CN106232778B - 使用再循环产物的热解焦油提质 - Google Patents

Abstract

本发明涉及在效用流体存在下提质热解焦油的方法。所述效用流体含有1‑环和/或2‑环芳族化合物并具有终沸点≤430℃。本发明还涉及提质的热解焦油，和提质的热解焦油用于例如燃料油共混的应用。

Description

使用再循环产物的热解焦油提质

相关申请的交叉引用

本申请要求于2014年6月20日提交的序列号62/015,036和于2014年8月18日提交的EP 14181263.6的优先权和利益，它们的公开内容以其全文通过参考引入。

发明领域

本发明涉及热解焦油，例如蒸汽裂化器焦油的提质方法，和所述经提质的热解焦油，例如用于燃料油共混的应用。

发明背景

热解过程，例如蒸汽裂化可以用于将饱和烃转化成更高价值产物例如轻质烯烃，例如乙烯和丙烯。除这些有用的产物之外，烃热解还能产生大量较低价值的重质产物，例如热解焦油。当热解是蒸汽裂化时，热解焦油可以称为蒸汽裂化器焦油("SCT")。

SCT一般含有较高分子量分子，通常称作焦油重质物("TH")。未稀释的SCT的催化加氢处理导致显著的催化剂失活。例如，当在250℃-400℃的温度下，在5400kPa-20,500kPa的压力下使用(i)含分子氢的处理气体和(ii)至少一种含Co、Ni或Mo中一种或多种的催化剂加氢处理SCT时，观察到显著的反应器结焦。这种结焦归因于TH在SCT中的存在。

通过在效用流体，例如具有显著芳烃含量的溶剂存在下加氢处理焦油来减少结焦量是常规的。加氢处理的焦油产物相对于SCT一般具有降低的粘度，降低的常压沸点范围，和增加的氢含量，从而实现与燃料油共混物原料改进的相容性。SCT加氢处理的常规方法，例如美国专利号2,382,260和5,158,668；和PCT专利申请公开号WO2013/033590中公开的那些包括将加氢处理的焦油的一部分再循环用作效用流体。

在加氢处理之前和期间，和在加氢处理反应器上游的任何预热阶段中，维持SCT在温度≤400℃可能是合乎需要的。这样做的常规方法公开在PCT专利申请公开号WO2013/033582中，该专利申请描述了将处理气体和效用流体结合，预热该效用流体-处理气体混合物，然后在加氢处理反应器上游将SCT添加到该加热的混合物中。当使用加氢处理的焦油作为效用流体时，常规上是将加氢处理的焦油与从外部源，例如蒸汽裂化石脑油("SCN")获得的补充效用流体结合，以进一步减轻可能由于加氢处理反应器和/或SCT预热设备中焦炭沉积物的形成而发生的反应器压降的增加。

因为补充效用流体是蒸汽裂化过程的有价值的产物，所以仍需要对于补充效用流体具有降低的需要的SCT加氢处理方法，尤其是需要可以在宽的SCT组成范围和/或加氢处理温度和压力范围内操作的这些方法。

发明概述

本发明涉及在效用流体存在下热解焦油的加氢处理，其中与常规的热解焦油加氢处理情况相比更大比例的效用流体从加氢处理器排出物获得。已经观察到，当效用流体具有1-环或2-环芳族化合物含量≥25wt％和终沸点≤430℃时，热解焦油加氢处理得到改进，例如具有反应器压降增加率更小和加氢处理器运转寿命增加。现已发现，此种效用流体可以主要从加氢处理器排出物获得，需要更少或不需要补充效用流体。

在某些方面，本发明涉及烃转化方法，该方法包括提供包括≥10.0wt％烃的热解原料，基于所述热解原料的重量，并将所述热解原料热解以产生包含焦油和≥1.0wt％C₂不饱和物的热解排出物，基于所述热解排出物的重量。将所述焦油的至少一部分与所述热解排出物分离，其中所分离的焦油含有≥90wt％的具有≥290℃的常压沸点的热解排出物分子。在效用流体和含氢处理气体存在下将所分离的焦油催化加氢处理以制备加氢处理产物。所述效用流体按≥25.0wt％的量包含1-环和/或2-环芳族化合物，基于所述效用流体的重量，并具有终沸点≤430℃。所述加氢处理条件包括0.05-4.0的效用流体:焦油重量比。将产物顶部料混合物和产物底部料混合物与所述加氢处理产物分离。产物顶部料混合物包含任何未反应的处理气体的至少一部分。产物底部料混合物包含加氢处理的焦油。从所述产物底部料混合物分离至少产物蒸气流、产物液体流和侧料流，所述侧料流具有终沸点≤430℃并按≥25.0wt％的量包含1-环和/或2-环芳族化合物，基于所述侧料流的重量。将所述侧料流的至少一部分再循环用作效用流体，其中所述效用流体包含≥10.0wt％的所述侧料流，基于所述效用流体的重量。

在其它方面中，本发明涉及蒸汽裂化焦油转化方法，该方法包括在含氢处理气体和效用流体存在下加氢处理蒸汽裂化器焦油，所述效用流体具有第一组分和任选的第二组分。所述第一效用流体组分具有终沸点≤350℃并按≥50.0wt％的量包含1-环和/或2-环芳族化合物，基于所述第一效用流体组分的重量。所述第二效用-流体组分具有终沸点≤430℃并按≥25.0wt％的量包含1-环和/或2-环芳族化合物，基于所述第二效用-流体组分的重量。处理气体包含≥70.0摩尔％分子氢/摩尔所述处理气体。该方法包括将蒸汽裂化焦油和效用流体结合以产生焦油-流体混合物，并将所述焦油-流体混合物和处理气体在加氢处理条件下暴露到300℃-500℃的温度下以制备加氢处理产物。加氢处理条件包括分子氢消耗率≤267标准m³分子氢/m³蒸汽裂化焦油。至少将产物顶部料混合物和产物底部料混合物与所述加氢处理产物分离。产物顶部料混合物包含芳族化合物、硫化氢和未反应的处理气体。产物底部料混合物包含加氢处理的焦油。从所述产物底部料混合物分离至少产物蒸气流、产物液体流和侧料流，所述侧料流具有终沸点≤430℃并包含≥25.0wt％的含一个或两个环的芳族化合物，基于所述侧料流的重量。将废处理气体混合物和流体与所述产物顶部料混合物分离。废处理气体混合物包含分子氢和硫化氢。流体具有常压终沸点≤350℃并包含≥50.0wt％的含一个或两个环的芳族化合物，基于所述流体的重量。所述方法还包括(i)将所述流体的至少一部分再循环，其中所述第一效用流体组分包含循环的流体，和(ii)任选地将所述侧料流的至少一部分再循环，其中所述第二效用流体组分包含再循环侧料流的至少一部分。

在其它方面中，本发明涉及蒸汽裂化焦油转化方法，该方法包括在含氢处理气体和效用流体存在下加氢处理蒸汽裂化器焦油，所述效用流体具有第一和第二组分。所述第一效用流体组分具有终沸点≤350℃并包含≥50.0wt％的含一个或两个环的芳族化合物，基于所述第一效用流体组分的重量。所述第二效用-流体组分具有终沸点≤430℃并包含≥25.0wt％的含一个或两个环的芳族化合物，基于所述第二效用-流体组分的重量。所述方法还包括将蒸汽裂化焦油、处理气体和效用流体结合以产生混合物，并将所述混合物在加氢处理条件下暴露300℃-500℃的温度下以产生加氢处理产物，其中(i)按大约0.05-4.0的[效用流体]:[蒸汽裂化焦油]重量比将所述效用流体与所述蒸汽裂化焦油结合。至少将产物顶部料混合物和产物底部料混合物与所述加氢处理产物分离。产物顶部料混合物包含芳族化合物、硫化氢和未反应的处理气体。产物底部料混合物包含加氢处理的焦油。从所述产物底料分离至少产物蒸气流、液体产物料流和侧料流，所述侧料流具有终沸点≤大约430℃并包含≥25.0wt％含一个或两个环的芳族化合物，基于所述侧料流的重量。将所述侧料流的至少一部分再循环，所述第二效用-流体组分包含这种再循环侧料流。将至少废处理气体混合物和流体与所述塔顶产物分离。废处理气体混合物包含分子氢和硫化氢。所述流体具有终沸点≤350℃并包含≥50.0wt％的含一个或两个环的芳族化合物，基于所述流体的重量。将所述分离的流体的至少一部分再循环，其中所述第一效用流体组分包含这种循环流体。

在其它方面，本发明涉及烃转化方法，所述方法包括加氢处理从热解排出物获得的焦油。通过将热解原料热解产生所述热解排出物，所述原料包含≥10.0wt％烃，基于所述热解原料的重量。所述热解排出物包含焦油和≥1.0wt％的C₂不饱和物，基于所述热解排出物的重量。将焦油与所述热解排出物分离，其中所分离的焦油含有≥90wt％的具有≥290℃的常压沸点的热解排出物分子。在(i)含氢处理气体和(ii)效用流体存在下在催化加氢处理条件下，按0.05-4.0的效用流体:焦油重量比加氢处理所分离的焦油的至少一部分，以制备加氢处理产物。所述效用流体按≥25.0wt％的量包含1-环和/或2-环芳族化合物，基于所述效用流体的重量，所述效用流体具有终沸点≤400℃。至少将产物顶部料混合物和产物底部料混合物与所述加氢处理产物分离。产物顶部料混合物包含未反应的处理气体的一部分和任选的硫化氢。产物底部料混合物包含加氢处理的焦油。至少将产物蒸气流和产物液体流与所述底料产物分离。从所述产物顶部料混合物分离至少废处理气体混合物和流体料流，所述流体料流具有终沸点≤400℃并按≥25.0wt％的量包含1-环和/或2-环芳族化合物，基于所述第二底部料液体料流的重量。所述方法还包括将所述流体料流的至少一部分再循环，其中所述效用流体包含≥10.0wt％的再循环流体料流，基于所述效用流体的重量。

附图简述

图1是常规烃热解方法的加工示意图，该方法产生轻质烯烃和SCT。

图2是常规SCT加氢处理方法的加工示意图。该加氢处理在效用流体的存在下进行。该效用流体包含从冷凝的加氢处理产物获得的再循环底部料流。

图3是所选的效用流体的沸点分布的图示。

图4是包括在效用流体存在下的SCT加氢处理的本发明某些方面的加工示意图。该效用流体包含通过将加氢处理产物的底料部分分馏获得的再循环侧料流。

图5是本发明相关方面的加工示意图，其包括在效用流体存在下加氢处理SCT，该效用流体包含第一和任选的第二组分。该第一组分包含从冷凝的加氢处理产物获得的底部料流。该任选的第二组分包含通过将加氢处理产物分馏获得的侧料流。

图6是图5的加工示意图，还包括用加氢处理产物的第二底料部分向图5的分馏器增补原料。

图7是包括额外分离的方面的加工示意图。

本发明描述

本发明的某些方面涉及在效用流体存在下热解焦油的加氢处理。热解焦油可以通过将含烃原料暴露到热解条件中以便产生热解排出物而制备，所述热解排出物是包含未反应的原料、由所述原料在热解期间制备的不饱和烃和热解焦油的混合物。例如，当让包含≥10.0wt％烃的原料(基于原料的重量)经历热解时，热解排出物一般含有热解焦油和≥1.0wt％的C₂不饱和物，基于所述热解排出物的重量。所述热解焦油一般包含≥90wt％的具有常压沸点≥290℃的热解排出物分子。除烃之外，热解的原料任选地进一步包含稀释剂，例如，氮气、水等中的一种或多种。例如，原料可以进一步包含≥1.0wt％稀释剂，基于原料的重量，例如≥25.0wt％。当稀释剂包括相当大量的蒸汽时，热解称为蒸汽裂化。对于本描述和所附权利要求书而言，定义以下术语：

术语"热解焦油"是指(a)具有一种或多种芳族组分的烃和任选的(b)非芳族和/或非烃分子的混合物，所述混合物衍生自烃热解，所述混合物的至少70％具有≥大约550°F(290℃)的常压沸点。某些热解焦油具有初沸点≥200℃。对于某些热解焦油，该热解焦油的≥90.0wt％具有≥550°F(290℃)的常压沸点。热解焦油可以包含，例如≥50.0wt％，例如≥75.0wt％，例如≥90.0wt％烃分子(包括它们的混合物和聚集体)，基于所述热解焦油的重量，该烃分子具有(i)一种或多种芳族组分和(ii)碳原子数≥大约15。热解焦油一般具有≤1.0×10³ppmw的金属含量，基于所述热解焦油的重量，该含量是比在相同平均粘度的原油(或原油组分)中发现的远小的金属量。"SCT"是指从蒸汽裂化获得的热解焦油。

"焦油重质物"(TH)是指烃热解的产物，该TH具有常压沸点≥565℃并包含≥5.0wt％的具有多个芳族核的分子，基于该产物的重量。TH在25.0℃下通常是固体并一般包括在25.0℃下不可溶于5:1(体积:体积)比的正戊烷:SCT的SCT级分。TH通常包括沥青质和其它高分子量分子。

现将更详细地描述包括通过蒸汽裂化制备SCT的本发明方面。本发明不限于这些方面，并且本描述不希望排除在本发明更宽范围内的其它方面，例如不包括蒸汽裂化的那些方面。

通过蒸汽裂化获得热解焦油

常规的蒸汽裂化使用具有两个主要段的裂解炉：对流段和辐射段。热解原料通常进入该炉子的对流段，其中通过与来自辐射段的热烟道气的间接接触和通过与热解原料的蒸汽的直接接触使所述热解原料的烃加热和蒸发。然后将蒸发的热解原料导入辐射段，其中≥50％(重量基)的裂化发生。引导热解排出物离开热解炉，所述热解排出物包含由热解原料的热解产生的产物和热解原料的任何未转化的组分。至少一个分离阶段一般设置在热解炉的下游，该分离阶段用于从该热解排出物分离轻质烯烃、SCN、SCGO、SCT、水、热解原料的未反应的烃组分等中的一种或多种。分离阶段可以包括例如初分馏器。一般而言，冷却阶段设置在热解炉和分离阶段之间。常规冷却措施可以由冷却阶段使用，例如直接骤冷和/或间接换热中的一种或多种，但是本发明不限于此。

在某些方面，热解焦油是在一个或多个蒸汽裂化炉中制备的SCT。除SCT之外，这些炉子一般还产生(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，其包含例如C₅₊分子中的一种或多种，和它们的混合物。一般将液相产物一起引导至分离阶段，例如初分馏器，以便分离以下物质中一种或多种：(a)包含蒸汽裂化石脑油("SCN"，例如，C₅-C₁₀物质)和蒸汽裂化瓦斯油("SCGO")的塔顶馏出物，所述SCGO包含≥90.0wt％具有大约400°F-550°F(200℃-290℃)的常压沸点的分子(例如，C₁₀-C₁₇物质)，基于所述SCGO的重量，和(b)包含≥90.0wt％SCT的塔底料流，基于塔底料流的重量。所述SCT可以具有，例如≥大约550°F(290℃)的沸程并可以包含具有碳原子数目≥大约15的分子和其混合物。

热解原料通常包含烃和蒸汽。在某些方面，热解原料包含≥10.0wt％烃，基于所述热解原料的重量，例如≥25.0wt％，≥50.0wt％，例如≥0.65wt％。虽然所述热解原料的烃可以包含轻质烃例如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷等中的一种或多种，但是连同包含大量更高分子量烃的热解原料一起使用本发明可能是尤其有利的，原因在于这些分子的热解一般比低分子量烃的热解得到更多SCT。作为实例，热解原料可以包含≥1.0wt％或≥25.0wt％在环境温度和常压下呈液相的烃，基于所述热解原料的重量。可以使用超过一个蒸汽裂化炉，并且这些蒸汽裂化炉可以(i)并联操作，其中将热解原料的一部分转移至多个炉子中的每一个中，可以(ii)串联操作，其中将至少第二个炉子设置在第一个炉子的下游，第二个炉子用于将第一个炉子的热解排出物中未反应的热解原料组分裂化，和(iii)该(i)和(ii)的组合。

在某些方面，所述热解原料的烃包含≥5wt％不挥发性组分，基于烃部分的重量，例如≥30wt％，例如≥40wt％，或5wt％-50wt％。不挥发性组分是根据ASTM D-6352-98、D-7580测量的标称沸点大于1100°F(590℃)的烃原料的级分。这些ASTM方法可以外推，例如当烃具有大于该标准中规定的终沸点时。烃的不挥发性组分可以包括焦炭前体，它们是适度重质和/或反应性分子，例如多环芳族化合物，它们可以从气相中冷凝和然后在本发明提供的方法中遭遇的操作条件下形成焦炭。适合烃的实例包括以下物质中的一种或多种：蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、加热用油、喷射燃料、柴油、煤油、气油、炼焦设备石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重整产物、残液重整产物、费-托液体、费-托气体、天然汽油、馏出液、直馏石脑油、原油、常压管式蒸馏釜底料、包括底料的真空管式蒸馏釜流、宽沸程石脑油至瓦斯油冷凝物、来自精炼厂的重质非直馏烃流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、C₄/残油混合物、石脑油/残油掺合物、瓦斯油/残油掺合物和原油。所述热解原料的烃可以具有至少大约600°F(315℃)，一般大于大约950°F(510℃)，通常大于大约1100°F(590℃)，例如大于大约1400°F(760℃)的标称终沸点。标称终沸点是指99.5wt％特定的样品已达到其沸点的温度。

在某些方面，所述热解原料的烃包含≥10.0wt％，例如≥50.0wt％，例如≥90.0wt％(基于烃的重量)的石脑油、瓦斯油、真空瓦斯油、蜡状残油、常压残油、残油掺合物或原油中的一种或多种；包括含≥大约0.1wt％沥青质的那些。当烃包括原油和/或一种或多种其级分时，该原油在包括入热解原料中之前任选地脱盐。用于热解原料中的原油级分的实例如下产生：从原油分离常压管式蒸馏釜("APS")底料，接着真空管式蒸馏釜("VPS")处理该APS底料。

适合的原油包括，例如高硫直馏原油，例如富含多环芳族化合物的那些。例如，所述热解原料的烃可以包括≥90.0wt％的一种或多种原油和/或一种或多种原油级分，例如从常压APS和/或VPS获得的那些；蜡状残油；常压残油；被原油污染的石脑油；各种残油掺合物和SCT。

任选地，所述热解原料的烃包含硫，例如，≥0.1wt％硫，基于所述热解原料的烃的重量，例如，≥1.0wt％，例如大约1.0wt％-大约5.0wt％。任选地，所述热解原料的含硫分子的至少一部分，例如，所述热解原料的含硫分子的≥10.0wt％含有至少一个芳族环("芳族硫")。当(i)所述热解原料的烃是包含≥0.1wt％芳族硫的原油或原油级分和(ii)所述热解是蒸汽裂化时，则该SCT含有大量的衍生自热解原料的芳族硫的硫。例如，该SCT硫含量在该SCT中可以比在所述热解原料的烃组分中高大约3-4倍，按重量计。

已经发现，在热解原料中包括硫和/或含硫分子减少SCT中存在的烯属不饱和部分的量(和烯烃的总量)。例如，当所述热解原料的烃包含硫，例如，≥0.1wt％硫，例如，≥1.0wt％，例如大约1.0wt％-大约5.0wt％时，基于所述热解原料的烃的重量，则包含在SCT中的烯烃的量是≤10.0wt％，例如≤5.0wt％，例如≤2.0wt％，基于SCT的重量。更具体地说，(i)SCT中的乙烯基芳族化合物和/或(ii)SCT中包含乙烯基芳族化合物的聚集体的量是≤5.0wt％，例如≤3wt％，例如≤2.0wt％。虽然不希望受任何理论或模型的束缚，但是据信SCT中的烯烃的量减少，原因在于原料硫的存在导致热解排出物中含硫烃分子的量增加。这些含硫分子可以包括，例如，以下物质中一种或多种：硫醇；硫代酚；硫醚，例如杂环硫醚(例如，二苯并硫化物；噻吩，例如苯并噻吩和二苯并噻吩；等。这些含硫烃分子的形成据认为减少在热解期间和之后产生的相对高分子量烯属分子(例如，C₆₊烯烃)的量，这导致更少乙烯基芳族分子可用于包括在SCT中，例如，在SCT的TH聚集体当中。换言之，当热解原料包括硫时，热解促进含硫烃，例如C₆₊硫醇相对于C₆₊烯烃例如乙烯基芳族化合物在SCT中形成。

在某些方面，热解原料按10.0wt％-90.0wt％的量包含蒸汽，基于所述热解原料的重量，热解原料的其余部分包含烃(或主要由烃构成，或由烃构成)。此种热解原料可以通过将烃与蒸汽，例如按0.1-1.0kg蒸汽/kg烃的比例，或0.2-0.6kg蒸汽/kg烃的比例结合产生。

当热解原料的稀释剂包含蒸汽时，热解可以在常规蒸汽裂化条件下进行。适合的蒸汽裂化条件包括，例如，将热解原料暴露到≥400℃，例如400℃-900℃的温度(在辐射出口处测量)，和≥0.1巴的压力中持续大约0.01秒-5.0秒的裂化停留时期。在某些方面，热解原料包含烃和稀释剂，其中

a.所述热解原料的烃包含≥50.0wt％的如下的一种或多种：一种或多种原油和/或一种或多种原油级分，例如从APS和/或VPS获得的那些；蜡状残油；常压残油；被原油污染的石脑油；各种残油掺合物和SCT，基于所述热解原料的烃的重量；和

b.所述热解原料的稀释剂包含，例如，≥95.0wt％水，基于所述稀释剂的重量，其中所述热解原料中的稀释剂的量是大约10.0wt％-90.0wt％，基于所述热解原料的重量。

在这些方面中，蒸汽裂化条件一般包括以下的一项或多项：(i)760℃-880℃的温度；(ii)1.0-5.0巴(绝对压力)的压力，或(iii)0.10-2.0秒的裂化停留时间。

将热解排出物引导离开热解炉，热解排出物通过热解衍生自热解原料。当使用上述方面中任一个规定的热解原料和热解条件时，热解排出物一般包含≥1.0wt％的C₂不饱和物和≥0.1wt％的TH，该重量百分率基于热解排出物的重量。任选地，热解排出物包含≥5.0wt％的C₂不饱和物和/或≥0.5wt％的TH，例如≥1.0wt.％的TH。虽然热解排出物一般含有期望的轻质烯烃、SCN、SCGO、SCT和热解原料的未反应组分(例如，在蒸汽裂化情况下，水，而且在一些情况下，未反应的烃)的混合物，但是它们中的每一种的相对量一般取决于，例如，热解原料的组成、热解炉构型、热解期间的工艺条件等。一般将热解排出物带离热解段，例如用于冷却和分离。

在某些方面，热解排出物的TH包含≥10.0wt％的在至少一个尺度具有10.0nm-300.0nm的平均尺寸和平均碳原子数≥50的TH聚集体，该重量百分率基于热解排出物中的焦油重质物的重量。一般而言，所述聚集体包含≥50.0wt％，例如≥80.0wt％，例如≥90.0wt％具有1.0-1.8的C:H原子比，250-5000的分子量和100℃-700℃的熔点的TH分子。

虽然不作要求，但是本发明与将在热解炉下游的热解排出物冷却兼容，例如，可以使用包括转移管线换热器的系统将热解排出物冷却。例如，转移管线换热器可以将工艺料流冷却到大约700℃-350℃的温度，以便有效地产生可以由所述方法使用或带离的超高压蒸汽。如果需要的话，热解排出物可以在通常处于炉子出口和分离阶段之间的位置经历直接骤冷。骤冷可以通过让热解排出物与液体骤冷料流接触来进行，来替代用传输管线换热器的处理，或同用传输管线换热器的处理结合进行。当和至少一个传输管线换热器一起采用时，优选在传输管线换热器(一个或多个)下游的位置处引入该骤冷液体。适合的骤冷流体包括液体骤冷油，例如通过下游骤冷油分离鼓获得的那些，热解燃料油和水，它们可以从常规源，例如冷凝的稀释蒸汽获得。

分离阶段可以在热解炉的下游和在传输管线换热器和/或的骤冷位置的下游使用以从热解排出物分离轻质烯烃、SCN、SCGO、SCT或水中的一种或多种。常规分离设备可以用于分离阶段，例如，一个或多个闪蒸鼓、分馏器、水骤冷塔、间接冷凝器等，例如美国专利号8,083,931中描述的那些。分离阶段可以用于从热解排出物分离含SCT的焦油料流("焦油料流")。焦油料流通常含有≥90.0wt％的SCT，基于焦油料流的重量，例如，≥95.0wt％，例如≥99.0wt％，例如，焦油料流的其余部分是颗粒。焦油料流的SCT一般包含≥10.0％(按重量计)热解排出物的TH。焦油料流可以例如从SCGO料流和/或蒸汽裂化器的初分馏器的塔底料流，从闪蒸鼓底料(例如，设置在热解炉下游和初分馏器上游的一个或多个闪蒸鼓的底料)或它们的组合获得。例如，焦油料流可以是初分馏器底料和焦油分离鼓底料的混合物。

在某些方面，SCT包含≥50.0wt％的热解排出物的TH，基于热解排出物的TH的重量。例如，SCT可以包含≥90.0wt％的热解排出物的TH，基于热解排出物的TH的重量。SCT可以具有，例如(i)0.5wt％-7.0wt％的硫含量，基于SCT的重量；(ii)5.0wt％-40.0wt％的TH含量，基于SCT的重量；(iii)1.01g/cm³-1.15g/cm³，例如1.07g/cm³-1.15g/cm³在15℃的密度；和(iv)200cSt-1.0×10⁷cSt的50℃粘度。SCT中烯烃的量一般是≤10.0wt％，例如≤5.0wt％，例如≤2.0wt％，基于SCT的重量。更具体地说，(i)SCT中的乙烯基芳族化合物和/或(ii)SCT中包含乙烯基芳族化合物的聚集体的量一般是≤5.0wt％，例如，≤3wt％，例如≤2.0wt％，基于SCT的重量。

气-液分离器

任选地，热解炉具有至少一个与其集成的蒸气/液体分离设备(有时称为闪蒸罐或闪蒸鼓)。气-液分离器用于在将热解原料暴露到炉子辐射段中的热解条件中之前将它提质。当所述热解原料的烃包含≥1.0wt％的非挥发物，例如≥5.0wt％，例如5.0wt％-50.0wt％具有标称沸点≥1400°F(760℃)的非挥发物时，将气-液分离器与热解炉集成可能是合乎需要的。所述热解原料的烃的沸点分布和标称沸点通过气相色谱蒸馏(GCD)根据ASTM D-6352-98或D-2887中所述的方法(通过对在常压下沸点("常压沸点")≥700℃(1292°F)的材料外推而延伸)测量。当非挥发物包含沥青质，例如热解原料的烃包含≥大约0.1wt％沥青质，例如≥大约5.0wt％时，基于所述热解原料的烃组分的重量，将蒸气/液体分离器与热解炉集成是尤其合乎需要的。常规蒸气/液体分离设备可以用来做这样，但是本发明不限于此。此种常规蒸气/液体分离设备的实例包括美国专利号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和7,235,705中公开的那些，所述文献全文引入本文供参考。一般而言，当使用蒸气/液体分离设备时，离开该设备的气相的组成基本上与进入该设备的气相的组成相同，并且同样地，离开该设备的液相的组成基本上与进入该设备的液相的组成相同，即该蒸气/液体分离设备中的分离包括(或甚至主要构成自)进入该设备的两个相的物理分离。

在包括将蒸气/液体分离设备与热解炉集成的方面中，将所述热解原料的烃的至少一部分提供到热解单元的对流段的入口，其中将烃加热以致所述烃的至少一部分在气相中。当使用稀释剂(例如，蒸汽)时，任选地(但是优选)在这一段中添加热解原料的稀释剂并与所述烃混合而产生热解原料。然后在至少一个蒸气/液体分离设备中将所述热解原料(其至少一部分在气相中)闪蒸以便从所述热解原料分离和带离热解原料的非挥发物的至少一部分，例如高分子量不挥发性分子，例如沥青质。可以从该蒸气-液体分离设备带离底料级分，该底料级分包含，例如，≥10.0％(基于重量)的热解原料的非挥发物，例如≥10.0％(基于重量)的热解原料的沥青质。

当使用集成的气-液分离器时获得的优点之一是减少SCT中C₆₊烯烃的量，尤其是当所述热解原料的烃具有较高沥青质含量和较低硫含量时。此类烃包括，例如，具有以下指标的那些：(i)≥大约0.1wt％沥青质，基于所述热解原料的烃组分的重量，例如≥大约5.0wt％；(ii)终沸点≥600°F(315℃)，一般≥950°F(510℃)，或≥1100°F(590℃)，或≥1400°F(760℃)；和任选地(iii)≤5wt％硫，例如，≤1.0wt％硫，例如≤0.1wt％硫。可以看出，当在蒸汽存在下热解这些烃时使用集成的气-液分离器，SCT中烯烃的量是≤10.0wt％，例如≤5.0wt％，例如≤2.0wt％，基于该SCT的重量。更具体地说，(i)SCT中的乙烯基芳族化合物和/或(ii)SCT中包含乙烯基芳族化合物的聚集体的量是≤5.0wt％，例如，≤3wt％，例如≤2.0wt％。虽然不希望受任何理论或模型的束缚，但是据信SCT中烯烃的量减少，原因在于所述热解原料的烃中的前体在该气-液分离器中与热解原料分离并在热解之前被带离该工艺，否则它们会形成SCT中的C₆₊烯烃。这种特征的证据通过比较通过原油热解获得的SCT的密度找到。对于原油级分，例如真空瓦斯油的常规蒸汽裂化，观察到SCT具有大约-1°API至大约6°API的API比重(在15.6℃下测量)。API比重与相对密度成反比，其中API比重值越小(或越负数)指示SCT密度越大。当使用在规定条件下操作的集成气-液分离器热解相同烃时，SCT密度增加，例如，增加至API比重≤-7.5°API，例如≤-8.0°API，或≤-8.5°API。

当使用与热解炉集成的蒸气/液体分离器时获得的另一个优点在于它增加可以直接地(不用预处理)用作热解原料中的烃组分的烃类型范围。例如，所述热解原料的烃组分可以包含≥50.0wt％，例如≥75.0wt％，例如≥90.0wt％(基于所述热解原料的烃的重量)的一种或多种原油，甚至含高环烷酸的原油和它们的级分。具有高环烷酸含量的原料包括产生高数量SCT并且当将至少一个蒸气/液体分离设备与热解炉集成时特别适合的那些。如果需要的话，热解原料的组成可以随着时间变化，例如，如下变化：在第一时期使用具有第一烃的热解原料，然后在第二时期用第二烃替代所述第一烃的至少一部分。第一和第二烃可以是显著不同的烃或显著不同的烃混合物。第一和第二时期可以具有基本上相等的持续时间，但是这是不要求的。如果需要的话，使第一和第二时期交替可以连续地或半连续地(例如，以"封闭"操作)依次进行。这可以用于不相容的第一和第二烃组分的顺序热解(即，其中第一和第二烃组分是不足够相容到在环境条件下共混的混合物)。例如，热解原料可以包含在第一时期的第一烃和在第二时期的第二烃(与所述第一烃显著不相容的烃)。第一烃可以包含，例如直馏原油。第二烃可以包含SCT。

在某些方面，如图1中示意性所示将热解炉与气-液分离器设备集成。将烃原料导入炉子1，通过与对流段的上部区域(距辐射段最远)中的热烟道气间接接触加热该烃。通过让烃原料的至少一部分穿过设置在炉子1的对流段3内的一组换热管2进行加热。加热的烃原料通常具有大约300°F-大约500°F(150℃-260℃)，例如大约325°F-大约450°F(160℃-230℃)，例如大约340°F-大约425°F(170℃-220℃)的温度。将稀释剂(主稀释蒸汽)17与所述加热的烃原料在喷雾器8和双喷雾器9中结合。可以经由喷雾器4将额外的流体，例如额外的烃、蒸汽和水，例如锅炉给水中的一种或多种导入该加热的烃中。一般而言，在结合的烃+蒸汽混合物(热解原料)在11处进入对流段以便通过烟道气额外加热之前将主稀释蒸汽流17注入热解烃原料中。该主稀释蒸汽一般具有比所述热解原料的烃大的温度，以便至少部分地使所述热解原料的烃蒸发。在蒸气-液体分离，例如通过让热解原料穿过一组换热管6之前，在热解炉3的对流段中再次加热热解原料。热解原料作为再加热的热解原料12离开对流段。可以经由管线18导入任选的副稀释蒸汽流。如果需要的话，可以如下将再加热的热解原料进一步加热：在蒸气-液体分离上游将它与副稀释蒸汽18结合。任选地，将副稀释蒸汽分流成(i)在蒸气-液体分离之前与再加热的热解原料12混合的闪蒸蒸汽流19和(ii)旁路蒸汽流21。该旁路蒸汽绕过蒸气-液体分离并改为与在气-液分离器中与再加热的热解原料分离的气相混合。在炉子的辐射段中将气相裂化之前进行该混合。或者，将副稀释蒸汽18引导至旁路蒸汽流21，而没有闪蒸蒸汽流19。在某些方面，闪蒸蒸汽流19与旁路蒸汽流21之比是1:20-20:1，例如1:2-2:1。然后将闪蒸蒸汽流19与再加热的热解原料12混合以形成闪蒸料流20，然后在气-液分离器5中闪蒸。任选地，在炉子对流中的过热器段16中将副稀释蒸汽流过度加热，然后分流并与重质烃混合物混合。将闪蒸蒸汽流19添加到热解原料12中有助于热解原料中最挥发性组分的蒸发，然后闪蒸料流20进入蒸气-液体分离容器5。然后将热解原料12或闪蒸料流20闪蒸，以便分离两个相：主要包含挥发性烃和蒸汽的气相，和主要包含不挥发性烃的液相。优选将气相作为塔顶蒸气料流13从容器5取出。可以将气相转移至炉子的对流段管组23中，例如，在紧邻炉子辐射段的位置处转移，以便任选加热和穿过跨接管24到热解炉的辐射段40以便裂化。将已闪蒸的混合物料流的液相作为塔底料流27从容器5取出。

通常，热解原料12的温度可以设定和控制在大约600°F-大约1000°F(315℃-540℃)的范围内，以响应，例如热解原料中挥发物浓度的改变。可以选择温度以维持管线12和其下游中的液相以降低在换热器管壁上和在气-液分离器中形成焦炭的可能性。热解原料的温度可以通过控制系统7控制，该控制系统7一般包括温度传感器和控制设备，该控制设备可以经由计算机自动化。控制系统7与流体阀14和主稀释蒸汽阀15连通，以便调节进入双喷雾器9的流体和主稀释蒸汽的量。可以使用中间过热降温器25，例如，以进一步避免闪蒸温度的急速改变。在部分预热之后，副稀释蒸汽离开对流段，并添加过热降温器水26的细雾，该细雾会迅速地蒸发掉并降低蒸汽温度。这允许过热器16出口温度被控制在恒定值下，而不管炉子负荷变化、焦化程度变化、过量氧气水平变化和其它变数。当使用时，过热降温器25一般维持副稀释蒸汽的温度在大约800°F-大约1100°F(425℃-590℃)的范围内。除了维持进入闪蒸/分离器容器的混合物气12处于基本上恒温之外，还通常希望维持闪蒸料流20恒定的烃分压，以便维持闪蒸/分离器容器中基本上恒定的蒸汽与液体比。例如，可以经由在气相管线13上使用控制阀36和通过控制料流20中蒸汽与烃热解原料的比例维持基本上恒定的烃分压。通常，本发明中闪蒸料流的烃分压设定和控制在大约4psia-大约25psia(25kPa-175kPa)，例如大约5psia-大约15psia(35kPa-100kPa)，例如大约6psia-大约11psia(40kPa-75kPa)的范围中。

可以在气-液分离器5中使用常规的蒸气-液体分离条件，例如美国专利号7,820,035中公开的那些。当所述热解原料的烃组分包含一种或多种原油或其级分时，可以在大约600°F-大约950°F(大约350℃-大约510℃)的温度和大约275kPa-大约1400kPa的压力，例如，大约430℃-大约480℃的温度和大约700kPa-760kPa的压力下操作蒸气/液体分离设备。从蒸气/液体分离设备带离的气相可以经历对流段中的进一步加热，如图所示。然后经由连通管道将经再加热的气相导入辐射段，其中塔顶馏出物暴露于温度≥760℃，压力≥0.5巴(表压)下，例如，暴露于大约790℃-大约850℃的温度和大约0.6巴(表压)-大约2.0巴(表压)下，以进行热解(例如，裂化和/或重整)。

相应地，经由管线25和阀56从气-液分离器5带离热解原料的蒸气部分以便在热解炉的辐射段40中裂化。经由管线27从气-液分离器5带离热解原料的液体部分。可以经由泵37将料流27从闪蒸/分离器容器5的底部输送到冷却器28。然后可以将经冷却的料流29分流成再循环料流30和输出料流22。可以将管线30中的再循环液体送回到与底段35紧邻的鼓5。气相可以含有例如，大约55％-大约70％烃(按重量计)和大约30％-大约45％蒸汽(按重量计)。气相的终沸点一般是≤1400°F(760℃)，例如≤1100°F(590℃)，例如小于大约1050°F(565℃)，或≤大约1000°F(540℃)。任选的离心分离器38可以用于从气相除去任何夹带和/或冷凝的液体。蒸气然后经由歧管返回到炉子，该歧管将流体分配到下对流段23以便加热，例如加热到大约800°F-大约1300°F(425℃-705℃)的温度。然后将气相导入热解炉的辐射段以便裂化，任选地在与旁路蒸汽流21混合后。

可以经由管线41在输送线换热器42中将辐射段的排出物迅速地冷却。可以经由按热虹吸管布置的管线44使用间接冷却，例如，使用来自蒸汽鼓47的水。可以经由管线46添加水。可以在高压蒸汽过热器组49中将从该鼓带离的饱和蒸汽48过度加热。过热降温器可以包括控制阀/水雾化器喷嘴51，用于将蒸汽转移至过热降温器的管线50，和用于将蒸汽转移离开过热降温器的管线52。在部分加热后，高压蒸汽经由管线50离开对流段并从管线51添加水(例如，作为细雾)，其迅速地蒸发掉并降低温度。可以经由管线52将高压蒸汽送回到对流段用于进一步加热。添加到过热器的水的量可以控制经由管线53排出的蒸汽的温度。

在输送线换热器42中冷却后，经由管线43带离热解排出物，例如，用于从该热解排出物分离分子氢、水、未转化的原料、SCT、瓦斯油、热解汽油、乙烯、丙烯和C₄烯烃中的一种或多种。

在其中将气-液分离器与热解炉集成的方面中，SCT一般包含≥50.0wt％的热解排出物的TH，基于该热解排出物的TH的重量，例如≥90.0wt％。例如，该SCT可以具有(i)5.0wt％-40.0wt％的TH含量，基于SCT的重量；(ii)≤-7.5°API，例如≤-8.0°API，或≤-8.5°API的API比重(在15.8℃的温度下测量)；和(iii)200cSt-1.0×10⁷cSt的50℃粘度。SCT可以具有，例如，≥0.5wt％，例如0.5wt％-7.0wt％的硫含量。在其中热解原料不含有相当大量硫的方面中，SCT可以包含≤0.5wt％硫，基于该SCT的重量，例如≤0.1wt％，例如≤0.05wt％。SCT中烯烃的量一般是≤10.0wt％，例如≤5.0wt％，例如≤2.0wt％，基于SCT的重量。更具体地说，(i)SCT中的乙烯基芳族化合物的量一般是≤5.0wt％，例如≤3wt％，例如≤2.0wt％和/或(ii)SCT中包含乙烯基芳族化合物的聚集体的量一般是≤5.0wt％，例如，≤3wt％，例如≤2.0wt％，重量百分率基于SCT的重量。

SCT加氢处理

现将更详细地描述与SCT加氢处理有关的本发明方面。本发明不限于SCT加氢处理，并且本描述不希望排除在本发明更宽范围内的其它方面，例如其中包括加氢处理其它种类的热解焦油的那些。

图2示意性地示出了根据PCT专利申请公开号WO2013/033690和WO2013/033582的公开内容操作的某些常规焦油转化方法，所述文献的说明书全文引入本文供参考。根据一种常规方法，经由导管61将含SCT的焦油料流引导至分离阶段62以便从该焦油料流分离SCT和一种或多种轻质气体和/或颗粒。经由导管63将SCT引导至泵64以增加SCT的压力，经由导管65带离更高压力的SCT。将经由管线310引导的效用流体与管线65的SCT结合，其中经由导管350将焦油-流体混合物引导至焦油-流体混合物预加热器阶段70。在SCT加氢处理期间使用效用流体，例如以便有效地增加在加氢处理期间的运转长度和改进SCT性能。在某些方面，效用流体包含分离阶段130的液体底料的一部分，如图所示。在其它方面中，效用流体包含分离器280的液体底料(未显示)的至少一部分，或从阶段130和280获得的液体底料的混合物。

常规方法通常使用补充的效用流体，一般经由导管330将该补充的效用流体添加到管线350的结合料流中。经由导管370将该结合料流(主要在液相中的焦油-流体混合物)引导至补充预加热阶段90。该补充预加热阶段可以是，例如，火焰加热器。从导管265获得再循环处理气体。如果需要，可以从导管131获得包含分子氢的新鲜处理气体。经由导管60将处理气体引导至第二预加热阶段360，经由导管80将该热处理气体引导至补充预加热阶段90。将该预加热的焦油-流体混合物(来自管线380)与该预加热的处理气体结合，然后经由管线100引导至加氢处理阶段110。混合装置用于将预加热焦油-流体混合物与预加热处理气体在加氢处理阶段110中结合，例如，固定床反应器中通常使用的类型的一个或多个气体-液体分布器。在效用流体、补充效用流体、处理气体和加氢处理催化剂存在下加氢处理SCT。

经由导管120从阶段110带离加氢处理产物。当焦油-流体混合物预加热阶段70和处理气体预热器阶段360是换热器时，传热是间接的。在这些阶段之后，将加氢处理产物引导至分离阶段130以便从加氢处理产物分离总蒸气产物(例如，杂原子蒸气、气相裂解产物、未用的处理气体等)和总液体产物(例如，加氢处理的焦油)。经由管线200将产物顶部料混合物(包含阶段130的总蒸气产物)引导至提质阶段220，其包括例如，一个或多个胺塔。经由管线230将新鲜胺引导至阶段220，其中经由管线240带离富胺。经由管线250从阶段220带离提质的处理气体，在压缩机260中压缩，并经由管线265、60和80引导以便在加氢处理阶段110中再循环和再使用。从管线131获得新鲜处理气体，例如用于启动方法或用于补充。将包含阶段130的总液体产物的产物底部料混合物分成第一和第二部分。经由管线270A从阶段130带离第一部分到泵300，而经由管线310带离泵排出物。经由管线270B将第二部分引导至第二分离阶段280，用于分离产物液体流(经由管线134带离)和产物蒸气流(经由管线290带离)。图3的曲线1001代表由将总加氢处理产物的底料的一部分再循环(图2所示)的现有技术方法的分离阶段130的液体底料制备的效用流体的沸点曲线。如所示，当底料再循环用作效用流体时，如图2所示，更大结焦出现在预加热阶段90、70和加氢处理阶段110。通过将效用流体与经由管线330供应的补充效用流体结合减轻这种影响是常规的。

本发明的某些方面基于两个发现：(i)已经发现效用流体组成和沸程显著地减少加氢处理反应器和辅助设备中的结垢量，导致增加的加氢处理运转长度，和(ii)期望的效用流体可以从加氢处理器排出物获得，需要较少的补充性效用流体或不需要补充性效用流体。

至于第一发现，已经发现当效用流体包含芳族化合物并具有终沸点≤430℃(800°F)时，预加热阶段90、70和/或加氢处理阶段110中的一个或多个中存在有利减少的焦炭形成。当效用流体是(i)包含≥25.0wt％的1-环和2-环芳族化合物(即，含一个或两个环和至少一个芳族核的那些芳族化合物)，基于所述效用流体的重量，和(ii)具有终沸点≤430℃(800°F)，优选≤400℃(750°F)的效用流体时，热解焦油加氢处理是尤其有利的。具有(i)至少最小期望的芳烃含量和(ii)合乎需要的沸点分布的代表性效用流体显示为图3中的分布1000、1002、1003和1004。图3所示的分布是真沸点分布("TBP"，在常压下的分布)。可以例如通过常规方法例如ASTM D7500的方法测定真沸点分布。当终沸点大于标准中规定的终沸点时，真沸点分布可以通过外推测定。适合的效用流体包括那些效用流体，其中效用流体的≥90.0wt％具有常压沸点≥300°F(150℃)，例如，≥325°F(163℃)，例如≥350°F(175℃)；和效用流体的≤10.0wt％具有常压沸点≥800°F(430℃)，例如≥775°F(413℃)，例如≥750°F(400℃)。任选地，效用流体是其中效用流体的≥95.0wt％具有常压沸点≥300°F(150℃)，例如，≥325°F(163℃)，例如≥350°F(175℃)；和效用流体的≤5.0wt％具有常压沸点≥800°F(430℃)，例如≥775°F(413℃)，例如≥750°F(400℃)的效用流体。通常，效用流体具有真沸点分布，该真沸点分布具有(i)初沸点≥300°F(150℃)，例如，≥325°F(163℃)，例如≥350°F(175℃)，和(ii)终沸点≤800°F(430℃)，例如，≤775°F(413℃)，例如≤750°F(400℃)；例如，具有175℃(350°F)-大约400℃(750°F)的真沸点分布。据信，使用具有终沸点>430℃的效用流体导致反应器和/或预加热设备中的结垢(例如，结焦)增加，即使当此类效用流体具有超过所期望的最小芳族含量(≥25.0wt％的1-环和2-环芳族化合物，基于所述效用流体的重量)时仍如此。因为据信具有较低初沸点的效用流体，例如其中效用流体的≥10wt％具有常压沸点<175℃的那些的非芳族含量增加可能导致STC-效用流体不相容性和沥青质沉淀，所以所述效用流体任选地具有初沸点≥175℃。图3的曲线仅是代表性的，因为实际的曲线取决于SCT组成和沸程。

至于第二发现，本发明的某些方面涉及开发焦油加氢处理方法，该方法需要更少(或不需要)补充性效用流体来长期操作，比常规热解焦油处理中的情况更少反应器结垢。如图2所示，将分离器130的总液体底料的再循环部分与补充性效用流体结合是常规的。可以看出，将管线270A的内容物与经由管线330从外部源获得的补充性效用流体结合可以为再循环效用流体+补充性效用流体提供基本上类似于图3中的曲线1000的沸点分布，例如，当补充性效用流体包含基本上100.0wt％具有常压沸点≤400℃的1-环和2-环芳族化合物时，基于补充性效用流体的重量。在某些方面，例如图4-7中示意性显示的那些，期望的效用流体从加氢处理器排出物获得，而需要更少或无需补充性效用流体来达到期望的组成和沸点分布。

因此，本发明的某些方面涉及总液体产物的用作效用流体(经由管线270递送的流体)的那部分的进一步蒸馏、分离或稳定化以减少加氢处理反应器和/或预加热阶段90和70中的结焦量。例如，可以将含芳族化合物的料流与产物底部料混合物分离，例如，在经由管线270与第一分离阶段130流体连通的第二分离阶段中分离。分离阶段130可以包括常规分离装置，例如，一个或多个气-液分离器，例如一个或多个闪蒸鼓，但是本发明不限于此。从第二分离阶段除去含芳族化合物的料流，例如，作为侧料流(也称作"侧馏分")除去，所述含芳族化合物的料流与管线270的流体相比具有减小的重质烃分子含量。虽然不希望受任何理论或模型的束缚，但是据信对补充性效用流体的需要减少或排除，原因在于分离的含芳族化合物的料流与管线270的流体相比含有更少焦炭前体和/或结垢剂(或结垢剂前体)。如图4中示意性所示，可以经由管线270将产物底部料混合物引导至第二分离阶段280，以便从产物底部料混合物分离(i)用作具有期望特性的效用流体的侧馏分(管线20)；(ii)产物蒸气流(管线290，包含，例如，杂原子气体、气态裂解产物、未用的处理气体等)；和(iii)产物液体流(管线134)。产物液体流可以用作燃料油，例如重质燃料油。替代地或另外，可以将产物液体流与第二烃，例如重质烃，例如燃料油和/或重质燃料油共混。有利地，产物液体流具有合乎需要的共混特性，例如，当与含沥青质的重油共混时，所得的共混物与热解焦油原料与相同重油的共混物相比含有更少沉淀的颗粒(例如更少沉淀的沥青质)。如果需要的话，其它液体副产物(没有显示)也可以从阶段280带离。一个或多个常规分馏塔可以用于阶段280中的分离，但是本发明不限于此。经由管线20从第二分离阶段280将效用流体带离至泵300。将来自管线65的SCT与泵排出物310结合以产生焦油-流体混合物。在其它方面，图4的方法类似于图2所示的方法操作，其中相似的特征由相同的索引编号标识。例如，在某些方面，加热阶段90可以包括至少一个火焰加热器，例如用于在加氢处理之前将管线370中的焦油-流体混合物和/或管线80中的处理气体暴露到温度≥300℃下，通常在300℃-500℃的范围内。

烃分离领域技术人员将领会，管线20的侧馏分效用流体可以配置用来包含≥25.0wt％的1-环和2-环芳族化合物，基于该侧馏分的重量，例如≥50.0wt％的1-环和2-环芳族化合物。管线310的效用流体可以包含这种侧馏分含芳族化合物的料流的至少一部分，例如，≥50.0wt％的所述侧馏分含芳族化合物的料流，基于所述效用流体的重量，例如，≥75.0wt％，例如≥90.0wt％，或经由管线20从阶段280带离的基本上全部侧馏分含芳族化合物的料流。管线20的侧馏分含芳族化合物的料流的其余部分(如果有的话，不用作效用流体的那部分)可以从方法带离用于存储或进一步加工。侧馏分可以具有，例如，10％(重量基)真沸点≥175.0℃和90％(重量基)真沸点≤400.0℃。

代表性的侧馏分含芳族化合物的料流，即适合用作效用流体的含芳族化合物的料流具有表示为图3中的曲线1003的沸点分布。可以看出，这种侧馏分含芳族化合物的料流的沸点曲线具有比现有技术方法中的底部原料再循环(曲线1001)的沸点曲线低的总体沸点分布。分离允许侧馏分具有减小的焦炭前体、结垢剂和/或结垢剂前体含量，它们如果以更大浓度存在则将导致方法的预加热和加氢处理阶段中增加的压降。已经发现使用含稳定化料流，例如图4的管线20的侧馏分的效用流体与当使用含基本上相同量的从图2管线270A获得的料流时的情况相比提供，例如更长的加氢处理运转长度和更少结焦。加氢处理运转长度一般是≥一个月(2.67×10⁶秒)，例如，≥六个月(1.6×10⁷秒)，例如≥一年(3.2×10⁷秒)，或甚至≥三年(9.6×10⁷秒)。跨越加氢处理阶段110的压降是加氢处理运转长度中的主要因素，加氢处理运转长度定义为跨越阶段110的压降从启动时的初始值增加到该初始值两倍或更多，例如增加到初始值三倍或更多过程中的运转持续时间。还观察到，在宽的反应器操作条件范围内获得这种增加的长度利益，例如，总压力≥34巴绝对压力(500psia)，例如在68巴绝对压力(1000psia)-102巴绝对压力(1500psia)的范围内；催化剂床温度≥315℃(600°F)，例如在大约400℃(750°F)-大约425℃(800°F)的范围内，和效用流体:SCT重量比≥0.01，例如，在0.05-4.0，例如0.1-3.0，或0.3-1.1的范围内。可以看出，在某些操作条件下可能需要补充性效用流体，例如，当起始该方法时(直到足够的效用流体可以从加氢处理器排出物获得)，或当在更高的反应器压力下操作时。当在高压下，例如总压力≥68巴绝对压力(1000psia)下操作加氢处理阶段时，尤其是以连续操作时，消除对补充性效用流体的需要是希望的。

因此，可以经由导管330任选地添加补充性效用流体，例如溶剂、溶剂混合物、SCN、蒸汽裂化瓦斯油(SCGO)或含芳族化合物(即，含具有至少一个芳族核的分子)的流体，例如以启动方法。在某些方面，补充性效用流体包含≥50.0wt％，例如，≥75.0wt％，例如≥90.0wt％的芳族化合物，基于补充性效用流体的重量，所述芳族化合物具有10％真沸点≥60℃和90％真沸点≤360℃。任选地，补充性效用流体具有10％真沸点≥120℃，例如，≥140℃，例如≥150℃和/或90％真沸点≤430℃，例如≤400℃。任选地，补充性效用流体包含基于所述效用流体的重量≥90.0wt％以下物质中一种或多种：苯、乙基苯、三甲基苯、二甲苯、甲苯、萘、烷基萘(例如，甲基萘)、萘满或烷基萘满(例如，甲基萘满)，例如≥95.0wt％，例如≥99.0wt％。补充性效用流体基本上不含具有烯基官能度的分子一般是合乎需要的，尤其是在使用在这些分子存在下具有焦炭形成倾向的加氢处理催化剂的方面中。在某些方面，补充性效用流体包含≤10.0wt％的具有含烯基官能度的C₁-C₆侧链的环状化合物，基于所述效用流体的重量。一种适合的补充性效用流体是A200溶剂，可以从ExxonMobil ChemicalCompany(德克萨斯，休斯敦)作为Aromatic 200，CAS编号64742-94-5获得。

本发明的某些方面基于如下发现：当效用流体包含(或构成自，或主要构成自)(a)与产物顶部料混合物分离的第一组分和任选的(b)与产物底部料混合物分离的第二组分时，可以进一步减少或甚至排除补充性效用流体的量，即使当加氢处理在总压力≥68巴绝对压力(1000psia)下操作时仍如此。当使用这两种组分时，效用流体是"组合的"效用流体。在图5中示意性显示的某些方面中，通过在阶段280中从产物底部料混合物分离侧馏分含芳族化合物的料流获得效用流体的第二组分。如图5所示，将主要在液相中并包含第一分离阶段130的底料的流体料流经由管线270引导至分离阶段280。为了容易参照，通过相同的索引编号标识基本上类似于图4的那些的图5特征。通过再定位预加热阶段70和360由产物顶部料混合物制备第一组分。代替从管线120的加氢处理产物传递热(如图2和4中那样)，而是在预加热阶段360(经由管线200和201)和预加热阶段70(经由管线201和202)中从产物顶部料混合物(管线200)传递热。预加热阶段的这种再定位导致管线200中更大的气相(产物顶部料混合物)质量流速，和管线270中引导的液相(产物底部料混合物)的更小的质量流速。阶段360和70中管线200和201的蒸气的冷却使产物顶部料混合物的一部分冷凝到液相中，该液相在第三分离阶段400中与剩余的蒸气分离。分离阶段400可以包括常规分离装置，例如，一个或多个气-液分离器，例如一个或多个闪蒸鼓，但是本发明不限于此。可以看出，当管线370中的代表性焦油-流体混合物和管线80中的代表性再循环气体通过从产物顶部料混合物传热而被间接预加热时，从阶段400排出的液体底料具有93℃(200°F)-371℃(700°F)的真沸点分布。经由管线420从阶段400带离蒸气塔顶馏出物(废处理气体混合物)，并可以按图4所示方法构型中使用的类似方式加工(例如，用于处理气体提质和再循环)。例如，可以经由管线420从阶段400带离经分离的蒸气，用于处理气体回收和提质。一个或多个胺塔220可以用于除去酸-气体组分例如H₂S和CO₂。经由管线230将新鲜胺水溶液引导至阶段220。经由管线240从阶段220带离富胺水溶液。经由管线250从阶段220带离提质的蒸气(再生处理气体)，例如用于再循环到方法。压缩机260可以用于增加再循环处理气体压力，而高压处理气体经由管线265再循环到方法。如果需要，可以经由管线131提供补充性新鲜处理气体。如果比方法所需要的更多的处理气体可用于再循环，则阀装置(未显示)可以用于将处理气体、废处理气体混合物或再生处理气体的至少一部分转移离开该方法，例如从管线420和/或250。

可以经由管线410从阶段400带离冷凝物(例如，从鼓底料排出的流体)，例如，用作组合效用流体的第一组分。当加工代表性SCT时，冷凝物的真沸点分布通常具有初沸点≤400℃(更优选≤350℃)，所述冷凝物包含≥50.0wt％的一环芳族化合物和/或二环芳族化合物，基于所述冷凝物的重量。可以在预加热阶段70的上游将组合的效用流体的第一组分(从管线410获得)、组合的效用流体的第二组分(从管线310获得)和(管线65的)SCT混合(按任何顺序)。

可以看出，当组合的效用流体的第一组分形成组合的效用流体的大部分时，更容易保持代表性的SCT在溶液中。在某些方面中，因此，组合的效用流体包含10.0wt％-40.0wt％的第二组分和60.0wt％-90.0wt％的第一组分，基于所述组合的效用流体的重量，所述组合的效用流体具有10％沸点≥175℃和终沸点≤430℃。因为所述10％沸点是至少175℃，所以组合的效用流体中的非芳族化合物的量小于否则将引起不希望量的沥青质沉淀的量，沥青质沉淀可能导致增加的结垢。因为组合的效用流体具有≤430℃的终沸点，所以它与图2所示方法构型的效用流体相比含有更少高分子量分子。排除这些高分子量分子的至少一部分，如图5显示的方面中那样，减少加氢处理期间预热和反应器组件中的结焦。这种益处甚至在阶段110中≥68巴(1000psia)的总压力下获得。例如，阀装置(未显示)可以用于调节组合效用流体中第二组分:第一组分的重量比。超过产生组合效用流体所需要的量的第一和第二组分可以从方法带离，例如，用于存储或进一步加工，例如用于在阶段280中进一步分离。加氢处理反应器的液体原料混合物(组合的效用流体加上SCT)可以包含20-95％的SCT和5wt％-80wt％的组合效用流体，该重量百分率基于液体原料混合物的重量，例如，40wt％-45wt％的组合效用流体和55wt％-60wt％的SCT。在某些方面，效用流体是组合的效用流体，该组合的效用流体包含(或主要构成自，或构成自)第一和第二效用流体组分，(ii)其中组合的效用流体中[1-环芳族化合物+2-环芳族化合物]:饱和烃分子的质量比增加超过第二组分的该质量比的≥1.5倍，(iii)第一效用流体组分具有终沸点≤400℃(750°F)，和(iv)第二效用流体组分具有终沸点≤大约400℃。

虽然不希望受任何理论或模型的束缚，但是据信如图5所示再定位预加热器70和/或360增加管线200中的气相质量流速，这导致来自分离阶段130的蒸气排出物中1-环芳族化合物和2-环芳族化合物的增加。在分离阶段400中将这些1-环和2-环芳族化合物的至少一部分冷凝和分离产生冷凝物，经由管线410从阶段400带离，该冷凝物与图3中的曲线1001的冷凝物相比具有更大的1-环芳族化合物和2-环芳族化合物含量和更低的终沸点。将效用流体的第一和第二组分组合因此(i)使组合的效用流体的真沸点分布朝图3的左手边移动，即离开曲线1001并朝曲线1000移动。

组合的效用流体具有更少的具有常压沸点≥400℃(750°F)，例如≥430℃的高分子量化合物，该高分子量不然可能引起结垢。在图6中示意性显示的相关构型中，在第四分离阶段450中进一步加工分离阶段400的蒸气产物。分离阶段450可以包括常规分离装置，例如，一个或多个气-液分离器，例如一个或多个闪蒸鼓，但是本发明不限于此。经由管线420从阶段400带离的蒸气经历冷凝器430中的额外冷却，而将所得的蒸气-冷凝物经由管线440引导至分离阶段450。在阶段450中将气相料流与该蒸气-冷凝物分离，并经由管线460从阶段450带离。可以按类似于根据图2、4和5所示方法构型(同样的索引编号对应于同样的方法特征)描述的方式处理经由管线460带离的蒸气(例如，用于处理气体提质和再循环)。经由管线470带离在阶段450中分离的液相。在阶段202a中将热间接地转移至管线470中的液相中，而经由管线480带离该加热的液相。将该加热的液相与阶段130中分离的液相结合。经由管线490将该组合的液流引导至第二分离阶段280。分离器450使轻质烃冷凝，从而增加再循环气体的氢气纯度和增加反应器中的氢气分压。经由管线410从阶段400带离的液体可以用作所述组合效用流体的第一组分。在阶段450中分离在冷凝器430中冷凝的液体。经由管线470、480和490将该分离的液体引导至阶段280。在某些方面，当方法按图4或5中所示的构型操作时(当使用基本上相同的SCT组成和加氢处理条件时)，从方法获得的产物液体流的量基本上与在管线134中带离的产物液体流的量相同。换言之，阶段430和450的主要目的是纯化再循环气体中的分子氢和减少到再循环吹扫(未显示)的烃损失。

当根据图5或6的方法构型制备效用流体时，通常，焦油-流体混合物(管线370)中的效用流体的≥80.0wt％从管线410获得，及所述焦油-流体混合物中的效用流体的≤20.0wt％从管线20获得。在这种方法构型中，当分离器侧馏分类似于曲线1003，并且分离器阶段400的底料具有大约93℃(200°F)-371℃(700°F)的常压沸程时，观察到组合的效用流体具有(i)≥50.0wt％的1-环和2-环芳族化合物和(ii)如图3的曲线1002描绘的真沸点分布，该真沸点分布接近于曲线1000的期望的真沸点分布。或者，在该图没有显示的方面中，焦油-流体混合物中基本上全部的效用流体从管线410获得。有利地，在这些构型中的任一种中不需要补充性效用流体。

在本发明的其它方面中，例如图7示意性显示的那些中，通过减少具有常压沸点≤175℃的效用流体化合物的量使用额外的分离阶段以制备更加合乎需要的效用流体。在其它方面中，这些方面按基本上与图6显示的相同方式操作，其中相似的特征由相同的索引编号标识。

如图7所示，经由管线270将阶段130的液体底料引导至阀271，导致阀271下游的阶段130底料的压力下降，这导致所述底料的至少一部分蒸发。然后将该底料引导至分离阶段500(例如，一个或多个闪蒸鼓)。经由导管501将阶段500底料引导至阶段280。在热交换阶段510中将经由管线505从阶段500带离的蒸气冷却，以使所述蒸气的至少一部分冷凝到液相中。然后经由导管515将蒸气和冷凝液引导至分离阶段520(例如，一个或多个闪蒸鼓)。经由导管521从阶段520除去的液体，其适合于用作效用流体，具有由图3的曲线1004表示的真沸点分布。如从沸点分布可以看出的那样，从管线521获得的效用流体希望地含有更少具有常压沸点<175℃(参见曲线1000、1003和1002)的化合物和更少具有常压沸点>400℃(参见曲线1001)的化合物。可以经由导管525将从阶段520获得的蒸气引导至阶段280，或者替代地(未显示)与阶段280上游的导管501的内容物结合。可以将SCT(导管61)与阶段62上游的管线521的效用流体结合，如图7所示。如果需要的话，将管线521的效用流体的压力增加的装置，例如，一个或多个泵(未显示)，可以用于将效用流体引导至阶段62上游的位置以便与SCT结合。将阶段400的底料与热交换阶段510下游的管线505的内容物结合以提高经由管线521带离的效用流体的量。

如果从阶段521带离的液体按比用作效用流体所需要的更大量存在，则其余部分可以从管线521除去，用于存储，进一步加工，或送回到阶段280入口处或其上游的方法。除制备更加合乎需要的效用流体之外，图7中显示的本发明方面通过消除对来自阶段280的效用流体组分的需要被认为比图4-6所示的那些便宜和更加有效。

对于在基本上恒定的加氢处理条件下操作以加氢处理基本上恒定组成的SCT的反应器110，当根据图4-7的方法构型所述那样制备效用流体时，焦炭产生的质量速率相比常规方法显著地减少。在图4所示的某些方面中，包含在焦油-流体混合物(管线370)中效用流体的≥10.0wt％，例如≥50.0wt％，例如≥90.0wt％从管线20获得，基于焦油-流体混合物中的所述效用流体的重量，例如≥75.0wt％，或≥90.0wt％。效用流体的其余部分可以从管线330获得。在其它方面(未显示)中，焦油-流体混合物中效用流体的≥10.0wt％，例如≥50.0wt％，例如≥90.0wt％，或95.0wt％，或焦油-流体混合物中的效用流体的甚至基本上全部从管线410获得。效用流体的其余部分可以是例如，补充性效用流体。在图5和6所示的其它方面中，包含在焦油-流体混合物(管线370)中的效用流体的≥10.0wt％，例如≥50.0wt％，例如≥90.0wt％或甚至基本上全部包含第一和第二组分，所述第一组分从管线410获得并且第二组分从管线310获得。第二组分:第一组分重量比在大约0.0-大约0.9，例如0.11-0.67的范围内。该图中没有显示的阀装置可以用于将期望量的第一和/或第二组分转移至管线370。在图7所示的其它方面中，焦油-流体混合物中存在的效用流体的≥50.0wt％从管线521获得，基于所述焦油-流体混合物的重量，例如≥75.0wt％，或≥90.0wt％。

在上述方面的任一个方面中，加氢处理可以在热解焦油加氢处理条件下进行，该加氢处理条件包括反应器操作温度≤500℃，例如，≤415℃，例如在200.0℃-450.0℃的范围内；反应器操作压力≤1500psig(100巴(g))，例如，≤1000psig(67巴(g))；热解焦油进料速率≥400kta，例如在大约425kta-大约650kta的范围内；和分子氢消耗率≤2500SCF/B热解焦油(445标准立方米分子氢/立方米焦油，"S m³/m³")，例如≤1500SCF/B(267S m³/m³)热解焦油，例如大约600SCF/B(107S m³/m³)-大约1500SCF/B热解焦油(267S m³/m³)。用于加氢处理的分子氢一般可作为处理气体的一种组分用于该方法，所述处理气体包含，例如≥70.0摩尔％的分子氢/摩尔所述处理气体。加氢处理一般在效用流体:热解焦油重量比≥0.01，例如0.05-4.0，例如0.1-3.0，或0.3-1.1下操作。通常按大约300标准立方英尺分子氢/桶("SCF/B")的比率将分子氢供给加氢处理阶段，其中B是指供给加氢处理阶段的残液的桶，至5000SCF/B。这对应于53标准立方米分子氢/立方米残液(S m³/m³)-890S m³/m³。例如，可以按1000SCF/B(178S m³/m³)-3000SCF/B(534S m³/m³)的范围提供分子氢。可以使用阀装置(该图中没有显示)将期望量的SCT和效用流体(或一种或多种效用流体组分)转移至加氢处理反应器，例如，通过将期望量的SCT和效用流体转移至图4-7中的管线370。

当焦油-流体混合物(例如，经由图4-7中的管线370引导的原料)包含，或主要构成自，或构成自[效用流体+SCT]时，焦油-流体混合物中的效用流体的量可以是，例如，大约5.0wt％-大约80.0wt％，例如，大约40.0wt％-大约60.0wt％，基于所述焦油-流体混合物的重量。当热解焦油包含(或主要构成自，或构成自)SCT，例如≥75.0wt％，例如≥90.0wt％，例如≥99.0wt％SCT时，加氢处理条件可以包括300℃-500℃，例如350℃-415℃的反应器温度和34巴绝对压力(500psia)-135巴绝对压力(1960psia)，例如，68巴(绝对压力)-102巴(绝对压力)的反应器压力。分子氢消耗率一般是≤267S m³/m³，例如107S m³/m³-214S m³/m³。

加氢处理可以是在一种或多种加氢处理催化剂存在下进行的催化加氢处理。可以使用常规加氢处理催化剂，例如规定用于残留和/或重油加氢处理的那些，但是本发明不限于此。适合的加氢处理催化剂包括包含(i)一种或多种本体金属和/或(ii)一种或多种在载体上的金属的那些。所述金属可以呈元素形式或呈化合物形式。在一个或多个方面中，加氢处理催化剂包括至少一种选自元素周期表(作为元素周期表制表，The Merck Index，Merck&Co.,Inc.,1996)第5-10族中任一族的金属。这些催化金属的实例包括，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。在一个或多个方面中，催化剂是有或者没有粘结剂的本体多金属加氢处理催化剂。在一个方面中，催化剂是由两种第8族金属，优选Ni和Co和一种第6族金属，优选Mo组成的本体三金属催化剂。可以使用常规加氢处理催化剂，但是本发明不限于此。在某些方面，催化剂包括以下物质中一种或多种：可以从Albemarle Catalysts Company LP,Houston TX获得的KF860；催化剂，例如20，可以从相同来源获得；催化剂，可以从CriterionCatalysts and Technologies,Houston TX获得，例如DC-2618、DN-2630、DC-2635和DN-3636中一种或多种；催化剂，可以从相同来源获得，例如DC-2532、DC-2534和DN-3531中一种或多种；和FCC预处理催化剂，例如DN3651和/或DN3551，可以从相同来源获得。然而，本发明并不仅仅限于这些催化剂。

再次参照图4-7，加氢处理催化剂在加氢处理阶段110内部署在催化剂床115、116和117中。如果需要的话，可以使用额外的或更少的催化剂床。可以使用阶段间冷却和/或骤冷，例如使用处理气体，其来自管线60在床之间提供。或者，额外的效用流体可以用于冷却和/或骤冷，尤其是如果焦油-流体混合物(管线370)较贫含效用流体时。

观察到加氢处理反应器(例如，具有图4-7示意性显示的构型的反应器110)中结焦的量相对较小和观察到运转长度≥10天，或≥100天，或甚至≥500天，而反应器压降没有增加超过其运转起始("SOR")值的≥10.0％，如下计算：([观察到的压降-压降_SOR]/压降_SOR)×100％。然而，低于最佳操作条件，例如方法扰乱，可能使得反应器脱焦是合乎需要的。在常规的残油加氢处理中，不论是否在稀释剂存在下，反应器脱焦可能是重大负担，其包括，例如，水力清砂、反应器组件的拆卸和再组装、催化剂再生和/或置换等。对于根据本发明的SCT加氢处理，已经发现(i)加氢处理反应器中形成的焦炭至少弱可溶于效用流体或组合的效用流体，例如，当以图4-7显示的方法构型中的一种或多种操作加氢处理反应器110时形成的焦炭。还已经发现，图7的构型中的效用流体的量(和图5和6的构型中的组合效用流体的量)通常大于完全溶解反应器110中SCT所需要的量，甚至在反应器压力≥68巴绝对压力(1000psia)下仍如此。

在某些方面，将管线350中效用流体(或组合效用流体)的≥1.0wt％转移离开方法以存储，例如通过阀装置(未显示)转移。例如，可以将管线350的效用流体(或组合效用流体)的≥5.0wt％，例如≥10.0wt％，或甚至≥20.0wt％转移到存储。当需要脱焦时，将储存的效用流体的一部分引导至在脱焦条件下的反应器110以便减少反应器压降。两个反应器，第一反应器110A和第二反应器110B(未显示)可以并联操作，例如，按"封闭模式"操作，其中阀装置(未显示)用于将(i)焦油-流体混合物和(ii)处理气体引导至第一反应器和引导包含储存的效用流体的至少一部分的脱焦料流用于将第二反应器脱焦。在减小第二反应器的压降后，阀装置可以用于将第二反应器送回至SCT加氢处理服务，并且，如果需要的话，将脱焦料流转换至第一反应器用于减小第一反应器的压降。本发明还与使用氧化剂，例如氧气或空气的脱焦相容。可以使用常规氧化剂脱焦方法，但是本发明不限于此。如果需要的话，还可以如下进行脱焦：移除加工设备和/或催化剂用于更新和/或再生，包括通过机械装置从加工设备除去沉积物(包括焦炭沉积物)。

本文引用的所有专利、试验程序和其它文件(包括优先权文件)在此公开物与本发明一致并且针对允许这种引入的所有权限的程度上充分引入供参考。尽管已经详细描述了本文公开的示例性形式，但是应当理解在不脱离本公开内容精神和范围的各种其它修改对本领域技术人员来说是显而易见且可容易达到的。相应地，不希望在此所附的权利要求的范围受到在这里列出的实施例和描述所限制，而是认为权利要求涵盖属于本发明专利新颖性的所有特征，包括本发明公开内容所属领域普通技术人员认为是它们的等同物的所有特征。

当多个下限和多个上限在此列出时，从任一下限到任一上限的范围应被考虑。

Claims (10)

1.一种烃转化方法，包括：

(a)提供包含≥10.0wt％烃的热解原料，基于所述热解原料的重量；

(b)将所述热解原料热解以制备包含焦油和≥1.0wt％C₂不饱和物的热解排出物，基于所述热解排出物的重量；

(c)将所述焦油的至少一部分与所述热解排出物分离，其中所分离的焦油含有≥90wt％具有≥290℃的常压沸点的热解排出物分子；

(d)提供效用流体，所述效用流体按≥25.0wt％的量包含1-环和/或2-环芳族化合物，基于所述效用流体的重量，所述效用流体具有≥175.0℃的10％真沸点、≤400.0℃的90％真沸点和≤430℃的终沸点；

(e)提供包含分子氢的处理气体；

(f)在(i)处理气体和(ii)效用流体存在下在催化加氢处理条件下在0.05-4.0的效用流体:焦油重量比下加氢处理所分离的焦油的至少一部分，以制备加氢处理产物；

(g)从所述加氢处理产物分离产物顶部料混合物和产物底部料混合物，其中(i)所述产物顶部料混合物包含任何未反应的处理气体的至少一部分和(ii)所述产物底部料混合物包含加氢处理的焦油；

(h)从所述产物底部料混合物分离(i)产物蒸气流，(ii)产物液体流，和(iii)侧料流，所述侧料流具有≤430℃的终沸点并按≥25.0wt％的量包含1-环和/或2-环芳族化合物，基于所述侧料流的重量；和

(i)将所述侧料流的一部分引导至步骤(d)，其中所述效用流体包含≥10.0wt％的所述侧料流，基于所述效用流体的重量。

2.权利要求1的方法，其中(i)所述加氢处理在加氢处理区中从第一时间t₁连续地进行至第二时间t₂，t₂是≥(t₁+2.67×10⁶秒)和(ii)在第二时间时加氢处理区的压降小于3.0倍在第一时间时的压降。

3.权利要求2的方法，其中(i)t₂是≥(t₁+3.2×10⁷秒)和(ii)在第二时间时加氢处理区的压降小于2.0倍在第一时间时的压降。

4.权利要求1-3中任一项的方法，其中所述热解原料的烃包含石脑油、瓦斯油、真空瓦斯油、蜡状残油、常压残油、残油掺合物或原油中的一种或多种，所分离的焦油具有初沸点≥200℃，所述侧料流具有终沸点≤400℃，和所述效用流体具有终沸点≤400℃。

5.上述权利要求1-3中任一项的方法，其中所述热解排出物的焦油包含(i)≥10.0wt％的具有常压沸点≥565℃不是沥青质的分子，和(ii)≤1.0×10³ppmw金属，所述重量百分率基于所述热解排出物的焦油的重量。

6.权利要求1-3中任一项的方法，其中所述加氢处理在200.0℃-450.0℃的温度下在至少一种加氢处理催化剂存在下进行。

7.权利要求6的方法，其中所述加氢处理在压力≥500psia(34巴，绝对)下进行。

8.权利要求1-3中任一项的方法，其中所述方法还包括以下步骤中的一个或多个：

(j)在步骤(f)之前加热所述焦油；

(k)经由至少一个处理气体换热器的第一通道引导所述加氢处理产物并经由所述处理气体换热器的第二通道引导所述处理气体的至少一部分，以将热量从所述加氢处理产物传递到所述处理气体；

(l)经由至少一个焦油-流体混合物换热器的第一通道引导在步骤(f)之前的焦油-流体混合物并经由所述焦油-流体混合物换热器的第二通道引导所述加氢处理产物的至少一部分，以将热量从所述加氢处理产物传递到所述焦油-流体混合物。

9.权利要求1-3中任一项的方法，其中所述方法还包括

(m)将所述产物顶部料混合物冷却；

(n)从所述冷却的产物顶部料混合物分离流体，所述流体具有终常压沸点≤350℃并按≥50.0wt％的量包含1-环和/或2-环芳族化合物，基于所述流体的重量；和

(o)将所述分离的流体的至少一部分引导至步骤(d)，其中所述效用流体还包含≥20.0wt％的所述分离流体，基于所述效用流体的重量。

10.权利要求1-3中任一项的方法，其中所述侧料流具有10％真沸点≥175.0℃和90％真沸点≤400.0℃。