触从而产生苛性碱处理的顶部物和水清洗物，其中水清洗物包含脱丁烷塔顶部物中任何丙酮的至少一部分。
A18.A15至A17中任一项的方法，其中控制脱丁烷塔内的工艺条件从而引起脱丙烷塔底部物中的丙酮的≥67重量％与脱丁烷塔底部物一起离开脱丁烷塔。
A19.A15至A18中任一项的方法，其中第一工艺水中丙酮的量为≥55重量％，基于工艺气体中丙酮的总重量。
A20.A15至A19中任一项的方法，其中脱丁烷塔顶部物包含丁二烯，并且其中通过使脱丁烷塔顶部物与包含二甲基甲酰胺、乙腈、N-甲基吡咯烷酮或它们的混合物的萃取溶剂接触来去除丁二烯的至少一部分。
A21.A15至A20中任一项的方法，还包括：
从石脑油沸程料流分离热解汽油产物和含水混合物；
使含水混合物与蒸汽接触从而产生气相产物；
冷却气相产物的至少一部分从而产生第一工艺水；和
从方法去除第一工艺水，其中含水混合物中含有的丙酮的≥50重量％存在于第二工艺水中。
A22.提质烃的方法，包括：
至少部分基于以下确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的苯酚的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合；
蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；
从顶部物分离工艺气体和石脑油沸程料流，其中石脑油沸程料流包含热解汽油、水和苯酚；
从石脑油沸程料流分离热解汽油产物和包含苯酚的含水混合物；和
使含水混合物与预定量的分散剂接触从而产生经处理的含水混合物，其中预定量的分散剂足以维持含水混合物处于包含苯酚的溶液的形式。
A23.A22的方法，其中烃进料包含衍生自原始原油的脱盐原油，所述原始原油包含甲醇，并且其中脱盐原油包含原始原油中存在的甲醇的约60重量％至约80重量％。
A24.A22或A23的方法，其中分散剂包含非离子破乳剂。
A25.A24的方法，其中以重量计以25-500ppm的量使用分散剂，基于含水混合物的总重量。
A26.提质烃的方法，包括：
蒸汽裂化包含苯酚的烃进料从而产生包含裂化的烃和苯酚的蒸汽裂化器流出物；
从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油产物和顶部物；
从顶部物分离工艺气体和石脑油馏分，其中工艺气体包含乙烯、丙烯和蒸汽裂化器流出物中的苯酚的≤3重量％，并且其中石脑油馏分包含热解汽油、水和蒸汽裂化器流出物中的苯酚的≥97重量％；
从石脑油馏分分离热解汽油产物和含水混合物，其中热解汽油产物包含石脑油馏分中的苯酚的≤40，并且其中含水混合物包含石脑油馏分中的苯酚的≥60重量％；
使含水混合物与蒸汽和预定量的添加剂接触从而产生包含含水混合物中的苯酚的约5重量％至约15重量％的气相产物和包含含水混合物中的苯酚的约85重量％至约95重量％的液相产物，其中预定量的添加剂足以破坏与蒸汽接触期间含水混合物中形成的任何乳液；
冷却气相产物的至少一部分从而产生包含蒸汽裂化器流出物中含有的苯酚的约4重量％至约8重量％的第一工艺水；
加热液相产物从而产生稀释蒸汽；和
从稀释蒸汽分离第二工艺水，其中第二工艺水包含蒸汽裂化器流出物中含有的苯酚的约≥20重量％。
A27.A26的方法，其中烃进料包含脱盐原油，并且其中烃进料包含脱盐前原油中存在的任何苯酚的约60重量％至约80重量％。
A28.A26或A27的方法，还包括混合水与第二工艺水从而产生稀释的工艺水。
A29.A26至A28中任一项的方法，其中第一工艺水的质量流动速率为气相产物的质量流动速率的约1％至约100％。
A30.A26至A29中任一项的方法，其中从方法以质量流动速率去除第一工艺水，该质量流动速率为从石脑油沸程料流分离含水混合物的质量流动速率的约5％至约10％。
A31.提质烃的方法，包括：
至少部分基于以下确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合；
至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的乙醛的确定量来确定将在胺装置内通过其中乙醛聚合产生的聚合物的量；
蒸汽裂化烃进料从而产生包含乙醛的蒸汽裂化器流出物；
从蒸汽裂化器流出物分离工艺气体和石脑油馏分，其中工艺气体包含第一部分的乙醛、乙烯、丙烯、C4烃和C5烃，并且其中石脑油馏分包含第二部分的乙醛、热解汽油和水；
将工艺气体引入胺装置；
使工艺气体与胺装置内的含水胺溶液接触；和
以预定流速将溶剂引入胺装置，其中溶剂能够溶解将在胺装置内产生的确定量的聚合物，并且其中预定流速足以在聚合物引起胺装置内结垢之前溶解足量的聚合物；
将预定量的清除剂引入胺装置，其中清除剂将胺装置内乙醛的聚合限制到小于聚合物的预定量，并且其中聚合物的预定量允许胺装置运行而没有由于由乙醛形成的任何聚合物所致结垢；
将来自胺装置的富胺清洗物引入具有预定尺寸的水力旋流器或分离鼓，其中水力旋流器的预定尺寸足以从富胺去除确定量的聚合物；或
它们的组合。
A32.A31的方法，还包括：
从以1ppm-500ppmw的浓度包含乙醛的胺装置回收第三顶部物，基于第三顶部物的总重量；
从第三顶部物分离脱丁烷塔顶部物，其中脱丁烷塔顶部物包含第三顶部物中的乙醛的≥90重量％；和
使脱丁烷塔顶部物与含水苛性碱溶液接触从而产生废苛性碱和贫含乙醛的顶部物，其中废苛性碱包含脱丁烷塔顶部物中的乙醛的≥95重量％。
A33.A32的方法，其中以预定流速将溶剂引入胺装置。
A34.A32的方法，其中将预定量的清除剂引入胺装置。
A35.A32的方法，其中将来自胺装置的工艺水清洗物引入具有预定尺寸的水力旋流器或分离鼓。
A36.A1至A35中任一项的方法，其中烃进料具有的总酸值为≥0.5mg KOH/g的烃进料，如根据ASTM D664–18e2测量。
A37.A1至A35中任一项的方法，其中烃进料具有的总酸值为≥1.5mg KOH/g的烃进料，如根据ASTM D664–18e2测量。
已经使用一组数值上限和一组数值下限描述某些实施方案和特征。应领会，除非另外指出，涵盖了从任何下限至任何上限的范围。一些下限、上限和范围出现在以下一个或多个权利要求中。所有数值都是“约”或“大约”所指出的值，并且考虑到本领域普通技术人员所预期的实验误差和偏差。
以上限定了各种术语。在权利要求中使用的术语没有在上面限定的情况下，应给予相关领域的技术人员已经给予该术语的最宽泛的定义，如在至少一个印刷出版物或授权专利中所反映的。此外，对于容许这样的并入的所有辖区，本申请中引用的所有专利、测试程序和其他文献通过引用完全并入，只要这样的公开内容不与本申请矛盾。
虽然前述涉及本发明的实施方案，但是在不偏离本发明的基本范围的情况下，可以设计本发明的其他和进一步的实施方案，并且本发明的范围由所附权利要求书确定。

Claims (25)

1.提质烃的方法，包括：
至少部分基于以下确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的甲醇的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合；和
将足量的第一吸着剂引入第一甲醇吸着剂装置从而使第一甲醇吸着剂装置处理待从蒸汽裂化器流出物分离的脱丙烷塔顶部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于脱丙烷塔顶部物中存在的甲醇引起的饱和所致替换或再次活化第一吸着剂。
2.根据权利要求1所述的方法，还包括：
蒸汽裂化包含甲醇的烃进料从而产生包含裂化的烃和甲醇的蒸汽裂化器流出物；
从蒸汽裂化器流出物分离包含甲醇、乙烷、乙烯、丙烷和丙烯的工艺气体；
从工艺气体分离脱丙烷塔顶部物；和
将脱丙烷塔顶部物引入第一甲醇吸着剂装置持续至少与预定时间段一样长并回收经处理的脱丙烷塔顶部物。
3.根据权利要求2所述的方法，其中经处理的脱丙烷塔顶部物比脱丙烷塔顶部物包含更少甲醇。
4.根据权利要求3所述的方法，还包括：
将足量的第二吸着剂引入第二甲醇吸着剂装置从而使第二甲醇吸着剂装置处理待从经处理脱丙烷塔顶部物分离的脱乙烷塔底部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于脱乙烷塔底部物中存在的甲醇引起的饱和所致替换或再次活化第二吸着剂；
从经处理的脱丙烷塔顶部物分离脱乙烷塔底部物；和
将脱乙烷塔底部物引入第二甲醇吸着剂装置持续至少与预定时间段一样长。
5.根据权利要求2至4中任一项所述的方法，还包括：
从蒸汽裂化器流出物分离包含热解汽油、水和甲醇的石脑油馏分，其中石脑油馏分中甲醇的量大于工艺气体中甲醇的量；
从石脑油馏分分离热解汽油产物和含水混合物；
使含水混合物与蒸汽接触从而加热含水混合物并产生气相产物和液相产物；和
冷凝气相产物的至少一部分从而产生工艺水，其中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的>50％存在于工艺水中，并且其中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的<50％存在于工艺气体中。
6.根据权利要求1至5中任一项所述的方法，其中第一吸着剂和第二吸着剂各自是吸附剂。
7.根据权利要求1至6中任一项所述的方法，其中第一吸着剂和第二吸着剂各自包含至少一种来自元素周期表的第1、10或11族的金属或它们的氧化物。
8.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中预定时间段为至少5天。
9.提质烃的方法，包括：
蒸汽裂化包含甲醇的烃进料从而产生包含裂化的烃和甲醇的蒸汽裂化器流出物；
从蒸汽裂化器流出物分离工艺气体和石脑油馏分，其中工艺气体包含乙烯、丙烯和蒸汽裂化器流出物中的甲醇的≤40重量％，并且其中石脑油馏分包含蒸汽裂化器流出物中的甲醇的≥60重量％；
从石脑油馏分分离热解汽油产物和含水混合物，其中含水混合物包含石脑油馏分中的甲醇的≥95重量％；
使含水混合物与蒸汽接触从而产生包含含水混合物中的甲醇的≥80重量％的气相产物和包含含水混合物中的甲醇的≤20重量％的液相产物；
冷却气相产物的至少一部分从而产生第一废水，其中的蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的≥50重量％存在于第一工艺水中。
10.根据权利要求9所述的方法，其中烃进料包含衍生自原始原油的脱盐原油，所述原始原油包含甲醇，并且其中脱盐原油包含原始原油中存在的甲醇的约60重量％至约80重量％。
11.根据权利要求9或10所述的方法，其中从方法去除的第一工艺水的质量流动速率为气相产物的质量流动速率的约1％至约100％。
12.根据权利要求9至11中任一项所述的方法，其中从方法去除的第一工艺水的质量流动速率为从石脑油馏分分离的含水混合物的质量流动速率的约5％至约10％。
13.根据权利要求9至12中任一项所述的方法，还包括：
加热液相产物从而产生稀释蒸汽；和
从稀释蒸汽分离第二工艺水，其中液相产物中含有的甲醇的≤50重量％存在于第二工艺水中。
14.根据权利要求13所述的方法，其中：
从方法去除的第一工艺水包含蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约20重量％至约65重量％，
第二工艺水包含蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约1重量％至约15重量％，和
工艺气体包含蒸汽裂化器流出物中含有的甲醇的约25重量％至约35重量％。
15.提质烃的方法，包括：
蒸汽裂化烃进料从而产生包含丙酮的蒸汽裂化器流出物；
从蒸汽裂化器流出物分离工艺气体和石脑油沸程料流，其中工艺气体包含第一部分的丙酮、C2烃、C3烃、C4烃和C5烃，并且其中石脑油沸程料流包含第二部分的丙酮、热解汽油和水；
使工艺气体与含水胺、含水无机碱、或者含水胺和含水无机碱接触从而产生包含第三部分的丙酮的第一工艺水和包含第四部分的丙酮的提质的工艺水，其中第一工艺水中第三部分的丙酮的量大于提质的工艺气体中第四部分的丙酮的量；
从提质的工艺气体分离脱丙烷塔底部物，其中脱丙烷塔底部物包含第四部分的丙酮、C4烃和C5烃；
将脱丙烷塔底部物引入脱丁烷塔；和
从脱丁烷塔回收包含C4烃的脱丁烷塔顶部物和包含C5烃的脱丁烷塔底部物，其中控制脱丁烷塔内的工艺条件从而引起脱丙烷塔底部物中的丙酮的≥60重量％与脱丁烷塔底部物一起离开脱丁烷塔。
15a.加氢处理脱丁烷塔底部物从而产生加氢产物。
16.根据权利要求15所述的方法，还包括使脱丁烷塔顶部物与含水苛性碱溶液接触从而产生苛性碱处理的顶部物和水清洗物，其中水清洗物包含脱丁烷塔顶部物中任何丙酮的至少一部分。
17.根据权利要求15或16所述的方法，其中控制脱丁烷塔内的工艺条件从而引起脱丙烷塔底部物中的丙酮的≥67重量％与脱丁烷塔底部物一起离开脱丁烷塔。
18.根据权利要求15至17中任一项所述的方法，其中第一工艺水中丙酮的量为≥55重量％，基于工艺气体中丙酮的总重量。
19.根据权利要求15至18中任一项所述的方法，其中脱丁烷塔顶部物包含丁二烯，并且其中通过使脱丁烷塔顶部物与包含二甲基甲酰胺、乙腈、N-甲基吡咯烷酮或它们的混合物的萃取溶剂接触来去除丁二烯的至少一部分。
20.根据权利要求15至19中任一项所述的方法，还包括：
从石脑油沸程料流分离热解汽油产物和含水混合物；
使含水混合物与蒸汽接触从而产生气相产物；
冷却气相产物的至少一部分从而产生第一工艺水；和
从方法去除第一工艺水，其中含水混合物中含有的丙酮的≥50重量％存在于第二工艺水中。
21.提质烃的方法，包括：
至少部分基于以下确定将在蒸汽裂化器流出物中存在的苯酚的量：待蒸汽裂化的烃进料的组成，将在蒸汽裂化期间加热烃进料的温度，将在蒸汽裂化期间在该温度下加热烃进料的停留时间，或它们的组合；
蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；
从顶部物分离工艺气体和石脑油沸程料流，其中石脑油沸程料流包含热解汽油、水和苯酚；
从石脑油沸程料流分离热解汽油产物和包含苯酚的含水混合物；和
使含水混合物与预定量的分散剂接触从而产生经处理的含水混合物，其中预定量的分散剂足以维持含水混合物处于包含苯酚的溶液的形式。
22.根据权利要求21所述的方法，其中烃进料包含衍生自原始原油的脱盐原油，所述原始原油包含甲醇，并且其中脱盐原油包含原始原油中存在的甲醇的约60重量％至约80重量％。
23.根据权利要求21或22所述的方法，其中分散剂包含非离子破乳剂。
24.根据权利要求23所述的方法，其中以重量计以25-500ppm的量使用分散剂，基于含水混合物的总重量。
25.根据权利要求1至24中任一项所述的方法，其中烃进料具有的总酸值为≥0.5mgKOH/g的烃进料，如根据ASTM D664–18e2测量。
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