CN118176277A - 提质烃进料的热解方法 - Google Patents

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，例如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和/或将预定量的一种或多种材料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日提交的并且题目为“PYROLYSIS PROCESSES FORUPGRADING A HYDROCARBON FEED”的美国临时专利申请63/253,167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，提质烃的方法可包括至少部分基于以下确定一种或多种将在蒸汽裂化器流出物中存在的含氧污染物例如乙酸的量：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、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物，其中第一顶部物包含热解汽油、乙酸、和包含乙烯的工艺气体。可从第一顶部物分离可包括工艺气体的第二顶部物和可包括热解汽油、水、和乙酸的第一石脑油馏分。可从第一石脑油馏分分离热解汽油产物和可包括乙酸的第一含水混合物。可将第一含水混合物与足以产生包含中和乙酸的经处理混合物的预定量的中和剂接触。

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一氧化碳的量：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、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物。第一顶部物可包括热解汽油和可包括乙烯和一氧化碳的工艺气体。可从第一顶部物分离可包括工艺气体的第二顶部物和可包括热解汽油的石脑油馏分。可从第二顶部物分离富氢气体。富氢气体可包括蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳的第一部分。在一些实例中，可将富氢气体引入具有足以将大部分、优选基本上全部的一氧化碳的第一部分转化为甲烷的预定尺寸的甲烷转化器。在其他实例中，可将富氢气体引入具有足以从富氢气体去除大部分、优选基本上全部的一氧化碳的第一部分的预定尺寸的变压吸附装置。在再其他实例中，可将富氢气体的第一部分引入甲烷转化器和可将富氢气体的第二部分引入变压吸附装置。

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、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物。第一顶部物可包括热解汽油和工艺气体。可从第一顶部物分离可包括工艺气体和二氧化碳的第二顶部物和可包括热解汽油的石脑油馏分。可在具有预定尺寸的胺装置内将第二顶部物与胺接触从而通过产生包含胺和二氧化碳的反应产物的用过的胺去除至少75重量％的第二顶部物中的二氧化碳。可从胺装置分离可包括乙烯和二氧化碳的第三顶部物和可包括用过的胺的第二底部物。可将第二底部物引入胺再生装置以产生再生的胺和二氧化碳。

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二氧化碳的量：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。可根据蒸汽裂化器流出物中的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能力(capaci ty)和/或尺寸的胺装置。胺装置可配置为从包括乙烯和二氧化碳的第二顶部物去除最小量的二氧化碳。胺装置的预定能力可至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量。可安装具有预定能力和/或尺寸的胺再生装置。可胺再生装置配置为使胺装置中产生的用过的胺再生。

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二氧化碳的量：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。可制备具有预定胺浓度的胺水溶液。胺水溶液中胺的预定浓度可至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量和胺装置的预定尺寸。进料和/或蒸汽裂化条件改变时可调节和优化胺水溶液中胺的浓度。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、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物。第一顶部物可包括热解汽油和可包括乙烯和二氧化碳的工艺气体。可从第一顶部物分离可包括工艺气体和二氧化碳的第二顶部物和可包括热解汽油的第一石脑油馏分。第二顶部物可与具有预定胺浓度的胺水溶液接触以产生可包括胺处理的第二顶部物和包含胺盐的用过的含水胺的经处理混合物。可从经处理混合物分离可包括胺处理的第二顶部物的第三顶部物和可包括用过的含水胺的第二底部物馏分。可用胺盐形式的用过的含水胺去除至少75重量％的工艺气体中的二氧化碳。

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二氧化碳的量：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。可将足量的吸着剂引入碳酰硫去除装置从而使碳酰硫去除装置处理可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二氧化碳引起的失活所致替换或再次活化吸着剂。

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二氧化碳的量：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。

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乙酸的说明性系统的示意图。

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一氧化碳的说明性系统的示意图。

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二氧化碳的说明性系统的示意图。

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二氧化碳的说明性系统的示意图。

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，以下给出的示例性实施方案可以任何方式的组合来组合，即在没有脱离本公开内容的范围的情况下，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，并甚至导致热解系统的停机。为了简洁和方便描述，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将进一步讨论并本文明描述热解系统和流出物。

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乙酸、一氧化碳、二氧化碳或它们的任何混合物。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“C_n”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“C_n+”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“C_n-”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。

“环烷酸”意为包含至少一个羧基基团(-COOH)的C7-C20羧酸，包括但不限于在其分子结构中具有环戊基和/或环己基环的那些。示例性环烷酸是(3-(3-乙基环戊基)丙酸)。

如本文使用的，“中和乙酸”意为被中和的酸的盐或化合物。中和乙酸的实例包括但不限于乙酸钠、乙酸钾、乙酸铵等。

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。

通常，烃进料不含有可察觉量的乙酸、一氧化碳和二氧化碳。本领域技术人员将领会可以存在于蒸汽裂化器流出物中的大量的，并通常基本上全部的这三种化合物在蒸汽裂化炉中产生。乙酸、一氧化碳和二氧化碳主要在烃进料的蒸汽裂化和/或蒸汽裂化器炉的除焦期间产生。乙酸、一氧化碳和二氧化碳的一个来源可来源于烃进料中的环烷酸和其他化合物的蒸汽裂化期间。环烷酸可以在蒸汽(s tream)裂化器中高度转化或分解，例如≥95％，转化或分解为轻质酸(主要是乙酸)、一氧化碳和二氧化碳。包括环烷酸的烃进料经常通过总酸值“TAN”作为其中环烷酸(一种或多种)的量的指标来描述，并可具有≥0.5mgKOH/克的烃进料、≥1mg KOH/克的烃进料、≥1.5mg KOH/克的烃进料、或≥2mg KOH/克的TAN的烃进料，其可根据ASTM D664-18e2对给出的烃进料进行测量。一氧化碳还可通过蒸汽裂化器中的甲醇分解并在蒸汽裂化器的除焦操作期间产生。还已经观察到在蒸汽裂化炉回到热解模式之后一段时间(例如1-3小时)在新鲜除焦的炉管上产生CO。本公开内容的方法在具有TAN≥0.5mg KOH/克的烃进料的烃进料的蒸汽裂化中特别有利。为了简洁起见，在本公开内容中，除非另外表明，否则所有TAN数据的单位是mg KOH/克的烃进料。

已经发现蒸汽裂化可为原油或其馏分的烃进料可以产生包含适当浓度乙酸、CO和CO₂的蒸汽裂化器流出物，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，至100、200、300、400、500重量ppm，至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的乙酸；(ii)从50、60、70、80、90重量ppm，至100、200、300、400、500重量ppm至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CO；和(iii)从50、60、70、80、90重量ppm，至100、200、300、400、500重量ppm，至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。

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；不溶于正庚烷的沥青质含量，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；烃进料中分馏点区间和轻质烃的分类(speciat ion)和定量，例如ASTM D8003-15a；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ASTMD7111-16、ASTM D5185-18、ASTM D7691-16；倾点，例如ASTM D5853-17a；盐的量，例如ASTMD3230-19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)；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、ASTM D5863-00a(2016)和/或ASTMD7691-16；UOP K因子，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；水的量，例如ASTMD4377-00(2011)和/或ASTM D4928-12(2018)；蜡的量，例如UOP46-85；或它们的任何组合。

在一些实施方案中，经受本公开内容的方法中的蒸汽裂化的烃进料可为原始进料(例如未经物质分离的脱盐原油)，包含各种浓度的环烷酸(一种或多种)。在其他优选实施方案中，经受蒸汽裂化的烃进料可为原始进料的一部分，特别是原始进料具有由高的TAN≥0.5、或≥1.0、或≥1.5、或≥2.0、或≥2.5、或≥3.0mg KOH/克的烃进料表示的高浓度的总环烷酸(一种或多种)时。在那些特别优选的实施方案中，可以在闪蒸鼓中分离具有TAN≥0.5的原始进料以产生顶部蒸气和重质底部物液体，并且该顶部蒸气或其部分供应作为经受蒸汽裂化的烃进料的至少一部分。在这些实施方案中，原始进料中含有的显著部分，≥5重量％(例如≥8重量％、≥10重量％、≥12重量％、≥14重量％、≥15重量％、≥16重量％、≥18重量％、和直至20重量％)的环烷酸(一种或多种)可以分配到重质底部物液体中。因此，仅原始进料中含有的环烷酸的一部分分配到顶部蒸气并然后供应至蒸汽裂化器中，与在没有在闪蒸鼓中分离的情况下将原始进料的全部组成送入蒸汽裂化器相比，导致在蒸汽裂化器流出物中产生更少数量的乙酸和分离/回收过程中分离/处理乙酸的减少的需要。用于分离原始进料的闪蒸鼓有时称作k-锅或Kuhn锅。可用于分离这样的原始进料的示例性闪蒸鼓和闪蒸方法可见于例如美国专利号7,138,047；7,767,008；8,158,840和8,277,639，它们的相关内容通过引用并入本文。

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于烃进料中含有的和/或在烃进料的蒸汽裂化期间产生的特定含污染物成分而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，使某些工艺料流与预定量的一种或多种材料例如中和剂、胺水溶液和/或苛性碱溶液接触，其中中和剂、胺和苛性碱以中和或以其他方式与特定含污染物成分相互作用并使特定含污染物成分可从给定工艺料流去除的足量存在。例如，足量的材料可与特定含污染物成分反应从而产生可从特定工艺料流分离的盐。在其他实例中，预定的步骤(一个或多个)可包括将足量的吸着剂、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，安装一个或多个具有预定尺寸经配置为从特定工艺料流分离出预定量的含污染物成分或其衍生产物的分离级，和/或安装一个或多个具有预定尺寸经配置为将特定工艺料流中预定量的含污染物成分或其衍生产物转化为不同化合物的反应器级。

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、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、真空瓦斯油、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，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。

“原始”原料或进料例如原始烃原料意为主要是液相的原料，其包括≥25重量％、例如≥50重量％、例如≥75重量％或≥90重量％的尚未经受在先脱盐和/或在先回流分馏的原油。“原油”意为包含地质成因的天然存在的烃的混合物，其中该混合物(i)包括≥1重量％、例如≥5重量％、例如≥10重量％的渣油并(ii)具有≤52°、例如≤30°、例如≤20°、或≤10°、或<8°的API重度。原油可通过API重度分类，例如重原油具有的API重度在从5°直至(但不限于)22°的范围内。

某些中质和/或重质烃，例如某些原始烃原料，例如某些原油和原油混合物含有沥青质、沥青质前体和微粒中的一种或多种。沥青质描述于美国专利号5,871,634。沥青质含量可使用ASTM D6560-17确定。烃中的沥青质可处于液相(例如混溶液相)，也可处于固相和/或半固相(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”意为油质混合物，通常包含在原油中或衍生于原油，该混合物具有≥566℃的标准沸点范围。渣油可包括“非挥发性组分”，意为具有标准沸点范围≥590℃的组合物(有机的和/或无机的)。非挥发性组分可以进一步限制为具有约760℃或更大的沸点的组分。非挥发性组分可包括焦炭前体，其为中等重量和/或反应性分子，例如多环芳族化合物，其可由气相冷凝并然后在规定的蒸汽裂化条件下形成焦炭。中质和/或重质烃(特别是它们的渣油部分)还可含有微粒，意为颗粒形式的固体和/或半固体。微粒可以是有机的和/或无机的，并可包括焦炭、灰、砂、沉淀盐等。虽然沉淀的沥青质可以是固体或半固体，但是沉淀的沥青质被认为在沥青质的分类中而不是微粒的分类中。

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。

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中公开的方法和系统蒸汽裂化烃进料。

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，其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、C_P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(即乙酸、一氧化碳和/或二氧化碳)的量。

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轻质产物。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。

轻质产物可处于约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力下至少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ASTM D2887-18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。

可将轻质产物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酸的说明性系统100的示意图。系统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。系统100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)，其配置为从烃和蒸汽的加热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。在一些实例中，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。系统100还可包括一个或多个第三分离级145、一个或多个酸性水(sourwater)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乙酸的量。如以上描述，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酸的量：管线101中烃进料的组成，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中蒸汽裂化器流出物中存在的基本上全部的乙酸与在第一分离级110中从管线107中的蒸汽裂化器流出物经由管线113分离的顶部物或轻质产物一起流走。还已经发现管线113中顶部物中存在的基本上全部的乙酸与从急冷级120回收的经由管线123的石脑油馏分或第一石脑油馏分一起流走。例如，≥97重量％、≥99重量％、≥99.7重量％、或≥99.9重量％的管线113中轻质产物中存在的乙酸可与从急冷级120回收的管线123中的第一石脑油馏分一起流走。还已经发现管线123中第一石脑油馏分中存在的基本上全部的乙酸与从第三分离级145回收的经由管线147的含水混合物一起流走。例如，≥97重量％、≥99重量％、≥99.7重量％、或≥99.9重量％的管线123中第一石脑油馏分中存在的乙酸可与从第三分离级145回收的管线147中的含水混合物一起流走。

管线147中含水混合物可与足以中和第一含水混合物中的乙酸的预定量的管线150中的中和剂接触，由此产生经由管线153的经处理混合物。因此，在蒸汽裂化管线101中的烃进料前，可制备具有预定中和剂浓度的足量的中和剂例如含水混合物，并将其准备好与管线147中的含水混合物以预定流速经由管线150混合、共混或以其他方式组合(预定流速至少部分基于将在管线107中蒸汽裂化器流出物中存在的乙酸的确定量)，从而产生包括中和乙酸的经由管线153的经处理混合物。管线147中含水混合物的pH可为<7.5、≤7.0、≤6.5、≤6.0、≤5.5、或≤5.0。优选地，pH为约7.0。

经由管线150引入到管线147中的含水混合物的预定量的中和剂可足以中和≥95重量％、≥97重量％、≥99重量％、或≥99.9重量％的管线147中含水混合物中存在的乙酸。管线153中经处理混合物的pH可为>6.0、≥6.5、≥7.0、≥7.5、≥8.0、≥8.5、≥9.0、或约9.5。优选地，管线153中pH为约7.0。

确定了预定量的中和剂，管线101中的烃可与管线102中蒸汽混合、共混或以其他方式接触从而产生经由管线103加热的混合物，可将其引入蒸汽裂化器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。在一些实例中，管线101中的烃进料可为或可包括具有总酸值为≥0.5mg KOH/g的烃进料的烃进料，如根据ASTM D664–18e2测量。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的顶部物或轻质产物。可将经由管线113的轻质产物引入第二分离级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的顶部物或第一顶部物。

可将经由管线119的第一顶部物引入急冷级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，从而产生冷却的或急冷的顶部物。经由管线121的顶部物或第二顶部物和经由管线123的第一石脑油馏分可从急冷级120导离。管线121中的第二顶部物可包括但不限于氢气、甲烷、C₂烃、C₃烃、C₄烃、C₅烃、或它们的任何混合物。在一些实例中，管线121中的第二顶部物可包括第一部分的乙酸，例如≤3重量％、≤1重量％、≤0.3重量％、或≤0.1重量％的管线107中蒸汽裂化器流出物中存在的乙酸。在一些实例中，管线121中的第二顶部物可不含任何乙酸。管线123中的第一石脑油馏分可包括但不限于第二部分的乙酸、热解汽油和急冷介质例如水。在一些实例中，管线123中的第一石脑油馏分可包括≥97重量％、≥99重量％、≥99.7重量％、≥99.9重量％、或100重量％的管线119中第一顶部物中存在的乙酸。

还可根据公知的方法在一个或多个工艺气体提质级(未示出)内进一步处理管线121中的第二顶部物。可从管线121中的第二顶部物分离许多产物。例如，可从管线121中的第二顶部物分离氢气、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、丁烯-1、残油液、二异丁烯和/或其他产物。

可将经由管线123的第一石脑油馏分引入第三分离级145，从而产生经由管线146的热解汽油产物和可包括乙酸(例如≥97重量％的管线123中第一石脑油馏分中存在的乙酸)的经由管线147的含水混合物。可将经由管线150的预定量的中和剂与管线147中的含水混合物混合、共混或以其他方式组合，从而产生包括中和乙酸的管线153中经处理混合物。经由管线150的预定量的中和剂可足以中和≥90重量％、≥95重量％、≥97重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、≥99.9重量％的管线147中含水混合物中存在的乙酸。中和剂可为或可包括能够中和管线123中的第一石脑油馏分中存在的乙酸的任何化合物或化合物的混合物。合适的中和剂可为或可包括氨、有机胺例如伯胺(R-NH₂例如单乙醇胺)、仲胺(R¹-NH-R²)、叔胺(R¹R²-N-R³)和二胺、苛性碱例如NaOH和KOH、或它们的任何混合物。

可将经由管线153的经处理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三顶部物和经由管线162的酸性水汽提器石脑油馏分或第二底部物。在一些实例中，管线153中的经处理混合物的一部分可经由管线158再循环至急冷级120作为向其引入的急冷介质的至少一部分。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，从而产生经由管线161的第三顶部物。管线161中第三顶部物可包括蒸汽和硫化氢、氨、或硫化氢和氨的混合物。

在一些实例中，管线161中的第三顶部物可包括中和乙酸的第一部分和管线162中的第二底部物可包括中和乙酸的第二部分。在其他实例中，管线161中的第三顶部物可不含任何中和乙酸和管线162中的第二底部物可包括管线153中的经处理混合物中含有的所有中和乙酸。管线161中的第三顶部物可包括≤3重量％、≤2重量％、≤1重量％、≤0.5重量％、≤0.3重量％、或≤0.1重量％的管线153中的经处理混合物中含有的中和乙酸。在一些实例中，管线162中第二底部物可包括≥97重量％、≥99重量％、≥99.7重量％、≥99.9重量％、或100重量％的管线153中的经处理混合物中存在的中和乙酸。

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的工艺水或顶部冷凝物。在一些实例中，管线161中的第三顶部物的一部分可经由管线163再循环至急冷级120作为向其引入的至少一部分的急冷介质。

在一些实例中，管线164中的顶部冷凝物的质量流动速率可为管线161中的第三顶部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中的顶部冷凝物的质量流动速率可为管线161中的第三顶部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中的顶部冷凝物的质量流动速率可为从管线123中的第一石脑油馏分分离的管线147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中的顶部冷凝物的质量流动速率可为从管线123中的第一石脑油馏分分离的管线147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的第二底部物可从酸性水汽提器160导离并可引入稀释蒸汽产生器165。稀释蒸汽产生器165可加热管线162中的第二底部物从而产生稀释蒸汽。经由管线166的稀释蒸汽和经由管线167的底部物或第三底部物从稀释蒸汽产生器165导离。管线167中的第三底部物可包括≥97重量％、≥98重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、或≥99.9重量％的管线162中的第二底部物中存在的中和乙酸。管线167中的第三底部物可包括≥97重量％、≥98重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、或≥99.9重量％的管线153中的经处理混合物中存在的中和乙酸。在一些实例中，管线167中的第三底部物可包括≥95重量％、≥97重量％、≥98重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、或≥99.9重量％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的乙酸，处于已中和形式。可从方法中作为工艺水去除经由管线167的第三底部物。

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一氧化碳的说明性系统200的示意图。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级110、一个或多个第二分离级115、和一个或多个急冷级120，如以上参考图1描述。系统200还可包括一个或多个工艺气体提质级225、一个或多个脱丙烷塔230、一个或多个脱甲烷塔240、一个或多个气体分离级或“冷箱”250、和一个或多个富氢气体提质级255。

经由管线121的顶部物或第二顶部物和经由管线123的石脑油馏分或第一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中的第二顶部物可包括但不限于一氧化碳、氢气、甲烷、C₂烃、C₃烃、C₄烃、C₅烃、或它们的任何混合物。管线123中的第一石脑油馏分可包括但不限于热解汽油和急冷介质例如水。

管线101中烃进料通常不包括一氧化碳，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。在一些实例中，将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的一氧化碳的量可至少部分基于：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。

已经发现蒸汽裂化管线101中的代表性原油进料或它的馏分(例如来自分离原油进料的闪蒸鼓的顶部料流)可产生包含以下的蒸汽裂化器流出物：基于蒸汽裂化器流出物的总重量，从50、60、70、80、90重量ppm，至100、200、300、400、500重量ppm，至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CO。在一些实例中，可通过分解管线101中的烃进料中存在的甲醇和/或环烷酸和/或在蒸汽裂化器炉的在线除焦操作期间产生一氧化碳的至少一部分。如果烃进料被一氧化碳污染，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一氧化碳。

管线121中的第二顶部物可包括≥97重量％、≥98重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、≥99.9重量％、或100重量％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的一氧化碳。经由管线121的第二顶部物可在工艺气体提质级225内经受胺和/或苛性碱处理，从而产生经由管线226的工艺水或第一工艺水和经由管线227的提质的第二顶部物。管线227中提质的第二顶部物可包括≥97重量％、≥98重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、≥99.9重量％、或100重量％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的一氧化碳。

可从管线227中的提质的第二顶部物分离经由管线253富氢气体和经由管线251的燃料气。在一些实例中，可将经由管线227的提质的第二顶部物引入脱丙烷塔230，从而产生经由管线231的脱丙烷塔底部物和经由管线232的脱丙烷塔顶部物。可将经由管线232的脱丙烷塔顶部物引入脱甲烷塔240，从而产生经由管线241的脱甲烷塔底部物和经由管线242的脱甲烷塔顶部物。管线242中的脱甲烷塔顶部物可包括≥97重量％、≥98重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、≥99.9重量％、或100重量％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的一氧化碳。虽然未示出，但是在一些实例中，可任选处理脱丙烷塔顶部物以去除或降低可存在的一种或多种杂质的浓度。例如，可处理脱丙烷塔顶部物以去除至少一部分的任何碳酰硫、胂和/或乙炔。可将经由管线242的脱甲烷塔顶部物引入冷箱250从而从中分离经由管线251的燃料气和经由管线253的富氢气体。

管线253中的富氢气体可包括管线227中的提质的第二顶部物中含有的一氧化碳的第一部分、分子氢、甲烷、或它们的混合物。管线251中的燃料气可包括管线227中的提质的第二顶部物中含有的一氧化碳的第二部分、CH₄、H₂、CO、乙烯和痕量污染物(如果存在)例如O₂、N₂、NOx等。

对于广泛的常规原油进料，可在以下条件下操作冷箱250，该条件足以引起≥40重量％、≥50重量％、≥60重量％、≥70重量％、直至约80重量％的管线242中脱甲烷塔顶部物中一氧化碳与经由管线253的富氢气体一起离开，并且剩余与燃料气管线251一起离开。

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中的燃料气可包括例如约0重量％至约30重量％的一氧化碳、约0重量％至约30重量％的H2和约70重量％至约100重量％的甲烷。

可将经由管线253的富氢气体引入富氢气体提质级255从而产生经由管线256的纯化氢气产物。在一些实例中，富氢气体提质级255可为或可包括一个或多个甲烷转化器、一个或多个变压吸附装置、或它们的组合。

如果富氢气体提质级255包括甲烷转化器，则甲烷转化器可具有足以将大部分，优选绝大部分例如≥90重量％、≥92重量％、≥94重量％、≥95重量％、≥97重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、≥99.9重量％、或≥99.95重量％的一氧化碳的第一部分转化为甲烷的预定尺寸，由此减少富氢气体中的一氧化碳。甲烷转化器的预定尺寸可至少部分基于将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的一氧化碳的确定量。甲烷转化器可具有足以在甲烷转化器内维持反应热的预定尺寸。甲烷转化器可包括布置在其中的一种或多种催化剂。催化剂可促进一氧化碳转化为甲烷。合适的催化剂可为或可包括但不限于包括镍、铑、钌、或它们的混合物的催化剂。

如果富氢气体提质级255包括变压吸附装置，则变压吸附装置可具有足以去除大部分，优选绝大部分例如≥90重量％、≥92重量％、≥94重量％、≥95重量％、≥97重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、≥99.9重量％、或≥99.95重量％的一氧化碳的第一部分的预定尺寸，由此减少富氢气体中的一氧化碳。变压吸附装置的预定尺寸可至少部分基于将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的一氧化碳的确定量。

当富氢气体提质级255包括甲烷转化器和/或变压吸附装置时，经由管线256回收的纯化氢气产物可包括≤5重量％、≤3重量％、≤1重量％、≤0.5重量％、≤0.1重量％、或≤0.05重量％的一氧化碳。在一些实例中，当富氢气体提质级255包括甲烷转化器时，经由管线256回收的纯化氢气产物可包括≤5重量％、≤3重量％、≤1重量％、≤0.5重量％、≤0.1重量％、或≤0.05重量％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳。通常，高度期望从富氢气体去除基本上全部的CO，使得离开甲烷转化器和/或变压吸附装置的流出物包含极低浓度例如<1重量ppm的CO，基于离开甲烷转化器和/或变压吸附装置的流出物的总重量。

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二氧化碳的说明性系统300的示意图。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和一个或多个脱丙烷塔230，如以上参考图1和/或2描述。系统300还可包括一个或多个胺装置310、一个或多个胺再生装置315、一个或多个贫胺储存装置320、一个或多个苛性碱装置330、一个或多个脱丙烷塔230和一个或多个碳酰硫去除装置345。

管线101中的烃进料通常不包括二氧化碳，其主要在蒸汽裂化器105中的烃进料的蒸汽裂化期间产生。在一些实例中，将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的量可至少部分基于：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，可通过分解管线101中的烃进料中存在的环烷酸、裂化烃进料中的烃和/或在蒸汽裂化器流出物的在线除焦操作期间产生二氧化碳的至少一部分。如果烃进料被二氧化碳污染，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二氧化碳。已经发现蒸汽裂化烃进料可产生包含浓度为从50、60、70、80、90重量ppm，至100、200、300、400、500重量ppm，至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 CO₂的蒸汽裂化器流出物，基于蒸汽裂化器流出物的总重量。

在一些实例中，胺装置310可具有预定能力或尺寸，其可基于用于裂化管线101中的烃进料的蒸汽裂化器条件来评价和/或预定。可改造或配置胺装置310从而产生经由管线327的第三顶部物或胺处理的第二顶部物和经由管线311的第二底部物或用过的胺。胺装置310可从管线121中的第二顶部物去除二氧化碳。用过的胺可包括胺和二氧化碳的反应产物。胺装置310的预定能力可至少部分基于将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量。可在胺装置310中使用任何合适的胺或胺的混合物。合适的胺可为或可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、甲基二乙醇胺、或它们的任何混合物，尽管使用甲基二乙醇胺可以导致需要在胺装置的下游位置处例如在苛性碱塔中去除另外的CO₂。

可改造或配置胺再生装置315从而再生经由管线310向其引入的用过的胺。胺再生装置315的预定能力可至少部分基于将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量。可将经由管线316再生的胺或贫胺引入贫胺储存320并根据需要再循环至胺装置310。经由管线321的水清洗可根据需要从贫胺储存导离从而维持经由管线323再循环至胺装置310的贫胺中胺的预定浓度。

在其他实例中，可制备具有预定胺浓度的胺水溶液。胺水溶液中胺的预定浓度可至少部分基于将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量。如果制备具有预定浓度的胺水溶液，则管线323中的胺水溶液可具有预定胺浓度并可经由管线323引入胺装置310，从而接触经由管线121引入的第二顶部物以在其中产生经处理混合物。为了适应在各种蒸汽裂化条件下减少由各种进料速率的不同进料产生的蒸汽裂化器流出物中的不同量的CO₂的需要，可以根据需要稀释或增加(通过例如共混具有较高浓度的胺溶液)预先制备胺水溶液的浓度。还可调节管线323中的料流的流速以适应减少蒸汽裂化器流出物(一种或多种)中的不同量的CO₂的需要。管线323中的胺水溶液可具有的胺浓度范围从例如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％，基于管线323中料流的总重量。期望地，送入胺装置310的胺的摩尔量高于其中待减少的CO₂和H₂S的摩尔量。例如，送入胺装置310的胺与CO₂和H₂S总和的摩尔比可期望地从例如1.5、1.6、1.8、2.0至2.2、2.4、2.5、2.6、2.8、3.0，至3.2、3.4、3.5、3.6、3.8、4.0，至4.2、4.4、4.5、4.6、4.8、5.0变化。

具有预定尺寸的胺装置310和/或具有预定胺浓度的胺水溶液可足以通过产生可包括胺和二氧化碳的反应产物的经由管线311的第二底部物或用过的胺去除≥75重量％、≥80重量％、≥85重量％、≥87重量％、或≥90重量％的管线121中的第二顶部物中含有的二氧化碳。在一些实例中，胺装置310的预定尺寸和/或具有预定胺浓度的胺水溶液中胺的浓度可足以去除约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％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。在一些实例中，胺装置310的预定尺寸和/或具有预定胺浓度的胺水溶液中胺的浓度可足以去除约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％、和至多99.9重量％的管线121中的第二顶部物中含有的二氧化碳。

在一些实例中，可在蒸汽裂化管线101中的烃进料前安装可具有预定能力的苛性碱装置330。可通过从管线327中的第三顶部物去除二氧化碳来改造或配置苛性碱装置330从而产生经由管线333的第四顶部物。在一些实例中，经由管线329的苛性碱水溶液可被引入苛性碱单元330并可接触经由管线327引入的第三顶部物，从而产生经由管线331的第三底部物或用过的苛性碱(其可包括苛性碱和二氧化碳的反应产物)和经由管线333的第四顶部物。苛性碱装置330的预定能力可至少部分基于将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量。可在胺装置310中使用任何合适的苛性碱或苛性碱化合物的混合物。合适的苛性碱可为或可包括但不限于氢氧化钠、氢氧化钾等、或它们的任何混合物。

在其他实例中，可制备具有预定苛性碱浓度的管线329中的苛性碱水溶液。苛性碱水溶液中苛性碱的预定浓度可至少部分基于将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在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苛性碱浓度，则管线329中的苛性碱水溶液可包含浓度范围从例如2、4、5、6、8、10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％的苛性碱，基于苛性碱水溶液的总重量。

具有预定尺寸的苛性碱装置330和/或具有预定浓度的管线329中的苛性碱水溶液可足以通过产生可包括苛性碱和二氧化碳的反应产物的用过的苛性碱去除≥75重量％、≥80重量％、≥85重量％、≥87重量％、或≥90重量％的管线327中的第三顶部物中含有的二氧化碳。在一些实例中，预定尺寸的苛性碱装置330和/或具有预定浓度的管线329中苛性碱水溶液可足以去除约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％的管线327中的第三顶部物中含有的二氧化碳。在一些实例中，管线333中的第四顶部物可含有≤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％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。在一些实例中，管线333中第四顶部物可含有≤7重量％、≤5重量％、≤3重量％、≤2.5重量％、≤1重量％、≤0.5重量％、≤0.1重量％、≤0.05重量％、或≤0.01重量％的管线121中第二顶部物中含有的二氧化碳。

应理解胺装置310和苛性碱装置330可彼此转换，使得可将管线121中的第一顶部物引入苛性碱装置330从而产生管线327中的第三顶部物，管线327中的第三顶部物引入胺装置310从而产生经由管线333的第四顶部物。优选胺装置310位于苛性碱装置330的上游。

安装了胺装置310和胺再生装置315和/或苛性碱装置330和/或准备了管线323中的具有预定胺浓度的胺水溶液和/或管线329中的具有预定苛性碱浓度的苛性碱水溶液，101中的烃进料可与管线102中的蒸汽混合、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，其可引入蒸汽裂化器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。经由管线121的第二顶部物和经由管线123的第一底部物可从急冷级120回收，如以上参考图1和2描述。管线121中的第二顶部物可包括但不限于二氧化碳、氢气、甲烷、C₂烃、C₃烃、C₄烃、C₅烃、或它们的任何混合物。管线123中的第一底部物可包括但不限于热解汽油和急冷介质例如水。

管线121中的第二顶部物可包括≥97重量％、≥98重量％、≥99重量％、≥99.5重量％、≥99.9重量％、或100重量％的管线107中蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳。在一些实例中，经由管线121的第二顶部物可分别经受胺装置310和/或苛性碱装置330内胺和/或苛性碱处理，从而产生经由管线327的第三顶部物和经由管线333的第四顶部物。

具有预定尺寸的胺装置310和/或具有预定胺浓度的胺水溶液可通过产生可包括胺和二氧化碳的反应产物的经由管线311的第二底部物或用过的胺去除≥75重量％、≥80重量％、≥85重量％、≥87重量％、或≥90重量％的管线121中的第二顶部物中含有的二氧化碳。在一些实例中，管线327中的第三顶部物可含有≤25重量％、≤20重量％、≤15重量％、≤13重量％、或≤10重量％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。在一些实例中，管线327中的第三顶部物可含有≤25重量％、≤20重量％、≤15重量％、≤13重量％、或≤10重量％的管线121中的第二顶部物中含有的二氧化碳。

胺装置310内的方法条件可包括表压压力从例如1,000、1,100、1,200、1,300、1,400、1,500kPa至1,600、1,700、1,800、1,900、2,000kPa；和温度从例如20、22、24、25、26、28、30℃，至32、34、35、36、38、40℃，至42、44、45、46、48、50℃，至52、54、55、56、58、60℃。胺再生装置315内的方法条件可包括表压压力从例如50、60、70、80、90、100kPa，至120、140、150、160、180、200，至220、240、250、260、280、300kPa，和温度从例如100、110、120、130、140、150℃至160、170、180、190、200℃，取决于例如使用的胺类型等因素。

可将经由管线327的第三顶部物引入苛性碱装置330，从而产生经由管线333的第四顶部物和经由管线331的第三底部物或用过的苛性碱。在一些实例中，管线333中的第四顶部物可含有≤0重量％、≤15重量％、≤13重量％、或≤10重量％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。在一些实例中，管线327中的第三顶部物可含有≤25重量％、≤20重量％、≤15重量％、≤13重量％、或≤10重量％的管线121中的第二顶部物中含有的二氧化碳。

苛性碱装置330内的方法条件可包括表压压力从例如500、600、700、800、900、1,000kPa，至1,100、1,200、1,300、1,400、1,500kPa，至1,600、1,700、1,800、1,900、2,000kPa；和温度从例如20、22、24、25、26、28、30℃，至32、34、35、36、38、40℃，至42、44、45、46、48、50℃，至52、54、55、56、58、60℃。

在一些实例中，可将管线333中的第四流出物引入脱丙烷塔230，从而产生经由管线231的脱丙烷塔底部物和经由管线232的脱丙烷塔顶部物。如果管线中第四流出物包括任何二氧化碳，则≥95重量％、≥97重量％、≥99重量％、≥99.9重量％的二氧化碳可作为脱丙烷塔顶部物的组分经由管线232离开脱丙烷塔231。

在一些实例中，可将充足或预定量的吸着剂引入碳酰硫去除装置345，从而使碳酰硫去除装置处理管线232中的脱丙烷塔顶部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于管线232中脱丙烷塔顶部物中存在的二氧化碳引起的失活所致替换或再次活化吸着剂。吸着剂的预定量可至少部分基于将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量。在脱丙烷塔顶部物和吸着剂之间接触期间，吸着剂可去除脱丙烷塔顶部物中存在的二氧化碳的至少一部分，和可将经由管线136的处理的脱丙烷塔顶部物从碳酰硫去除装置345导离。例如，吸着剂可吸附脱丙烷塔顶部物中存在的二氧化碳的至少一部分从而产生管线346中的处理的脱丙烷塔顶部物。如此，管线346中的处理的脱丙烷塔顶部物可包括比管线232中的脱丙烷塔顶部物更少的二氧化碳。

管线346中的处理的脱丙烷塔顶部物可包括但不限于分子氢、甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、或它们的任何混合物。在一些实例中，管线346中的处理的脱丙烷塔顶部物可包括二氧化碳，但是管线346中的处理的脱丙烷塔顶部物中存在的二氧化碳的量可为≤1重量％、≤0.7重量％、≤0.5重量％、或≤0.1重量％的管线232中的脱丙烷塔顶部物中存在的二氧化碳。在其他实例中，管线346中的处理的脱丙烷塔顶部物可不含任何二氧化碳。

吸着剂可为或可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。可用的吸着剂材料的非限制性实例是可从BASF得到的Selexsorb。

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二氧化碳的另一说明性系统400的示意图。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、一个或多个脱丙烷塔230、一个或多个脱甲烷塔240、一个或多个胺装置310、一个或多个胺再生装置315、一个或多个贫胺储存装置320、一个或多个苛性碱装置330和一个或多个碳酰硫去除装置345，如以上参考图1和/或2描述。系统400还可包括一个或多个脱乙烷塔410。

系统400可蒸汽裂化管线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处理蒸汽裂化器流出物以产生经由管线333的第四顶部物，如以上参考图1、2和/或3描述。在一些实例中，管线333中第四顶部物可含有≤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％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。在一些实例中，管线333中的第四顶部物可含有≤7重量％、≤5重量％、≤3重量％、≤2.5重量％、≤1重量％、≤0.5重量％、≤0.1重量％、≤0.05重量％、或≤0.01重量％的管线121中的第二顶部物中含有的二氧化碳。

并非将经由管线333的第四顶部物引入脱丙烷塔230，如图3中示出，可将经由管线333的第四顶部物引入脱甲烷塔240从而产生经由管线241的脱甲烷塔底部物和经由管线242的脱甲烷塔顶部物。在一些实例中，可如以上参考图2所述进一步处理管线242中的脱甲烷塔顶部物。

当管线333中的第四顶部物包括二氧化碳时，二氧化碳可作为脱甲烷塔底部物的组分经由管线241离开脱甲烷塔240。可将经由管线241的脱甲烷塔底部物引入脱乙烷塔410从而产生经由管线411的脱乙烷塔底部物和经由管线412的脱乙烷塔顶部物。当管线333中的第四顶部物包括二氧化碳时，二氧化碳可作为脱乙烷塔顶部物的组分经由管线412离开脱乙烷塔410。当管线333中的第四流出物包括二氧化碳时，则≥95重量％、≥97重量％、≥99重量％、≥99.9重量％的二氧化碳可作为脱乙烷塔顶部物的组分经由管线412离开脱乙烷塔410。如此，在一些实例中，管线412中的脱乙烷塔顶部物可含有≤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％的管线107中的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。同样，在一些实例中，管线412中的脱乙烷塔顶部物可含有≤7重量％、≤5重量％、≤3重量％、≤2.5重量％、≤1重量％、≤0.5重量％、≤0.1重量％、≤0.05重量％、或≤0.01重量％的管线121中的第二顶部物中含有的二氧化碳。

在一些实例中，可将充足或预定量的吸着剂引入碳酰硫去除装置345从而使碳酰硫去除装置处理管线412中的脱乙烷塔顶部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于管线412中的脱乙烷塔顶部物中存在的二氧化碳引起的失活所致替换或再次活化吸着剂。吸着剂的预定量可至少部分基于将在管线107中的蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量。在一些实例中，吸着剂的预定量可至少部分基于胺装置310和/或苛性碱装置330从管线121中的第二顶部物去除二氧化碳的能力。在脱乙烷塔顶部物和吸着剂之间接触期间，吸着剂可去除脱丙烷塔顶部物中存在的二氧化碳的至少一部分，和可将经由管线347的处理的脱乙烷塔顶部物从碳酰硫去除装置345导离。例如，吸着剂可吸附管线412中脱乙烷塔顶部物中存在的二氧化碳的至少一部分从而产生管线347中的处理的脱乙烷塔顶部物。如此，管线347中的处理的脱乙烷塔顶部物可包括比管线412中的脱乙烷塔顶部物更少的二氧化碳。

管线347中的处理的脱乙烷塔顶部物可包括但不限于乙烯、乙烷、或它们的混合物。在一些实例中，管线347中的处理的脱乙烷塔顶部物可包括二氧化碳，但是管线347中的处理的脱乙烷塔顶部物中存在的二氧化碳的量可为≤5重量％、≤3重量％、≤1重量％、或≤0.5重量％的管线412中的脱乙烷塔顶部物中存在的二氧化碳。在其他实例中，管线347中处理的脱乙烷塔顶部物可不含任何二氧化碳。

吸着剂可为或可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。可在碳酰硫去除装置345内使用常规方法条件，但是本发明不限于此。

应理解本文描述的任何给定系统100、200、300和400，例如300，可包括任一个或多个参考其他系统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，系统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。

在至少一些实例中，可如所述进一步处理系统200、300和400中的管线123中的第一底部物从而产生管线164中顶部冷凝物，如参考图1所述。然而，应理解管线147中的含水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管线147中的含水混合物中可以或可以不存在的乙酸、CO₂和H₂S。在一些实例中，可在系统200、300和/或400中分离的管线164中的顶部冷凝物的质量流动速率可为从管线123中的第一底部物分离的管线147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，可在系统200、300和/或400中分离的管线164中的顶部冷凝物的质量流动速率可为从管线123中的第一底部物分离的管线147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％。

本公开内容还可包括至少以下非限制性方面和/或实施方案：

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乙酸的量：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；

提供烃进料；

蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；

从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物，其中第一顶部物包含热解汽油、乙酸、和包含乙烯的工艺气体；

从第一顶部物分离包含工艺气体的第二顶部物和包含热解汽油、水、和乙酸的第一石脑油馏分；

从第一石脑油馏分分离热解汽油产物和包含乙酸的第一含水混合物；和

将第一含水混合物与足以产生包含中和乙酸的经处理混合物的预定量的中和剂接触。

A2.A1的方法，其中提供烃进料的步骤包括：

提供包含环烷酸(一种或多种)的原始进料；

在闪蒸鼓中分离原始进料从而产生顶部物蒸气和重质底部物液体；和

供应顶部物蒸气的至少一部分作为烃进料的至少一部分。

A3.A1或A2的方法，其中原始进料具有的总酸值(“TAN”)≥0.5、或≥1.0、或≥1.5、或≥2.0、或≥2.5。

A4.A2或A3中任一项的方法，其中原始进料中环烷酸(一种或多种)的总量的至少5重量％分配到重质底部物液体中。

A5.A4的方法，其中原始进料中环烷酸(一种或多种)的总量的至多20重量％分配到重质底部物液体中。

A6.A1至A5中任一项的方法，还包括：

加热经处理混合物以去除硫化氢、氨、或它们的混合物从而产生第三顶部物和第二底部物，其中第三顶部物包含蒸汽以及硫化氢和氨中的至少一种，并且其中第二底部物包含含水混合物，所述含水混合物包含中和乙酸；

加热第二底部物从而产生稀释蒸汽；

分离稀释蒸汽和包含中和乙酸的第三底部物；和

从方法去除第三底部物作为工艺水。

A7.A6的方法，还包括：

冷凝第三顶部物的至少一部分从而产生顶部冷凝物；和

从方法去除顶部冷凝物。

A8.A7的方法，其中顶部冷凝物的质量流动速率为第三顶部物质量流动速率的约1％至约100％。

A9.A7或A8的方法，其中顶部冷凝物的质量流动速率为从第一石脑油馏分分离的第一含水混合物的质量流动速率的约5％至约10％。

A10.A6至A9中任一项的方法，其中第三底部物包含≥95重量％的中和形式的蒸汽裂化器流出物中的乙酸。

A11.A6至A10中任一项的方法，其中第三底部物包含≥99重量％的中和形式的蒸汽裂化器流出物中的乙酸。

A12.A1至A11中任一项的方法，其中中和剂包含以下中的一种或多种：氨、伯胺、仲胺、叔胺、二胺和苛性碱。

B1.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一氧化碳的量：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；

从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物，其中第一顶部物包含热解汽油和包含乙烯和一氧化碳的工艺气体；

从第一顶部物分离包含工艺气体的第二顶部物和包含热解汽油的石脑油馏分；

从第二顶部物分离富氢气体，其中富氢气体包含蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳的第一部分；和

将富氢气体的至少一部分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装置，由此共同减少富氢气体中的一氧化碳的第一部分的至少90重量％。

B2.B1的方法，其中富氢气体包含约40重量％至约50重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳。

B3.B1或B2的方法，还包括从工艺气体分离燃料气，其中燃料气包含分子氢、甲烷、和蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳的第二部分。

B4.B3的方法，其中燃料气包含约50重量％至约60重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳。

B5.B1至B4中任一项的方法，其中将富氢气体引入具有预定尺寸的甲烷转化器，并且其中甲烷转化器包含布置在其中的催化剂，并且其中催化剂包含镍、铑、钌或它们的混合物。

B6.B1至B5中任一项的方法，其中将富氢气体引入甲烷转化器，并且其中甲烷转化器的预定尺寸足以将一氧化碳的第一部分的≥95重量％转化为甲烷。

B7.B1至B6中任一项的方法，其中通过分解烃进料中含有的甲醇来产生至少一部分的一氧化碳。

B8.B1至B7中任一项的方法，其中将富氢气体引入具有预定尺寸的变压吸附装置。

B9.B1至B8中任一项的方法，其中从甲烷转化器和/或变压吸附装置回收纯化氢气产物，并且其中纯化氢气产物包含≤0.5重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。

C1.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二氧化碳的量：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；

安装具有预定能力的胺装置，胺装置配置为从包含乙烯和二氧化碳的第二顶部物去除最小量的二氧化碳，其中胺装置的预定能力至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量；

安装具有预定能力的胺再生装置，胺再生装置配置为使胺装置中产生的用过的胺再生；

蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；

从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物，其中第一顶部物包含热解汽油和工艺气体；

从第一顶部物分离包含工艺气体和二氧化碳的第二顶部物和包含热解汽油的第一石脑油馏分；

在具有预定尺寸的胺装置内将第二顶部物与胺接触从而通过产生包含胺和二氧化碳的反应产物的用过的胺去除至少75重量％的第二顶部物中的二氧化碳；

从胺装置分离包含乙烯和二氧化碳的第三顶部物和包含用过的胺的第二底部物；和

将第二底部物引入胺再生装置以产生再生的胺和二氧化碳。

C2.C1的方法，还包括：

安装具有预定能力的苛性碱装置，苛性碱装置配置为从第三顶部物去除最小量的二氧化碳；和

在具有预定能力的苛性碱装置内接触第三顶部物从而通过产生包含苛性碱和二氧化碳的反应产物的用过的苛性碱去除至少75重量％的第三顶部物中的二氧化碳，其中苛性碱装置的预定能力至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量；和

从苛性碱装置分离第四顶部物，其中第四顶部物包含乙烯和<7重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。

C3.C1或C2的方法，其中在胺装置中去除≥85重量％的第二顶部物中的二氧化碳，其中在苛性碱装置中去除≥85重量％的第三顶部物中的二氧化碳，并且其中第四顶部物包含<2.5重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。

C4.C1至C3中任一项的方法，其中胺包含单乙醇胺、二乙醇胺、或它们的混合物。

D1.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二氧化碳的量：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；

制备具有预定胺浓度的胺水溶液，其中胺水溶液中胺的预定浓度至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量；

蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；

从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物，其中第一顶部物包含热解汽油和包含乙烯和二氧化碳的工艺气体；

从第一顶部物分离包含工艺气体和二氧化碳的第二顶部物和包含热解汽油的第一石脑油馏分；

将第二顶部物与具有预定胺浓度的胺水溶液接触以产生可包括胺处理的第二顶部物和包含胺盐的用过的含水胺的经处理混合物；

从经处理混合物分离包含胺处理的第二顶部物的第三顶部物和包含用过的含水胺的第二底部物，其中用胺盐形式的用过的含水胺去除至少75重量％的工艺气体中的二氧化碳。

D2.D1的方法，还包括：

制备具有预定苛性碱浓度的苛性碱水溶液，其中苛性碱水溶液中苛性碱的预定浓度至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量；和

使第三顶部物与苛性碱水溶液接触从而产生苛性碱处理的第三顶部物和包含碳酸盐的用过的苛性碱溶液；和

分离包含苛性碱处理的第三顶部物的第四顶部物和包含用过的苛性碱溶液的第三底部物，其中用碳酸盐形式的用过的苛性碱去除至少75重量％的第三顶部物中的二氧化碳。

D3.D1或D2的方法，还包括使第三底部物中的用过的含水胺再生从而产生再生的胺和二氧化碳。

D4.D1至D3中任一项的方法，其中去除≥85重量％的第三顶部物中的二氧化碳。

D5.D1至D4中任一项的方法，其中胺包含单乙醇胺、二乙醇胺、或它们的混合物，并且其中苛性碱包含氢氧化钠、氢氧化钾、或它们的混合物。

E1.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二氧化碳的量：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，

将足量的吸着剂引入碳酰硫去除装置从而使碳酰硫去除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二氧化碳引起的失活所致替换或再次活化吸着剂。

E2.E1的方法，还包括：

蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；

从蒸汽裂化器流出物分离包含二氧化碳、甲醇、甲烷、乙烯、丙烷和丙烯的顶部物；

从工艺气体分离包含二氧化碳的脱丙烷塔顶部物；和

将脱丙烷塔顶部物引入碳酰硫去除装置持续至少预定时间段。

E3.E1或E2的方法，其中预定时间段为至少5天。

E4.E1至E3中任一项的方法，其中吸着剂是吸附剂。

E5.E1至E4中任一项的方法，其中吸着剂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。

F1.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二氧化碳的量：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，

将足量的吸着剂引入碳酰硫去除装置从而使碳酰硫去除装置处理待从蒸汽裂化器流出物分离的脱乙烷塔顶部物持续至少与预定时间段一样长，而不需要由于脱乙烷塔顶部物中存在的二氧化碳引起的失活所致替换或再次活化吸着剂。

F2.F1的方法，还包括：

蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；

从蒸汽裂化器流出物分离包含二氧化碳、甲醇、甲烷、乙烯、丙烷和丙烯的顶部物；

从工艺气体分离包含二氧化碳的脱乙烷塔顶部物；和

将脱乙烷塔顶部物引入碳酰硫去除装置持续至少预定时间段。

F3.F1或F2的方法，其中预定时间段为至少5天。

F4.F1至F3中任一项的方法，其中吸着剂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。

F5.F1至F4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。

F6.F1至F5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，除非另外表明，否则涵盖包括任何两个值的组合的范围，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。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 (24)

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乙酸的量：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；

提供烃进料；

蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；

从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物，其中第一顶部物包含热解汽油、乙酸、和包含乙烯的工艺气体；

从第一顶部物分离包含工艺气体的第二顶部物和包含热解汽油、水、和乙酸的第一石脑油馏分；

从第一石脑油馏分分离热解汽油产物和包含乙酸的第一含水混合物；和

将第一含水混合物与足以产生包含中和乙酸的经处理混合物的预定量的中和剂接触。

2.根据权利要求1所述的方法，其中提供烃进料的步骤包括：

提供包含环烷酸(一种或多种)的原始进料；

在闪蒸鼓中分离原始进料从而产生顶部物蒸气和重质底部物液体；和

供应顶部物蒸气的至少一部分作为烃进料的至少一部分。

3.根据权利要求1或权利要求2所述的方法，其中原始进料具有的总酸值(“TAN”)≥0.5。

4.根据权利要求2或权利要求3所述的方法，其中原始进料中环烷酸(一种或多种)的总量的至少5重量％分配到重质底部物液体中。

5.根据权利要求4所述的方法，其中原始进料中环烷酸(一种或多种)的总量的至多20重量％分配到重质底部物液体中。

6.根据权利要求1所述的方法，还包括：

加热经处理混合物以去除硫化氢、氨、或它们的混合物从而产生第三顶部物和第二底部物，其中第三顶部物包含蒸汽以及硫化氢和氨中的至少一种，并且其中第二底部物包含含水混合物，所述含水混合物包含中和乙酸；

加热第二底部物从而产生稀释蒸汽；

分离稀释蒸汽和包含中和乙酸的第三底部物；和

从方法去除第三底部物作为工艺水。

7.根据权利要求6所述的方法，其中第三底部物包含≥95重量％的中和形式的蒸汽裂化器流出物中的乙酸。

8.根据权利要求6或权利要求7所述的方法，其中第三底部物包含≥99重量％的中和形式的蒸汽裂化器流出物中的乙酸。

9.根据权利要求1至8中任一项所述的方法，其中中和剂包含以下中的一种或多种：氨、伯胺、仲胺、叔胺、二胺和苛性碱。

10.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一氧化碳的量：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；

从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物，其中第一顶部物包含热解汽油和包含乙烯和一氧化碳的工艺气体；

从第一顶部物分离包含工艺气体的第二顶部物和包含热解汽油的底部物；

从第二顶部物分离富氢气体，其中富氢气体包含蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳的第一部分；和

将富氢气体的至少一部分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装置，由此共同减少富氢气体中的一氧化碳的第一部分的至少90重量％。

11.根据权利要求9所述的方法，其中富氢气体包含约40重量％至约50重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳。

12.根据权利要求10或权利要求11所述的方法，还包括从工艺气体分离燃料气，其中燃料气包含分子氢、甲烷、和蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳的第二部分。

13.根据权利要求12所述的方法，其中燃料气包含约50重量％至约60重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的一氧化碳。

14.根据权利要求10至13中任一项所述的方法，其中将富氢气体引入具有预定尺寸的甲烷转化器，并且其中甲烷转化器包含布置在其中的催化剂，并且其中催化剂包含镍、铑、钌或它们的混合物。

15.根据权利要求10至14中任一项所述的方法，其中将富氢气体引入甲烷转化器，并且其中在甲烷转化器中一氧化碳的第一部分的至少95重量％转化成甲烷。

16.根据权利要求10至15中任一项所述的方法，其中通过分解烃进料中含有的甲醇来产生至少一部分的一氧化碳。

17.根据权利要求10至16中任一项所述的方法，其中将富氢气体引入具有预定尺寸的变压吸附装置。

18.根据权利要求17所述的方法，其中变压吸附装置具有减少富氢气体中的一氧化碳的第一部分的至少90重量％的能力。

19.根据权利要求10至18中任一项所述的方法，其中从甲烷转化器、变压吸附装置、或它们的组合回收纯化氢气产物，并且其中纯化氢气产物包含≤0.5重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。

20.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二氧化碳的量：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；

安装具有预定能力的胺装置，胺装置配置为从包含乙烯和二氧化碳的第二顶部物去除最小量的二氧化碳，其中胺装置的预定能力至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量；

安装具有预定能力的胺再生装置，胺再生装置配置为使胺装置中产生的用过的胺再生；

蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；

从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物，其中第一顶部物包含热解汽油和工艺气体；

从第一顶部物分离包含工艺气体和二氧化碳的第二顶部物和包含热解汽油的第一石脑油馏分；

在具有预定尺寸的胺装置内将第二顶部物与胺接触从而通过产生包含胺和二氧化碳的反应产物的用过的胺去除至少75重量％的第二顶部物中的二氧化碳；

从胺装置分离包含乙烯和二氧化碳的第三顶部物和包含用过的胺的第二底部物；和

将第二底部物引入胺再生装置以产生再生的胺和二氧化碳。

21.根据权利要求20所述的方法，还包括：

安装具有预定能力的苛性碱装置，苛性碱装置配置为从第三顶部物去除最小量的二氧化碳；和

在具有预定能力的苛性碱装置内接触第三顶部物从而通过产生包含苛性碱和二氧化碳的反应产物的用过的苛性碱去除至少75重量％的第三顶部物中的二氧化碳，其中苛性碱装置的预定能力至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量；和

从苛性碱装置分离第四顶部物，其中第四顶部物包含乙烯和<7重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。

22.根据权利要求20或权利要求21所述的方法，其中在胺装置中去除≥85重量％的第二顶部物中的二氧化碳，其中在苛性碱装置中去除≥85重量％的第三顶部物中的二氧化碳，并且其中第四顶部物包含<2.5重量％的蒸汽裂化器流出物中含有的二氧化碳。

23.根据权利要求20至22中任一项所述的方法，其中胺包含单乙醇胺、二乙醇胺、或它们的混合物。

24.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二氧化碳的量，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；

制备具有预定胺浓度的胺水溶液，其中胺水溶液中胺的预定浓度至少部分基于将在蒸汽裂化器流出物中存在的二氧化碳的确定量；

蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化器流出物；

从蒸汽裂化器流出物分离焦油产物、蒸汽裂化器急冷油和第一顶部物，其中第一顶部物包含热解汽油和包含乙烯和二氧化碳的工艺气体；

从第一顶部物分离包含工艺气体和二氧化碳的第二顶部物和包含热解汽油的第一石脑油馏分；

将第二顶部物与具有预定胺浓度的胺水溶液接触以产生可包括胺处理的第二顶部物和包含胺盐的用过的含水胺的经处理混合物；

从经处理混合物分离包含胺处理的第二顶部物的第三顶部物和包含用过的含水胺的第二底部物，其中用胺盐形式的用过的含水胺去除至少75重量％的工艺气体中的二氧化碳。