R)的馈分）的情况下，所述方法有利地包括在加氨转化步骤a)之前的常压蒸馈 步骤，随后是减压蒸馈步骤。
[0030] 本发明的进料的加氨转化步骤a)通常使用液体姪馈分在常规沸腾床加氨转化条 件下进行。通常，在300°C至550°C，优选350°C至500°C的温度下，操作期间的绝对压力为2 至35MPa,优选5至25MPa,且优先地为6至20MPa。时空间速度（HSV)和氨气分压是重 要因素，其被选作所处理产品的特性及所需转化率的函数。优选地，服V为0.比-1至1化-1， 优先地0. 15tr哇5h人与进料混合的氨气量优选为50至5000标准立方米（Nm3)/立方 米(m3)液体进料，并优先地为100至2000NmVm3;高度优选地，其为200至1000NmVm3。
[0031] 在本发明的方法的步骤a)中使用的加氨转化催化剂有利地为尺寸为1mm量级的 粒状催化剂。催化剂通常为挤出物或珠粒的形式。通常，催化剂包含具有孔分布的载体，其 适合于处理进料，优选无定形并高度优选氧化侣；在某些情况下，二氧化娃-氧化侣载体也 是可设想的，和至少一种来自第VIII族的选自镶和钻，优选镶的金属，所述来自第VIII族 的元素优选地与至少一种来自第VIB族的选自钢和鹤的金属联合使用；优选地来自第VIB 族的金属是钢。
[0032] 优选地，加氨转化催化剂包含镶作为来自第VIII族的元素和钢作为来自第VIB族 的元素。镶含量有利地为0.5wt%至15wt% (W氧化镶（NiO)的重量表示)，优选1wt%至 10wt%，W及钢含量有利地为1wt%至40wt%(WS氧化钢（Mo〇3)的重量表示)，优选4wt% 至20wt%。所述催化剂还可W有利地包含磯，磯氧化物含量优选为小于20wt%，并优选小 于 10wt〇/〇。
[0033] 根据本发明的方法，优选W定期的时间间隔并优先W分批或半连续的方式，通过 优选从反应器底部取出，并通过在反应器顶部或底部引入新鲜的或再生的或恢复的催化 剂，可W部分地用新鲜催化剂替换废加氨转化催化剂。用新鲜催化剂替换废加氨转化催化 剂的比率有利地为0. 01千克/立方米至10千克/立方米经处理的进料，优选0. 3千克/ 立方米至3千克/立方米经处理的进料。使用有利地允许该加氨转化步骤的操作为连续的 装置进行该取出和替换。
[0034] 还可W有利地将从反应器取出的废催化剂送至再生区，在该再生区中除去其含有 的碳和硫，然后将再生的催化剂送至加氨转化步骤a)。还可W有利地在将废催化剂和恢复 的催化剂送至再生区（在该区域中除去其包含的碳和硫）之前，将从反应器取出的废催化剂 送至恢复区，在该恢复区中除去大部分的沉积金属，然后将再生的催化剂送回加氨转化步 骤a)。
[0035] 本发明方法的步骤a)有利地在如例如专利US-A-4 521 295或US-A-4 495 060或 US-A-4 457 831 或US-A-4 354 852 中，或在Aiche的文章"Secondgenerationebullated bedtechnology",S月，19-23,1995,HOUSTON,Texas,论文号 46d中描述的H-Oil? 方法的 条件下进行。
[0036]用于加氨转化步骤a)中的加氨转化催化剂可W有利地在W下条件下用于进行脱 金属和脱硫，该条件可用于得到具有降低的金属、康氏残炭和硫含量的液体进料和得到转 化为轻质产品，即转化为特别是汽油和瓦斯油燃料馈分的高转化率。
[0037] 步骤a)有利地在一个或多个=相加氨转化反应器中进行，优选一个或多个具有中 间淺析筒（intermediatedecanter化um)的立相加氨转化反应器。各个反应器有利地包 括循环累，W通过连续地再循环至少部分液体馈分，有利地从反应器顶部取出并再注入反 应器底部，W保持催化剂处于沸腾床方式。
[003引用于分离从步骤a)得到的流出物的步骤b) 在本发明方法的步骤b)中，从加氨转化步骤a)得到的流出物随后经过分离步骤，W得 到在低于300°C，优选低于350°C和优先低于375°C的温度下沸腾的轻质液体馈分，和在高 于300°C，优选高于350°C和优先高于375°C的温度下沸腾的重质液体馈分。该分离包括技 术人员已知的除常压和减压蒸馈W外的任何分离方法。优选地，该分离在一个或多个串联 的闪蒸槽（flash化um)内，并优先地通过两个连续闪蒸槽的级联进行。
[0039] 在分离步骤b)中，选择条件W使分馈点为300。优选350°C和优先地375。W得 到两种液体馈分，一种馈分称为轻质馈分并且一种馈分称为重质馈分。
[0040] 使用技术人员已知的任何分离方法，例如通过闪蒸槽W回收气态氨，该气态氨有 利地再循环至加氨转化步骤a),将直接在分离步骤b)的出口得到的轻质馈分随后有利地 从轻质气体和C1-C4)中分离，W得到在低于300°C的温度下沸腾的轻质液体馈分。所述 有利地从所述轻质气体中分离的并且在低于300°C，优选低于350°C和优先地低于375°C的 温度下沸腾的轻质液体馈分包含溶解的轻质气体（C5+)，在低于150°C的温度下沸腾的对 应于石脑油的馈分，在150°C至250°C沸腾的对应于煤油馈分的馈分和至少部分在250°C至 375C沸腾的瓦斯油馈分。将所述轻质液体馈分有利地送至分离步骤，优选至蒸馈塔W分离 其中的所述石脑油、煤油和瓦斯油馈分。
[0041] 在高于300°C，优选高于350°C和优先地高于375°C的温度下沸腾的重质液体馈分 含有至少部分在250°C至375°C沸腾的瓦斯油馈分，在375°C至540°C沸腾的称为减压馈分 油的馈分和在高于540°C的温度下沸腾的称为未转化减压渣油的馈分。因此重质液体馈 分包含至少部分中间馈分油和优选地至少部分在250°C至375°C的温度下沸腾的瓦斯油馈 分。
[0042] 在本发明的方法的变体中，重质液体馈分在被送至本发明的脱渐青步骤C)之前， 有利地经历蒸汽和/或氨气汽提步骤。该步骤可用于除去至少部分包含在重质液体馈分中 的减压馈分油馈分9 (VGO)。
[0043] 用于将从步骤b)得到的重质液体馈分选择性脱渐青步骤C) 根据本发明的方法，使至少部分从步骤b)得到的在高于300°C，优选高于350°C和优 先地高于375°C的温度下沸腾的重质液体馈分经历用于选择性脱渐青，W单步进行的步骤 C)。在一个变体中，对至少部分已经经过蒸汽和/或氨气汽提步骤的重质馈分进行所述步 骤C)。
[0044] 所述选择性脱渐青步骤C)包括在萃取介质中，使所述重质液体馈分与至少一种极 性溶剂和至少一种非极性溶剂的混合物接触。根据进料的性质和所需的渐青萃取度调节极 性和非极性溶剂的比例。
[0045] 在下文及上文中，表述"本发明的溶剂混合物"意在表示根据本发明的至少一种极 性溶剂和至少一种非极性溶剂的混合物。
[0046]用于选择性脱渐青步骤C)提供使被称作难裂化结构的所有或部分的分子结构保 持溶解在DAO油基质中的巨大进步。其提供了使重质树脂和渐青质的所有或部分的极性结 构保持溶解在DAO油基质中的巨大进步；该些是渐青相的主要成分。因此该选择性脱渐青 步骤C)可用于选择何种类型的极性结构保持溶解在DAO油基质中。因此，选择性脱渐青步 骤C)可用于从重质液体馈分中仅选择性地萃取部分来自重质液体馈分的该渐青，即精炼工 艺中最极性的结构和最难裂化的结构。
[0047] 使用本发明的方法萃取的渐青，对应于最终渐青（ultimateasphalt),基本上由 难裂化多环芳姪和/或杂原子的分子结构组成。通过W下关系将渐青产率与DAO油产率相 关联： 渐青产率=100 - [DAO油产率] 选择性脱渐青步骤C)可W在萃取塔中，优选在混合-沉降器中进行。该步骤通过单步 液/液萃取进行。
[0048] 步骤c)的液/液萃取在溶剂混合物的亚临界条件下，即在低于该溶剂混合物的 临界温度下进行。萃取温度有利地为50°C至350°C，优选90°C至320°C，更优选100°C至 310。更优选120°C至310°C和更优选150°C至310。并且压力有利地为0. 1至6MPa。
[0049] 本发明的溶剂混合物的体积(极性溶剂的体积+非极性溶剂的体积)与重质液体馈 分质量的比率通常为1/1至10/1，优选2/1至8/1，W升/千克表示。
[0化0] 用于步骤C)中的本发明的溶剂混合物是至少一种极性溶剂和至少一种非极性溶 剂的混合物。
[0051]所用的极性溶剂可W选自纯芳族或环烧-芳族溶剂，包含杂元素的极性溶剂或其 混合物。芳族溶剂有利地选自单独或W混合物形式使用的单芳姪，优选苯、甲苯或二甲苯； 二环芳姪或多环芳姪；芳族环烧姪，例如四氨化蒙或二氨化巧；杂芳姪(含氧、含氮、含硫） 或表现出比饱和姪更极性的任何其它类型的化合物，例如二甲亚讽（DMSO)、二甲基甲酯胺 (DMF)、