CN104114677A - 重烃的低复杂性、高产量转化 - Google Patents

Abstract

一种用于由重烃制备适合管道输送的或适合精炼厂的进料的方法，所述方法使用具有高的局部溶剂对工艺流体比但保持低的总的溶剂对工艺流体比的高效溶剂萃取过程，并通过首先对重烃进行温和热裂化，然后从获得的受热影响型流体中分离富含沥青质馏分使得所述过程的高剂油比部分仅作用在这些富含沥青质的馏分上，从而制备出作为终产物的干的固态沥青质。

Description

重烃的低复杂性、高产量转化

技术领域

本发明涉及一种优化的将重烃诸如沥青改良为轻质的更具有流动性的产物，更具体的，改良为精炼厂即用的且不需要添加稀释剂即可满足管道运输标准的最终烃产物的方法。产生的固态沥青质副产物易于处理和深加工。本发明的目的在于改良加拿大沥青，但也能普遍应用于改良任何重烃。

背景技术

已经开发、测试并改良了低复杂性、高产量的集成方法(integrated process)以提高将高粘度烃转化为需要的精炼厂原料的可行性和经济性。集成方法的概念之前已在美国专利申请US 13/037185和US 13/250935中描述，并通过中试工厂(5BPD)和工地试验阶段规模(demonstration-scale，1500BPD)设备进行了验证。通过剪切混合对集成方法的改进已在美国专利申请US61/548915中描述。

本发明描述了使上述集成方法实现最低复杂度和最高产量的最佳操作条件。所述集成方法在任何公开的现有技术工艺范围之外的温度、压力、热通量、停留时间、扫气率和剂油比(solvent to oil ratio)下运行。由于所有这些条件的新的组合，以及溶剂的选择，该新的集成方法具有降低的成本和操作费用以及高的液体产物产量，能为任何重油生产商带来高的回报机率。

现有技术描述

已公开了用于转化和/或调整油砂沥青成为管道可运输的以及炼油厂可接受的原油的工艺。值得注意的，热裂化，催化裂化，溶剂脱沥青以及这三者的组合(例如，减粘裂化和溶剂脱沥青)已被提出用于转化沥青以改良其用于输送的特性和用作精炼厂原料。

热裂化

减粘裂化或破粘裂化，是一种热裂化形式，是一种众所周知的石油精炼工艺，在该工艺中在相对温和的条件下使重油和/或常压渣油(reduced crudes)裂解或裂化，以提供具有更低粘度和倾点(pour point)的产物，由此降低了低粘度混合烃的需要量以及减少了用于获得混合烃的成本的增加，所述混合烃已知作为稀释剂用于提高原油流动性、使所述原油满足最低的管道运输标准(最小19的API比重)。

存在两种基本的减粘裂化配置，盘管减粘裂化装置(coil-only visbreaker)和盘管-裂化反应室减粘裂化装置(coil-and-soak visbreaker)。这两种裂化装置都需要加热器加热原油，盘管型减粘裂化装置仅在加热器管中进行裂化。盘管减粘裂化装置在约900°F在加热器出口处工作，停留时间大约1分钟。回收瓦斯油(gas oil)以淬灭所述反应。在盘管-裂化反应室减粘裂化装置中，在炉的出口使用一容器以为原油裂化提供额外的停留时间。所述原油随着温度缓慢降低而滞留和继续裂化/反应。所述盘管-裂化反应室减粘裂化装置在800°F的加热器出口温度下运行。裂化反应鼓的温度在所述出口处降低到700°F，合计停留时间超过1小时。

所述减粘裂化方法的实例在Beuther等人的“Thermal Visbreaking of HeavyResidues”，The Oil and Gas Journal.57：46，Nov9，1959，pp.151-157；Rhoe等人，“Visbreaking：A Flexible Process”，Hydrocarbon Processing，January1979，pp.131-136；以及美国专利申请号4,233,138中描述。每种构型的产物结构近似相同：1-3％轻馏分，5％(wt)石脑油和15％(vt)瓦斯油。其余仍为重油或沥青。所述产物在蒸馏塔进行分离用于进一步处理或混合。

对加拿大沥青的标准减粘裂化方案的关注之处在于，操作温度在上述界限(大约700°F-720°F)之上，显著的焦化会影响可操作性(Golden and Bartletta，Designing Vacuum Units(for Canadian heavy crudes)Petroleum TechnologyQuarterly，Q2，2006，pp.105)。另外，短时间内在加热器中加入热量，因此局部的热通量不均匀并且达到的峰值大大超过引起焦化的界限；并且所述热量不会一直维持，使得缩合反应发生。对加拿大沥青应用传统的减粘裂化的尝试受到限制，因为具有焦化倾向并且系统无法解决这一问题。

在美国专利申请US6,972,085的第一部分以及美国专利申请US7,976,695中，尝试解决这样的需求，即在较长的时间内恒定且持续地应用热量到原油。主要的是，将所述加热器和集油容器(holding vessel)规并成一个容器以为原油创造持续的热浴。在不同的时间将多种加热水平应用到原油。这是对标准减粘裂化的一个改良但不能消除被加工的原油中热点的问题，使得温度高出上述裂化理想水平而引起焦化。

热/催化裂化和溶剂脱沥青的联合

美国专利申请US4,454,023中公开了一种处理重质粘性烃油的方法，所述方法包括以下步骤：减粘裂化所述油；分馏减粘裂化油；在一个两级脱沥青过程中对所述减粘裂化油的非蒸馏部分进行溶剂脱沥青以制备分离的沥青质、树脂、以及脱沥青的油馏分；将脱沥青油("DAO")与所述减粘裂化馏出物混合：回收并且合并来自脱沥青步骤的树脂与最初输送给减粘裂化装置的原料。美国专利申请US4,454,023中提供了对比加拿大沥青更轻的烃(API比重＞15)进行改质的装置，但该装置的问题在于，误用使烃流过度裂化和焦化的热裂化技术，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。另外，需要回收树脂流部分，增加了操作成本和操作复杂性。

美国专利申请US 4,191,636中，通过对重油进行加氢处理以选择性地裂化沥青质同时去除重金属诸如镍和钒，持续地将重油转化为沥青质和不含金属的油。将液体产物分离为不含沥青质和不含金属的油的轻馏分和以及含沥青质和重金属的油的重馏分。所述轻馏分作为产物回收，所述重馏分循环到加氢处理步骤。使用US 4,191,636的方法对加拿大重质沥青(API比重＜10)进行催化转化是一个高强度的方法，其常常存在催化剂迅速灭活而影响选择性和产量的可靠性问题。

在美国专利申请US 4,428,824中，溶剂脱沥青装置安装在减粘裂化装置的上游用于从减粘裂化操作中去除沥青质。在这个配置中，因为沥青质完全从产流中去除，所述减粘裂化装置能在更高的温度下运行将较重分子转化为较轻的烃分子并没有结垢。然而，所述沥青产量显著降低(降低了10-15％)，因为在该过程较早去除沥青质抑制了这部分原油热转化为可精炼的产物(refinableproduct)。

同美国专利申请US4,428,824一样，美国专利申请US6,274,032中公开了一种处理烃进料源的方法，包括用分馏器分离初级原油组分，然后通过溶剂脱沥青(SDA)装置处理富含更重质原油沥青质的组分，以及对非沥青质流的温和热裂化。在气化装置中处理富含沥青质的流，生成合成气以满足氢的需求。在热裂化装置的上游设置SDA装置降低了作为精炼进料的沥青的总产量，因为原油的沥青质部分(含有高达15％的加拿大沥青)——考虑到其在原油中包含多种形式——被去除。这导致的产物产量的损失不能通过减粘裂化装置内提高的裂化得到补偿。

在美国专利申请US4,686,028中公开了一种用于处理全原油(whole crudeoil)的方法，所述方法包括以下步骤，在一个两级脱沥青过程对高沸程的烃脱沥青以制备分离的沥青质、树脂、和脱沥青的油馏分，然后通过加氢或减粘裂化仅对树脂馏分进行改质。所述美国专利申请US4,686,028对全原油的所希望的部分应用减粘裂化使焦炭的产生最小化。然而，US4,686,028的局限性在于，丢失了一大部分能通过最佳转化获益的原油，并因此一大部分的原油不能最终作为不需要输送稀释剂的管道产物。

美国专利申请US5,601,697公开了一种处理拔头原油(topped crude oil)的方法，所述方法包括以下步骤：真空蒸馏拔头原油，对来自蒸馏装置底部的产物进行脱沥青，对脱沥青油进行催化裂化，混合可蒸馏的催化裂化馏分(大气压等效沸点温度小于约1100°F)以制备包括运输燃料、轻气体、和油浆(slurry oil)的产物。美国专利申请US5,601,697的问题在于，将拔头重质原油真空蒸馏到约850°F以及对脱沥青油进行催化裂化以制备运输燃料的复杂性、成本和技术可行性。

美国专利申请US6,533,925，描述了一种涉及溶剂脱沥青工艺和气化工艺的集成方法，以及从含有溶剂、脱沥青油(DAO)和树脂的溶剂溶液中分离树脂相的改进工艺。在专利US6,533,925中包括树脂萃取器，其中溶剂温度的升高高于第一沥青质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，消除其得到价值提升而成为可用的精炼厂原料的可能性。影响是降低了原油流潜在的总产量。

美国专利申请2007/0125686中，公开了一种方法，其中首先将重烃流通过蒸馏分离为多种馏分，其中重组分输送到温和热裂化装置(减粘裂化装置)。来自温和热裂化装置的剩余重液体在一个现有技术的SDA装置中进行溶剂脱沥青。将分离自SDA的沥青质用作气化炉的进料。将脱沥青油与浓缩的温和热裂化蒸汽混合，以形成混合产物。如专利申请US4,454,023中所描述的，减粘裂化面临早期产成焦炭的挑战。特别的，所述专利申请2007/0125686中解释了该温和热裂化装置的意图是为了专门裂化非沥青质材料，其同样不能应用于加拿大沥青。在该申请中，温和热裂化装置在不会增加焦炭形成并因此不会增加焦炭产量的升高的压力下操作。另外，蒸馏和萃取步骤需要额外的能量，并且大部分分离的组分被重新组合用于管道输送。

美国专利申请8,048,291中，描述了一种方法，其中常压塔和/或真空塔的底部物质在溶剂脱沥青装置中处理，然后通过一些热裂化或催化裂化方式处理。该专利的目的是通过将SDA放置在裂解器的上游来减小DAO流裂化的成本。SDA的多个萃取步骤和操作条件提高了整个工艺的成本，抵消了由较小的裂化装置所减少的成本的一部分，并且集成方法会提供更低总产量，除非花费很多成本增加氢来提高产量。SDA装置去除了包含超过15％的重沥青流的重沥青质，因此将总产量限制到小于85％，除非采用昂贵的催化过程。该方法的总体结果是不经济的，并在SDA过程中限制处理的进料大于5API。

SDA产生的富含沥青质流的处理

美国专利4,421,639中，溶剂脱沥青方法使用第二个沥青萃取器(2^nd asphaltextractor)浓缩沥青质材料(并回收更多的脱沥青油)。将浓缩的沥青流输送过加热器以在18psia下达到425°F，并使用闪蒸罐和流汽提塔(stream stripper)从所述沥青流中分离溶剂(在该情况下为丙烷)。将液态形式的沥青产物泵送到存储器中。这种设置仅在富含沥青的流在这些情况下是液态时有效。如果像在富含沥青质的流中诸如沥青中一样存在任何可察觉的固态沥青质，则将会有堵塞的困扰。

在美国专利US3,847,751中，将来自SDA装置的浓缩的沥青质产物与溶剂混合作为液体溶液输送到喷雾干燥器。喷嘴的设计和压力下降表明形成的液滴的尺寸。轻烃(溶剂)液滴越小，就越快完全闪蒸成为蒸汽。重烃(沥青质)颗粒越小，进行热转移来冷却重液滴的可用表面积就越大，目的是制备干的非粘性固态颗粒的目的。添加额外的冷气体到喷雾干燥器的底部，以通过额外的对流热传递来增强冷却以及通过减缓液滴下降速率(通过上升的冷却气流)来增加液滴的停留时间，以减小容器(其常常非常大)的尺寸。如果在所述方法的操作温度下，从所述萃取器沉淀出的沥青质颗粒在溶剂中为固态形式则不需要这种设置。

在美国专利US4,278,529中，描述了通过减压将溶剂从沥青材料中分离而不携带沥青材料的方法。将包括沥青材料和溶剂的类流体相穿过减压阀进行减压，并引入蒸汽汽提器。所述减压蒸发掉部分的溶剂并将细的沥青颗粒雾分散在所述溶剂中。该方法的顾虑在于剩余的沥青质仍湿润和有粘性，没有剩余足够的溶剂使得重沥青相(具有很多固态物质)保持可流动性。

在美国专利US4,572,781中，描述了一种溶剂脱沥青方法，其使用离心滗析器从重烃材料分离基本上干的高软化点沥青质，以将液相从高度浓缩的固态沥青质浆液中分离。该方法试图处理具有固态颗粒的富含沥青质流，但是一个成本昂贵的工艺，因为固体的分离通过固液分离实现，所述固液分离需要额外的溶剂以使所述材料流到滗析器。不变的是，所分离的固态材料仍相对湿润并需要其他的干燥步骤以回收蒸汽溶剂。所述蒸汽溶剂需要浓缩后再使用，这是另一个高能耗步骤。

在美国专利US5,009,772中的方法涉及一种连续的，相对低温的脱沥青方法，其中在升高的亚临界温度和超大气压力下，将重烃原料和萃取溶剂在萃取区接触以制备轻萃取相和富含较高分子量烃组分、康拉逊炭(Conradson carbon)前体和重金属的重相。专利US5,009,772包括连续地降低在萃取区内制备的第一轻萃取相上所施加的压力，暗示了在SDA装置中以低于超临界条件下操作是具有益处的。然而，对整个工艺的进一步改进可以用于使得更重原油以更简单、更少花费的方式处理。

在美国专利US7,597,794中，在通过溶剂萃取分离后在沥青相中引入分散溶剂，所述沥青相在气-固分离器中进行迅速的相转化，并在溶剂蒸发的同时分散进固态颗粒中，导致沥青和溶剂的低温分离并且所述沥青的颗粒大小可以调节。对于使用液态溶剂作为输送媒介的闪蒸/喷雾干燥器的挑战是在该工艺中产生的沥青质倾向于在闪蒸干燥阶段之前、过程中以及之后保持湿润。另外，对于该工艺，在升高的温度下沥青质继续液化。湿的沥青质易于粘在设备所有表面并污染和堵塞设备。使用该方法降低了可靠性使得该操作对于具有高沥青质含量的重质原油而言成本昂贵。该专利中的实施例6使用API为2的重质原油获得83.5％的DAO总产量和超过80％的溶剂回收率。这些值表明方法的不经济并且所述值能被极大改良。

在美国专利US7,749,378中，列举了用于输送和改质重油或沥青的方法，包括：在生产现场用包括具有3-8个碳原子的烃的稀释剂稀释重油或沥青以形成混合物；将所述混合物从生产现场输送到溶剂脱沥青装置；在所述溶剂脱沥青装置中对混合物进行脱沥青以回收沥青质馏分，脱沥青的油馏分基本上不含沥青质，以及溶剂馏分；从溶剂脱沥青装置的沥青质馏分、脱沥青的油馏分和溶剂馏分分离水和盐；输送至少部分的所述溶剂馏分到所述生产现场以稀释重油或沥青并形成所述混合物。因为萃取器经常堵塞导致可靠性低，在该专利中所述工艺需要限制在2API以上(要求2-15API)的原油，并且在该工艺中所允许的条件将总产量限制为＜85％桶数，因为重油例如沥青具有超过15％的沥青质含量并且这些分子在该工艺中是被完全摒弃的。

在美国专利US7,964,090中，公开了使用SDA和气化法改质重质沥青原油的方法。该专利关注的是，输送到气化炉的流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混合产生的，其中溶剂与所述烃的比例为大约2∶1到大约10∶1。所述富含沥青质的流从SDA转出并输送到气化炉作为液流。在输送过程中使用的大量溶剂在所述气化炉中消耗，并被贬值为燃料气的等效物。因为沥青质常常为液态，以所述量使用溶剂输送该材料是可行的。对于固态沥青质，该方法需要多10-20倍的溶剂进行输送，所述量的昂贵溶剂被消耗，降低了该溶剂的价值。

发明内容

本质上，描述了一种改进的由重质原油，例如加拿大油砂沥青制备适合管道输送的原油和精炼厂原料的方法，所述方法包括以下步骤：(1)在反应器内的全沥青流中进行具有最少的焦炭和废气(offgas)的最佳沥青质转化，以制备受热影响型(thermally affected)富含沥青质的馏分，最少量的不凝结的蒸汽流，以及增加的精炼厂原料液流；(2)将所述受热影响型富含沥青质的馏分脱沥青成为精炼厂原料液流和浓缩的沥青质流；(3)根据管道规格的需求选择性地对特定的烃组分进行加氢处理，并最终混合所有液流以制备精炼厂进料；以及(4)惯性分离浓缩的固态沥青质流用于在气化炉中、电厂(power plant)或沥青装置中进行转化。

对所述沥青经热处理，去除和转化/裂化选择的沥青质，这些沥青质然后在更有效的溶剂萃取过程中进行充分分离，减少焦炭的生成并隔离不希望的污染物(如金属、MCR和剩余的沥青质)。

考虑到加拿大沥青的沥青质的相对复杂性以及大量的侧链，在本发明公开的操作条件下，所述侧链优先从所述核心沥青质分子裂解以使所需的减压瓦斯油(vacuum gas oil)成为轻烃范围组分。剩余的受热影响型多环芳烃沥青质核在超过操作条件的升高的温度和压力下保持固态，并因此比非受热影响型沥青质更容易分离，使得改进了诸如溶剂脱沥青(50)和惯性分离(110)的分离过程。

进一步的，沥青中较重的烃也被温和地裂化为减压瓦斯油、汽油和馏出物沸程组分，所有这些需要在精炼厂进行分离和转化。反应器中沥青池内温度和热通量上的任何大的偏差将导致焦化的发生和提高的气体产量，降低的原始沥青的总的原油产量，以及降低的操作可靠性，提高的设备的运行成本。

本发明提供了一种用于由重质高沥青质原油(例如加拿大沥青)和进料制备适合管道输送的和适合精炼厂的进料的改进的设备和方法，用于任何未经处理的或经预处理的烃流，所述方法和设备包括将工艺流体预加热到设定温度的预加热器，所述设定温度为或接近反应器的所需操作温度；将所述工艺流体移入反应器中，通过控制对反应器中的工艺流体所施加的热量进行工艺流体的转化，使得整个反应器中的工艺流体保持基本上均一的温度，以制备受热影响型富含沥青质的馏分的流，以及具有最少量的不可凝蒸汽的液态氢蒸汽的流。所述蒸汽的流被分为两个其他流：不可凝蒸汽的流，和轻液态烃的流。受热影响型富含沥青质的馏分首先使用高剪切混和器混合，然后使用单级溶剂萃取方法进行脱沥青，分别成为脱沥青油液体的流和浓缩的沥青质的流。将所述方法中制得的脱沥青油流体和轻液态烃混合以形成适合管道输送和适合精炼厂的原料。在惯性分离装置中处理所述浓缩的沥青质以生成干的固态沥青质副产物。

吹扫气(sweep gas)可以引置(deploy)在反应器中，并能被预加热以提供除了反应器的加热器以外的热通量源，所述吹扫气还可以辅助去除反应器的蒸汽产物。

使用最少一个萃取步骤(可以使用多个步骤)和低压汽提器在任何现有技术公开的溶剂萃取方法之外的条件下完成脱沥青。因为初始工艺流体已被热影响，富含重沥青质的馏分能使用高剪切搅拌机和低复杂度的单级萃取工艺进一步分离，所述单级萃取工艺使用比相似的改质操作中更低的溶剂-油比、温度和压力的组合。在最终萃取步骤之前进一步浓缩富含沥青质的馏分可实现使用甚至更低的总的剂油比对溶剂-萃取性能的进一步提高，和实现提高的DAO产量。所述工艺使用额外的溶剂萃取柱在(洗涤柱(rinse column))对来自初级溶剂萃取柱的富含沥青质的流进行处理以提高管道原油回收率和品质，改进了现有技术中的溶剂脱沥青过程。

SDA过程可以使富含重沥青质的烃流的一部分被回收并与新鲜进料混合输送到反应器中。

获得的浓缩的受热影响型沥青质能被成功的在惯性分离器诸如离心收集器或沉降室中处理以生成干燥的、固态沥青质副产物。

附图说明

关于附图，其中在不同的视图中，相同的附图标记代表相同的部件，在附图中，对本发明的多个方面通过示例但非限制性的方式在进行了详细描述，其中：

图1是由重烃原料形成管道可输送的烃产物的流程图；

图2是关于具体的裂化过程和液体分离过程以及固体分离过程的流程图；

图3描绘了一个或多个所述实施例的集成的温和热裂化和改进的溶剂脱沥青工艺的示例性应用，其中，将剪切混合设备适当设置在具有真空装置和/或焦化装置的现有的改质装置或精炼装置之内。

图4描绘了一个或多个所述实施例的图3的集成的温和热裂化和改进的溶剂脱沥青工艺的具体示例性应用，所述工艺的进料来自现有的改质装置或精炼装置的真空装置底部流，所述底部流中来自集成的裂化/SDA的多种产物输送到加氢裂化装置、渣油加氢裂化装置和气化装置。

具体实施方式

以下的关于附图的详细说明应理解为是对本发明不同实施例的描述，而不应理解为只有发明人所考虑到的这些实施例。所述详细描述包括用于全面理解本发明的具体细节。然而，对于本领域技术人员来说明显的是，没有这些具体细节仍可以实施本发明。

应理解从以下的具体描述中，本发明的其他方面对于本领域技术人员来说将变得显而易见，其中以列举的方式显示和描述了本发明的不同实施例。如将要意识到的，本发明可以有其他不同的实施例并且其各个方面的很多具体细节能够进行修改，这些均不脱离本发明的精神和范围。因此，各图和其详细说明应视为说明性质的而不是限制性的。

图1是显示由烃进料12形成烃产物160的过程10的工艺流程图，其中最终烃产物160具有足够的满足最低管道输送需求的特性(最小19的API比重)和良好的精炼厂原料。由重烃的进料12形成的工艺流体14可被输送通过加热器20以在将该工艺流体14输送到反应器30之前将其加热到所需的温度水平，在所述反应器中工艺流体14在被控制和保持的同时进行温和的受控裂化过程。在所述温和裂化过程后，将轻的塔顶馏分32由反应器30输送到气液冷凝分离过程40，重的塔底馏分34可被输送到高效溶剂萃取过程50。可将一些来自气液分离过程40的输出物44与一些来自高效溶剂萃取过程50的输出物52，54混合以获得烃产物160，烃产物160具有足够的物理性能使得不必将最终烃产物160与外源稀释剂混合，或需要与极大降低的体积量的所述稀释剂混合就能满足所需的管道输送标准。

所述进料12可以是重烃(未经处理的或经预处理的流)，诸如由SAGD(蒸汽辅助重力泄油)过程获得的重烃，例如加拿大油砂沥青，或来自任何其他合适的重烃来源的重烃。在一方面，所述进料12可以具有0-14范围的API比重。

在一方面，从高效溶剂萃取过程50输出的树脂流54的回收部分70可与输入的进料12混合以形成通过过程10的工艺流体14。在需要进一步的原油产量、和/或更轻的原油、和/或抑制沥青质以满足被处理的产物特征目标的情况下，可将所述树脂流添加到所述工艺流体中。通过可调节的流动参数，树脂回收给操作者提供了灵活性，以满足生产规格，并使得工厂能稳健地操控进料的变化。

来自溶剂萃取过程50的所述树脂产物54通常具有相对低的API比重。在一方面，所述树脂产物54的API比重可以在0-10之间。根据进料12的特性和与进料12混合的树脂产物54的量，所得的工艺流体14可具有一定范围的特性并且尤其是一定范围的API比重。

所述工艺流体14(完全由进料12获得或由进料12与来自溶剂萃取过程50的树脂产物54混合形成)可被输送到加热器20，其中在所述工艺流体14通过加热器20的同时将其加热到所需的温度，之后被输送到反应器30进行温和热裂化。通过对整个反应器30均匀施加热量使其保持一致的流体温度以使得进行温和热裂化而没有焦化的顾虑或对反应器的操作和/或性能产生危害。

在一个方面，所述加热器20加热所述工艺流体14到675-775°F的温度，之后将所述工艺流体14输送进所述反应器30中。

在反应器30中，所述工艺流体14(通过加热器20加热到675-775°F之间)进行温和受控裂化过程。将加热器适当地放置在反应器30中以维持需要的由加热器20产生的恒定温度并对流体14施用均一的热通量。所述加热器通过任何容易获得的源(电、传热流体、辐射等)提供热量。所述反应器30可以通过优化主要的5个相互关联的过程变量(温度、压力、停留时间、吹扫气和热通量)的方式进行操作，以减小或甚至防止在反应过程中形成焦炭，并最小化气体的生成，同时还提供重烃的部分沥青质向适合精炼厂的进料组分的最优转化。

第一和第二变量涉及将7000-12000BTU/hr sq.ft之间的均一热通量应用到反应器中的整个工艺流体池，并涉及使反应器保持在675-775°F之间的单一的操作温度。这可以通过在反应器放置适当尺寸和位置的加热设备实现。所述加热器的数量可以通过计算在两个加热器之间的最优热分散进行设置以使得在整个所述池中具有均一的温度并避免显著高于反应器中的目标温度的峰值温度和热点温度(spot temperature)。

所述第三反应器变量，即在反应器内的停留时间，可以在40-180分钟之间。

第四反应器变量，即操作压力，可以通过用于可保持操作性能稳定的标准压力控制原则，保持在接近大气压力，并且在任何情况下小于50psig。控制所述压力范围的下限以防止烃的过量、过早闪蒸、以防其绕过所述反应器，并且限制所述压力范围的上限以减少二次裂化和随之提高的气体产量。

所述第五反应器变量，即热的吹扫气36，其与所述工艺流体(675-775°F)21具有相同的温度范围，以20-80标准立方英尺/桶(scf/bbl)的范围添加到反应器30内的所述工艺流体14中。

所述吹扫气36可以是天然气、氢气、来自所述过程的生成气/燃料气，蒸汽、氮气或其他任何非反应性的，不会在反应器环境中凝结为液体的不可凝气体。

以20-80scf/bbl的进料剂量提供吹扫气以使所述“更轻”烃产物(即甲烷到＜750°F沸点的烃)一在反应器30中形成就被去除，使得可增加气体生成以及潜在的增加烯烃石脑油/馏出物产生的二次裂化最小化。

所述吹扫气也可以使得所述反应器在接近所需的操作压力(＜50psig)和温度下进行运行。所述吹扫气36也能为反应器30中的工艺流体14提供额外的热量和/或混合。

如针对图1和2所讨论的，在烃于反应器30中的整个停留时间(40-180分钟)内，在希望的温度(675-775°F)和压力(小于50psig)下，对所述反应器均匀地施加热能量流36(7000-12000BTU/hrsq.ft)，以最小化任何会引发焦化的局部峰值流体温度，并由此使得在更高的本体温度(bulk temperature)下热传递增加，从而提高反应器30内的烃转化。在这些操作条件下，所述反应动力学有利于沥青质的最佳转化，其中优先裂解外围的烃链，以产生想要的用于精炼装置的烃(VGO和瓦斯油范围的烃)而不会引起焦化或增加反应器内气体的生成。作为一个例子，表1列举了用于不同类型原油的沥青质的不同的结构。提出的反应器30的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1-代表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)。

可以在建议的范围内，根据提供的进料的品质或希望的输出物的品质，独立改变每个变量。因为5个指出的过程变量是相互关联的，因此具有规定的目标函数(例如满足最低产品规格的最大产量)的多变量过程控制方案，在这些变量中的任何一个变化或进料/产物状态或目标产物发生变化时，对于确保所述过程在最佳点进行操作是有利的。

一旦所述工艺流体14停留在所述反应器30中足够长的时间使得反应器30的输出物的特性达到所需要的品质，则将轻的塔顶馏分32和重的塔底馏分34从反应器30中除去。

来自反应器30的输出物的轻的塔顶馏分32可含有不可凝蒸汽产物、轻的液体烃和重的液体烃。所述气体产物可以是在进行热裂化的同时从所述工艺流体14释放的蒸汽，诸如含硫气(sour gas)，以及穿过反应器30的被引入的和未转化的或未用的吹扫气36。

塔顶液体馏分32比塔底馏分34具有更高的API比重。例如，所述塔顶液体馏分32通常具有26或更大的API比重。可将所述塔顶馏分32输送到气液分离装置40，气液分离装置40可以包括冷却器41和分离鼓42，作为示例，其中可以将塔顶馏分32的含石脑油和更重质烃的可凝液体产物的部分从塔顶馏分32的气体组分中分离。可以在分离鼓42上提供含不需要的气体诸如含硫气的废气管43用于将这些气体排掉、回收或进行进一步的处理。

可以从分离鼓42制得一个或多个液体烃流。可以将流44，其为一种比流46更重的烃，被送至产品混合处(product blending)，而流46可以考虑在进行产物混合之前进行进一步的本体加氢处理。

所述塔底馏分34可含有烃和改性的沥青质。尽管从反应器30获得的所述塔底馏分34的特性将根据加入所述反应器30的工艺流体14和反应器的操作参数变化，但在一个方面，所述塔底馏分34可具有范围在-7到5之间的API比重。

可控的过程变量使操作者可以基于加入的工艺流体14的特性的变化改变反应器30的性能，以满足最终产品的需求。

反应器30中5个相互关联的变量，即停留时间、吹扫气、热通量、温度和压力的可控性使操作者能够改变反应器30的性能。

以这种方式，当进料12的性能随着不同的新的进料或者更多或更少的回收树脂70而改变时，可以优化5个相互关联的变量以避免焦炭的产生和最小化不可凝蒸汽在所述反应器30中的生成。例如，操作者可基于工艺流体14的特性来改变工艺流体14在反应器30中的停留时间，以获得希望的输出物32，34的产量和/或品质。可替换的，操作者可改变吹扫气、温度或压力以实现相同的预期结果。所述过程变量是相互关联的并且最小化焦炭和避免过量的气体产生是有挑战的，并且最好通过不需要过多实验就能完成的试验性操作(pilot operation)进行确定。

可以将来自反应器30的塔底馏分34输送到高效溶剂萃取过程50，该过程能制备受热影响型沥青质流58、萃取的油流52和树脂流54。所述反应器30可以在将沥青质转化为更适合进行下游加工的组分的同时，以显著限制并甚至防止焦炭形成和减少气体生成的方式操作。结果，改性的沥青质和其他不希望的成分(elements)残留在从反应器30去除的塔底馏分34中。

为了最大程度回收希望的精炼厂原料原油，保留在塔底馏分34中的不希望的成分、来自反应器30的塔底馏分34必须使用例如高效溶剂萃取过程50进一步处理。通过高效溶剂萃取过程50对塔底馏分34的处理允许所述反应器30和高效溶剂萃取过程50结合使用以制备适合的全馏程的精炼厂原料原油。

所述溶剂萃取过程50可以包括任何适合的溶剂萃取过程。在一个方面，其可以是将沥青质从塔底馏分34中的树脂分离的三级超临界溶剂过程。所述溶剂萃取过程50的输出物可以是沥青质流58、萃取油流52和树脂流54。所述沥青质流58通常是不希望的，从所述过程10去除。萃取油流52可以具有相对高的品质，具有9-15的API比重范围。树脂流54通常具有比萃取油流52更低的品质，具有比萃取油流52更低的API比重。在一个方面，所述树脂流54可具有0-10范围的API比重。

来自所述溶剂萃取过程50的萃取油流52和树脂流54能与由气液分离器40获得的液体产物流44混合以形成满足管道规格和/或适合精炼厂的最终烃产物160。在一个方面，该最终烃产物160可具有大于19的API比重。通常，所述最终烃产物160可具有350厘沱(“cSt”)或更小的粘度。

所述树脂流54通常具有比萃取油流52更低的品质。树脂流54的回收部分70能与进料12混合以进行再处理从而形成最终烃产物160。结果，该树脂流的所述回收部分将提高该最终烃产物160的品质。

另一方面，在图2中，显示了当与反应器30集成时的最优的溶剂脱沥青和固体分离方案，所述反应器在为最大化产量而相应设置的5个相互关联的变量下运行。提供了剪切混和器25和单个沥青质萃取器50以将流58中的固态沥青质从油和溶剂，即流51中分离。因为受热影响型沥青质在反应器30中生成，溶剂萃取能以一级进行并能以高达约2.5∶1的剂油质量比以及在远低于溶剂的临界点操作条件下有效进行。作为低能量/低强度的单级萃取的结果，单个低压溶剂汽提器处理流41是经济的并能有效分离产物脱沥青油52和作为流101的回收的溶剂。流58，其为浓缩的沥青质固态流，在惯性分离器60中进行处理，所述惯性分离器60用于分离溶剂蒸汽流62和干的固态沥青质流61。流62为浓缩物110，溶剂再循环以在所述过程中再次使用。将所述干的固体输送到干固体存储器130中或以其他方式处理。所述惯性分离装置110使用诸如离心力、重力以及惯性力等力的组合从流58中的气体残留溶剂中分离沥青质固体。这些力可将所述沥青质固体移动到气体流施加的力最小的区域。分离的固态沥青质可以通过重力移动到料斗中进行暂时储存。装置110可以是沉降室、挡板室或离心收集器中；提供固体和气体的惯性分离的装置。所述离心收集器可以是单级或多级旋风分离器。如果SDA装置50将沥青质过度有效地从树脂，DAO和溶剂中分离，可以在流58中注入合适的低分子量气体(例如，天然气或氮气)以为沥青质固体提供气力输送，否则可通过对管道中残留的过程溶剂进行闪蒸来为沥青质固体提供气力输送。气力输送系统可以输送高达大约50mm粒径的固体。所述固体必须是干的，含有不超过20％的水分并且不是粘性的。所述受热影响型沥青质固体满足上述标准并因此所述过程因能使用惯性分离装置110而受益。

为了提高来自反应器30的产物烃的总回收率并减小溶剂循环速率，高效溶剂萃取过程50可包括一个可选的补充萃取处理步骤55，以及另一个剪切混和器235。通过次级萃取器55对富含沥青质的流进行的附加的溶剂萃取步骤使用标准液液萃取法，所述标准液液萃取法使用与初级萃取器中使用的相同的溶剂。标准液液柱在富含沥青质的流中的设置是有益的，因为剂油比可以在该柱内经济地提高到高达20∶1，从而提高脱沥青油的回收率，同时使用的总的溶剂量减小。实现流52中高的烃回收率的总的溶剂使用量可以是25％，比类似的现有技术过程中使用的量小。结果是相比于现有的3级萃取过程，显著降低了能耗。获得的沥青质流58可以在缩小20％的更小的沥青质分离装置110中进行处理。即使在升高的温度(高于700°F)并且去除了侧链的情况下，所残留的浓缩的受热影响型沥青质的核心部分仍是固态的，这使得进行处理的沥青质分离装置体积缩小。另外，沥青质的改性为更有效的金属回收和更好的用于清洁能源转换技术(如用于提高SAGD生产过程的气化、催化气化、富氧燃烧)的进料提供了机会。

图1中的过程10提供了一种适用管道的和对高转换率精炼厂最佳的原油进料。流160具有低的金属(＜20wppm Ni+V)、低的沥青质(＜0.3wt％)，非常低的TAN值(＜0.3mg KOH/mg)，没有稀释剂，以及高的VGO范围材料(原油的30-50％)。对于高转换率精炼厂(以＞1.4∶1的转换率进行焦化)，由流160制备的原油的蒸馏品质在填满其他装置的同时，可提高最高盈利装置的利用率。表2显示了含有各种代表性重原油流的一桶油的每个沸程材料的百分比，并与过程10的流160的比较。所述“未改质的”进料(dilbit＝稀释的沥青，以及WCS＝选自西部加拿大)具有更多的减压重渣油(950+°F材料)，超过35％的总桶量，需要加强的转化和更轻的材料输送(C5的材料)到精炼厂，在此精炼装置可以有利地将其精炼为运输燃料。另一方面，完全改质的/制备的适合精炼厂的进料(SSB＝无硫合成混合物)基本不具有减压渣油或轻材料(C5的材料)。这是不均衡的并因此对精炼装置具有体积限制。精炼装置对操作进行了开发，所述操作将全部的良好均衡的(well-balanced)进料，包括10-25％的减压渣油，20-50％的瓦斯油(HVGO＝重减压瓦斯油，LVGO＝轻减压瓦斯油，AGO＝常压瓦斯油)，40-60％汽油，处理为柴油范围的材料。如表2所示，流160堪比其他具有传统的良好均衡的重原油(ANS＝阿拉斯加北坡，WTI＝西德克萨斯中部，MSO＝中等含硫(米岱尔))，并且其烃组成与其他传统重原油相同。

表2-包括过程10产物的多种原油的蒸馏分析

反应器30，高效溶剂萃取过程装置50，和惯性分离装置110的组合表现出降低的过程复杂性。降低的过程复杂性可以表示为4.0-4.5的纳尔逊复杂性指数值(Nelson complexity index value)，显著小于焦化和/或加氢处理方案的9.0-10.0。另一个性能提高的表现是，相比于需要4.70GJ/吨进料的能量输入进行操作的延迟焦化过程，需要3.93GJ/吨进料的减少的能量。这相比于延迟焦化过程能量强度降低16.4％。这对延迟焦化过程而言相当于0.253吨CO₂/吨进料的特定温室气体(GHG)输出量，对提出的过程而言相当于0.213吨CO₂/吨进料的特定温室气体(GHG)输出量。基于产物的比较，相比于焦化过程，能量减少大约25-27％。

如表3所示，当与焦化改质过程和标准的反应器以及溶剂萃取过程比较，过程10通过最小化副产物(焦炭和不可凝烃)提供了显著提高的产量。

表3-产物(流60)产量的比较

低复杂性的过程10的另一个优点——归因于更低的操作温度和压力——是更低的费用成本。需要更少的设备并且可使用刚好在“断点(break-point)”以下的法兰等级，在“断点”处材料规格会由于所涉及的压力和温度而改变，成本增加。考虑到材料的高硫含量和TAN等级，就可靠性而言304L/316LSS材料是适合的选择。对于这种材料在冶金学上，例如，300级(class300)的管道和法兰，可以承受(handle)高达400°F和415psig(来源：ASME/ANSI B16.51988/2009说明书)。所述SDA装置将在最高400°F和400psig下工作，所以可以指定300级。当与现有技术的SDA过程相比时，将需要更高的管道/法兰等级例如600级来应对其他过程更高的操作温度和压力。相比于使用600级法兰的现有技术SDA配置过程，过程10节省20-30％总的费用成本，例如600级法兰需要花费8倍于300级法兰的价格。

同样适合于新的基础设施，图3显示了将本发明公开的集成控制的热裂化装置和改良的SDA用于现有的改质装置的示例应用。在所提出的集成方法中，反应器30，简化的SDA50，和沥青质回收器110，可以放置在精炼装置的/改质装置的焦化装置上游。精炼装置/改质装置的优点是能消除真空装置和焦化装置的缺陷以及接受更重原油输送到所述装置。现有设备处理的桶数越多则相当于投入资本的收益和经济回报越大。另外，由于更高品质的材料被输送到焦化装置300，操作的苛刻度被降低，从而通过提高焦化装置的循环时间(12到24小时)提高了焦化装置的寿命，并生产更少的气体和焦炭以及更多的产物。可以延迟更换设备的投资成本并提高产量(约2-3％)。在SDA中捕获的所述固态沥青质具有容易获得的处理(disposition)，即流302，现有的焦炭收集和输送系统使得所提出的集成方法的增加更有成本效益和高额利润。

如图3中装置200所示的，流12可以是来自常压塔、真空塔、或催化裂化装置的塔底流。整合的裂化装置和SDA过程制备出了DAO流52，流52能在加氢裂化和加氢处理复合装置400中被进一步处理成流401的运输燃料。集成的裂化装置和SDA过程也能制备树脂品质流54，流54能被输送到焦化工厂、FCC(流化催化裂化)工厂和/或沥青工厂以进一步处理为终产物。如之前所述的，作为流61而产生的固态沥青质可以与装置300中产生的焦炭混合或被输送出装置后进一步处理(能量产生和/或截存(sequestration))。

作为一个例子，图4显示了一个针对精炼装置和/或改质装置的新的设计或改进的具体的实施方式。装置200是真空装置，塔底流12被输送到集成的裂化装置/SDA过程，装置20，30，40，50，60，和110。DAO流52与来自真空装置的流205一起被输送到加氢裂化和加氢处理装置400。树脂流54由装置50制备，并输送到渣油加氢裂化装置500。将更少的反应时高散热的沥青质输送到装置500，渣油加氢裂化装置能以更高的转化率(+8-15％)运行，制备更多作为最终的运输燃料产物的材料。来自装置110的所述固态沥青质流能被输送到用于氢气产生的气化装置。

如图3所示，添加图4的集成装置的优点可以包括：使输入到工厂的原油的产量最大化，消除了焦化装置的瓶颈，如果存在的话，或减小了焦化装置的尺寸；消除了渣油加氢裂化装置的瓶颈，如果存在的话，或减小了渣油加氢裂化装置的尺寸；消除了气化装置的瓶颈，如果存在的话，或减小了气化装置的尺寸；减少了复合物中总的碳排放量(carbon footprint)。

图2中集成方法还可以帮助脱硫的(sweet)、低复杂性(轻度加氢(hydro-skimming))的精炼装置接收更容易获得的更重、更便宜的原油并由此重新配置资产源(reposition assets)获得更多价值。所述集成方法可以放置在精炼装置的前方以提供对较重的原油的初始调整(initial conditioning)。

操作条件的比较

本发明的集成方法的新的设置和特征提供在之前任何具体的现有技术方法中不可能操作的区域中进行操作的机会，由此提出一种技术上可行的并且经济上有益的/更优的方案用于将重烃处理为API降为0。DAO容积率在89-91％范围并且溶剂损失小于2％，这种低复杂性的集成方法，获得低的操作和投资成本，提出一种经济的(基于收益率)方案来生产适合管道输送的原料和精炼厂原料。表4提供了一些代表性的现有专利和本申请的比较。粗体项指示与过程10相比，现有技术中直接限制性的或不利的条件。比较的这些工艺中没有一个实现了与示例的用于0到7API密度范围的重烃进料的过程相同的产量。比较包括集成的裂化装置和SDA装置的方案，以及仅SDA的方案。因为本发明借用了一些在美国专利申请US7976695中概述的热裂化装置操作的概念用于其部分操作，没有提供与热裂化装置操作的比较。如表4中所示，热裂化装置独特的操作条件的组合，允许SDA的简化并以独特的操作条件的组合运行，以及使用惯性分离器严格处理沥青质固体和溶剂蒸汽。

使用该集成方法，0-12+的API范围的原油可被容易的处理。另外，所述SDA装置50能容易地接受具有-5到0的API范围的进料。吹扫气(在其他相似方法中没有使用)、均一热通量(在其他方法中无法维持)、低操作压力和温度的使用，允许温和的、有利反应以将较重的烃连同存在于轻的瓦斯油范围的烃转化为适合于管道输送的所述轻的瓦斯油范围的烃。最小化焦炭的形成，并使轻气体的形成物使大部分的烃(＞90％的原油桶数)成为所需产物。沥青质从“粘性”分子转化为“干脆(crunching)”分子。改质的具有-7到0的API密度的富含沥青质的流，可以在简化的SDA过程中用新的操作条件的组合进行处理。为了获得所述的高产量，可能单级萃取步骤和具有惯性固体分离器的低压溶剂汽提器都是所需要的。如表5所示，对于优选的C6和C7范围的溶剂，剂油质量比可以在2到4∶1的范围。如压力的情况一样，单级萃取柱的温度可以明显低于临界温度。在这些低的操作条件下，使用的能量显著减低，并且仅需要单个低压汽提器。更便宜的材料和配制需要更少的物理设备，使得整个投资成本低于其他方案。

溶剂选择

为了技术上可行并满足经济性目标，用于重质原油(小于2API)脱沥青的溶剂需要足够重(足够高的分子量)以仅沉淀出必要的沥青质并同时保持DAO在所述溶剂的溶液中。而且，所述溶剂必须足够轻，以在沥青萃取器底物(固态沥青质加溶剂)的转移过程中能闪蒸，而不需要大量的能耗。相似的，所述操作温度需要足够冷以提高DAO在所述溶剂中的溶解性，并且足够热使得有足够的热量在固态沥青质的输送过程中闪蒸所述溶剂。对于该过程，固态沥青质从溶液中的沉淀基本与溶剂的选择无关。表5比较了处理粘性重烃时(对于SDA，-7到0的API)所考虑的多种溶剂。C6和C7能提供高产量(89-91％)，具有降低的复杂性的过程，构成一种新的和经济上可行的方法。

表5-溶剂选择

基于C6和C7对于分离出沥青质的相似作用，可以考虑这些烃的混合物以减小成本。输送稀释剂的粗馏分可以被萃取并考虑在SDA中用作溶剂。当为过程10的操作采购溶剂时，试验证实C5-C8(＞60％C6和C7)的混合物可以是一种低成本的选择。通过采购容易获得的溶剂进一步降低了所述过程的操作成本，这些溶剂的通常具有用作所述过程进料的稀释剂的特征。

以上在实施方式中公开的描述是为了使任何本领域技术人员能做出或使用本发明。对这些实施方式的改变对于本领域技术人员来说是显而易见的，并且本发明限定的通用原则可以在不脱离本发明精神或范围的条件下，应用于其他实施方式中。因此本发明不意在限于本文所显示的实施方式，而应与权利要求中的整个范围一致，其中诸如使用冠词“一个”或“一”以单数指代一元素时，不意在指“一个和仅一个”，除非有特别说明，而是指“一个或多个”。本申请全文所描述的多个实施方式中的元件的结构和功能的所有等效物，无论是本领域技术人员已知的还是后来已知的，都包括在权利要求书的元素内。进一步的，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。

申请中使用的术语表

申请人提交以下内容以帮助读者理解本专利申请。当然，这些定义不代替本发明所在领域普通技术人员所理解的这些术语的通常和普遍含义，意在辅助多个相似术语的含义清晰化。

沥青质-沥青质为原油中的材料，并且其(1)在40份烷烃和1份原油的稀释比例下，在正戊烷(或正庚烷)中不可溶以及(2)在甲苯中再溶解。

沥青-具有重油的属性但更粘稠。天然沥青是具有大于10,000cP的粘度和通常小于10的API的油。

塔底物-在所述热裂化装置中不会蒸发的原油材料。主要由瓦斯油、树脂和沥青质组成。

加拿大沥青-API比重＜10的加拿大来源的原油。

加拿大重质原油-包括传统的重油和API＜20的沥青。

脱沥青油(DAO)-用标称(nominally)500+°F的沸程去除了大部分沥青质的重油部分。

瓦斯油-沸点在520-1000°F范围的任何原油的部分。

重油-沥青质的，浓稠(低API比重＜20API)，和粘性的油(限度100cP)，化学特征在于其沥青质的含量(非常大的分子，在所述油中含有大部分的硫和可能90％的金属)。

轻馏分-由5个碳链或更少碳链组成的烃，通常包括戊烷、戊二烯、丁烷、丁烯、丙烷、丙烯、乙烷、乙烯和甲烷，包括所有在大气压条件下具有100°F以下沸点的原油和沥青中发现的材料。

MCR指微量残碳。

树脂-在800+°F沸程内并含有沥青质的重油部分。

SDA指“溶剂脱沥青装置”或“溶剂脱沥青”并且通常称SDA装置，其是用于溶剂脱沥青(使用溶剂从工艺流体去除沥青)的处理设备(或步骤)。

合成气-主要含有由烃的干馏产生的氢气、甲烷、一氧化碳和污染物的气体混合物。

拔头原油-通过蒸馏或其他手段去除相当数量的原油中更具挥发性的组分(如轻馏分)之后残留的原油流部分。

Claims (21)

1.一种由重质、高沥青质进料工艺流体制备适合管道输送的或适合精炼厂的原料和干的受热影响型沥青质固体的改进的集成方法，所述方法包括：

(a)在加热器中将工艺流体预加热到设定的温度；

(b)将所述预加热的工艺流体移到反应器中，并将所述反应器内的工艺流中的沥青质最佳转化为受热影响型富含沥青质馏分的第一流，以及蒸汽第二流；

(c)将所述蒸汽第二流分为不可凝蒸汽的第三流和较轻的液态烃的第四流；

(d)用溶剂萃取过程对第一流的受热影响型富含沥青质馏分进行脱沥青，获得重质脱沥青油(DAO)的第五流和浓缩的沥青质的第六流；

(e)将第五流的重质DAO与第四流的液态烃混合以成为适合管道输送或适合精炼厂的进料；以及

(f)在惯性分离装置中将浓缩的沥青质的第六流分离为干的固沥青质的第七流，以及在所述方法中重新使用的溶剂的第八流。

2.根据权利要求1所述的方法，为一种连续的方法，其中所述反应器是单个的热转化反应器，所述反应器具有顶部分凝器，所述反应器在以下参数范围内操作：

(a)将7000-12000BTU/hr sqft的均一热通量引入到所述反应器中的工艺流体；

(b)20-80scf/bbl(气体/工艺流体)的吹扫气引入所述反应器；

(c)工艺流体在所述反应器中的停留时间为40-180分钟；

(d)所述反应器中675-775°F的基本上均一的操作温度；

(e)所述反应器中接近大气压的＜50psig的操作压力。

3.根据权利要求1所述的方法，为一种连续的方法，其中所述溶剂脱沥青装置是一个剪切混和器、简单沥青萃取器和低压DAO/溶剂回收汽提器，以以下的参数进行操作：

(a)C6-C7范围的溶剂；

(b)剂油质量比在2到4∶1的范围；

(c)沥青萃取器的操作温度在比所述溶剂的临界温度低40°F到130°F的范围；

(d)沥青萃取器的操作压力在比所述溶剂的临界压力低40到240psig的范围。

4.根据权利要求1所述的方法，其中步骤(f)使用惯性分离装置。

5.根据权利要求1所述的方法，其中所述方法中的进料具有0到12范围的API，所得到溶剂脱沥青步骤的进料具有-8到0范围的API，并且所得到惯性分离器中的进料在温度高于700°F时保持固态。

6.根据权利要求1所述的方法，其中溶剂为用于输送沥青进料到现场的稀释剂(C₅-C₈范围)的馏分。

7.根据权利要求1所述的方法，其中对SDA预加热器和SDA装置之间的流，或对第一SDA装置和第二高溶剂强度SDA装置之间的流进行高剪切混合。

8.一种由重烃制备适合管道输送或适合精炼厂的进料的方法，所述方法使用具有高的局部溶剂对工艺流体比但保持低的总的溶剂对工艺流体比的高效溶剂萃取过程，并通过首先对重烃进行温和热裂化，然后从获得的受热影响型流体中分离富含沥青质馏分使得所述过程的高剂油比部分仅作用在这些富含沥青质的馏分上，从而制备出作为终产物的干的固态沥青质。

9.根据权利要求8所述的方法，其中处理所述重烃以分离用于萃取处理的富含沥青质馏分通过下述步骤完成：在工艺流体中加入所述重烃，加热所述工艺流体到所需温度，将所述工艺流体移入反应器，调整反应器内的温度、停留时间、热通量、压力和吹扫气的至少一个以制备用于进一步处理的富含沥青质馏分，从而制备作为终产物的干的固态沥青质。

10.一种用于处理重烃以制备适合管道输送或适合精炼厂进料的处理装置，包括：

a)工艺流体制备组件，用于将重烃和其他制备工艺流体需要的物质混合；

b)输送装置，用于将工艺流体移动到预加热器；

c)所述预加热器，能加热所述工艺流体到接近或等于反应器的所需操作温度；

d)输送装置，用于将加热的工艺流体输送到所述反应器；

e)反应器，具有热交换设备用于为所述工艺流体提供所需的热通量，并将反应器内的工艺流体在基本上均一的所需温度下保持所需的停留时间；

f)将吹扫气提供到反应器内的工艺流体的装置；

g)用于在所述停留时间的最后从所述反应器中去除多种产生的物质的装置，这些物质至少包括：

i.不可凝蒸汽

ii.轻的液态烃

iii.受热影响型富含沥青质馏分

h)用于从轻液态烃分离不可凝蒸汽的装置；

i)将受热影响型富含沥青质馏分输送到溶剂萃取处理装置的输送装置，或；

j)溶剂萃取处理装置，具有将萃取产物从受热影响型富含沥青质馏分去除的设备，这些产物为：

i.脱沥青油

ii.树脂

iii.浓缩的干的、固态沥青质

k)将适当量的脱沥青油、树脂和轻的液态烃收集并混合在一起以提供适合管道输送或适合精炼厂的原料的装置。

11.根据权利要求10所述的装置，其中所述反应器为具有顶部分凝器的单个热转化反应器。

12.根据权利要求11所述的装置，在引入到反应器中的工艺流体中的7,000到12,000BTU/hr.sq.ft之间的均一热通量的条件下进行操作。

13.根据权利要求11所述的装置，在将吹扫气引入所述反应器的条件下进行操作。

14.根据权利要求11所述的装置，其中吹扫气与工艺流体的比例在20到80scf/bbl之间。

15.根据权利要求11所述的装置，其中所述吹扫气为以下中的至少一种：氮气、蒸汽、氢气或轻烃诸如甲烷、乙烷或丙烷。

16.根据权利要求11所述的装置，具有加热器，用于将吹扫气在引入反应器之前加热。

17.根据权利要求11所述的装置，在反应器中工艺流体的停留时间持续40到180分钟的条件下进行操作。

18.根据权利要求11所述的装置，为所述反应器中的工艺流体提供在675到775°F之间的基本上均一的温度。

19.根据权利要求11所述的装置，所述反应器中的工艺流体的压力为或接近大气压。

20.根据权利要求11所述的装置，操作压力在50psig以下。

21.根据权利要求10所述的装置，对在g)段从反应器去除的受热影响型沥青质进行高剪切混合。