CN107541290A - 采用芳族化合物与树脂的萃取并在下游单元升级加氢转化萃取液与萃余液的深度加氢转化法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及采用芳族化合物与树脂的萃取并在下游单元升级加氢转化萃取液与萃余液的深度加氢转化法，包括下列步骤：a）在加氢转化段中，在氢的存在下沸腾床加氢转化该进料，b）在常压分馏段中常压分馏至少一部分获自步骤a）的加氢转化液体流出物以制造包含汽油馏分和瓦斯油馏分的馏分和常压渣油；c）在减压分馏段中减压分馏至少一部分获自步骤b）的常压渣油以获得减压瓦斯油馏分和未转化的减压渣油馏分，d）将至少一部分获自步骤c）的未转化的减压渣油馏分脱沥青，e）对贫沥青质的烃馏分进行液/液萃取以制造富含芳族化合物与树脂的萃取液和贫芳族化合物与树脂的萃余液，至少一部分萃取液被送至加氢转化段的入口作为芳族稀释剂。

Description

采用芳族化合物与树脂的萃取并在下游单元升级加氢转化萃 取液与萃余液的深度加氢转化法
技术领域
本发明涉及深度转化重质烃进料以获得可升级的烃馏分如液化石油气（或LPG）、汽油或石脑油、煤油、瓦斯油和油类的领域。
本发明涉及可用于通过引入芳族化合物的萃取来改善转化单元的性能的工艺流程图。
背景技术
作为一般规则，炼油厂包括用于渣油的深度加氢转化的单元，后接常压分馏，随后是减压分馏(vacuum fractionation)以及下游的催化裂化单元和/或加氢裂化单元。任选地，还存在用于将加氢转化过程中未转化的渣油脱沥青的单元。
深度加氢转化过程在炼油厂中用于将重质烃转化为易升级的产品。它们通常主要用于转化重质进料如原油馏分(oil cuts)或重质合成物，例如获自常压和减压蒸馏的渣油，以便将它们转化为更轻质的汽油和瓦斯油。在加氢转化过程中，还产生燃料气和轻质馏分如LPG（液化石油气）和石脑油（汽油馏分）。
该深度加氢转化方法可以是沸腾床渣油加氢裂化方法。该技术特别以H-OIL®为名商业化。该进料由此通常是减压渣油(vacuum residue)。
深度加氢转化单元产生具有高沥青质含量的重质未转化渣油。该沥青质是不稳定的，倾向于沉淀在热点(hot spots)中，如炉和塔的底部（更特别在真空塔中）。因此，该单元和塔定期停工清洁，这减少了它们的可用时间。通常，连续运行持续两年，随后该单元停工并打开进行清洁。真空塔甚至更频繁地停工（通常每年）。
沥青质构成了一类可溶于芳族和多芳族溶剂但不溶于脂族烃（正戊烷、正庚烷等等）的化合物。它们的结构和它们的组成随油进料的来源而变化，但是所述结构的某些原子和基团总是以可变比例存在。可以提及的这些原子的实例是例如氧、硫、氮、重金属如镍和钒。许多多环基团的存在赋予该沥青质分子以高度芳族的特性。由于它们在脂族烃中并随原油或油馏分（也称为衍生产物）的芳香性质或较少芳香性质而变的不溶性，该沥青质可能沉淀出来。这种现象导致在管道和生产设备（反应器、转鼓、塔和交换器）中形成沉淀物。
树脂(resin)是类似于沥青质的烃化合物，但是与沥青质相反，它们可溶于诸如正戊烷或正庚烷的溶剂。树脂通常由稠合的多环核构成，所述多环核由芳族和环状环以及含硫或含氮的杂环组成，与沥青质相比具有低分子量和较不稠密的结构。
改善渣油稳定性的第一种手段是通过对其限制来调节反应段中的转化率。在这种情况下，渣油的稳定性决定了在深度加氢转化单元中可以实现的最大转化率（通常为60重量%至超过80重量%）。
获得深度加氢转化单元转化率提高的另一种方法是使进料与稀释剂混合（5重量%至10重量%，通常为至多20重量%），所述稀释剂由富含单独或作为混合物的芳族化合物与树脂的重质进料组成。这意味着可能运行更长时间，或者对相同的运行长度达到更高的转化程度。通常，该稀释剂可能是来自催化裂化的浆料（即获自FCC的淤渣或重质残余馏分，含有占多数的芳族化合物的360℃+馏分）。
在实践中，精炼厂在加氢转化单元中结合这两种手段（调节转化率和稀释进料）以限制沥青质沉积物。
在典型的炼油厂中，可能的稀释剂如来自催化裂化的重质残余馏分（浆料）可获得的量有限，因此是限制在深度加氢转化单元中能获得的最大转化率的一个因素。
现有技术
已经开发了许多配置以克服上述问题，目的在于通过提高可升级产物的产率同时保持运行成本的优化来改善深度加氢转化方法。
专利US 5 980 730和US 6 017 441描述了用于重质油馏分的深度转化的方法，所述方法包括三相沸腾床加氢转化、获得的流出物的常压蒸馏、获得的常压渣油的减压蒸馏、获得的减压渣油的脱沥青以及脱沥青馏分的加氢处理的步骤。在该方法中还有可能将获自加氢处理步骤的至少重质液体馏分送至流化床催化裂化段，或将一部分脱沥青馏分或一部分沥青再循环至加氢转化入口。
专利FR 2 969 650 B1描述了用于转化包含页岩油的烃进料的方法，所述方法包括沸腾床加氢转化、获得的流出物的常压蒸馏和用溶剂液/液萃取常压渣油馏分以萃取芳族化合物和树脂的步骤。根据该方法的变体，有可能将一部分萃余液送至催化裂化段和再循环一部分萃取液至加氢转化单元。由于获自加氢转化的常压渣油在该专利所描述的方法中并未脱沥青，获自萃取单元的萃取液可能含有沥青质，在将其再循环至加氢转化的情况下会导致加氢转化性能的劣化。此外，该专利描述的方法特别适于包含页岩油的进料，其性质不同于常规的烃进料。
专利FR 2 984 917 B1描述了用于在含有至少一个催化裂化单元的炼油厂中优化中间馏分油的生产的方法，其中变体之一如下构成：对衍生自催化裂化单元的减压渣油施以芳族化合物的溶剂萃取，或者在一个变体中，用丙烷脱沥青，随后将萃取液送至燃料油池并将萃余液再循环至该催化裂化单元的入口。在该专利描述的方法中，来自萃取单元的萃取液并未升级(upcycled)至该加氢转化单元。
专利申请US 2013/0026065 A1描述了通过以下方法由重质烃类开始生产运输燃料的方法，所述方法包括对所述重质烃类施以芳族化合物的液/液萃取，随后将富含芳族化合物的部分送至加氢裂化器，并将贫芳族化合物的部分送入催化裂化单元。
申请人于2014年12月18日提交的申请14/62.715（尚未公开）描述了用于深度转化渣油的方法，包括加氢转化的步骤、分离的步骤、加氢裂化减压瓦斯油馏分的步骤、分馏加氢裂化流出物和将未转化的减压瓦斯油馏分再循环至加氢转化步骤的步骤，目的在于最大化瓦斯油的产量。
但是，现有技术文献均未能克服提及的所有问题。
本发明的方法提出了在深度加氢转化单元与分馏段之后加入脱沥青单元，后接用于对获自减压分馏的渣油馏分萃取芳族烃类和树脂的单元，并将获得的萃取液和萃余液升级至芳族化合物萃取单元。
本发明可用于同时改善深度加氢转化单元的性能和位于下游的任何单元（如加氢裂化或催化裂化）的性能。
事实上，与通常的炼油厂配置相比，本发明的方法可用于获得更高的可升级烃馏分产率，同时对深度加氢转化单元确保相同的循环时间，或甚至增加该循环时间，并改善下游单元的性能。
本发明意在通过从深度加氢转化流出物中萃取重质馏分（其富含芳族化合物和树脂）来克服现有技术方法的缺点，
在一方面，意欲使用该萃取馏分作为用于加氢转化的芳族稀释剂，
另一方面，意欲在任何下游单元（如加氢裂化和/或催化裂化）中使用获自该萃取的萃余液。
根据下文详述的工艺流程图的变体，本发明的方法可用于采用萃取获自深度加氢转化的未转化渣油中所含芳族化合物和树脂来获得可升级产物的更高产率。
发明内容
本发明涉及用于重质烃进料的深度转化的方法，包括下列步骤：
a）在包含至少一个含有至少一种负载型加氢转化催化剂的三相反应器的加氢转化段中，在氢的存在下沸腾床加氢转化该进料，
b）在常压分馏段中常压分馏至少一部分获自步骤a）的加氢转化液体流出物以制造包含汽油馏分和瓦斯油馏分的馏分和常压渣油；
c）在减压分馏段中减压分馏至少一部分获自步骤b）的常压渣油以获得包含轻质减压馏分油（LVGO）和重质减压馏分油（HVGO）的减压瓦斯油馏分和未转化的减压渣油馏分，
d）在脱沥青段中借助有机溶剂在获得贫沥青质的烃馏分（称为脱沥青油）与残余沥青的条件下将至少一部分获自步骤c）的未转化的减压渣油馏分脱沥青，
e）在借助极性溶剂萃取芳族化合物的段中在用于萃取芳族化合物的条件下对贫沥青质的烃馏分进行液/液萃取以制造富含芳族化合物与树脂的萃取液和贫芳族化合物与树脂的萃余液，至少一部分萃取液被送至加氢转化段的入口作为芳族稀释剂。
本发明的方法可以进一步包括：
用于在包含至少一个加氢裂化催化剂的固定床的反应器中加氢裂化至少一部分获自萃取步骤e）的萃余液以制造汽油馏分、瓦斯油馏分（GO）、减压瓦斯油（VGO）和未转化的油馏分（UCO）的步骤f1），
和/或用于在流化床反应器中流化床催化裂化至少一部分获自萃取e）的萃余液以制造气态馏分、汽油馏分、瓦斯油馏分和称为浆料(slurry)的重质残余馏分的步骤f2）。
获自加氢裂化的未转化的油馏分和/或获自催化裂化的重质残余馏分可以被送至芳族化合物萃取段。
一部分萃取液可以与作为脱沥青步骤d）产生的残余沥青的混合物用作沥青稀释油（flux oil）以提供液体燃料或构成沥青组合物的一部分或供应至焦化单元。
由芳族化合物萃取单元产生的萃余液可以与一种或多种其它进料一起送至加氢裂化单元和/或催化裂化单元，所述其它进料选自直馏减压瓦斯油（直馏VGO）和获自减压分馏c）的出口的轻质（LVGO）与重质减压馏分油（HVGO）。
将至少一部分轻质减压馏分油（LVGO）或重质减压馏分油（HVGO）送至芳族化合物萃取段。
在一种变型中，将一部分常压渣油直接送至脱沥青段。
该加氢转化步骤a）优选在5至35 MPa的绝对压力下在300℃至600℃的加权平均催化床温度下以0.1 h-1至10 h-1的时空速和以200至1000 m3/m3的氢气/进料H2/HC的比来运行。
该加氢裂化步骤f1）优选在300℃至550℃的平均催化床温度、5至35 MPa的压力和0.1至10 h-1的液体空速下运行。
该流化床催化裂化步骤f2）优选以上升流模式运行，反应器出口温度为520℃至600℃，C/O比为6至14，停留时间为1至10秒，或以下降流模式运行，反应器出口温度为580℃至630℃，C/O比为15至40，停留时间为0.1至1秒。
优选地，该脱沥青步骤在萃取塔中进行，该溶剂包含至少50重量%的含有3至7个碳原子的烃化合物，萃取器塔顶温度为50℃至250℃，萃取器塔底温度为30℃至220℃，而压力为2至10 MPa。
高度优选地，该溶剂为丁烷。
优选地，在环境温度至150℃的温度下和在大气压至2 MPa的压力下借助溶剂进行该液/液萃取，所述溶剂选自糠醛、N-甲基-2-吡咯烷酮（NMP）、环丁砜、二甲基甲酰胺（DMF）、二甲亚砜（DMSO）、苯酚或这些溶剂的相同或不同比例的混合物，溶剂/进料比为0.5/1至3/1。
该进料有利地选自例如通过油馏分的直馏蒸馏或通过原油的减压蒸馏获得的常压渣油或减压渣油类型的重质烃进料，馏分油类型进料，如减压瓦斯油或脱沥青油，通过渣油的溶剂脱沥青获得的沥青质，悬浮在烃馏分如获自例如原油的减压蒸馏的瓦斯油中的煤，或实际上获自煤液化的馏出物，单独或以混合物形式。
本发明的方法优选适用于含有难熔沥青质的烃进料。与现有技术中已知的流程图相比，本发明的方法提出了插入补充的芳族化合物萃取单元以改善该流程图的性能，并升级萃取液和可能的获得的萃余液。
附图说明
附图列表
图1描述了现有技术的工艺流程图：
流程图1（现有技术）：深度加氢转化单元、脱沥青单元SDA和任选的加氢裂化单元HCK和/或流化床催化裂化单元FCC的串接（concatenation）。
图2描述了本发明的工艺流程图：
流程图2（本发明）：深度加氢转化单元、脱沥青单元SDA、芳族化合物萃取单元和任选将获得的萃余液送至加氢裂化单元HCK和/或流化床催化裂化单元FCC的串接。
图1：现有技术
现有技术的流程图集成了下列单元：
用于进料的深度沸腾床加氢转化的至少第一单元10。该技术特别以工艺名称H-OILRC®商购。该深度加氢转化单元将减压渣油类型的烃类组成的进料精炼和裂化成轻质减压瓦斯油（LVGO）31和重质减压瓦斯油（HVGO）32的一种或两种馏分，所述减压渣油类型的烃类通过将原油VR（减压渣油）蒸馏为显著量的气体21、轻质和重质石脑油（重质石脑油HN和轻质石脑油LN）22、瓦斯油（GO）和减压馏分油（减压瓦斯油，VGO）来获得。这些不同的产物在常压分馏段20和减压分馏段30中分离。存在于减压蒸馏底部的未转化的减压渣油（VR）料流被送至脱沥青单元40。
用来自深度加氢转化单元的未转化的减压渣油（VR）33供应的溶剂脱沥青单元（SDA）40产生优质脱沥青油（DAO）41，其可与加氢裂化单元或流化床催化裂化单元（FCC）的功能相容，并且产生浓缩了获自深度加氢转化单元的减压渣油VR的污染物的主要部分的残余沥青42，其具有多个可能的目的地：例如，供应至焦化单元80，或用于气化或用于减粘裂化的单元，或用作固体燃料（刨片机（flaker））或液体燃料，或用于沥青。
该固定床加氢裂化单元（HCK）60可以转化该脱沥青油（DAO）41以及获自该深度加氢转化单元的减压馏分油（减压瓦斯油VGO）31和32，以及例如SR VGO（直馏减压瓦斯油，获自原油的直馏蒸馏的减压馏分油）91和其它相容性进料，以便形成包含显著量的石脑油、瓦斯油和减压瓦斯油的料流71。仍然存在未转化的VGO（未转化的油，UCO）62的料流，其一部分被清除（放出）。未转化的料流62可以用作油单元的基油或用作稀释剂以便将沥青升级为重质燃料。任选地，在加氢裂化单元（HCK）中产生的减压馏分油（VGO）可以再循环至深度加氢转化单元以便部分裂化成瓦斯油和石脑油，而对该单元的运行没有任何显著的影响。根据一种变型，该炼油厂流程图不包括固定床加氢裂化单元（HCK），但是包括流化床催化裂化单元（FCC）70，该流化床催化裂化单元（FCC）70也可以用来自H-OILRC®的脱沥青油（DAO）41和减压馏分油（31和32）VGO来供应。根据一种变型，通过原油的直馏蒸馏获得的减压馏分油（SR VGO）91可以与前面的两种进料一起并可能与其它外部进料一起送至该过程。该流化床催化裂化单元FCC产生包含显著量的气体、轻质和重质汽油（重质石脑油HN和轻质石脑油LN）、轻质循环油（LCO）和重质循环油（HCO）的馏分71，以及称为浆料的残余重质馏分72。来自该FCC单元的残余重质馏分（浆料）（其可以以有限量获得）有利地用作用于该深度加氢转化单元进料的稀释剂。
根据另一种变型，该流程图包括固定床加氢转化单元（HCK）60和流化床催化裂化单元（FCC）70两者。这两个单元可用于处理获自沸腾床加氢转化的减压瓦斯油（来自加氢转化的VGO）31和32、脱沥青油DAO 41、通常为直馏减压瓦斯油（SR VGO）91和其它进料以便将它们转化成显著量的石脑油、瓦斯油和减压瓦斯油。
图2：本发明的方法的流程图
图2给出了本发明的方法及其变体的图示。将石油来源或矿物源合成烃类的烃类组成的进料01与稀释流体02一起经由输送管线53送至深度加氢转化段10，所述稀释流体02来自用于萃取芳族化合物的单元50。
将来自深度加氢转化段的液体流出物经由管线11送至常压分馏段20。该分馏段包含一个或多个装备有板和接触装置的常压蒸馏塔以分离通过运输管线21、22和23抽取的各种可升级馏分以及任选的其它侧线（side）料流。这些馏分具有例如位于汽油、煤油和瓦斯油范围内的沸点范围。从该分馏段的底部回收沸点通常高于350℃的未转化的常压渣油的较重质馏分24。
将至少一部分常压渣油经由管线24送至减压分馏段30。该分馏段包含至少一个装备有板和接触装置的减压蒸馏塔以分离通过管线31和32抽取的各种可升级馏分以及其它任选的侧线料流。这些馏分具有例如在轻质减压馏分油（LVGO）和重质减压馏分油（HVGO）范围内的沸点范围。从该分馏段的底部回收沸点通常高于540℃的未转化的减压渣油的较重质馏分。
可以将该轻质减压馏分油（LVGO）31和重质减压馏分油（HVGO）32送至加氢裂化单元60和/或催化裂化单元70。
将该减压渣油经由管线33送至脱沥青单元40以便通过在溶剂中沉淀来萃取沥青质并制造脱沥青油41和沥青（残余沥青）42。
将该脱沥青油41送至芳族化合物萃取单元50；连同任选的来自加氢裂化单元的未转化的油排出物（purge）62或来自催化裂化的残余重质馏分（FCC浆料）72，取决于本发明的变体。
将通过芳族化合物萃取单元50制得的萃余液51送至该加氢裂化单元，连同任选的其它进料如直馏减压（直馏VGO）91和轻质减压馏分油31和重质减压馏分油32，该加氢转化10的产物。
根据一种变型，还可以将轻质减压馏分油31或重质减压馏分油32的全部或一部分送至芳族化合物萃取单元50。
根据一种变型，将一部分常压渣油24送至脱沥青单元。还有可能设想以下情况：其中将所有常压渣油24送至脱沥青单元，因此不存在减压分馏段30，轻质（LVGO）和重质减压馏分油（HVGO）沸点范围内的可以升级的馏分不经分离而是送至脱沥青单元。
根据一种变型，本发明的方法既不包括加氢裂化单元60，也不包括催化裂化单元70。
根据另一种变型，本发明的方法包括加氢裂化单元60。
根据另一种变型，本发明的方法不包括加氢裂化单元60，但是其包括催化裂化单元70。
根据另一种变型，本发明的方法包括加氢裂化单元60和催化裂化单元70。
至少一部分由芳族化合物萃取单元制造的萃取液52经由管线53在加氢转化单元中用作稀释剂，经由管线54将过量部分与对应于来自脱沥青单元的残余沥青的沥青42一起升级。
该沥青（pitch）42可以升级，例如在适当的处理后形成沥青（bitumen），或在稀释后形成重质燃料，或事实上其可以被送至减粘裂化、焦化或气化单元80。
在本发明的方法中，芳族化合物和树脂的液/液萃取单元处理获自将来自深度加氢转化的未转化渣油脱沥青的单元的脱沥青油：
该进料在用于进料的深度加氢转化的第一步骤中转化。流出物在分馏段中分离，未转化的减压渣油馏分（VR）从该分馏段底部分离。
该脱沥青单元SDA用未转化的减压渣油（VR）供应，并产生被送至液/液萃取单元的脱沥青烃馏分DAO，和如在前述流程图中那样升级的残余沥青。任选地，也可以安装用于降低渣油的沥青含量的任何类型的单元代替该脱沥青单元。
该芳族化合物萃取单元通过液/液萃取制造富含芳族化合物与树脂的萃取液和贫芳族化合物与树脂的萃余液。该萃取单元用脱沥青油（DAO）供应。其还可以用获自加氢裂化的未转化油（UCO）的排出物（purge）和/或来自催化裂化的残余重质馏分来供应，取决于流程图的变体。该萃取液部分用作渣油加氢转化单元的芳族稀释剂，部分作为与通过SDA制得的残余沥青的沥青稀释油升级以便例如提供液体燃料或构成沥青组合物的一部分或供应焦化单元。该萃余液是与脱沥青油相比贫芳族化合物、树脂与杂质的烃馏分。
本发明的流程图优选包含固定床加氢裂化单元（HCK），其通常用源于该萃取单元的萃余液来供应，此外任选还用获自该深度加氢转化单元的轻质减压馏分油（轻质减压瓦斯油，LVGO）和重质减压馏分油（重质减压瓦斯油，HVGO）来供应。该萃余液是在用于加氢裂化的催化性能方面远比脱沥青油DAO更有利的进料。加氢裂化产生显著量的石脑油、瓦斯油和馏分油。未转化的减压馏分油VGO的料流（未转化的油，UCO）保留，其一部分被清除（排出）并可以被送至萃取单元，因为该馏分浓缩了难熔的重质多核芳族化合物（重质多核芳族化合物，HPNA）。通常，重质多核芳族化合物（HPNA）定义为多环芳族化合物或多核芳族化合物，其在各分子中含有至少4个或甚至6个稠合的苯环，如晕苯（由24个碳组成）、二苯并(e,ghi)苝（26个碳）、六苯并苯（30个碳）和卵苯（32个碳）。在萃取单元回收它们意味着可以将不含有重质多核芳族化合物HPNA的未转化料流（UC）再循环至加氢裂化器的入口，并且萃取液中的重质多核芳族化合物可以被升级。
在一种变型中，该流程图不包括加氢裂化单元，而是包括催化裂化单元（FCC）。这也可以用获自分馏后的深度加氢转化单元的轻质减压馏分油（轻质减压瓦斯油，LVGO）和重质减压馏分油（重质减压瓦斯油，HVGO），和用来自于该萃取单元的萃余液来供应。对于催化性能和对于由催化裂化形成焦炭而言，该萃余液是比脱沥青油更有利的进料。一方面，该进料的降低的芳族化合物含量导致降低的焦炭产生。另一方面，降低的氮含量可用于获得更好的产率。此外，该进料中降低的杂质含量导致减少了催化剂消耗。最后，来自催化裂化的产品中杂质的量降低。因此，用于成品的加氢处理的下游单元在催化剂的量和/或循环时间方面以降低的成本运行。
根据另一种变型，通过原油的直馏蒸馏获得的减压馏分油（SR VGO）或其它相容性进料可以同时送至加氢裂化或送至流化床催化裂化。
根据另一种变型，该流程图包含流化床催化裂化单元（FCC）与固定床加氢裂化单元（HCK）两者。总的来说，两个单元处理来自深度加氢转化单元的减压瓦斯油VGO、来自萃取单元的萃余液以及任选的通过原油的直馏蒸馏获得的减压馏分油（SR VGO）。至少一部分获自加氢裂化单元（UCO）的清除（purged）的未转化料流和/或来自催化裂化的重质残余馏分（FCC浆料）送至液/液萃取单元。
根据本发明的变体，在分馏后获自深度加氢转化单元的一部分减压馏分油（减压瓦斯油，VGO）或一部分重质减压馏分油（HVGO）可以与未转化的渣油一起送至脱沥青单元，或直接送至液/液萃取单元。
根据本发明的另一变体，至少一部分常压渣油可以直接送至脱沥青单元。
该萃余液还可以有利地用于制造I组基油（group I oil base）。
加氢转化单元与脱沥青单元（SDA）的运行条件是本领域技术人员已知的，并与现有技术的配置的运行条件相同。
该萃取可用于获得含有最多10重量%的树脂、优选最多5重量%的树脂的萃余液。
获得的萃取液含有最少20重量%的芳族化合物和30重量%的树脂，优选至少30重量%的芳族化合物和40重量%的树脂，沥青质含量小于1000 ppm。
本发明的优点在于在芳族化合物萃取上游存在脱沥青单元，这意味着可以获得具有低杂质含量的芳族萃取液，因为这些杂质存在于离开脱沥青的沥青中。
获得的萃取液理想地适于用作用于深度加氢转化的芳族稀释剂。
通过输送一部分获自加氢转化的萃取液，这优选以等转化率（iso-conversion）运行，非常显著地延长了连续深度加氢转化运行的持续时间。
在另一种方法中，通过输送一部分获自加氢转化的萃取液，这可以以不变的连续运行长度运行，显著提高了获自深度加氢转化单元的最大转化率。
使用该萃取液作为用于深度加氢转化单元的芳族稀释剂，后者以等转化率或其它方式运行，也意味着可升级成品如石脑油、瓦斯油和减压瓦斯油VGO的产量提高。
与使用离开脱沥青单元的脱沥青烃馏分（DAO）供应的单元相比，通过将所有或一部分萃取单元中产生的萃余液送至加氢裂化单元，改善了加氢裂化单元的催化性能，并生产可升级产物。
通过将所有或一部分加氢裂化单元出口处获得的未转化渣油（UCO）送至萃取单元，一部分提纯了重质多核芳族化合物HPNA的未转化渣油再循环至HCK入口，而含有重质多核芳族化合物HPNA的该料流的剩余部分在萃取液中升级，代替将所有未转化渣油清除或升级为燃料的通常做法。
与使用离开脱沥青单元的脱沥青烃馏分供应的单元相比，通过将所有或一部分产生的萃余液单独或作为与其它进料的混合物送至催化裂化单元中的芳族化合物萃取单元，改善了该催化裂化单元的催化性能（催化剂的消耗、转化率、焦炭产量）以及可升级产物的生产。此外，流化床催化裂化FCC产物中的杂质含量降低。因此，用于成品的加氢处理的下游单元在催化剂的量和/或循环时间方面以降低的成本运行。
通过将所有或一部分离开该催化裂化单元的残余重质馏分（FCC浆料）送至萃取单元，该料流的一部分可以再循环至该流化床催化裂化单元FCC的入口。
下面描述本发明的方法中使用的单元的一般运行条件。
沸腾床加氢转化：
渣油类型进料的沸腾床加氢转化的技术特别可以以工艺名称H-OIL ®购得。
沸腾床方法包括使包含液体、固体和气体的料流垂直通过含有催化剂床的反应器。床中的催化剂在液体中保持随机运动。遍及该液体分散的催化剂的总体积因此高于静止时的催化剂体积。该技术通常用于转化重质液体烃或将煤转化为合成油。
氢的时空速（HSV）和分压是重要的因素，根据待处理的产品的特性和所需转化率选择该因素。
可以使用任何类型的包含加氢脱氢功能的负载型加氢转化催化剂。这种催化剂可以是包含选自第9和10族（以前称为第VIII族）的金属（例如镍和/或钴）的催化剂，通常与至少一种来自第6族（以前称为第VIB族）的金属（例如钼和/或钨）和其它助催化剂元素结合。该载体例如选自氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、氧化镁、粘土和这些矿物的至少两种的混合物。该载体还可以包括其它化合物。通常，使用氧化铝载体。
通过定期（即例如鼓风（in blasts）或准连续地）从反应器底部抽取废催化剂并将新鲜催化剂引入反应器顶部，废催化剂部分用新鲜的催化剂（即新的或再生的）替代。作为实例，有可能每天引入新鲜的催化剂。用新鲜催化剂替代废催化剂的速率可以例如为每立方米进料大约0.01千克至大约10千克。所述抽取和替代借助允许该加氢转化步骤连续运行的装置来进行。该单元通常包含再循环泵，通过连续再循环至少一部分从反应器顶部抽取的液体并将其再注入反应器底部以便将该催化剂维持为沸腾床。还有可能将反应器中抽取的废催化剂送至再生区，由此消除其含有的碳和硫，随后返回该再生催化剂。
沸腾床加氢转化的运行条件有利地如下：
压力：压力通常为5至35 MPa、优选为10至25 MPa、通常为大约18 MPa。
LHSV（液体时空速）：液体时空速通常为0.1至10 h-1、优选为0.15至5 h-1、通常为大约0.25 h-1。
该平均催化床温度（即催化床中温度测量值的算术平均值）通常为300℃至600℃、优选为350℃至510℃、通常为420℃。
H2/HC：氢气/进料比通常为200至1000 m3/m3、优选为300至800 m3/m3、高度优选为300至600 m3/m3。
深度沸腾床加氢转化指的是进入的料流的康拉逊残碳可以减少大约50%至95%，其氮含量减少大约30%至95%。
分馏：
在常压分馏中，通常将常压渣油的分馏点调节为300℃至400℃、优选340℃至380℃。抽出的馏分，如石脑油、煤油和瓦斯油分别送至汽油池、煤油池或瓦斯油池。至少一部分常压渣油送去减压分馏。
在减压分馏段（减压蒸馏塔）中，通常将减压渣油分馏点调节为450℃至600℃、优选500℃至550℃。将至少一部分抽取的馏分，如轻质减压馏分油（轻质减压瓦斯油，LVGO）或重质减压馏分油（重质减压瓦斯油，HVGO）送至下游单元如加氢裂化或催化裂化，一部分常压渣油（AR）可以送至脱沥青单元。
该轻质减压馏分油（LVGO）通过300℃至430℃、优选340℃至400℃的馏程来表征。该重质减压馏分油（HVGO）通过400℃至600℃、优选440℃至550℃的馏程来表征。
将减压渣油（VR）的至少一部分、优选全部送至该脱沥青单元。
溶剂脱沥青：
该操作可用于萃取大部分的沥青质并降低金属含量。在脱沥青过程中，后面的这些元素在称为沥青的流出物中变得富集，所述流出物在本文中称为残余沥青。
脱沥青的流出物，通常称为脱沥青油DAO，具有大大降低的沥青质与金属含量。
脱沥青步骤的目的之一在一方面是最大化脱沥青油的数量，另一方面是保持或甚至最小化沥青质含量。该沥青质含量通常根据不溶于庚烷的沥青质的量来确定，即使用2002年1月的NF-T 60-115标准中描述的方法测得。
根据本发明，脱沥青可用于获得含有最多10000重量ppm的沥青质、优选最多2000重量ppm的沥青质的脱沥青油（DAO）。
脱沥青步骤过程中使用的有机溶剂有利地为链烷烃溶剂、汽油馏分或含有链烷烃的凝析油（condensate）。
优选地，所用溶剂包含至少50重量%的含有3至7个碳原子、更优选3至6个碳原子、再更优选4或5个碳原子的烃化合物（烷烃）。
取决于所用溶剂，脱沥青油的产率和该油的品质可能变化。例如，当从含有3个碳原子的溶剂转到含有7个碳原子的溶剂时，油产率提高，但是相比之下，杂质（沥青质、金属、康拉逊残碳、硫、氮等等）的量也提高。
此外，对于给定溶剂，运行条件（特别是温度和注入的溶剂的量）的选择会影响脱沥青油的产率和该油的品质。本领域技术人员会选择优化的条件以获得低于3000 ppm的沥青质含量。
可以使用本领域技术人员已知的任何装置进行该脱沥青步骤。该步骤通常在混合沉降器中或在萃取塔中进行。优选地，该脱沥青步骤在萃取塔中进行。
根据一个优选实施方案，将包含烃进料和第一部分溶剂进料的混合物引入到萃取塔中，该溶剂进料部分与烃进料之间的体积比称为注入的溶剂与进料的比。该步骤的目的是适当地混合进入萃取塔的进料与溶剂。第二部分溶剂进料可以在萃取器底部引入滗析区域，第二部分溶剂进料与烃进料之间的体积比被称为注入萃取器底部的溶剂比。滗析区域中相关烃进料的体积通常是引入萃取塔的烃进料体积。各部分溶剂进料与烃进料之间的两种体积比之和被称为总溶剂比。滗析该沥青由使用纯溶剂在溶剂-油混合物中逆流洗涤沥青乳液构成。其受惠于提高溶剂比（事实上，溶剂-油环境被纯溶剂环境代替）和降低温度。
此外，根据一个优选实施方案，在塔的顶部与底部之间建立温度梯度以产生内部回流，这改善了油性介质与树脂之间的分离。事实上，在萃取器顶部的加热的溶剂与油的混合物意味着包含树脂的部分可以沉积，其落入萃取器内部。该混合物的上升逆流意味着包含最轻质的树脂的部分可以在较低温度下溶解。
通常以使得所有产品保持在液体状态的方式调节萃取器内部占优势的压力。
脱沥青单元（SDA）的运行条件有利地如下：
优选地，所用溶剂是有机C3、C4或C5溶剂，优选在本发明中为C4溶剂。在本发明的背景下高度优选的溶剂是丁烷。
该溶剂比通常按总体体积计（在萃取器顶部加入的一部分和在萃取器底部的一部分）为2.5/1至20/1、优选为5/1至15/1、更优选为5/1至10/1，通常为6/1。
压力通常为2至10 MPa、优选为3至6 MPa、高度优选为4至5 MPa、通常为4.5 MPa。
萃取器顶部温度通常为50℃至250℃，并且萃取器底部温度为30℃至220℃。
对于含有4个碳原子的溶剂（C4）：该萃取器顶部温度通常为70℃至150℃、优选为90℃至130℃、高度优选为120℃。该萃取器底部温度通常为40℃至120℃、优选为60℃至100℃。
对于含有5个碳原子的溶剂（C5）：该萃取器顶部温度通常为120℃至240℃、优选为150℃至210℃、高度优选为180℃。该萃取器底部温度通常为90℃至210℃、优选为120℃至180℃。
芳族化合物的萃取：
该芳族化合物萃取单元意在使用极性溶剂通过液/液萃取从获自脱沥青步骤的重质馏分中萃取芳族化合物和树脂。所用溶剂是已知优先萃取芳族化合物的溶剂。
重要的是强调，对重质馏分进行液/液萃取以防止萃取后溶剂回收过程中燃料基油产率的损失。要从重质馏分中萃取的产物优选具有高于溶剂沸点的沸点以避免萃取后从萃余液中分离溶剂过程中产率的损失。事实上，在分离溶剂与萃余液的过程中，沸点低于溶剂沸点的任何化合物将不可避免地与溶剂一起离开，并由此减少获得的萃余液的量（并由此减少燃料基油产率）。例如，在糠醛（沸点为162℃）作为萃取溶剂的情况下，C10-化合物（代表汽油/石脑油馏分的化合物）将损失。通过仅处理包含沸点高于萃取溶剂沸点的化合物的重质馏分，沸点高于萃取溶剂沸点的这些化合物（C10-化合物）不发生损失。此外，避免了溶剂被该C10-化合物污染，以及为了再循环该溶剂而对其进行处理的任何步骤。由此，溶剂回收更有效和经济。
可以使用的溶剂是糠醛、N-甲基-2-吡咯烷酮（NMP）、环丁砜、二甲基甲酰胺（DMF）、二甲亚砜（DMSO）、苯酚或这些溶剂的相同或不同比例的混合物。
在本发明的背景下，优选的溶剂是糠醛，其是与处理的流体（脱沥青油DAO）相比足够重质的产品。
可以有利地修改最初为石油管线构建的芳族化合物萃取单元以便用于本发明的方法。
该运行条件通常为0.5/1至3/1、优选1/1至2/1的溶剂/进料比，环境温度至150℃、优选50℃至150℃的温度分布。压力为大气压至2 MPa、优选0.1 MPa至1 MPa。
该液/液萃取通常可以在混合沉降器中或在以逆流方式运行的萃取塔中进行。优选地，该萃取在萃取塔中进行。
所选溶剂具有高到足以能够流化获自分馏的重质馏分而不会蒸发其的沸点，该重质馏分通常在200℃至300℃的温度下输送。
在该溶剂与重质馏分接触后，形成两个相：（i）萃取液，由未溶解在该溶剂中（并高度富集芳族化合物）的重质馏分部分构成，和（ii）萃余液，由溶剂和重质馏分的可溶部分构成。该溶剂通过蒸馏可溶部分来分离并在液/液萃取过程内部再循环；溶剂的管理是本领域技术人员已知的。
下游单元：
获自芳族化合物萃取的萃余液单独或与一种或多种选自直馏减压瓦斯油（直馏VGO）和获自减压分馏c）的出口的轻质（LVGO）与重质减压馏分油（HVGO）的其它进料一起送至加氢裂化和/或催化裂化单元。
加氢裂化
在本发明的上下文中，表述“加氢裂化”涵盖了包含至少一个使用至少一种催化剂在氢的存在下转化进料的步骤的裂化方法。
加氢裂化可以根据一次通过（once-through）配制来进行，其包含初始的剧烈的加氢精制步骤，该步骤旨在进行剧烈的进料的加氢脱氮和脱硫，随后本发明可以适当地将其整体送到加氢裂化催化剂上，特别是在后者包含沸石的情况下。
其还包括两步加氢裂化，其包括第一步骤，该第一步骤类似于“一次通过”法，目的在于进行进料的加氢精制，但是还意在获得其通常为大约30%至60%的转化率。在两步加氢裂化方法的第二步骤中，通常仅处理在第一步骤过程中未转化的进料的部分。
常规加氢精制催化剂通常含有至少一种非晶载体和至少一种加氢脱氢元素（通常为至少一种选自第VIB族和非贵金属的第VIII族的元素，通常为至少一种选自第VIB族的元素和至少一种选自非贵金属的第VIII族的元素）。
可以单独或作为混合物用于该加氢精制催化剂的基质的实例是氧化铝、卤化氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、粘土（例如选自天然粘土如高岭土或膨润土）、氧化镁、氧化钛、氧化硼、氧化锆、磷酸铝、磷酸钛、磷酸锆、炭黑和铝酸盐。优选使用含有氧化铝的基质，以本领域技术人员已知的任何形式，更优选氧化铝，例如γ氧化铝。
以最大化所需馏分的生产并同时确保加氢裂化单元的良好可操作性的方式调节该加氢裂化步骤的运行条件。用于该反应区域的运行条件通常为300℃至550℃、优选为350℃至500℃的平均催化床温度（WABT）。
压力通常为5至35 MPa、优选为6至25 MPa。液体空速（进料的流速/催化剂的体积）通常为0.1至10 h-1、优选为0.2至5 h-1。
以使得加氢裂化步骤入口处每m3烃的氢气m3数为单位的体积比为300至2000 m3/m3、通常为500至1800 m3/m3、优选为600至1500 m3/m3的方式引入一定量的氢气。
该反应区域通常包含至少一个反应器，所述反应器包含至少一个加氢裂化催化剂的固定床。加氢裂化催化剂的固定床可以任选在至少一个加氢精制（例如加氢脱硫、加氢脱氮）催化剂的固定床之后。用于该加氢裂化过程的加氢裂化催化剂通常为双功能类型，结合酸性功能与氢化功能。酸性功能可以通过具有大表面积（通常为150至800 m2/g）并具有表面酸度的载体来提供，如卤化氧化铝（尤其是氯化或氟化的）、氧化硼与氧化铝的组合、称为加氢裂化催化剂的非晶二氧化硅-氧化铝、和沸石。氢化功能可以通过一种或多种选自元素周期表的第VIII族的金属来提供，或通过至少一种选自元素周期表的第VIB族的金属和至少一种选自第VIII族的金属的结合来提供。
该加氢裂化催化剂还可以包含至少一种结晶酸性功能，如Y沸石，或非晶酸性功能如二氧化硅-氧化铝，至少一种基质和氢化脱氢功能。
任选地，其还可以包含至少一种选自硼、磷和硅的元素、至少一种选自第VIIA族的元素（例如氯、氟）、至少一种选自第VIIB族的元素（例如锰）、以及至少一种选自第VB族的元素（例如铌）。
流化床催化裂化
流化床催化裂化（FCC）是公知的方法，其自20世纪30年代以来得到了很大的发展（参见Avidan A., Shinnar R., “Development of catalytic cracking technology: Alesson in chemical reactor design”, Ind.Eng.Chem.Res, 29, 931-942, 1990）。该方法的特征在于反应区域，其中在沸石类型的催化剂上发生裂化反应，以及再生区域，其可以用于通过燃烧消除裂化反应过程中沉积在该催化剂上的焦炭。
炼油厂的催化裂化单元主要意在用于制造汽油的基油，即具有35℃至250℃的蒸馏范围的馏分。
由于该反应器的细长形状及其流动的上升流模式，通过在称为提升管（riser）的主反应器中裂化该进料来确保汽油生产。当主反应器中的流动向下时，其被称为“下行管（downer）”。
用于重质馏分的流化床催化裂化单元的常规进料通常由烃或烃类的混合物构成，其基本（即至少80%）包含沸点超过340℃的分子。该主要进料还含有有限量的金属（Ni+V），通常以小于50 ppm、优选小于20 ppm的浓度，以及通常高于11重量%、通常为11.5重量%至14.5重量%和优选为11.8重量%至14重量%的氢含量。
该进料的康拉逊残碳含量（缩写为CCR）（由ASTM标准D 482定义）提供了催化裂化过程中焦炭产生的评价。焦炭产量要求该单元的特殊尺寸设计以提供热平衡，这随着进料的康拉逊残碳而改变。
在本发明的背景下，用芳族化合物萃取单元中产生的至少一部分萃余液（单独或作为与其它进料的混合物）供应该流化床催化裂化单元。与用离开脱沥青单元的脱沥青烃馏分供应的单元相比，该催化裂化单元的催化性能（催化剂的消耗、转化率、焦炭形成）以及可升级产物的数量与品质得到了改善。因此，用于成品的加氢处理的下游单元的运行成本在接触量和/或循环时间方面降低。
通过将离开该催化裂化单元的全部或一部分重质残余馏分（FCC浆料）送至该芳族化合物萃取单元，贫芳族化合物的一部分残余馏分也可以再循环到该流化床催化裂化单元FCC的入口处。
当该催化裂化单元以上升流模式运行时，该运行条件如下：
提升管出口温度为520℃至600℃，
C/O比为6至14，并优选7至12，
停留时间为1至10秒，并优选2至6秒。
当该催化裂化单元以下降流模式运行时，该运行条件如下：
反应器出口温度为580℃至630℃，
C/O比为15至40，并优选20至30，
停留时间为0.1至1秒，并优选0.2至0.7秒，
C/O比是在该单元中移动的催化剂的质量流速对该单元入口处进料的质量流速的比。
停留时间定义为提升管体积（m3）除以进料的体积流速（m3/s）。
具体实施方式
实施例：
该实施例中所用的进料具有表1中详述的组成。其是“Urals”类型的减压渣油，由此是获自源于俄罗斯的原油的减压渣油。
表1：所用进料的组成（“Urals”类型减压渣油）
*含有沸点低于540℃的产物的馏分。
在该实施例中，该进料用于本发明的方法（图2），既没有在60中加氢裂化，也没有在70中催化裂化，由此在加氢裂化和/或催化裂化步骤入口处也并未添加通过直馏原油蒸馏获得的减压馏分油（SR VGO）91。
但是，根据另一种变型，获得的某些产物可以随后送至加氢裂化步骤，特别是获自萃取步骤的萃余液，单独或作为与获自本发明的方法的其它馏分的混合物。
该进料在含有用于沸腾床渣油加氢转化的市售催化剂（例如Criterion出售的TEX2740或TEX2910）的沸腾床H-OIL®反应器中处理。获自该反应器的液体产物通过常压蒸馏分馏成石脑油馏分（C5+ - 150℃）、瓦斯油馏分（150-370℃）和残余馏分370℃+。
残余馏分通过减压蒸馏分馏成送至燃料池的气体馏分、减压馏分油VGO（370℃–540℃）和减压残余馏分540℃+。
该残余减压馏分用萃取塔进行C4溶剂脱沥青。获得脱沥青油DAO和沥青（残余沥青）。
在芳族化合物萃取段中，该脱沥青油DAO用糠醛施以液/液萃取以提供萃余液与萃取液。一部分萃取液有利地用作用于深度加氢转化单元的稀释剂，一部分与沥青一起升级。
处理该渣油的H-OIL®转化单元、溶剂脱沥青单元（SDA）和液/液芳族化合物萃取单元的运行条件概括在表2中。
表2：单元的运行条件
在该SDA单元中使用的溶剂是含有60%的nC4和40%的iC4的丁烷混合物。
该脱沥青单元的DAO产率被推至75%以便最大化脱沥青油的升级。
在深度加氢转化单元中使用芳族稀释剂意味着其运行长度可以非常显著地改善，如可以在表3中看到的那样。
表3：源于萃取单元的芳族稀释剂对H-OIL®加氢转化单元的性能的影响
表3显示了以下事实，使用获自萃取单元的萃取液作为加氢转化单元的稀释剂意味着用于深度加氢转化的运行长度可以加倍。成品产量方面的相关收益略高于3%（4年运行为1.5个月）。
使用芳族稀释剂还意味着可以获得可升级成品的提高的产量，如可以从下表4中看到的那样。
表4：采用和不采用芳族稀释剂的加氢转化单元的进料和产物，对于60重量%的转化率
采用固定转化率，使用萃取液作为芳族稀释剂，该加氢转化单元产生追加的5%的可升级产物，即5%的石脑油、5%的瓦斯油和5%的减压瓦斯油VGO。
在表5中将萃取单元出口处的萃余液与萃取液的性质与脱沥青油DAO进行了比较。
表5：入口处脱沥青油（DAO）的性质，萃取单元出口处的萃余液与萃取液的性质
萃余液密度和萃余液的氮与硫含量低于脱沥青油DAO的那些。由此，该萃余液在例如固定床加氢处理单元或在加氢裂化单元中是不太难熔的待处理进料。

Claims (14)

1.用于重质烃进料的深度转化的方法，包括下列步骤：
a）在包含至少一个含有至少一种负载型加氢转化催化剂的三相反应器的加氢转化段中，在氢的存在下沸腾床加氢转化该进料，
b）在常压分馏段中常压分馏至少一部分获自步骤a）的加氢转化液体流出物以制造包含汽油馏分和瓦斯油馏分的馏分和常压渣油；
c）在减压分馏段中减压分馏至少一部分获自步骤b）的常压渣油以获得包含轻质减压馏分油（LVGO）和重质减压馏分油（HVGO）的减压瓦斯油馏分和未转化的减压渣油馏分，
d）在脱沥青段中借助有机溶剂在获得称为脱沥青油的贫沥青质的烃馏分与残余沥青的条件下将至少一部分获自步骤c）的未转化的减压渣油馏分脱沥青，
e）在借助极性溶剂萃取芳族化合物的段中在用于萃取芳族化合物的条件下对贫沥青质的烃馏分进行液/液萃取以制造富含芳族化合物与树脂的萃取液和贫芳族化合物与树脂的萃余液，至少一部分萃取液被送至加氢转化段的入口作为芳族稀释剂。
2.如权利要求1中所要求保护的方法，包括：
用于在包含至少一个加氢裂化催化剂的固定床的反应器中加氢裂化至少一部分获自萃取步骤e）的萃余液以制造汽油馏分、瓦斯油馏分（GO）、减压瓦斯油（VGO）和未转化的油馏分（UCO）的步骤f1），
和/或用于在流化床反应器中流化床催化裂化至少一部分获自萃取e）的萃余液以制造气态馏分、汽油馏分、瓦斯油馏分和称为浆料的重质残余馏分的步骤f2）。
3.如权利要求2中所要求保护的方法，其中将获自加氢裂化的未转化的油馏分和/或获自催化裂化的重质残余馏分送至芳族化合物萃取段。
4.如前述权利要求之一中所要求保护的方法，其中一部分萃取液作为与脱沥青步骤d）产生的残余沥青的混合物用作沥青稀释油以提供液体燃料或形成沥青组合物的一部分或供应至焦化单元。
5.如权利要求2至4之一中所要求保护的方法，其中由芳族化合物萃取单元产生的萃余液与一种或多种其它进料一起送至加氢裂化单元和/或催化裂化单元，所述其它进料选自直馏减压瓦斯油（直馏VGO）和获自减压分馏c）的出口的轻质（LVGO）与重质减压馏分油（HVGO）。
6.如前述权利要求之一中所要求保护的方法，其中将至少一部分轻质减压馏分油（LVGO）或重质减压馏分油（HVGO）送至芳族化合物萃取段。
7.如前述权利要求之一中所要求保护的方法，其中将一部分常压渣油直接送至脱沥青段。
8.如前述权利要求之一中所要求保护的方法，其中所述加氢转化步骤a）在5至35 MPa的绝对压力下在300℃至600℃的加权平均催化床温度下以0.1 h-1至10 h-1的时空速和以200至1000 m3/m3的氢气/进料H2/HC的比来运行。
9.如权利要求2至8之一中所要求保护的方法，其中所述加氢裂化步骤f1）在300℃至550℃的平均催化床温度、5至35 MPa的压力和0.1至10 h-1的液体空速下运行。
10.如权利要求2至9之一中所要求保护的方法，其中所述流化床催化裂化步骤f2）以上升流模式运行，反应器出口温度为520℃至600℃，C/O比为6至14，和停留时间为1至10秒，或者以下降流模式运行，反应器出口温度为580℃至630℃，C/O比为15至40，和停留时间为0.1至1秒。
11.如权利要求1至10之一中所要求保护的方法，其中所述脱沥青步骤在萃取塔中进行，所述溶剂包含至少50重量%的含有3至7个碳原子的烃化合物，萃取器塔顶温度为50℃至250℃，萃取器塔底温度为30℃至220℃，压力为2至10 MPa。
12.如权利要求11中所要求保护的方法，其中所述溶剂是丁烷。
13.如前述权利要求之一中所要求保护的方法，其中在环境温度至150℃的温度下和在大气压至2 MPa的压力下借助溶剂进行所述液/液萃取，所述溶剂选自糠醛、N-甲基-2-吡咯烷酮（NMP）、环丁砜、二甲基甲酰胺（DMF）、二甲亚砜（DMSO）、苯酚或这些溶剂的相同或不同比例的混合物，溶剂/进料比为0.5/1至3/1。
14.如前述权利要求之一中所要求保护的方法，其中所述进料选自例如通过油馏分的直馏蒸馏或通过原油的减压蒸馏获得的常压渣油或减压渣油类型的重质烃进料，馏分油类型进料，如减压瓦斯油或脱沥青油，通过渣油的溶剂脱沥青获得的沥青质，悬浮在烃馏分如获自例如原油的减压蒸馏的瓦斯油中的煤，或实际上获自煤液化的馏出物，单独或以混合物形式。
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