本申请是PCT国际申请日为2010年6月16日，PCT国际申请号为PCT/US2010/001736、中国国家申请号为201080027522.0的发明名称为《多级渣油加氢裂化》的申请的分案申请。技术领域本文中所公开实施方案总体上涉及用于将石油进料改质的方法。一方面，本文中所公开实施方案涉及用于将渣油加氢裂化和脱沥青的方法。另一方面，本文中所公开实施方案涉及用于将渣油改质的综合方法，所述综合方法包括多个加氢裂化级。
背景技术：
烃化合物可用于多种目的。具体地，烃化合物可用作，尤其是，燃料、溶剂、脱脂剂、清洁剂和聚合物前体。烃化合物最重要的来源是石油原油。将原油精炼为分离的烃化合物馏分是众所周知的处理技术。原油在其组成以及物理和化学性质方面范围宽广。重质原油的特征在于相对高的粘度、低API比重和高百分比的高沸点组分(即，具有高于510℃(950℉)的标准沸点)。精炼的汽油产品通常具有较高的平均分子基氢碳比。因此，通常将石油炼厂烃馏分的改质分类为两个种类中的一个：加氢和除碳。加氢通过如加氢裂化和加氢处理的工艺进行。除碳工艺典型地产生可能为液体或固体的排出的高碳物质流；例如，焦炭沉积物。加氢裂化工艺可以用于将典型地存在于原油中的较高沸点物质如渣油通过将它们转化为更有价值的较低沸点物质而改质。例如，可以将进料至加氢裂化反应器的渣油进料的至少一部分转化为加氢裂化反应产物。可以将未反应的渣油从加氢裂化工艺中回收，并且将其移除或者再循环至加氢裂化反应器中以便提高总渣油转化率。加氢裂化反应器中的渣油转化率可以依赖于多种因素，包括：进料组成；所使用的反应器的类型；反应苛刻度，包括温度和压力条件；反应器空速；以及催化剂类型和性能。具体地，反应苛刻度可以用于提高转化率。然而，当反应苛刻度提高时，在加氢裂化反应器内可能出现副反应，从而产生以焦炭前体、沉渣、其他沉积物的形式的多种副产物，以及形成次级液相的副产物。这种沉渣的过量形成能够妨碍后续处理，并且可能通过毒化、焦化或结垢使加氢裂化催化剂失活。加氢裂化催化剂的失活不仅能够显著地降低渣油转化率，而且需要昂贵催化剂的更频繁换出。二级液相的形成不仅使加氢裂化催化剂失活，而且限制最大转化率，由此导致更高的催化剂消耗量，这能够使催化剂失流化。这导致催化剂床内“热区”的形成，加剧了焦炭的形成，这使加氢裂化催化剂进一步失活。加氢裂化反应器内部的沉渣形成也是进料品质的强函数。例如，可能存在于进料至加氢裂化反应器系统的渣油中的沥青质在经历苛刻的操作条件时特别倾向于形成沉渣。因此，为了提高转化率将沥青质与渣油分离可能是所希望的。可用于将这种沥青质从重质烃残余物进料中分离的方法中的一种是溶剂脱沥青。例如，溶剂脱沥青典型地包括：将较轻的烃与包含沥青质的较重的烃基于它们对于溶剂的相对亲和力分离。轻溶剂如C3至C7烃可以用于溶解或悬浮较轻的烃，一般称为脱沥青油，使得沥青质沉淀。然后将两相分离并且将溶剂回收。关于溶剂脱沥青条件、溶剂和操作的其他信息可以获自美国专利号4,239,616、4,440,633、4,354,922、4,354,928和4,536,283。可以获得数种用于将溶剂脱沥青与加氢裂化结合以便从渣油移除沥青质的方法。一种这样的方法公开在美国专利号7,214,308和7,279,090中。这些专利公开了使残油进料在溶剂脱沥青系统中接触，以将沥青质与脱沥青油分离。然后将脱沥青油和沥青质各自在分别的加氢裂化反应器系统中反应。使用这样的方法可以实现中等的总渣油转化率(如美国专利号7,214,308中所述的约65％至70％)，因为将脱沥青油和沥青质两者分别加氢裂化。然而，如上所述，所公开的沥青质的加氢裂化处于高苛刻度/高转化率，并且可能存在特殊的挑战。例如，在高苛刻度下操作沥青质加氢裂化器以提高转化率可能也导致高比例的沉渣形成，以及高催化剂更换率。相反，在低苛刻度下操作沥青质加氢裂化器将抑制沉渣形成，但是沥青质的每道次转化率将较低。为了获得更高的总渣油转化率，这样的工艺典型地需要高再循环比例的未反应渣油返回至加氢裂化反应器的一个或多个中。这种高体积再循环可以显著地增加加氢裂化反应器和/或上游溶剂脱沥青系统的尺寸。因此，对于改善的渣油加氢裂化方法存在需要，所述方法实现高渣油转化率、减小加氢裂化反应器和/或溶剂脱沥青器的总设备尺寸并且需要较不频繁的加氢裂化催化剂换出。
技术实现要素：
一方面，本文中所公开的实施方案涉及用于将渣油改质的方法。所述方法可以包括：将渣油在第一反应级中加氢裂化以形成第一级流出物；将脱沥青油馏分在第二反应级中加氢裂化以形成第二级流出物；将所述第一级流出物和所述第二级流出物分馏以回收至少一种馏出物烃馏分和渣油烃馏分；将所述渣油烃馏分进料至溶剂脱沥青单元以提供沥青质馏分和脱沥青油馏分。另一方面，本文中所公开的实施方案涉及用于将渣油改质的方法。该方法可以包括：将氢和渣油烃进料至容纳有第一加氢裂化催化剂的第一反应器；使所述渣油在所述加氢裂化催化剂的存在下，在使所述渣油的至少一部分裂化的温度和压力条件下与氢接触；从所述第一反应器回收流出物；将氢和脱沥青油馏分进料至容纳有第二加氢裂化催化剂的第二反应器；使所述脱沥青油馏分在所述第二加氢裂化催化剂的存在下，在使所述脱沥青油的至少一部分裂化的温度和压力条件下与氢接触；从所述第二反应器回收流出物；将所述第一反应器流出物和所述第二反应器流出物分馏以形成至少一种馏出物烃馏分和至少一种渣油烃馏分；将所述至少一种渣油烃馏分进料至溶剂脱沥青单元，以提供沥青质馏分和所述脱沥青油馏分。从以下说明和后附权利要求其他方面和益处将是显而易见的。附图说明图1是根据本文中所公开的实施方案的加氢裂化和脱沥青方法的简化流程图。图2是根据本文中所公开实施方案的加氢裂化和脱沥青方法的简化流程图。图3是用于与根据本文中所公开实施方案的方法比较的用于将渣油改质的方法的简化流程图。图4是根据本文中所公开实施方案的加氢裂化和脱沥青方法的简化流程图。具体实施方式本文中所公开实施方案总体上涉及用于将石油进料改质的方法。一方面，本文中所公开实施方案涉及用于将渣油加氢裂化和脱沥青的方法。另一方面，本文中所公开实施方案涉及用于将渣油改质的综合方法，所述综合方法包括多个加氢裂化级。可用于本文中所公开实施方案中的残油烃(渣油)进料可以包括多种重质原油和精炼馏分。例如，渣油烃进料可以包括：新鲜的渣油烃进料、石油常压或真空残油、加氢裂化常压塔或真空塔底残油、直馏真空瓦斯油、加氢裂化真空瓦斯油、流体催化裂化(FCC)淤浆油或循环油、以及其他类似的烃流或它们的组合，它们中的每一种可以是直馏的、工艺衍生的、加氢裂化的、部分脱硫的和/或低金属的流。以上渣油进料可能包含多种杂质，包括沥青质、金属、有机硫、有机氮和康拉逊残碳(Conradsoncarbonresidue)(CCR)。渣油的初始沸点典型地高于约350℃。根据本文中所公开实施方案的用于将渣油烃进料转化为较轻的烃的方法包括最初将包括其中所含的任何沥青质的渣油进料加氢裂化。可以使包括沥青质的全部渣油进料在第一加氢裂化反应级中在加氢裂化催化剂上与氢反应，以将所述烃的至少一部分转化为较轻的分子，包括所述沥青质的至少一部分的转化。为了减轻沉渣形成，第一级加氢裂化反应可以在可避免高比例的沉渣形成和催化剂结垢的温度和压力(即，\中等苛刻度\的反应条件)下进行。在一些实施方案中，在第一反应级中的渣油转化率可以在约30重量％至约75重量％的范围内。之后可以将来自第一级的反应产物分离，以回收至少一种馏出物烃馏分和渣油馏分，所述渣油馏分包括未反应渣油进料、沥青质和得自渣油进料中所含沥青质的加氢裂化的任何渣油沸点范围产物。所回收的馏出物烃馏分可以包括，例如，常压馏出物，如标准沸腾温度小于约340℃的烃；以及真空馏出物，如具有约468℃至约579℃的标准沸腾温度的烃。之后可以将渣油馏分在溶剂脱沥青单元中分离，以回收脱沥青油馏分和沥青质馏分。溶剂脱沥青单元可以是，例如，如美国专利4,239,616、4,440,633、4,354,922、4,354,928、4,536,283和7,214,308中的一个或多个所述，所述美国专利中的每一个以不与本文中所公开实施方案相矛盾的范围通过援引结合在本文中。在溶剂脱沥青单元中，可以使用轻质烃溶剂选择性地溶解渣油馏分的所需组分并且排除沥青质。在一些实施方案中，轻质烃溶剂可以是C3至C7烃，并且可以包括丙烷、丁烷、异丁烷、戊烷、异戊烷、己烷、庚烷，以及它们的混合物。可以使脱沥青油馏分在第二加氢裂化反应级中在加氢裂化催化剂上与氢反应，以将所述烃的至少一部分转化为更轻的分子。之后可以将来自第二加氢裂化反应级的反应产物与来自第一加氢裂化反应级的反应产物一起分离，以回收在第一和第二加氢裂化反应级两者中产生的馏出物范围的烃。根据本文中所公开的实施方案的方法因此包括第一加氢裂化反应级下游的溶剂脱沥青单元，以供沥青质至更轻更有价值烃的转化之用。第一反应级中沥青质的加氢裂化对于总渣油转化率可以提供在一些实施方案中大于约60重量％，在其他实施方案中大于85重量％，并且在再其他实施方案中大于95重量％。另外，由于沥青质上游的至少一部分的转换，对于实施方案中所用溶剂脱沥青单元所需要的尺寸可以小于当最初处理全部渣油进料时所需的尺寸。在第一和第二反应级中使用的催化剂可以相同或不同。可用于第一和第二反应级中的合适的加氢处理和加氢裂化催化剂可以包括选自元素周期表的第4-12族的一种或多种元素。在一些实施方案中，根据本文中所公开实施方案的加氢处理和加氢裂化催化剂可以包括以下各项中的一种或多种，可以由以下各项的一种或多种组成，或者可以基本上由以下各项的一种或多种组成：未被负载或者负载在多孔基底如二氧化硅、氧化铝、二氧化钛或其组合上的镍、钴、钨、钼及其组合。当由制造商提供或者当得自再生工艺时，例如，加氢转化催化剂可以是金属氧化物的形式。如果必要或希望，可以在使用前或使用过程中将金属氧化物转化为金属硫化物。在一些实施方案中，可以将加氢裂化催化剂在引入至加氢裂化反应器之前预硫化和/或预处理。第一加氢处理或加氢裂化反应级可以包括一个或多个串联和/或并联的反应器。适合在第一加氢处理和加氢裂化反应级中使用的反应器可以包括任何类型的加氢裂化反应器。归因于第一反应级中沥青质的处理，沸腾床反应器和流化床反应器是优选的。在一些实施方案中，第一加氢催化反应级仅包括单一的沸腾床反应器。第二加氢裂化反应级可以包括一个或多个串联和/或并联的反应器。适合用于第二加氢裂化反应级的反应器可以包括任何类型的加氢裂化反应器，其中包括沸腾床反应器、流化床反应器和固定床反应器。沥青质可以在脱沥青油中仅以微小量存在，因此在第二反应级中可以使用多种反应器类型。例如，在将分别少于80wppm和10％的金属和脱沥青油馏分的康拉逊残碳进料至第二加氢裂化反应级的情况下，可以考虑固定床反应器。所需反应器的数量可以依赖于进料速率、总的目标渣油转化水平，以及在第一加氢裂化反应级中获得的转化水平。来自第一和第二反应级的流出物的分馏可以在分离、独立的分流系统中实现，或者更优选地，在置于两个加氢裂化反应级中间的共用分馏系统中实现。此外，预期的是可以将来自第二级的反应产物可以与来自第一级反应的反应产物一起或者互不相关地分离。在第一和第二反应级的每一个中的加氢裂化反应可以在约360℃至约480℃的范围内的温度下进行；在其他实施方案中在约400℃至约450℃范围内的温度下进行。在第一和第二反应级的每一个中的压力，在一些实施方案中可以在约70bara至约230bara的范围内；在其他实施方案中可以在约100至约180bara的范围内。加氢裂化反应还可以在一些实施方案中在约0.1hr-1至约3.0hr-1的范围内的液时空速(LHSV)下进行；在其他实施方案中在约0.2hr-1至约2hr-1的范围内的液时空速(LHSV)下进行。在一些实施方案中，第一反应级中的操作条件的苛刻度可以比第二反应级中的操作条件的苛刻度低，从而避免过大的催化剂更换率。因此，总的催化剂更换(即，对于组合的两个级)也降低。例如，第一反应级中的温度可以低于第二反应级中的温度。操作条件可以基于渣油进料选择，包括渣油进料中杂质的含量和在第一级中所需的移除杂质的水平等因素。在一些实施方案中，第一反应级中的渣油转化率可以在约30至约60重量％的范围内；在其他实施方案中在约45至约55重量％的范围内；并且在再其他实施方案中少于50重量％。除了将渣油加氢裂化以外，硫和金属的移除可以在约40％至约75％的范围内，并且康拉逊碳的移除可以约30％至约60％的范围内。在其他实施方案中，第一反应级中的操作温度和操作压力的至少一个可以高于在第二反应级中使用的操作温度和操作压力。虽然可以将第一反应级中的渣油转化率有目的地降低以防止催化剂结垢，由于沥青质在第一反应级中的转化和DAO在第二反应级中的转化，根据本文中所公开实施方案的方法的总渣油转化率可以大于80％。使用根据本文中所公开实施方案的工艺流程方案，可以获得至少80％、85％、90％以上的渣油转化率，这相对于仅使用两级加氢裂化系统所得的转化率是显著的提高。现在参看图1，示例了根据本文中所公开实施方案的用于将渣油改质的方法的简化流程图。为了简化本文中所公开实施方案的说明，没有显示泵、阀、热交换器和其他设备。可以将渣油和氢分别经由流线10和12进料到第一加氢裂化反应级14，所述第一加氢裂化反应级14容纳有加氢裂化催化剂，并且在足以将渣油的至少一部分转化为较轻的烃的温度和压力下运行。第一级反应器流出物可以经由流线16回收。如上所述，第一级流出物可以包含反应产物和未反应的渣油，所述未反应的渣油可以包含未反应的进料组分如沥青质，以及具有不同沸点的加氢裂化沥青质，所述不同沸点包括在渣油进料沸程内的那些沸点。可以将脱沥青油馏分和氢分别经由流线18和20进料至第二加氢裂化反应级22，所述第二加氢裂化反应级22容纳有加氢裂化催化剂，并且在将脱沥青油的至少一部分转化为较轻的烃的温度和压力下运行。第二级反应器流出物可以经由流线24回收。之后可以将流线16、24中的第一级流出物和第二级流出物进料至分离系统26。在分离系统26中，可以将第一和第二级流出物分馏以回收至少一种馏出物烃馏分和包含未反应渣油、沥青质和由沥青质的加氢裂化形成的类似沸程化合物的烃馏分。可以将馏出物烃馏分经由一个或多个流线28回收。可以将包含未反应渣油和沥青质的烃馏分可以经由流线30进料至溶剂脱沥青单元32以制备脱沥青油馏分和经由流线34回收的沥青质馏分。如上所述，可以将脱沥青油馏分经由流线18从溶剂脱沥青单元32回收，并且进料至第二加氢裂化反应级22。现在参看图2，示例了根据本文中所公开实施方案的用于将渣油方法的简化流程图，其中相同的数字代表相同的部件。如对于图1所述，可以将第一级反应器流出物和第二级反应器流出物经由流线16、24进料到分离系统26。在这个实施方案中，分离系统26可以包括用于分离流出物液体和蒸气的高压高温分离器40(HP/HT分离器)。可以将所分离的蒸气经由流线42回收，并且可以将所分离的液体经由流线44回收。之后可以将蒸气经由流线42引导至气体冷却、纯化和再循环压缩系统46。可以将含氢气体经由流线48从系统46回收，可以将其一部分再循环至反应器14、16。在冷却和纯化的过程中可以将冷凝的烃经由流线50回收，并且将其与所分离的液体在流线44中合并用于进一步处理。之后可以将所合并的液流52进料至常压蒸馏塔54，以将该流分离为包含沸点在常压馏出物范围内的烃的馏分和包含具有至少340℃的标准沸点的烃的第一塔底馏分。可以将常压馏出物经由流线56回收，并且可以将第一塔底馏分经由流线58回收。之后可以将第一塔底馏分进料至真空蒸馏系统60中，以将第一塔底馏分分离为包含沸点在真空馏出物范围内的烃的馏分和包含具有至少480℃的标准沸点的烃的第二塔底馏分。可以将真空馏出物经由流线62回收，并且可以将第二塔底馏分经由流线30回收并且在如上所述的溶剂脱沥青单元32中处理。有必要在将第二塔底馏分进料到溶剂脱沥青单元32之前降低第二塔底馏分的温度。可以将第二塔底馏分经由间接或直接热交换冷却。由于间接热交换系统经常发生真空塔残油的结垢，直接热交换可能是优选的，并且可以通过例如使第二塔底馏分与一部分第一塔底馏分和一部分净渣油进料中的至少一个接触而进行，如可以分别经由流线64和66进料。如图2中所示，本文中公开的方法可以包括独立的气体冷却、纯化和压缩系统46。在其他实施方案中，可以将经由流线42回收的蒸气馏分，或其至少一部分在将气体加工与其他加氢处理单元原位整合的共用气体冷却、纯化和压缩系统中处理。尽管没有示例，在一些实施方案中，可以将经由流线34回收的沥青质的至少一部分再循环至第一加氢裂化反应器级。改质或以另外的方式使用经由流线34回收的沥青质可以使用本领域技术人员已知的其他多种方法进行。例如，可以将沥青质与馏分如FCC淤浆油混合并且用作燃料油，或者单独处理或者与其他进料一起处理以延迟气化单元的焦化，或者造粒为沥青粒料。实施例下列实施例源自于模拟技术。尽管已经进行了工作，然而发明人并没有以过去时介绍这些实施例，以遵守实用性规则。在以下所示的实施例中，图3(比较例1)是用于将渣油改质的方法，设计用于制备稳定的低硫燃料油的独立LC-FlNING单元，其中反应器数据基于实际的工业设备性能数据。图4(实施例1)是根据本文中所公开实施方案的用于将渣油改质的方法。下列说明和比较数据，包括显示在表1中的关键反应参数，提供了独立工艺与根据本文中所公开实施方案的综合工艺之间的比较。比较例1图3中示例了用于将渣油改质的比较系统300，并且包括反应区302和分离系统304。例如，反应区302可以包括单一的裂化反应级，如具有三个串联反应器的LC-FINING反应系统。将渣油和氢分别经由流线306和308进料至用于渣油的裂化/改质的反应器区302。之后将来自反应器区302的流出物经由流线310进料至用于将反应器流出物分馏为所需馏分的分离系统304，所述所需馏分包括分别经由流线312和314回收的常压馏出物和真空馏出物，以及经由流线316回收的真空残留物。如图3中所示，分离系统304包括高压高温分离器320，气体冷却、纯化和压缩系统322，常压分馏塔324和真空分馏塔326。将新鲜或补充的氢经由流线330进料至气体冷却、纯化和压缩系统322，与未反应的氢以及在气体系统322中回收的其他轻质气体混合，并且经由流线308转送至反应器区302。渣油(经由流线306)至反应器区302的总进料速率为大约25000桶/流天(BPSD)。反应器区302在足以使大约62％的渣油反应的温度和压力下操作。经由流线310回收的反应器流出物的分离产生经由流线312回收的大约8250BPSD常压馏出物，经由流线314回收的7620BPSD真空馏出物，和经由流线316回收的10060BPSD真空馏出物。获得大约62％的总渣油转化率。实施例1用如类似于图2的图4中所示的流程模拟根据实施方案的用于将渣油改质的方法。同样地，用于图2的附图标记用于表示图4中的相同部分，并且对工艺流程的说明不在此重复。与图3相同，将新鲜/补充的氢经由流线12进料至气体冷却、纯化和压缩系统46。反应级14包括一个反应器，并且反应级22包括两个串联的反应器。渣油(经由流线10)至第一反应器级14的总进料速率为大约40000BPSD。第一反应器级14在足以使大约52％的渣油反应的温度和压力下运行。第二反应器级22在足以使大于85％的DAO进料反应的温度和压力下运行。分别经由流线16和24回收的第二级流出物的组合分离产生经由流线56回收的17825BPSD常压馏出物，经由流线62回收的17745BPSD真空馏出物，和经由流线34回收的22705BPSD真空馏出物。之后将真空馏出物在大约75％提升下运行的溶剂脱沥青单元32中处理，回收，并且将大约17030BPSD的DAO经由流线18进料至第二反应级22。达到大约84.3％的总渣油转化率如以上实施例所示，使用根据本文中所公开实施方案的方法(实施例1)与独立的LC-FINING单元(比较例1)相比，总残余物转化率可以增加大于22％到达84.3％。在表1中进一步比较实施例1和比较例1的结果。表1.比较例1实施例1实施例1级--12渣油转化率，975+体积％625285获得的加氢脱硫，重量％836080总进料容量，BPSD250004000017030LHSVl/hrX2.2X1.5X反应器的数量312反应器运行温度，℃YY+15Y+23化学氢消耗率，SCFHZ1.25Z0.82Z总反应器容积，m3A0.72A0.45A催化剂添加速率，lbs/BblB0.75B0.25B在实施例1和比较例1两者中，转化率、用于反应器的运行的反应器温度和反应器液时空速都受到燃料油的稳定性的限制，所述燃料油典型地必须具通过壳牌热过滤试验(ShellHotFiltrationTest)(即IP-375)测量的小于0.15重量％的沉淀物含量。用于实施例1的反应系统参数由得自直馏真空馏出物和DAO的中试装置试验的数据支持，所述DAO得自未转化加氢裂化真空馏出物。作为来自第一级反应器14的残留物转化减少的结果，与比较例1中的反应器相比，可以提高热操作苛刻度(即反应器温度和空速)，从而产生稳定的低硫燃料油并且没有显著地影响沉淀物形成。在与可以运行DAO转化级的更高热苛刻度结合的情况下，这使得能够将多60％的真空渣油进料，以高22％的转化率进行处理同时仅需要反应器容积增加18％。作为用实施例1的流程可获得的更高转化率的结果，基于新鲜真空渣油进料，常压和真空馏出物生产率从64体积％增加至89体积％。除了在第一反应级中减少的金属移除以及在SDA沥青(经由流34回收的沥青)中金属的消除以外，单位催化剂添加速率(即，lbs/桶的真空渣油进料)可以减少15％以上。类似地，作为在第一反应级中减少的CCR和沥青质的转化以及随后在SDA沥青中沥青质的排除的结果，轻瓦斯产生并且单位化学耗氢量比如果不结合SDA单元获得相同的转化率的情况下的耗氢量减少10至15％。如上所述，本文中所公开实施方案提供了重质烃至较轻的烃经由综合的加氢裂化和溶剂脱沥青方法的有效转化。一方面，根据本文中所公开实施方案的方法可以用于在加氢裂化过程中获得高的总进料转化率，如高于60％、85％或95％的转化率。另一方面，根据本文中所公开实施方案的方法可以提供减小的工艺设备所需的尺寸，所述工艺设备包括加氢裂化反应器和溶剂脱沥青单元中的至少一个。所获得的高转化率可以导致比现有技术方法为达到高的总转化率所需的相对再循环率小的相对再循环率。另外，与现有技术方法相比，在第一反应级将沥青质的至少一部分加氢裂化可以提供与溶剂脱沥青单元相关的降低的进料速率、溶剂使用等。再另一方面，根据本文中所公开实施方案的方法可以提供降低的催化剂结垢速率，从而延长催化剂循环次数和催化剂寿命。例如，可以选择第一反应区中的运行条件以最小化沉渣形成和催化剂结垢，否则当加氢裂化沥青质时可能发生所述沉渣形成和催化剂结垢。由于低的再循环需求、有效的催化剂利用和在溶剂脱沥青之前沥青质的部分转化，可以实现资本和运行成本的显著降低。在反应级之间沥青质的移除可以另外地使得与在反应器流出物回路中液体与蒸气的分离有关的设备中的沉渣沉积问题减少，所述设备包括分馏区中的设备。虽然本文公开内容包括有限数量的实施方案，但是受益于本公开内容的本领域技术人员将理解的是，可以设计不脱离本公开的范围其他实施方案。因此，该范围应当仅由后附权利要求限制。