CN110072976A - 热解焦油的提质 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种将焦油，典型地来自于烃精炼工艺的那些焦油，提质为适合于其他用途的产品，例如与其他烃共混以提供低硫燃料油或排放受控区可接受燃料的方法。本发明还公开了由该方法获得的低硫烃产物。

Description

热解焦油的提质

优先权的要求

本申请要求2016年12月16日提交的美国专利申请序列号62/435,238的优先权和权益，通过参考将其全文引入。

相关申请

本申请涉及下述申请：2017年12月1日提交的美国专利申请No._________(档案号2016EM303/2)；2017年6月27日提交的美国专利申请序列号62/525,345；2017年12月1日提交的PCT专利申请No.___________(档案号2017EM194PCT)；2017年9月21日提交的美国专利申请序列号62/561,478；2017年12月1日提交的PCT专利申请No.___________(档案号2017EM257PCT)；2017年12月1日提交的PCT专利申请No.___________(档案号2017EM345PCT)；2017年10月13日提交的美国专利申请序列号62/571,829；2017年12月1日提交的PCT专利申请No.___________(档案号2017EM321PCT)，通过参考将其全文引入。

发明领域

本发明的公开内容涉及将焦油提质为适合于在燃料内共混的产品的方法，以提供例如低硫燃料油或排放受控区燃料(Emission Controlled Area fuel)。本发明的公开内容还涉及可用于实施该方法的装置；涉及这种方法的产品，其中包括含加工过的焦油和/或提质过的焦油的产品；和涉及含这种产品的共混物。

背景技术

蒸汽裂化焦油(SCT)的处置是蒸汽裂化操作的长期挑战。可预期典型的蒸汽裂化工艺生成几重量百分比到20wt％的焦油。数十年的研究工作探索了将焦油提质为更加有价值的处置物(dispositions)并降低焦油产率的各种选项。例如，焦油可转化成合成气。作为锅炉燃料的SCT是另一种相对高价值的处置物，但对锅炉燃料的需求有限，和因此仅仅小量焦油可以按照这一方式加工。还考虑过电力/发电。由SCT焦油生成的电量远远超过裂化器的电力需求，从而使得需要将电销售到高度管制的市场。也已经提出SCT作为炭黑原料(CBFS)，但再次担心CBFS经济学是否可支持使用商业量的焦油(例如大于约550,000吨每年)。此外，CBFS具有约1wt％的低硫规格。由于SCT含有显著量的蒸汽裂化器进料的硫，因此苛刻的CBFS硫规格导致对蒸汽裂化器原料选择的非所需的限制。

也已经考虑过将焦油直接共混到燃料油中。遗憾的是，SCT-燃料油的相容性问题典型地导致SCT沥青质在共混物中的沉淀。尽管焦油可以共混到高硫燃料油(“HSFO”)池中，但典型地需要大于或等于40％软制剂量的大量较高价值的软制剂(flux)，例如瓦斯油，来充分地降低SCT粘度以供HSFO共混。

因此，对寻找更具吸引力和理想地更加广义地可应用的SCT处置物，例如牵涉SCT加氢处理的那些存在强烈的商业驱动。例如，在250℃至380℃的典型温度范围内尝试了SCT加氢转化。采用SCT的常规加氢转化工艺遇到了因催化剂结垢导致的催化剂严重失活。结果，仍然需要加氢转化SCT以及其他焦油的改进方法。

发明概述

本发明的公开内容提供将焦油，例如SCT提质为较高价值、较低粘度和/或较低硫产品的方法。所公开的方法的产品对于共混以提供燃料，例如低硫燃料油(“LSFO”)或作为在排放受控区的燃料可接受的产品来说是相容的。

所公开的方法通过包括下述的步骤提供低硫液体烃产物：

i)热浸泡焦油物流，获得包含反应性降低的焦油的第一工艺物流；

ii)共混第一工艺物流与效应流体，降低第一工艺物流的粘度并获得包含反应性降低的较低粘度焦油的第二工艺物流；

iii)从第二工艺物流中去除固体，提供含反应性降低的较低粘度焦油的第三工艺物流，其基本上不含尺寸大于25μm的固体；

iv)预处理第三工艺物流，进一步降低焦油的反应性，并获得溴值(BN)低于12BN的第四工艺焦油物流；

v)(例如通过氢化和/或脱硫)加工第四工艺物流并回收全部液体产品(TLP)；

vi)(例如通过蒸馏)从TLP中分离第一产物和第二产物(例如，重质渣油馏分)，其中第二产物的密度大于第一产物；和

vii)(例如通过脱硫)，加工第二产物，获得硫含量≤0.5wt％的低硫产物，基于第二产物的重量。

在这种方法中，一部分的第一产物可被循环，以提供至少一部分(它可以是最多100％)在步骤ii)中使用的效应流体。在这种方法中，第一产物可以是TLP蒸馏产物的中间馏分部分，该中间馏分部分的常压沸程为177℃至454℃(350°F至850°F)。

所公开的方法可以进一步包括共混低硫产物与精炼厂物流或符合ECA的物流。

附图简述

图1示出了本文公开的焦油处置方法的例举工艺流程。

图2示出了本文公开的焦油加工方法的更加详细示意图。

图3示出了备选的冷焦油-循环布置，它可用于热浸泡焦油进料，其中可处理通过两种不同上游方法生产的焦油。

图4示出了焦油固体的典型粒度分布。

图5示出了从代表性热浸泡焦油样品的离心的流出物内的粒度分布。

图6示出了横跨反应器的压降，所述反应器使用未浸泡的焦油作为进料。线1，2和3是来自三个代表性轮次的数据。

图7示出了在140天的时间段内横跨反应器的压降(dP)。该反应器的进料包括60wt％热浸泡的焦油和40wt％中间馏分的部分。该附图还示出了在这一时间段期间在保护反应器的进料内BN的变化。

图8示出了可在该方法中使用的保护反应器的构造。

图9示出了可在该方法中使用的保护反应器的另一构造。

图10示出了预处理器的有效性对第一段反应器的压降(dP)的影响。

图11(上部的图)示出了位于预处理器下游的加氢处理的第一段中焦油-流体混合物反应性的变化(实心三角形)和TLP反应性的变化(实心菱形)。下部的图示出了横跨反应器的第一和第二催化剂床的压降对TLP反应性的敏感度，其中第一床位于砂床SB2内和第二床位于砂床SB3内。

图12比较了由三种代表性分离得到的中间馏分部分的蒸馏曲线：1-真空蒸馏，2-商业分馏，3-平衡闪蒸分离器。

详细说明

热解焦油的密度和硫常常较高。硫含量典型地从小于1wt％变化至5wt％。密度典型地从1.14g/cm³变化至1.18g/cm³。目前处置焦油的一种方式是作为生产HSFO的共混原料，所述HSFO具有≤3.5wt％的硫规格，和≤0.991g/ml的密度规格。由于监管的变化，HSFO的消费者可能需要替代地使用硫规格≤0.5wt％的LSFO。结果，需要通过降低硫和密度(并改进与焦油有关的许多其他性能，例如相容性，十六烷值等)来提质焦油。

定义

术语“热解焦油”是指(a)具有一种或多种芳族组分的烃类混合物和任选地(b)非芳族和/或非烃分子，该混合物来自于烃热解，且至少70％的该混合物的常压沸点≥约550°F(290℃)。某些热解焦油的起始沸点≥200℃。对于某些热解焦油来说，≥90.0wt％的热解焦油的常压沸点≥550°F(290℃)。热解焦油可包括基于热解焦油的重量，例如≥50.0wt％，例如≥75.0wt％，例如≥90.0wt％的烃分子(包括它们的混合物和它们的聚集物)，所述烃分子具有(i)一种或多种芳族组分和(ii)≥约15的碳原子数。热解焦油通常具有≤1.0×10³ppmw的金属含量，基于热解焦油的重量，该金属含量远小于相同平均粘度的原油(或原油组分)中发现的含量。“SCT”是指由蒸汽裂化获得的热解焦油。

“烯烃含量”是指含有烃分子的一部分焦油，该烃分子具有烯属不饱和度(非芳族不饱和度的至少一个不饱和碳)，其中该烃还可能具有或可能不具有芳族不饱和度。例如，乙烯基烃例如苯乙烯(若存在于热解焦油内的话)包括在烯烃含量内。已发现，热解焦油的反应性与热解焦油的烯烃含量强烈相关。

通常，在规定的效应流体，例如作为焦油和规定的效应流体的混合物(“焦油-流体”混合物)存在下将焦油进行加氢处理。尽管典型的是测定焦油-流体混合物的反应性(“R_M”)，该混合物包括反应性R_C的热处理的热解焦油组合物，但测定热解焦油本身的反应性(R_T和/或R_M)是在本发明的范围内。效应流体的反应性R_U通常比热解焦油的反应性低得多。因此，使用关系式R_M～[R_C*(焦油的重量)+R_U*(效应流体的重量)]/(焦油的重量+效应流体的重量)，热解焦油组合物的R_C可以来自于含热解焦油组合物的焦油-流体混合物的R_M，和反之亦然。例如，若效应流体的R_U为3BN，且效应流体占焦油-流体混合物重量的40％，和若R_C(纯热解焦油组合物的反应性)为18BN，则R_M为约12BN。

“重质焦油”(TH)是指烃热解的产物，该产物的常压沸点≥565℃并基于该产物的重量含有≥5.0wt％具有多个芳族核的分子。该TH在25℃下典型地是固体和通常包括在25℃下不溶于5:1(体积:体积)比的正戊烷:SCT的SCT馏分。该TH通常包括沥青质和其他高分子量的分子。

不溶物含量(“IC”)是指在25体积％庚烷和75体积％甲苯的混合物中不溶的含烃组合物中的组分以wt％计的数量。含烃组合物可以是含沥青质的组合物，例如以下的一种或多种：热解焦油；热处理的热解焦油；加氢处理的热解焦油；以及包括第一含烃组分和第二组分的混合物，该第二组分包含热解焦油、热处理的热解焦油和加氢处理的热解焦油中的一种或多种。

如下所述测定IC：首先，例如使用常规方法，估计组合物的沥青质含量。接下来，通过添加试验部分的庚烷-甲苯混合物到含有重量为W₁的试验部分的热解焦油的烧瓶中，生产混合物。在25℃和1巴(绝对)压力的环境条件下，将试验部分的庚烷-甲苯混合物加入到试验部分的庚烷-甲苯混合物中。下表表示试验部分的用量(W₁，单位g)，庚烷-甲苯混合物量(单位mL)，和烧瓶体积(单位mL)作为组合物估计的沥青质含量的函数。

表1试验部分的大小，烧瓶和庚烷体积

在维持环境条件的同时，用盖子盖住烧瓶并在烧瓶中混合庚烷-甲苯混合物与所指量的组合物，直到基本上所有组分溶解，然后允许盖住的烧瓶的内容物静置至少12小时。接下来，通过位于布氏漏斗内孔度为2μm和重量为W₂的滤纸，倾析烧瓶的静置内容物。接下来，用新鲜庚烷-甲苯混合物(25:75体积:体积)洗涤滤纸，并允许滤纸干燥。接下来，将干燥的滤纸置于烘箱内，经10分钟至30分钟范围的时间段，允许滤纸实现60℃的温度，并允许滤纸冷却。在冷却之后，记录冷却滤纸的重量W₃。由等式IC＝(W₃-W₂)/W₁确定IC。特别需要燃料油，和甚至更加特别地运输燃料油，例如海洋燃料油，具有≤6wt％，例如≤5wt％，例如≤4wt％，或≤3wt％，或≤2wt％，或≤1wt％的IC。

工艺概述

图1示出了本发明方法某些方面的概述。将待加工的焦油物流A进行热处理以在运输到离心机B期间降低反应性。效应流体J(它可充当至少一部分焦油烃化合物的溶剂)可以添加到焦油物流中，以降低粘度。可从该工艺中回收效应流体以供所示的循环。可在运输管线内包括过滤器(未示出)，以去除相对大的不溶物，例如相对大的固体。将热处理的焦油物流离心，去除大于25μm的不溶物(例如固体)。在本发明的示意图中，通过接触预处理岐管C将“清澈的”液体产物焦油物流进料到保护反应器中，所述预处理岐管将焦油物流在在线保护反应器D1和可保持离线，例如用于维护的保护反应器D2之间导引。在温和的加氢处理条件下，操作保护反应器，进一步降低焦油的反应性。来自保护反应器的流出物流经出口岐管E到预处理的加氢处理反应器F中以供在稍微苛刻的条件下和采用更大活性的催化剂进一步加氢处理。来自预处理的加氢处理反应器的流出物流动到主要的加氢处理反应器G中以供在仍然更加苛刻的条件下进一步加氢处理，获得全部液体产物(“TLP”)，所述TLP具有共混品质，但典型地保持稍微高的硫。回收设施H包括至少一步分离，例如分馏以供从TLP中分离(i)适合于燃料使用的轻质物流K，(ii)含TLP中重质组分的底部馏分I，和(iii)中间馏分。至少一部分中间馏分可以借助管线J作为效应流体，循环到焦油进料中。底部馏分I进料到第二段加氢处理反应器L中用于提供脱硫的额外的加氢处理步骤。来自第二段加氢处理反应器的流出物物流M具有低的硫含量，且适合于共混到符合ECA的燃料中。

热解焦油

现更加详细地描述代表性焦油，例如热解焦油。本发明不限于使用这些热解焦油，且这些说明并不意味着在本发明的较宽范围内排除使用其他热解焦油，例如衍生于煤热解和/或生物材料(例如生物质)热解的焦油。

热解焦油是烃热解，例如蒸汽裂化的产物或副产物。来自热解的流出物典型地是含未反应进料，在热解期间由该进料生产的不饱和烃，以及热解焦油的混合物形式。热解焦油典型地包括≥90wt％常压沸点≥290℃的热解流出物分子。除了烃以外，待热解的进料任选地进一步包括稀释剂，例如氮气，水中的一种或多种等。

蒸汽裂化(它生产SCT)是使用稀释剂的一种热解形式，所述稀释剂包括明显量的蒸汽。现更加详细地描述蒸汽裂化。本发明不限于使用通过蒸汽裂化生产的热解焦油，和这一说明并不意味着在本发明的较宽范围内排除使用通过其他热解方法形成的热解焦油。

蒸汽裂化

蒸汽裂化装置典型地包括生产蒸汽裂化流出物的炉设施和从蒸汽裂化流出物中去除多种产物和副产物，例如轻质烯烃和热解焦油的回收设施。炉设施通常包括多个蒸汽裂化炉。蒸汽裂化炉典型地包括两个主要部分：对流部分和辐射部分，辐射部分典型地含有火焰加热器。来自火焰加热器的烟道气转化离开辐射部分到达对流部分。烟道气流经对流部分，然后被导引开，例如到达一个或多个处理段以供去除燃烧副产物例如NO_x。将烃引入到位于对流部分的管状盘管(对流盘管)内。还将蒸汽引入到盘管内，在此它与烃结合，生产蒸汽裂化进料。通过烟道气间接加热和通过蒸汽直接加热的组合导致汽化至少一部分蒸汽裂化进料中的烃组分。含有汽化的烃组分的蒸汽裂化进料然后从对流盘管转移到位于辐射部分的管状辐射管中。在辐射管内间接加热蒸汽裂化进料导致至少一部分蒸汽裂化进料中的烃组分裂化。在辐射部分中的蒸汽裂化条件可包括例如下述中的一个或多个：(i)760℃至880℃的温度范围，(ii)1.0至5.0巴(绝对)的压力范围，或(iii)0.10至2.0秒的裂化停留时间范围。

蒸汽裂化流出物从辐射部分中导引出来并典型地用水或骤冷油骤冷。将骤冷的蒸汽裂化流出物(“骤冷的流出物”)从炉设施中导引离开到达回收设施以供分离并回收蒸汽裂化进料中的反应和未反应的组分。回收设施典型地包括至少一个分离段，例如以供从骤冷的流出物中分离以下的一种或多种：轻质烯烃，蒸汽裂化器石脑油，蒸汽裂化器瓦斯油，SCT，水，轻质饱和烃，分子氢气等。

蒸汽裂化进料典型地包括烃和蒸汽，例如≥10.0wt％烃，基于蒸汽裂化进料的重量，例如≥25.0wt％，≥50.0wt％，例如≥65wt％。尽管烃可包括一种或多种轻质烃，例如甲烷，乙烷，丙烷，丁烷等，但尤其有利的是可包括显著量的较高分子量的烃。尽管进行这一步骤典型地降低进料成本，但蒸汽裂化这一进料典型地增加蒸汽裂化流出物中的SCT量。一种合适的蒸汽裂化进料包括≥1.0wt％，例如≥10wt％，例如≥25.0wt％，或≥50.0wt％(基于蒸汽裂化进料的重量)在环境温度和大气压下在液相和/或固相内的烃化合物。

蒸汽裂化进料中的烃部分典型地包括≥10.0wt％，例如≥50.0wt％，例如≥90.0wt％(基于烃的重量)以下的一种或多种：石脑油，瓦斯油，真空瓦斯油，蜡状残渣，常压残渣，残留混合物，或原油；其中包括含≥约0.1wt％沥青质的那些。当烃包括原油和/或其中的一种或多种馏分时，将原油在蒸汽裂化进料内包括之前任选地脱盐。可通过从原油中分离常压管式炉(“APS”)渣油(bottoms)，接着真空管式炉(“VPS”)处理APS渣油，生产原油馏分。可在辐射部分的上游使用一个或多个蒸汽-液体分离器，例如以供分离原油或原油组分内的任何非挥发物的一部分并将其导引开。在某些方面中，通过在对流部分内预热原油或者其中的一部分(和任选地通过添加稀释蒸汽)，分离含非挥发物的渣油蒸汽，然后导引大部分蒸汽塔顶物流作为到达辐射部分的进料，将这一分离段与蒸汽裂化器集成。

合适的原油包括例如高硫的原始原油，例如富含多环芳烃的那些。例如，蒸汽裂化进料中的烃可包括≥90.0wt％的一种或多种原油和/或一种或多种原油馏分，例如由常压APS和/或VPS获得的那些；蜡状残渣；常压残渣；被原油污染的石脑油；各种残留混合物；和SCT。

典型地在一个或多个分离段中，从骤冷的流出物中去除SCT例如作为来自一个或多个焦油转鼓的渣油物流。这种渣油物流典型地包括≥90.0wt％的SCT，基于渣油物流的重量。SCT可具有例如≥约550°F(290℃)的沸程，且可包括碳原子数≥约15的分子及其混合物。典型地，骤冷的流出物包括≥1.0wt％的C₂不饱和物和≥0.1wt％的TH，其中该重量百分比基于热解流出物的重量。对于骤冷的流出物来说，同样典型的是包括≥0.5wt％的TH，例如≥1.0wt％的TH。

现更加详细地描述代表性SCT。本发明不限于使用这些SCT，和这些说明并不意味着在本发明的较宽范围内排除其他热解焦油。

蒸汽裂化器焦油

常规的分离设备可用于从骤冷的蒸汽裂化流出物中分离SCT和其他产物与副产物，例如一个或多个闪蒸鼓，分离鼓，分馏器，水-骤冷塔，间接冷凝器等。合适的分离段例如描述于美国专利No.8,083,931中。可从骤冷的流出物本身中和/或从一种或多种物流(其已经从骤冷的流出物中分离)中获得SCT。例如，可从蒸汽裂化器的主分馏器的蒸汽裂化器瓦斯油物流和/或渣油物流中，从闪蒸鼓渣油(例如，位于热解炉下游和主分馏器上游的一个或多个焦油分离鼓的渣油)中，或其组合中获得SCT。某些SCT是主分馏器渣油和焦油分离鼓渣油的混合物。

来自一个或多个这些来源的典型的SCT物流通常含有≥90.0wt％的SCT，基于该物流的重量，例如≥95.0wt％，例如≥99.0wt％。大于90wt％的SCT物流重量的其余部分(例如非SCT的那部分物流，如果有的话)典型地为粒状物。SCT典型地包括≥50.0wt％，例如≥75.0wt％，例如≥90.0wt％骤冷流出物的TH，基于骤冷流出物中TH的总重量。

TH典型地为含氢与碳且在至少一个尺寸上的平均尺寸范围为10.0nm至300.0nm且平均碳原子数≥50的聚集物形式。通常TH包括≥50.0wt％，例如≥80.0wt％，例如≥90.0wt％的C:H原子比范围为1.0至1.8，分子量范围为250至5000和熔点范围为100℃至700℃的聚集物。

代表性SCT典型地具有(i)范围为5.0wt％至40.0wt％的TH含量，基于SCT的重量，(ii)API比重(在15.8℃的温度下测量)≤8.5°API，例如≤8.0°API，或≤7.5°API；和(iii)50℃的粘度范围为200cSt至1.0×10⁷cSt，例如1×10³cSt至1.0×10⁷cSt，这通过A.S.T.M.D445测定。SCT可具有例如>0.5wt％，或>1wt％，或更大，例如范围为0.5wt％至7.0wt％的硫含量，基于SCT的重量。在其中蒸汽裂化进料不含显著量硫的方面中，SCT可包括≤0.5wt％硫，例如≤0.1wt％，例如≤0.05wt％硫，基于SCT的重量。

SCT可具有，例如(i)范围为5.0wt％至40.0wt％的TH含量，基于SCT的重量，(ii)15℃下范围为1.01g/cm³至1.19g/cm³，例如范围为1.07g/cm³至1.18g/cm³的密度；和(iii)50℃粘度≥200cSt，例如≥600cSt，或范围为200cSt至1.0×10⁷cSt。对于15℃密度≥1.10g/cm³，例如≥1.12g/cm³，≥1.14g/cm³，≥1.16g/cm³，或≥1.17g/cm³的SCT来说，特定的加氢处理是尤其有利的。任选地，SCT具有≥1.0×10⁴cSt，例如≥1.0×10⁵cSt，或≥1.0×10⁶cSt，或甚至≥1.0×10⁷cSt的50℃运动粘度。典型地，SCT具有>80的I_N且>70wt％的热解焦油分子具有≥290℃的常压沸点。典型地，SCT具有≥0.5wt％，例如≥1wt％，例如≥2wt％，或≥4wt％，或≥5wt％，或≥10wt％的不溶物含量(“IC_T”)。

任选地，SCT具有≥290℃的标准沸点，在15℃下的粘度≥1×10⁴cSt，和密度≥1.1g/cm³。SCT可以是包括第一SCT和一种或多种额外热解焦油的混合物，例如第一SCT和一种或多种额外SCT的结合物。当SCT是混合物时，典型的是至少70wt％的混合物的标准沸点为至少290℃，且包括烯属烃，所述烯属烃有助于在加氢处理条件下焦油的反应性。当混合物包括第一和第二热解焦油(它们中的一种或多种任选地为SCT)时，≥90wt％的第二热解焦油任选地具有≥290℃的标准沸点。

已发现，在加氢处理焦油-流体混合物期间出现反应器结垢的增加，所述焦油-流体混合物包括具有过量烯属烃的SCT。为了减少反应器的结垢量，有益的是，在焦油-流体混合物内的SCT具有≤10.0wt％的烯烃含量(基于SCT的重量)，例如≤5.0wt％，例如≤2.0wt％。更特别地，已经观察到当在焦油-流体混合物内的SCT具有(i)≤5.0wt％(基于SCT的重量)，例如≤3wt％，例如≤2.0wt％的乙烯基芳烃含量，和/或(ii)掺入≤5.0wt％(基于SCT的重量)，例如≤3wt％，例如≤2.0wt％的乙烯基芳烃的聚集物含量时，在加氢处理期间出现较少的反应器结垢。还观察到当例如使用过滤和/或离心，对热处理的焦油(例如热浸泡的SCT)进行特定的不溶物-去除处理时，出现保护反应器和/或预处理器较少的结垢。在保护反应器和预处理器内降低的结垢是有利的，因为它导致较长的保护反应器和预处理器运行长度，例如运行长度与反应器G和L的那些相当(图1)。这减少对额外的保护反应器和预处理器反应器的需求，否则将需要所述额外的保护反应器和预处理器反应器例如替代被带离线以供再生的预处理器反应器，同时反应器G和L继续操作。参见例如保护反应器704B，它可达到在线，同时例如通过用分子氢汽提，使保护反应器704A经历再生。

效应流体

合适的效应流体典型地包括多环化合物的混合物。该环可以是芳族或非芳族的，且可含有各种取代基和/或杂原子。例如，效应流体可含有用量为≥40.0wt％，≥45.0wt％，≥50.0wt％，≥55.0wt％，或≥60.0wt％的环化合物，基于效应流体的重量。在某些方面中，例如通过一个或多个分离，从加氢处理器流出物中获得至少一部分效应流体。这可如美国专利No.9,090,836中所公开的进行，本文通过参考将其全文引入。

典型地，效应流体包括芳烃，例如≥25.0wt％，例如≥40.0wt％，或≥50.0wt％，或≥55.0wt％，或≥60.0wt％芳烃，基于效应流体的重量。芳烃可包括例如一个，两个和三个环的芳烃化合物。例如，效应流体可包括≥15wt％的2-环和/或3-环芳烃，基于效应流体的重量，例如≥20wt％，或≥25.0wt％，或≥40.0wt％，或≥50.0wt％，或≥55.0wt％，或≥60.0wt％。使用含芳烃化合物(其具有2-环和/或3-环)的效应流体是有利的，因为含有这些化合物的效应流体典型地显示出明显的S_BN。合适的效应流体典型地具有显著的溶剂化力，例如通过S_BN≥100，例如≥120表示，但本发明并不限于使用它。这种效应流体典型地含有主要量的2-4环芳烃，且其中的一些被部分氢化。

效应流体典型地具有≥60℃的A.S.T.M.D86 10％蒸馏点和≤425℃，例如≤400℃的90％蒸馏点。在某些方面中，效应流体具有≥130℃(266°F)的起始沸点和≤566℃(1050°F)的最终沸点的真实沸点分布。在其他方面中，效应流体具有≥150℃(300°F)的起始沸点和≤430℃(806°F)的最终沸点的真实沸点分布。在仍然其他方面中，效应流体具有≥177℃(350°F)的起始沸点和≤425℃(797°F)的最终沸点的真实沸点分布。可例如通过常规方法，例如A.S.T.M.D7500方法，测定真实沸点分布(常压下的分布)。当最终沸点大于标准中规定的最终沸点时，可通过外推而确定真实沸点分布。特定形式的效应流体具有≥130℃的起始沸点和≤566℃的最终沸点的真实沸点分布；和/或包括≥15wt％的2环和/或3环芳族化合物。

通过结合热解焦油，例如SCT与足量的效应流体生产焦油-流体混合物，使得该焦油-流体混合物的粘度足够低以供传输焦油-流体混合物到加氢处理，例如焦油-流体混合物的50℃运动粘度≤500cSt。实现这一粘度的在焦油-流体混合物中的效应流体和热解焦油的用量通常是范围为约20.0wt％至约95.0wt％的热解焦油和约5.0wt％至约80.0wt％的效应流体，基于焦油-流体混合物的总重量。例如，在焦油-流体混合物内效应流体和热解焦油的相对量范围可以是(i)约20.0wt％至约90.0wt％的热解焦油和约10.0wt％至约80.0wt％的效应流体，或(ii)约40.0wt％至约90.0wt％的热解焦油和约10.0wt％至约60.0wt％的效应流体。效应流体:热解焦油的重量比典型地≥0.01，例如范围为0.05至4.0，例如范围为0.1至3.0，或0.3至1.1。在某些方面中，特别地当热解焦油包括代表性SCT时，焦油-流体混合物可包括50wt％至70wt％的热解焦油，其中焦油-流体混合物其余部分的≥90wt％包括特定的效应流体，例如≥95wt％，例如≥99wt。尽管可在加氢处理段内结合效应流体与热解焦油以生产焦油-流体混合物，但典型的是在加氢处理的上游，例如通过添加效应流体到热解焦油中，来结合热解焦油和效应流体。

典型地，在降低焦油反应性的热浸泡工艺步骤期间，结合效应流体与待加工的焦油。(参见例如图2和3，线56(“任选的软制剂”入口))。在一些实施方案中，在热浸泡工艺步骤应用到焦油上之后和在工艺物流进料到固体去除步骤中之前，将效应流体加入到焦油中。(在附图中未显示出这一布置)。

典型地，结合焦油与效应流体，生产焦油-流体混合物。混合含烃的组合物可导致某些固体，例如沥青质从混合物中沉淀。一旦混合，则产生这种沉淀的烃组合物据说是“不相容的”。可通过仅仅混合组合物，使得混合物中所有组分的“溶解度共混值”S_BN大于混合物中所有组分的“不溶度值”I_N，从而避免生成不相容的混合物。在美国专利No.5,997,723中描述了测定S_BN和I_N并因此鉴定烃组合物的相容混合物，本文通过参考将其全文引入。

在某些方面中，该方法包括在保护反应器中(例如通过温和的加氢处理)处理焦油-流体混合物，然后在预处理加氢处理条件下进行预处理，其中到达预处理器的进料包括至少一部分的保护反应器的流出物，例如主要量的保护反应器的流出物，例如基本上所有的保护反应器的流出物。这些方面典型地特征在于下述中的一个或多个：(i)效应流体的S_BN≥100，例如S_BN≥110；(ii)热解焦油的I_N≥70，例如≥80；和(iii)位于在组合物中>70wt％的热解焦油的常压沸点≥290℃，例如≥80wt％，或≥90wt％。焦油-流体混合物可具有例如S_BN≥110，例如≥120，或≥130。已发现当焦油进料的I_N>110时，反应器的堵塞有益地减少，尤其在保护反应器和/或预处理器中，条件是在与效应流体结合之后，进料的S_BN≥150，≥155，或≥160。热解焦油可具有相对大的I_N，例如I_N>80，特别地>100，或>110，条件是效应流体具有相对大的S_BN，例如≥100，≥120，或≥140。

现在参考图1-3，更加详细地描述焦油提质工艺的工艺流程图。

焦油提质方法包括加氢处理步骤，典型地使得在与加氢处理的较早步骤相比类似或更加苛刻的条件下进行加氢处理的以后步骤。因此，在“预处理的加氢处理条件下”的至少一段加氢处理将降低焦油或焦油-效应流体混合物的反应性。在居中的加氢处理条件下进行的加氢处理段之前，进行预处理的加氢处理。居中的加氢处理典型地进行主要部分的氢化和一些脱硫反应。预处理的加氢处理条件不如“居中的加氢处理条件”苛刻。例如，与居中的加氢处理条件相比，预处理的加氢处理条件利用下述中的一个或多个：较低的加氢处理温度，较低的加氢处理压力，较大的进料(焦油+效应流体)WHSV，较大的热解焦油WHSV，和较小的分子氢消耗速率。在针对预处理的加氢处理条件所规定的该参数范围(T，P，WHSV等)内，可选择特定的加氢处理条件，以实现所需的566℃+转化率，典型地在0.5wt％至5wt％的范围内基本上持续至少10天。

任选地，该方法包括至少一个再处理加氢处理段，特别地进一步减少居中的加氢处理焦油中的硫含量。在居中的加氢处理条件下的至少一个加氢处理段之后，在“再处理加氢处理条件下”进行再处理加氢处理。典型地，在很少或者没有效应流体的情况下进行再处理加氢处理。再处理加氢处理条件典型地比居中的加氢处理条件苛刻。

当对于加氢处理区的特定催化加氢处理条件，例如预处理，居中，和再处理加氢处理条件指示温度时，这表示加氢处理区中催化剂床的平均温度(床的入口和出口温度之间差值的一半)。当加氢处理反应器含大于一个加氢处理区(例如图2中所示)时，加氢处理温度是加氢处理反应器内的平均温度，例如(在最上游催化剂床的入口温度和最下游催化剂床的出口温度之间温差的一半)。

典型地调节在每一加氢处理段内的总压力，以维持热解焦油、热解焦油组合物，预处理的焦油、加氢处理的焦油和再处理的焦油从一个加氢处理段流动到下一个的流动，例如在很少或需要中间段泵送的情况下。尽管在本发明范围内的是，任何加氢处理段在比其他段明显大的压力下操作，例如以增加任何热裂化分子的氢化，但这不是要求的。可使用从一个段到另一段的总压力序列实施本发明，所述序列足以(i)实现所需量的焦油加氢处理，(ii)克服横跨各段的任何压降，和(iii)维持焦油在该工艺内从一段流动到另一段，并离开该工艺。

A：热处理以降低焦油反应性到<28BN

在热解焦油加氢处理期间焦炭前体的形成导致加氢处理反应器结垢的增加。已经观察到焦炭前体的形成主要来自于两个反应：热裂化分子的未充分氢化和在热解焦油内高度反应性分子的聚合。尽管可通过增加反应器压力解决未充分的氢化，但高度反应性分子的聚合不仅取决于压力，而且主要取决于其他条件，例如温度和重时空速度(“WHSV”)。因此，本发明的某些方面涉及通过(i)热处理焦油，其产生具有较小反应性的焦油组合物，(ii)在效应流体的存在下将热处理过的焦油进行加氢处理以形成预处理器流出物，和(iii)将预处理器流出物进行加氢处理以生产加氢处理的焦油，从而在较少的反应器结垢情况下实施热解焦油的加氢处理。

已发现反应性，例如热解焦油的反应性R_T，热解焦油组合物的反应性R_C，和焦油-流体混合物的反应性R_M与焦油的烯烃含量，特别地苯乙烯类烃和二烯烃的含量非常正相关。尽管不希望束缚于任何特定理论，但认为热解焦油中的烯烃化合物(即焦油的烯烃组分)在加氢处理期间具有聚合的倾向，从而导致形成焦炭前体，所述焦炭前体能堵塞反应器或者在其他情况下使反应器结垢。在不存在氢化催化剂的情况下，例如在预加热器中和在加氢处理反应器的死体积区内，结垢是比较普遍的。已发现焦油中的烯烃含量的某些测量，例如BN与焦油的反应性非常正相关。反应性，例如R_T，R_C，和R_M因此可用BN单位表达，即被100g焦油样品消耗的(例如通过反应和/或吸附)以克为单位的溴(Br₂)用量。可使用溴指数(“BI”)替代BN测量结果或者除了BN以外使用溴指数(“BI”)，其中BI是以毫克为单位，被100g焦油消耗的Br₂的质量。

可使用从热解焦油源中引出的热解焦油样品，例如，闪蒸鼓分离器、焦油储罐等的渣油，测量热解焦油的反应性。结合该样品与足量的效应流体，在焦油-流体混合物中实现预定的50℃运动粘度，典型地≤500cSt。尽管可在高温下，采用焦油-流体混合物，实施BN测量，但典型的是，在实施BN测量之前，冷却焦油-流体混合物到约25℃的温度。测量重质烃的BN的常规方法可用于测定热解焦油的反应性，或者焦油-流体混合物的反应性，但本发明不限于使用这些。例如，可通过来自应用到轻质烃物流上的常规BN方法的外推，例如电化学滴定，正如在A.S.T.M.D-1159中所规定的；比色滴定，正如在A.S.T.M.D-l158中所规定的；和Karl Fischer滴定，来测定焦油-流体混合物的BN。典型地，在温度≤环境温度，例如≤25℃的焦油样品上，实施滴定。尽管所引述的A.S.T.M.标准打算用于较低沸点的样品上，但已发现，它们也可应用于测量热解焦油BN。D.J.Ruzicka和K.Vadum在Modified MethodMeasures Bromine Number of Heavy Fuel Oils,Oil and Gas Journal，1987年8月3日，48-50中公开了进行这一测量的合适方法，本文通过参考将其全文引入。碘值测量(使用例如

A.S.T.M.D4607方法，WIJS方法，或Hübl方法)可用作测定热解焦油反应性的BN的备选。可通过下式，由碘值近似BN：

BN～碘值*(I₂的原子重量)/(Br₂的原子重量)。

本发明的某些方面包括热处理焦油以生产热处理过的焦油(焦油组合物，例如热解焦油组合物)，结合焦油组合物与效应流体以生产焦油-流体混合物，在预处理的加氢处理条件下加氢处理焦油-流体混合物以生产预处理器流出物，和在居中的加氢处理条件下加氢处理至少一部分预处理的流出物以生产含加氢处理焦油的加氢处理器流出物。例如，该方法可包括热处理SCT以生产SCT组合物，结合SCT组合物与规定量的具体效应流体，生产焦油-流体混合物，在预处理反应器内，在预处理的加氢处理条件下，加氢处理焦油-流体混合物，以生产预处理器流出物，和在居中的加氢处理条件下，加氢处理至少一部分预处理器流出物。

除了它的高密度和高硫含量以外，焦油非常具有反应性，因为它含有显著量的反应性烯烃，例如乙烯基萘，苊烯等。当加热焦油到例如大于250℃的温度时，未受控制的低聚反应导致在预加热器和/或反应器内结垢。温度越高，结垢越严重。在本发明的方法中，对焦油进料进行起始的受控制热浸泡步骤，低聚焦油内的烯烃和进而在进一步的加工期间降低焦油的反应性(例如以下的流程图1)。

以下相对于代表性热解焦油，更加详细地描述了热处理(例如热浸泡)的某些方面。本发明并不限于这些方面，和在本发明的较宽范围内，这一说明并不意味着排除其他热处理。

可在具有某些次要改进的冷焦油循环工艺中，例如通过降低冷焦油流回到该工艺中，实现热处理焦油以降低其反应性，正如以下进一步描述的。热处理的动力学表明反应温度为200℃至300℃，和停留时间为数分钟，例如2分钟至>30分钟将有效地降低焦油的反应性。热处理温度越高，则热处理的反应时间或停留时间可以越短。例如，在300℃下，2-5分钟的停留时间可能足够。在250℃下，～30分钟的停留时间得到反应性类似的下降。压力对热处理的动力学具有很小的影响和因此可在环境压力下或者在焦油分离工艺的出口压力下进行热处理，该焦油分离工艺为本发明公开的焦油提质工艺提供进料。

典型地，焦油的反应性为≥30BN，例如范围为30BN至高达40BN或更大。设定等于或低于28BN的目标反应性，以便降低(或甚至最小化)保护反应器和/或预处理器内的结垢，所述保护反应器和/或预处理器典型地利用260℃至300℃的加氢处理温度范围。对于典型的加氢处理运行持续时间来说，提供热浸泡的焦油(焦油组合物的反应性R_C)作为在保护反应器的加氢处理用的规定的保护反应器温度范围内操作的保护反应器的进料，典型地导致保护反应器的很少结垢，如果有的话。在热浸泡之前或期间，应当最小化用效应流体(作为溶剂或软制剂)稀释焦油。在一些情况下，可能需要注射效应流体，以改进热浸泡期间和之后焦油的流动特征。然而，用效应流体过度稀释导致在热浸泡期间焦油BM下降缓慢得多。因此，期望在热处理(热浸泡)期间粘度下降所使用的效应流体量控制到≤10wt％，基于焦油和效应流体的结合重量。

图2包括例举的冷焦油循环系统(即离心元件600上游的元件)。图3示出了冷焦油循环系统的备选布置，其中来自两个独立上游工艺的焦油物流独立地循环，然后可结合以供除去固体和随后下游加工。

设计冷焦油循环，减少高温下，例如在焦油分离鼓的温度(典型地为约300℃)下的焦油停留时间。在已有的焦油处置中，实施冷焦油循环，减少低聚，最小化沥青质含量的增加，这要求添加昂贵的软制剂，例如蒸汽裂化瓦斯油，以便共混到HSFO内。为了热浸泡焦油以降低焦油BN，例如通过降低循环焦油的流量，最小化冷焦油的循环，以增加焦油温度且还增加停留时间。通过降低冷焦油循环物到0至100吨/小时的流量，在200℃至300℃，典型地250℃至280℃的温度范围内进行热浸泡，热浸泡时间范围为2至15分钟。其中焦油保持在高温下，例如等于或高于150℃下长时间，例如0.5至2小时的额外热浸泡应当甚至进一步降低BN例如至25，或23，或更低，但对于某些焦油，例如某些SCT来说，可导致IC增加。在某些方面中，在20℃至300℃，或200℃至250℃，或225℃至275℃的温度范围下进行热处理2至30分钟，例如2至5分钟，或5至20分钟或10至20分钟的时间范围。在较高温度下，可合适地进行热浸泡较短的时间段。

对于代表性焦油，例如代表性热解焦油，例如代表性SCT来说，观察到具体的热处理，例如通过冷焦油循环进行的具体热浸泡将降低R_T，R_C和R_M中的一个或多个。典型地，利用反应性R_T的热解焦油进料进行热处理，以生产具有较低反应性＝R_C的热解焦油组合物。常规的热处理适合于热处理热解焦油，其中包括热浸泡，但本发明并不限于此。尽管可通过共混热解焦油与较少烯属烃含量的第二热解焦油来改进反应性，但更典型的是通过热解焦油的热处理来改进R_T(和因此R_M)。认为规定的热处理对于降低焦油的烯烃含量尤其有效。例如，以具体的相对量结合热处理的SCT与具体的效应流体典型地产生R_M≤18BN的焦油-流体混合物。若在没有热处理焦油的情况下，采用基本上相同的相对量结合基本上相同的SCT与基本上相同的效应流体，则焦油-流体混合物的R_M范围典型地为19BN至35BN。

一种代表性的热解焦油是R_T>28BN(以焦油为基础)，例如R_T为约35；15℃下的密度为≥1.10g/cm³；50℃的运动粘度范围为≥1.0×10⁴cSt；I_N>80的SCT(“SCT1”)，其中该SCT1中≥70wt％的烃组分的常压沸点≥290℃。可由SCT源，例如由位于蒸汽裂化器流出物骤冷下游的分离器鼓(例如焦油鼓)的渣油获得SCT1。热处理可包括维持SCT1至范围为T₁至T₂的温度持续≥t_HS的时间。T₁≥150℃，例如≥160℃，例如≥170℃，或≥180℃，或≥190℃，或≥200℃。T₂≤320℃，例如≤310℃，例如≤300℃，或≤290℃，且T₂≥T₁。一般地，t_HS≥1分钟，例如≥10分钟，例如≥100分钟，或典型地范围为1分钟至400分钟。如果T₂≤320℃，利用t_HS≥10分钟，例如≥50分钟，例如≥100分钟将典型地产生处理过的焦油，所述处理过的焦油的性能比处理较少t_HS的那些性能好。

尽管本发明并没有如此限制，但可在焦油鼓的较低部分内和/或在与焦油分离鼓有关的SCT管道和设备内，进行加热。例如，对于焦油鼓来说，典型的是接收含有SCT的骤冷蒸汽裂化器流出物。尽管以热解模式操作蒸汽裂化器，但SCT在SCT从中连续引出的焦油鼓的较低区域内累积。可储备一部分引出的SCT以供测量R_T和R_M中的一个或多个。引出的SCT中的其余部分可以导引离开焦油鼓并分成两个单独的SCT物流。至少一部分第一物流(循环部分)被循环到焦油鼓的较低区域中。第二物流中的至少循环部分例如独立地或者与第一物流的循环部分一起也被循环到焦油鼓的较低区域中。典型地，≥75wt％，例如≥80wt％，或≥90wt％，或≥95wt％的第一物流在循环部分中。典型地，≥40wt％，例如≥50wt％，或≥60wt％，或≥70wt％的第二物流在循环部分中。任选地，还从第二物流中拆分储存部分，例如以供在焦油罐内储存。典型地，储存部分是在去除循环部分之后第二物流的其余部分的≥90wt％。可通过调节第一和/或第二循环物流到达焦油鼓的流量，控制热处理的温度范围和t_HS。

典型地，第一物流中的循环部分的平均温度比焦油鼓的较低区域内SCT的平均温度低不超过60℃，例如低不超过50℃，或低不超过25℃，或低不超过10℃。这例如可通过对传输第一物流到焦油鼓的管道和设备隔热来实现。冷却第二物流或其循环部分到平均温度，所述平均温度(i)比第一物流的循环部分低，和(ii)比焦油鼓的下部区域内的SCT的平均温度低至少60℃，例如低至少70℃，例如低至少80℃，或低至少90℃，或低至少100℃。这可通过例如使用一个或多个换热器冷却第二物流来实现。可视需要将效应流体作为软制剂加入到第二物流中。若效应流体加入到第二物流中，则当结合额外的效应流体与SCT以生产焦油-流体混合物以实现在规定范围内的所需的焦油:流体重量比时，考虑所添加的效应流体软制剂的量。

典型地通过调节(i)第二物流的循环部分:引出的SCT物流的重量比，和(ii)第一物流的循环部分:第二物流的循环部分的重量比，而控制热处理。已发现控制这些比值中的一个或两个将有效地维持焦油鼓的下部区域内SCT的平均温度在所需的T₁至T₂范围内共t_HS≥1分钟的处理时间。较大的SCT循环速度对应于在焦油鼓和有关的管道内在高温下较大的SCT停留时间，且典型地增加焦油鼓的液面高度(在焦油鼓的下部区域内液体SCT的高度例如接近于套管(boot)区域)。典型地，第二物流的循环部分的重量对引出的SCT物流的重量之比是≤0.5，例如≤0.4，例如≤0.3，或≤0.2，或范围为0.1至0.5。典型地，第一物流的循环部分:第二物流的循环部分的重量比是≤5，例如≤4，例如≤3，或≤2，或≤1，或≤0.9，或≤0.8，或范围为0.6至5。尽管不要求维持焦油鼓的下部区域内SCT的平均温度在基本上恒定的数值(T_HS)，但典型的是如此做。T_HS可以是例如范围为150℃至320℃，例如160℃至310℃，或≥170℃至300℃。在某些方面中，热处理条件包括(i)T_HS大于T₁至少10℃和(ii)T_HS的范围为150℃至320℃。例如，典型的T_HS和t_HS范围包括180℃≤T_HS≤320℃和5分钟≤t_HS≤100分钟，例如200℃≤T_HS≤280℃和5分钟≤t_HS≤30分钟。若T_HS≤320℃，则利用t_HS≥10分钟，例如≥50分钟，例如≥100分钟将典型地产生与在较小t_HS下产生的那些相比，更好处理的焦油。

规定的热处理有效地降低代表性SCTs的R_T，以实现R_C≤R_T-0.5BN，例如R_C≤R_T-1BN，例如R_C≤R_T-2BN，或R_C≤R_T-4BN，或R_C≤R_T-8BN。由于R_C≤18BN，因此R_M典型地为<18BN，例如≤17BN，例如12BN<R_M≤18BN。在某些方面中，热处理导致R_M<17BN，例如≤16BN，例如≤12BN，或≤10BN，或≤8BN的焦油-流体混合物。在T₁至T₂的规定温度范围内进行热处理规定的时间t_HS≥1分钟是有益的，在于处理过的焦油(热解焦油组合物)的不溶物含量(“IC_C”)小于通过在较大温度下进行热处理获得的处理过的焦油。这尤其如此，当T_HS≤320℃，例如≤300℃，例如≤250℃，或≤200℃，和t_HS≥10分钟，例如≥100分钟时。有利的IC_C含量，例如≤6wt％，和典型地≤5wt％，或≤3wt％，或≤2wt％将增加热处理过的焦油的合适性以供用作燃料油，例如运输燃料油，例如海洋燃料油。它还减少在加氢处理之前对去除固体的需求。一般地，IC_C与IC_T大致相同或者没有明显较大。IC_C典型地不超过IC_T+3wt％，例如IC_C≤IC_T+2wt％，例如IC_C≤IC_T+1wt％，或IC_C≤IC_T+0.1wt％。

尽管典型的是在一个或多个焦油鼓和相关管道中进行SCT处理，但本发明并不限于此。例如，当热处理包括热浸泡时，可至少部分在一个或多个浸泡器鼓内和/或在与例如(i)从热解流出物中分离热解焦油和/或(ii)传输热解焦油到加氢处理有关的容器，导管和其他设备(例如分馏器，水-骤冷塔，间接冷凝器)内进行热浸泡。热处理的位置并不关键，可在任何常规的位置处，例如在从热解流出物中分离焦油之后和在加氢处理之前，例如在焦油鼓的下游和在混合热处理的焦油与效应流体的上游，进行热处理。

在某些方面中，如图2所示意性阐述的，进行热处理。正如所示的，来自蒸汽裂化器炉设施的骤冷流出物借助管线60导引到焦油分离鼓61中。从该鼓中借助管线54去除裂化气体。SCT在鼓的下部区域(正如所示的套管区域)内冷凝，和所引出的SCT物流借助管线62被导引离开鼓到达泵64。可在管线62内包括过滤器(在附图中未示出)以供从SCT物流中除去大的固体，例如直径≥10,000μm。在泵64之后，从引出的物流中转移第一循环物流58和第二循环物流57。结合第一和第二循环物流作为借助管线59到达鼓61的循环物流。提供一个或多个换热器55以供例如用水冷却管线57(正如所示的)和65(未示出)内的SCT。管线56提供视需要的效应流体的任选软制剂。阀门V₁，V₂，和V₃调节导引到第一循环物流、第二循环物流和借助管线65导引到固体分离(此处以离心机600为代表)的物流中的引出的物流量。可将管线58，59，和62保温以维持SCT的温度在所需的温度范围内以供热处理。可通过增加经阀门V₁和V₂的SCT流量，来增加热处理时间t_HS，这将鼓61内的SCT液面从起始液面，例如L₁提高到L₂。

热处理的SCT导引经过阀门V₃并借助管线65到达固体除去设施，此处离心机600，然后来自离心机的液体馏分借助管线66传输到包含至少一个加氢处理反应器的加氢处理设施中。从焦油中去除的固体经过管线67被导引离开离心机。在使用代表性SCT例如SCT1的图2所示的方面中，在焦油鼓的下部区域(低于L₂)中在热处理期间SCT的平均温度T_HS的范围为200℃至275℃，和换热器55冷却第二物流的循环部分到60℃至80℃的温度范围。时间t_HS可以是例如≥10分钟，例如范围为10分钟至30分钟，或15分钟至25分钟。

在连续操作中，借助管线65导引的SCT典型地包括≥50wt％，例如≥75wt％，例如≥90wt％在鼓61中加工可获得的SCT，例如SCT。在某些方面中，加氢处理可获得的基本上所有SCT与规定量的规定效应流体结合，以生产导引去加氢处理的焦油-流体混合物。例如取决于加氢处理器的能力限制，在管线65或管线66内的一部分SCT可导引离开，例如用于储存或进一步加工，其中包括储存接着加氢处理(未示出)。

图3示出了其中来自两个单独热解工艺的焦油可在单独的循环工艺中热浸泡，然后结合以供固体去除的备选布置。第一工艺A包括在焦油分离鼓60A中的分离。正如所示的，轻质物在鼓的顶部去除，例如以供在至少一个分馏器中进一步分离。含热解焦油的渣油馏分从鼓60A中借助管线62A经过滤器63A去除以供除去大的固体，例如直径≥10,000μm到达泵64A。在泵64A之后，从引出的物流中转移第一循环物流58A和第二循环物流57A(它绕开了物流58A内的换热器)。第一循环物流穿过换热器55A1和任选地一个或多个进一步的换热器55A2，之后与物流57A借助管线12和13再结合作为借助管线59A到达鼓61A的循环物流。换热器55A2可借助管线11和13以及合适的阀门构造V5和V6绕开。两个换热器55A1和55A2可以被绕开，且热加工的焦油物流可借助管线10和合适构造的阀门V4，V5和V6导引到下游的工艺步骤中。来自工艺A的热加工焦油可借助管线65A输送到下游的工艺步骤中和/或通过合适构造的阀门V8和V9输送到(罐900A中的)储存罐中。可通过合适构造的阀门V1A和V2A，调节通过换热器循环和绕开它们的比例。可构造管线56A和阀门V7A，提供视需要的效应流体的任选软制剂。第二工艺B包括热解步骤，其中包括例如在主分馏器60B内通过分馏来分离。正如所示的，轻质物在主分馏器的顶部去除，例如到达辅助分馏器中。含热解焦油的分馏器60B的渣油从主分馏器60B中借助管线62B经过滤器63B去除以供除去大的固体，例如直径≥10,000μm到达泵64B。在泵64B之后，从所引出的物流中转移第一循环物流58B和第二循环物流57B(它绕开了物流58B内的换热器)。第一循环物流流经换热器55B和任选地一个或多个进一步的换热器(未示出)，之后借助管线59B经阀门V2B循环到分馏器60B的渣油收集器中。第二循环物流借助阀门V1B循环到分馏器中。通过合适构造的阀门V1B和V2B，调节通过主分馏器和通过分馏器渣油收集器循环的比例。可构造管线56B和阀门V7B，提供视需要的效应流体的任选软制剂。阀门V3控制从热处理工艺借助管线65B到固体去除设施(此处离心机600)的流动和/或到(罐900B内)储存罐的流动。

在工艺A生产的焦油的热处理中，示出了温度T1，和在工艺B中生产的焦油的热处理温度以T2形式示出。T1和T2可以相同或不同，且针对待热处理的特定焦油和热处理的所需停留时间来合适地选择。例如，从焦油分离鼓中获得的热解焦油的T1可以是250℃左右，和从主分馏器的渣油中获得的热解焦油的T2可以是280℃左右。

在图3中，可将管线58A，58B，59A，59B，和62A和62B保温，维持SCT的温度在热处理所需的温度范围内。

在管线65A和65B的连接处的下游，阀门V10调节进料到固体去除步骤中的热加工焦油的数量；此处固体通过离心机600去除。

B：离心以除去尺寸等于或大于约25μm的固体

焦油，例如SCT含有1000ppmw一直到4000ppmw或甚至更大量的粒状固体形式的不溶物。认为粒子具有两个来源。第一来源是从热解中得到的焦炭微粒。来自热解的焦炭微粒典型地具有非常低的氢含量，例如≤3wt％和密度≥1.2g/ml。第二来源来自于焦油低聚或聚合物焦炭。在蒸汽裂化工艺中存在聚合物焦炭可能形成和进入焦炭物流内的多个点。例如，一些蒸汽裂化器在主分馏器内具有显著的结垢问题。认为这一结垢的来源来自于在分馏器塔内在≤150℃的温度下借助乙烯基芳烃低聚的聚合物形成。尽管常规地从分馏器塔板中通过高压水冲洗来周期性除污垢，但一些污垢借助骤冷油循环，夹带在焦油物流内。与热解焦炭微粒相比，这一污垢(此处确定为聚合物焦炭)的氢含量比较丰富，例如≥5wt％，且典型地具有较低密度，例如≤1.1g/ml。

除了两种主要来源的焦炭微粒以外，认为第三种微粒源来自于特定的热浸泡。因此，在本发明范围内的是，在规定的热浸泡条件内，在相对温和的条件(较低温度，较短持续时间)下进行热浸泡。与通过其他路径产生的固体相比，认为在焦油热浸泡期间产生的固体具有相对大的氢含量(例如，≥5wt％)，并且认为具有小得多的粒度，例如≤25μm。

图4示出了焦油固体的典型粒度分布。粒度范围从亚微米到800μm或更大。除了所指的热处理以外，还将热解焦油任选地处理以除去固体，尤其粒度>10,000μm的那些。可在热处理之前和/或之后除去固体。例如，可将焦油热处理并与效应流体结合，以形成固体从中去除的焦油-流体混合物。备选地或另外，可在加氢处理段之前或之后去除固体。尽管并不限于此，但本发明与使用常规的固体去除技术，例如在美国专利申请公布No.2015-0361354中公开的那些兼容，本文通过参考将其全文引入。

在某些方面中，离心(典型地通过效应流体辅助)用于固体去除。例如，可在80℃至100℃的温度范围内，使用离心机，从焦油-流体混合物中去除固体。可使用任何合适的离心机，其中包括获自Alfa Laval的工业级离心机的那些。到达离心机的进料可以是含效应流体和焦油组合物(热处理的焦油)的焦油-流体混合物。控制效应流体量使得在离心温度，典型地50℃至120℃，或60℃至100℃，或60℃至90℃下，焦油-流体混合物的密度与所需的进料密度基本上相同(在80℃至90℃下1.02g/ml至1.06g/ml)。典型地，效应流体包括从焦油的加氢处理产物中分离的中间馏分物流，基本上由其组成，或甚至由其组成。例如，所有或一部分中间馏分物流可以获自于本发明公开方法的下游效应流体回收步骤。对于宽泛的各种热解焦油来说，在焦油-流体混合物中效应流体的用量典型地为约40wt％，但可以例如从20％变化至60％，以便在可以预先选择的所需密度下提供进料。

继续图2，借助管线65经阀门V3将热处理的焦油导引到离心机600内。将液体产物借助管线66导引到储存和/或特定的加氢处理。在离心期间去除的至少一部分固体借助管线67导引离开，例如用于储存或进一步加工。

类似地在图3中，将借助管线65A来自工艺A的热处理的焦油物流和借助管线65B来自工艺B的热处理的焦油物流在管线65AB内结合并借助阀门V10导引到离心机600内。借助管线66和69导引液体产物到下游的加氢处理设施中。借助管线67去除固体产物，所述固体产物可以被导引离开。管线68传输离心机液体产物到储存。通过阀门V11和V12的构造来控制离心机液体产物到达储存或进一步下游加工的分配。

离心机典型地在50℃至125℃，或70℃至110℃，或70℃至100℃，或70℃至95℃的温度范围内，在2000*g至6000*g下操作，其中“g”是重力加速度。较高的离心温度倾向于提供固体从焦油中比较清洁的分离。当到达离心机的进料含有20-50wt％固体时，典型地在80℃至100℃的温度范围内和在2000×g至6000×g的力量下进行离心。

离心有效地从进料中去除粒状物，尤其尺寸≥25μm的那些。在离心机流出物中≥25μm的粒子数量典型地小于所有粒子的2vol.％。焦油，例如热解焦油，例如SCT典型地含有相对大浓度的尺寸<25μm的粒子。对于代表性焦油来说，固体含量范围通常为100ppm至170ppm且中值浓度为～150ppm。如图5所示，对于重复性SCT A-M来说，在每种焦油内的大多数固体为尺寸<25μm的粒子形式。这种小尺寸的粒子似乎通过本发明的方法携带而没有显著结垢。

紧跟在去除固体之后，对焦油物流进行额外的工艺以进一步降低焦油的反应性，之后在居中加氢处理条件下进行加氢处理。这些额外的工艺统称为“预处理”且包括在保护反应器内的预处理加氢处理，和然后在居中加氢处理反应器内的进一步额外的加氢处理。

D:在保护反应器内预处理以降低焦油反应性和降低离心机流出物内任何粒状物引起的结垢以减少预处理器结垢

使用保护反应器(例如图2中的704A，704B)以保护下游反应器避免来自反应性烯烃和固体的结垢。在优选的构造(如图1和2中所示)中，以交替的模式运行两个保护反应器-其中一个在线和另一个离线。当保护反应器之一显示出压降的非所需增加时，使其离线以便可以对其检修并恢复到连续保护反应器操作的条件。在离线同时的恢复，例如可以通过更换反应器填充物和更换或再生反应器内部物，其中包括催化剂而进行。可使用多个(在线)保护反应器。尽管保护反应器可串联布置(例如如图8中所示)，但更加典型的是至少两个保护反应器并联布置，正如图2和3中所示。例如，可并联布置两组图8中的串联保护反应器。

再次参考图2，基本上去除了>25μm固体的热处理的焦油组合物借助管线66导引以供在至少一个保护反应器内加工。结合这一组合物与借助管线310供应的回收效应流体，在管线320内生产焦油-流体混合物。任选地，可借助导管330添加补充的效应流体。第一预加热器70预热焦油-流体混合物(它典型地主要在液相中)，和预热的混合物借助导管370被导引到补充的预热段90中。补充的预加热器段90可以是，例如火焰加热器。循环的处理气体获自导管265和，视需要，将其与通过导管131供应的新鲜的处理气体混合。处理气体借助导管20导引通过第二预加热器360，之后借助导管80导引到补充的预热段90中。可通过在预加热器70和90内增加进料预加热器的负荷，来减少在主要的加氢处理反应器110内的结垢。

继续参考图2，结合(来自管线380的)预热的焦油-流体混合物与(来自管线390的)预热的处理气，然后借助管线410导引到保护反应器入口岐管700内。混合设备(未示出)可用于在保护反应器入口岐管700内结合预热的焦油-流体混合物与预热的处理气。例如借助合适构造的保护反应器入口阀门702A(以打开形式示出)，和以闭合形式示出的702B，保护反应器的入口岐管导引结合的焦油-流体混合物和处理气到在线保护反应器，例如704A中。阐述了离线保护反应器704B，通过闭合的阀门702B和反应器704B出口下游的第二分离阀门(未示出)，它可从预处理的入口岐管中分离。在线反应器704A也可离线提供，并与该工艺相分离，当反应器704B在线提供时。反应器704A和704B典型地依次(相继)离线提供，以便704A或704B之一在线，同时另一个离线例如以供再生。来自在线保护反应器的流出物借助保护反应器出口岐管706和管线708导引到进一步的下游工艺。

采用最小化结垢的操作参数最好地运行保护反应器，以便可满足保护反应器的运行长度目标，典型地1.5至6个月。以下例举的结果表明可通过减少反应性结垢和固体结垢，实现充足的运行长度。图6和7比较了分别在有和无热浸泡焦油物流情况下，在保护反应器条件下操作的试验反应器内的压降(dip)对开工时间(TOS)。在没有热浸泡(图6)的情况下，试验反应器(它被构造以模拟保护反应器/预处理器运行条件)，显现了从数周到小于2个月的过度dP。在这些试验中没有测量焦油BN，但估计分别以焦油为基础，范围为30BN至40BN，或者以进料为基础，为19BN至25BN，因为典型效应流体的BN，例如中间馏分物流的BN典型地为约3BN。对来自这些试验轮次中的堵塞的反应器的检查表明堵塞在催化剂床入口，即顶部催化剂床的约2至3英寸(约50mm至75mm)处。在这些试验轮次中的进料具有非常低的固体含量(<50ppm)。因此，结垢似乎是由反应性烯烃形成污垢导致的。在采用热浸泡(图7)的情况下，中试单元的运行长度改进得多，达到～3个月左右。在顶部曲线中示出了进料的反应性(单位BN)，和以进料为基础大多数低于18BN，或者以焦油为基础低于28BN。这两个实例清楚明白地证明可借助热浸泡，减少反应性结垢。同样重要的是，因反应性烯烃导致的结垢通常在该单元顶部处，在相对浅的层内出现。

在图8中示出了在保护反应器性能的另一个测试中所使用的保护反应器构造。在图8中，在加热器中预热焦油进料1到操作温度，此处例如以250℃示出。结合预加热器的焦油进料与处理气体进料，此处以分子氢形式阐述，并将结合的进料4输送到(在这一实施例中串联布置的)保护反应器6A和6B中。温度控制设备5(例如，第一砂浴)维持保护反应器在操作温度下。放大在保护反应器内的填充物。7是相对低反应性的加氢处理催化剂层，8是加氢脱金属催化剂层，9是相对高活性的Ni/Co铝酸盐催化剂层。

在图8中阐述的构造测试在保护反应器的入口和出口处的固体(例如焦炭和聚合物)平衡。砂浴模拟商业保护床的温度调节，和温度维持在265℃。固体内容物含量从<50ppm增加到约150ppm，以模拟离心机流出物中的固体浓度。此外，控制输入的焦油物流的粒度，以便大多数粒子是<25μm。通过过滤制备用于保护反应器的进料。80至100ppm的固体离开反应器。约30％的固体被损失，原因还没有完全了解。在没有束缚于任何理论或模型的情况下，针对观察到的固体损失，似乎存在两个机理。

第一机理来自于在反应器的死体积内捕获固体。甚至当细心地最大化反应器内的循环和最小化反应器设计内的死体积时，必然发生的是具有其中固体沉积的区域。在某些商业方面，预期固体的沉积小得多或者不用担心，因为与在以上描述的实施例中所使用的中试规模单元相比，在商业单元中质量通流高得多，和表面对体积之比低得多。

第二机理来自于聚合物固体在反应器内的溶解或分解。明显的证据表明在进料内>50％的固体在性质上是聚合物。此外，似乎存在下述证据：在高温，例如等于或高于250℃下，聚合物在良溶剂，例如规定的中间馏分的效应流体物流和焦油中可溶。令人惊奇地，离开保护反应器的固体具有与进料几乎相同的粒度分布(PSD)。与损失机理无关，显著量的进料固体保持在保护反应器的流出物内。还观察到在这一实施例期间，实现了最多32天的开工时间(TOS)且dP基本上没有增加。当在反应性烯烃和固体二者存在下操作保护反应器时，dP没有任何显著的增加表明没有由于与反应性烯烃相互作用的固体的结垢协同加速。

基于上述发现，在图9中示出了一个实例的保护反应器设计。可使用该保护反应器，例如保护预处理的加氢处理反应器和其他下游装置避免反应性和固体结垢的影响。该反应器还典型地显示出足够持续时间的运行长度，以提供在保护反应器和并联第二保护反应器的序列中从再生模式有效地切换到加氢处理模式且没有显著干扰在保护反应器下游位置处的焦油加工。视需要，可例如通过绕开显现非所需dP增加的反应器区，通过掺入刻度篮板(scale basket)使处理气体流动转向到反应器的下端部分，来增加保护反应器的运行长度。

在某些方面中，构造具有尺寸分级的保护反应器以允许单一床反应器保留进料内的粒子在反应器深度处，这取决于所保留的颗粒物的尺寸。在某些方面，较大的粒子，例如尺寸≥100μm的粒子保留在反应器的上端部分处，和较小的粒子，例如尺寸范围为40μm至60μm的粒子保留在较小的挤出物于其内包封的反应器的下端部分处。备选地或另外，活性分级，例如通过在保护反应器的入口处定位活性较小的催化剂，可用于调节反应器的放热。在没有这种调节的情况下，热效应可加速反应性结垢并增加氢的消耗。

在图9的代表性保护反应器内，1是为接收焦油-处理气体混合物而构造的入口。2是提供间隙和流动分布的“帽子”。3是相对高孔隙-空间陶瓷顶盖材料的层，以提供因结垢引起的压降的减轻。4和5每个是选择性捕获粒状物的过滤器材料的层。6，7，8，9，10和11每个是含有催化有效量的具有催化加氢处理活性的一种或多种材料的层。独立地选择这些催化层每一个的尺寸和组成，和各自可以彼此相同或不同。12是出口收集器和出口。

在保护反应器的加氢处理条件下操作保护反应器。典型地，这些条件包括200℃至300℃，更典型地200至280℃，或250℃至280℃，或250℃至270℃，或260℃至300℃的温度范围；1000psia至1600psia；典型地1300psia至1500psia的总压力范围；5hr^-1至7hr^-1的空间速度(“WHSV”)。保护反应器含有催化有效量的至少一种加氢处理催化剂。典型地，反应器的上游床包括具有脱金属活性的至少一种催化剂，例如相对大孔隙的催化剂，以捕获进料内的金属。位于反应器进一步下游的床典型地含有具有烯烃饱和活性的至少一种催化剂，例如含有Ni和/或Mo的催化剂。保护反应器典型地接收反应性R_M<18BN的焦油-流体混合物作为进料，以进料为基础，其中焦油-流体混合物中的焦油组分的R_T和/或R_C为<30BN，和优选<28BN，以焦油为基础。保护反应器的运行长度范围典型地为1.5个月至6个月。

F：在预处理的加氢处理反应器内额外的预处理加氢处理

在保护反应器下游采用进一步的预处理的加氢处理，以减少第一段主反应器内的污垢累积。如图10所示，当预处理器的流出物，例如图1中的预处理器F的流出物具有17BN的反应性，反应器G在约20天内显示出明显的dP。当反应器F的流出物的反应性范围为12BN至15BN时，反应器G的运行长度从20天增加到大于3个月。

现继续参考图2，描述某些形式的预处理加氢处理反应器。在这些方面中，在以下描述的规定的预处理的加氢处理条件下，加氢处理焦油-流体混合物，生产预处理的加氢处理器(预处理器)流出物。本发明并不限于这些方面，和在本发明的较宽范围内，这一说明并不意味着排除其他方面。

预处理的加氢处理条件

结合SCT组合物与效应流体以生产焦油-流体混合物，在预处理的加氢处理条件下加氢处理所述焦油-流体混合物，生产预处理的加氢处理反应器流出物。典型地在位于至少一个预处理的加氢处理反应器内的至少一个加氢处理区中进行预处理的加氢处理。预处理的加氢处理反应器可以是常规的加氢处理反应器形式，但本发明并不限于此。

在热处理(例如通过热浸泡)步骤和在保护反应器内预处理的起始段之后，在预处理的加氢处理条件下进行预处理的加氢处理，进一步降低焦油物流(焦油-效应流体物流)的反应性。预处理的加氢处理条件包括温度T_PT，总压力P_PT和空间速度WHSV_PT。这些参数中的一个或多个典型地不同于居中加氢处理的那些(T_I，P_I和WHSV_I)。预处理的加氢处理条件典型地包括下述中的一个或多个：T_PT≥150℃，例如≥200℃但小于T_I(例如，T_PT≤T_I-10℃，例如T_PT≤T_I-25℃，例如T_PT≤T_I-50℃)；总压力P_PT≥8MPa但小于P_I，WHSV_PT≥0.3hr^-1且大于WHSV_I(例如，WHSV_PT>WHSV_I+0.01hr^-1，例如≥WHSV_I+0.05hr^-1，或≥WHSV_I+0.1hr^-1，或≥WHSV_I+0.5hr^-1，或≥WHSV_I+1hr^-1，或≥WHSV_I+10hr^-1，或更大)，和分子氢的消耗速度范围为150标准立方米分子氢/立方米热解焦油(S m³/m³)至约400S m³/m³(845SCF/B至2250SCF/B)但小于居中的加氢处理。预处理的加氢处理条件典型地包括260℃至300℃的T_PT范围；1.5hr^-1至3.5hr^-1，例如2hr^-1至3hr^-1的WHSV_PT范围；6MPa至13.1MPa的P_PT范围；约600标准立方英尺/桶焦油-流体混合物(SCF/B)(107S m³/m³)至1000SCF/B(178S m³/m³)的分子氢供应速度范围；和300标准立方英尺/桶焦油-流体混合物内的热解焦油组合物(SCF/B)(53S m³/m³)至400SCF/B(71S m³/m³)的分子氢消耗速度范围。与当在更加苛刻的条件下，例如在(以下进一步描述的)居中的加氢处理条件下加氢处理基本上类似的焦油-流体混合物相比，使用规定的预处理加氢处理条件导致明显较长的加氢处理持续时间且没有显著的反应器结垢(例如，通过加氢处理反应器压降没有显著增加来佐证)。在没有显著结垢情况下，预处理的加氢处理的持续时间典型地比使用更加苛刻的加氢处理条件的情况长至少10倍，例如长≥100倍，例如长≥1000倍。尽管可在预处理的加氢处理反应器内进行预处理的加氢处理，但在本发明范围内的是使用大于或等于两个反应器。例如，可使用第一和第二预处理反应器，其中与第二预处理加氢处理反应器相比，第一预处理加氢处理反应器在预处理的加氢处理条件内的较低温度和较大空间速度下操作。

在氢气存在下，例如通过(i)在预处理的加氢处理上游结合分子氢与焦油-流体混合物，和/或(ii)在一个或多个导管或管线内将分子氢导引到预处理的加氢处理反应器内，进行预处理的加氢处理。尽管相对纯的分子氢可用于加氢处理，但通常期望使用“处理气体”，该处理气体含有足量分子氢的以供预处理的加氢处理和任选地通常没有负面干扰或者影响或者反应或者产物的其他物质(例如，氮气和轻质烃例如甲烷)。处理气体任选地含有≥约50vol.％分子氢，例如≥75vol.％，例如≥90wt％，基于导引到预处理加氢处理段中的处理气体的总体积。

典型地，在催化有效量的具有烃加氢处理活性的至少一种催化剂存在下，进行在预处理的加氢处理反应器的至少一个加氢处理区内的预处理的加氢处理。常规的加氢处理催化剂可用于预处理的加氢处理，例如在残渣和/或重油加氢处理中使用而规定的那些，但本发明并不限于此。合适的预处理的加氢处理催化剂包括本体金属催化剂和负载催化剂。金属可以是元素形式或者化合物形式。典型地，催化剂包括元素周期表中第5至10族的至少一种金属(以the Periodic Chart of the Elements,The Merck Index,Merck&Co.,Inc.,1996形式制表)。这种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，铂或其混合物。可使用常规的催化剂，例如RT-621，但本发明并不限于此。

在某些方面中，催化剂具有至少0.0001克，或至少0.001克，或至少0.01克的第5至10族金属/g催化剂的总量，其中克以元素为基础计算。例如，催化剂可包括范围为0.0001克至0.6克，或0.001克至0.3克，或0.005克至0.1克，或0.01克至0.08克的第5至10族金属总量。在特定的方面中，催化剂进一步包括至少一种第15族元素。优选的第15族元素的实例是磷。当使用第15族元素时，催化剂可包括范围为0.000001克至0.1克，或0.00001克至0.06克，或0.00005克至0.03克，或0.0001克至0.001克的第15族元素总量，其中克以元素为基础计算。

典型地，在预处理的加氢处理期间，焦油-流体混合物主要在液相内。例如，在加氢处理期间，≥75wt％，例如≥90wt％，或≥99wt％的焦油-流体混合物在液相内。预处理的加氢处理产生预处理器流出物，其在预处理反应器的出口处包括(i)主要含未反应的处理气体的气相部分，例如在预处理的加氢处理期间，主要衍生于处理气体和焦油-流体混合物的气相产物，和(ii)主要含预处理的焦油-流体混合物，未反应的效应流体，热解焦油和/或效应流体的产物，例如裂化产物(它可在预处理的加氢处理期间产生)的液相部分。液相部分(亦即，包含预处理的热解焦油的预处理的焦油-流体混合物)典型地进一步包括不溶物且反应性(R_F)是≤12BN，例如≤11BN，例如≤10BN。

现参考图2，更加详细地描述预处理的加氢处理的某些方面。正如附图中所示的，保护反应器流出物从保护反应器借助管线708流动到预处理反应器400中。可混合保护反应器流出物与额外的处理气体(未示出)；也可预热额外的处理气。混合设备(未示出)可用于在预处理反应器400，例如在固定床反应器中常规使用类型的一个或多个气体-液体分配器内结合保护反应器流出物与预热的处理气体。

在位于至少一个催化剂床415内的加氢处理催化剂存在下，进行预处理的加氢处理。额外的催化剂床，例如416，417等可与催化剂床415串联连接，并且任选地使用来自导管20的处理气体，在床之间提供中间冷却(未示出)。预处理器的流出物借助导管110被导引离开预处理反应器400。

在某些方面中，使用下述预处理的加氢处理条件，在预处理器流出物内实现目标反应性(单位BN)：T_PT范围为250℃至325℃，或275℃至325℃，或260℃至300℃；或280℃至300℃；WHSV_PT范围为2hr^-1至3hr^-1，P_PT范围为1000psia至1600psia，例如1300psia至1500psia；和总压力；处理气体速度范围为600SCF/B至1000SCF/B，或800SCF/B至900SCF/B(以进料为基础)。在这些条件下，预处理器流出物的反应性典型地是<12BN。

G：居中的加氢处理以供在主要加氢处理反应器内氢化和脱硫

再次参考图1，主要的加氢处理反应器G用于进行大多数期望的焦油-转化反应，其中包括氢化和第一脱硫反应。主要的加氢处理反应器添加约800SCF/B至2000SCF/B，例如约1000SCF/B至1500SCF/B的分子氢到进料中，它们中的大多数被添加到焦油而不是添加到效应流体中。在流程图2中概述了在主要的加氢处理反应器内发生的关键反应。

流程图2.概述在主要的加氢处理反应器内发生的主反应的简化反应流程图

第一组反应(第一焦油转化)是减少焦油分子尺寸，尤其TH尺寸的最重要反应。进行该反应导致焦油的1050F+馏分显著减少。第二组反应(加氢脱硫或HDS)使焦油脱硫。对于SCT来说，很少有烷基链在蒸汽裂化中存活下来—大多数分子被脱烷基化。结果，含硫的分子，例如苯并噻吩或二苯并噻吩通常含有暴露的硫。这些含硫分子使用一种或多种常规的加氢处理催化剂容易去除，但本发明并不限于此。合适的常规催化剂包括在载体，例如铝酸盐(Al₂O₃)上含Ni，Co和Mo中一种或多种的那些。

可使用第三组反应(第二焦油转化)，和这些典型地包括氢化接着开环，以进一步减少焦油分子的尺寸。也可使用第四组反应(芳烃饱和)。已发现添加氢气到第一，第二，或第三反应的产物中将改进加氢处理焦油的品质。

在某些方面中，在反应器G内，在居中的加氢处理条件下，进行至少一部分预处理的焦油-流体混合物的居中加氢处理，例如进行至少氢化和脱硫。现在更加详细地描述这种居中的加氢处理。

预处理的焦油-流体混合物的居中的加氢处理

在图2中现未示出的某些方面中，从预处理器流出物中分离液体和蒸气部分。提质蒸气部分，去除诸如硫化合物和轻质烷属烃之类的杂质，和提质过的蒸气可作为处理气循环以供在一个或多个加氢处理反应器704，400，100和500中使用。可将分离的液体部分导引到在居中的加氢处理条件下操作的加氢处理段中，以生产加氢处理的焦油。在居中的加氢处理上游可使用液体部分的额外加工，例如固体去除。

在图2所示的其他方面中，预处理器的全部流出物借助管线110被导引离开反应器400以供在主要的加氢处理反应器100(图1中的反应器G)内全部预处理的加氢处理流出物的居中的加氢处理。本领域技术人员要理解，对于在预处理的加氢处理条件的宽范围的条件和对于宽范围的焦油-流体混合物来说，充足的分子氢将保留在预处理的加氢处理流出物内以供在不需要例如从导管20供应额外处理气体的情况下，预处理的焦油-流体混合物在主要的加氢处理反应器100内居中的加氢处理。

典型地，在催化有效量的具有烃加氢处理活性的至少一种催化剂存在下，进行在主要的加氢处理反应器的至少一个加氢处理区内居中的加氢处理。该催化剂可以选自在预处理的加氢处理中使用而规定的相同催化剂。例如，可在位于至少一个催化剂床115内的催化有效量的加氢处理催化剂存在下，进行居中的加氢处理。额外的催化剂床，例如116，117等可与催化剂床115串联连接，且任选地使用来自导管60的处理气体在床之间提供中间冷却(未示出)。居中的加氢处理流出物借助管线120被导引离开主要的加氢处理反应器100。

在氢气存在下，例如通过下述中的一种或多种：(i)结合分子氢与居中的加氢处理(未示出)上游的预处理的流出物，(ii)在一个或多个导管或管线(未示出)内将分子氢导引到主要的加氢处理反应器中，和(iii)利用预处理的加氢处理流出物内的分子氢(例如未反应的处理气形式)，进行居中的加氢处理。

典型地，居中的加氢处理条件包括T_I>400℃，例如范围为300℃至500℃，例如350℃至430℃，或350℃至420℃，或360℃至420℃，或360℃至410℃；和WHSV_I范围为0.3hr^-1至20hr^-1，或0.3hr^-1至10hr^-1，基于进行过居中的加氢处理的预处理焦油-流体混合物的重量。对于居中的加氢处理条件来说，同样典型的是包括在加氢处理期间≥8MPa，或≥9MPa，或≥10MPa的分子氢分压，但在某些方面中，它是≤14MPa，例如≤13MPa，或≤12MPa。例如，P_I可以是范围为6MPa至13.1MPa。一般地，WHSV_I是≥0.5hr^-1，例如≥1.0hr^-1，或备选地≤5hr^-1，例如≤4hr^-1，或≤3hr^-1。供应到在居中的加氢处理条件下操作的加氢处理段内的分子氢的用量典型地范围为约1000SCF/B(标准立方英尺/桶)(178S m³/m³)至10000SCF/B(1780S m³/m³)，其中B是指被导引到居中的加氢处理的一桶预处理焦油-流体混合物。例如，可提供范围为3000SCF/B(534S m³/m³)至5000SCF/B(890S m³/m³)的分子氢。为对预处理焦油-流体混合物中的预处理的热解焦油组分进行加氢处理而供应的分子氢用量典型地小于没有预处理热解焦油组分且热解焦油组分含有较大量烯烃，例如C₆₊烯烃，例如乙烯基芳烃的情形。在居中的加氢处理条件期间分子氢的消耗速度典型地范围为350标准立方英尺/桶(SCF/B，它为约62标准立方米/立方米(S m³/m³))至约1500SCF/B(267S m³/m³)，其中分母代表范围为约1000SCF/B(178S m³/m³)至1500SCF/B(267S m³/m³)，或约2200SCF/B(392 S m³/m³)至3200SCF/B(570S m³/m³)的预处理的热解焦油桶。

在针对居中的加氢处理条件规定的参数范围(T，P，WHSV等)内，针对特定的热解焦油，典型地选择特定的加氢处理条件以(i)实现所需的566℃+转化率，典型地≥20wt％基本上连续至少10天，和(ii)生产具有所需性能，例如所需密度和粘度的TLP和加氢处理的热解焦油。术语566℃+转化率是指在标准沸点≥566℃的热解焦油化合物加氢处理为沸点<566℃的化合物期间的转化率。这一566℃+转化率包括TH的高转化率比率，从而导致具有所需性能的加氢处理的热解焦油。

与针对没有预处理的焦油-流体混合物的基本上相同的加氢处理条件下的情形相比，在居中的加氢处理条件下，可进行加氢处理显著较长的持续时间且没有显著的反应器结垢(例如，通过在所需的加氢处理持续时间期间，反应器dP没有显著增加，例如在10天的加氢处理的持续时间期间，压降≤140kPa，典型地≤70kPa，或≤35kPa来佐证)。在没有显著结垢情况下加氢处理的持续时间典型地比针对没有预处理的焦油-流体混合物的情形长至少10倍，例如长≥100倍，例如长≥1000倍。

在某些方面中，居中的加氢处理条件包括T_I范围为320℃至450℃，或340℃至425℃，或360℃至410℃，或375℃至410℃；P_I范围为1000psi至1600psi，典型地1300psi至1500psi；WHSV_I范围为0.5至1.2hr^-1，典型地0.7hr^-1至1.0hr^-1，或0.6hr^-1至0.8hr^-1，或0.7hr^-1至0.8hr^-1；和处理气速度范围为2000SCF/B至6000SCF/B，或2500SCF/B至5500SCF/B，或3000SCF/B至5000SCF/B(以进料为基础)。到达主反应器的进料的反应性典型地为<12BN。在到达主反应器的进料内焦油:效应流体的重量比典型地范围为50至80:50至20，典型地60:40。典型地，居中的加氢处理(氢化和脱硫)添加1000SCF/B至2000SCF/B的分子氢(以进料为基础)到焦油中，且可使焦油含量降低≥80wt％，例如≥95wt％，或范围为80wt％至90wt％。

H：回收居中的加氢处理过的热解焦油

再次参考图2，将加氢处理器流出物借助管线120导引离开主加氢处理反应器100。当第二和第三预加热器(360和70)是换热器时，可使用在导管120中的炽热的加氢处理器流出物，通过间接传热，分别预热焦油/效应流体和处理气。紧跟在这一任选的换热之后，导引加氢处理器流出物到分离段130以供从加氢处理器流出物中分离全部蒸气产物(例如，杂原子蒸气，蒸气相裂化产物，未使用的处理气等)和TLP。全部蒸气产物借助管线200导引至提质段220中，所述提质段220典型地包括例如一个或多个胺塔。新鲜的胺借助管线230被导引到段220中，且富集胺借助管线240被导引离开。再生的处理气借助管线250，被导引离开段220，在压缩机260内压缩，并借助管线265，20和21导引以供在主加氢处理反应器100内和任选地在第二加氢处理反应器500内再循环和再利用。

来自分离段130的TLP典型地包括加氢处理过的热解焦油，例如≥10wt％加氢处理过的热解焦油，例如≥50wt％，或≥75wt％，或≥90wt％。TLP任选地含有非焦油组分，例如真实沸点范围基本上与效应流体相同的烃(例如，未反应的效应流体)。TLP可用作重质烃，特别是相对高粘度的那些重质烃的稀释剂(例如，软制剂)。任选地，所有或一部分TLP可替代更加昂贵、常规的稀释剂。适合于与TLP和/或加氢处理过的焦油共混的共混原料的非限制性实例包括以下的一种或多种：船用燃料油；燃烧器燃料；重质燃料油，例如No.5和No.6燃料油；高硫燃料油；低硫燃料油；常规-硫燃料油(RSFO)；瓦斯油，其可从蒸馏原油，原油组分和由原油衍生的烃(例如，焦化瓦斯油)等而获得。例如，TLP可用作共混组分，以生产含<0.5wt％硫的燃料油组合物。尽管TLP相对于热解焦油进料是一种改进的产品，且可“原样”用于共混原料，但典型地有益的是进行进一步的加工。

在图2所示的方面中，来自分离段130的TLP借助管线270被导引至进一步的分离段280中例如用于从TLP中分离以下的一种或多种：加氢处理过的热解焦油，额外的蒸气，和适合于作为效应流体或效应流体组分循环的至少一种物流。分离段280可以是例如具有引出侧物流的蒸馏塔，但可使用其他常规的分离方法。在段280中，从TLP中分离以沸点增加顺序列出的塔顶物流，侧物流和渣油物流。塔顶物流(例如，蒸气)借助管线290被导引离开分离段280。典型地，借助管线134导引离开的渣油物流包括>50wt％加氢处理过的热解焦油，例如≥75wt％，例如≥90wt％，或≥99wt％；且典型地占主反应器(反应器100)的TLP的约40wt％，和典型地焦油进料的约67wt％。

至少一部分塔顶和渣油物流可以被导引离开，例如用于储存和/或用于进一步加工。管线134的渣油物流可以所需地用作重质烃，例如重质燃料油的稀释剂(例如，软制剂)。视需要，结合至少一部分塔顶物流290与至少一部分渣油物流134以供进一步的性能改进。

任选地，调节分离段280，使侧物流340的沸点分布偏移，以便侧物流340具有效应流体所需的性能，例如(i)具有起始沸点≥177℃(350°F)和最终沸点≤566℃(1050°F)的真实沸点分布，和/或(ii)S_BN≥100，例如≥120，例如≥125，或≥130。任选地，可例如在分馏器(未示出)中，从分离段280的渣油或塔顶或二者中分离修剪(trim)分子，并视需要将其加入到侧物流340中。将侧物流(中间馏分)借助导管340导引离开分离段280。至少一部分侧物流340可用作效应流体且借助泵300和导管310导引。典型地，管线310中的侧物流组合物(中间馏分物流)是效应流体的至少10wt％，例如≥25wt％，例如≥50wt％。

来自居中的加氢处理工艺的加氢处理过的热解焦油具有所需的性能，例如所测量的15℃密度典型地比热处理过的热解焦油的密度低至少0.10g/cm³。例如，加氢处理过的焦油的密度可以比热解焦油组合物的密度低至少0.12，或至少0.14，或至少0.15，或至少0.17g/cm³。加氢处理过的焦油的50℃运动粘度典型地是≤1000cSt。例如，该粘度可以是≤500cSt，例如≤150cSt，例如≤100cSt，或≤75cSt，或≤50cSt，或≤40cSt，或≤30cSt。一般地，与导引到热处理的热解焦油、热解焦油组合物和预处理的热解焦油相比，居中的加氢处理导致显著的粘度改进。例如，当热解焦油(例如作为焦油分离鼓的进料形式获得)的50℃运动粘度是≥1.0×10⁴cSt，例如≥1.0×10⁵cSt，≥1.0×10⁶cSt，或≥1.0×10⁷cSt时，加氢处理过的焦油的50℃运动粘度典型地是<200cSt，例如<150cSt，优选<100cSt，<75cSt，<50cSt，<40cSt，或<30cSt。尤其当到达规定热处理的热解焦油进料具有≥1wt％的硫含量时，加氢处理过的焦油典型地具有≥0.5wt％，例如范围为约0.5wt％至约0.8wt％的硫含量。

图11示出了甚至当焦油-流体混合物的反应性是≥15BN时，可实现主加氢处理反应器相当大的运行长度。正如所示的，TLP的反应性没有超过12BN。在主反应器的第一和第二段中，在开工(“DOS”)120天内没有观察到显著的dP增加，正如下部dP曲线(第一段，通过第二砂浴[SB2]稳定)和上部dP曲线(第二段，通过第三砂浴[SB3]稳定)所示。

J:效应流体回收

本发明方法的优点是可从循环物流中获得至少一部分效应流体。典型地来自分馏器280的中间馏分物流的70wt％至85wt％循环作为至少一部分效应流体。

在焦油-流体混合物中的循环效应流体的数量典型地为40wt％，基于焦油-流体混合物的重量，但范围可以是20wt％至50wt％，或30wt％至45wt％。

模拟表明可需要蒸馏塔以回收具有规定S_BN的效应流体。分馏得到中间馏分组合物，它非常接近地类似于通过这种模拟方法建造的所需的效应流体组合物。图12示出了三种代表性效应流体的真实沸点分布。

在每一循环中生成额外20wt％左右的效应流体(基于所使用的效应流体的总重量)，这大多数是在加氢处理正常沸点为≥1050°F(566℃)的焦油馏分期间转化的结果。通过该方法生产的额外效应流体用于补充任何过度氢化的效应流体，所述过度氢化的效应流体可在位于第一段主反应器下游的蒸馏分馏器内从该工艺中与轻质物流一起吹扫出来。回收的轻质物流包括主要量的1-环和2-环芳烃。一般地，该分子在<400°F下沸腾，和组合物中的大多数在350°F下沸腾。可从分馏器中引出约2千桶/天(kbd)中间馏分。可储存未循环到焦油提质工艺中的回收的效应流体以供其他用途，例如共混到精制柴油物流中。也可回收轻质物流并且储存或运输以供其他用途。

L：再处理反应器以进一步减少硫

当期望例如通过除去在加氢处理过的焦油内残留的至少一部分任何硫，进一步改进加氢处理过的焦油的性能时，可通过任选的再处理加氢处理，生产提质的焦油。现参考图2，更加详细地描述某些形式的再处理加氢处理。再处理加氢处理并不限于这些形式，和这一说明并不意味着在本发明的较宽范围内排除其他形式的再处理加氢处理。

再次参考图2，借助管线510将加氢处理过的焦油(管线134)和处理气(管线21)导引到再处理反应器500中。再处理反应器500典型地小于主反应器100。典型地，在催化有效量的具有烃加氢转化活性的至少一种催化剂存在下，进行在居中反应器的至少一个加氢处理区内的再处理加氢处理。例如，可在位于至少一个催化剂床515的加氢处理催化剂存在下，进行再处理加氢处理。额外的催化剂床，例如516，517等可与催化剂床515串联连接，且任选地例如在床之间提供使用来自导管20的处理气的中间冷却(未示出)。催化剂可以选自在预处理的加氢处理中使用而规定的相同催化剂。借助管线135将含提质焦油的再处理器流出物导引离开反应器500。

尽管可以在效应流体存在下进行再处理加氢处理，但典型的是在很少或者没有效应流体的情况下进行，以避免在再处理加氢处理条件下，非所需的效应流体氢化和裂化，所述再处理加氢处理条件典型地比居中的加氢处理条件苛刻。例如，(i)在再处理加氢处理期间存在的≥50wt％，例如≥75wt％，或≥90wt％，或≥99wt％液相烃是从管线134中获得的加氢处理过的焦油，和(ii)效应流体构成≤50wt％，例如≤25wt％，例如≤10wt％，或≤1wt％余量的液相烃。在某些方面中，在再处理反应器内存在的液相烃是基本上不含效应流体的加氢处理过的焦油。到达(任选的)再处理反应器中的进料的硫含量典型地为0.5wt％至0.8wt％，或可能地0.3至0.8wt％。由于这一用量远高于ECA规格(0.1wt％)，因此再处理反应器有益地降低硫到ECA规定的值或更低。另一有利的特点在于改进焦油的相容性，以便最终提质的焦油产物可与低密度高十六烷值的精制物流共混且没有固体沉淀。

再处理加氢处理条件(再处理温度T_R，总压力P_R，和空间速度WHSV_R)典型地包括T_R≥370℃；例如，范围为350℃至450℃，或370℃至415℃，或375℃至425℃；WHSV_R≤0.5hr^-1，例如，范围为0.2hr^-1至0.5hr^-1，或0.4hr^-1至0.7hr^-1；分子氢供应速度≥3000SCF/B，例如范围为3000SCF/B(534S m³/m³)至6000SCF/B(1068S m³/m³)；和P_R≥6MPa，例如，范围为6MPa至13.1MPa。任选地，T_R>T_I和/或WHSV_R<WHSV_I。典型地在再处理反应器内很少或者没有观察到结垢，主要认为因为再处理反应器的进料在反应器100内进行过加氢处理。然而，由于大多数容易去除的硫在反应器100内被除去，因此在再处理反应器500内需要更加苛刻的运行条件，以便满足0.1wt％的产物硫规格。当加氢处理过的焦油具有≥0.3wt％，例如范围为0.3wt％至0.8wt％，或约0.5wt％的硫含量时，这些更加苛刻的条件可包括T_R范围为360℃至425℃，典型地370℃至415℃；P_R范围为1200psi至1600psi，例如1300psi至1500psi；处理气的速度范围为3000SCF/B至5000SCF/B(以进料为基础)；WHSV_R范围为0.2hr^-1至0.5hr^-1。可使用常规的催化剂，但本发明并不限于此，例如催化剂包括在耐火载体，例如氧化铝和/或氧化硅上Co，MO和Ni中的一种或多种。

提质的焦油典型地具有<0.3wt％，例如≤0.2wt％的硫含量。提质的焦油的其他性能包括氢:碳摩尔比≥1.0，例如≥1.05，例如≥1.10，或≥1.055；S_BN≥185，例如≥190，或≥195；I_N≤105，例如≤100，例如≤95；50℃运动粘度典型地<1000cSt，例如≤900cSt，例如≤800cSt；15℃密度≤1.1g/cm³，例如≤1.09g/cm³，例如≤1.08g/cm³，或≤1.07g/cm³；闪点≥，或≤-35℃。一般地，与进料到再处理器的加氢处理焦油相比，再处理导致粘度，S_BN，I_N和密度中的一种或多种的显著改进。所需地，由于可在效应流体情况下进行再处理，因此可在没有效应流体氢化或裂化情况下，获得这些益处。提质的焦油可与一种或多种共混原料共混，例如生产润滑剂或燃料，例如运输燃料。合适的共混原料包括与TLP和/或加氢处理过的焦油共混而规定的那些。在表2中列出了由四种代表性SCT样品生产的提质焦油作为进料的选择性能。

表2

M：共混。

甚至在再处理之后，提质焦油的某些性能可能不符合ECA燃料或低硫燃料油(LSFO)的规格。在这种情况下，可能需要共混来满足这些规格。表3比较了具有选择性能的提质焦油(第二段产物)，和为了比较，芳族瓦斯油(THHAGO)的预期的规格。

表3.ECA/LSFO规格，适合于共混的精制物流的性能和再处理器产物的性能

性能	规格	THHAGO	第二段产物
				C(wt％)		86.6	90.6
H(wt％)		12.8	8.66
				N(wt％)		<0.10	<0.10
H/C			1.15
				S(wt％)	<0.1	0.0349	0.122
沉淀(wt％)	<0.1	-	<0.1
				KV50(cSt)		9.146	709.8
CCAI	<870		917
				Conradson碳(wt％)		<0.001	8.08
闪点(℃)	>60	162	154
				倾点(℃)	<30	12	-36

正如该表所示，通过共混提质焦油与重质芳族瓦斯油(THHAGO)(其性能也在表3中作为一种这样的物流列出)，可满足或者甚至超出预期的规格。它是具有比ECA数值低的加氢处理的重质AGO。通过共混本文描述的焦油提质工艺的产物，人们可增加其他炼油厂物流，例如THHAGO的价值。而且，由于原油-基物流，例如THHAGO典型地具有高的氢含量，因此在共混以制造LSFO/ECA燃料中，额外的加氢处理导致这种原油-基产物的密度和十六烷含量增加的几率。提质的焦油可用于这一共混物。

作为一个实例，制备含45wt％的THHAGO和55wt％提质焦油的共混物。下表4列出了这一实施例共混物的性能以及ISO8217RMG380的规格(ECA规格)。

表4.由55wt％第二段产物和45wt％的THHAGO制造的共混物的性能

性能	实施例共混物	ISO8217RMG380规格
			KV50(mm<sup>2</sup>/s)	42.40	<380.0
15℃下的密度(kg/m<sup>3</sup>)	978.9	<991.0
			CCAI	867.8	<870
硫(wt％)	0.0987	<0.10
			闪点	>130.0	>60
H2S(mg/kg)	<0.40	<2.00
			酸值(mg KOH/g)	0.05	<2.5
老化的全部沉淀(wt％)	0.01	<0.10
			MCR(wt％)	3.7	<18.00
倾点(℃)	-12	<30
			水(vol.％)	0.00	<0.50
灰分(wt％)	0.0230	<0.100
			钒(mg/kg)	<1	<350
钠(mg/kg)	3	<100
			铝+硅(mg/kg)	5	<60
钙(mg/kg)	<1	<30
			锌(mg/kg)	<1	<15
磷(mg/kg)	1	<15

该实施例的共混物是相容的，若沉淀含量(0.01wt％)远低于ECA规格(0.1wt％)的话。密度和CCAI二者，以及所有其他ECA规格得到满足或超出。

在本申请中的说明书拟阐述而不是限制本发明。本领域技术人员要意识到，在没有脱离本发明的情况下，在本发明中所使用的材料与方法的变化以及本文描述的本发明实施方案的变化是可能的。要理解，本发明的一些实施方案不可能显示出本发明的所有优点或实现本发明的每一目的。本发明的范围仅仅通过下述权利要求来定义。

Claims (24)

1.一种制备低硫液体烃产物的方法，该方法包括：

i)热浸泡焦油物流，获得包含反应性降低的焦油的第一工艺物流；

ii)共混第一工艺物流与效应流体以降低第一工艺物流的粘度并获得包含反应性降低的较低粘度焦油的第二工艺物流；

iii)从第二工艺物流中去除固体以提供含反应性降低的较低粘度焦油的第三工艺物流，其基本上不含尺寸大于25μm的固体；

iv)预处理第三工艺物流以进一步降低焦油的反应性并获得溴值(BN)低于12的第四工艺焦油物流；

v)氢化和脱硫第四工艺物流并回收全部液体产品(TLP)；

vi)蒸馏TLP并回收蒸馏产物的中间馏分和重质渣油馏分；

vii)使重质渣油馏分脱硫以获得硫含量小于或等于约0.3wt％的低硫产物。

2.权利要求1的方法，进一步包括循环一部分中间馏分作为在步骤ii)中所使用的至少一部分效应流体。

3.权利要求1或2的方法，进一步包括共混低硫产物与芳族瓦斯油。

4.权利要求1-3任何一项的方法，进一步包括生产含低硫产物的ECA物流。

5.权利要求1-4任何一项的方法，其中反应性降低的焦油的反应性为≤28BN。

6.权利要求1-5任何一项的方法，其中在200℃至300℃的温度范围内进行热浸泡步骤2分钟至30分钟的时间范围。

7.权利要求1-6任何一项的方法，其中固体去除步骤ii)包括离心。

8.权利要求1-7任何一项的方法，其中氢化和脱硫步骤v)增加在焦油的进料基础上1000SCF/B至2000SCF/B的分子氢并使焦油的硫含量降低80wt％至95wt％。

9.权利要求1-8任何一项的方法，其中重质渣油脱硫步骤vii)提供硫含量小于或等于0.1％的产物。

10.权利要求1-9任何一项的方法，进一步包括使步骤iii)的产物穿过保护反应器，该保护反应器在步骤iv)之前进一步去除反应性烯烃和残留固体。

11.权利要求1-10任何一项的方法，进一步包括循环一部分中间馏分作为在步骤ii)中使用的至少一部分效应流体，和其中在效应流体内包括70wt％至85wt％循环的中间馏分。

12.权利要求1-11任何一项的方法，其中在260℃至300℃的温度范围内和在2hr^-1至3hr^-1的进料重时空速度(WHSV)下，进行预处理步骤(iv)。

13.权利要求1-12任何一项的方法，其中在375℃至410℃的温度范围内和0.7hr^-1至1.0hr^-1的空间速度(WHSV，以进料为基础)范围下，进行氢化和脱硫步骤v)。

14.权利要求1-13任何一项的方法，其中在375℃至425℃的温度范围内和0.4hr^-1至0.7hr^-1的空间速度(WHSV，以进料为基础)范围下，进行脱硫步骤vii)。

15.权利要求1-14任何一项的方法，其中(A)在200℃至300℃的温度范围内进行热浸泡步骤2分钟至30分钟的时间范围，(B)第二工艺物流包括20wt％至50wt％的固体，和(C)在80℃至100℃的温度范围内和2000×g至6000×g的力量下进行离心。

16.权利要求1-15任何一项的方法，其中焦油物流的反应性为≥30BN。

17.权利要求1-16任何一项的方法，其中热浸泡实现反应性降低焦油的≤28BN的反应性，和第二工艺物流包括用量占第二工艺物流<10wt％的效应流体。

18.权利要求10的方法，其中在260℃至300℃的温度范围内和5hr^-1至7hr^-1的空间速度(WHSV，以进料为基础)范围下操作保护反应器。

19.权利要求13的方法，其中在填充有多种不同催化剂的反应器内进行氢化和脱硫步骤v)，其中布置所述多种不同的催化剂使得每种催化剂形成床且将各个床串联布置。

20.权利要求19的方法，其中步骤v)的至少一种催化剂含有Co、Ni或Mo中的一种或多种。

21.权利要求10的方法，其中保护反应器填充有多种不同催化剂，其中布置所述多种不同的催化剂使得每种催化剂形成床且将各个床串联布置。

22.权利要求21的方法，其中在保护反应器内的至少一种催化剂含有Co、Ni或Mo中的一种或多种。

23.权利要求14的方法，其中在填充有催化剂的反应器内进行脱硫步骤vii)，所述催化剂含有Co、Ni或Mo中的一种或多种。

24.通过权利要求1-23任何一项的方法获得的低硫液体产物。