CN103764798A - 提质烃热解产物 - Google Patents

Abstract

本发明涉及提质的热解产物，从烃类热解获得的产物的提质方法，该方法所用到的设备，以及提质的热解产物的用途。将从热解流出物回收的含焦油的物流与效用流体混合和随后进行加氢处理。

Description

提质烃热解产物

相关申请的交叉参考

本申请要求享有2011年8月31日提交的美国临时申请61/529565、2011年8月31日提交的美国临时申请61/529588和2012年6月8日提交的美国临时申请61/657299的权益和优先权，其全部内容引入本文。

发明领域

本发明涉及提质的热解产物，将从烃类热热解所获得的产物提质的方法，用于这些方法的设备，和提质的热解产物的用途。

发明背景

热解过程，例如蒸汽裂化可用于转化饱和烃为高附加值的产品如轻质烯烃，例如，乙烯和丙烯。除这些有用的产品以外，烃热解可能也生产显著数量的低附加值产品，例如蒸汽裂化器焦油(“SCT")。

一种常规SCT-提质方法包括对SCT的催化加氢处理以裂化SCT分子。该方法可以在250℃至380℃的温度范围内和在5400千帕至20500千帕的压力范围内进行操作，该过程可使用含有Co、Ni、或Mo中的一种或多种的催化剂；但明显的催化剂结焦能够被观察到。虽然催化剂结焦可以通过在升高的氢气分压，减少空间速度，以及在200℃至350℃的温度控制范围内的操作过程中被减少；但在这些条件下的SCT加氢处理不是所需要的，这是因为氢分压的增加将使该过程不够经济性，由于氢气和设备成本的增加，以及由于增高的氢分压，降低的空间速度，和降低的温度范围将会有利于不需要的氢化反应。

发明概述

在一个实施方案中，本发明涉及一种烃转化方法，该方法包括：

(a)提供第一混合物，其包含基于第一混合物的重量≥10.0wt%的烃；

(b)将第一混合物在热解条件下暴露于≥400℃的温度以产生包含≥1.0wt％的C₂不饱和物和≥0.1wt％重质焦油(Tar Heavies)的第二混合物，重量百分数基于第二混合物的重量；

(c)从所述第二混合物中分离第三混合物，其包含≥10.0wt％第二混合物的重质焦油，基于第二混合物的重质焦油的重量；

(d)提供效用流体，该效用流体包括芳族化合物和具有ASTM D8610％馏点≥60.0℃和90％馏点≤350.0℃；和

(e)在分子氢和效用流体存在下在催化加氢处理的条件下使第三混合物与至少一种加氢处理催化剂相接触以将至少一部分第三混合物转化为加氢处理的产物，其中(i)加氢处理的产物的粘度小于第三混合物的粘度并且(ii)加氢处理具有≤0.1wt％的焦炭产率，基于所述第三混合物的重量。

在另一个实施方案中，本发明涉及一种烃转化方法，该方法包括：

(a)提供烃混合物，其包含≥1.0wt％的C₂不饱和物和≥0.1wt％的重质焦油，重量百分数基于第二混合物的重量；

(b)将该烃混合物与效用流体相结合以产生进料混合物，该效用流体包括芳族化合物和具有ASTM D8610％馏点≥60.0℃和90％馏点≤350.0℃，其中进料混合物包括20.0wt％至95.0wt％烃混合物和5.0wt％至80.0wt％效用流体，基于进料混合物的重量；和

(c)在催化加氢处理条件下在分子氢的存在下将该进料混合物与至少一种加氢处理催化剂接触以将至少一部分进料混合物转化为加氢处理的产物，其中(i)加氢处理的产物的粘度小于烃混合物的粘度和(ii)该加氢处理具有≤0.1wt％的焦炭产率，基于进料混合物的重量。

任选地，本发明的某些实施方案，如前述一个或多个实施方案包括一个或多个以下特征：(i)第二混合物中包含≥0.5wt％的重质焦油，基于第二混合物总重量；(ii)第二混合物的重质焦油含有≥10.0wt％的重质焦油聚集物，这种聚集物在至少一个维度具有在10.0纳米至300.0纳米范围内的平均尺寸，且平均碳原子数≥50，重量百分数是基于在第二混合物中重质焦油的重量；(iii)该聚集物包括≥90.0wt％的重质焦油分子，该分子的C:H原子比为1.0-1.8，分子量在250至2500的范围内，熔点在100℃至700℃的范围内，并且其中所述第三混合物包含≥50.0wt%第二混合物的重质焦油聚集物，基于第二混合物的重质焦油聚集物的重量，以及(iv)该第三混合物包含≥90.0wt％的第二混合物的重质焦油聚集物，基于第二混合物的重质焦油聚集物的重量。

附图说明

图1示意性地展示了本发明的实施方案，其中在加氢处理阶段的下游利用分离级以分离和循环一部分加氢处理的产物来用作效用流体。

发明详述

本发明部分基于如下发现：催化剂结焦可以在包含显著数量的芳香族化合物，例如单环或双环芳族化合物的效用流体存在的情况下通过加氢处理这种SCT能够被减少。不同于传统的SCT加氢处理，该过程可以在相对于芳烃氢化作用有利于所需加加氢裂化化反应的温度和压力下操作。术语“SCT”是指(a)具有一个或多个芳族核及任选的(b)非芳族物质和/或非烃分子的烃类混合物，该混合物来自于烃热解和具有沸点范围≥约550°F(290℃)，例如，≥90.0wt%的SCT分子具有常压沸点≥550°F(290℃)。SCT可包括基于SCT的重量，例如，≥50.0wt%，≥75.0wt%，≥90.0wt%的烃分子(包括它们的混合物和它们的聚集物)，所述烃分子具有(i)一个或多个芳族核和(ii)≥约C₁₅的分子量。

已经发现，SCT包括显著数量的重质焦油(“TH”)。对于本说明书和所附权利要求中，术语“重质焦油”是指烃的热解产物，该TH具有常压沸点≥565℃并基于该产物的重量含有≥5.0wt％具有多个芳族核的分子。该TH在25.0℃典型地是固体和一般包括在25.0℃下不溶于5:1(体积:体积)比的正戊烷:SCT的SCT馏分(“常规戊烷萃取”)。该TH可以包括高分子量分子(例如MW≥600)，如沥青质和其它高分子量烃。术语“沥青质”是指庚烷不溶物，如通过ASTM D3279测定。例如，该TH可包含≥10.0wt％含有芳族核的高分子量分子，其可被以下的一种或多种：(i)相对低分子量的烷烃和/或烯烃，例如，C₁至C₃烷烃和/或烯烃，(ii)C₅和/或C₆环烷环，或(iii)噻吩环。一般来说，≥60.0wt％该TH的碳原子被包含在一个或多个芳族核内，基于该TH的碳原子重量，例如，在68.0wt％至78.0wt％的范围内。虽然不希望受任何理论或模型的束缚，也相信该TH形成具有相对平坦形态的聚集物，这是由于在TH分子之间的范德华吸引力的结果。该TH聚集物的大尺寸，其在它们的最大维度中可以在例如，十纳米至几百纳米(“nm”)的范围内，在催化加氢处理条件下导致低的聚集物流动性和扩散性。换言之，常规的TH转化受损于严重的质量传递限制，它导致TH转化成焦炭的高选择性。已经发现，SCT与效用流体相结合分解该聚集物成为单个的分子，例如，其在它们的最大维度内≤5.0nm及分子量在约每摩尔200克到每摩尔2500克范围内。这将导致SCT的TH的更大流动性和扩散性，从而在加氢处理条件下导致缩短的催化剂接触时间和较少向焦炭的转化。结果是，SCT转化可以在较低的压力，例如，在500psig至1500psig(34巴(表压)-100巴(表压))下运行，这将显著降低了成本和复杂性，相对于更高压力的加氢处理。本发明的优点还在于该SCT不是过度裂化的，使得在加氢处理过程中产生的轻质烃(例如，具有4个碳原子或更少的烃)的数量基于SCT的重量是≤5.0wt％。这进一步降低了在加氢处理过程中氢气的消耗量。

SCT不同于其他相对较高分子量的烃类混合物，如原油残留物(“渣油”)，例如，常压渣油或减压渣油和其它通常，例如，在石油和石油化学加工中遇到的物流。例如，SCT的芳族碳含量明显大于残油的芳族碳含量。SCT一般具有≥70.0wt％的芳族碳含量，基于SCT的重量，然而，渣油通常具有≤40.0wt%的芳族碳含量，基于残油的重量。为了研究清楚渣油和SCT之间的一些差异，两种代表性SCT样品和三种有表性渣油样品的选择的性能如下表1所示。另一个重要的区别是，焦油的沥青质的显著部分具有常压沸点<565℃。例如，SCT1中仅仅32.5wt％的沥青质具有常压沸点≥565℃。这不是对于渣油的情况，其中约100%的减压渣油的沥青质的常压沸点≥565℃。即使溶剂萃取是不完美的工艺过程，结果表明在残油，例如减压渣油中的沥青质，大多数是具有常压沸点≥1050°F(565℃)的较重分子。当在与用于减压渣油的那些大致相同的条件下经历庚烷溶剂萃取时，包含在SCT中的沥青质含有更大的百分比(以重量为基准)具有常压沸点<565℃的分子，相比于对于减压渣油的情况。就存在的金属和含氮化合物的相对量，SCT也不同于渣油。在SCT中，金属的总量是≤1000.0ppmw(百万分之一份，重量)，基于SCT的重量，例如，≤100.0ppmw，如≤10.0ppmw，该数量比原油减压渣油小得多，如在常压沸点≥565℃的渣油馏分中含有≥10.0wt％沥青质的那些(基于具有常压沸点≥565℃的渣油的总重量)。SCT中存在的总氮量是≤1000.0ppmw，基于SCT的重量，例如，≤100.0ppmw，如≤10.0ppmw，其量一般比这样的原油减压渣油小得多。

表1

*N.M.=未测量的

尽管在SCT的碳和氧含量(重量基准)方面与渣油相似，但SCT中的金属，氢，氮和硫的含量(重量基准)范围是相当低的。在SCT的运动粘度(cSt)在50℃下一般为≥1000，即使相对数量的具有≥565℃的常压沸点的SCT远小于渣油的情况。

SCT通常是通过烃热解的产物得到的。该热解方法包括，例如，热热解，例如利用水的热热解过程。一种这样的热解过程，蒸汽裂化，将在下文更详细地说明。本发明并不限定于蒸汽裂化，并且该描述不意味着排除在本发明的更广泛范围内使用其他热解过程。

通过热解获得SCT

常规的蒸汽裂化所利用的热解炉具有两个主要区段：对流段和辐射段。原料(第一混合物)进入该炉的对流段，其中将第一混合物中的烃组分通过与来自辐射段热烟道气的间接接触以及通过与第一混合物中蒸汽组分的直接接触进行加热和汽化。蒸气-汽化的烃混合物然后被引入辐射段并在其中发生裂化反应。从热解炉中将第二混合物引导出来，第二混合物包括从第一混合物的热解得到的产物和第一混合物中任何未反应的组分。至少一个分离阶段通常位于热解炉的下游，该分离阶段被用于从第二混合物中分离如下的一种或多种：轻烯烃，SCN，SCGO，SCT，水及第一混合物中未反应的烃组分等。该分离阶段可包括，例如，主分馏塔。任选地，冷却阶段位于热解炉和分离阶段之间。

在一个或多个实施方案中，SCT作为在一个或多个热解炉中，例如，在一个或多个蒸汽裂化炉中热解的产物获得。除SCT以外，这种炉通常产生(i)气相产物，如乙炔，乙烯，丙烯，丁烯中的一种或多种，和(ii)液相产物，其包含一种或多种C₅₊分子以及其混合物。液相产物通常一并进入到分离阶段，例如，主分馏器，用于分离如下的一种或多种：(a)包括蒸汽裂化石脑油(“SCN”，例如，C₅-C₁₀种类)以及蒸汽裂化瓦斯油(“SCGO”)的顶部馏分，该SCGO包括基于SCGO的重量≥90.0wt%常压沸点在约400°F至550°F(200℃至290℃)范围内的分子(例如，C₁₀-C₁₇种类)，以及(b)含有≥90.0wt%SCT的底部馏分，基于该底部馏分的重量，该SCT具有沸点约≥550°F(290℃)并且包括分子量是≥约C₁₅的分子及其混合物。

该热解炉中的进料是第一混合物，该第一混合物含有≥10.0wt%烃，基于所述第一混合物的重量，例如，≥15.0wt％，例如≥25.0wt％。虽然烃类可以包括，例如，一种或多种的轻质烃如甲烷，乙烷，丙烷等，也可以在本发明中采用包括显著数量的较高分子量烃的第一混合物，这是由于这些分子的热解通常会产生与低分子量烃的热解相比更多的SCT。作为例子，可以有利地使第一混合物包含≥1.0wt％在大气压下呈液相的烃，基于第一混合物的重量。

第一混合物可以进一步包含稀释剂，例如，以下的一种或多种：氮气，水等，例如，≥1.0wt％的稀释剂，基于所述第一混合物的质量，如≥25.0wt％。当所述热解是蒸汽裂化时，该第一混合物可以通过烃类与包含蒸汽的稀释剂，例如以0.2-4.0千克蒸汽每千克烃的比例，相结合来生产。

在一个或多个实施方案中，所述第一混合物的烃包含≥10.0wt%，例如≥50.0wt%，例如≥90.0wt%(基于烃的重量)以下的一种或多种：石脑油，瓦斯油，减压瓦斯油，原油，渣油，或渣油掺合物；包括含有≥约0.1wt％沥青质的那些。合适的原油包括，例如，高硫直馏原油，如富含多环芳族化合物的那些。任选地，所述第一混合物的烃组分包括硫，例如，≥0.1wt%硫，基于所述第一混合物中的烃组分的重量。例如，≥1.0wt%，例如在约1.0%至约5.0％重量范围内。任选地，至少一部分的该第一混合物的含硫分子，例如，≥10.0wt%的第一混合物的含硫分子，包含至少一个芳环(“芳族硫”)。当(i)第一混合物中的烃是包含≥0.1wt%芳族硫的原油或原油馏分和(ii)热解是蒸汽裂化时，则SCT含有显著数量来源于第一混合物中芳族硫的硫。例如，在SCT中硫含量高于第一混合物中的烃组分含量约为3至4倍，以重量为基准。

在具体的实施方案中，第一混合物的烃包括以下的一种或多种：原油和/或一种或多种原油馏分，如那些从常压管式蒸馏装置获得的哪些(“APS”)和/或真空管式蒸馏装置获得的哪些(“VPS”)。将原油和/或其馏分在第一混合物中包括之前任选地脱盐。在第一混合物中利用的原油馏分的例子是通过将从原油分离的APS底部馏分结合和随后通过APS底部馏分的VPS处理而生产。

任选地，该热解炉具有至少一个与其整合的气/液分离装置(有时被称为闪蒸槽或闪蒸罐)，用于提质第一混合物。当第一混合物中的烃组分包含≥约0.1wt％沥青质，基于第一混合物中的烃组分的重量，例如≥5.0wt％时，这样的气/液分离装置是特别适合的。常规的气/液分离装置可用于执行此操作，但本发明并不仅限于此。这种传统的气/液分离装置的实例包括公开于如下美国专利号中的那些：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；和7,235,705，它们的全部内容引入本文。合适的气/液分离装置同样也是被公开在美国专利6,632,351和7,578,929中，它们的全部内容引入本文。通常，当使用气/液分离装置时，离开该装置的气相的组成基本与进入该装置的气相的组成相同，和同样离开闪蒸罐的液相的组成基本与进入该装置的液相的组成相同，即，气/液分离装置中的分离基本上由进入该罐的两个相的物理分离组成。

在使用气/液分离装置与热解炉相整合的实施方案中，至少一部分第一混合物的烃组分被提供给热解单元的对流段入口，其中烃被加热使得至少一部分的烃是在气相中。当稀释剂(例如，蒸汽)被使用时，第一混合物的稀释剂组分在本部分中是任选地(但是优选地)加入并与烃组分混合以产生第一混合物。然后将第一混合物，其至少一部分是在气相，在至少一个气/液分离装置中闪蒸以从第一混合物分离并引导开至少一部分的第一混合物的高分子量分子，例如沥青质。底部馏分可以从气/液分离装置引导开来，该底部馏分包括≥10.0wt%(按重量基础)第一混合物的沥青质。当所述热解是蒸汽裂化和第一混合物的烃组分包含一种或多种原油或其馏分时，蒸汽裂化炉可以与在大约600°F到950°F的温度范围内以及约275千帕至约1400千帕的压力范围内，例如，在约430℃至约480℃的温度范围内和在约700千帕至760千帕压力范围内进行操作的气/液分离装置整合。来源于气/液分离装置中的顶部馏分可以通过在对流段中经历进一步加热，和然后通过交叉管道引入辐射段，其中将顶部馏分被暴露在温度≥760℃及压力≥0.5巴(g)，例如，温度在约790℃至约850℃的范围内及压力在约0.6巴(g)至约2.0巴(g)中，以进行第一混合物中烃组分的热解(例如，裂化和/或重整)。

在对流段入口的下游和至辐射段的交叉管道的上游具有气/液分离装置的一个优点在于它增加了可直接用作第一混合物中的烃组分而没有预处理的烃类型的范围。例如，第一混合物的烃组分可包含≥50.0wt%，例如≥75.0wt%，例如≥90.0wt%(基于所述第一混合物中的烃组分的重量)的一种或多种原油，甚至高环烷酸含量的原油及其馏分。具有高环烷酸含量的进料尤其是产生高数量焦油的那些以及当至少一个气/液分离装置与热解炉整合时是特别合适的。如果需要，第一混合物的组成可以随着时间而改变，例如，通过在第一时间段内利用含有第一烃组分的第一混合物和然后在第二时间段内利用含有第二烃组分的第二混合物，所述第一和第二烃基本上是不同的烃或基本上是不同的烃混合物。所述第一和第二时间段可以是基本上相等的持续时间，但是这不是必需的。交替的第一和第二时间段可以按顺序连续地或半连续地进行(例如，在“模块式”操作)，如果需要的话。本实施方案可以用于不兼容的第一和第二烃组分(即，其中第一和第二烃类组分是在环境条件下并不足够相容以共混的混合物)的连续热解。例如，包括直馏原油的第一烃组分可以用于在第一个时间段中产生第一混合物以及蒸汽裂化焦油用于在第二时间段产生第一混合物。

在其他实施方案中，不使用蒸气/液体分离装置。例如当第一混合物的烃包括原油和/或一种或多种其馏分时，热解条件可以是常规蒸汽裂化条件。合适的蒸汽裂化条件包括，例如，将第一混合物暴露在温度(在辐射出口处测量)≥400℃条件下，例如在400℃至900℃的范围内，和压力≥0.1巴，持续在约0.01秒至5.0秒范围的裂化停留时间。在一个或多个实施方案中，第一混合物包含烃和稀释剂，其特征在于，第一混合物的烃基于第一混合物的烃的重量包含≥50.0wt%如下的一种或多种：蜡状渣油，常压渣油，石脑油，渣油掺合物，或原油。稀释剂包括，例如，≥95.0wt％水，基于稀释剂的重量。当第一混合物包含10.0wt%至90.0wt%的稀释剂时，基于所述第一混合物的重量，这种热解条件一般包括以下的一种或多种：(i)在760℃至880℃范围内的温度；(ii)在1.0至5.0巴(绝对)范围内的压力；或(iii)在0.10秒至2.0秒范围内的停留时间。

第二混合物被引导出热解炉，第二混合物通过通过热解来自于第一混合物。当规定的热解条件被利用时，所述第二混合物一般包含≥1.0wt％的C₂不饱和物和≥0.1wt%的TH，重量百分数基于第二混合物的重量。任选地，所述第二混合物包含≥5.0wt％的C₂不饱和物和/或≥0.5wt%的TH，如≥1.0wt％的TH。虽然第二混合物一般含有所需轻烯烃，SCN，SCGO，SCT，和第一混合物中未反应的组分(例如，在蒸汽裂化情况下的水，但在一些情况下未反应的烃)的混合物，这其中每种物质的相对数量一般取决于例如，第一混合物的组成，热解炉结构，在热解过程中的工艺条件等等。第二混合物通常被引离热解部分，例如，用于冷却和/或分离阶段。

在一个或多个实施方案中，第二混合物的TH包括≥10.0wt%的TH聚集物，其在至少一个维度具有在10.0纳米至300.0纳米范围内的平均尺寸和碳原子的平均数≥50的范围，重量百分数基于在第二混合物中重质焦油的重量。通常，聚集物包括≥50.0wt%，例如≥80.0wt％，如≥90.0wt%的具有C:H原子比在1.0-1.8的范围内，分子量在250至5000的范围内和熔点在100℃至700℃范围内的TH分子。

尽管不是要求的，本发明是与在热解炉下游冷却第二混合物相容，例如，第二混合物可以使用包括输送线换热器的系统进行冷却。例如，输送线换热器可以冷却工艺物流至约1000°F(540℃)至约1100°F(600℃)的温度范围内，以有效地产生超高压蒸汽，其可以被该工艺过程利用或被传导走。如果需要，第二混合物通常可以在典型地炉出口和分离阶段之间的点经历进行直接骤冷。骤冷可以通过将所述第二混合物与液体骤冷物流接触来实现，以代替采用输送线变换器的处理，或者除输送线变换器以外。当与至少一个输送线换热器结合使用时，骤冷液优选在传输管线换热器下游的点引入。合适的骤冷液包括液体骤冷油，如那些通过下游的骤冷油分离罐获得的那些，热解燃料油和水，其可以从常规来源获得，例如，冷凝的稀释蒸汽获得。

分离阶段通常被采用在热解炉的下游用于从第二混合物中分离如下的一种或多种：轻烯烃，SCN，SCGO，SCT，或水。常规的分离设备可以用于分离阶段，例如一个或多个闪蒸鼓，分馏塔，水骤冷塔，间接冷凝器等，如在美国专利8,083,931中所述的那些。在分离阶段，第三混合物可以从所述第二混合物中分离出来，及所述第三混合物包含≥10.0wt%第二混合物的TH，基于第二混合物的TH的重量。当所述热解是蒸汽裂化，所述第三混合物通常包括SCT，它例如，从SCGO物流和/或蒸汽裂化装置的主分馏塔的底部物流，从闪蒸鼓底部物流(例如，位于热解炉下游和主分馏塔上游的一个或多个闪蒸鼓的底部物流)，或它们的组合获得。例如，第三混合物包括≥50.0wt%的SCT，基于所述第三混合物的重量，如≥75.0wt%，或≥90.0wt%，或≥99.0wt％。

在一个或多个实施方案中，第三混合物包含≥50.0wt%的第二混合物的TH，基于第二混合物的TH的重量。例如，第三混合物可以包括≥90.0wt%的第二混合物的TH，基于第二混合物的TH的重量。第三混合物可以具有，例如，(i)硫含量在0.5wt％至7.0wt％范围内，(ii)TH含量在5.0wt％至40.0wt％范围内，重量百分数基于所述第三混合物的重量，(iii)在15.0℃时的密度为1.01g/cm³至1.15g/cm³的范围内，如在1.07g/cm³至1.15g/cm³的范围内，和(iv)在50℃粘度在200cSt至1.0×10⁷cSt的范围内。

第三混合物可包括TH聚集物。在一个或多个实施方案中，第三混合物包含≥50.0wt%的第二混合物的TH聚集物，基于第二混合物的TH聚集物的重量。例如，第三混合物可以包括≥90.0wt%的第二混合物的TH聚集物，基于第二混合物的TH聚集物的重量。

第三混合物通常被引导离开分离阶段是为了第三混合物在效用流体存在下的加氢处理过程。现在更详细地描述本发明中有用的效用流体例子。本发明并不限于使用这些效用流体，并且该描述并不意味着将本发明更宽范围的其他效用流体排除在外。

效用流体

效用流体被用于第三混合物(例如，SCT物流)的加氢处理。已经发现，在规定的效用流体的存在下将规定的第三混合物加氢处理导致在加氢处理期间增加的运行长度并且能够提高加氢处理的产物的特性。一般而言，效用流体组成包括芳烃，即，包括具有至少一个芳族核的分子。在某些实施方案中，该效用流体包含≥40.0wt%芳族碳，基于效用流体的重量，如≥60.0wt%。芳族碳的数量可通过核磁共振，(例如，¹³C NMR)来确定。该效用流体具有ASTM D8610%馏点≥60℃和90%馏点≤350℃。任选地，该效用流体(其可以是一种溶剂或溶剂的混合物)具有ASTM D8610%馏点≥120℃，例如，≥140℃，比如≥150℃和/或ASTM D8690％馏点≤300℃。

在一个或多个实施方案中，该效用流体(i)具有在285℃至400℃的范围内的临界温度，以及(ii)包含≥80.0wt%的1-环芳族化合物和/或2-环芳族化合物，包括它们的烷基官能化衍生物，基于该效用流体的重量。例如，该效用流体可以包括，例如，≥90.0wt%的单环芳族化合物，包括具有一个或多个烃基取代基的那些，如1至3个或1至2个的烃基取代基。这些取代基可以是与所有溶剂蒸馏特性相一致的任何烃基。这类烃基的例子包括，但不仅限于选自C₁-C₆烷基的那些，其中该烃基基团可以是支链或直链的和烃基基团可以是相同的或不同的。任选地，效用流体基于效用流体的重量包括≥90.0wt%如下的一种或多种：苯，乙苯，三甲苯，二甲苯，甲苯，萘，烷基萘(例如，甲基萘)，四氢化萘，或烷基四氢化萘(例如，甲基四氢化萘)。通常需要效用流体基本上不含有具有烯基功能的分子，尤其是在采用在这些分子存在下具有焦炭形成的倾向的加氢处理催化剂的实施方案中。在一个实施方案中，该效用流体包含≤10.0wt%具有烯基功能的C₁-C₆侧链，基于效用流体的重量。

在某些实施方案中，该效用流体包括SCN和/或SCGO，例如，从在蒸汽裂化操作条件下操作的热解炉的下游的主分馏器中从第二混合物分离的SCN和/或SCGO。该效用流体可以包括，例如，≥50.0wt%分离的瓦斯油，基于效用流体的重量。在某些实施方案中，至少一部分效用流体从加氢处理的产物获得，例如，通过分离并重新循环一部分具有常压沸点≤300℃的加氢处理的产物。可选择地，效用流体包括加氢处理的SCN和/或SCGO，例如，≥50.0wt%的加氢处理的SCN和/或SCGO，基于效用流体的重量。

一般而言，效用流体中含有足够量的具有一个或多个芳族核的分子以有效地增加在第三混合物的加氢处理过程中的运行长度。例如，该效用流体可以包含≥50.0wt%具有至少一个芳族核的分子，例如，≥60.0wt%，例如≥70wt%，基于效用流体的总重量。在一个实施方案中，该效用流体包含(i)≥60.0wt%具有至少一个芳族核的分子及(ii)≤1.0wt%具有烯基官能团的C₁-C₆侧链，此重量百分数基于效用流体的重量。

加氢处理过程中效用流体和第三混合物的相对数量通常为从约20.0wt％至约95.0wt%范围内的第三混合物和从约5.0wt％至约80.0wt％范围内的效用流体，基于效用流体加上第三混合物的总重量。例如，在加氢处理过程中效用流体和第三混合物的相对数量可以是(i)约20.0wt％至约90.0wt%范围内的第三混合物和约10.0wt％至约80.0wt％范围内的效用流体，或(ii)约40.0wt％至约90.0wt％范围内的第三混合物，和约10.0wt%至约60.0wt％范围内的效用流体。至少一部分该效用流体可以与至少一部分该第三混合物在加氢处理容器或加氢处理区中进行组合，但这不是必需的，并且在一个或多个实施方案中至少一部分的效用流体和至少一部分第三混合物被作为单独的物流提供和在进入加氢处理容器或加氢操作区之前(例如：在其上游)结合在一个进料物流。

加氢处理

在效用流体存在下第三混合物的加氢处理可发生在一个或多个加氢处理阶段中，该阶段包括一个或多个加氢处理容器或区域。其中发生催化加氢处理活性的加氢处理阶段中的容器或区域一般包括至少一种加氢处理催化剂。该催化剂可以是混合的或堆叠的，例如当催化剂是在加氢处理容器或区域中一个或多个固定床的形式时。

常规的加氢处理催化剂可被用于在效用流体存在情况下第三混合物的加氢处理过程，如被规定用于渣油和/或重油的加氢处理的那些，但本发明并不限于此。合适的加氢处理催化剂包括具有(i)一种或多种本体金属和/或(ii)在载体上的一种或多种金属的那些。该金属可以是单质形式或以化合物的形式存在。在一个或多个实施方案中，加氢处理催化剂包含来自元素周期表中第5至10族任何一个(表格式的元素周期表，默克索引，默克公司，1996)。这类催化金属的例子包括，但不限于，钒，铬，钼，钨，锰，锝，铼，铁，钴，镍，钌，钯，铑，锇，铱，铂，或它们的混合物。

在一个或多个实施方案中，该催化剂中每克催化剂的有5至10族金属的总量至少为0.0001克，或至少为0.001克或至少为0.01克，基中克数在元素基础上计算。例如，催化剂可以包含5至10族金属的总量范围是从0.0001克至0.6克，或从0.001克至0.3克，或从0.005克至0.1克，或为0.01克至0.08克。在一个特定的实施方案中，催化剂还包含至少一种第15族元素。优选的第15族元素是磷。当15族元素被使用时，该催化剂可包括第15族元素的范围内的总量是从0.000001克至0.1克，或从0.00001克至0.06克，或从0.00005克到0.03克，或从0.0001克至0.001克，其中克计算以元素为基准。

在一个实施方案中，催化剂包含至少一种第6族金属。优选的第6族金属的例子包括铬，钼和钨。该催化剂可含有，每克催化剂，第6族金属总量至少为0.00001克，或者至少为0.01克，或者至少为0.02克，其中克计算以元素为基准。例如，每克催化剂中包含第6族金属总量范围从0.0001克至0.6克，或从0.001克至0.3克，或从0.005克至0.1克，或为0.01克至0.08克的范围，其中克数计算以元素为基准。

在相关的实施方案中，催化剂包含至少一种第6族金属，并进一步包括至少一种来自于第5族，第7族，第8族，第9族，或10族的金属。这种催化剂可以包含，例如，第6族金属与第5族金属的摩尔比应在0.1至20，1至10，或2至5的范围内金属的组合，其中所述比率是以元素为基准。或者，所述催化剂将含有第6族金属与第7至10族中金属总量的摩尔比应在0.1至20，1至10，或2至5的范围内金属的组合，其中所述比率是以元素为基准。

当催化剂包含至少一种第6族金属和一种或多种来自于第9或第10族的金属，例如，钼-钴和/或钨-镍，这些金属可以共存，例如，第6族金属与第9和第10族的金属的摩尔比范围应为从1至10，或2至5，其中的比率为以元素为基准。当催化剂包含至少一种第5族金属和至少一种第10族金属，这些金属可以共存，例如，第5族金属与第10族的摩尔比范围应为1至10，或从2至5，其中的比率为以元素为基准。催化剂还包括无机氧化物，例如，作为粘合剂和/或载体，在本发明的范围之内。例如，催化剂可以包括(i)≥1.0wt%选自周期表第6、8、9和10族的一种或多种金属及(ii)≥1.0wt%的无机氧化物，重量百分数基于催化剂的重量。

本发明设想向载体上引入(或者在载体上沉积)一种或多种催化金属，如第5至10族和/或第15族的一种或多种金属以形成加氢处理催化剂。该载体可以是多孔材料。例如，载体可以包括一种或多种难熔氧化物，多孔碳基材料，沸石或它们组合。合适的难熔氧化物包括，例如，氧化铝，二氧化硅，二氧化硅-氧化铝，氧化钛，氧化锆，氧化镁，以及它们的混合物。合适的多孔碳基材料包括活性炭和/或多孔石墨。沸石的例子包括，例如，Y-沸石，β沸石，丝光沸石，ZSM-5型沸石，和镁碱沸石。载体材料的其它实例包括γ-氧化铝，θ-氧化铝，δ-氧化铝，α-氧化铝，或者它们的组合。每克催化剂载体中γ-氧化铝，δ-氧化铝，α-氧化铝或它们的组合的总量，控制在范围为0.0001克至0.99克，或从0.001克至0.5克，或为0.01克至0.1克，或最多0.1克，如通过x-射线衍射测定。在特定的实施方案中，加氢处理催化剂为负载型催化剂，该载体包含至少一种氧化铝，例如，θ-氧化铝，其含量在0.1克至0.99克，或范围从0.5克至0.9克，或从0.6克至0.8克，数量是每克载体。氧化铝的量可以使用例如，X-射线衍射来确定。在替代实施方案中，载体可以包括至少0.1克，或者至少为0.3克，或者至少为0.5克，或至少0.8克的θ-氧化铝。

当载体被使用时，该载体可以用所需的金属浸渍以形成加氢处理催化剂。该载体可以在从400℃至1200℃，或自450℃至1000℃，或从600℃至900℃的温度范围内经过热处理，在用金属浸渍之前。在某些实施方案中，加氢处理催化剂可以通过添加或合并第5至10族的金属到载体的成热处理的混合物来形成。这种类型的形成通常被称为在载体材料的顶部覆盖这些金属。任选地，在结合载体与一种或多种催化金属之后将所述催化剂进行热处理，例如，在温度从150℃至750℃，或从200℃至740℃的范围内或自400℃至730℃的温度范围内。任选地，将催化剂在400℃和1000℃的温度范围内在热空气和/或富氧空气中热处理，以除去挥发性物质，使得所述第5族至第10族的至少一部分金属被转化为它们相应的金属氧化物。在其它实施方案中，该催化剂可以在氧气(如空气)的存在下热处理，其温度范围从35℃至500℃，或从100℃至400℃，或从150℃到300℃。热处理可以进行在1至3小时范围内的时间，以除去大部分挥发性组分，而不用转化第5至10族的金属成为它们的金属氧化物形式。通过这样的方法制备的催化剂一般称为“未煅烧的”催化剂或“干燥的”。这样的催化剂可以结合硫化方法来制备，及第5至10族的金属基本上被分散在载体之中。当催化剂包含θ-氧化铝载体和一种或多种第5至10族的金属时，该催化剂通常在≥400℃的温度下进行热处理以形成加氢处理催化剂。典型地，这种热处理在≤1200℃的温度下进行。

催化剂可以是在成形的形态，例如，以下的一种或多种：盘，粒料，挤出物等等，虽然这不是必需的。这种成形形状的非限制性实例包括具有圆柱形对称性及直径在从约0.79毫米到约3.2毫米(1/32至1/8英寸)，从约1.3毫米到约2.5毫米(1/20至1/10英寸)，或从约1.3毫米到约1.6毫米(1/20至1/16英寸)的范围内的那些。同样大小的非圆柱形的形状是本发明中涉及的，例如，三叶形，四叶形等。任选地，该催化剂具有从50-500牛顿/厘米，或60-400牛顿/厘米，或100-350牛顿/厘米，或200-300牛顿/厘米，或220-280牛顿/厘米的范围内的平板耐压强度。

多孔催化剂，包括具有常规孔隙特征的那些，均在本发明涉及的范围之内。当多孔催化剂被使用时，该催化剂可具有的孔隙结构，孔隙大小，孔隙体积，孔隙形状，孔隙表面积等，在是常规加氢处理催化剂的特征的范围内，但本发明并不限于此。例如，该催化剂可具有中值大小的孔径，这样可有效的加氢处理SCT分子，例如具有中值大小的孔径从30埃到1000埃，或50埃到500埃，或60埃到300埃的范围内的催化剂。孔径可根据ASTM方法D4284-07压汞法来确定。

在具体的实施方案中，加氢处理催化剂具有范围为50埃至200埃的中值孔径。或者，加氢处理催化剂具有范围为90埃到180埃，或100埃至140埃，或110埃至130埃的中值孔径。在另一个实施方案中，加氢处理催化剂的中值孔径范围为50埃至150埃。或者，加氢处理催化剂具有中值孔径的范围为60埃到135埃，或从70埃至120埃。在又一替代方案中，具有一个具有较大的中值孔径的加氢处理催化剂被利用，例如，那些具有中值孔径在从180埃至500埃，或200埃至300埃，或230埃至250埃的范围内。

通常，加氢处理催化剂的孔径分布不是为了很大而达到显著劣化催化剂的活性或选择性。例如，在加氢处理催化剂可具有孔径分布，其中至少60％孔的孔径在中值孔径的45埃，35埃，或25埃之内。在某些实施方案中，所述催化剂具有中值孔径的范围为从50埃至180埃，或从60埃至150埃，其中至少60％的孔的孔径在中值孔径的45埃，35埃或25埃之内。

在多孔催化剂被使用时，该催化剂可具有，例如，孔体积≥0.3立方厘米/克，例如≥0.7立方厘米/克，或≥0.9立方厘米/克。在某些实施方案中，孔体积的范围可以从0.3立方厘米/克至0.99立方厘米/克，0.4立方厘米/克至0.8立方厘米/克，或0.5立方厘米/克至0.7立方厘米/克。

在某些实施方案中，相对大的表面面积是可取的。作为一个例子，在加氢处理催化剂可具有的表面积≥60平方米/克，或≥100平方米/克，或≥120平方米/克，或≥170平方米/克，或≥220平方米/克，或≥270平方米/克；如在从100平方米/克至300平方米/克，或120平方米/克至270平方米/克，或130平方米/克至250平方米/克，或170平方米/克至220平方米/克的范围内。

使用规定的加氢处理催化剂对规定数量的第三混合物和效用流体进行加氢处理导致改进的催化剂寿命，例如，允许加氢处理阶段操作至少3个月，或者至少6个月，或者至少1年而没有在加氢处理区或接触区中催化剂的替换。与如果不采用效用流体的情况相比，催化剂寿命通常是长>10倍，例如≥100倍，例如≥1000倍。

加氢处理是在氢气存在的条件下，例如，(i)通过在加氢处理的上游结合分子氢与第三混合物和/或效用流体和/或(ii)在一个或多个管道或线路中引导分子氢至加氢处理阶段而进行。虽然相对纯净的氢分子可以用于加氢处理，通常需要利用“处理气体”，其中含有加氢处理需要的足够的分子氢的和任选其他物种(例如，氮和轻质烃例如甲烷)，它们一般不会造成不利影响或者干扰反应或产品。未使用的处理气体可从加氢处理的产物被分离进行再利用，一般在除去不需要的杂质，例如硫化氢H₂S和氨NH₃之后。该处理气体可含有体积分数≥约50％的氢分子，例如，体积分数≥约75%，基于被引导至加氢处理阶段的处理气体的总体积。

任选地，加氢处理阶段分子氢的供给量范围为约从300SCF/B(标准立方英尺/桶)(53S m³/m³)到5000SCF/B(890S m³/m³)，其中B表示第三混合物的桶。例如，氢分子可以在范围为1000SCF/B(178S m³/m³)到3000SCF/B(534S m³/m³)来提供。在规定的效用流体，分子氢和催化有效数量的规定加氢处理催化剂存在下在催化加氢处理条件下对第三混合物进行加氢处理产生加氢处理的产物，其包括例如，提质的SCT。合适的催化加氢处理条件的例子下面将更详细地说明。本发明并不限于这些条件，并且该描述并不意味着将排除其它与本发明的相关的更宽范围内加氢处理条件。

该加氢处理通常在加氢转化条件下进行，例如，在进行如下一种或多种的条件下：规定第三混合物的加氢裂化(包括选择性加氢裂化)，氢化作用、氢化处理、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱金属、加氢异构化作用或加氢脱蜡。加氢处理反应可以在至少一个位于例如，在加氢处理阶段中在热解阶段和分离阶段下游的容器或区域中进行。规定的第三混合物通常在容器或区域中与加氢处理催化剂，在效用流体和分子氢存在下相接触。催化加氢处理条件可包括，例如将组合的稀释剂-第三混合物暴露在从50℃到500℃或从60℃到440℃或从70℃至430℃或从80℃到420℃的温度范围内接近于分子氢和加氢处理催化剂。例如，在从300℃至500℃，或350℃至420℃，或360℃至400℃的温度范围内可以被利用。组合的稀释剂-第三混合物的液时空速(LHSV)一般为0.1h^-1至30h^-1，或者0.4h^-1至25h^-1，或者0.5h^-1至20h^-1的范围内。在一些实施方案中，LHSV为至少5h-¹，或至少10h^-1，或至少15h^-1。加氢处理过程中的分子氢分压通常为0.1兆帕至8兆帕或1兆帕至7兆帕，或2兆帕至6兆帕，或3兆帕至5MPa的范围内。在一些实施方案中，分子氢分压是≤7兆帕，或者≤6兆帕，或者≤5兆帕，或≤4兆帕，或者≤3兆帕，或者≤2.5兆帕，或≤2兆帕。加氢处理的条件可以包括，例如以下的一个或多个：温度范围在300℃至500℃，压力范围在15巴(绝对)至135巴，例如20巴至120巴或20巴至100巴，空间速度的范围在0.1到5.0，和分子氢消耗速率为约50标准立方米/立方米(S m³/m³)至约450S m³/m³(300SCF/B至2500SCF/B)，基于第三混合物的桶。在一个或多个实施方案中，加氢处理条件包括如下的一个或多个：温度范围380℃至430℃，压力范围21巴(绝对)至81巴(绝对)，空间速度(LHSV)范围为0.2至1.0，和分子氢消耗速率为约70S m³/m³至约270S m³/m³(400SCF/B至1500SCF/B)，基于焦油的体积。当使用规定的催化剂在这些条件下操作时，TH加氢转化的转化率通常是≥25.0％，此以重量为基础，例如，≥50.0%。

本发明的一个实施方案示意性地展示于图1。将原料包括(i)焦油，如SCT，通过管道1提供以及(ii)效用流体通过管道9提供，将两者结合产生第一混合物，而该第一混合物通过管道8至加氢处理反应器2为了在一个或多个规定的加氢处理条件下进行加氢处理。该效用流体可以从外部源通过管道10来获得，从反应器2中或它们的组合的下游的合适的来源获得。处理气体(包括分子氢)通过一个或多个管道(未示出)引入反应器2。反应器流出物通常包括(i)气相混合物及(ii)通常以液相存在的加氢处理的产物。气相混合物可包括例如，硫化氢，分子氢，甲烷和分子量≤16的其他轻气体。加氢处理的产物包括加氢处理的焦油以及通常还包括来源于加氢处理过程的效用流体的某些化合物和未参与反应的效用流体。在产生的和任何未反应的效用流体在来自公用流体的某些化合物。反应器的流出物通过管道3引导到分离阶段4。

阶段4可被用于从反应器流出物分离(i)气相混合物和(ii)加氢处理的产物。任选地，一部分加氢处理的产物可通过管道7被分离和引离分离阶段4，用于制造效用流体。例如，至少一部分的(i)任何未转化的效用流体以及(ii)与效用流体具有大致相同范围的常压沸点的化合物被从加氢处理的产物中分离并通过管道7循环使用来用于制造效用流体。通过管道3被引导到分离阶段4包括至少一部分气相混合物的废气被分离并且通过管道6被引离该过程。该加氢处理的产物可以通过管道5引离阶段4。阶段4可以利用常规的分离手段，例如，一个或多个闪蒸槽，分离器，分馏塔，膜，吸收剂等，但本发明并不限于此。

加氢处理的产物

在一个或多个实施方案中，本发明还包括从加氢处理阶段引离加氢处理的产物(例如，加氢处理流出物的液相部分)，和然后再从该加氢处理的产物分离第四混合物，该第四混合物包括≥90.0wt%的具有常压沸点≤300℃的分子，基于第四混合物的重量。在分离出第四混合物之后加氢处理的产物的剩余物一般包括第五混合物，第五混合物的硫含量≤0.5倍该第三混合物(重量基准)，和TH含量≤0.7倍第三混合物TH的含量。一般地，第五混合物包含≥20.0wt%的加氢处理的产物，例如，≥40.0wt%，基于所述加氢处理的产物的重量，如在20.0wt％至70.0wt%的范围内或40.0wt%至60.0wt%的范围内。当加氢处理是在前面部分中规定的条件下采用规定的第三混合物作为进料操作，第五混合物一般具有密度≥1.00g/cm³且粘度是第三混合物粘度的≤90.0％，例如第三混合物粘度的≤75.0％。通常，≥50.0wt％的第五混合物是以具有碳原子数≥16的多核芳族分子的形式存在，基于第五混合物的重量，例如，≥75.0wt%，例如≥90.0wt%。任选地，≥50.0wt%的第五混合物是以多核芳族分子的形式存在。这些可以具有，例如，从25到40的范围内的碳原子数目，基于第五混合物的重量。

如果需要的话，至少一部分第四混合物和/或至少一部分第五混合物可以被使用在该过程中和/或引离用于贮存或进一步处理。例如，与第三混合物相比相对低粘度的第五混合物可以使得较为理想的利用至少一部分的第五混合物作为稀释剂(例如冲淡剂)用于将高粘度底部馏分引离气-液分离装置，例如与热解炉整合的那些。在一个或多个实施方案中，≥10.0wt%的第五混合物(按重量计算)例如，≥50.0wt%，例如≥75.0wt%，可与≥10.0wt%(按重量计算)的底部馏分，例如，≥50.0wt%，例如≥75.0％合并，以减轻底部物质的粘度。在某些实施方案中，所述第四混合物中的至少一部分在加氢处理阶段的上游被再循环以用作效用流体。例如，≥10.0wt%的第四混合物可以用作效用流体，如≥90.0wt%，基于所述第四混合物的重量。当第四混合物的量不足以产生所需量的效用流体时，效用流体的补充部分可以从另一个来源被提供给该过程。

在一个或多个实施方案中，低和高沸程切割馏分从至少一部分的第五混合物分离，例如在约320℃至约370℃温度范围内的切割点，例如约334℃至约340℃的范围内。在此范围内的切割点，≥40.0wt%的第五混合物通常包含在低沸点馏分，例如，≥50.0wt%，基于所述第五混合物的重量。较低沸点馏分的至少一部分可以被用作冲淡剂，例如，用于冲淡气/液分离器底部馏分，主分馏塔塔底等。高沸点馏分的至少一部分可以被用作燃料。

任选地，或另外，该过程可以进一步包括将至少一部分加氢处理的产物，例如，至少一部分第五混合物氢化，以生产环烷类润滑油。

实施例1

SCT1，具有列表1中所示的特点，被从主分馏器塔底得到，主分馏塔位于热解炉的下游。将该SCT包括重量百分数≥98.0％三甲苯的与效用流体结合以产生含有60.0％的SCT和重量百分数40.0％的效用流体的混合物，基于混合物的重量。

不锈钢固定床反应器被用于加氢处理SCT1-效用流体混合物，该反应器具有7.62毫米的内径和三个加热块。该反应器由一个三区炉加热。反应器的中央部分被装入12.6克的常规Co-Mo/Al₂O₃渣油加氢精制催化剂，RT-621，尺寸为40-60目。在中央区的任一侧的反应器区域中装入80至100目碳化硅。装载后，反应器使用分子氮在压力68巴(绝压)下进行压力测试，随后使用分子氢。

在催化剂硫化期间，200立方厘米的硫化溶液逐渐在以下时间间隔引入到反应器中。该硫化溶液包括重量百分数为80％的130N润滑油基础油料和重量百分数20％二硫化乙烷，基于硫化溶液的重量。硫化溶液具有每100cm³的硫化溶液0.324摩尔硫的硫含量。最初，硫化溶液在速率为60cm³/hr及在51巴(绝对)的压力下和25℃的温度下引入。约一小时后，将速度降至每小时2.5立方厘米和分子氢以每分钟20标准立方厘米的速度被引入，同时将催化剂暴露于25℃的温度下。引入分子氢后，将催化剂暴露于以每分钟1℃升温速度的温度中，直至达到110℃的温度，然后维持110℃一小时。将催化剂再次暴露于以每分钟1℃升温速度的温度中，直至达到250℃的温度，然后保持250℃的温度12小时。将催化剂再次暴露于以每分钟1℃升温速度的温度中，直至达到340℃的温度，然后保持340℃的温度直至所有的200立方厘米硫化溶液被消耗掉，即，硫化溶液的消耗从硫化作用的开始被测量。

硫化后，将SCT1-效用流体混合物在6.0cm³/hr(0.34LHSV)的速率下引入。将反应器温度以每分钟1℃的速率升高，直到达到在375℃至425℃范围内的温度。该混合物和硫化的催化剂暴露在温度为375℃至425℃范围内，在51巴(绝对)至82巴(绝对)的压力范围内，和54立方厘米/分钟的分子氢的流量范围内(3030SCF/B)。

加氢处理进行了80天，具有常压沸点≥565℃的SCT分子的转化率恒定在约60％(重量基准)超过80天的期间，表示无显著催化剂结焦。基本恒定的分子氢的消耗率195S m³/m³，基于SCT-1的体积(在约±10％内)在超过80天的期间内指示SCT氢化的相对较低水平。为方便比较，如果明显的芳烃加氢发生耗氢量将远超过195S m³/m³。

总液体产品(TLP)被从加氢处理过程引离，80天的加氢试验中的第8及20天进行采样。旋转蒸发器被用于从该TLP除去具有常压沸点的≤300.0℃的分子，如三甲苯溶剂。分析在旋转蒸发分离之后TLP的剩余部分(提质的SCT)的硫含量和粘度用于与SCT-1进料比较。

这些分析结果显示，提质后的SCT样品中含有0.06wt％的硫(第8天的样品)和0.3wt％硫(第20天的样品)，该数量要比在SCT-1进料中2.18wt％的硫少得多。研究结果还表明，5.8cSt在50℃(第8天的样品)和12.8cSt在50℃的动力粘度的显著改善，相对于SCT-1在50℃(第20天的样品)的988cSt数值。

实施例2

重量百分数为40.0％的第二SCT样品(SCT2，来自表1)和用于实施例1中重量百分数为60.0％效用流体结合，以产生SCT-效用流体的混合物。将该混合物在反应器中加氢处理，其基本上类似于实施例1中使用的，利用基本上与实施例1相同的催化剂。所述催化剂经过与实施例1中基本相同的硫化处理，和加氢处理条件也大致相同。加氢处理过程进行大于30天而无明显的催化剂失活。本实施例证明，SCT加氢处理可以被利用即使在SCT在50℃，具有运动粘度≥7000cSt的情况下。

实施例3

将SCT1蒸馏以产生含有重量百分数为50％的SCT-1的塔底馏分，基于SCT-1的重量。塔底馏分，其在室温下呈固体，具有大约430℃的T₁₀和大约560℃的T₄₅。混合物是通过重量百分数为60.0％的塔底馏分和重量百分数为40.0％的实施例1中所用的效用流体结合产生的，上述重量百分数是基于所述混合物的重量。将该混合物在与实施例1中采用的相同反应器，在基本相同的工艺条件下进行加氢处理。所使用的催化剂与实施例1中基本相同。和硫化采用基本相同的方式。加氢处理进行了15天而没有混合物的565℃下的转化显著变化，这表明没有显著催化剂结焦，催化剂具有良好的稳定性。

本实施例证明，通过处理仅仅具有最高粘度和最低氢含量的SCT的馏分，反应器大小和氢消耗量可以在没有显著催化剂失活和最低的氢含量的比例被减小。换句话说，在加氢处理中获益最多的焦油馏分可以被加氢处理而没有显著的催化剂结焦。该实施例还表明，1-环芳族物流(如效用流体)可被掺入在室温下是固体的高芳族焦油和这样的共混物可以在没有显著催化剂焦化或反应器结垢中被加氢处理。来自实施例3的初始分离的SCT-1的剩余部分容易使用常规措施加氢处理。

所有专利，测试程序，以及本文中所引用的其他文件，包括优先权文件，被允许引入本申请。

虽然本发明以示例性形式进行具体描述，但应理解，各种其它修改将是显而易见的，并且可以容易地由本领域的普通技术人员在不脱离本发明的精神和公开内容的范围内完成。因此，本发明不限于示例和详细内容所述，该权利要求书被解释为覆盖了所有本领域技术人员可以想到的等效替换。

本发明列出数值下限和数值上限，从下限到上限的范围都是可预期的。

Claims (25)

1.一种烃转化方法，包括：

(a)提供第一混合物，其包含基于第一混合物的重量≥10.0wt%的烃；

(b)将第一混合物在热解条件下暴露于≥400℃的温度以产生包含≥1.0wt％的C₂不饱和物和≥0.1wt％重质焦油的第二混合物，该重量百分数基于第二混合物的重量；

(c)从所述第二混合物中分离第三混合物，其包含≥10.0wt％第二混合物的重质焦油，基于第二混合物的重质焦油的重量；

(d)提供效用流体，该效用流体包括芳族化合物和具有ASTM D8610％馏点≥60.0℃和90％馏点≤350.0℃；和

(e)在分子氢和效用流体存在下在催化加氢处理的条件下使第三混合物与至少一种加氢处理催化剂相接触以将至少一部分第三混合物转化为加氢处理的产物，其中(i)加氢处理的产物的粘度小于第三混合物的粘度并且(ii)加氢处理具有≤0.1wt％的焦炭产率，基于所述第三混合物的重量。

2.权利要求1所述的方法，其中所述第一混合物的烃包含基于第一混合物的烃的重量≥50.0wt%的如下的一种或多种：蜡状渣油、常压渣油、石脑油、渣油掺合物、或原油。

3.权利要求1或2所述的方法，其中所述第一混合物还包含≥25.0wt％的稀释剂，基于所述第一混合物的重量。

4.权利要求3所述的方法，其中所述稀释剂包括≥95.0wt％的水，基于稀释剂的重量，所述第一混合物包含10.0wt％至90.0wt％的稀释剂，基于所述第一混合物的重量，并且在热解条件包括以下的一种或多种：

(i)在760℃至880℃范围内的温度；

(ii)在1.0巴到5.0巴(绝对)范围内的压力；以及

(iii)在0.10秒至2.0秒范围内的停留时间。

5.权利要求1-4任一项所述的方法，其中所述第二混合物包含≥0.5wt％的重质焦油，基于第二混合物的重量。

6.权利要求1-5任一项所述的方法，其中所述第二混合物的重质焦油含有≥10.0wt%在至少一个维度具有平均尺寸在10.0纳米至300.0纳米范围内和碳原子的平均数≥50的重质焦油聚集物，该重量百分数是基于第二混合物中重质焦油的重量。

7.权利要求6所述的方法，其中所述聚集物具有≥90.0wt％具有C:H原子比在1.0-1.8范围内，分子量在250至2500的范围内，和熔点在100℃至700℃范围内的重质焦油分子；并且其中所述第三混合物包含≥50.0wt％的第二混合物的重质焦油聚集物，基于第二混合物的重质焦油聚集物的重量。

8.权利要求5-7任一项所述的方法，其中所述第三混合物包含≥90.0wt%的第二混合物的重质焦油聚集物，基于第二混合物的重质焦油聚集物的重量，并且其中所述第三混合物具有如下的一种或多种：(i)在0.1wt％至7.0wt％范围内的硫含量，(ii)在5.0wt%至40.0wt%范围内的重质焦油含量，该重量百分数基于所述第三混合物的重量，(iii)在1.01g/cm³至1.15g/cm³范围内的密度，和(iv)在100cSt至1.0×10⁷cSt范围内的50℃粘度。

9.权利要求1-8任一项所述的方法，其中该效用流体(i)具有在285℃至400℃范围内的临界温度和(ii)包含≥80.0wt%的1-环芳族化合物和/或2-环芳族化合物，包括它们的烷基官能化衍生物，基于效用流体的重量。

10.权利要求1-8任一项所述的方法，其中所述效用流体包括基于效用流体的重量≥90.0wt％的以下的一种或多种：苯、乙苯、三甲苯、二甲苯、甲苯、或甲基萘；并且其中所述加氢处理过程中效用流体和第三混合物的相对量是在40wt％至90.0wt％范围内的第三混合物和10.0wt%至60.0wt％的效用流体，该重量百分数基于在加氢处理过程中存在的效用流体和第三混合物的量。

11.权利要求1-10任一项的方法，其中所述加氢处理条件包括如下的一种或多种：300℃至500℃范围内的温度，15巴至135巴(绝对)范围内的压力，0.1-5.0范围内的LHSV，和在50S m³/m³至270S m³/m³范围内的分子氢消耗速率。

12.权利要求1-11任一项的方法，其中所述加氢处理条件包括如下的一种或多种：380℃至430℃范围内的温度，21巴至81巴范围内的压力，0.2-1.0范围内的空间速度，和在70S m³/m³至270S m³/m³范围内的氢消耗速率。

13.权利要求1-12任一项所述的方法，其中所述加氢处理催化剂包括(i)≥1.0wt％选自周期表第6、8、9和10族中的一种或多种金属以及(ii)≥1.0wt%无机氧化物，该重量百分数基于所述加氢处理催化剂的重量。

14.权利要求1-12任一项所述的方法，进一步包括从第二混合物中分离瓦斯油。

15.权利要求14所述的方法，其中(i)该瓦斯油包含基于瓦斯油的重量≥90.0wt％的SCGO，以及(ii)效用流体包括基于效用流体的重量≥50.0wt％被分离的瓦斯油。

16.权利要求15所述的方法，进一步包括在加氢处理的上游将至少一部分的第三混合物和至少一部分的效用流体结合。

17.权利要求14-16任一项所述的方法，进一步包括从分离的瓦斯油衍生≥5.0wt％的效用流体，基于效用流体的重量。

18.权利要求1-17任一项所述的方法，还包括从步骤(e)引离出加氢处理的产物，并且从该加氢处理的产物分离第四混合物，所述第四混合物包括≥90.0wt％常压沸点≤300℃的分子；加氢处理的产物的剩余部分包括第五混合物，该第五混合物具有第三混合物硫含量的≤0.5倍(重量基准)的硫含量，以及第三混合物重质焦油含量的≤0.7倍的重质焦油含量；其中第五混合物包含≥20.0wt％加氢处理的产物，基于加氢处理的产物的重量。

19.权利要求18所述的方法，其中第五混合物的密度≥1.00g/cm³，并包含≥50.0wt％的多核芳族分子。

20.权利要求18或19所述的方法，其中步骤(b)的暴露在与气/液分离装置整合的热解炉中进行，并且进一步包括(i)利用所述气/液分离装置从所述第一混合物中分离底部馏分，和然后将至少一部分第五混合物与至少一部分底部馏分相结合，和(ii)利用至少一部分第四混合物以产生效用流体。

21.权利要求18-20任一项所述的方法，还包括从第五混合物分离出切割点在320℃至370℃范围内的高沸点馏分和低沸点馏分。

22.权利要求18-21任一项所述的方法，其中所述切割点在约334℃至约340℃的范围内，并且其中≥40.0wt％的第五混合物包含在低沸点馏分中，基于第五混合物的重量。

23.权利要求18-22任一项所述的方法，进一步包括氢化至少一部分未提质的热解产物，并利用至少一部分的氢化产物以产生环烷类润滑油。

24.权利要求1-23任一项所述的加氢处理的产物。

25.一种烃转化方法，包括：

(a)提供烃混合物，其包含≥1.0wt％的C₂不饱和物和≥0.1wt％的重质焦油，该重量百分数基于第二混合物的重量；

(b)将该烃混合物与效用流体相结合以产生进料混合物，该效用流体包括芳族化合物和具有ASTM D8610％馏点≥60.0℃和90％馏点≤350.0℃，其中进料混合物包括20.0wt％至95.0wt％烃混合物和5.0wt％至80.0wt％效用流体，基于进料混合物的重量；和

(c)在催化加氢处理条件下在分子氢的存在下将该进料混合物与至少一种加氢处理催化剂接触以将至少一部分进料混合物转化为加氢处理的产物，其中(i)加氢处理的产物的粘度小于烃混合物的粘度和(ii)该加氢处理具有≤0.1wt％的焦炭产率，基于进料混合物的重量。