CN104105780A - 具有旋风分离的溶剂脱沥青 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种改进重质烃如沥青以得到更轻质流体产物，更具体地，在不添加稀释剂的情况下得到适合炼油厂且满足管道输送标准的最终烃产物的方法。生成容易处理和进一步加工的固体沥青质副产物。本发明的目的是增强加拿大沥青，但对任何重质烃的改善均具有普遍适应性。所述方法包括：(a)在加热器中预热工艺流体至设定的温度；(b)将预热的工艺流体移到反应器中，并将所述反应器内的工艺流体中的沥青质进行最佳转化，以产生受热影响型富沥青质馏分流，以及不凝蒸汽和轻质液体烃的流；(c)用溶剂萃取工艺对所述受热影响型富沥青质流进行脱沥青，产生重质脱沥青油(DAO)流和含有浓缩沥青质的第二流；(d)在分离单元中从所述第二流分离干燥的受热影响型沥青质固体，回收该方法中的溶剂；(e)所述炼油厂原料包括所产生的流中的至少一个。

Description

具有旋风分离的溶剂脱沥青

技术领域

本发明涉及一种将重质烃，如沥青，改善成更轻质、更流态化产物，更具体地，改善成适合炼油厂(refinery-ready)且无需添加稀释剂就能满足管道运输标准的最终烃产物的方法。生成容易处理和进一步加工的固体沥青质副产物。本发明的目的是改善加拿大沥青，但对任何重质烃的改善均具有普遍适应性。

背景技术

提炼低硫原油(sweet crude)资源需要较少的资金投入，并且其处理成本比重质高硫原油(sour crude)低得多。然而，供应到炼油厂来生产运输燃料的轻质、低硫原油的全球可用率却在减小，使得重质高硫原油的加工成为日益重要的选择，以满足全球对烃类燃料的需求。

大多数(如果不是全部)加工重质原油的商业改质装置是为了将重质粘性烃转化成从轻质低硫到中质高硫范围内的混合粗品。重油改质装置通过高强度转化过程基本能实现这一目标，所述高强度转化过程能释放高达占原料重量20％的焦炭副产物和另外5％的废气(off-gas)产物，或者需要加氢处理，例如加氢裂化和加氢精制，以使原料中重质组分向更轻质、更低硫的液体产物和气体的转化最大化。

现有技术的描述

将油砂沥青转化和/或转变成可管道运输的且炼油厂可接受的原油的工艺已被公开。值得注意的是，提出了热裂化、催化裂化、溶剂脱沥青和所有这三者的组合(例如，减粘裂化和溶剂脱沥青)，用于转化沥青以改善其运输和用作炼油厂原料使用的特性。

热裂化

减粘裂化或破粘裂化——热裂化的一种形式——是一种公知的石油炼制方法，其中重质和/或常压渣油在相对温和的条件下热解或裂化，以提供具有较低粘度和倾点(pour point)的产品，由此降低了用于获得被称为改善原油流动性的稀释剂的混合烃的低粘度需求量和越来越高的成本；并使得原油满足最低限度的运输管道规格(最低API比重为19)。

有两种基本的减粘裂化配置，线圈减粘裂化器(coil-only visbreaker)和线圈-浸泡减粘裂化器(coil-and-soak visbreaker)。两者都需要加热器来加热原油，线圈减粘裂化器仅在加热器管中进行裂化。线圈减粘裂化器在加热器出口处的运行温度为约900华氏度，停留时间为约1分钟。回收柴油(gas oil)以淬灭反应。在线圈-浸泡减粘裂化器中，在熔炉出口处使用容器为原油的裂化提供额外的停留时间。随着温度缓慢降低，原油滞留并继续裂化/反应。线圈-浸泡减粘裂化器在800°F的加热器出口温度下运行。浸泡器的卷筒温度在出口处降低至700°F，合计停留时间超过1小时。

这类减粘裂化方法的例子在Beuther等人的“Thermal Visbreaking ofHeavy Residues”(The Oil and Gas Journal.57:46,1959年9月,第151-157页)；Rhoe等人的“Visbreaking:A Flexible Process”(Hydrocarbon Processing,1979年1月，第131-136页)和美国专利No.4,233,138中有记载。每种配置的产物结构近似相同：1-3％轻馏分，5％(wt)石脑油和15％(vt)柴油。其余部分仍为重油或沥青。将该产品在蒸馏塔中分离以进一步处理或混合。

所关注的标准减粘裂化体系是加拿大沥青的减粘裂化体系，工作温度高于上述界限(约700°F-720°F)，其中显著焦化影响可操作性(Golden andBartletta,Designing Vacuum Units(for Canadian heavy crudes)，PetroleumTechnology Quarterly,Q2,2006,第105页)。此外，在较短的时间段内向加热器添加热量，所以局部热通量不均匀并且具有远高于焦化初始界限的峰值；且所述热量不能一直保持，使得发生缩合反应。对加拿大沥青应用常规减粘裂化的尝试受到限制，因为具有焦化倾向且这些系统不能处理这一问题。

在美国专利No.6,972,085的第一部分中和专利申请US2008/0093259中，尝试了去解决在较长时间段内向原油恒定且持续地施加热量的需求。基本上，加热器和保持器(holding vessel)被合并到一个容器中以产生对原油的连续加热浴。在不同的时间向原油施加多种加热程度。这是对标准减粘裂化的一种改进，但是没有消除经加工的原油内的热点(hot spot)，使得由于温度峰值高于裂化的最优水平而发生焦化。

热裂化/催化裂化与溶剂脱沥青的组合

美国专利No.4,454,023中公开了一种处理重质粘性烃油的方法，该方法包括以下步骤：减粘裂化所述油；分馏该经减粘裂化的油；在两级脱沥青工艺中对该经减粘裂化的油中的非馏出部分进行溶剂脱沥青，以产生分离的沥青质、树脂和脱沥青油馏分；将脱沥青油("DAO")与经减粘裂化的馏出物混合；将来自脱沥青步骤的树脂进行循环并与最初输送到减粘裂化器的原料合并。该美国4,454,023专利提供了一种对比加拿大沥青更轻质的烃(API比重>15)进行改质的装置，但却受制于会使烃流过度裂化和焦化的热裂化技术的误用，以及从脱沥青油分离树脂馏分的两级溶剂脱沥青系统的复杂性和高成本。此外，需要循环一部分树脂流，这增加了操作成本和操作复杂性。

在美国专利No.4,191,636中，通过对重油进行加氢处理来选择性地裂化沥青质并同时除去例如镍和钒等重金属，将重油连续转化为沥青质和无金属的油。将液体产物分离成无沥青质和无金属的油的轻馏分，以及含沥青质和含重金属的油的重馏分。所述轻馏分作为产物被回收，所述重馏分循环到加氢处理步骤。使用该4,191,636工艺的加拿大重质沥青的催化转化(API比重<10)是一个高强度的过程，往往具有催化剂快速失活而影响选择性和产率方可靠性问题。

在美国专利No.4,428,824中，溶剂脱沥青单元安装在减粘裂化单元的上游，以从减粘裂化操作中除去沥青质。在此配置中，由于沥青质被从产物流中完全除去，所以所述减粘裂化单元能在较高的温度运行，将较重的分子转化成较轻的烃分子而不结垢。然而，沥青的产率大大降低(降低了10-15％)，这是因为工艺中沥青质的早期去除阻止了该部分原油热转化为可精制的产物。

美国专利4,428,824、美国专利No6,274,032公开了一种处理烃进料源的工艺，包括分馏器，用以分离主要的原油组分，分馏器后是溶剂脱沥青(SDA)单元，作用于更重质原油的富沥青质组分，和温和的热裂化器，用于非沥青质流。富沥青质流在气化单元中处理，生成氢化所需要的合成气。SDA单元放置在热裂化器的上游能减少作为精炼原料的沥青总产率，因为原油中的沥青质部分——包含多达15％的加拿大沥青——出于考虑到原油中包括多种形式而被除去。产物产率的这一损失无法通过增加减粘裂化器中的裂化而得到补偿。

在美国专利No.4,686,028中，公开了一种处理全原油的方法，该方法包括以下步骤：在两级脱沥青过程中对高沸程烃进行脱沥青，产生分离的沥青质、树脂和脱沥青油馏分，随后通过氢化或减粘裂化仅对树脂馏分进行改质。该美国专利No.4,686,028发明对整个原油流的有利部分应用减粘裂化，以最小化焦炭的生成。但是，该专利4,686,028具有局限性，因为会丢失很大一部分可能会受益于最佳转化的原油，由此很大一部分原油不能在不需要运输稀释剂的情况下最终成为管道产品。

在美国专利No.5,601,697中，公开了一种处理拔顶原油(topped crude oil)的方法，该方法包括以下步骤：真空蒸馏所述拔顶原油，对蒸馏的底部产物进行脱沥青，对脱沥青油进行催化裂化，混合可蒸馏的催化裂解馏分(大气等效沸点温度小于约1100华氏度)以生产包括运输燃料、轻气体和淤浆油的产物。该美国专利5,601,697受制于真空蒸馏拔顶重质原油至约850°F和催化裂化脱沥青油来生产运输燃料的复杂性、成本和技术可行性。

在美国专利6,533,925中描述了一种方法，包括溶剂脱沥青工艺与气化工艺的融合，以及从溶剂溶液中分离树脂相的改进工艺，所述溶剂溶液中包含溶剂、脱沥青油(DAO)和树脂。该专利6,533,925中包括树脂萃取器，其溶剂温度的升高高于第一沥青萃取器的溶剂温度的升高。处理该沥青质流，但在任何热转化之前将其除去，排除得到将值抬升成可用炼油厂给料的可能性。其影响是降低原油流的潜在总产率。

在美国专利申请2007/0125686中，公开了一种方法，在该方法中，首先将重质烃流通过蒸馏分离成多种馏分，其中重质组分被送至一温和热裂化器(减粘裂化器)中。将来自该温和热裂化器的剩余重质液体在一现有技术的SDA单元中进行溶剂脱沥青。使用SDA分离的沥青质作为气化器的进料。将脱沥青油与冷凝的温和热裂化器蒸汽混合，形成混合产物。如上述专利4,454,023中所述，减粘裂化面临的挑战是，早期会产生焦炭。具体地，专利申请2007/0125686中说明了这一温和热裂化器的目的是专用于裂化非沥青质材料，同样不能应用于加拿大沥青。此外，在蒸馏步骤中需要额外的能量，且大多数分离的组分为了管道运输而被重新结合。

对SDA生成的富沥青质流的处理

在美国专利#4,421,639中，溶剂脱沥青工艺使用第二个沥青萃取器来浓缩沥青质材料(和回收更多的脱沥青油)。浓缩的沥青流被传送通过加热器，以在18磅/平方英尺(psia)的压力下达到425°F温度，并使用闪蒸罐(flashdrum)和汽提塔从沥青流中分离溶剂(在此情况下为丙烷)将液体形式的沥青产物泵送至存储器。这样的设置仅在富沥青流在这些条件下为液体时有效。其问题在于，当富沥青质流(如沥青)中存在任何可察觉的固体沥青质时，则存在堵塞问题。

在美国专利#3,847,751中，来自SDA单元的浓缩沥青质产物与溶剂混合，作为液体溶液输送到喷雾干燥器。喷嘴设计和压降决定了所形成的液滴的大小。轻质烃(溶剂)液滴越小，其越快完全闪蒸为蒸汽。重质烃(沥青质)颗粒越小，用以冷却重质液滴的热传递的可用表面积越大，目的是为了产生干燥的、非粘性固体颗粒。向喷雾干燥器底部添加额外的冷气体，以通过额外的对流热交换来加强冷却以及通过减慢液滴下降速率(通过向上的冷却气流)来增加液滴停留时间，以便减小容器(该容器往往是非常大的)的尺寸。当在该工艺工作温度下，萃取器中沉降出的沥青质颗粒在溶剂中为固体形式时，不需要这种设置。

在美国专利#4,278,529中，公开了一种通过减压从沥青材料中分离溶剂而不携带沥青材料的方法。含有沥青材料和溶剂的类流体相(fluid-like phase)通过穿过减压阀而减压并被引入汽提塔中。所述减压蒸发掉部分溶剂，并且还分散了溶剂中的细沥青粒子的喷雾。该方法的问题是，剩余沥青质仍然是湿的、粘性的，并且没有剩下足够的溶剂使重质沥青相(具有许多固体)保持流动。

在美国专利#4,572,781中，描述了一种从重质烃类材料中分离具有高软化点的基本干燥的沥青质的溶剂脱沥青工艺，该工艺使用离心滗析器从固体沥青质的高浓缩浆料中分离液相。这一工艺试图处理具有固体颗粒的富沥青质流，但却是一种高度昂贵的工艺，因为固体的分离是通过固/液分离并且需要额外的溶剂以使材料流至滗析器来完成的。所分离的固体材料仍然相对较湿，并且总是需要另一干燥步骤来将溶剂以蒸气形式回收。该溶剂蒸汽需要被冷凝以重新利用，这是另一个高能量步骤。

在美国专利#7,597,794中，在通过溶剂萃取法分离后将分散溶剂引入沥青相中，该沥青相在气-固分离器中经历快速相变，分散成固体颗粒同时溶剂蒸发，导致沥青与溶剂的低温分离，其中，所述沥青颗粒具有可调整的尺寸。使用液体溶剂作为传输介质的闪蒸/喷雾干燥器的难题在于，在该集成工艺(集成工艺)中产生的沥青质在闪蒸干燥阶段之前、期间和之后具有保持潮湿的倾向。另外，使用这种集成工艺，沥青质在升高温度下继续液化。湿的沥青质易附着至所有表面，污染并堵塞设备。使用这种方法导致的降低的可靠性使得这一操作对于具有高沥青质含量的重质原油而言是昂贵的。

在美国专利#7,964,090中，公开了一种使用SDA和气化作用改质重质沥青质原油的方法。该专利中所感兴趣的是，通过将包含一种或多种沥青质和一种或多种非沥青质的烃与溶剂进行混合而生成进入气化器的流，其中，溶剂与烃的比例为约2:1至约10:1。富沥青质流作为液体流从SDA转移到气化器。传输中使用的大量溶剂在气化器中被消耗，并且在价值上降级成燃气等效物。由于沥青质倾向于是液体，按上述量使用溶剂传送该材料是可行的。对于固体沥青质而言，这一方法将需要多10-20倍的溶剂进行传送，并且该方法中将消耗这么多量的昂贵溶剂且固体沥青质的价值被降低。

发明内容

应当理解，通过以下详细描述，本发明的其他方面将变得对本领域技术人员而言显而易见，其中以示例说明的方式展示并描述本发明的多种实施方案。应认识到，本发明能够用于其他不同的实施方案，且其若干细节能够在多个其他方面进行修改，所有这些都不偏离本发明的精神和范围。相应地，附图和详细描述应被视为说明性的而非限制性的。

基本上描述了一种由重质原油，例如加拿大油砂沥青，生产可直接由管道输送的原油(pipeline-ready crude)和炼油厂原料的改进方法，该方法包括：(1)在反应器内的全沥青流中进行具有最少的焦炭和废气的最佳沥青质转化，以产生受热影响型富沥青质馏分、最少的不凝性蒸气流、增加的炼油厂原料液体流；(2)对所述受热影响型富沥青质馏分进行脱沥青成为炼油厂原料液体流和浓缩的沥青质流；(3)根据需要，选择性地加氢处理特定的符合管道规格的烃组分，最后混合所有的液体流以产生炼油厂原料；和(4)将有待转化的浓缩的固体沥青质流在气化炉、电动机(power)或沥青厂中进行惯性分离。

对沥青进行热处理，以除去和转化/裂化所选定的沥青质，然后以更有效的溶剂萃取工艺对其进行充分分离，降低焦炭的产生，分离不希望的污染物(例如金属，MCR，和其余的沥青质)。

考虑到加拿大沥青的相对复杂性和沥青质上的大量侧链，在本文所公开的本发明的操作条件下，该侧链优先从核心的沥青质分子裂解，以使所需的真空柴油裂解成轻质烃范围的组分。其余的多环芳烃沥青质(polyaromaticasphaltene)核心在上述操作条件下在升高的温度和压力下保持为固体，从而比非受热影响型沥青质更容易分离，得到改善的分离操作，例如溶剂脱沥青(50)和如惯性分离(110)的气-固分离。

另外，沥青中的更重质的烃也轻度裂化成真空柴油、汽油和馏出物沸程组分，所有均适于在炼油厂中进行分离和转化。反应器中沥青池内温度和热通量的任何重大偏离均将导致焦化、气体产量的增加和原始沥青的整体原油产率的降低以及操作可靠性的降低，增加了设备的运行成本。

本发明提供了由重质高沥青质原油(例如，加拿大沥青)和原料生产适合管道输送和适合炼油厂的原料的装置和方法，用于任何原始的或经预先处理的烃流，所述方法和装置包括预热器，用于预热工艺流体至反应器的所需操作温度的设定温度或接近该温度；将所述工艺流体移至反应器中，以通过控制应用至反应器中的工艺流体的热量而转化所述工艺流体，使所述工艺流体在整个反应器中保持基本均一的温度，以产生受热影响型富沥青质馏分流和具有最少的不凝蒸汽的液体烃蒸汽流。所述蒸汽流被进一步分离成两个流：不凝蒸汽流和轻质液体烃流。使用溶剂萃取工艺对所述受热影响型富沥青质馏分进行脱沥青，分别成为脱沥青油液体流和浓缩的沥青质。将在该过程中产生的脱沥青油液体和轻质液体烃混合，形成适合管道输送和适合炼油厂的原料。在气-固分离单元(例如，惯性分离单元)中加工该浓缩的沥青质，产生干燥的固体沥青质副产物。

低硫气体能够放置(deploy)在反应器中，并能够进行预热，以提供除反应器中的加热器之外的热通量源；类似地，所述低硫气体有助于除去反应器中的蒸气产物。

脱沥青作用能够使用现有技术中的溶剂萃取方法来实现；由于初始的工艺流体已被分离，因此只有重质富沥青质馏分需要进行脱沥青、萃取操作，使用高的溶剂与油的比例是可行的、经济的。采用低的溶剂与油的比例和改进的DAO产率的改进的溶剂萃取性能可通过在最终萃取步骤之前进一步浓缩富沥青质馏分而实现。该方法利用作用于来自初始溶剂萃取塔的富沥青质流的额外溶剂萃取塔(洗涤塔(rinse column))来增加管道原油的回收率和品质，从而改善现有技术中的溶剂脱沥青。

SDA工艺可允许重质富沥青质烃流的某一部分被回收并与新鲜的反应器原料混合。

所得浓缩的受热影响型沥青质能够在例如离心收集器的气-固分离器、沉降室或惯性分离器中被成功处理，以产生干燥的固体沥青质副产物。

在一个实施方案中，本发明提供了一种改进的由重质烃制备增强型炼油厂原料和干燥的受热影响型沥青质固体的方法，所述方法包括：

(a)将在加热器中作为工艺流体的重质烃预热至设定温度；

(b)将预热的工艺流体移到反应器中，并在所述反应器内将工艺流体中的沥青质进行最佳转化，以产生受热影响型富沥青质馏分流，以及不凝蒸汽和轻质液体烃流；

(c)用溶剂萃取工艺对所述受热影响型富沥青质流进行脱沥青，产生重质脱沥青油(DAO)流和含有浓缩沥青质的第二流；

(d)在分离单元中从所述第二流分离干燥的受热影响型沥青质固体，回收该方法中的溶剂；

(e)所述炼油厂原料包括所产生的流中的至少一个。

在另一个实施方案中，本发明提供了一种连续方法，其中所述反应器是具有顶部分凝器的单热转化反应器，该反应器在以下参数范围内运行：

(a)将7000-12000BTU/小时平方英尺范围内的均匀热通量引入所述反应器内的工艺流体中；

(b)将20-80标准立方英尺/桶范围内的吹扫气体(气体/工艺流体)引入所述反应器内；

(c)该工艺流体在所述反应器内的停留时间在40-180分钟之间；

(d)所述反应器内的基本均一的运行温度在675-775°F之间；

(e)所述反应器内的操作压力<50磅/平方英寸，接近大气压。

在进一步的实施方案中，炼油厂原料包含至少两个所产生的适合管道输送的流的混合物，具有大于19度重力的API和8℃时小于350Cst的粘度；处理一个或多个所产生的流以除去烯烃。

在又一个实施方案中，炼油厂原料包含一个或多个所产生的流，所述流适于凭借其减压渣油的比例区分炼油厂类型。

本发明进一步提供了通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的或经处理的重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱沥青烃工艺流而将集成工艺应用到现有的以焦化为基础的改质装置或炼油厂的方法。

在进一步的实施方案中，通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的或经处理的重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱沥青烃工艺流而将集成工艺应用到现有的渣油加氢裂化改质装置或炼油厂。

在又一个实施方案中，通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的或经处理的重质烃流作并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱沥青烃工艺流而将集成工艺应用到新的沥青、新的“低硫原油”炼油厂或现有的“低硫原油”改质装置或炼油厂，来代替焦化工艺。

附图说明

参照附图，以举例而非以限制性的方式在附图中详细说明本发明的几个方面，在附图中，相同的附图标记在这些图中标示相同的部分，其中：

图1是由重质烃原料形成可管道运输的烃产物的流程图；和

图2是具体涉及裂化过程和液体分离过程的流程图；和

图3是示例性溶剂脱沥青过程的流程图。

图4描绘了根据所述一个或多个实施方案的使用具有真空和/或焦化单元的现有的改质装置或炼油厂的集成的温和热裂化与改进的溶剂脱沥青工艺的一个示例性应用。

图5描绘了根据所述一个或多个实施方案的图4的集成的温和热裂化与改进的溶剂脱沥青工艺的一个具体示例性应用，该工艺供应有来自现有的改质装置或炼油厂的真空底部流，来自集成型裂化器/SDA的多种产物被送至加氢裂化单元、渣油加氢裂化单元和气化单元。

图中的单元、流和设备

以下给出的单元、工艺流和设备元件的清单是指示附图中编号的部件，提供给阅读者参考。

图1中的单元

10＝过程

20＝进料加热器

30＝反应器

40＝气液分离器

50＝高效溶剂萃取

110＝惯性分离单元

图1中的流

12＝新鲜的沥青原料

14＝全料加热器(Complete feed to heater)

21＝供应至反应器

32＝反应器顶部

34＝反应器底部

36＝至反应器的低硫气体

43＝不凝蒸汽

44＝来自40的轻质烃液体

52＝DAO

54＝树脂

58＝富沥青质流

60＝产物

70＝树脂循环

111＝沥青质固体

112＝用于循环的溶剂

图2中的单元

30＝反应器——最佳沥青质转化单元

41＝塔顶冷凝器

42＝蒸汽/液体分离器

图2中的流

21＝供应至反应器

22＝反应器之外的能量/热量

32＝反应器顶部

34＝反应器底部

36＝至反应器的低硫气体

43＝不凝蒸汽

44＝来自42的轻质烃液体

45＝供应至蒸汽/液体分离器42

46＝来自42的轻质烃液体

图3中的设备

50a＝带有静态混合器的管路(平行流初级萃取器)

50b＝冷却器

50c＝澄清器/沉降器

50d＝加热器

50e＝洗涤塔(二级沥青质萃取器)

50f＝树脂萃取器

50g＝溶剂萃取器

图3中的流

34＝从反应器底部供应到SDA单元

52＝DAO-产物混合

54＝将树脂底部产物进行溶剂萃取

55＝平流管路/静态混合器的出口

56＝供应至澄清器

57＝添加溶剂

58＝富沥青质流

59＝澄清器顶部连接到树脂塔

61＝澄清器底部连接到洗涤塔

62＝供应至洗涤塔

63＝补充溶剂(make-up solvent)

64＝洗涤塔顶部出口连接到洗涤塔

65＝补充溶剂

66＝树脂萃取器顶部连接到溶剂萃取器(50g)

67＝回收的溶剂进行再生

图4中的单元

20,30,40＝温和热裂化器

50,110＝SDA+ISU

200＝真空单元和/或催化裂化单元

300＝焦化或FCC单元或沥青装置

400＝加氢裂化&加氢处理的组合

图4中的流

5＝重质烃流

34＝反应器底部

43＝不凝蒸汽

44＝来自反应器的轻质烃液体

52＝DAO

54＝树脂

111＝沥青质固体

301＝焦化器(coker),FCC,轻质烃

302＝固体

401＝制成的供销售的运输产品

图5中的单元

20,30,40＝温和热裂化器

50,110＝SDA+ISU

200＝真空单元和/或催化裂化单元

400＝加氢裂化&加氢处理的组合

500＝渣油加氢裂化器

600＝气化单元

图5中的流

5＝重质烃流

34＝反应器底部

43＝不凝蒸汽

44＝来自反应器的轻质烃液体

52＝DAO

54＝树脂

111＝沥青质固体

205＝来自真空单元的轻质液体烃

301＝来自渣油加氢裂化器的轻质液体烃

302＝来自渣油加氢裂化器底部的重质烃

401＝制成的供销售的运输产品

具体实施方式

下文结合附图给出的详细描述意在说明本发明的多种实施方案，而非意在代表发明人所预期的所有实施方案。所述详细描述包括具体细节，目的在于提供对本发明的全面理解。然而，对本领域技术人员显而易见的是，无需这些具体细节本发明也可以实施。

图1是工艺流程图，示出了一个由烃原料12形成烃产物60的过程10，在该流程中，最终烃产物60具有足够满足最小管道运输要求(最小API比重为19)的特性，是令人满意的炼油厂原料。由重质烃的原料12形成的工艺流体14可在进入反应器30之前，经由加热器20将工艺流体14加热到希望的温度水平，在反应器30中，在工艺流体14经历温和控制的裂化过程的同时，控制并保持工艺流体14。在该温和的裂化过程之后，轻质顶部馏分32可从反应器30进入气液冷凝分离过程40，重质塔底馏分34可进入高效溶剂萃取过程50。来自气液分离过程40的输出物44的一部分可与高效溶剂萃取过程50的输出物52,54的一部分混合，得到烃产物60，其具有足够满足所要求的管道运输标准的物理性质，而无需将最终烃产物60与来自从外部来源的稀释剂混合，或者仅需要用量大大减少的所述稀释剂。

原料12可以是重质烃(原始的或者经预先处理的流)，如由SAGD(蒸汽辅助重力排水)工艺得到的重质烃，如加拿大油砂沥青；或者来自任何其他合适的重质烃来源。在一方面，原料12可以具有0至14范围内的API比重。

在一方面，从高效溶剂萃取工艺50输出的树脂流54的循环部分70可以与进入的原料12进行混合，形成进入过程10的工艺流体14。所述树脂流在需要进一步的原油产率、和/或轻质原油和/或沥青质抑制作用的情况下可以添加到所述工艺流体中，以满足所处理产物的特性目标。该树脂循环通过可调节的流参数为操作者提供了灵活性，以满足生产规格，并允许工厂可靠地处理原料的变化。

来自溶剂萃取工艺50的树脂产物54通常具有相对低的API比重。在一方面，树脂产物54具有0到10之间的API比重。根据原料12的特性和与原料12混合的树脂产物54的量，得到的工艺流体14可具有一定范围的特性，特别是一定范围的API比重。

工艺流体14(完全由原料12得到或作为原料12与来自溶剂萃取工艺50的树脂产物54的混合物而形成)可以进入加热器20，其中，当工艺流体14通过加热器20时，被加热到所需的温度，之后加工流体14进入反应器30经历温和的热裂化。通过对整个反应器30均匀施加热量，使反应器30保持一致的流体温度，以发生温和的热裂化，从而免除了发生焦化的顾虑，或焦化对反应器的运行和/或性能的损害。

在一方面，加热器20将工艺流体14加热到675-775°F的温度，之后将工艺流体14引入反应器30中。

在反应器30中，工艺流体14(被加热器20加热到675-775°F)经历温和可控的裂化过程。在该反应器30中设置有适当放置的加热器，以保持加热器20中产生的所需恒定温度和对流体14施加均匀的热通量。加热器通过任何易获得的源(电、热传递流体、辐射等)提供间接的热量。为确保均匀的热通量，可以连续或间歇地对所述工艺流体进行混合。

反应器30可以通过使五个主要的相互关联的操作变量(温度、压力、停留时间、气体吹扫和热通量)最佳化的方式运行，以便减少或者防止反应过程中形成焦炭并最少化气体的生成，同时也提供了重质烃中的沥青质部分向适合炼油厂的原料组分的最佳转化。

第一和第二变量涉及向反应器中的整个池的工艺流体施加7000-12000BTU/小时平方英尺之间的均匀的热通量，以及将反应器内的单一操作温度维持在675-775°F之间。这可以通过在反应器内放置适当大小和位置的加热装置而实现。加热器的数目可通过计算在任意两个加热器之间的最佳热量分散而设定，以使整个池具有均匀的温度并避免峰值温度或明显高于反应器目标温度的热点温度(spot temperature)。

反应器的第三变量，即在反应器中的停留时间，可以是40-180分钟。

反应器的第四变量，即操作压力，可以用使性能一致的标准压力控制原理保持在接近大气压，在任何情况下，均低于50psig。控制压力范围的低端，以防止烃过度、过早地基本上短路反应器的闪蒸(flashing)，并且限制压力范围的高端，以减少二次裂化和由此增加的气体产率。

反应器的第五变量，即热吹扫气体36，与加工流体21在相同的温度范围内(675-775°F)，按照20-80标准立方英尺/桶被添加到反应器30内的工艺流体14中。

吹扫气体36可以是天然气、氢气、来自该过程的生成气/燃料气、蒸气、氮气或任何其他非反应性、不会冷凝成液体的不凝气体。

吹扫气体以20-80标准立方英尺/桶的进料量提供，以除去“较轻质”的烃产物(即，从甲烷至<750°F沸点的烃)，只要它们在反应器30中一形成就马上除去，使得增加气体生成并潜在地增加烯烃石脑油/馏出物的二次裂化最小化。

所述吹扫气体还可以使得反应器在更接近所希望的工作压力(<50psig)和温度下运行。吹扫气体36还可以用来对反应器30内工艺流体14提供额外的热量和/或混合。

如参考图1和图2所论述的，用于反应器30的热能流22在烃于所述反应器中的整个停留时间(40-180分钟)内在所需的温度(675-775°F)和压力(小于50psig)下均匀地施加(7000-12000BTU/小时平方英尺)，以使任何会引发焦化的局部峰值流体温度最少化，并由此在更高的本体温度(bulktemperature)下的提高热传递，改善反应器30内烃的转化。在这些操作条件下，反应动力学有利于沥青质最佳转化，其中优先裂解外围烃链，为炼油厂产生所需的烃(VGO和柴油范围的烃)，而不会导致焦化或增加反应器中气体的生成。作为例子，表4示出了不同类型原油的沥青质的不同的构造。所提出的反应器30操作条件考虑了不同原油的相对复杂性和高度的侧链化。

表4–表示来自不同来源的沥青质分子的平均分子结构:A,来自传统重质原油的沥青质；B,来自加拿大沥青的沥青质(Sheremata等人,2004)。

每个变量可以基于所提供原料的品质或基于所希望的输出物品质在所建议的范围内独立地变化。由于5个所述操作变量是相互关联的，因此具有规定的目标函数的多变量操作控制方案(满足最低产品规格的最高产率)有利于在任一变量改变或原料/产品状态改变时，确保操作在最佳点下运行。

一旦工艺流体14在反应器30中保持足够长的时间使得反应器30的输出物特性达到所需品质，则可将轻质顶部馏分32和重质底部馏分34从反应器30中移除。

来自反应器30的输出物中的轻质顶部馏分32可包含不凝蒸气产物、轻质液体烃和重质液体烃。蒸气产物可以是在经历热裂化时从工艺流体14释放出的蒸气，例如酸性气体，以及通过反应器30的引入而未转化或未使用的吹扫气体36。

顶部液体馏分32具有比底部馏分34高得多的API比重。例如，顶部液体馏分32通常具有26或更大的API比重。顶部馏分32可以直接进入气液分离单元40，气液分离单元40可以包含冷却器41和分离鼓42，作为例子，在气液分离单元40中，顶部馏分32中作为含有石脑油和较重质烃的可冷凝液体产物部分可从顶部馏分32的气体组分中分离出。含有不希望的气体，如酸性气体，的尾废气管路43可以设置在分离鼓42处，用于需要处理掉、回收或进行进一步处理的那些气体。

从分离鼓42可以产生一个或多个液体烃流。流44，其为一种比流46更重的烃，可以被送到产品混合处，同时可以考虑将流46进行进一步本体加氢处理(bulk hydro-treating)，之后再进行产物混合。

底部馏分34可以含有烃和改性沥青质。虽然从反应器30取出的底部馏分34的特性会根据输入到反应器30中的工艺流体14和反应器的操作参数而变化，但是在一方面，底部馏分34可以具有在-5和5之间的API比重。

可控的操作变量使得操作者可以基于所进入的工艺流体14特性的改变来改变反应器30的性能，以满足最终产品的需要。

所述五个相互关联的变量的可控性，即在反应器30中的停留时间、吹扫气体、热通量、温度和压力的可控性，使得操作者可以改变反应器30的性能。

以这种方式，当原料12的特性随着不同的新鲜原料或者或多或少的循环树脂70发生变化时，所述五个相互关联的操作变量可以被最佳化，以避免反应器30内焦炭的产生和最大程度地减少不凝蒸气的产生。例如，操作者可以基于工艺流体14的特性改变工艺流体14在反应器30中的停留时间，以获得期望的输出物32,34产率和/或品质。可选地，操作者可以改变吹扫气体、温度或压力来实现类似的结果。所述操作变量是相互关联的，使焦炭最少化和避免生成过量气体具有挑战性，最好通过试验性操作(pilot operation)来确定。

来自反应器30的底部馏分34可以供应到高效溶剂萃取工艺50，工艺50可生成受热影响的沥青质流58、萃取的油流52和树脂流54。反应器30以这样的方式运行：在将沥青质转化成更适宜下游加工的组分的同时能显著限制甚至是防止焦炭的形成并减少气体的产生。因此，改性的沥青质和其他不希望的元素保留在底部馏分34中，从反应器30中除去。

为使所希望的炼油厂原料原油的回收最大化，保留在底部馏分34中的所不希望的元素、来自反应器30的底部馏分34必须使用例如高效溶剂萃取工艺50进行进一步处理。溶剂萃取工艺50对底部馏分34的处理允许将反应器30和溶剂萃取工艺50组合使用，以生产适宜全馏程的炼油厂原料原油。

溶剂萃取工艺50可以包括任何合适的溶剂萃取操作。在一方面，它可以是从底部馏分34中的树脂中分离沥青质的三级超临界溶剂过程。溶剂萃取工艺50的输出可以是沥青质流58、萃取的油流52和树脂流54。沥青质流58通常是不希望的，被从过程10中除去。萃取的油流52可以具有相对高的品质，9-15的API比重范围。树脂流54通常具有比萃取的油流52低的品质，其API比重比萃取的油流52低。在一方面，树脂流54可以具有0-10范围内的API比重。

来自溶剂萃取工艺50的萃取的油流52和树脂流54可以与由液气分离器40得到的液体产物流44一起混合，形成满足管道和/或炼油厂规格的最终烃产物60。在一方面，该最终烃产物60具有大于19的API比重。通常，最终烃产物60将具有350厘沱("cSt")或更小的粘度。如果需要减少烯烃以满足特定的管道和/或炼油厂规格，则可对混合流60进行加氢处理。

树脂流54通常具有比萃取的油流52差的品质。树脂流54的循环部分70可与原料12混合，以再加工，形成最终烃产物60。因此，所述树脂流的这一循环部分将改善最终烃产物60的品质。

在另一方面，为了提高来自反应器30的产物烃的总回收率和降低溶剂循环率，高效溶剂萃取工艺50可以包括附加的萃取处理步骤，即洗涤塔50e，位于沥青质流58的上游。流61，即初级萃取器50c的底部组分，可以被传送到次级溶剂萃取塔，而不是如本领域已知的常规SDA单元的情况那样传送到沥青质汽提塔或者喷雾干燥器。传统上，附加的溶剂萃取是以树脂萃取器50f的形式针对初级脱沥青油实施，以提供分离的脱沥青重油流66。图3中所示的洗涤塔50e对富沥青质流的附加的溶剂萃取步骤使用标准的液-液萃取，使用初级萃取器中使用的相同溶剂。在富沥青质流上的设置这个标准液-液塔是独特的，并且是有益的，因为溶剂与油的比例可以在该塔内经济地提高至高达20:1，以增加脱沥青油的回收，同时减少整体溶剂的使用。流63中的溶剂被添加到富沥青质流61中，以达到非常高的溶剂与油的比例，并且被进一步冷却以提高沥青质沉淀并由此提高塔50e内油的回收。脱沥青油流64被传送到树脂萃取器50f，进一步精炼以进行产物混合。来自洗涤塔50e的底部流，其含有浓缩的受热影响的沥青质和溶剂，变为流58，并通过蒸馏、汽提或闪蒸干燥被送去进行溶剂回收。

用于实现流60中高的烃回收率的总溶剂量可以比使用类似的现有技术操作少25％。为在流60中获得所需的99+％DAO(脱沥青油)回收率同时仍能满足管道和炼油厂规格，对于加拿大油砂沥青油，典型三级萃取操作需要8-9:1范围内的溶剂-油比例(www.uop.com)。作为例子，对于60,000BPD沥青流，所需要的最少溶剂是480,000-540,000BPD。使用洗涤塔50e配置有助于减少循环溶剂总量，因为该操作步骤专门针对需要从所需原油(重油)中分离的分子(沥青质)。主萃取器50a.b.c中仅需要3-4:1的溶剂-油的比例(240,000BPD)便可以最少的DAO夹带来沉淀所有受热影响的沥青质。洗涤塔50e具有约6,000BPD沥青质基组分和750-1000BPD原油的原料。洗涤塔50e中15-20:1的溶剂-油的比例需要高达140,000BPD的附加溶剂来萃取剩余的原油。50e所示的洗涤塔构型的循环总溶剂为380,000BPD，导致循环的溶剂量减少了25％。结果是，与现有技术的三级萃取操作状态相比，能量消耗显著减少。包括塔50e的这种高效能溶剂提取方案，可应用于现有技术的溶剂萃取方案，以在运行中通过减少总的溶剂循环来进一步提高原油产率和/或降低操作成本。另一方面，该新方案可以用作对通常使用现有溶剂脱沥青的重油回收的设计的改进。

所得到的沥青质流58可在小20％的沥青质分离单元110中进行处理。即使在较高温度下(高于700°F)，剩余的浓缩受热影响的沥青质的核心部分仍是固态，并且其侧烃链被除去，导致沥青质分离单元的工作体积更小。另外，沥青质的改善的性质为更有效的金属回收提供了机会并为清洁能源转化技术(例如用于增强SAGD生产的气化、催化气化、氧燃烧)提供了更好的原料。

气-固(例如惯性)分离单元110使用一个或多个力，例如离心力、重力和惯性力，从溶剂蒸气和流58的残留气体中分离出沥青质固体。这些力将沥青质固体移动到气流所施加的力最小的区域。分离的固体沥青质由重力移动到料斗中并被暂时存储在其中。单元110可以是沉降室、挡板室(bafflechamber)或离心收集器，提供固气分离的装置。离心收集器可以是单级(single-staged)或多级旋风分离器。如果SDA单元50过于有效地从树脂、DAO和溶剂中分离沥青质，则可向流58注射适宜的低分子量气体(如天然气或氮气)喷射以提供对沥青质固体的气动输送，否则这可通过在管路中闪蒸溶剂提供。气动输送系统可以传送高达约50mm尺寸的固体。所述固体必须是干燥的，具有不超过20％的水分且不具有粘性。受热影响的沥青质固体满足上述标准，因此该操作受益于能够使用惯性分离单元110。

在气动输送系统中，大部分的能量被用于输送气体本身。因此，气动输送设备的能量效率是比较低的，但这通常会被易操作以及，在良好设计的系统中无粉尘方案所抵消。一般而言，气动系统中每个气动单元的长度不应超过300m。该产物可以通过连接串联的系统而长距离输送。可以被考虑用于传输流58到单元110的气动输送系统具有三种基本设计：

·在高的气体速度(如20-30m/s)下进行稀相输送

·在受限制的气体速度(如15-20m/s)下进行链输送(strand conveying)

·在低的气体速度(如5-10m/s)下进行浓相输送

过程10提供了符合管道输送要求且对高转化率炼油厂最佳的原油原料。流60具有低金属(<20wppm Ni+V)、低沥青质(<0.3wt％)、非常低的TAN数(<0.3mg KOH/mg)、无稀释剂和高的VGO范围材料(原油的30-50％)。对于高转化率炼油厂(>1.4:1的焦化转化率)，流60生产的原油蒸馏品质将提高最高利润生产单元的利用率，同时丰富剩余单元。表5展示了代表性原料(稀释油砂重油(dilbit))和生产的适合炼油厂的原料的蒸馏曲线，所述适合炼油厂的原料与其他重质炼油厂原料原油如WCS(加拿大西部精选(Western Canada Select))相比为一种很均匀的原油。WCS具有需要强化转化的更重质的渣油(950+°F材料)和比炼油厂更多的轻质材料可以盈利性地精炼成运输燃料。

表5–对包括过程10产物的多种原油的蒸馏分析

反应器30、高效溶剂萃取工艺单元50和气-固(如惯性)分离单元110的组合，表现出操作复杂性在降低。这可以表述为4.0-4.5的纳尔逊(Nelson)复杂性指数值，显著小于焦化和/或加氢处理方案的9.0-10.0。改进性能的另一例证说明是，与需要4.70GJ/吨原料的能量输入来运行的延迟焦化过程相比具有3.93GJ/吨原料的降低的能量需求。其能量强度与延迟焦化过程相比减少了16.4％。这相当于延迟焦化过程的0.253吨CO₂/吨原料和所提出的过程的0.213吨CO₂/吨原料的特定温室气体(GHG)输出。在产品比较的基础上，相比于焦化过程的能量减少为约25-27％。

与焦化改质过程和标准的反应器及溶剂萃取操作相比，过程10通过使副产物(焦炭和不凝烃)最少化而提供了明显改善的产率，如表6所示。

表6–产物(流60)产率的比较

除了适合用于新的基层设施外，图4展示了将集成受控的热裂化器和改进的SDA应用至现有改质装置的示例说明。所提出的集成工艺、反应器20、改进的SDA50和沥青质回收单元110，可以放置在炼油厂/改质装置的焦化单元的上游。炼油厂/改质装置的优点是能够排除真空焦化单元这一薄弱环节和使该单元接受更重质的原油。在现有设备上处理的桶数越多等同于利润和经济效益越大。此外，随着较高品质的材料被送到焦化单元300，可减少操作苛刻性，由此通过增加焦化器的循环时间(12至24小时)而增加了焦化器的寿命，产生更少的气体和焦炭以及更多的产物。可以延长更换设备的投资费用周期，可实现产率的增加(约2-3％)。在SDA中捕获的固体沥青质容易处理(disposition)，即流302，现有的焦化收集和运输系统使得增加所提出的集成工艺更具成本效益和高额利润。

流5可以是来自常压塔、减压塔或催化裂化单元的底部流，在图4中标记为单元200。集成的焦化器与SDA工艺生产DAO流52，所述流52可进一步在加氢裂化和加氢处理复合单元400中加工成运输燃料，即流401。所述集成的焦化器与SDA工艺还可生产树脂品质流54，该树脂品质流54可被传送至焦化厂，即FCC(流化催化裂化)和/或沥青厂，进一步处理成成品。如前所述，生成为流111的固体沥青质可以与单元300中产生的焦炭混合或送出装置外作进一步处理(能量生产和/或截存(sequestration))。

作为例子，图5示出了炼油厂和/或改质装置的一个新的设计或改进机会的具体实施方案。单元200是真空单元，底部流5被送到集成的裂化器/SDA工艺，即单元20,30,40,50,110。DAO流52连同来自真空单元的流205被送到加氢裂化和加氢处理单元400。树脂流54从单元50中产生，被送到渣油加氢裂化单元500中。随着较少的反应时高度放热的沥青质被送到单元500，渣油加氢裂化单元可在更高的转化率下运行(+8-15％)，产生更多的作为最终运输燃料产物的材料。来自单元110的固体沥青质流111可以被送到气化单元用于产生氢。

如图4中，在图5中添加集成单元的好处是：

1.进入设备的原油的最大产率。

2.消除瓶颈——如果存在的话，或减少焦化单元的尺寸

3.消除瓶颈——如果存在的话，或减少渣油加氢裂化单元的尺寸

4.消除瓶颈——如果存在的话，或减少气化单元的尺寸

5.减少了复合气中总的碳排放量(carbon footprint)。

图3中的集成工艺也可以有助于低硫(sweet)、低复杂性(轻度加氢(hydro-skimming))炼油厂采用更容易获得的更重质、更便宜的原油，并由此重新配置资产以获取更多的价值。所述集成工艺可放置在炼油厂前端以提供对更重质原油的初始调节。

所公开实施方案的上述说明是为了使本领域技术人员能够实施或使用本发明。对那些实施方案的各种改进对本领域技术人员是显而易见的，在不偏离本发明精神或范围的情况下，本文定义的一般原则可适用于其他实施方案。因此，本发明并非意在限定于本文所示的实施方案，而是与权利要求的整个范围一致，其中例如使用冠词“一”或“一个”以单数指代一元素，并非指“一个或仅仅一个”，除非另有这样的陈述，相反地，是在意指“一个或多个”。本领域普通技术人员已知的或之后将要已知的本公开中描述的各实施方案的元素的所有结构或功能等效物均包括在权利要求书的元素中。而且，本文所公开的内容均不意在奉献给公众——无论这样的公开是否明确记载在权利要求中。

Claims (41)

1.一种改进的由重质烃制备增强型炼油厂原料和干燥的受热影响的沥青质固体的方法，所述方法包括：

(a)在加热器中将作为工艺流体的重质烃预热至设定温度；

(b)将预热的工艺流体移到反应器中，并在所述反应器内将工艺流体中的沥青质进行最佳转化，以产生受热影响的富沥青质馏分流，以及不凝蒸汽和轻质液体烃流；

(c)用溶剂萃取工艺对所述受热影响的富沥青质流进行脱沥青，产生重质脱沥青油(DAO)流和含有浓缩沥青质的第二流；

(d)在分离单元中从所述第二流分离干燥的受热影响的沥青质固体，回收该方法中的溶剂；

(e)所述炼油厂原料包括所产生的流中的至少一个。

2.根据权利要求1所述的方法，其为一种连续方法，其中所述反应器是具有顶部分凝器的单热转化反应器，该反应器在以下参数范围内运行：

(a)将7000-12000BTU/小时平方英尺范围内的均匀热通量引入所述反应器内的工艺流体中；

(b)将20-80标准立方英尺/桶范围内的吹扫气体(气体/工艺流体)引入所述反应器内；

(c)该工艺流体在所述反应器内的停留时间在40-180分钟之间；

(d)所述反应器内的基本均一的操作温度在675-775°F之间；

(e)所述反应器内的操作压力<50磅/平方英寸，接近大气压。

3.根据权利要求1所述的方法，其中在步骤c实施的溶剂脱沥青具有附加的溶剂萃取步骤，所述溶剂萃取步骤使用液-液萃取塔，对离开操作步骤c的浓缩沥青质的第二流进行操作。

4.根据权利要求2所述的方法，其中所述吹扫气体为氮气、蒸气、氢气和/或轻质烃，例如甲烷、乙烷、丙烷。

5.根据权利要求2所述的方法，其中所述吹扫气体被预热。

6.根据权利要求2所述的方法，其中所述热通量由一个或多个适当放置的加热装置在热反应器中传递，以得到基本均匀的反应器内工艺流体温度。

7.根据权利要求1所述的方法，其中将从步骤c的脱沥青操作收集的树脂循环流与所述反应器上游的原料混合，以形成所述工艺流体。

8.根据权利要求1所述的方法，其中所述炼油厂原料含有至少两个所产生的适合管道输送的流的混合物，具有大于19度的API比重和8℃时小于350Cst的粘度。

9.根据权利要求8所述的方法，其中对一个或多个所产生的流进行处理以除去烯烃。

10.根据权利要求1所述的方法，其中所述炼油厂原料包含一个或多个所产生的流，所述流适于凭借其减压渣油的比例区分炼油厂类型。

11.一种由重质烃制备适合管道输送或适合炼油厂及干燥的受热影响的沥青质固体的方法，使用高效溶剂萃取工艺，具有高的局部溶剂-工艺流体比例又能保持低的总溶剂-工艺流体比例，通过首先实施温和的热裂化然后从所得受热影响的流体中分离富沥青质馏分，使得所述方法的高溶剂-油比例部分仅作用于那些富沥青质馏分。

12.根据权利要求1所述的方法，具有气动输送和处理所得干燥的受热影响的沥青质固体的步骤。

13.根据权利要求8所述的方法，其中加工重质烃以分离富沥青质馏分用于萃取工艺是通过下述方式完成：工艺流体中包括重质烃、加热所述工艺流体至所需温度、将所述工艺流体移送到反应器中以及管理温度、反应器内停留时间、热通量、压力和反应器内吹扫气体中的至少一种，从而产生富沥青质馏分用于进一步加工。

14.根据权利要求13所述的方法，其中将树脂流用溶剂萃取工艺萃取并与所述重质烃混合，以形成所述工艺流体。

15.根据权利要求13所述的方法，其中所述反应器内工艺流体的基本均匀的温度保持在675和775华氏度之间。

16.根据权利要求13所述的方法，其中所述工艺流体的反应器内停留时间在40和180分钟之间。

17.根据权利要求13所述的方法，其中引入所述反应器内的工艺流体中的基本均匀的热通量在7000和12,000BTU/小时平方英尺之间。

18.根据权利要求13所述的方法，其中吹扫气体与工艺流体的比例在20至80标准立方英尺/桶之间。

19.根据权利要求13所述的方法，其中所述反应器内工艺流体的压力小于50磅/平方英寸。

20.根据权利要求13所述的方法，其中所述吹扫气体被加热。

21.根据权利要求13所述的方法，其中所述吹扫气体为以下气体中的一种或多种：氮气、蒸气、氢气或轻质烃，例如甲烷、乙烷或丙烷。

22.根据权利要求13所述的方法，其中所述热通量由一个或多个适当放置的加热装置在热反应器中传递，以得到基本均匀的反应器内工艺流体温度。

23.根据权利要求1所述的方法，其中所述气动输送设备用于处理干燥的受热影响的沥青质固体。

24.用于加工重质烃以生产适合管道输送或适合炼油厂的原料和干燥的受热影响的沥青质固体的加工设备，包括：

a)工艺流体制备部件，用于将重质烃与其他所需物质进行混合，以制备工艺流体；

b)输送设备，用于将工艺流体移动到预热器；

c)预热器，能够将所述工艺流体加热到接近或处于反应器的所需操作温度；

d)输送设备，用于将加热的工艺流体移动到所述反应器；

e)反应器，具有换热装置，用以为所述工艺流体提供所需的热通量和使反应器内工艺流体在所需的停留时间内保持在基本均匀的所需温度；

f)用于向所述反应器内的工艺流体提供吹扫气体的装置；

g)用于在停留时间结束时从所述反应器中除去多种产生的流体的装置，这些流体包括以下中的至少一种：

1.-不凝蒸气

2.-轻质液体烃

3.-受热影响型富沥青质馏分；

h)从轻质液体烃中分离不凝蒸气的装置；

i)将所述受热影响型富沥青质馏分移动到溶剂萃取处理器的输送装置；

j)所述溶剂萃取处理器，具有从受热影响的富沥青质馏分中去除萃取的产物的装置，这些产物为：

a.-脱沥青油

b.-树脂

c.-浓缩的沥青质；

k)用于收集合适量的脱沥青油、树脂和轻质液体烃并将它们混合在一起以提供适合管道输送或适合炼油厂的原料的装置；

l)用于干燥浓缩的沥青质以提供干燥的受热影响型沥青质固体的装置。

25.根据权利要求24所述的设备，其中所述反应器为具有顶部分凝器的单热转化反应器。

26.根据权利要求25所述的设备，在引入所述反应器内工艺流体中的7,000-12,000BTU/小时平方英尺范围内的均匀热通量下运行。

27.根据权利要求25所述的设备，在引入所述反应器内的吹扫气体下运行。

28.根据权利要求25所述的设备，其中吹扫气体与工艺流体的比例在20-80标准立方英尺/桶之间。

29.根据权利要求25所述的设备，其中所述吹扫气体为以下中的至少一种：氮气、蒸气、氢气，或轻质烃，如：甲烷、乙烷或丙烷。

30.根据权利要求25所述的设备，所述吹扫气体在被引入所述反应器之前用加热器进行加热。

31.根据权利要求25所述的设备，工艺流体在反应器内运行时持续的停留时间在40到80分钟。

32.根据权利要求25所述的设备，为所述反应器内的工艺流体提供在675-775华氏度之间的基本均匀的温度。

33.根据权利要求25所述的设备，所述反应器内的加工流体处于大气压或接近大气压。

34.根据权利要求25所述的设备，在低于50磅/平方英寸的压力下运行。

35.根据权利要求25所述的设备，使用启动输送装置来处理干燥的受热影响型沥青质。

36.根据权利要求1所述的方法，其中在步骤d中进行的气-固分离可由沉降室、挡板室、惯性分离器或离心收集器组成，所述离心收集器由单级或多级旋风分离器组成。

37.根据权利要求36所述的方法，其中输送气体被添加到浓缩的沥青质流中以使得能够气动输送到惯性分离单元并增强所述气动输送。

38.根据权利要求36所述的方法，其中用于气动输送的输送气体可以是任何适宜的轻分子量气体，包括但不限于天然气、蒸气或氮气。

39.根据权利要求1所述的方法，其中通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的或经处理的重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱沥青烃工艺流而将集成工艺应用到现有的以焦化为基础的改质装置或炼油厂。

40.根据权利要求1所述的方法，其中通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的或经处理的重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱沥青烃工艺流而将集成工艺应用到现有的渣油加氢裂化改质装置或炼油厂。

41.根据权利要求1所述的方法，其中通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的或经处理的重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱沥青烃工艺流而将集成工艺应用到新的沥青、新的“低硫原油”炼油厂或现有的“低硫原油”改质装置或炼油厂，来代替焦化工艺。