CN114026204A - 与蒸汽裂化器整合的脱盐器配置 - Google Patents

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Abstract

本申请的公开内容提供了制备轻质烯烃的方法。在一个实施方案中，方法包括在一个或多个泵中加压烃进料从而产生加压的烃进料和在一个或多个换热器中加热该加压的烃进料以产生加热的烃进料。该方法包括将加热的烃进料与水混合和将级间烃进料与级间水分离。该方法包括将级间烃进料与水混合和将脱盐的烃进料与出口水分离。该方法包括在蒸汽裂化器中热解该脱盐的烃进料。

Description

与蒸汽裂化器整合的脱盐器配置
优先权
本申请要求于2019年6月24日提交的申请号为62/865,732的美国临时申请和于2019年10月31日提交的申请号为19206399.8的欧洲专利申请的优先权和权益，其公开内容通过引用整体并入本文。
技术领域
本申请的公开内容涉及通过除去盐来提质烃的方法；涉及可用于这种提质的装置、系统和设备；涉及此类提质烃作为蒸汽裂化进料的用途，涉及此类进料的蒸汽裂化，和涉及此类蒸汽裂化的产物。
背景技术
历史上用于生产烯烃的蒸汽裂化器原料来自炼油厂工艺料流并且精炼工艺已经除去了许多存在于原料中的污染物使得它们更适合于蒸汽裂化器炉中的蒸汽裂化。然而，对烯烃的需求的增长已经超过了对精炼燃料的需求的增长。因此，越来越希望利用粗原料(例如各种原油)作为蒸汽裂化器的进料以生产烯烃。在蒸汽裂化中使用原油将消除对各种炼油厂燃料馏分的有限供应和相对高成本的依赖性。
盐、金属、颗粒物和沥青质是在含粗残油的进料如原油中发现的或由其产生的污染物，应加以管理以满足蒸汽裂化器中严格的产品规格和操作要求。在蒸汽裂化器中处理具有污染物的烃(例如原油或其它原始原料)涉及如下的管理：(i)由盐、金属、颗粒物和沥青质引起的炉焦化；(ii)与盐相关的腐蚀；(iii)副产物料流的产品规格；和(iv)由于蒸汽裂化器处理单元中污染物或其副产物的操作管理。
尽管对包含烃的蒸汽裂化器进料("烃进料")中盐和/或颗粒物质浓度的可接受限制可以随蒸汽裂化器炉设计和操作条件而改变，但是当盐含量(例如氯化钠含量)超过烃进料以重量计ppm或几个ppm("wppm")的分数时可能需要除去盐。脱盐将盐和颗粒物去除以减少腐蚀、侵蚀、结垢和催化剂中毒。在某些常规脱盐工艺中，将水与烃进料混合，随后例如在一个或多个脱盐器中分离油相和水相。在高温下，原油的粘度降低，可以改善相分离。为了避免原油和/或水在较高温度下蒸发，脱盐器也可以在高压下运行。烃进料脱盐的一种常规方法公开于美国专利US 5,271,841中。根据该方法两个脱盐器串联操作，其中第一脱盐器在比第二脱盐器低的温度下操作。在公开号为US2006/0094918的美国专利申请中公开了较新的用于蒸汽裂化含盐烃进料的常规方法。根据该方法，在蒸汽裂化炉的对流段中加热烃进料。从加热的进料中分离蒸气和液体料流，其中烃进料中含有的至少一部分盐随着分离的液相一起被导出。将具有比烃进料更少的盐含量的分离的蒸气相在蒸汽裂化器的辐射段中蒸汽裂化。仍然更接近地，公开号为US2007/0004952的美国专利申请公开了在第一脱盐器中使烃进料脱盐，在蒸汽裂化炉的对流段中加热烃进料，和然后对加热的烃进料进行第二脱盐。然后使用气-液分离器从脱盐的进料中分离气相料流(贫含盐)和液相料流(富含盐)。将气相料流在蒸汽裂化炉的辐射段中蒸汽裂化。然而，现在需要对烃进料盐含量的甚至更严格的限制以实现期望的蒸汽裂化产物质量和运行长度目标。参见例如，Sundaram,K.M.等人(32D)How Much Is Too Much？–Feed Contaminants and Their ConsequencesAIChE 2018Spring Meeting and Global Congress on Process Safety,2018年4月23日,Orlando,Florida中关于进料污染物限制的讨论。
大的(例如500,000bbl)原油罐(通常为外部浮顶罐)通常不设计成在环境压力或温度以上储存原油。因此，在进入脱盐器之前，烃进料可以用一个或多个泵加压并通过一个或多个换热器预热。可以将脱盐的烃进料引导至蒸汽裂化炉，在蒸汽裂化炉中可以进行蒸汽裂化过程以产生诸如轻质烯烃的产物。
蒸汽裂化炉对进料的中断敏感，这是因为它们通常在高温下供应燃烧负荷(firedduty)用于吸热反应(与CDU/管式蒸馏器中的简单蒸馏形成对照)，意味着烃进料的损失包括吸热散热器(endothermic heat sink)的损失，其可导致超过炉的设计温度的热不平衡。对进料中断的敏感性意味着可靠的脱盐器表现(例如控制、界面、去除效率等)可以确保烃进料以不间断的可接受速率到达蒸汽裂化炉。因此，对于蒸汽裂化器，即使在炉在线或离线时的快速速率变化期间，也应各自管理污染物水平和可靠的进料流动。烃进料到炉的可靠流动防止了由于热不平衡和热应力而对炉部件的磨损，从而减少或消除了用于炉修理和翻新的工厂停机的频次。稳健的污染物管理(例如各种盐的去除效率)可以允许烃进料流动的灵活性，特别是在各个蒸汽裂化器的启动和停机期间，包括在正常的脱焦程序期间。
需要改进方法以从未精制的蒸汽裂化器原料中除去污染物而不管到蒸汽裂化器的流量的预期和/或意外增加或减少(由于常规的炉脱焦循环)以生产高价值的轻质烯烃。
发明内容
本说明书提供了从含有重质烃的烃进料生产轻质烃，包括高价值轻质烯烃的方法，其中进料流量可能存在波动。
在至少一个实施方案中，方法包括在一个或多个泵中加压烃进料以产生加压的烃进料。该方法包括在一个或多个换热器中加热该加压的烃进料以产生加热的烃进料。该方法也包括将加热的烃进料与水混合并将级间(inter-s tage)烃进料与级间水分离。该方法还包括将级间烃进料与水混合并将脱盐的烃进料与出口水分离。包含脱盐的烃进料、基本上由脱盐的烃进料组成或甚至由脱盐的烃进料组成的提质烃进料可以比常规烃进料更有效地(例如，在一个或多个蒸汽裂化炉中)热解。
在某些其它方面，本说明书还提供了用于生产提质烃进料、用于蒸汽裂化提质烃进料以生产产物如包括轻质烯烃的轻质烃的装置、系统和设备。
在至少一个实施方案中，装置包括与第一脱盐器流体连通的储罐，所述第一脱盐器与至少第二脱盐器流体连通，第二脱盐器与烃再循环管线、缓冲罐和/或蒸汽裂化器流体连通。烃再循环管线与储罐流体连通。缓冲罐与蒸汽裂化器流体连通。蒸汽裂化器与一个或多个再循环管线流体连通。一个或多个再循环管线与第一脱盐器流体连通。
附图说明
详细理解本说明书上述特征的方式，可以通过参考实施方式获得本说明书上面简要概述的更具体描述，其中一些描述在附图中示出。然而，应当注意，附图仅示出了本说明书的典型实施方式，因此不应被认为是对范围的限制，因为本说明书可以允许其他同等有效的实施方式。
图1是如一个或多个实施方案中描述的用于除去烃进料中的污染物同时保持流向一个或多个下游蒸汽裂化炉的装置的实施方案的流程图。
图2是图解说明如一个或多个实施方案中描述的在第一脱盐器和第二脱盐器的烃进料的速率变化之后的盐和水含量的曲线图。
发明详述
现在将更详细地描述本发明的某些方面，这些方面涉及生产提质烃进料的方法。这些方面包括(i)从重质烃进料中除去污染物以产生用于蒸汽裂化方法以产生轻质烯烃的提质进料，和(ii)管理烃进料流动的波动。本发明不限于这些方面，并且本说明书不应被解释为排除在本发明更宽范围内的其他方面，例如利用其他形式的烃进料和/或其他形式的热解的那些方面。
污染物去除的至少一部分可以在一个或多个脱盐器中进行，其中清洁水与进入脱盐器底部的烃进料如原油剧烈混合。当在此意义上使用时，术语"清洁水"意指具有相对低盐含量的水，例如高纯度水、澄清新鲜水、去离子水和/或反渗透水中的一种或多种。水具有小水滴的形式，这些小水滴通常在所选择的尺寸范围内以促进质量传递。将水和原油组合以促进诸如各种盐之类的可溶性污染物(例如NaCl)从原油转移到这些小水滴。由于水的密度大于原油的密度，因此水倾向于朝向脱盐器容器的下部区域(例如，底部)沉降。较小密度的至少部分脱盐的原油，由于其较小的密度而积聚在脱盐器容器的上部区域中。由于水的沉降相对缓慢地进行，特别是当液滴小时，观察到在水和至少部分脱盐的原油之间形成乳液层。因此，在每个容器/段的底部形成水层，在顶部形成原油层，并且在其间形成乳液层。从容器顶部取出包含至少部分脱盐(例如，"清洁")原油的油质相。从脱盐器容器的底部除去包含污染水的水相(例如，本领域技术人员称为盐水的含盐水)。
已经发现升高温度增加脱盐效率，据信这是通过降低水和原油的密度和粘度。这依次有助于小液滴的初始形成，和随后水(底部)相和油质(顶部)相的分离两者。可以使用高压来减少或实质上避免在较高温度下蒸发原油和/或水。
在常规脱盐期间保持蒸汽裂化炉的烃进料流量和质量可能增加再循环和/或储存的成本。此外，浮顶罐中升高温度可能使浮顶不平衡，例如由于蒸气袋或来自罐密封件的逃逸排放增加。这依次可能导致在再循环到进料罐或再循环到脱盐器和蒸汽裂化器炉之间的另一个罐之前需要使脱盐的烃进料冷却和/或减压。
已经发现通过利用一个或多个脱盐器、再循环管线、备用泵和/或缓冲罐的特定组合可以至少部分地克服这些障碍。已经发现这样做可以适应蒸汽裂化炉的意外或预期的进料流量波动(例如，当设施中的一个或多个蒸汽裂化炉从热解模式切换到脱焦模式或反之亦然时可能发生)而与常规脱盐工艺相比没有污染物去除效率的明显降低，该显著降低会对蒸汽裂化器炉的性能有害。
定义
术语"Cn"烃是指每分子具有n个碳原子的烃，其中n是正整数。术语"Cn+"烃是指每分子具有至少n个碳原子的烃，其中n是正整数。术语"Cn-"烃是指每分子具有不超过n个碳原子的烃，其中n是正整数。术语"烃"是指含有与碳键合的氢的一类化合物，并且包括(i)饱和烃，(ii)不饱和烃，和(iii)烃的混合物，包括烃化合物(饱和和/或不饱和)的混合物，包括具有不同n值的烃化合物的混合物。Cn和Cm烃的混合物(其中m和n为整数且n<m)是指含有至少Cn和Cm烃和任选地一种或多种具有大于n但小于m的碳原子数的烃化合物的混合物。
术语"不饱和"或"不饱和烃"是指含有至少一个通过双键或三键与另一个碳原子直接键合的碳原子的C2+烃。术语"烯烃"是指含有至少一个通过双键与另一个碳原子直接键合的碳原子的不饱和烃。烯烃是含有至少一对碳原子的化合物，其中所述碳原子对的碳原子通过双键直接连接。
术语"非挥发性组分"是指通过ASTM D-6352-98或D-2887测量的标称沸点高于590℃或更高的烃料流的馏分。非挥发性组分可进一步限于沸点为约760℃或更高的组分。烃料流的沸点分布可以通过气相色谱蒸馏根据ASTM D-6352-98或D2887中描述的方法测量，对于在700℃以上的材料通过外推进行扩展。非挥发性组分可以包括焦炭前体，其是适当地重质和/或反应性分子，例如多环芳族化合物，其可以在本说明书的方法中遇到的操作条件下从气相冷凝和然后形成焦炭。
术语"蒸汽裂化器"和"蒸汽裂化器炉"可与"热解单元"、"热解炉"或仅仅"炉"互换。尽管蒸汽是任选的，但可以出于各种原因加入，例如降低烃分压、控制停留时间和/或减少焦炭形成。在至少一个实施方案中，蒸汽可以是过热的，例如在炉的对流段中，和/或蒸汽可以是酸性或经处理的工艺蒸汽。
在所述的每个实施方案中，没有详细描述在该方法的各个点加入蒸汽。还应注意到添加的蒸汽可以包括酸性或经处理的工艺蒸汽，并且注意到添加的蒸汽，无论是否酸性，都可以过热。当蒸汽来自酸性水时过热是常见的。
烃进料
烃进料可以包括相对高分子量的烃(重质烃)，例如在蒸汽裂化过程中产生相对大量的蒸汽裂化器石脑油(SCN)、蒸汽裂化器瓦斯油(SCGO)和蒸汽裂化器焦油的那些。重质烃通常包括C5+烃，其可以包括以下中的一种或多种：渣油、瓦斯油、加热油、喷射燃料、柴油、煤油、焦化器石脑油、加氢裂化产物、重整产物、提余油重整产物、馏出物、原油、常压管式蒸馏器底部产物、包括底部产物的真空管式蒸馏器料流、冷凝物、来自炼油厂的重质非直馏烃料流、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/渣油混合物、石脑油渣油混合物、瓦斯油渣油混合物、低硫蜡质渣油、常压渣油、润滑油提取料流和重质渣油。可能有利的是使用包括经济上有利的、最少加工的含有非挥发性组分和焦炭前体的重质烃料流的重质烃原料。烃进料可具有约315℃或更高，例如约400℃或更高，约450℃或更高，或约500℃或更高的标称终沸点。
现在将描述本发明的某些方面，其涉及包含重质烃的进料，例如一种或多种原油、原油馏分或其它含残油的料流。本发明不限于这些进料，并且本说明书并不意味着排除在本发明更宽范围内的其它进料，例如含有一种或多种相对低分子量的烃(轻质烃)，例如C5-烃的进料。由于更低的成本和更高的可用性，这种重质烃的使用受到越来越多的关注。烃进料可包含约10wt％或更多的重质烃，基于烃进料的重量计，例如约25wt％或更多，约50wt％或更多，约75wt％或更多，约90wt％或更多，或约99wt％或更多。
脱盐器(第一脱盐器和任选的第二脱盐器)
由于在蒸汽裂化器的辐射段中期望的低钠浓度，可以包括一个或多个脱盐器以在蒸汽裂化之前从烃进料中除去盐和颗粒物质。现在将更详细地描述某些形式的脱盐器。本发明不限于这些，并且本说明书不应被解释为排除在本发明更宽范围内的其他脱盐器形式。
脱盐可以在一个或多个常规脱盐器容器例如多个半连续操作的容器中进行，例如一个罐在使用中和另一个在维护中，但是本发明不限于此。装置和系统中的容器和相关设备可以串联、并联和/或串并联配置。可选地，至少一个容器可以包括泥浆洗涤功能和/或三管线采样功能，并且还可以包括辅助设备例如一个或多个盐水罐。虽然可接受的盐和/或颗粒物质浓度随炉设计而变化，但是当烃进料的氯化钠大于预定量(以wppm计)时添加脱盐器可能是有利的，并且可以进一步取决于特定进料的操作条件。通常，当烃进料包含数量为≥0.5wppm，例如≥1wppm，如≥2wppm，或≥3wppm，或≥4wppm，或在1wppm至100wppm范围内的盐时进行脱盐。
如公开号为US2006-0094918的美国专利申请(在此引入作为参考)中所公开的，可以使用与蒸汽裂化炉的对流段流体和热整合的气-液分离器来实现烃进料的部分脱盐。公开号为US2007-0004952的美国专利申请(也通过引用并入本文)通过使用一前一后操作的一对旋风分离器对此进行了改进。在蒸汽裂化炉的辐射段中裂化烃进料之前，将部分脱盐的烃进料从旋风分离器导出至气-液分离器以进一步脱盐。在利用这种气液分离器的本发明的方面，烃进料可以具有甚至更高的盐含量，例如≥100wppm，例如≥500wppm，或≥1000wppm，或≥5000wppm，或≥10,000wppm，或在100wppm至50,000wppm，或200wppm至10,000wppm的范围内。在这些方面，第一和第二脱盐器(例如，如图1所示的第一和第二脱盐器)产生盐含量≤1wppm，例如≤0.5wppm的脱盐烃进料，其中从气-液分离器分离的蒸气的盐含量为≤0.125wppm，例如≤0.0625wppm。
通常，将洗涤水(或淡水，或去离子水)与加热的烃进料混合以产生油包水乳液，其依次从油中提取盐、盐水和颗粒物。用于处理烃进料的洗涤水可以源自各种来源。例如，水可以是来自设施中其他单元的再循环和/或再流通水，例如酸性水汽提器底部产物、顶部冷凝物、锅炉给水，经过和/或不经过澄清、纯化等。替代地，或另外地，水可以从其他来源获得，例如从地表水来源例如从河流，和/或从地质水源，例如从一个或多个井获得。各种盐在水中的浓度可以按重量计千分之几(ppt)表示，并且通常盐浓度在从淡水(小于0.5ppt氯化钠)、微咸水(0.5-30ppt氯化钠)或咸水(30-50ppt氯化钠)的盐浓度到盐水(大于50ppt氯化钠)的盐浓度的范围内。尽管去离子水可用于促进盐从原油交换到水溶液中，但通常不需要去离子水来使原油原料脱盐。然而，在某些方面，去离子水可以与来自脱盐器的再流通水混合以在乳化之前水中获得特定离子含量或在最终乳化产物中获得特定离子强度。洗涤水比率通常占待脱盐的总原油的约5体积％至约7体积％的范围内，但取决于原油来源和质量可以更高或更低。根据成本要求、供应、水的盐含量、烃进料的盐含量和脱盐条件的其他特定因素(例如分离器的尺寸和所需的脱盐程度)的确定，可以组合各种水源。
在脱盐过程的分离段期间，可以在油层和水层的界面处形成不同组成和厚度的乳液相。如果未破解，这些乳液可能随脱盐的原油携带到上部或向下携带到水层中。如果被携带到上部，则乳液可能导致下游设备的焦化或结垢和下游分馏过程的中断。如果被向下携带，它们会破坏下游水处理过程。因此，精炼厂通常希望控制这些乳液的形成/生长或从脱盐器单元中除去乳液并且，使用另外的处理步骤以将乳液解析成其组成部分(即，破坏乳液，导致分离的油、水和固体相)以允许重复使用和/或处置油、水和固体。
分离油相和水相的方法可包括重力法或离心法。在重力法中，使乳液在分离器中静置，并且油和水之间的密度差导致水通过重力沉降通过油并从油中沉降出来。在离心法中，将稳定的乳液从脱盐单元移动到离心机(未示出)，该离心机将乳液分离成单独的水、油和固体。重力法通常需要使用耗时且因此低效的沉降槽和用于处理部分解析的乳液的昂贵方法，而离心法可能需要建造和操作昂贵的大型离心机。
通常，在脱盐器内的区域中建立电场以增强水滴聚结。这依次使乳液破裂以形成油质连续相和水性连续相。甚至当在脱盐器中建立相对强的电场时，也可以形成乳液层(称为"碎屑层(rag layer)")，通常在建立电场的区域下方。观察到该乳液层是稳定的，甚至当强电场相邻时也是如此。该乳液层(有时称为"持久乳液"，表明其抗破乳性)的强度通常取决于因素诸如进料烃重力(例如，烃进料中原油的重力)、固体和半固体，诸如颗粒的存在和数量等)。这种碎屑层通常含有高浓度的油、残留水、悬浮固体和盐，在典型的实例中，其可以是约70％v/v的水、30％v/v的油、和5000-8000磅/千桶(PTB)(约14至23g/l)的固体和200-400PTB(约570至1100mg/l)的盐。水相含有从烃进料转移的盐。可以使用管理碎屑层用常规方法，但是本发明不限于此。例如，将一种或多种去乳化剂组合物引入脱盐器中和/或分离并导出至少一部分乳液。
某些烃进料污染物已被确定为在建立持久乳液层方面特别有效。在包含原油和/或衍生自原油的组合物的烃进料中，此类污染物包括天然表面活性剂(沥青质和树脂)和细碎的固体颗粒。由于当使包含原油的烃进料脱盐时通常观察到持久乳液，因此通常不优选具有高固体含量的烃进料。虽然不希望受任何理论或模型的束缚，但据信通常具有5微米以下的粒度的此类固体的存在稳定了碎屑层和油/本体-解析的-水界面，从而导致碎屑层深度的逐渐增加。
本发明与使用去乳化剂("破乳剂")以降低碎屑层尺寸(例如，高度，当碎屑层的平面实质上平行于地球表面时)和持久性相容。可以使用常规的破乳剂，例如在公开号US2016/0208176的美国专利申请(通过引用并入本文)中公开的那些，但是本发明不限于此。合适的破乳剂可以是以下中的一种或多种：聚乙烯亚胺、多元胺、琥珀酸化多元胺、多元醇、乙氧基化醇硫酸盐、长链醇乙氧基化物、长链烷基硫酸盐，例如月桂基硫酸钠盐、环氧类物质和二环氧化物(其可以是乙氧基化和/或丙氧基化的)。添加破乳剂可用于含有高水平颗粒物或沥青质的烃进料的脱盐，其倾向于稳定碎屑层。
图1是用于除去烃进料中的污染物同时保持流向一个或多个下游蒸汽裂化器的装置100的流程图。如图1所示，烃进料可以从储罐101通过管线103转移到泵105。可以由通过管线104从储罐101转移到备用自动启动泵106的烃对泵105进行补充以便允许系统中压力和流动一致。烃进料的压力和流量由烃进料的盐含量和脱盐器和炉的尺寸和数量决定，但压力应足够高以避免水和烃在脱盐过程中使用的温度下蒸发。加压的烃进料通过管线107泵送到换热器109以提供加热的烃进料。在使用备用自动启动泵106的情况下，加压的烃进料可以流过管线108以汇入管线107或直接流到换热器109。管线111(换热器109下游)的加热的烃进料可以经历进一步加热。额外的加热可以在一个或多个额外的换热器(未示出)中进行，所述换热器可以位于换热器109之前和/或之后。额外的传热导致加热的烃进料的温度升高超过单独通过换热器109可以实现的温度。这样做降低了进料的粘度，并促进了与水的混合，如下所述。用于额外换热器的合适传热流体包括例如(i)蒸汽，例如低压、中压、高压或超高压蒸汽(通常使用有效进行传热的最低压力蒸汽，典型地中压蒸汽(15巴-30巴)或低压蒸汽(<15巴)蒸汽就足够了)，(ii)来自纯化系统151的油质传热流体，例如来自初级分馏器的底部产物泵循环油，和(iii)水性骤冷流体，例如从纯化系统151中包括的骤冷塔获得的水性骤冷流体。例如，在某些方面换热器109位于利用低压蒸汽作为传热流体的第一额外换热器的上游。第一额外换热器位于利用初级分馏器底部产物泵循环油作为传热流体的第二额外换热器的上游。任选地，在这些方面，将从纯化系统151回收的乳液(图中未示出)在换热器109上游的位置处经由管线167引入烃进料或加热的烃进料中。加热的烃进料的温度可以为约30℃或更高，例如约100℃或更高，例如约120℃或更高，约140℃或更高，或约150℃或更高。例如，加热的烃进料的温度可以是约100℃至约200℃、约120℃至约180℃、约140℃至约180℃或约150℃至约200℃。
加热的烃进料通过管线111，在其中它与来自淡水管线113的水混合以形成乳液。由管线113中淡水和管线111中加热的烃进料的组合形成的乳液可以通过阀115和管线117进入第一脱盐器119用于任选的额外混合，然后分离。在第一脱盐器119中将烃和盐水分离从而产生(i)经由管线121送出的水性副产物(盐水)，和(ii)经由管线123从第一脱盐器119移除的级间烃进料。脱盐的油质相形成顶层，其作为级间烃进料经由管线123连续除去并且解析的水相在脱盐器的底部积聚并作为盐水料流经由管线121连续除去。盐水料流可以被送去进行去离子化和再循环，或者在有或没有进一步处理的情况下在其他过程中使用。在一些实施方案中，单个脱盐器提供足够的污染物去除，使得不需要额外的脱盐。如果流量波动(例如由蒸汽裂化器在线或离线引起的那些)被管理以允许烃进料稳定流动通过脱盐器，则使用单个脱盐器(具有到脱盐器入口和/或缓冲罐的再循环管线)可能是足够的。
在不牺牲污染物去除的情况下管理蒸汽裂化器的流量的一种方法是添加与第一脱盐器串联的额外脱盐器。在一些实施方案中，添加第二脱盐器允许即使通过快速流量波动也充分去除污染物。图1中示出了添加(任选的)第二脱盐器，其中级间烃进料通过管线123并且与来自清洁水管线125的水混合。由级间烃进料和水的组合形成的乳液通过阀127和管线129进入第二脱盐器131。在第二脱盐器131中将烃和水分离，从而产生(i)经由管线133送出的清洁水产物料流，和(ii)在烃出口(未示出)处从第二脱盐器131经由管线135移除的脱盐烃进料。管线135与换热器109连接以允许脱盐的烃进料和加压的烃进料之间的热交换。经由管线136转移的脱盐的烃进料(在热交换之后)的温度低于管线135中的脱盐的烃进料，例如以满足取决于特定炉设计的炉要求。来自第二脱盐器的清洁水产物料流可以含有足够低的钠含量(例如约10wppm或更低)并且可以经由管线133再循环到管线113以在第一脱盐器119中再使用。替代地，清洁水产物可以在设施(管线未示出)的其他过程中在进行进一步处理或不进行进一步处理的情况下使用。
典型地，脱盐的烃进料包含≤1wppm的盐，例如≤0.5wppm，如≤0.25wppm，或≤0.125wppm，或≤0.0625wppm，或在0.01wppm-0.125wppm的范围内。
缓冲罐
本发明适合使用一个或多个缓冲罐作为辅助向蒸汽裂化器炉提供实质上不间断流量的脱盐烃进料。缓冲罐可以在使用期间填充脱盐的烃进料。可以将填充的缓冲罐中的脱盐烃进料转移到蒸汽裂化炉的进料管线中。这样做可以在流量减少期间提供脱盐烃进料的短期流量，这可能在泵故障或必须离线进行维修而备用泵正在启动时发生。缓冲罐中一定体积的脱盐烃进料可以采用各种方式在类似的压力下转移到进料管线中，例如使用N2作为动力以及自动阀调。在某些方面，例如，在不使用这种缓冲罐的情况下和/或在缓冲罐的脱盐烃进料的库存耗尽的情况下，可以绕过一个或多个脱盐器以保持进料到蒸汽裂化器炉的足够流量。
图1中示出了缓冲罐的添加，其中管线136中的脱盐烃进料可以通过管线137和阀139转移到缓冲罐141，以便用脱盐烃进料填充罐，用于压力或流量损失的情况。如果发生压力或流量下降，则储存在缓冲罐141中的脱盐烃进料可以通过阀143和管线145释放以重新连接管线136，从而将压力和流量稳定在蒸汽裂化器可接受的水平。
蒸汽裂化器
蒸汽裂化可以在至少一个蒸汽裂化器(也称为蒸汽裂化器炉或炉)中进行。通常，可以在设施处使用并联的多个蒸汽裂化器以提高轻质烃的生产效率。蒸汽裂化器通常离线进行定期维护和脱焦，并且具有多个并联的炉允许蒸汽裂化和轻质烃纯化过程的其余部分的连续操作而没有过度的停机时间。通常，蒸汽裂化器炉包括对流段，对流段中脱盐的烃进料被预热并且在进入蒸汽裂化器的辐射段之前添加蒸汽，辐射段中热量足以发生裂化。蒸汽裂化器可以具有通过对流段和辐射段之间的流体连通而整合的气-液分离器，例如闪蒸分离容器。辐射段可以包括火焰加热器，并且来自用火焰加热器进行燃烧的烟道气从辐射段向上行进通过对流段，然后作为烟道气离开。
在蒸汽裂化器的对流段中加热该脱盐的烃进料可以包括与来自炉的辐射段的热烟道气间接接触(例如在炉内的管线或管内)。烃进料的加热可以，例如通过使脱盐的烃进料通过位于蒸汽裂化器的对流段内的一组热交换管来实现。加热的脱盐烃进料的温度可以为约315℃至约560℃，例如约370℃至约510℃，或约430℃至约480℃。
加热的脱盐烃进料可以与蒸汽混合，并在对流段中经历额外的加热。基于烃和蒸汽混合物的重量，加热的脱盐的烃进料可以包含约10wt％至约90wt％的量的蒸汽，其余部分包括烃进料。在某些实施方案中，蒸汽与烃进料的重量比可以为约0.1至约1，例如约0.2至约0.6。
蒸汽裂化器可以与气-液分离器，例如一个或多个闪蒸分离容器整合。这种容器，有时称为闪蒸槽或闪蒸罐，可以提供预热的脱盐烃进料的提质。当预热的烃进料包含基于对流产物料流的烃组分的重量计约0.1wt％或更多，例如约5wt％或更多的沥青质时，这种闪蒸分离容器是合适的。通过蒸气/液体分离将该预热的烃进料提质可以通过闪蒸分离容器或其它合适的装置来完成。合适闪蒸分离容器的实例包括专利号为6,632,351；7,138,047；7,090,765；7,097,758；7,820,035；7,311,746；7,220,887；7,244,871；7,235,705；7,247,765；7,351,872；7,297,833；7,488,459；7,312,371和7,578,929的美国专利；其通过引用并入本文。
在对流段下游和辐射段上游具有闪蒸分离容器的一个优点是可直接用作烃进料而无需预处理的烃类型的宽度增加。例如，添加闪蒸分离容器允许利用含有约50wt％或更高，例如约75wt％或更高，或约90wt％或更高的原油或重质烃的烃进料。闪蒸分离容器可在约315℃至约560℃的温度和/或约275kPa至约1400kPa的压力，例如约430℃至约480℃的温度和/或约700kPa至约760kPa的压力下操作。通常，仅闪蒸分离容器内的气相被引导到蒸汽裂化器的辐射段，而液相可以被引导离开闪蒸分离容器，例如用于储存和/或进一步加工。引导至辐射段的部分通常在辐射盘管的入口处于气相，例如约90wt％或更多处于气相，例如约95wt％或更多，或约99wt％或更多。
加热的脱盐烃进料的蒸气部分可以在蒸汽裂化器的辐射段中热解，其中烃间接暴露于由燃烧器实施的燃烧。蒸汽裂化条件(热解条件)可以包括将辐射段中(辐射管线内)经加热的脱盐烃进料的蒸气部分暴露于约400℃或更高，例如约400℃至约1100℃的温度(在蒸汽裂化器的出口处测量)、约10kPa或更高的压力和/或约0.01秒至5秒的蒸汽裂化停留时间。例如，蒸汽裂化条件可以包括以下一种或多种：(i)约760℃或更高的温度，例如约760℃至约1100℃，或约790℃至约880℃，或对于含有轻质烃的烃进料约760℃至约950℃；(ii)约50kPa或更高，例如约60kPa至约500kPa，或约90kPa至约240kPa的压力；和/或(iii)约0.1秒至约2秒的停留时间。蒸汽裂化条件可足以通过热解将至少一部分蒸汽裂化进料的烃分子转化为C2+烯烃。
蒸汽裂化流出物通常包括C2+烯烃、分子氢、乙炔、芳烃、饱和烃、C3+二烯烃、和醛、酸性气体如H2S和/或CO2和硫醇中的一种或多种。蒸汽裂化流出物可以分类为(i)气相产物例如乙炔、乙烯、丙烯、丁烯中的一种或多种，和(ii)液相产物，其包括例如C5+分子中的一种或多种及其混合物。
如图1所示，通过管线136的脱盐烃进料可以进入蒸汽裂化器147。在蒸汽裂化器147内，脱盐的烃进料可以通过间接暴露于对流段(未示出)中的烟道气来加热，在闪蒸分离容器(未示出)中半纯化并在辐射段(未示出)内热解从而产生蒸汽裂化器流出物，其通过管线149转移以在纯化系统151中进行进一步纯化。纯化系统151可以含有多个分馏器、分离塔、纯化和/或催化剂床、冷却和/或骤冷塔和/或用于生产经由管线153转移的纯化轻质烃的其它装置。
烃再循环管线
在装置中,如装置100中管理所用烃进料流量变化的另一种方法是使用一个或多个足够大的脱盐器以保持流向最多数量的蒸汽裂化器炉，所述蒸汽裂化器炉可以是在线的，并使用在一个或两个脱盐器(和任选的一个或多个蒸汽裂化器)下游的烃再循环管线以允许将脱盐的烃进料循环到原始储罐或另一个储罐。大型储罐通常是外部浮顶罐并且不适合在高于环境压力或温度下储存烃(闪点<60℃)。送至大型储罐(例如原油储罐)的脱盐的烃进料可以被冷却和/或减压，以便不引起来自罐密封件的逃逸排放或由于蒸气袋引起的浮顶中的不平衡。
用于管理大于需要流量的烃再循环管线的尺寸可以设计成抵消一个或多个蒸汽裂化器离线时的流量，这是由于需要适应例如在定期维护和脱焦期间对炉的脱盐烃进料流量的需要的变化而经常进行的。烃再循环管线可以具有自动阀，该自动阀决定将一部分脱盐的烃进料转移到储存的必要性。例如，如果十个蒸汽裂化器在线并且单个炉离线，例如从热解模式切换到脱焦模式，则烃再循环管线中的阀将打开以将来自离线炉的过量流送回储罐。在这样做时通过脱盐器的流量将保持相同，尽管在线炉的数量变化。类似地当九个蒸汽裂化炉在线并且第十个将要在线时，烃再循环管线中的阀可以关闭以将流动向前输送而不是再循环回到储罐。
还发现当采用"调低"方式操作脱盐器时，例如脱盐器的烃进料流量降低时,使用烃再循环管线是有益的。各种因素影响脱盐器调低速率，其包括容器内保持乳液均匀性的分配器，和旨在紧密混合水和烃进料的混合阀。在低流量下，分配器和混合阀都在其有效操作范围之外操作，从而可能导致污染物去除受影响。烃再循环管线的使用允许增加通过脱盐器的流量，即使到蒸汽裂化器的流量减少。当蒸汽裂化器离线时，通常调低流量以保持到其余蒸汽裂化器的常规流量，在炼油厂工艺中通常不会发现流量的调低。添加再循环管线可以通过允许更大的流量通过脱盐器来改善脱盐，同时适应蒸汽裂化器在线或离线时的流量波动。
根据图1中的装置100示出了烃再循环管线的一个实施方案。管线155通向阀157，根据一个实施方案该阀是自动阀，其保持下游的一个或多个蒸汽裂化器的压力和/或流量，并且可以转移一部分脱盐的烃进料。阀与换热器159流体连通，该换热器被配置为将一部分脱盐的烃进料冷却至适于进入储罐的温度，从而产生冷却的脱盐的烃进料。在至少一个实施方案中，冷却的脱盐烃进料通过管线161再循环到储罐101。在另一个实施方案中，在蒸汽裂化器中使用之前将冷却的脱盐烃进料送去储存在单独的罐(未示出)中。
烃再循环管线可以包括各种构造，结果是保持到下游蒸汽裂化器的所需流量和压力。例如，再循环管线可以安装在单个脱盐器之后，或者在一些实施方案中，在缓冲罐之后。烃再循环管线可以通向浮顶储罐(通常在冷却之后)或通向设计成容纳加热的烃的储存容器，如上面讨论的缓冲罐。在其他方面，烃再循环管线与脱盐器流体连通，例如经由与管线111的连接(未示出)。在这些方面，可以有利地减少换热器109和/或159中的热交换负荷，这增加了工艺效率。
其他再循环管线
热解产物的纯化过程可能产生难以控制的小体积的乳化副产物料流，其可以在脱盐器的上游再循环。将乳化副产物料流再循环可以比将其带走以进行进一步处理和/或提质更经济和有效。小体积乳化副产物料流的一个实例是当通过如专利号为5,320,742；和6,579,444的美国专利公开的氧化方法(例如Merox)处理废苛性碱时产生的二硫化物油，上述专利通过引用整体并入本文。可以使用轻质溶剂和分离容器将二硫化物与苛性碱分离，从而产生掺入硫的主要烃料流，但不能送至蒸汽裂化器，这是因为二硫化物油含有痕量的包括钠的苛性碱。类似类型的副产物料流可以在脱盐器的上游再循环，所述脱盐器可以将烃进料的污染物除去至蒸汽裂化可接受的水平。
来自蒸汽裂化后纯化过程的再循环管线的实例示于图1中。再循环管线163将某些工艺料流直接再循环到烃再循环管线161中，并从那里返回到储罐101。另外或替代地，工艺料流可以通过再循环管线165直接再循环到储罐101。其中纯化过程151在升高的温度和/或压力下产生乳液，并且乳液可以在管线167中再循环到管线111以加入送至脱盐器119的加热的烃进料(和/或交换器109上游的烃进料，未示出)。其他再循环料流配置可适用于一个或多个蒸汽裂化器的烃进料，烃进料通过流经一个或多个脱盐器来清洁。
本说明书的其他实施方案可以包括：
段落1.一种由含有重质烃的烃进料生产轻质烃的方法，该方法包括在一个或多个泵中加压该烃进料从而产生加压的烃进料；在一个或多个换热器中加热该加压的烃进料从而产生加热的烃进料；将该加热的烃进料与水混合并且将级间烃进料与级间水分离；将该级间烃进料与水混合并将脱盐的烃进料与出口水分离；和在蒸汽裂化器中热解该脱盐的烃进料。
段落2.段落1的方法，其中加压包括将该烃进料加压到约101kPa(绝对压力)至约2000kPa(绝对压力)或更高的压力。
段落3.段落1至2中任一项的方法，其中加热包括将该加压的烃进料加热到约100℃至约150℃的温度。
段落4.段落1至3中任一项的方法，还包括将至少一部分脱盐的烃进料储存在缓冲罐中。
段落5.段落1至4中任一项的方法，还包括将至少一部分脱盐的烃进料再循环至储罐。
段落6.段落1至5中任一项的方法，其中热解在约760℃至约1100℃的温度下进行。
段落7.段落1至6中任一项的方法，进一步包括约60kPa(表压)至约500kPa(表压)的热解压力。
段落8.一种用于从含有重质烃的烃进料中除去污染物的装置，该装置包括：第一脱盐器；与该第一脱盐器流体连通的第二脱盐器；和与第二脱盐器流体连通的蒸汽裂化器。
段落9.段落8的装置，还包括与该第一脱盐器流体连通的储罐。
段落10.段落8至9中任一项的装置，还包括与该第二脱盐器和该蒸汽裂化器流体连通的缓冲罐。
段落11.段落9至10中任一项的装置，还包括与该第二脱盐器和该储罐流体连通的烃再循环管线。
段落12.段落8至11中任一项的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该第一脱盐器流体连通的再循环管线。
段落13.段落9至12中任一项的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该储罐流体连通的再循环管线。
段落14.段落11至13中任一项的装置，其还包括与该蒸汽裂化器和该烃再循环管线流体连通的再循环管线。
段落15.一种用于从含有重质烃的烃进料中除去污染物的装置，该装置包括：脱盐器；储罐，该储罐与该脱盐器流体连通；烃再循环管线，该烃再循环管线与该脱盐器和该储罐流体连通；和与该脱盐器流体连通的蒸汽裂化器。
段落16.段落15的装置，还包括与该脱盐器和该蒸汽裂化器流体连通的缓冲罐。
段落17.段落15至16中任一项的装置，其还包括与该蒸汽裂化器和该储罐流体连通的再循环管线。
段落18.段落15至17中任一项的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该脱盐器流体连通的再循环管线。
段落19.段落15至18中任一项的装置，其还包括与该蒸汽裂化器和该烃再循环管线流体连通的再循环管线。
段落20.一种用于从含有重质烃的烃进料中除去污染物的装置，该装置包括：缓冲罐；脱盐器，该脱盐器与该缓冲罐流体连通；和与缓冲罐流体连通的蒸汽裂化器。
段落21.段落20的装置，还包括与该脱盐器流体连通的储罐。
段落22.段落20至21中任一项的装置，其还包括与该蒸汽裂化器和该储罐流体连通的再循环管线。
段落23.段落20至22中任一项的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该脱盐器流体连通的再循环管线。
段落24.一种用于从含有重质烃的烃进料中除去污染物的装置，该装置包括：与第一脱盐器流体连通的储罐；与该第一脱盐器流体连通的第二脱盐器；第一烃再循环管线，该第一烃再循环管线与该第二脱盐器和该储罐流体连通；与该第二脱盐器流体连通的蒸汽裂化器；缓冲罐，该缓冲罐与该第二脱盐器和该蒸汽裂化器流体连通；和与蒸汽裂化器流体连通的纯化系统。
段落25.段落25的装置，其中该装置还包括与该纯化系统和该第一脱盐器流体连通的再循环管线。
段落26.一种由含有重质烃的烃进料生产轻质烃的方法，该方法包括：将烃进料与水混合并将级间烃进料与级间水分离；将该级间烃进料与水混合并将脱盐的烃进料与出口水分离；和在蒸汽裂化器中热解该脱盐的烃进料。
段落27.段落26的方法，其中加压包括将该烃进料加压到约101kPa(绝对压力)至约2000kPa(绝对压力)或更高的压力。
段落28.段落26至27中任一项的方法，其中加热包括将该加压的烃进料加热至约100℃至约150℃的温度。
段落29.段落26至28中任一项的方法，还包括将至少一部分脱盐的烃进料储存在缓冲罐中。
段落30.段落26至29中任一项的方法，还包括将至少一部分脱盐的烃进料再循环至储罐。
段落31。段落26至30中任一项的方法，其中热解在约760℃至约1100℃的温度下进行。
段落32.段落26至31中任一项的方法，还包括约60kPa(表压)至约500kPa(表压)的热解压力。
段落33.一种由含有重质烃的烃进料生产轻质烃的方法，该方法包括：将烃进料与水混合并将级间烃进料与级间水分离；将该级间烃进料与水混合并将脱盐的烃进料与出口水分离；将至少一部分该脱盐的烃进料再循环至储罐并在蒸汽裂化器中热解剩余的脱盐的烃进料。
段落34.段落33的方法，还包括将至少一部分脱盐的烃进料储存在缓冲罐中。
段落35.段落33至34中任一项的方法，其中热解在约760℃至约1100℃的温度下进行。
段落36.段落33至35中任一段的方法，还包括约60kPa(表压)至约500kPa(表压)的热解压力。
段落37.一种由含有重质烃的烃进料生产轻质烃的方法，该方法包括：将烃进料与水混合并将级间烃进料与级间水分离；将该级间烃进料与水混合并将第一脱盐烃进料与出口水分离；将来自缓冲罐的第二脱盐烃进料引入该第一脱盐烃进料，并在蒸汽裂化器中热解组合的第一脱盐烃进料和第二脱盐烃进料。
段落38.段落37的方法，还包括将一部分该第一烃进料和/或第三脱盐烃进料引入缓冲罐。
段落39.段落37至38中任一项的方法，还包括将至少一部分该第一脱盐烃进料再循环至储罐。
实施例
图2显示了评价在烃进料流量快速变化期间串联的两个脱盐器的性能的工厂测试。在测试中，压力保持在1800kPa，温度保持在130℃，具有16wppm钠的原油的流量从60kBd降低到39kBd(350T/hr到230T/hr)，并且流量变化发生在垂直线201处。时间显示在x轴上，油的钠含量显示在一个y轴上，并且油中的水百分比(按体积计)显示在另一个y轴上。级间烃进料(线203)和烃出口(线205)的盐含量表明仅级间烃进料(203)的盐含量增加到高于炉极限(线207)，而烃出口(205)的盐含量保持低于炉极限(207)。因此，第二脱盐段允许向炉的连贯流动，同时向炉提供盐含量低于炉极限的脱盐烃进料。应注意，重新测试线203的最后一个样品，其显示盐含量为3.4wppm，而不是最初测量的4.5wppm。作为另外的比较，根据公开号为US2007/0004952(第段)的美国专利申请中方法的原油脱盐公开了在其部分脱盐的烃进料中0.01wt％或更高的盐含量。因此，料流205实现了比常规方法大得多的脱盐程度。将脱盐的烃进料(线205)引导至与蒸汽裂化器的对流段整合的气液分离器。从蒸气-液体分离器转移到蒸汽裂化炉的辐射段的蒸气通常具有≤0.125wppm，例如≤0.10wppm，例如≤0.050wppm的盐含量，基于转移的蒸气的重量计。
此外，如图2所示，用第二脱盐阶段将烃进料的水含量保持在炉界限内(线209)。级间水含量(线211)越过炉界限209，而出口水含量(线213)保持低于炉界限209。再次测试级间水含量的第二样品，显示水含量为0.6体积％，而不是原始的2体积％，证明了高结果的准确性。
总之，已经发现通过(i)两个或更多个脱盐器的组合，(ii)一个或多个脱盐器和缓冲罐的组合，和/或(iii)一个或多个脱盐器和烃再循环管线的组合可以实现对用于蒸汽裂化的烃进料中污染物的管理，并且进料中断受到限制到没有进料中断。另外，已经发现上述管理系统可以允许通过蒸汽裂化器中产生的轻质烃纯化所产生的乳化副产物料流的再循环。
除非另有说明，否则短语"基本上由.....组成"和"基本上组成为……"不排除其它步骤、元素或材料的存在，无论是否在本说明书中具体提及，只要这些步骤、元素或材料不影响本公开的基本和新颖特征，另外，它们不排除通常与所用元素和材料相关的杂质和变化。
为简洁起见，本文仅明确公开了某些范围。然而，来自任何下限的范围可以与任何上限组合以公开未明确公开的范围，和来自任何下限的范围可以与任何其他下限组合以公开未明确公开的范围，以相同的方式，来自任何上限的范围可以与任何其他上限组合以公开未明确公开的范围。另外，即使没有明确公开，在范围内也包括其端点之间的每个点或单个值。因此，每个点或单个值可以用作其自身的下限或上限，与任何其他点或单个值或任何其他下限或上限组合，以公开未明确公开的范围。
本文所述的所有文献，包括任何优先权文献和/或测试程序，都通过引用并入本文，只要它们与本文不矛盾。从前述一般说明书和具体实施方案显而易见的是，虽然已经示出和描述了本公开的形式，但是在不脱离本公开的精神和范围的情况下，可以进行各种修改。因此，并不旨在由此限制本公开。同样，出于美国法律的目的，术语"包含"被认为与术语"包括"同义。同样地，每当组合物、元素或元素组前面有过渡短语“包含”时，应理解，我们还考虑在所述组合物、元素或多个元素的叙述前面具有过渡短语"基本上由.....组成"、"由.....组成"、"选自由.....组成的组"或"是"的相同组合物或元素组，反之亦然。
虽然本公开已经关于多个实施方案和实施例进行了描述，但是受益于本公开的本领域技术人员将理解，可以设计出不脱离本公开的范围和精神的其他实施方案。

Claims (28)

1.一种脱盐方法，该方法包括：
提供包含重质烃的烃进料；
将该烃进料加压以产生加压的烃进料；
在一个或多个换热器中加热该加压的烃进料从而产生加热的烃进料；
将该加热的烃进料与水混混合以及将级间烃进料与级间水分离；
将该级间烃进料与水混合并将脱盐的烃进料与出口水分离；将脱盐的烃料流分成至少第一部分和第二部分，至少一个烃再循环料流脱离该脱盐的烃进料；
在蒸汽裂化器中热解该脱盐的烃进料的该第一部分的至少一部分；和
将该脱盐的烃进料的该第二部分的至少一部分与该烃进料的至少一部分组合。
2.根据权利要求1所述的方法，其中加压包括在至少一个泵中将该烃进料加压到约101kPa(绝对压力)至约2000kPa(绝对压力)的压力。
3.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中加热包括将该加压的烃进料加热到约100℃至约150℃的温度。
4.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，还包括将至少一部分该脱盐的烃进料储存在缓冲罐中。
5.根据权利要求1至4中任一项所述的方法，其中1wt％至50wt％的该脱盐的烃进料驻留在该第二部分中，并且其中将该第二部分与该烃进料在至少一个储罐中组合。
6.根据权利要求1至5中任一项所述的方法，其中热解在约760℃至约1100℃的温度下进行，并且其中该第一部分含有≤4wppm的盐。
7.根据权利要求1至6中任一项所述的方法，还包括约60kPa(表压)至约500kPa(表压)的热解压力。
8.一种用于从含有重质烃的烃进料中除去污染物的装置，该装置包括：
第一脱盐器；
与该第一脱盐器流体连通的第二脱盐器；
与该第二脱盐器流体连通的蒸汽裂化器，
与该第一脱盐器流体连通的储罐，和
与该第二脱盐器和该储罐流体连通的烃再循环管线。
9.根据权利要求8所述的装置，还包括与该蒸汽裂化器流体和热整合的气液分离器，并且其中该第一和/或第二脱盐器利用水注入进行脱盐。
10.根据权利要求8至9中任一项所述的装置，还包括与该第二脱盐器和该蒸汽裂化器流体连通的缓冲罐。
11.根据权利要求9至10中任一项所述的装置，还包括位于该第二脱盐器和该蒸汽裂化器之间并且与该第二脱盐器和该蒸汽裂化器流体连通的第三脱盐器。
12.根据权利要求8至11中任一项所述的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该第一脱盐器流体连通的再循环管线。
13.根据权利要求12所述的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该储罐流体连通的再循环管线。
14.根据权利要求11至13中任一项所述的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该烃再循环管线流体连通的再循环管线。
15.一种用于从含有重质烃的烃进料中除去污染物的装置，该装置包括：
具有建立的电场的脱盐器；
与该脱盐器流体连通的储罐；
与该脱盐器和该储罐流体连通的烃再循环管线；和
与该脱盐器流体连通的蒸汽裂化器。
16.根据权利要求15所述的装置，还包括与该脱盐器和该蒸汽裂化器流体连通的缓冲罐。
17.根据权利要求15至16中任一项所述的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该储罐流体连通的再循环管线。
18.根据权利要求15至17中任一项所述的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该脱盐器流体连通的再循环管线。
19.根据权利要求15至18中任一项所述的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该烃再循环管线流体连通的再循环管线。
20.一种用于从含有重质烃的烃进料中除去污染物的装置，该装置包括：
缓冲罐；
在具有建立的电场的流体中的脱盐器，该脱盐器与该缓冲罐流体连通；和
与该缓冲罐流体连通的蒸汽裂化器。
21.根据权利要求20所述的装置，还包括与该脱盐器流体连通的储罐。
22.根据权利要求21所述的装置，还包括与该储罐和该脱盐器流体连通的第一泵，和与该储罐和该脱盐器流体连通的备用自动启动泵。
23.根据权利要求20至22中任一项所述的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该储罐流体连通的再循环管线。
24.根据权利要求20至23中任一项所述的装置，还包括与该蒸汽裂化器和该脱盐器流体连通的再循环管线。
25.一种用于从含有重质烃的烃进料中除去污染物的装置，该装置包括：
与第一脱盐器流体连通的储罐；
与该第一脱盐器流体连通的第二脱盐器；
与该第二脱盐器和该储罐流体连通的第一烃再循环管线；
与该第二脱盐器流体连通的蒸汽裂化器；
与该第二脱盐器和该蒸汽裂化器流体连通的缓冲罐；和
与蒸汽裂化器流体连通的纯化系统。
26.根据权利要求25所述的装置，其中该装置还包括与该纯化系统和该第一脱盐器流体连通的再循环管线。
27.一种由含有重质烃的烃进料生产轻质烃的方法，该方法包括：
将该烃进料加压以产生加压的烃进料；
在一个或多个换热器中加热该加压的烃进料从而产生加热的烃进料；
将该加热的烃进料与水混合以产生乳液，
从该乳液中至少分离脱盐的烃进料；
将该脱盐的烃进料的至少一部分储存在一个或多个缓冲罐中，和
在至少一个蒸汽裂化炉中热解该脱盐的烃进料的至少一部分和/或储存的脱盐的烃进料的至少一部分。
28.一种由含有重质烃的烃进料生产轻质烃的方法，该方法包括：
将该烃进料加压以产生加压的烃进料；
在一个或多个换热器中加热该加压的烃进料从而产生加热的烃进料；
将该加热的烃进料与水混合以产生乳液，
从该乳液中至少分离脱盐的烃进料；
将该脱盐的烃进料的至少一部分再循环到该混合上游的位置，和
在至少一个蒸汽裂化炉中热解该脱盐的烃进料的至少一部分。
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