生产原油产品的系统和方法

专利名称：生产原油产品的系统和方法
技术领域：
本发明一般地涉及处理原油原料的系统和方法，和涉及例如使用该系统和方法所生产的组合物。更具体地说，在这里描述的实施方案涉及将具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量的原油原料转化成原油产品的系统和方法，该原油产品(a)在25℃和0.101MPa下是液体混合物，和(b)具有与原油原料的相同性能相比已改进的一种或多种性能。
相关现有技术的描述具有一种或多种使得原油无法经济地运输或无法使用常规设备加工的不适合性能的原油通常称为“劣等原油”。
劣等原油常常含有较高水平的残渣。这类原油在运输和/或使用常规设备的加工方面往往是困难和昂贵的。高残渣原油可以在高温下处理以将原油转化成焦炭。或者，高残渣原油典型地在高温下用水处理以生产较低粘性的原油和/或原油混合物。在加工过程中，使用常规方法从较低粘性的原油和/或原油混合物中除去水分是困难的。
劣等原油可以包括贫氢烃。当加工贫氢烃时，一般需要添加调和量的氢，特别地如果产生了从裂解方法形成的不饱和片段。在加工过程中，需要典型地包括使用活性氢化催化剂的氢化操作来抑制不饱和片段形成焦炭。氢气需要花费成本去生产和/或需要花费成本运输至处理设备。
在劣等原油的加工过程中，在催化剂表面上快速地形成和/或沉积了焦炭。需要花费成本使已被焦炭污染的催化剂的催化活性再生。在再生过程中使用的高温也会削弱催化剂的活性和/或引起催化剂劣化。
劣等原油会包括对于原油原料的总酸值(“TAN”)作出贡献的酸性组分。具有较高TAN的劣等原油会在劣等原油的运输和/或加工过程中导致金属组件的腐蚀。酸性组分从劣等原油中的除去可以包括用各种碱对酸性组分进行化学中和。或者，耐腐蚀金属可以用于运输设备和/或加工设备。耐腐蚀金属的使用常常包括较大的花费，并且因此，在现有设备中使用耐腐蚀金属是不希望的。抑制腐蚀的另一种方法包括在劣等原油的运输和/或加工之前将缓蚀剂添加到劣等原油中。缓蚀剂的使用会负面地影响用于加工原油的设备和/或影响从原油生产的产品的质量。
劣等原油可以含有较高量的金属污染物，例如镍、钒和/或铁。在这类原油的加工过程中，金属污染物和/或金属污染物的化合物会沉积在催化剂的表面上或催化剂的空隙体积中。这样的沉积物会引起催化剂活性的衰减。
劣等原油常常包括有机键接的杂原子(例如，硫、氧和氮)。在一些情形下，有机键接的杂原子会对于催化剂有着不利影响。碱金属盐和/或碱土金属盐已经用于残渣脱硫方法中。这些方法往往导致差的脱硫效率、不溶于油的淤渣的产生、差的脱金属效率、基本上不可分离的盐-油混合物的形成、大量氢气的使用、和/或较高的氢气压力。
改进原油质量的一些方法包括将稀释剂添加到劣等原油中以降低会引起劣等性能的组分的重量百分比。然而，添加稀释剂一般会提高处理劣等原油的成本，这归因于稀释剂的成本和/或处置劣等原油的增大成本。稀释剂在劣等原油中的添加在一些情形下会降低此类原油的稳定性。
以下美国专利Gibson等人的3,136,714；Gleim等人的3,558,747；Pasternak等人的3,847,797；King等人的3,948,759；Fuku 等人的3,957,620；McCollum等人的3,960,706；McCollum等人的3,960,708；Baird，Jr.等人的4,119,528；Baird，Jr.等人的4,127,470；Fujimori等人的4,224,140；Heredy等人的4,437,980；Krasuk等人的4,591,426；Mazurek的4,665,261；Kretschmar等人的5,064,523；Kretschmar等人的5,166,118；Gatsis的5,288,681；Sudhakar等人的6,547,957；和以下美国专利申请公开Reynolds的20030000867和Rendina的20030149317，描述了用于处理原油的各种方法和系统。然而，在这些专利中描述的方法、系统和催化剂具有有限的应用性，因为存在许多如以上所述的技术问题。
总而言之，劣等原油一般具有不希望有的性能(例如，较高残渣、腐蚀设备的倾向、和/或在处理过程中倾向消耗较大量的氢气)。其它不希望有的性能包括较高量的不希望有的组分(例如，较高TAN、有机键接的杂原子、和/或金属污染物)。所述性能往往在常规的运输和/或处理设备中引起问题，其中包括增加的腐蚀、缩短的催化剂寿命、工艺堵塞、和/或在处理过程中氢气的增大使用。因此，对于将劣等原油转化成具有更希望的性能的原油产品所用的改进的系统、方法和/或催化剂仍然有着很大的经济和技术需求。
发明概述在这里描述的各项发明一般地涉及使原油原料与一种或多种催化剂接触以生产包括原油产品和在一些实施方案中还包括不可凝气体的总产品的系统和方法。在这里描述的发明也一般地涉及具有本文的各种组分的新型组合的组合物。该组合物能够通过使用这里所述的系统和方法来获得。
本发明提供一种制备原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下进行接触以生产原油产品，其中催化剂的一种或多种包括含有K3Fe10S14的催化剂。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，催化剂的至少一种包括一种或多种过渡金属硫化物，和原油原料具有由ASTM方法D5307测定的至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量；和控制接触条件，使得原油产品具有至多0.05克焦炭/克原油产品，该原油产品具有至少0.001克石脑油/克原油产品，和石脑油具有至少70的辛烷值。
本发明还提供一种制备原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，催化剂的至少一种包括一种或多种过渡金属硫化物，和原油原料具有由ASTM方法D5307测定的至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量；和控制接触条件，使得原油产品包括煤油，该煤油具有由ASTM方法D5186测定的至少0.2克芳族烃/克煤油，该煤油具有由ASTM方法D2386测定的在至多-30℃的温度下的凝固点，和该原油产品具有至多0.05克焦炭/克原油产品。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，催化剂的至少一种包括一种或多种过渡金属硫化物，和原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量；和控制接触条件，使得该原油产品具有至多0.05克焦炭/克原油产品，其中由ASTM方法D6730测定，在该原油产品中原子氢与原子碳的重量比(H/C)为至多1.75。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，催化剂的至少一种包括一种或多种过渡金属硫化物，和原油原料具有由ASTM方法D5307测定的至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，和在原油原料中原子氢与原子碳的重量比(H/C)是至少1.5；和控制接触条件，使得该原油产品具有原油原料的原子H/C比率的80-120％的原子H/C比率，该原油产品具有由ASTM方法D5307测定的原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量，该原油产品具有至少0.001克石脑油/克原油产品，和该石脑油具有至少70的辛烷值。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，催化剂的至少一种包括一种或多种过渡金属硫化物，和原油原料具有由ASTM方法D5307测定的至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量；和控制接触条件，使得对于每克原油产品，该原油产品具有至少0.001克的石脑油，该石脑油具有至少70的辛烷值；至少0.001克的煤油，该煤油包括芳族烃，该煤油具有至少0.2克芳族烃/克煤油，由ASTM方法D5186测定，和该煤油具有由ASTM方法D2386测定的在至多-30℃的温度下的凝固点；至少0.001克的真空瓦斯油(VGO)，该VGO具有至少0.3克芳族烃/克VGO，由IP方法368/90测定；和至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在包括过渡金属硫化物催化剂的一种或多种催化剂存在下进行接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该过渡金属硫化物催化剂具有总共至少0.4克的一种或多种过渡金属硫化物/克总过渡金属硫化物催化剂，该原油原料具有由ASTM方法D5307测定的至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量；和控制接触条件，使得该原油产品具有至多0.05克焦炭/克原油产品，和该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量，由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在包括过渡金属硫化物催化剂的一种或多种催化剂存在下进行接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该过渡金属硫化物催化剂具有总共至少0.4克的一种或多种过渡金属硫化物/克过渡金属硫化物催化剂，该原油原料具有至少0.001克氮/克原油原料的氮含量，和该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量；和控制接触条件，使得该原油产品具有原油原料氮含量的至多90％的氮含量，和该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量，其中氮含量由ASTM方法D5762测定和残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在包括过渡金属硫化物催化剂的一种或多种催化剂存在下进行接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该过渡金属硫化物催化剂具有总共至少0.4克的一种或多种过渡金属硫化物/克总过渡金属硫化物催化剂，该原油原料具有至少0.0001克(Ni/V/Fe)/克原油原料的总Ni/V/Fe含量，和该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量；和控制接触条件，使得该原油产品具有至多0.05克焦炭/克原油产品，该原油产品具有原油原料Ni/V/Fe含量的至多90％的总Ni/V/Fe含量，该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量，和其中Ni/V/Fe含量由ASTM方法D5863测定和残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在包括过渡金属硫化物催化剂的一种或多种催化剂存在下进行接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该过渡金属硫化物催化剂具有总共至少0.4克的一种或多种过渡金属硫化物/克总过渡金属硫化物催化剂，该原油原料具有至少0.001克硫/克原油原料的硫含量，和该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量；和控制接触条件，使得该原油产品具有原油原料硫含量的至多70％的硫含量，和该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量，其中硫含量由ASTM方法D4294测定和残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产过渡金属硫化物催化剂组合物的方法，包括使过渡金属氧化物和金属盐混合以形成过渡金属氧化物/金属盐混合物；使该过渡金属氧化物/金属盐混合物和氢反应以形成中间体；和使该中间体与硫在一种或多种烃存在下反应以生产过渡金属硫化物催化剂。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在包括过渡金属硫化物催化剂的一种或多种催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该过渡金属硫化物催化剂包括过渡金属硫化物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，由ASTM方法D5307测定；控制接触条件，使得该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量；和其中该过渡金属硫化物催化剂可通过以下方法获得使过渡金属氧化物和金属盐混合以形成过渡金属氧化物/金属盐混合物；使该过渡金属氧化物/金属盐混合物和氢反应以形成中间体；和使该中间体与硫在一种或多种烃存在下反应以生产过渡金属硫化物催化剂。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，和该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料，由ASTM方法D5307测定；生产该总产品的至少一部分为蒸气；在25℃和0.101MPa下将该蒸气的至少一部分冷凝；和形成该原油产品，其中对于每克原油产品，该原油产品具有至少0.001克的石脑油，该石脑油具有至少70的辛烷值；至少0.001克的VGO，该VGO具有至少0.3克芳族烃/克VGO，由IP方法368/90测定；和至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，由ASTM方法D5307测定，该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，和对于每克原油产品，该原油产品具有至少0.001克的石脑油，该石脑油具有至少0.001克单环芳族化合物/克石脑油，由ASTM方法D6730测定；至少0.001克的馏出物；和至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，由ASTM方法D5307测定，该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，和对于每克原油产品，该原油产品具有至少0.001克的柴油，和该柴油具有至少0.3克芳族烃/克柴油，由IP方法368/90测定；至少0.001克的VGO，和该VGO具有至少0.3克芳族烃/克VGO，由IP方法368/90测定；和至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，由ASTM方法D5307测定，和该原油原料具有至多0.1克单环芳族烃/克原油原料的单环芳族烃含量；和控制接触条件，使得在接触过程中，根据质量平衡测定，对于每克原油原料形成了至多0.2克的在25℃和0.101MPa下不可凝的烃，和使得原油产品具有比原油原料的单环芳族烃含量高至少5％的单环芳族烃含量，其中单环芳族烃含量由ASTM方法D6730测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，由ASTM方法D5307测定，和该原油原料具有烯烃含量，以克烯烃/克原油原料表示；和控制接触条件，使得该原油产品具有比原油原料的烯烃含量高至少5％的烯烃含量，其中烯烃含量由ASTM方法D6730测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，和该无机盐催化剂在50℃和500℃之间的温度范围中显示出逸出气体的逸出气体拐点(emitted gasinflection)，由产物瞬时分析法(TAP)测定；和控制接触条件，使得该原油产品所具有的残渣含量(以克残渣/克原油产品表达)相当于原油原料的残渣含量的至多30％，其中残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，该无机盐催化剂包括至少两种无机金属盐，和该无机盐催化剂在一定的温度范围中显示出逸出气体的逸出气体拐点，由产物瞬时分析法(TAP)测定，其中该逸出气体拐点温度范围在(a)两种无机金属盐中的至少一种的DSC温度和(b)该无机盐催化剂的DSC温度之间；和控制接触条件，使得该原油产品所具有的残渣含量(以克残渣/克原油产品表达)相当于原油原料的残渣含量的至多30％，其中残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，由ASTM方法D5307测定，并且该无机盐催化剂在50℃和500℃之间的温度范围中显示出逸出气体的逸出气体拐点，由产物瞬时分析法(TAP)测定；和生产该原油产品，使得所生产的原油产品的体积比原油原料的体积高至少5％，其中所述体积在25℃和0.101MPa下测量。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，和该无机盐催化剂在50℃和500℃之间的温度范围中显示出逸出气体的逸出气体拐点，由产物瞬时分析法(TAP)测定；和控制接触条件，使得在接触过程中由质量平衡测定，对于每克原油原料形成了至多0.2克的在25℃和0.101MPa下不可凝的烃。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，和该无机盐催化剂具有在200℃和500℃之间的温度范围中的热转变，在10℃/分钟的速率下由差示扫描量热法(DSC)测定；和控制接触条件，使得该原油产品所具有的残渣含量(以克残渣/克原油产品表达)相当于原油原料的残渣含量的至多30％，其中残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，和该无机盐催化剂在300℃至500℃范围内的温度下所具有的离子电导率至少是该无机盐催化剂的至少一种无机盐的离子电导率；和控制接触条件，使得该原油产品所具有的残渣含量(以克残渣/克原油产品表达)相当于原油原料的残渣含量的至多30％，其中残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，该无机盐催化剂包括碱金属盐，其中至少一种碱金属盐是碱金属碳酸盐，和该碱金属具有至少11的原子序数，和具有至少11的原子序数的碱金属与具有大于11的原子序数的碱金属的至少一个原子比是在0.1-10范围内；和控制接触条件，使得该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量，其中残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产总产品，其中该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，该无机盐催化剂包括碱金属盐，其中至少一种碱金属盐是碱金属氢氧化物，和该碱金属具有至少11的原子序数，和具有至少11的原子序数的碱金属与具有大于11的原子序数的碱金属的至少一个原子比是在0.1-10范围内；生产该总产品的至少一部分为蒸气；在25℃和0.101MPa下将该蒸气的至少一部分冷凝；和形成原油产品，其中该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产总产品，其中该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，该无机盐催化剂包括碱金属盐，其中至少一种碱金属盐是碱金属氢化物，和该碱金属具有至少11的原子序数，和具有至少11的原子序数的碱金属与具有大于11的原子序数的碱金属的至少一个原子比是在0.1-10范围内；生产该总产品的至少一部分为蒸气；在25℃和0.101MPa下将该蒸气的至少一部分冷凝；和形成原油产品，其中该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，该无机盐催化剂包括一种或多种碱金属盐、一种或多种碱土金属盐、或它们的混合物，其中该碱金属盐中的一种是碱金属碳酸盐，其中该碱金属具有至少11的原子序数；和控制接触条件，使得该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量，其中残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，该无机盐催化剂包括一种或多种碱金属氢氧化物、一种或多种碱土金属盐、或它们的混合物，其中该碱金属具有至少11的原子序数；和控制接触条件，使得该原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％的残渣含量，其中残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，该无机盐催化剂包括一种或多种碱金属氢化物、一种或多种碱土金属盐、或它们的混合物，其中该碱金属具有至少11的原子序数；和控制接触条件，使得该原油产品所具有的残渣含量(以克残渣/克原油产品表达)相当于原油原料的残渣含量的至多30％，其中残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种生产氢气的方法，包括使原油原料与一种或多种烃在无机盐催化剂和水存在下接触，该烃具有1-6范围内的碳数，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，和该无机盐催化剂在50℃和500℃之间的温度范围中显示出逸出气体的逸出气体拐点，由产物瞬时分析法(TAP)测定；和产生氢气。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括使第一原油原料与无机盐催化剂在蒸汽存在下接触以产生气体物流，该气体物流包括氢气，其中该第一原油原料具有至少0.2克残渣/克第一原油原料的残渣含量，由ASTM方法D5307测定，和该无机盐催化剂在50℃和500℃之间的温度范围中显示出逸出气体的逸出气体拐点，由产物瞬时分析法(TAP)测定；使第二原油原料与第二催化剂在所产生的气体物流的至少一部分存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物；和控制接触条件，使得该原油产品的一种或多种性能相对于该第二原油原料的相应一种或多种性能改变了至少10％。
本发明还提供一种产生气体物流的方法，包括使原油原料与无机盐催化剂在蒸汽存在下接触，其中该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量，由ASTM方法D5307测定；和产生气体物流，该气体物流包括氢气、一氧化碳和二氧化碳，和其中一氧化碳与二氧化碳的摩尔比是至少0.3。
本发明还提供一种生产原油产品的方法，包括调理无机盐催化剂；使原油原料与氢源在调理的无机盐催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量；和控制接触条件，使得该原油产品所具有的残渣含量(以克残渣/克原油产品表达)相当于原油原料的残渣含量的至多30％，其中残渣含量由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种原油组合物，它包括在0.101MPa下具有在30℃和538℃(1,000)之间的沸程分布的烃，该烃包括异链烷烃和正链烷烃且异链烷烃与正链烷烃的重量比为至多1.4，由ASTM方法D6730测定。
本发明还提供一种原油组合物，对于每克组合物，它具有至少0.001克的在0.101MPa下具有至多204℃(400)的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在204℃和300℃之间的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在300℃和400℃之间的沸程分布的烃，和至少0.001克的在0.101MPa下具有在400℃和538℃(1,000)之间的沸程分布的烃，和其中具有至多204℃的沸程分布的烃包括异链烷烃和正链烷烃且异链烷烃与正链烷烃的重量比为至多1.4，由ASTM方法D6730测定。
本发明还提供一种原油组合物，对于每克组合物，它具有至少0.001克的石脑油，该石脑油具有至少70的辛烷值，和该石脑油具有至多0.15克烯烃/克石脑油，由ASTM方法D6730测定；至少0.001克的煤油，该煤油具有至少0.2克芳族烃/克煤油，由ASTMD5186测定，和该煤油具有在至多-30℃的温度下的凝固点，由ASTM方法D2386测定；和至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种原油组合物，对于每克组合物，它具有至多0.15克的在25℃和0.101MPa下不可凝的烃气，该不可凝的烃气具有至多0.3克的碳数为1到3(C1到C3)的烃/克不可凝烃气；至少0.001克的石脑油，该石脑油具有至少70的辛烷值；至少0.001克的煤油，该煤油具有在至多-30℃的温度下的凝固点，由ASTM方法D2386测定，和该煤油具有至少0.2克芳族烃/克煤油，由ASTM方法D5186测定；和至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定。
本发明还提供一种原油组合物，对于每克组合物，它具有至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定；至少0.001克的在0.101MPa下具有至多204℃(400)的沸程分布的烃；至少0.001克的在0.101MPa下具有在204℃和300℃之间的沸程分布的烃；至少0.001克的在0.101MPa下具有在300℃和400℃之间的沸程分布的烃；至少0.001克的在0.101MPa下具有在400℃和538℃(1,000)之间的沸程分布的烃；和其中具有在20℃和204℃之间的沸程分布的烃包括具有末端双键的烯烃和具有内双键的烯烃且具有末端双键的烯烃与具有内双键的烯烃的摩尔比为至少0.4，由ASTM方法D6730测定。
本发明还提供一种原油组合物，对于每克组合物，它具有至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定；和至少0.001克的具有在20℃和538℃(1,000)之间的沸程分布的烃的混合物，由ASTM方法D5307测定，和对于每克烃混合物，该烃混合物具有至少0.001克的链烷烃，由ASTM方法D6730测定；至少0.001克的烯烃，由ASTM方法D6730测定，和该烯烃具有至少0.001克末端烯烃/克烯烃，由ASTM方法D6730测定；至少0.001克的石脑油；至少0.001克的煤油，该煤油具有至少0.2克芳族烃/克煤油，由ASTM方法D5186测定；至少0.001克的柴油，该柴油具有至少0.3克芳族烃/克柴油，由IP方法368/90测定；和至少0.001克的真空瓦斯油(VGO)，该VGO具有至少0.3克芳族烃/克VGO，由IP方法368/90测定。
本发明还提供一种原油组合物，对于每克组合物，它具有至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定；至少0.001克的在0.101MPa下具有至多204℃(400)的沸程分布的烃；至少0.001克的在0.101MPa下具有在204℃和300℃之间的沸程分布的烃；至少0.001克的在0.101MPa下具有在300℃和400℃之间的沸程分布的烃；和至少0.001克的在0.101MPa下具有在400℃和538℃(1,000)之间的沸程分布的烃，由ASTM方法D2887测定；和其中对于每克具有至多204℃的沸程分布的烃，该具有至多204℃的沸程分布的烃具有至少0.001克的烯烃，由ASTM方法D6730测定；和至少0.001克的链烷烃，该链烷烃包括异链烷烃和正链烷烃且异链烷烃与正链烷烃的重量比为至多1.4，由ASTM方法D6730测定。
本发明还提供一种原油组合物，对于每克组合物，它具有至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定；和至少0.001克的在0.101MPa下具有至多204℃(400)的沸程分布的烃；至少0.001克的在0.101MPa下具有在204℃和300℃之间的沸程分布的烃；至少0.001克的在0.101MPa下具有在300℃和400℃之间的沸程分布的烃；和至少0.001克的在0.101MPa下具有在400℃和538℃(1,000)之间的沸程分布的烃，由ASTM方法D2887测定；和其中具有在-10℃和204℃之间的沸程分布的烃包括碳数为4(C4)的化合物，该C4化合物具有至少0.001克丁二烯/克C4化合物。
本发明还提供一种原油组合物，对于每克组合物，它具有至多0.05克的残渣；至少0.001克的在0.101MPa下具有至多204℃(400)的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在204℃和300℃之间的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在300℃和400℃之间的沸程分布的烃，和至少0.001克的在0.101MPa下具有在400℃和538℃之间的沸程分布的烃；和大于0克，但低于0.01克的一种或多种催化剂，其中该催化剂具有至少一种或多种碱金属。
在一些实施方案中，与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合，本发明还提供一种如下的原油原料(a)没有在炼油厂中处理、蒸镏、和/或分馏；(b)包括具有4以上的碳数的组分，和该原油原料具有至少0.5克此类组分/克原油原料；(c)包括烃，所述烃的一部分具有在0.101MPa下低于100℃的沸程分布，在0.101MPa下在100℃-200℃之间的沸程分布，在0.101MPa下在200℃-300℃之间的沸程分布，在0.101MPa下在300℃-400℃之间的沸程分布，和在0.101MPa下在400℃-700℃之间的沸程分布；(d)对于每克原油原料，具有至少0.001克的在0.101MPa下具有低于100℃的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在100℃和200℃之间的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在200℃和300℃之间的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在300℃和400℃之间的沸程分布的烃，和至少0.001克的在0.101MPa下具有在400℃和700℃之间的沸程分布的烃；(e)具有TAN；(f)具有0.2-0.99克，0.3-0.8克，或0.4-0.7克残渣/克原油原料；(g)包括镍、钒、铁、或它们的混合物；(h)包括硫；和/或(i)含氮的烃。
在一些实施方案中，本发明还提供一种与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的如下的氢源(a)是气态的；(b)包括分子氢；(c)包括轻质烃；(d)包括甲烷、乙烷、丙烷、或它们的混合物；(e)包括水；和/或(f)它们的混合物。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的一种方法，该方法包括调理无机盐催化剂，其中调理该无机催化剂包括(a)加热该无机盐催化剂到至少300℃的温度；和/或(b)加热该无机盐催化剂到至少300℃的温度和将该无机盐催化剂冷却到至多500℃的温度。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的一种方法，该方法包括使原油原料与一种或多种催化剂接触和控制接触条件(a)使得在接触过程中由质量平衡法测定，对于每克原油原料形成了至多0.2克，至多0.15克，至多0.1克，或至多0.05克的在25℃和0.101MPa下不可凝的烃；(b)使得接触温度是在250-750℃或在260-550℃范围内；(c)压力是在0.1-20MPa范围内；(d)使得气态氢源与原油原料的比率是在1-16100或5-320标准立方米的氢源/立方米的原油原料范围内；(e)抑制焦炭形成；(f)抑制在接触过程中在总产品或在原油原料中焦炭的形成；(g)使得原油产品也具有至多0.05克，至多0.03克，至多0.01克，或至多0.003克焦炭/克原油产品；(h)使得无机盐催化剂的至少一部分在该接触条件下是半液体或液体；(i)使得原油产品具有原油原料TAN的至多90％的TAN；(j)使得原油产品具有原油原料Ni/V/Fe含量的至多90％，至多50％，或至多10％的总Ni/V/Fe含量；(k)使得原油产品具有原油原料硫含量的至多90％，至多60％，或至多30％的硫含量；(1)使得原油产品具有原油原料氮含量的至多90％，至多70％，至多50％，或至多10％的氮含量；(m)使得原油产品具有原油原料残渣含量的至多30％，至多10％，或至多5％的残渣含量；(n)使得氨与原油产品共同生产出；(o)使得原油产品包括甲醇，和该方法进一步包括从原油产品中回收甲醇；将回收的甲醇与附加的原油原料混合以形成附加的原油原料/甲醇混合物；和加热该附加的原油原料/甲醇混合物以使该附加原油原料的TAN降低至低于1；(p)使得原油产品的一种或多种性能相对于原油原料的相应一种或多种性能改变了至多90％；(q)使得在接触区中催化剂的量是1-60克的总催化剂/100克的原油原料；和/或(r)使得在接触之前或接触过程中将氢源加入到原油原料中。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的接触条件，它们包括(a)将无机盐催化剂与原油原料在低于500℃的温度下混合，其中无机盐催化剂基本上不溶于原油原料；(b)将无机催化剂搅拌在原油原料中；和/或(c)使原油原料与无机盐催化剂在水和/或蒸汽存在下接触以生产出包括在STP下为液体混合物的原油产品的总产品。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的一种方法，该方法包括使原油原料与无机盐催化剂接触和其进一步包括(a)在接触之前或接触过程中为接触区提供蒸汽；(b)在使原油原料与无机盐催化剂和氢源接触之前形成原油原料与水的乳液；(c)将原油原料喷射到接触区中；和/或(d)使蒸汽与无机盐催化剂接触以从无机盐催化剂的表面上至少部分地除去焦炭。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的一种方法，该方法包括使原油原料与无机盐催化剂接触以生产总产品，其中总产品的至少一部分是作为蒸气生产的，和该方法进一步包括将蒸气的至少一部分在25℃和0.101MPa下冷凝以形成原油产品，控制该接触条件，使得(a)该原油产品进一步包括具有所选择的沸程分布的组分；和/或(b)该原油产品包括具有所选择的API比重的组分。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的一种方法，该方法包括使原油原料与一种或多种催化剂接触和该一种或多种催化剂是非酸性的。
在一些实施方案中，本发明还提供一种与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的K3Fe10S14催化剂或过渡金属硫化物催化剂，所述催化剂(a)具有总共至少0.4克，至少0.6克，或至少0.8克的至少一种过渡金属硫化物/克K3Fe10S14催化剂或过渡金属硫化物催化剂；(b)具有在0.2-20范围内的K3Fe10S14催化剂或过渡金属硫化物催化剂中的过渡金属与硫的原子比；(c)进一步包括一种或多种碱金属、一种或多种碱金属的一种或多种化合物、或它们的混合物；(d)进一步包括一种或多种碱土金属、一种或多种碱土金属的一种或多种化合物、或它们的混合物；(e)进一步包括一种或多种碱金属、一种或多种碱金属的一种或多种化合物、或它们的混合物，其中在K3Fe10S14催化剂或过渡金属硫化物催化剂中过渡金属与硫的原子比在0.5-2.5范围内以及碱金属与过渡金属的原子比在从大于0到1的范围内；(f)进一步包括一种或多种碱土金属、一种或多种碱土金属的一种或多种化合物、或它们的混合物，在K3Fe10S14催化剂或过渡金属硫化物催化剂中过渡金属与硫的原子比在0.5-2.5范围内；和碱土金属与过渡金属的原子比在从大于0到1的范围内；(g)进一步包括锌；(h)进一步包括KFe2S3；(i)进一步包括KFeS2；和/或(j)是非酸性的。
在一些实施方案中，与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合，本发明还提供了就地形成K3Fe10S14催化剂的方法。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的一种或多种过渡金属硫化物，所述过渡金属硫化物或其中(a)包括元素周期表的6-10列的一种或多种过渡金属、6-10列的一种或多种过渡金属的一种或多种化合物、或它们的混合物；(b)包括一种或多种铁硫化物；(c)包括FeS；(d)包括FeS2；(e)包括铁硫化物的混合物，其中铁硫化物由通式Fe(1-b)S表示，其中b在从大于0到0.17的范围内；(f)在与原油原料接触之后进一步包括K3Fe10S14；(g)该一种或多种过渡金属硫化物的至少一种过渡金属是铁；和/或(h)沉积在载体上，并且该过渡金属硫化物催化剂具有至多0.25克的总载体/100克的催化剂。
在一些实施方案中，与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合，本发明还提供一种形成过渡金属硫化物催化剂组合物的方法，该方法包括使过渡金属氧化物和金属盐混合以形成过渡金属氧化物/金属盐混合物；使该过渡金属氧化物/金属盐混合物与氢反应以形成中间体；和使该中间体与硫在一种或多种烃存在下反应以生产过渡金属硫化物催化剂(a)该金属盐包括碱金属碳酸盐；(b)当中间体与硫反应时，该方法进一步包括将中间体分散在一种或多种液体烃中；(c)其中该烃的一种或多种具有至少100℃的沸点；(d)其中该烃的一种或多种是VGO、二甲苯、或它们的混合物；(e)其中混合过渡金属氧化物和金属盐的过程包括在去离子水存在下混合该过渡金属氧化物和金属盐以形成湿糊料；在150-250℃范围内的温度下干燥该湿糊料；和在300-600℃范围内的温度下煅烧该干燥的糊料；(f)其中中间体与硫的反应包括在该烃的至少一种存在下加热该中间体到240-350℃范围内的温度；和/或(g)该方法进一步包括使该催化剂组合物与包含硫和氢源的原油原料接触。
在一些实施方案中，与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合，本发明还提供一种无机盐催化剂，它包括(a)一种或多种碱金属碳酸盐、一种或多种碱土金属碳酸盐、或它们的混合物；(b)一种或多种碱金属氢氧化物、一种或多种碱土金属氢氧化物、或它们的混合物；(c)一种或多种碱金属氢化物、一种或多种碱土金属氢化物、或它们的混合物；(d)一种或多种碱金属的一种或多种硫化物、一种或多种碱土金属的一种或多种硫化物、或它们的混合物；(e)一种或多种碱金属的一种或多种氨化物(amide)、一种或多种碱土金属的一种或多种氨化物、或它们的混合物；(f)元素周期表的6-10列的一种或多种金属，元素周期表的6-10列的一种或多种金属的一种或多种化合物、或它们的混合物；(g)一种或多种无机金属盐，和其中该无机金属盐的至少一种在催化剂的使用过程中产生氢化物；(h)钠、钾、铷、铯、或它们的混合物；(i)钙和/或镁；(j)钠盐和钾盐的混合物，且该钾盐包括碳酸钾、氢氧化钾、氢化钾、或它们的混合物，和该钠盐包括碳酸钠、氢氧化钠、氢化钠、或它们的混合物；和/或(k)它们的混合物。
在一些实施方案中，与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合，本发明还提供一种包括碱金属的无机盐催化剂，其中(a)具有至少11的原子序数的碱金属与具有大于11的原子序数的碱金属的原子比在0.1-4范围内；(b)碱金属的至少两种是钠和钾且钠与钾的原子比是在0.1-4范围内；(c)碱金属的至少三种是钠、钾和铷，而且钠与钾、钠与铷、和钾与铷的原子比的每一个在0.1-5范围内；(d)碱金属的至少三种是钠、钾和铯，且钠与钾、钠与铯、和钾与铯的原子比的每一个在0.1-5范围内；(e)碱金属的至少三种是钾、铯、铷，且钾与铯、钾与铷、和铯与铷的原子比的每一个在0.1-5范围内。
在一些实施方案中，与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合，本发明还提供一种包括载体材料的无机盐催化剂，和(a)该载体材料包括氧化锆，氧化钙，氧化镁，二氧化钛，水滑石，氧化铝，氧化锗，氧化铁，氧化镍，氧化锌，一氧化镉，氧化锑，或它们的混合物；和/或(b)在载体材料中引入的是元素周期表的6-10列的一种或多种金属，元素周期表的6-10列的一种或多种金属的一种或多种化合物；一种或多种碱金属碳酸盐，一种或多种碱金属氢氧化物，一种或多种碱金属氢化物，一种或多种碱土金属碳酸盐，一种或多种碱土金属氢氧化物，一种或多种碱土金属氢化物，和/或它们的混合物。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的一种方法，该方法包括使原油原料与无机盐催化剂接触，其中(a)无机盐催化剂的催化活性在硫存在下基本上没有改变；和/或(b)将无机盐催化剂连续地加入到原油原料中。
在一些实施方案中，本发明还提供一种与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的无机盐催化剂，它显示出(a)在TAP温度范围内的逸出气体拐点，和该逸出气体包括水蒸汽和/或二氧化碳；(b)热转变在200-500℃，250-450℃，或300-400℃之间的温度范围中，在10℃/分钟的加热速率下由差示扫描量热法所测定；(c)DSC温度在200-500℃，或250-450℃范围内；(d)在至少100℃的温度下，X射线衍射图比无机盐催化剂在低于100℃下的X射线衍射图更宽；和/或(e)在调理后，在300℃下的离子电导率低于无机盐催化剂在调理之前的离子电导率。
在一些实施方案中，本发明还提供一种与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的无机盐催化剂，它显示出在一定温度范围内的逸出拐点，由TAP测定，和控制该接触条件，使得接触温度是(a)高于T1，其中T1比无机盐催化剂的TAP温度低30℃、20℃、或10℃；(b)等于或高于TAP温度；和/或(c)至少达到无机盐催化剂的TAP温度。
在一些实施方案中，本发明还提供一种与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的无机盐催化剂，所述无机盐催化剂或其中(a)至少在无机盐催化剂的TAP温度下是液体或半液体，和至少在TAP温度下无机盐催化剂基本上不溶于原油原料，其中该TAP温度是无机盐催化剂显示出逸出气体拐点的最低温度；(b)在50℃-500℃范围内的温度下是液相和固相的混合物；和/或(c)两种无机盐中的至少一种具有高于500℃的DSC温度。
在一些实施方案中，本发明还提供一种与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的无机盐催化剂，当以颗粒形式试验时其能够通过1000微型过滤器，当加热至至少300℃的温度时在重力作用下和/或在至少0.007MPa的压力下自变形，使得无机盐催化剂从第一种形式转化成第二种形式，和一旦将无机盐催化剂冷却到20℃第二种形式不能回复到第一种形式。
在一些实施方案中，本发明还提供一种与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的无机盐催化剂，对于每克无机盐催化剂，其具有(a)至多0.01克的锂，或锂的化合物，按锂的重量计算；(b)至多0.001克的卤化物，按卤素的重量计算；和/或(c)至多0.001克的玻璃状(glassy)氧化物化合物。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的总产品，该总产品具有至少0.8克原油产品/克总产品。
在一些实施方案中，与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合，本发明还提供一种如下的原油产品(a)具有至多0.003克，至多0.02克，至多0.01克，至多0.05克，至多0.001克，0.000001-0.1克，0.00001-0.05克，或0.0001-0.03克残渣/克原油产品；(b)具有0-0.05克，0.00001-0.03克，或0.0001-0.01克焦炭/克原油产品；(c)具有比原油原料的烯烃含量至少多10％的烯烃含量；(d)具有大于0克，但低于0.01克的总无机盐催化剂/克原油产品，由质量平衡测定；(e)具有至少0.1克，0.00001-0.99克，0.04-0.9克，0.6-0.8克VGO/克原油产品；(f)包括VGO和该VGO具有至少0.3克芳族化合物/克VGO；(g)具有0.001克或0.1-0.5克的馏出物；(h)至多1.4的原子H/C比率；(i)具有原油原料的H/C比率的90-110％的原子H/C比率；(j)具有比原油原料的单环芳族烃含量至少多10％的单环芳烃含量；(k)具有单环芳族烃，其包括二甲苯、乙基苯或乙基苯的化合物；(l)对于每克原油产品，具有至多0.1克的苯，0.05-0.15克的甲苯，0.3-0.9克的间二甲苯，0.5-0.15克的邻二甲苯，和0.2-0.6克的对二甲苯；(m)具有至少0.0001克或0.01-0.5克的柴油；(n)包括柴油，和该柴油具有至少0.3克芳族烃/克柴油；(o)具有至少0.001克，从大于0到0.7克，或0.001-0.5克的煤油；(p)包括煤油，和该煤油具有至少0.2克或至少0.5克芳族烃/克煤油，和/或具有在至多-30℃，至多-40℃，或至多-50℃的温度下的凝固点；(q)具有至少0.001克或至少0.5克的石脑油；(r)包括石脑油，和该石脑油具有至多0.01克、至多0.05克、或至多0.002克苯/克石脑油，至少70、至少80或至少90的辛烷值，和/或异链烷烃和正链烷烃，且在石脑油中异链烷烃与正链烷烃的重量比为至多1.4；和/或(s)具有比原油原料的体积至少高10％的体积。
在一些实施方案中，本发明还提供了与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的一种方法，该方法包括使原油原料与催化剂接触以形成包括原油产品的总产品，进一步包括(a)将原油产品和与原油原料相同或不同的原油混合以形成适合于运输的共混物；(b)将原油产品和与原油原料相同或不同的原油混合以形成适合于处理设备用的共混物；(c)分馏该原油产品；(d)将原油产品分馏成一种或多种馏出物级分，和从该馏出物级分的至少一种生产运输用燃料；和/或(e)当该催化剂是过渡金属硫化物催化剂时，处理该过渡金属硫化物催化剂以便从过渡金属硫化物催化剂中回收金属。
在一些实施方案中，本发明还提供一种与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的原油产品，对于每克原油产品，其具有(a)至少0.001克的VGO，和该VGO具有至少0.3克芳族烃/克VGO；(b)至少0.001克的柴油，和该柴油具有至少0.3克芳族烃/克柴油；(c)至少0.001克的石脑油，和该石脑油具有至多0.5克苯/克石脑油，至少70的辛烷值，和/或异链烷烃和正链烷烃，且异链烷烃与正链烷烃的重量比为至多1.4；(d)总共至少0.001克的具有至多204℃(400)的沸程分布的组分的混合物，并且该混合物具有至多0.15克烯烃/克混合物；(e)在组合物中原子氢与原子碳的重量比为至多1.75，或至多1.8；(f)至少0.001克的煤油，和该煤油具有至少0.5克芳族烃/克煤油和/或具有在至多-30℃的温度下的凝固点；(g)0.09-0.13克原子氢/克组合物；(h)不可凝的烃气和石脑油，它们在混合时具有至多0.15克烯烃/克混合的不可凝的烃气和石脑油；(i)不可凝的烃气和石脑油，它们在混合时包括异链烷烃和正链烷烃且在混合的石脑油和不可凝的烃气中异链烷烃与正链烷烃的重量比为至多1.4；(j)具有至多为3的碳数的烃，包括碳数为2(C2)和3(C3)的烯烃和链烷烃，且合计的C2和C3烯烃与合计的C2和C3链烷烃的重量比为至多0.3；碳数为2(C2)的烯烃和链烷烃，其中C2烯烃与C2链烷烃的重量比为至多0.2；和/或碳数为3(C3)的烯烃和链烷烃，其中C3烯烃与C3链烷烃的重量比为至多0.3；(k)具有至少0.005克的丁二烯含量；(l)具有在15.5℃下在15-30范围内的API比重；(m)具有至多0.00001克总(Ni/V/Fe)/克组合物；(n)具有至多204℃的沸程分布的烃的链烷烃含量在0.7-0.98克范围内；(o)对于每克具有至多204℃的沸程分布的烃，具有至多204℃的沸程分布的烃具有0.001-0.5克的烯烃；(p)具有至多204℃的沸程分布的烃，该烃包含烯烃，和该烯烃具有至少0.001克末端烯烃/克烯烃；(q)具有至多204℃的沸程分布的烃，该烃包含烯烃，和该烯烃具有至少0.4的末端烯烃与内烯烃的摩尔比；和/或(r)0.001-0.5克烯烃/克沸程分布在20℃和204℃之间的烃。
在一些实施方案中，本发明还提供一种与根据本发明的方法或组合物中的一种或多种相结合的原油产品，该原油产品具有包括一种或多种碱金属的至少一种催化剂，其中(a)碱金属的至少一种是钾、铷、或铯、或它们的混合物；和/或(b)至少一种催化剂进一步包括过渡金属、过渡金属硫化物和/或褐硫铁钾矿(bartonite)。
在另外的实施方案中，来自本发明的特定实施方案中的特征可以与来自本发明的其它实施方案中的特征进行组合。例如，来自一个实施方案中的特征可以与来自任何一个其它实施方案中的特征进行组合。
在另外的实施方案中，原油产品可通过在这里描述的方法和系统中的任何一种来获得。
在另外的实施方案中，附加的特征可以追加到这里所述的特定的附图简述本发明的优点对于本领域中的技术人员来说在得益于下面详细叙述和在参考附图之后将变得显而易见，在这些附图中

图1是用于使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下接触以生产总产品的接触系统的一个实施方案的示意图。
图2是用于使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下接触以生产总产品的接触系统的另一个实施方案的示意图。
图3是与接触系统相结合的分离区的一个实施方案的示意图。
图4是与接触系统相结合的共混区的一个实施方案的示意图。
图5是分离区、接触系统和共混区的一个实施方案的示意图。
图6是多接触系统的一个实施方案的示意图。
图7是离子电导率测量系统的一个实施方案的示意图。
图8是原油原料的性能以及从原油原料与过渡金属硫化物催化剂接触的实施方案获得的原油产品的性能的列表。
图9是原油原料的组成以及从原油原料与过渡金属硫化物催化剂接触的实施方案获得的不可凝烃的组成的列表。
图10是从原油原料与过渡金属硫化物催化剂接触的实施方案获得的原油产品的性能和组成的列表。
图11是无机盐催化剂的逸出气体的离子电流的log 10对温度的曲线图示，由TAP测定。
图12是无机盐催化剂和无机盐的电阻相对于碳酸钾的电阻的log曲线对温度的图示。
图13是Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3催化剂的电阻相对于碳酸钾的电阻的log曲线对温度的图示。
图14是从原油原料与无机盐催化剂接触的实施方案中产生的焦炭、液体烃、和气体的重量百分比对各种氢源的图示。
图15是重量百分比对从原油原料与无机盐催化剂接触的实施方案中产生的原油产品的碳数的图示。
图16是从原油原料与无机盐催化剂、金属盐、或碳化硅接触的实施方案中产生的各组分的列表。
虽然本发明可以有各种改进和替代形式，但是在附图中为了举例而显示了本发明的特定的实施方案并且在这里进行详细描述。附图不必是按比例的。应该理解的是，附图和它的详细叙述不希望将本发明限于所公开的具体形式，相反地，希望覆盖在本发明的精神和范围内的全部改进、等同物和备选方案。
发明详述在这里更详细地描述本发明的某些实施方案。在这里使用的术语如下所定义。
“碱金属(一种或多种)”指元素周期表1列的一种或多种金属、元素周期表1列的一种或多种金属的一种或多种化合物、或它们的混合物。
“碱土金属(一种或多种)”指元素周期表2列的一种或多种金属、元素周期表2列的一种或多种金属的一种或多种化合物、或它们的混合物。
“AMU”指原子质量单位。
“ASTM”指美国标准试验和材料学会。
“C5沥青质”指不溶于戊烷中的沥青质。C5沥青质含量由ASTM方法D2007测定。
原油原料、原油产品、石脑油、煤油、柴油和VGO的原子氢百分比和原子碳百分比由ASTM方法D5291测定。
“API比重”指在15.5℃下的API比重。API比重由ASTM方法D6822测定。
“沥青”指从烃地层生产和/或干馏的一种类型的原油。
除非另作说明，原油原料和/或总产品的沸程分布是由ASTM方法D5307测定的。在石脑油中烃组分例如链烷烃、异链烷烃、烯烃、环烷烃和芳族烃的含量由ASTM方法D6730测定。在柴油和VGO中芳族烃的含量是由IP方法368/90测定的。在煤油中芳族烃的含量是由ASTM方法D5186测定的。
“布郎斯台德-洛里酸”指能够为其它分子实体给予质子的一种分子实体。
“布郎斯台德-洛里碱”指能够从其它分子实体接受质子的一种分子实体。布郎斯台德-洛里碱的例子包括氢氧根(OH-)、水(H2O)、羧酸根(RCO2-)、卤根(Br-，Cl-，F-，I-)、硫酸氢根(HSO4-)和硫酸根(SO42-)。
“碳数”指分子中的碳原子总数。
“焦炭”指含有在工艺条件下不会汽化的含碳固体的固体。焦炭的含量由质量平衡测定。焦炭的重量是固体的总重量减去输入的催化剂的总重量。
“含量”指组分在基质(例如，原油原料、总产品、或原油产品)中的重量，表示为基于基质总重量的重量分数或重量百分比。“Wtppm”指百万分之一的份额(重量)。
“柴油”指在0.101MPa下沸程分布在260℃和343℃(500-650)之间的烃。柴油含量由ASTM方法D2887测定。
“馏出物”指在0.101MPa下沸程分布在204℃和343℃(400-650)之间的烃。馏出物含量由ASTM方法D2887测定。馏出物可以包括煤油和柴油。
“DSC”指差示扫描量热法。
“凝固点”和“冰点”指在液体中形成晶体颗粒的温度。凝固点是由ASTM D2386测定的。
“GC/MS”指气相色谱图法与质谱图法相结合。
“硬碱”指由Pearson描述在“Journal of American ChemicalSociety”(1963，85，第3533页)中的阴离子。
“H/C”指原子氢与原子碳的重量比。H/C从由ASTM方法D5291对于氢的重量百分比和碳的重量百分比所测量的值求得。
“杂原子”指在烃的分子结构中所含的氧、氮、和/或硫。杂原子含量是由测定氧的ASTM方法E385，测定氮的D5762，和测定硫的D4294来测定的。
“氢源”指氢气，和/或当在原油原料和催化剂存在下进行反应为原油原料中的一种或多种化合物提供氢的一种化合物和/或多种化合物。氢源可包括，但不限于，烃(例如，C1到C6烃，如甲烷，乙烷，丙烷，丁烷，戊烷，石脑油)，水，或它们的混合物。进行质量平衡来评价为原油原料中的一种或多种化合物提供的氢的净量。
“无机盐”指由金属阳离子和阴离子构成的化合物。
“IP”指Institute of Petroleum，现在的Energy Institute ofLondon，United Kingdom。
“异链烷烃”指支链的饱和烃。
“煤油”指在0.101MPa下沸程分布在204℃和260℃((400-500)之间的烃。煤油含量由ASTM方法D2887测定。
“路易斯酸”指能够从其它化合物接受一个或多个电子的化合物或物质。
“路易斯碱”指能够为其它化合物给予一个或多个电子的化合物和/或物质。
“轻质烃”指碳数为1-6的烃。
“液体混合物”指包括在标准温度和压力(25℃，0.101MPa，以下简称“STP”)下为液体的一种或多种化合物的组合物，或包括在STP下为液体的一种或多种化合物与在STP下为固体的一种或多种化合物的结合物的组合物。
“微炭渣”(“MCR”)含量指在物质的蒸发和热解之后保留的炭渣的量。MCR含量是由ASTM方法D4530测定的。
“石脑油”指在0.101MPa下沸程分布在38℃和204℃(100-400)之间的烃组分。石脑油含量由ASTM方法D2887测定。
“Ni/V/Fe”指镍、钒、铁、或它们的结合物。
“Ni/V/Fe含量”指在基质中的Ni/V/Fe含量。该Ni/V/Fe含量由ASTM方法D 5863测定。
“Nm3/m3”指标准立方米的气体/立方米的原油原料。
“非酸性”指路易斯碱和/或布郎斯台德-洛里碱的性能。
“不可凝的气体”指在标准温度和压力(25℃，0.101MPa，以下称作“STP”)下为气体的组分和/或组分混合物。
“正链烷烃”指正构(直链)饱和烃。
“辛烷值”指相比于标准参考燃料，发动机燃料的抗爆性质的计算数值表示。石脑油的计算辛烷值是由ASTM方法D6730测定的。
“烯烃”指具有非芳族碳-碳双键的化合物。烯烃的类型包括，但不限于，顺式、反式、末端、内部、支化、和线型。
“元素周期表”指由国际理论和应用化学联合会(IUPAC)，2003年11月规定的元素周期表。
“多环芳族(polyaromatic)化合物”指包括两个或多个芳环的化合物。多环芳族化合物的例子包括，但不限于，茚，萘，蒽，菲，苯并噻吩，和二苯并噻吩。
“残渣”指具有由ASTM方法D5307测定的在0.101MPa下高于538℃(1000)的沸程分布的那些组分。
“半液体”指一种具有物质的液相和固相性质的物质的相。半液体无机盐催化剂的例子包括具有例如奶油太妃糖(taffy)、面团或牙膏的稠度的淤浆和/或相。
“SCFB”指标准立方英尺的气体/桶原油原料。
“超碱”指能够在反应条件下去除烃如链烷烃和烯烃的质子的物质。
“TAN”指总酸值，表达为毫克(“mg”)KOH/克(“g”)样品。TAN是由ASTM方法D664测定的。
“TAP”指产物瞬时分析。
“TMS”指过渡金属硫化物。
“VGO”指在0.101MPa下沸程分布在343℃和538℃(650-1000)之间的组分。VGO含量由ASTM方法D2887测定。
在本申请的上下文中，应当理解，如果对于试验组合物的性能所获得的值偏出了试验方法的限度，则该试验方法需要重新校准以便测试此类性能。应该理解，认为等同于基准试验方法的其它标准试验方法也可以使用。
原油可以从含烃的地层中生产和/或干馏，然后稳定化。原油一般为固体、半固体、和/或液体。原油(crude)可以包括粗油(crude oil)。稳定化可包括，但不限于，不可凝的气体、水、盐、或它们的结合物从该原油中除去以形成稳定的原油。这种稳定化可以常常在生产和/或干馏现场进行或在接近于生产和/或干馏现场的地方进行。
稳定的原油典型地尚未在处理设备中进行蒸镏和/或分馏来生产具有特定的沸程分布的多种组分(例如石脑油，馏出物，VGO，和/或润滑油)。蒸馏包括，但不限于，常压蒸馏方法和/或减压蒸馏方法。未蒸馏的和/或未分馏的稳定的原油可以包括具有4以上的碳数的组分，这类组分的含量为至少0.5克组分/克原油。稳定的原油的例子包括全原油、拔顶原油、脱盐的原油、脱盐的拔顶原油、或它们的结合物。“拔顶(的)”指已经被处理以使得至少一些在0.101MPa下沸点低于35℃的组分已经被除去的原油。典型地，拔顶原油具有至多0.1克，至多0.05克，或至多0.02克的此类组分/克拔顶原油的含量。
一些稳定的原油具有这样的性能，这些性能允许稳定的原油利用运输载体(例如，管道、卡车、或船舶)运输到常规的处理设备。其它原油具有使得它们变得劣等的一种或多种不适合的性能。劣等原油对于运输载体和/或处理设备而言是不可接受的，因此赋予劣等原油以低的经济价值。该经济价值会导致认为包括劣等原油的油藏花费过高成本而无法生产、运输和/或处理。
劣等原油的性能可包括，但不限于a)至少0.5的TAN；b)至少0.2Pa·s的粘度；c)至多19的API比重；d)至少0.00005克或至少0.0001克(Ni/V/Fe)/克原油的总Ni/V/Fe含量；e)至少0.005克杂原子/克原油的总杂原子含量；f)至少0.01克残渣/克原油的残渣含量；g)至少0.04克沥青质/克原油的沥青质含量；h)至少0.02克MCR/克原油的MCR含量；或i)它们的结合。在一些实施方案中，对于每克劣等原油，劣等原油可以包括至少0.2克的残渣，至少0.3克的残渣，至少0.5克的残渣，或至少0.9克的残渣。在某些实施方案中，劣等原油具有0.2-0.99克，0.3-0.9克，或0.4-0.7克残渣/克劣等原油。在某些实施方案中，对于每克劣等原油，劣等原油可具有至少0.001克，至少0.005克，至少0.01克或至少0.02克的硫含量。
劣等原油可以包括具有一定沸程的烃的混合物。对于每克劣等原油，劣等原油可以包括至少0.001克，至少0.005克，或至少0.01克的在0.101MPa下沸程分布在200℃和300℃之间的烃；至少0.001克，至少0.005克，或至少0.01克的在0.101MPa下沸程分布在300℃和400℃之间的烃；和至少0.001克，至少0.005克，或至少0.01克的在0.101MPa下沸程分布在400℃和700℃之间的烃；或它们的结合物。
在一些实施方案中，劣等原油除包括较高沸点的组分之外，对于每克劣等原油，还包括至少0.001克，至少0.005克，或至少0.01克的在0.101MPa下沸程分布为至多200℃的烃。典型地，对于每克劣等原油，该劣等原油具有至多0.2克或至多0.1克的此类烃含量。
在某些实施方案中，对于每克劣等原油，劣等原油可以包括至多0.9克，或至多0.99克的沸程分布为至少300℃的烃。在某些实施方案中，对于每克劣等原油，劣等原油还可以包括至少0.001克的具有至少650℃的沸程分布的烃。在某些实施方案中，对于每克劣等原油，劣等原油可以包括至多0.9克，或至多0.99克的沸程分布在300℃和1000℃之间的烃。
能够使用这里所述的方法处理的劣等原油的例子包括，但不限于，从下列国家和这些国家的地区中获得的原油加拿大Alberta，委内瑞拉Orinoco，美国southern Californian和north slope Alaska，切佩切市的墨西哥海湾，阿根廷San Jorge basin，巴西Santos和Campos basins，中国渤海湾，中国Karamay，伊拉克Zagros，哈萨克斯坦Caspian，尼日利亚近海，英国北海，马达加斯加西北部，阿曼，和荷兰Schoonebek。
劣等原油的处理可以改善劣等原油的性能，使得原油适合于运输和/或处理。待处理的原油和/或劣等原油称为“原油原料”。原油原料可以是如这里所述的拔顶原油。使用这里所述的方法从原油原料的处理得到的原油产品适合于运输和/或精炼。原油产品的性能比原油原料更接近于West Texas Intermediate原油的相应性能，或比原油原料更接近于英国布伦特油田原油的相应性能，因此提高了相对于原油原料的经济价值而言的经济价值。此类原油产品可以在几乎没有预处理或没有预处理的情况下进行精炼，因此提高了精炼效率。预处理可以包括脱硫、脱金属和/或常压蒸馏以从原油产品中除去杂质。
根据本发明的接触原油原料的方法是按照这里所述的。另外，描述了生产具有各种浓度的石脑油、煤油、柴油、和/或VGO(这些在常规类型的工艺中一般无法生产)的产品的实施方案。
原油原料可以与氢源在一种或多种催化剂存在下在接触区中和/或在两个或更多个接触区的组合中进行接触。
在一些实施方案中，该氢源是就地产生的。氢源的就地产生可以包括原油原料的至少一部分与无机盐催化剂在200-500℃或300-400℃范围内的温度下的反应，形成氢和/或轻质烃。氢的就地产生可以包括无机盐催化剂(包含例如碱金属甲酸盐)的至少一部分的反应。
总产品一般包括在接触过程中产生的气体、蒸气、液体、或它们的混合物。总产品包括在STP下为液体混合物的原油产品，和在一些实施方案中，包括在STP下不可凝的烃。在一些实施方案中，总产品和/或原油产品可以包括固体(如无机固体和/或焦炭)。在某些实施方案中，固体可以夹带在接触过程中产生的液体和/或蒸气中。
接触区典型地包括反应器、反应器的一部分、反应器的多个部分、或多个反应器。可用来使原油原料与氢源在催化剂存在下进行接触的反应器的例子包括堆积床反应、固定床反应、连续搅拌釜反应器(“CSTR”)、喷淋式反应、活塞流反应、以及液体/液体接触器。CSTR的例子包括流化床反应器和沸腾床反应器。
接触条件典型地包括温度、压力、原油原物流量、总产品流量、停留时间、氢源流量、或它们的结合。对接触条件加以控制以生产具有特定性能的原油产品。
接触温度可以是200-800℃，300-700℃，或400-600℃。在氢源作为气体(例如氢气、甲烷或乙烷)供应的实施方案中，气体与原油原料的比率一般是1-16,100Nm3/m3，2-8000Nm3/m3，3-4000Nm3/m3，或5-300Nm3/m3。接触典型地在0.1-20MPa，1-16MPa，2-10MPa，或4-8MPa的压力范围中进行。在加入蒸汽的一些实施方案中，蒸汽与原油原料的比率是在0.01-3千克，0.03-2.5千克，或0.1-1千克蒸汽/千克原油原料的范围内。原油原料的流量足以将原油原料在接触区中的体积维持为接触区总体积的至少10％，至少50％或至少90％。典型地，原油原料在接触区中的体积是接触区总体积的40％，60％，或80％。在一些实施方案中，接触可以在附加的气体，例如氩气、氮气、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、丙烯、丁烯、或它们的结合物存在下进行。
图1是用于生产蒸气形式的总产品的接触系统100的一个实施方案的示意图。原油原料离开原油原料供应源101并经由管道104进入到接触区102中。对于每100克在接触区中的原油原料，用于接触区中的催化剂的量可以是1-100克，2-80克，3-70克，或4-60克，在某些实施方案中，稀释剂可以被添加到原油原料中以降低原油原料的粘度。在一些实施方案中，原油原料经由管道104进入到接触区102的底部。在某些实施方案中，在将原油原料引入到接触区102中之前和/或过程中，原油原料可以被加热到至少100℃或至少300℃的温度。典型地，原油原料可以被加热到100-500℃或200-400℃范围内的温度。
在一些实施方案中，该催化剂与原油原料混合，并转移到接触区102中。在引入到接触区102中之前，原油原料/催化剂的混合物可以被加热到至少100℃或至少300℃的温度。典型地，原油原料可以被加热到200-500℃或300-400℃范围内的温度。在一些实施方案中，原油原料/催化剂的混合物是淤浆。在某些实施方案中，在将原油原料引入到接触区中之前，可降低原油原料的TAN。例如，当原油原料/催化剂的混合物在100-400℃或200-300℃范围内的温度下加热时，在原油原料中会形成酸性组分的碱金属盐。这些碱金属盐的形成可以从原油原料中除去一些酸性组分，减少了原油原料的TAN。
在一些实施方案中，将原油原料连续地加入到接触区102中。在接触区102中的混合足以抑制催化剂从原油原料/催化剂的混合物中分离。在某些实施方案中，催化剂的至少一部分可以从接触区102中取出，和在一些实施方案中，此类催化剂可被再生和再使用。在某些实施方案中，在反应过程中可以将新鲜的催化剂加入到接触区102中。
在一些实施方案中，原油原料和/或原油原料与无机盐催化剂的混合物作为乳液被引入到接触区中。通过将无机盐催化剂/水的混合物与原油原料/表面活性剂的混合物混合来制备该乳液。在一些实施方案中，将稳定剂加入到乳液中。该乳液可以保持稳定达到至少2天，至少4天，或至少7天。典型地，该乳液可以保持稳定达到30天，10天，5天，或3天。表面活性剂包括，但不限于，有机多元羧酸(Tenax2010；Mead Westvaco Specialty Product Group；Charleston，美国南卡罗来纳州)，C21二羧酸脂肪酸(DIACID 1550；Mead WestvacoSpecialty Product Group)，石油磺酸盐(Hostapur SAS 30；ClarientCorporation，Charlotte，美国北卡罗来纳州)，Tergital NP-40表面活性剂(Union Carbide；Danbury，美国康涅狄格州)，或它们的混合物。稳定剂包括，但不限于，二亚乙基胺(diethyleneamine)(AldrichChemical Co.；Milwaukee，美国威斯康星州)和/或单乙醇胺(J.T.Baker；Phillipsburg，美国新泽西州)。
循环管道106可以将管道108和管道104连接。在一些实施方案中，循环管道106可以直接进入和/或离开接触区102。循环管道106可以包括流量控制阀110。流量控制阀110可以使至少一部分物料从管道108循环到管道104和/或接触区102中。在一些实施方案中，冷凝装置可以位于管道108中，以便使至少一部分物料被冷凝和循环到接触区102中。在某些实施方案中，循环管道106可以是气体循环管线。流量控制阀110和110’可用来控制流入和流出接触区102的流量，使得在接触区中维持液体的恒定体积。在一些实施方案中，在接触区102中能够维持液体所基本上选择的体积范围。在接触区102中原料的体积可以使用标准仪器来监测。当原油原料进入接触区102时，进气口112可用来将氢源和/或附加气体加入到原油原料中。在一些实施方案中，蒸汽入口114可用来将蒸汽加入到接触区102中。在某些实施方案中，含水物流经由蒸汽入口114被引入到接触区102中。
在一些实施方案中，总产品的至少一部分是作为蒸气从接触区102中生产的。在某些实施方案中，总产品是作为蒸气和/或含有少量的液体和固体的蒸气从接触区102的顶部生产的。该蒸气经由管道108运输到分离区116中。接触区102中的氢源与原油原料的比率和/或在该接触区中的压力可以加以改变，以控制从接触区102的顶部生产的蒸气和/或液相。在一些实施方案中，从接触区102的顶部生产的蒸气包括至少0.5克，至少0.8克，至少0.9克，或至少0.97克原油产品/克原油原料。在某些实施方案中，从接触区102的顶部生产的蒸气包括0.8-0.99克，或0.9-0.98克原油产品/克原油原料。
用过的催化剂和/或固体可以作为接触过程的副产物保留在接触区102中。固体和/或用过的催化剂可以包含残留的原油原料和/或焦炭。
在分离装置116中，该蒸气被冷却并使用标准分离技术被分离成原油产品和气体。原油产品离开分离装置116和经由管道118进入到原油产品接收器119中。所得原油产品可以适合于运输和/或处理。原油产品接收器119可以包括一个或多个管道、一个或多个存储装置、一个或多个运输器、或它们的组合。在一些实施方案中，分离的气体(例如氢，一氧化碳，二氧化碳，硫化氢，或甲烷)经由管道120被运输到其它加工装置(例如，用于燃料电池或硫回收设备)和/或循环到接触区102中。在某些实施方案中，在原油产品中夹带的固体和/或液体可以使用标准物理分离方法(例如过滤，离心，或膜分离)来除去。
图2描述了用一种或多种催化剂处理原油原料以生产总产品的接触系统122，该总产品可以是液体，或混合有气体或固体的液体。原油原料可以经由管道104进入接触区102中。在一些实施方案中，原油原料来源于原油原料供应源。管道104可以包括进气口112。在一些实施方案中，进气口112可以直接进入接触区102。在某些实施方案中，蒸汽入口114可用来将蒸汽加入到接触区102中。该原油原料可以与催化剂在接触区102中接触以生产总产品。在一些实施方案中，管道106使总产品的至少一部分循环到接触区102中。包括总产品和/或固体和/或未反应的原油原料的混合物离开接触区102和经由管道108进入到分离区124中。在一些实施方案中，冷凝装置可以设置(例如，在管道106内)以便使该管道中的至少一部分混合物被冷凝和循环到接触区102中作进一步加工。在某些实施方案中，循环管道106可以是气体循环管线。在一些实施方案中，管道108可以包括过滤器以用于从总产品中除去颗粒。
在分离区124中，使原油产品的至少一部分从总产品和/或催化剂中分离。在总产品包括固体的实施方案中，固体可以通过使用标准固体分离技术(例如，离心、过滤、滗析、膜分离)而从总产品中分离。固体包括，例如，催化剂，用过的催化剂，和/或焦炭的结合物。在一些实施方案中，将气体的一部分从总产品中分离。在一些实施方案中，总产品和/或固体的至少一部分可以循环到管道104中，和/或在一些实施方案中，经由管道126循环到接触区102中。循环的部分可以例如与原油原料混合，并进入到接触区102中作进一步加工。原油产品可以经由管道128离开分离区124。在某些实施方案中，该原油产品可以运输到原油产品接收器。
在一些实施方案中，总产品和/或原油产品可以包括催化剂的至少一部分。夹带在总产品和/或原油产品中的气体可以使用标准气体/液体分离技术，例如喷射(sparging)、膜分离、和减压来分离。在一些实施方案中，分离的气体被运输到其它加工装置(例如，用于燃料电池、硫回收设备，其它加工装置、或它们的结合)和/或循环到接触区中。
在一些实施方案中，原油原料的至少一部分的分离是在原油原料进入接触区之前进行的。图3是与接触系统相结合的分离区的一个实施方案的示意图。接触系统130可以是接触系统100和/或接触系统122(图1和2中所示)。原油原料经由管道104进入分离区132中。在分离区132中，原油原料的至少一部分通过使用标准分离技术来分离，产生分离的原油原料和烃。在一些实施方案中，分离的原油原料包括具有至少100℃，至少120℃的沸程分布，或在一些实施方案中具有至少200℃的沸程分布的组分的混合物。典型地，分离的原油原料包括具有在100-1000℃，120-900℃，或200-800℃之间的沸程分布的组分的混合物。从原油原料中分离的烃经由管道134离开分离区132，以运输到其它加工装置、处理设备、储存设备、或它们的结合。
所分离的原油原料的至少一部分离开分离区132和经由管道136进入到接触系统130中以便进一步加工以形成原油产品，后者经由管道138离开接触系统130。
在一些实施方案中，由这里所述的任何方法从原油原料生产的原油产品和与该原油原料相同或不同的原油进行共混。例如，原油产品可以与具有不同粘度的原油混合，从而得到一种共混产品，其粘度处于原油产品的粘度和该原油的粘度之间。所得共混产品可以适合于运输和/或处理。
图4是共混区140和接触系统130相结合的一个实施方案的示意图。在某些实施方案中，原油产品的至少一部分经由管道138离开接触系统130和进入到共混区140中。在共混区140中，原油产品的至少一部分与一种或多种工艺物流(例如，从一种或多种原油原料的分离得到的烃物流，或石脑油)、原油、原油原料、或它们的混合物进行混合，生产共混的产品。工艺物流、原油原料、原油、或它们的混合物直接引入到共混区140中或经由管道142引入到共混区的上游。混合系统可以位于共混区140中或接近于共混区140。共混的产品可以满足特定的产品规格。特定的产品规格包括，但不限于，一定范围的或一定限度的API比重、TAN、粘度、或它们的结合。共混的产品经由管道144离开共混区140，从而被运输和/或加工。
在一些实施方案中，在使用催化剂的接触过程中产生了甲醇。例如，氢和一氧化碳可以反应形成甲醇。回收的甲醇可以含有溶解的盐，例如氢氧化钾。回收的甲醇可以与附加的原油原料混合以形成原油原料/甲醇的混合物。将甲醇与原油原料混合往往降低了原油原料的粘度。将原油原料/甲醇的混合物加热到至多500℃可以将原油原料的TAN降低到低于1。
图5是分离区与接触系统和共混区相结合的一个实施方案的示意图。原油原料通过管道104进入分离区132中。原油原料按照前面所述方法进行分离，形成分离的原油原料。分离的原油原料通过管道136进入接触系统130。原油产品离开接触系统130和通过管道138进入共混区140中。在共混区140中，经由管道142引入的其它工艺物流和/或原油与原油产品相混合以形成共混的产品。共混的产品经由管道144离开共混区140。
图6是多接触系统146的示意图。接触系统100(示于图1中)可以位于接触系统148之前。在另一实施方案中，接触系统的位置能够颠倒。接触系统100包括无机盐催化剂。接触系统148可以包括一种或多种催化剂。在接触系统148中的催化剂可以是附加的无机盐催化剂、过渡金属硫化物催化剂、商品催化剂、或它们的混合物。原油原料经由管道104进入接触系统100中并与氢源在无机盐催化剂存在下接触，生成总产品。总产品包括氢，和在一些实施方案中，包括原油产品。总产品可以经由管道108离开接触系统100。从无机盐催化剂与原油原料的接触产生的氢可以用作接触系统148的氢源。所产生的氢的至少一部分经由管道150从接触系统100转移到接触系统148中。
在另外的实施方案中，所产生的氢可以被分离和/或处理，然后经由管道150转移到接触系统148中。在某些实施方案中，接触系统148可以是接触系统100的一部分，使得所产生的氢直接从接触系统100流入到接触系统148中。在一些实施方案中，从接触系统100产生的蒸汽物流直接与进入接触系统148的原油原料混合。
第二原油原料经由管道152进入接触系统148中。在接触系统148中，原油原料与所产生的氢的至少一部分和催化剂的接触生产出一种产品。在一些实施方案中，该产品是总产品。该产品经由管道154离开接触系统148。
在某些实施方案中，包括如图1-6中所示的接触系统、接触区、分离区、和/或共混区的系统可以位于或接近于生产劣等原油原料的生产现场。在通过该催化系统的加工后，可以认为原油原料适合于运输和/或用于炼油厂加工。
在一些实施方案中，原油产品和/或共混的产品被运输到炼油厂和/或处理设备。可以加工该原油产品和/或共混的产品以生产工业产品如运输用燃料、供热用燃料、润滑剂、或化学品。加工可以包括蒸镏和/或分馏原油产品和/或共混的产品以生产一种或多种馏出物级分。在一些实施方案中，原油产品、共混的产品、和/或一种或多种馏出物级分可以被氢化处理。
在一些实施方案中，该总产品包括至多0.05克，至多0.03克，或至多0.01克焦炭/克总产品。在某些实施方案中，该总产品基本上不含焦炭(即，焦炭是无法检测到的)。在一些实施方案中，该原油产品可以包括至多0.05克，至多0.03克，至多0.01克，至多0.005克，或至多0.003克焦炭/克原油产品。在某些实施方案中，该原油产品具有从大于0到0.05，0.00001-0.03克，0.0001-0.01克，或0.001-0.005克/克原油产品的范围内的焦炭含量，或无法检测到的焦炭含量。
在某些实施方案中，该原油产品具有相当于原油原料的MCR含量的至多90％，至多80％，至多50％，至多30％，或至多10％的MCR含量。在一些实施方案中，该原油产品具有可以忽略的MCR含量。在一些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有至多0.05克，至多0.03克，至多0.01克，或至多0.001克的MCR。典型地，该原油产品具有0-0.04克，0.000001-0.03克，或0.00001-0.01克MCR/克原油产品。
在一些实施方案中，总产品包括不可凝的气体。不可凝的气体典型地包括，但不限于，二氧化碳、氨、硫化氢、氢、一氧化碳、甲烷、在STP下不可凝的其它烃、或它们的混合物。
在某些实施方案中，氢气、二氧化碳、一氧化碳、或它们的结合物能够通过蒸汽和轻质烃与无机盐催化剂的接触就地形成。典型地，在热力学条件下，一氧化碳与二氧化碳的摩尔比是0.07。在一些实施方案中，所产生的一氧化碳与所产生的二氧化碳的摩尔比是至少0.3，至少0.5，或至少0.7。在一些实施方案中，所产生的一氧化碳与所产生的二氧化碳的摩尔比是在0.3-1.0，0.4-0.9，或0.5-0.8范围内。就地优先于二氧化碳产生一氧化碳的能力有益于位于该工艺的附近区域或该工艺上游的其它工艺。例如，所产生的一氧化碳可以作为还原剂用于处理烃地层或用于其它工艺，例如合成气工艺。
在一些实施方案中，在这里生产的总产品可以包括具有在-10℃和538℃之间的沸程分布的化合物的混合物。该混合物可以包括具有在1-4范围内的碳数的烃。该混合物可以包括0.001-0.8克，0.003-0.1克，或0.005-0.01克C4烃/克此类混合物。该C4烃可以包括0.001-0.8克，0.003-0.1克，或0.005-0.01克丁二烯/克C4烃。在一些实施方案中，异链烷烃是相对于正链烷烃以至多1.5，至多1.4，至多1.0，至多0.8，至多0.3，或至多0.1的重量比生产的。在某些实施方案中，异链烷烃是相对于正链烷烃以0.00001-1.5，0.0001-1.0，或0.001-0.1范围内的重量比生产的。该链烷烃可以包括异链烷烃和/或正链烷烃。
在一些实施方案中，总产品和/或原油产品可包括烯烃和/或链烷烃，两者的比例或量在从地层生产和/或干馏的原油中一般不会发现。该烯烃包括具有末端双键的烯烃(“α-烯烃”)和具有内双键的烯烃的混合物。在某些实施方案中，原油产品的烯烃含量比原油原料的烯烃含量高2，10，50，100，或至少200倍。在一些实施方案中，原油产品的烯烃含量比原油原料的烯烃含量高至多1,000，至多500，至多300，或至多250倍。
在某些实施方案中，对于每克具有在20-400℃之间的沸程分布的烃，具有在20-400℃之间的沸程分布的烃具有0.00001-0.1克，0.0001-0.05克，或0.01-0.04克的烯烃含量。
在一些实施方案中，可以生产出至少0.001克，至少0.005克，或至少0.01克α-烯烃/克原油产品。在某些实施方案中，该原油产品具有0.0001-0.5克，0.001-0.2克，或0.01-0.1克α-烯烃/克原油产品。在某些实施方案中，对于每克沸程分布在20-400℃之间的烃，具有在20-400℃之间的沸程分布的烃具有0.0001-0.08克，0.001-0.05克，或0.01-0.04克的α-烯烃含量。
在一些实施方案中，具有在20-204℃之间的沸程分布的烃具有至少0.7，至少0.8，至少0.9，至少1.0，至少1.4，或至少1.5的α-烯烃与内双键烯烃的重量比。在一些实施方案中，具有在20-204℃之间的沸程分布的烃具有在0.7-10，0.8-5，0.9-3，或1-2范围内的α-烯烃与内双键烯烃的重量比。原油和工业产品的α-烯烃与内双键烯烃的重量比典型地为至多0.5。相对于具有内双键的烯烃，生产提高量的α-烯烃的能力可以有利于原油产品转化成工业产品。
在一些实施方案中，原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下的接触可以生产出包括线型烯烃的具有在20-204℃之间的沸程分布的烃。该线型烯烃具有顺式和反式双键。具有反式双键的线型烯烃与具有顺式双键的线型烯烃的重量比为至多0.4，至多1.0，或至多1.4。在某些实施方案中，具有反式双键的线型烯烃与具有顺式双键的线型烯烃的重量比是在0.001-1.4，0.01-1.0，或0.1-0.4范围内。
在某些实施方案中，对于每克具有在20-400℃之间的沸程分布的烃，具有在20-204℃之间的沸程分布的烃具有至少0.1克，至少0.15克，至少0.20克，或至少0.30克的正链烷烃含量。此类烃的正链烷烃含量，对于每克烃，可以是在0.001-0.9克，0.1-0.8克，或0.2-0.5克的范围内。在一些实施方案中，此类烃具有至多1.5，至多1.4，至多1.0，至多0.8，或至多0.3的异链烷烃与正链烷烃的重量比。从该类烃中的正链烷烃含量，可以估计原油产品的正链烷烃含量是在0.001-0.9克，0.01-0.8克，或0.1-0.5克/克原油产品的范围内。
在一些实施方案中，该原油产品具有原油原料的Ni/V/Fe含量的至多90％，至多50％，至多10％，至多5％，或至多3％的总Ni/V/Fe含量。在某些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品包括至多0.0001克，至多1×10-5克，或至多1×10-6克的Ni/V/Fe。在某些实施方案中，对于每克原油产品，原油产品具有1×10-7克到5×10-5克，3×10-7克到2×10-5克，或1×10-6克到1×10-5克范围内的总Ni/V/Fe含量。
在一些实施方案中，该原油产品具有原油原料的TAN的至多90％，至多50％，或至多10％的TAN。在某些实施方案中，该原油产品可以具有至多1，至多0.5，至多0.1，或至多0.05的TAN。在一些实施方案中，原油产品的TAN可以是在0.001-0.5，0.01-0.2，或0.05-0.1的范围。
在某些实施方案中，原油产品的API比重比原油原料的API比重高至少10％，至少50％，或至少90％。在某些实施方案中，原油产品的API比重是在13-50，15-30，或16-20之间。
在一些实施方案中，该原油产品具有原油原料的总杂原子含量的至多70％，至多50％，或至多30％的总杂原子含量。在某些实施方案中，该原油产品具有原油原料的总杂原子含量的至少10％，至少40％，或至少60％的总杂原子含量。
该原油产品可以具有原油原料的硫含量的至多90％，至多70％，或至多60％的硫含量。原油产品的硫含量，对于每克原油产品，可以为至多0.02克，至多0.008克，至多0.005克，至多0.004克，至多0.003克，或至多0.001克。在某些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有在0.0001-0.02克或0.005-0.01克范围内的硫含量。
在某些实施方案中，该原油产品可以具有原油原料的氮含量的至多90％或至多80％的氮含量。原油产品的氮含量，对于每克原油产品，可以为至多0.004克，至多0.003克，或至多0.001克。在一些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有在0.0001-0.005克，或0.001-0.003克的范围内的氮含量。
在一些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有0.05-0.2克，或0.09-0.15克的氢。原油产品的H/C可以为至多1.8，至多1.7，至多1.6，至多1.5，或至多1.4。在一些实施方案中，原油产品的H/C是原油原料的H/C的80-120％，或90-110％。在其它实施方案中，原油产品的H/C是原油原料的H/C的100-120％。在原油原料H/C的20％之内的原油产品H/C表明在该工艺中氢的吸收和/或消耗是最小的。
原油产品包括具有一定范围的沸点的各种组分。在一些实施方案中，该原油产品包括至少0.001克，或0.001-0.5克的在0.101MPa下具有至多200℃或至多204℃的沸程分布的烃；至少0.001克，或0.001到0.5克的在0.101MPa下具有在200℃和300℃之间的沸程分布的烃；至少0.001克，或0.001-0.5克的在0.101MPa下具有在300℃和400℃之间的沸程分布的烃；和至少0.001克，或0.001-0.5克的在0.101MPa下具有在400℃和538℃之间的沸程分布的烃。
在一些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有0.00001-0.2克，0.0001-0.1克，或0.001-0.05克的石脑油含量。在某些实施方案中，该原油产品具有0.001-0.2克或0.01-0.05克的石脑油。在一些实施方案中，石脑油具有至多0.15克，至多0.1克，或至多0.05克烯烃/克石脑油。在某些实施方案中，该原油产品具有0.00001-0.15克，0.0001-0.1克，或0.001-0.05克烯烃/克原油产品。在一些实施方案中，对于每克石脑油，石脑油具有至多0.01克，至多0.005克，或至多0.002克的苯含量。在某些实施方案中，石脑油具有无法检测到的，或在1×10-7克到1×10-2克，1×10-6克到1×10-5克，5×10-6克到1×10-4克范围内的苯含量。含有苯的组合物被认为对于处理是有危险的，因此具有较低苯含量的原油产品可以不需要特殊的处理。
在某些实施方案中，石脑油可以包括芳族化合物。芳族化合物可以包括单环化合物和/或多环化合物。单环化合物可以包括，但不限于，苯，甲苯，邻二甲苯，间二甲苯，对二甲苯，乙基苯，1-乙基-3-甲基苯；1-乙基-2-甲基苯；1，2，3-三甲基苯；1，3，5-三甲基苯；1-甲基-3-丙基苯；1-甲基-2-丙基苯；2-乙基-1，4-二甲基苯；2-乙基-2，4-二甲基苯；1，2，3，4-四甲基苯；乙基，戊基甲基苯；1，3-二乙基-2，4，5，6-四甲基苯；三-异丙基-邻二甲苯；苯、甲苯、邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯的取代的同系物(congener)，或它们的混合物。单环芳族烃用于各种工业产品中和/或作为单独的组分出售。按照在这里所述的方法生产的原油产品典型地具有提高含量的单环芳族烃。
在某些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有0.001-0.2克，0.05-0.15克，或0.01-0.1克的甲苯含量。对于每克原油产品，该原油产品具有0.001-0.1克，0.005-0.09克，或0.05-0.08克的间二甲苯含量。对于每克原油产品，该原油产品具有0.001-0.2克，0.005-0.1克，或0.01-0.05克的邻二甲苯含量。对于每克原油产品，该原油产品具有0.001-0.09克，0.005-0.08克，或0.001-0.06克的对二甲苯含量。
石脑油的芳族烃含量的提高往往提高了石脑油的辛烷值。基于原油的汽油潜在价值的估计，原油可以进行价值评价。汽油潜在价值可包括，但不限于，对于原油的石脑油部分而言的计算辛烷值。原油典型地具有在35-60范围内的计算辛烷值。汽油的该辛烷值往往降低了对于可提高汽油辛烷值的添加剂的需要。在某些实施方案中，该原油产品包括具有至少60，至少70，至少80，或至少90的辛烷值的石脑油。典型地，石脑油的辛烷值是在60-99，70-98，或80-95范围内。
在一些实施方案中，相对于在原油原料的总石脑油和煤油中的总芳族烃含量而言，该原油产品具有提高了至少5％，至少10％，至少50％或至少99％的在沸程分布介于204℃和500℃之间的烃(总“石脑油和煤油”)中的总芳族烃含量。典型地，在原油产品的总石脑油和煤油中的总芳族烃含量比在原油原料的总石脑油和煤油中的总芳族烃含量高了8％，20％，75％，或100％。
在一些实施方案中，该煤油和石脑油可具有0.00001-0.5克，0.0001-0.2克，或0.001-0.1克的总多环芳族化合物含量/克总煤油和石脑油。
对于每克原油产品，该原油产品具有在0.0001-0.9克，0.001-0.5克，0.005-0.3克，或0.01-0.2克范围内的馏出物含量。在一些实施方案中，在馏出物中煤油与柴油的重量比是在1∶4至4∶1，1∶3至3∶1，或2∶5至5∶2范围内。
在一些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有至少0.001克，从大于0到0.7克，0.001-0.5克，或0.01-0.1克的煤油。在某些实施方案中，该原油产品具有0.001-0.5克或0.01-0.3克的煤油。在一些实施方案中，对于每克煤油，该煤油具有至少0.2克，至少0.3克，或至少0.4克的芳族烃含量。在某些实施方案中，对于每克煤油，该煤油具有在0.1-0.5克，或0.2-0.4克范围内的芳族烃含量。
在某些实施方案中，煤油的凝固点可以低于-30℃，低于-40℃，或低于-50℃。原油产品的煤油部分的芳族烃含量的提高往往提高了原油产品的煤油部分的密度并降低了凝固点。含有具有高密度和低凝固点的煤油部分的原油产品可以经过精炼以生产具有高密度和低凝固点的理想性能的航空涡轮燃料。
在某些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有在0.001-0.8克或0.01-0.4克范围内的柴油含量。在某些实施方案中，对于每克柴油，该柴油具有至少0.1克，至少0.3克，或至少0.5克的芳族烃含量。在一些实施方案中，对于每克柴油，该柴油具有在0.1-1克，0.3-0.8克，或0.2-0.5克范围内的芳族烃含量。
在一些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有在0.0001-0.99克，0.001-0.8克，或0.1-0.3克范围内的VGO含量。在某些实施方案中，在原油产品中VGO含量是0.4-0.9克，或0.6-0.8克/克原油产品。在某些实施方案中，对于每克VGO，该VGO具有在0.1-0.99克，0.3-0.8克，或0.5-0.6克范围内的芳族烃含量。
在一些实施方案中，该原油产品具有原油原料的残渣含量的至多70％，至多50％，至多30％，至多10％，或至多1％的残渣含量。在某些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有至多0.1克，至多0.05克，至多0.03克，至多0.02克，至多0.01克，至多0.005克，或至多0.001克的残渣含量。在一些实施方案中，对于每克原油产品，该原油产品具有在0.000001-0.1克，0.00001-0.05克，0.001-0.03克，或0.005-0.04克范围内的残渣含量。
在一些实施方案中，该原油产品可以包括至少一部分催化剂。在一些实施方案中，该原油产品包括大于0克，但低于0.01克，0.000001-0.001克，或0.00001-0.0001克的催化剂/克原油产品。该催化剂可以在运输和/或在加工设备中的处理过程中促使原油产品稳定化。该催化剂可以抑制腐蚀、抑制摩擦、和/或提高原油产品的水分离能力。包括至少一部分催化剂的原油产品可以进一步加工以生产出润滑剂和/或其它商业产品。
用于在氢源存在下处理原油原料以生产总产品的催化剂可以是单一催化剂或多种催化剂。该应用的催化剂可以首先是催化剂前体，当氢和/或含有硫的原油原料与催化剂前体接触时，该前体在接触区中转化成催化剂。
用于使原油原料与氢源接触以生产总产品的催化剂可以协助降低原油原料的分子量。不受理论的束缚，催化剂与氢源的结合可以通过催化剂中的碱性(路易斯碱性或布郎斯台德-洛里碱性)和/或超碱性组分的作用来降低原油原料中的组分的分子量。具有路易斯碱和/或布郎斯台德-洛里碱的性能的催化剂的例子包括在这里所述的催化剂。
在一些实施方案中，该催化剂是TMS催化剂。TMS催化剂包括含有过渡金属硫化物的化合物。对于本申请的目的，在TMS催化剂中过渡金属硫化物的重量是通过将催化剂中的过渡金属(一种或多种)的总重量与硫的总重量相加来确定的。过渡金属与硫的原子比典型地是在0.2-20，0.5-10，或1-5范围内。过渡金属硫化物的例子可以见于“Inorganic Sulfur Chemistry”；G.Nickless编辑；ElsevierPublishing Company；Amsterdam-London-New York；Copyright 1968；第19章。
在某些实施方案中，该TMS催化剂可以包括总共至少0.4克，至少0.5克，至少0.8克，或至少0.99克的一种或多种过渡金属硫化物/克催化剂。在某些实施方案中，对于每克催化剂，该TMS催化剂具有在0.4-0.999克，0.5-0.9克，或0.6-0.8克范围内的一种或多种过渡金属硫化物的总含量。
该TMS催化剂包括一种或多种过渡金属硫化物。过渡金属硫化物的例子包括镍黄铁矿(Fe4.5Ni4.5S8)，菱硫铁矿(Fe6.75Ni2.25S11)，方硫铁镍矿(Fe0.7Ni0.2Co0.2S2)，马基诺矿(mackinawite)(Fe0.75Ni0.25S0.9)，银镍黄铁矿(AgFe6Ni2S8)，方铁黄铜矿(isocubanite)(CuFe2S3)，isocalcopyrite(Cu8Fe9S16)，闪锌矿(Zn0.95Fe0.05S)，褐硫铁铜矿(mooihoekite)(Cu9Fe9S16)，硫锡铁铜矿(Cu6FeSn2S8)，硫银铁矿(AgFe2S3)，黄铜矿(CuFeS2)，陨硫铁(FeS)，黄铁矿(FeS2)，磁黄铁矿(Fe(1-x)S，(x＝0到0.17))，赫硫镍矿(Ni3S2)或方硫镍矿(NiS2)。
在一些实施方案中，该TMS催化剂包括一种或多种过渡金属硫化物与碱金属(一种或多种)、碱土金属(一种或多种)、锌、锌的化合物、或它们的混合物的结合物。在一些实施方案中，TMS催化剂由化学通式Ac[MaSb]d表示，其中A表示碱金属、碱土金属或锌；M表示元素周期表的6-10列的过渡金属；和S是硫。a与b的原于比是在0.5-2.5，或1-2范围内。c与a的原子比是在0.0001-1，0.1-0.8，或0.3-0.5范围内。在一些实施方案中，过渡金属是铁。
在一些实施方案中，该TMS催化剂可以包括一般已知的碱金属和/或碱土金属/过渡金属硫化物(例如，褐硫铁钾矿(K3Fe10S14)，硫铁钾矿(rasvumite)(KFe2S3)，陨硫铜钾矿(djerfisherite)(K6NaFe19Cu4NiS26Cl)，氯褐硫铁钾矿(chlorobartonite)(K6.1Fe24Cu0.2S26.1Cl0.7)，和/或柯水硫钠铁矿(coyoteite)(NaFe3S5·(H2O)2))。在一些实施方案中，该TMS催化剂包括就地制备的褐硫铁钾矿。就地制备的褐硫铁钾矿可以称为合成的褐硫铁钾矿。天然和/或合成的褐硫铁钾矿可以用作在这里所述的方法中的TMS催化剂。
在一些实施方案中，该TMS催化剂可以包括至多25克，至多15克，或至多1克的载体材料/100克的TMS催化剂。典型地，该TMS催化剂具有0-25克，0.00001-20克，0.0001-10克的载体材料/100克的TMS催化剂。可以与TMS催化剂一起使用的载体材料的例子包括高熔点氧化物、多孔碳材料、沸石、或它们的混合物。在一些实施方案中，该TMS催化剂基本上没有、或根本没有载体材料。
包括碱金属(一种或多种)、碱土金属(一种或多种)、锌、锌的化合物、或它们的混合物的TMS催化剂可以含有一种或多种过渡金属硫化物、双金属的碱金属-过渡金属硫化物、更高价态过渡金属硫化物、过渡金属氧化物、或它们的混合物，通过使用X射线衍射测定。TMS催化剂的碱金属(一种或多种)组分、碱土金属(一种或多种)组分、锌组分的一部分和/或过渡金属硫化物组分的一部分可以，在一些实施方案中，作为无法由X射线衍射技术检测出的无定形组合物存在。
在一些实施方案中，TMS催化剂的晶体颗粒和/或TMS催化剂的晶体颗粒的混合物具有至多108埃，至多103埃，至多100埃或至多40埃的粒度。在通常实践中，TMS催化剂的晶体颗粒的粒度一般是至少10埃。
包括碱金属(一种或多种)、碱土金属(一种或多种)、锌、锌的化合物、或它们的混合物的TMS催化剂可以通过将足够量的去离子水、所需量的过渡金属氧化物、和所需量的元素周期表1-2列金属的碳酸盐(一种或多种)、元素周期表1-2列金属的草酸盐(一种或多种)、元素周期表1-2列金属的乙酸盐(一种或多种)、碳酸锌、乙酸锌、草酸锌、或它们的混合物混合形成湿糊料来制备的。湿糊料可以在100-300℃或150-250℃的温度下干燥以形成过渡金属氧化物/盐的混合物。过渡金属氧化物/盐的混合物可以在300-1000℃，500-800℃，或600-700℃范围内的温度下煅烧，形成过渡金属氧化物/金属盐的混合物。过渡金属氧化物/金属盐的混合物可以与氢反应，形成还原的中间体固体。氢的添加可以在足够为过渡金属氧化物/金属盐的混合物提供过量的氢的流量下进行。氢可以经过10-50小时或20-40小时加入到过渡金属氧化物/金属盐的混合物中以生产包含元素过渡金属的还原中间体固体。氢的添加可以在35-500℃，50-400℃，或100-300℃的温度下，和10-15MPa，11-14MPa，或12-13MPa的总压力下进行。应该理解的是，相对于所选择的过渡金属氧化物的绝对质量，用于制备中间体固体的还原时间、反应温度、还原性气体的选择、还原性气体的压力、和/或还原性气体的流量常常发生改变。在一些实施方案中，还原的中间体固体能够以最小的力通过40目的筛。
还原的中间体固体能够以控制热的放出和气体的产生的速率逐渐地加入到热的(例如100℃)稀释剂/元素硫，和/或硫的一种或多种化合物的混合物中。该稀释剂可以包括为散逸硫化作用的热量提供一种手段的任何合适的稀释剂。稀释剂可以包括具有至少100℃，至少150℃，至少200℃，或至少300℃的沸程分布的溶剂。典型地，稀释剂具有在100-500℃，150-400℃，或200-300℃之间的沸程分布。在一些实施方案中，稀释剂是VGO和/或二甲苯。硫的化合物包括，但不限于，硫化氢和/或硫醇。硫和/或硫的化合物的量可以是1-100mol％，2-80mol％，5-50mol％，10-30mol％，基于在元素周期表1-2列金属的盐或锌盐中的1-2列金属或锌的摩尔数。在将还原的中间体固体添加到稀释剂/元素硫的混合物中之后，所得混合物可以逐渐地加热到200-500℃，250-450℃，或300-400℃的最终温度，并在最终温度下保持至少1小时，至少2小时，或至少10小时。典型地，最终温度保持15小时，10小时，5小时，或1.5小时。在加热到升高的硫化反应温度之后，稀释剂/催化剂的混合物可以冷却到在0-100℃，30-90℃，或50-80℃范围内的温度，以促进催化剂从混合物中的回收。硫化的催化剂可以使用标准技术在无氧气氛中与稀释剂分离，并用至少一部分低沸点溶剂(例如戊烷，庚烷，或己烷)洗涤以生产TMS催化剂。TMS催化剂可以使用标准技术进行粉末化。
在一些实施方案中，该催化剂是无机盐催化剂。无机盐催化剂的阴离子可以包括无机化合物、有机化合物、或它们的混合物。无机盐催化剂包括碱金属碳酸盐，碱金属氢氧化物，碱金属氢化物，碱金属氨化物，碱金属硫化物，碱金属乙酸盐，碱金属草酸盐，碱金属甲酸盐，碱金属丙酮酸盐，碱土金属碳酸盐，碱土金属氢氧化物，碱土金属氢化物，碱土金属氨化物，碱土金属硫化物，碱土金属乙酸盐，碱土金属草酸盐，碱土金属甲酸盐，碱土金属丙酮酸盐，或它们的混合物。
无机盐催化剂包括，但不限于，下列的混合物NaOH/RbOH/CsOH；KOH/RbOH/CsOH；NaOH/KOH/RbOH；NaOH/KOH/CsOH；K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3；Na2O/K2O/K2CO3；NaHCO3/KHCO3/Rb2CO3；LiHCO3/KHCO3/Rb2CO3；与K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3的混合物混合的KOH/RbOH/CsOH；K2CO3/CaCO3；K2CO3/MgCO3；Cs2CO3/CaCO3；Cs2CO3/CaO；Na2CO3/Ca(OH)2；KH/CsCO3；KOCHO/CaO；CsOCHO/CaCO3；CsOCHO/Ca(OCHO)2；NaNH2/K2CO3/Rb2O；K2CO3/CaCO3/Rb2CO3；K2CO3/CaCO3/Cs2CO3；K2CO3/MgCO3/Rb2CO3；K2CO3/MgCO3/Cs2CO3；或与K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3的混合物混合的Ca(OH)2。
在一些实施方案中，对于每克无机盐催化剂，该无机盐催化剂含有至多0.00001克，至多0.001克，或至多0.01克的锂(按照锂的重量计算)。在一些实施方案中，对于每克无机盐催化剂，无机盐催化剂含有从0克，但低于0.01克，0.0000001-0.001克，或0.00001-0.0001克的锂，按照锂的重量计算。
在某些实施方案中，无机盐催化剂包括包含原子序数为至少11的碱金属的一种或多种碱金属盐。在一些实施方案中，当无机盐催化剂具有两种或更多种碱金属时，具有至少11的原子序数的碱金属与具有大于11的原子序数的碱金属的原子比是0.1-10，0.2-6，或0.3-4。例如，无机盐催化剂可以包括钠、钾和铷的盐，且钠与钾的比率是在0.1-6范围内；钠与铷的比率是在0.1-6范围内；和钾与铷的比率是在0.1-6范围内。在另一个实例中，无机盐催化剂包括钠盐和钾盐，且钠与钾的原子比是在0.1-4范围内。
在一些实施方案中，无机盐催化剂还包括元素周期表的8-10列的金属、元素周期表的8-10列的金属的化合物、元素周期表的6列的金属、元素周期表的6列的金属的化合物、或它们的混合物。8-10列的金属包括，但不限于，铁、钌、钴、或镍。6列的金属包括，但不限于，铬、钼、或钨。在一些实施方案中，该无机盐催化剂包括0.1-0.5克，或0.2-0.4克的阮内镍/克无机盐催化剂。
在某些实施方案中，该无机盐催化剂还包括元素周期表的1-2列和/或13列的金属氧化物。13列的金属包括，但不限于，硼或铝。金属氧化物的非限制性例子包括氧化锂(Li2O)，氧化钾(K2O)，氧化钙(CaO)，或氧化铝(Al2O3)。
在某些实施方案中，该无机盐催化剂不含或基本上不含路易斯酸(例如，BCl3，AlCl3和SO3)、布郎斯台德-洛里酸(例如，H3O+，H2SO4，HCl和HNO3)、形成玻璃用组合物(例如，硼酸盐和硅酸盐)、和卤化物。对于每克无机盐催化剂，该无机盐催化剂可以含有0-0.1克，0.000001-0.01克，或0.00001-0.005克的以下物质a)卤化物；b)在至少350℃，或至多1000℃的温度下形成玻璃的组合物；c)路易斯酸；d)布郎斯台德-洛里酸；或e)它们的混合物。
无机盐催化剂可以使用标准技术来制备。例如，催化剂的所需量的各组分可通过使用标准混合技术(例如，研磨和/或粉碎)来混合。在其它实施方案中，将无机组合物溶于溶剂(例如，水或合适的有机溶剂)中以形成无机组合物/溶剂的混合物。溶剂可以使用标准分离技术来除去以生成无机盐催化剂。
在一些实施方案中，无机盐催化剂的无机盐可以引入到载体中以形成担载的无机盐催化剂。载体的例子包括，但不限于，氧化锆，氧化钙，氧化镁，二氧化钛，水滑石，氧化铝，氧化锗，氧化铁，氧化镍，一氧化锌，氧化镉，氧化锑，和它们的混合物。在一些实施方案中，无机盐、元素周期表6-10列金属和/或元素周期表6-10列金属的化合物可以浸渍在载体中。或者，无机盐可以加热熔化或软化并强制进入金属载体或金属氧化物载体之中和/或强制分布于其上，从而形成担载的无机盐催化剂。
当催化剂结构中的有序化受损失时，无机盐催化剂的结构典型地在所确定的温度下或在一定温度范围中变成不均匀的、可渗透的和/或可活动的。该无机盐催化剂可以变得无序化，但在组成上基本上没有变化(例如，没有盐的分解)。不希望受理论束缚，可以相信，当在无机盐催化剂的晶格中离子之间的距离增大时，无机盐催化剂变得无序化(可活动的)。随着离子距离增大，原油原料和/或氢源可以渗透穿过无机盐催化剂，而不是经过无机盐催化剂的表面。原油原料和/或氢源渗透穿过该无机盐常常导致在无机盐催化剂与原油原料和/或氢源之间的接触面积的增加。无机盐催化剂的接触面积和/或反应性面积的增加常常提高了原油产品的产率，限制了残渣和/或焦炭的产生，和/或促进了原油产品中的性能相对于原油原料的相同性能而言的改变。无机盐催化剂的无序化(例如，不均匀性、可渗透性、和/或活动性)可以使用DSC方法、离子电导率测量方法、TAP方法、目测检查法、X-射线衍射法、或它们的结合方法来测定。
TAP测定催化剂特性的用途已描述于以下美国专利Ebner等人的4,626,412；Gleaves等人的5,039,489；和Ebner等人的5,264,183中。TAP系统可以从Mithra Technologies(Foley，Missouri，U.S.A)获得。TAP分析可以在25-850℃、50-500℃、或60-400℃的温度范围中，在10-50℃、或20-40℃范围内的加热速率下，和在1×10-13到1×10-8乇范围内的真空下进行。温度可以保持恒定和/或作为时间的函数而提高。随着无机盐催化剂的温度提高，测量到气体从无机盐催化剂中逸出。从无机盐催化剂中发出的气体的例子包括一氧化碳、二氧化碳、氢、水、或它们的混合物。检测到气体从无机盐催化剂中逸出的拐点(急剧提高)的温度被认为是无机盐催化剂变成无序化的温度。
在一些实施方案中，从无机盐催化剂中逸出的气体的拐点可以使用TAP在测定的一定温度范围中检测到。该温度或温度范围称为“TAP温度”。使用TAP测定的温度范围的初始温度被称作“最低TAP温度”。
由适合与原油原料接触的无机盐催化剂所显示出的逸出气体拐点是在100-600℃，200-500℃，或300-400℃的TAP温度范围中。典型地，TAP温度是在300-500℃范围内。在一些实施方案中，不同组成的合适的无机盐催化剂也显示出气体拐点，但在不同的TAP温度下。
与逸出气体有关的电离拐点的幅值(magnitude)可以是晶体结构中颗粒有序化的指征。在高度有序化的晶体结构中，离子颗粒一般是紧密地缔合的，而且离子、分子、气体或它们的结合物从该结构中的释放需要更多能量(即，更多热量)。在无序化的晶体结构中，离子不像在高度有序化的晶体结构中的离子那样强烈地彼此缔合。由于较弱的离子缔合，一般需要较低的能量来从无序化的晶体结构中释放离子、分子、和/或气体，因此，在所选择的温度下，从无序化的晶体结构中释放的离子和/或气体的量典型地大于从高度有序化的晶体结构中释放的离子和/或气体的量。
在一些实施方案中，在10℃的加热速率或冷却速率下，在50℃-500℃范围内可以观察到无机盐催化剂的离解热，如使用差示扫描量热计所测定的。在DSC方法中，样品可以被加热到第一温度，冷却到室温，和然后进行第二次加热。在第一次加热过程中观察到的转变一般代表所夹带的水和/或溶剂并且不代表该离解热。例如，润湿样品或水合样品的容易观察的干燥热一般出现在低于250℃，典型地在100-150℃之间。在冷却周期和第二次加热过程中观察到的转变对应于样品的离解热。
“热转变”指当温度在DSC分析过程中提高时，当结构中的有序化分子和/或原子变得无序化时所发生的过程。“冷转变”指当温度在DSC分析过程中降低时，当结构中的分子和/或原子变得更均匀时所发生的过程。在一些实施方案中，在使用DSC检测到的一定的温度范围中发生了无机盐催化剂的热/冷转变。在第二次加热周期过程中发生无机盐催化剂的热转变的温度或温度范围被称作“DSC温度”。在第二次加热周期中该温度范围的最低DSC温度被称作“最低DSC温度”。无机盐催化剂可以显示出在200-500℃，250-450℃，或300-400℃范围中的热转变。
在含有为比较均匀的混合物的无机盐颗粒的无机盐催化剂中，与在第二次加热周期中所吸收的热有关的峰的形状是相对窄的。在含有处于相对不均匀混合物中的无机盐颗粒的无机盐催化剂中，与在第二次加热周期中所吸收的热有关的峰的形状是较宽的。在DSC谱图中不存在峰表示该盐在扫描的温度范围中没有吸收或释放热量。热转变的缺少一般表明样品的结构在加热时不发生变化。
随着无机盐混合物的颗粒的均匀性提高，在加热过程中混合物保持固体和/或半液体的能力会下降。无机混合物的均匀性与混合物中的阳离子的离子半径有关。对于具有较小离子半径的阳离子，阳离子与相应阴离子共享电子密度的能力会提高，而且相应阴离子的酸性会提高。对于一系列的具有类似电荷的离子，如果阴离子是硬碱，则较小的离子半径导致在阳离子和阴离子之间较高的离子间吸引力。对于该盐和/或在盐中颗粒的更均匀混合物(更尖锐的峰和在DSC曲线下增大的面积)，较高的离子间吸引力往往导致更高的热转变温度。包括具有小的离子半径的阳离子的混合物倾向于比更大的离子半径的阳离子更具酸性，因此，随着阳离子半径降低，无机盐混合物的酸性会增大。例如，相对于原油原料与氢源在包括具有比锂更大离子半径的阳离子的无机盐催化剂存在下的接触，原油原料与氢源在包括锂阳离子的无机混合物存在下的接触往往生产出提高量的气体和/或焦炭。抑制气体和/或焦炭产生的能力提高了该方法的总液体产品产率。
在某些实施方案中，无机盐催化剂可以包括两种或更多种无机盐。可以测定每一种无机盐的最低DSC温度。无机盐催化剂的最低DSC温度可以低于无机盐催化剂中的至少一种无机金属盐的最低DSC温度。例如，无机盐催化剂可以包括碳酸钾和碳酸铯。碳酸钾和碳酸铯显示出大于500℃的DSC温度。K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂显示出在290-300℃范围内的DSC温度。
在一些实施方案中，该TAP温度可以在至少一种无机盐的DSC温度与无机盐催化剂的DSC温度之间。例如，无机盐催化剂的TAP温度可以在350-500℃范围内。相同无机盐催化剂的DSC温度可以在200-300℃范围内，以及各种盐的DSC温度可以是至少500℃或至多1000℃。
在许多实施方案中，具有在150-500℃，200-450℃，或300-400℃之间的TAP和/或DSC温度，并且在这些温度下不发生分解的无机盐催化剂能够用于催化高分子量和/或高粘度组合物(例如，原油原料)转化成液体产品。
在某些实施方案中，在无机盐催化剂在200-600℃，300-500℃或350-450℃的温度范围中加热的过程中，该无机盐催化剂可以显示出相对于各种无机盐而言提高的电导率。无机盐催化剂提高的电导率一般归因于无机盐催化剂中的颗粒变得易活动。一些无机盐催化剂的离子电导率在比无机盐催化剂的单种组分的离子电导率发生变化时的温度更低的温度下发生变化。
无机盐的离子电导率可以通过采用欧姆定律来测定V＝IR，其中V是电压，I是电流，和R是电阻。为了测量离子电导率，该无机盐催化剂可以被放入到石英容器中，后者具有两根彼此分开的、但浸入无机盐催化剂中的电线(例如，铜线或铂线)。
图7是用来测量离子电导率的系统的示意图。将装有样品158的石英容器156放入到加热装置中并逐渐地加热到所需温度。在加热过程中将来自电源160的电压施加于电线162。仪表166测量流过电线162和164的产生的电流。仪表166可以是，但不限于，万用表或惠斯登电桥。随着样品158变得更不均匀(更易活动)但没有发生分解，样品的电阻率应该下降并且在仪表166上观察到的电流应该增大。
在一些实施方案中，在所需温度下，无机盐催化剂在加热、冷却、和再加热之后会具有不同的离子电导率。离子电导率的差异表明了无机盐催化剂的晶体结构在加热过程中已经从初始形态(第一种形式)改变到不同的形态(第二种形式)。如果在加热过程中无机盐催化剂的形式没有改变，则在加热之后离子电导率预计是类似或相同的。
在某些实施方案中，该无机盐催化剂具有在10-1000微米，20-500微米，或50-100微米范围内的粒度，通过使无机盐催化剂通过网筛或筛网来测定。
当加热到高于50℃和低于500℃时，该无机盐催化剂会软化。当无机盐催化剂软化时，液体和催化剂颗粒可以共存于无机盐催化剂的基体中。在一些实施方案中，当被加热到至少300℃，或至多800℃的温度时，该催化剂颗粒可以在重力作用下，或在至少0.007MPa，或至多0.101MPa的压力下自变形，使得无机盐催化剂从第一种形式转变成第二种形式。当无机盐催化剂冷却到20℃，无机盐催化剂的第二种形式不能回复到无机盐催化剂的第一种形式。无机盐从第一种形式转变成第二种形式的温度被称作“变形”温度。变形温度可以是一个温度范围或单个温度值。在某些实施方案中，当被加热到低于各种无机金属盐当中的任何一种的变形温度的变形温度时，无机盐催化剂的颗粒在重力或压力作用下会自变形。在一些实施方案中，无机盐催化剂包括具有不同变形温度的两种或更多种无机盐。在一些实施方案中，无机盐催化剂的变形温度可以与各种无机金属盐的变形温度不同。
在某些实施方案中，该无机盐催化剂在TAP和/或DSC温度或高于TAP和/或DSC温度的温度下是液体和/或半液体。在一些实施方案中，该无机盐催化剂在最低TAP和/或DSC温度下是液体或半液体。在一些实施方案中，在最低TAP和/或DSC温度或高于最低TAP和/或DSC温度的温度下，与原油原料混合的液体或半液体无机盐催化剂可以形成与原油原料分离的单独相。在一些实施方案中，在最低TAP温度下，该液体或半液体无机盐催化剂在原油原料中具有低溶解度(例如，从0克到0.5克，0.0000001-0.2克，或0.0001-0.1克的无机盐催化剂/克原油原料)或不溶于原油原料中(例如，从0克到0.05克，0.000001-0.01克，或0.00001-0.001克的无机盐催化剂/克原油原料)。
在一些实施方案中，粉末X-射线衍射法用来测定无机盐催化剂中的原子的间距。对X射线谱图中的D001峰的形状可以进行监测，和对无机盐颗粒的相对有序性可以估计。在X射线衍射中的峰代表了无机盐催化剂的不同化合物。在粉末X射线衍射中，D001峰可以监测和在原子之间的间距可以估计。在含有高度有序的无机盐原子的无机盐催化剂中，D001峰的形状是相对窄的。在含有无序的无机盐原子的无机盐催化剂(例如，K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂)中，D001峰的形状可以是相对宽的或D001峰可以不存在。为了确定在加热过程中无机盐原子的无序性是否变化，在加热之前取得无机盐催化剂的X射线衍射谱图并与加热之后取得的X射线衍射谱图比较。在高于50℃的温度下取得的X射线衍射谱图中的D001峰(对应于无机盐原子)可以不存在，或比在低于50℃的温度下取得的X射线衍射谱图中的D001峰更宽。另外，各种无机盐的X射线衍射谱图可以在相同温度下显示出较窄的D001峰。
接触条件可以控制，使得除了限制和/或抑制副产物的形成之外，总产品组成(和因此，该原油产品)可以对应给定的原油原料而变化。总产品组成包括，但不限于，链烷烃、烯烃、芳族烃、或它们的混合物。这些化合物构成了原油产品和不可凝烃气的组成。
与这里所述的催化剂相结合来控制接触条件可以生产出焦炭含量低于预测焦炭含量的总产品。各种原油的MCR含量的比较可以使得原油以它们形成焦炭的倾向为基础来评级。例如，具有0.1克MCR/克原油的MCR含量的原油预计比具有0.001克MCR/克原油的MCR含量的原油形成更多焦炭。劣等原油典型地具有至少0.05克MCR/克劣等粗油的MCR含量。
在一些实施方案中，在反应期间沉积到催化剂上的残渣含量和/或焦炭含量可以为至多0.1克，至多0.05克，或至多0.03克的残渣和/或焦炭/克催化剂。在某些实施方案中，沉积在催化剂上的残渣和/或焦炭的重量是在0.0001-0.1克，0.001-0.05克，或0.01-0.03克范围内。在一些实施方案中，用过的催化剂基本上不含残渣和/或焦炭。在某些实施方案中，控制接触条件，使得对于每克原油产品形成至多0.015克，至多0.01克，至多0.005克，或至多0.003克的焦炭。相对于在精炼催化剂存在下、或在催化剂不存在下通过使用相同的接触条件加热该原油原料所产生的焦炭和/或残渣的量，使原油原料与催化剂在受控的接触条件下接触可以产生减少量的焦炭和/或残渣。
在一些实施方案中，该接触条件可以加以控制，使得对于每克原油原料，有至少0.5克，至少0.7克，至少0.8克，或至少0.9克的原油原料转化成原油产品。典型地，在接触过程中生产出了0.5-0.99克，0.6-0.9克，或0.7-0.8克的原油产品/克原油原料。以原油产品中残渣和/或焦炭(如果有的话)的最低产率将原油原料转化成原油产品使得原油产品在炼油厂中可采用最低量的预处理转化成商业产品。在某些实施方案中，对于每克原油原料，至多0.2克，至多0.1克，至多0.05克，至多0.03克，或至多0.01克的原油原料转化成不可凝的烃。在一些实施方案中，生产出从0到0.2克，0.0001-0.1克，0.001-0.05克，或0.01-0.03克的不可凝烃/克原油原料。
控制接触区温度、原油原物流动速率、总产品流动速率、催化剂原料的流速和/或量、或它们的结合可以用于维持所需的反应温度。在一些实施方案中，接触区中的温度的控制可以通过改变为了稀释氢的量和/或从接触区中除去多余热量而流过接触区的气态氢源和/或惰性气体的流量来进行。
在一些实施方案中，接触区中的温度可以加以控制，使得接触区中的温度等于、高于或低于所需温度“T1”。在某些实施方案中，控制接触温度，使得接触区温度低于最低TAP温度和/或最低DSC温度。在某些实施方案中，T1可以比最低TAP温度和/或最低DSC温度低30℃，20℃，或10℃。例如，在一个实施方案中，当最低TAP温度和/或最低DSC温度是400℃时，在反应过程中该接触温度可以控制为370℃，380℃，或390℃。
在其它实施方案中，控制接触温度，使得该温度等于或高于催化剂TAP温度和/或催化剂DSC温度。例如，当最低TAP温度和/或最低DSC温度是450℃时，在反应过程中该接触温度可以控制为450℃，500℃，或550℃。以催化剂TAP温度和/或催化剂DSC温度为基础控制该接触温度可以得到改进的原油产品性能。这一控制例如可以减少焦炭形成、减少不可凝气体形成、或它们的结合。
在某些实施方案中，在添加原油原料之前，无机盐催化剂可以进行调理。在一些实施方案中，该调理可以在原油原料存在下进行。调理该无机盐催化剂可以包括将无机盐催化剂加热到至少100℃，至少300℃，至少400℃，或至少500℃的第一温度，然后将无机盐催化剂冷却到至多250℃，至多200℃，或至多100℃的第二温度。在某些实施方案中，该无机盐催化剂被加热到在150-700℃，200-600℃，或300-500℃范围内的温度，然后被冷却到在25-240℃，30-200℃，或50-90℃范围内的第二温度。调理温度可以通过测定在不同温度下的离子电导率测量值来确定。在一些实施方案中，调理温度可以从DSC温度确定，后者是从通过在DSC中多次加热和冷却无机盐催化剂所获得的热/冷转变中获得的。无机盐催化剂的调理可以使得原油原料的接触在比常规氢化处理催化剂所用的温度更低的反应温度下进行。
在一些实施方案中，石脑油、馏出物、VGO、或它们的混合物在总产品中的含量可通过改变总产品从接触区中排出的速率来加以改变。例如，降低总产品排出速率往往增加了原油原料与催化剂之间的接触时间。或者，相对于初始压力来提高压力可以增加接触时间，可以提高原油产品的产率，可以对于给定的原油原料或氢源的质量流速而言提高氢从气体引入到原油产品中的量，或可以改变这些效果的综合效果。相对于在较短接触时间中生产的柴油、煤油、石脑油、和VGO的量，增加原油原料与催化剂的接触时间可以生产出提高量的柴油、煤油、或石脑油和减少量的VGO。增加总产品在接触区中的接触时间也可以改变原油产品的平均碳数。提高接触时间可以导致更高重量百分比的较低碳数(和因此，更高的API比重)。
在一些实施方案中，该接触条件可以随时间而改变。例如，该接触压力和/或该接触温度可以增加，以便增加为了生产原油产品该原油原料所吸收的氢量。在改进原油原料的其它性能的同时，改变原油原料的氢气吸收量的能力增加了可以从单种原油原料生产的原油产品的类型。从单种原油原料生产多种原油产品的能力可以使得不同的运输和/或处理要求得到满足。
通过将原油原料的H/C与原油产品的H/C对比，可以评价氢的吸收。相对于原油原料的H/C而言，原油产品的H/C的提高表明氢从氢源引入到原油产品中。原油产品的H/C的较低增长(20％，与原油原料相比)表明在该工艺过程中氢气的消耗较低。相对于原油原料的那些性能，以氢的最低消耗所获得的原油产品性能的显著改进是令人希望的。
氢源与原油原料的比率也可以加以改变，以改变该原油产品的性能。例如，提高氢源与原油原料的比率可以导致获得具有提高的VGO含量/克原油产品的原油产品。
在某些实施方案中，与原油原料和无机盐催化剂在氢和蒸汽存在下的接触相比，原油原料与无机盐催化剂在轻质烃和/或蒸汽存在下的接触可以在原油产品中得到更多的液体烃和更少焦炭。在包括原油原料与甲烷在无机盐催化剂存在下进行接触的实施方案中，原油产品的至少一部分组分可以包括已经引入到该组分的分子结构中的原子碳和氢(来自甲烷)。
在某些实施方案中，从原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下的接触所生产的原油产品的体积比在STP下从热处理工艺生产的原油产品的体积大至少5％，至少10％，或至少15％，或至多100％。由原油原料与无机盐催化剂的接触所生产的原油产品的总体积可以是在STP下原油原料体积的至少110vol％。体积的增加被认为应归因于密度的下降。较低密度可以一般至少部分地由原油原料的氢化所引起。
在某些实施方案中，每克原油原料具有至少0.02克、至少0.05克、或至少0.1克的硫，和/或至少0.001克的Ni/V/Fe的原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下进行接触，而不会削弱催化剂的活性。
在一些实施方案中，无机盐催化剂能够通过将污染该催化剂的一种或多种组分除去来至少部分地再生。污染物包括，但不限于，金属、硫化物、氮、焦炭、或它们的混合物。硫化物污染物可以通过将蒸汽和二氧化碳与用过的催化剂接触以产生硫化氢来从用过的无机盐催化剂中除去。氮污染物可以通过将用过的无机盐催化剂与蒸汽接触产生氨而被除去。焦炭污染物可以通过将用过的无机盐催化剂与蒸汽和/或甲烷接触以产生氢和碳氧化物来从用过的无机盐催化剂中除去。在一些实施方案中，一种或多种气体从用过的无机盐催化剂和残留原油原料的混合物中产生。
在某些实施方案中，用过的无机盐(例如，K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3；KOH/Al2O3；Cs2CO3/CaCO3；或NaOH/KOH/LiOH/ZrO2)、未反应的原油原料和/或残渣和/或焦炭的混合物可以加热到在700-1000℃或800-900℃范围内的温度，直到在蒸汽、氢、二氧化碳、和/或轻质烃存在下气体和/或液体的产生变得最少为止，产生液相和/或气体。相对于反应性气体，气体可以包括提高量的氢和/或二氧化碳。例如，气体可以包括0.1-99摩尔或0.2-8摩尔的氢和/或二氧化碳/摩尔反应性气体。气体可以含有较低量的轻质烃和/或一氧化碳。例如，低于0.05克的轻质烃/克气体和低于0.01克的一氧化碳/克气体。该液相可以含有水，例如，大于0.5-0.99克，或大于0.9-0.9克的水/克液体。
在一些实施方案中，接触区中的用过的催化剂和/或固体可以进行处理以从用过的催化剂和/或固体中回收金属(例如，钒和/或镍)。用过的催化剂和/或固体可以使用一般已知的金属分离技术(例如，加热、化学处理、和/或气化)来进行处理。
实施例下面叙述催化剂制备、催化剂试验、和有受控的接触条件的系统的非限制性例子。
实施例1.K-Fe硫化物催化剂的制备。
通过将1000克的氧化铁(Fe2O3)和580克的碳酸钾与412克的去离子水混合形成湿糊料来制备K-Fe硫化物催化剂。将湿糊料在200℃下干燥以形成氧化铁/碳酸钾混合物。该氧化铁/碳酸钾混合物在500℃下煅烧以形成氧化铁/碳酸钾混合物。该氧化铁/碳酸钾混合物与氢反应以形成包含铁金属的还原的中间体固体。氢的添加在450℃和11.5-12.2MPa(1665-1765psi)下进行48小时。中间体固体以最小的力通过40目筛网。
将中间体固体在100℃下以控制热量放出和气体产生的一定速率逐渐地添加到VGO/间二甲苯/元素硫的混合物中。在中间体固体的添加后，所得混合物逐渐地被加热到300℃和在300℃下保持1小时。将溶剂/催化剂的混合物冷却到低于100℃并将硫化的催化剂从混合物中分离。硫化的催化剂通过在氩气氛下在干燥箱中过滤来分离，然后用间二甲苯洗涤，生产出544.7克的K-Fe硫化物催化剂。通过使该催化剂通过40目筛网来将K-Fe硫化物催化剂变成粉末。
所得K-Fe硫化物催化剂通过使用X射线衍射技术来分析。从X射线衍射谱图的分析，可以确定该催化剂包括陨硫铁(FeS)、K-Fe硫化物(KFeS2)、磁黄铁矿、和铁氧化物(例如，磁铁矿、Fe3O4)。在X射线衍射谱图中没有观察到与二硫化铁(例如，黄铁矿、FeS2)有关的峰。
实施例2.原油原料与氢源在K-Fe硫化物催化剂存在下接触。
600mL连续搅拌釜反应器(由316不锈钢构成)装有底部进料口、单个蒸气排出口、位于反应器内的三个热电偶、和轴驱动的1.25英寸直径六叶轮型Rushton涡轮。
将按照在实施例1中所述方法制备的K-Fe硫化物催化剂(110.3克)加入到反应器中。氢气在8,000Nm3/m3(50,000SCFB)下计量加入到反应器中，然后与沥青(产自加拿大的Lloydminster地区)混合。该沥青通过底部进料口进入该反应器中，形成氢/原油原料的混合物。在185小时的反应运转期间，氢气和原油原料连续地被加入到反应器中，通过反应器的蒸气排出口连续地排出产品。原油原料以67.0g/hr的速率进料以保持相对于反应器体积的60％的原油原料液面。50毫居里137Cs伽马射线源和碘化钠闪烁检测器用来测量反应器中的液面。
氢气/原油原料与催化剂在430℃的平均反应器内部温度下接触。该氢气/原油原料与催化剂的接触生产出反应器排放蒸气形式的总产品。该反应器排放蒸气通过单个上出口离开该容器。反应器顶部被电加热到430℃以防止反应器排放蒸气在反应器顶部发生内部冷凝。
在离开反应器后，将反应器排放蒸气冷却并在高压气体/液体分离器和低压气体/液体分离器中分离，产生液体物流和气体物流。气体物流被送至逆向流动的碱洗气器中以除去酸性气体，其后使用标准色谱图技术定量分析。对于每克总产品，总产品包括0.918克的原油产品和0.089克的不可凝烃气。在反应器中，留下0.027克的固体/克原油原料。由该方法生产的原油产品和不可凝烃气的性能和组成总结在图8的表1，图9的表2、和图10的表3中。
本实施例说明了使原油原料与氢在过渡金属硫化物催化剂存在下进行接触以生产附带产生最低量焦炭的总产品的方法。该总产品包括在STP下为液体混合物的原油产品并具有至多0.1克的不可凝烃气/克总产品。
通过将表1中原油原料的MCR含量结果(13.7wt％)与在该方法中形成的固体(2.7wt％)进行对比，可以发现受控的条件和催化剂的结合产生了比由ASTM方法D4530所显示的更低量的焦炭。
不可凝烃包括C2、C3、和C4烃。从表2中列出的C2烃的重量百分比的总和(20.5克)，可以计算乙烯含量/克总C2烃。烃气的C2烃包括0.073克乙烯/克总C2烃。从表2中列出的C3烃的重量百分比的总和(23.9克)，可以计算丙烯含量/克总C3烃。不可凝烃气的C3烃包括0.21克丙烯/克总C3烃。不可凝烃气的C4烃具有0.2的异丁烷与正丁烷的重量比。
本实施例说明了生产原油产品的方法，该原油产品包括至少0.001克的在0.101MPa下具有至多204℃(400)的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在204℃和300℃之间的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在300℃和400℃之间的沸程分布的烃，和至少0.001克的在0.101MPa下具有在400℃和538℃(1,000)之间的沸程分布的烃。具有低于204℃的沸程分布的烃包括异链烷烃和正链烷烃，而且这些异链烷烃与正链烷烃的比率为至多1.4。
原油产品包括与石脑油、煤油、柴油、和VGO相关的沸点分布。原油产品具有至少0.001克的石脑油，和原油产品的石脑油部分具有至少70的辛烷值。原油产品的石脑油部分具有至多0.01克苯/克石脑油的苯含量。原油产品的石脑油部分具有至多0.15克烯烃/克石脑油。原油产品的石脑油部分具有至少0.1克单环芳族烃/克石脑油。
原油产品具有至少0.001克的煤油。原油产品的煤油部分具有低于-30℃的凝固点。原油产品的煤油部分包括芳族烃，和原油产品的煤油部分具有至少0.3克芳族烃/克煤油的芳族烃含量。原油产品的煤油部分具有至少0.2克单环芳族烃/克煤油。
原油产品具有至少0.001克的柴油。原油产品的柴油级分包括芳族烃，和原油产品的柴油级分具有至少0.4克芳族烃/克柴油的芳族烃含量。
原油产品具有至少0.001克的VGO。原油产品的VGO部分包括芳族烃，和该VGO具有至少0.5克芳族烃/克VGO的芳族烃含量。
实施例3.在无烃稀释剂存在下制备K-Fe硫化物催化剂。
通过将1000克的氧化铁和173g的碳酸钾与423克的去离子水掺混形成湿糊料来制备K-Fe硫化物催化剂。该湿糊料按照在实施例1中所述方法进行加工，形成中间体固体。中间体固体以最小的力通过40目筛网。
与实施例2相反，中间体固体与元素硫在烃稀释剂不存在的情况下进行混合。在使用氩气氛的干燥箱中，该中间体固体与粉末状元素硫混合，被放入密封的碳钢圆筒中，加热到400℃，并在400℃下保持1小时。硫化的催化剂作为固体从碳钢反应器中取出。钾-铁硫化物催化剂使用研钵和研杵磨碎成粉末，使得所得催化剂粉末通过40目筛网。
所得钾铁硫化物催化剂使用X射线衍射技术进行分析。从X射线衍射谱图的分析可以确定，该催化剂包括黄铁矿(FeS2)、硫化铁(FeS)、和磁黄铁矿(Fe1-xS)。混合的钾-铁硫化物或铁氧化物类物质使用X射线衍射技术都没有检测出来。
实施例4.原油原料与氢源在K-Fe硫化物催化剂存在下按照气态氢与原油原料的增加比率进行接触。
装置、原油原料、和反应程序与在实施例2中相同，除了氢气与原油原料的比率是16,000Nm3/m3(100,000SCFB)。将按照在实施例3中所述方法制备的K-Fe硫化物催化剂(75.0克)加入到反应器中。
将从这一方法生产的原油产品的性能总结在图8的表1和图10的表3中。在实施例4中生产的VGO的重量百分比大于在实施例2中生产的VGO的重量百分比。在实施例4中生产的馏出物的重量百分比低于在实施例2中生产的馏出物的重量百分比。在实施例4中生产的原油产品的API比重低于在实施例2中生产的原油产品的API比重。较高的API比重表明生产了较高碳数的烃。
在与原油原料接触之后，分析在反应器中的TMS催化剂。由此分析得知在存在原油原料和氢之后，过渡金属硫化物催化剂包括K3Fe10S14。
实施例5.K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂和各种无机盐的TAP试验。
在全部TAP试验中，300mg样品在TAP系统的反应器中以50℃/分钟的速率从室温(27℃)加热到500℃。逸出的水蒸汽和二氧化碳气体通过使用TAP系统的质谱图仪来监测。
担载于氧化铝上的K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂显示出对于在360℃下从无机盐催化剂中逸出的二氧化碳而言的大于0.2伏特的电流拐点以及对于逸出的水而言的0.01伏特的电流拐点。最低TAP温度是360℃，通过描绘离子电流与温度的log 10对数曲线来测定。图11是从K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂中所逸出气体的离子电流的log10(“log(I)”)值对温度(“T”)的曲线的图示。曲线168和170是对于从无机盐催化剂中所逸出的水和CO2的离子电流的log 10值。从无机盐催化剂中逸出的水和CO2的尖锐拐点出现在360℃。
与K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂不同，碳酸钾和碳酸铯对于逸出的水和二氧化碳在360℃处都无法检测到电流拐点。
对于K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂而言，逸出气体的显著增加表明由两种或更多种不同无机盐组成的无机盐催化剂可以比各种纯碳酸盐更加无序。
实施例6.无机盐催化剂和各种无机盐的DSC试验。
在全部DSC试验中，通过使用由Perkin-Elmer(美国康涅狄格州，Norwalk)制造的差示扫描量热计(DSC)Model DSC-7，10mg样品以10℃/分钟的速率被加热至520℃，以10℃/分钟的速率从520℃冷却至0.0℃，和然后以10.0℃/分钟的速率从0℃加热至600℃。
在样品的第二次加热过程中，K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂的DSC分析表明该盐混合物在219℃和260℃之间显示出宽的热转变。该温度范围的中点是250℃。在热转变曲线下的面积被计算是-1.75焦耳/克。晶体无序化的开始被测定是在219℃的最低DSC温度下起始。
与这些结果不同，对于碳酸铯没有观察到明确的热转变。
在第二次加热周期中，Li2CO3、Na2CO3和K2CO3的混合物的DSC分析表明Li2CO3/Na2CO3/K2CO3混合物在390℃到400℃之间显示出尖锐的热转变。该温度范围的中点是385℃。在热转变曲线下的面积被计算是-182焦耳/克。活动性的开始被测定是在390℃的最低DSC温度下起始。尖锐的热转变表明了基本上均匀的盐的混合物。
实施例7.相对于K2CO3，无机盐催化剂或各种无机盐的离子电导率试验。
全部试验是通过将3.81cm(1.5英寸)的无机盐催化剂或各种无机盐放入到马弗炉中的石英容器中来进行的，该容器装有彼此分开的、但浸入样品中的铂线或铜线。两电线连接到9.55伏特干电池和220,000欧姆限流电阻器。马弗炉被加热至600℃和使用微安计测量电流。
图12是样品电阻相对于碳酸钾电阻的log曲线(“log(rK2CO3)”)对温度(“T”)的图示。曲线172、174、176、178、和180分别是K2CO3电阻、CaO电阻、K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂电阻、Li2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂电阻、和Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂电阻的log曲线。
CaO(曲线174)显示出在380-500℃范围内的温度下相对于K2CO3(曲线172)的较大稳定电阻。稳定电阻揭示了有序结构和/或在加热过程中不倾向于彼此运动分开的离子。K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂、Li2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂、和Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂(参见曲线176，178和180)显示出在350-500℃范围内的温度下相对于K2CO3的电阻率的急剧下降。电阻率下降一般表明在向包埋在无机盐催化剂中的电线施加电压的过程中检测到电流。图12的数据说明在350-600℃范围内的温度下，无机盐催化剂一般比纯无机盐更具活动性。
图13是Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂电阻相对于K2CO3电阻的log曲线(“log(rK2CO3)”)对温度(“T”)的图示。曲线182是在Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂的加热过程中，Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂电阻与K2CO3电阻(曲线172)的比率对温度的曲线。在加热之后，Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂被冷却至室温，然后在电导测定器中加热。曲线184是在从600℃冷却至25℃之后，在无机盐催化剂的加热过程中，Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂电阻相对于K2CO3电阻的log值对温度的曲线。相对于初始Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂的离子电导率，再次加热的Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂的离子电导率提高。
从在第一次加热和第二次加热过程中无机盐催化剂的离子电导率的差异可以推断，无机盐催化剂在冷却时形成了不同的形式(第二种形式)，后者与在任何加热之前的形式(第一种形式)不同。
实施例8.无机盐催化剂的流动性质试验。
将1-2cm厚的一层粉末状K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂放入到石英盘中。将盘子放入到炉中并加热到500℃保持1小时。为了测定催化剂的流动性质，在加热之后将该盘子在烘箱中手工倾斜。K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂没有流动。当用刮勺加压时，催化剂具有奶油太妃的稠度。
相反，各种碳酸盐在相同条件下是自由流动的粉末。
Na2CO3/K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂在相同条件下在盘子中变成液体并容易流动(例如类似于水)。
实施例9-10原油原料与氢源在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂和蒸汽存在下接触。
下列设备和一般程序用于实施例9-27中，但其中描述的变化除外。
反应器250mL Hastelloy C Parr高压釜(Parr Model#4576)，在500℃下额定35MPa工作压力(5000psi)，装有机械搅拌器和在能够将高压釜维持在环境温度的±5℃到625℃的Eurotherm控制器上的800瓦特Gaumer带式加热器、进气口、蒸汽入口、一个出口、和指示内部温度的热电偶。在加热前，高压釜的顶部用玻璃布绝热。
加料容器加料容器(250mL，316不锈钢hoke容器)装有受控加热系统、合适的气体调节阀、压力释放装置、热电偶、压力计、和能够调节热、粘性和/或增压的原油原料以0-500g/分钟的流量流动的高温控制阀(Swagelok Valve#SS-4UW)。在原油原料加入到加料容器中之后，高温控制阀的出口侧连通到反应器的第一入口。在使用前，加料容器管线是绝热的。
产品收集来自反应器的蒸气离开反应器出口并被引入到一系列的降温的冷阱(连接到一系列150mL、316不锈钢hoke容器的浸渍管)中。来自蒸气的液体在冷阱中冷凝，形成气体物流和液体冷凝物物流。来自反应器和穿过冷阱的蒸气的流量根据需要使用回压调节阀来调节。离开冷阱的气体物流的流量和总气体体积通过使用湿式气体流量计(Ritter Model#TG 05 Wet Test Meter)来测量。在离开该湿式气体流量计后，气体物流被收集在气囊(Tedlar气体收集袋)中进行分析。气体通过使用GC/MS(Hewlett-Packard Model 5890，现在AgilentModel 5890；由Agilent Technologies，Zion Illinois，U.S.A制造)来进行分析。液体冷凝物流从冷阱中取出和称量。将原油产品和水从液体冷凝物流中分离。原油产品进行称量和分析。
程序将Cerro Negro(137.5克)加入到加料容器中。该原油原料具有6.7的API比重。对于每克原油原料，该原油原料具有0.042克的硫含量，0.011克的氮含量，和0.009克的总Ni/V含量。原油原料被加热至150℃。将K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂(31.39克)加入到反应器中。
该K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂通过混合16.44克的K2CO3、19.44克的Rb2CO3、和24.49克的Cs2CO3来制备。该K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂具有360℃的最低TAP温度。该K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂具有250℃的DSC温度。各种盐(K2CO3、Rb2CO3、和Cs2CO3)在50-500℃范围内没有显示出DSC温度。该TAP温度高于无机盐催化剂的DSC温度和低于各种金属碳酸盐的DSC温度。
催化剂在250cm3/分钟的甲烷的大气压力流量下被快速地加热到450℃。在达到所需的反应温度后，蒸汽以0.4mL/分钟的速率和甲烷以250cm3/分钟的速率被计量加入到反应器中。该蒸汽和甲烷在原油原料经过2.6小时加入到反应器中的过程中被连续地计量加入。原油原料通过使用1.5MPa(229psi)的CH4经过16分钟被增压加入到反应器中。在原油原料的加料结束之后，残留原油原料(0.56克)保留在加料容器中。在原油原料的加料过程中观察到温度降至370℃。
催化剂/原油原料的混合物被加热至450℃的反应温度并在该温度下保持2小时。在两个小时后，该反应器被冷却和所得残渣/催化剂的混合物被称量以测定在反应中产生和/或未消耗的焦炭的百分比。
从初始催化剂的重量和焦炭/催化剂的混合物的重量的差异，对于每克原油原料，有0.046克的焦炭保留在反应器中。总产品包括0.87克的具有13的平均API比重的原油产品和气体。气体包括未反应的CH4、氢、C2和C4-C6烃、和CO2(0.08克CO2/克气体)。
对于每克原油产品，该原油产品具有0.01克的硫和0.000005克的总Ni和V。原油产品没有进一步分析。
在实施例10中，反应程序、条件、原油原料、和催化剂与在实施例9中相同。对实施例10的原油产品进行分析，测定原油产品的沸程分布。对于每克原油产品，该原油产品具有0.14克的石脑油，0.19克的馏出物，0.45克的VGO，和0.001克的残渣含量，和无法检测到含量的焦炭。
实施例9和10说明了原油原料与氢源在至多3克催化剂/100克的原油原料存在下的接触产生了包括在STP下是液体混合物的原油产品的总产品。该原油产品具有原油原料的残渣含量的至多30％的残渣含量。该原油产品具有原油原料的硫含量和Ni/V含量的至多90％的硫含量和总Ni/V含量。
该原油产品包括至少0.001克的在0.101MPa下具有至多200℃的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在200-300℃之间的沸程分布的烃，至少0.001克的在0.101MPa下具有在400-538℃(1000)之间的沸程分布的烃。
实施例11-12原油原料与氢源在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂和蒸汽存在下接触。
在实施例11和12中的反应程序、条件、和K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂与在实施例9中相同，只是使用130克的原油原料(Cerro Negro)和60克的K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂。在实施例11中，甲烷用作氢源。在实施例12中，氢气用作氢源。不可凝气体、原油产品、和焦炭的量的图解表示描述在图14中。186和188条表示所产生的焦炭wt％，190和192条表示所产生的液体烃wt％，以及194和196条表示所产生的气体wt％，基于原油原料的重量。
在实施例11中，生产出93wt％的原油产品(192条)，3wt％的气体(196条)，和4wt％的焦炭(188条)，基于Cerro Negro的重量。
在实施例12中，生产出84wt％的原油产品(190条)，7wt％的气体(194条)，和9wt％的焦炭(186条)，基于Cerro Negro的重量。
实施例11和12提供了使用甲烷作为氢源与使用氢气作为氢源的对比。甲烷的生产和/或运输一般比氢气的生产和/或运输更为廉价，因此采用甲烷的工艺是所需要的。正如所说明的，当在无机盐催化剂存在下接触原油原料以生产总产品时，对于作为氢源，甲烷至少与氢气同样有效。
实施例13-14生产具有所选择的API比重的原油产品。
装置、反应程序和无机盐催化剂与在实施例9中相同，除了反应器压力有变化。
对于实施例13，在接触过程中反应器压力是0.1MPa(14.7psi)。生产出在15.5℃下具有25的API比重的原油产品。总产品具有碳数分布在5-32范围内的烃(参见图15中的曲线198)。
在实施例14中，在接触过程中反应器压力是3.4MPa(514.7psi)。生产出在15.5℃下具有51.6的API比重的原油产品。总产品具有碳数分布在5-15范围内的烃(参见图15中的曲线200)。
这些实施例说明了使原油原料与氢在无机盐催化剂存在下在各种压力下进行接触以生产具有所选择的API比重的原油产品的方法。通过改变压力，生产出具有较高或较低API比重的原油产品。
实施例15-16原油原料在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂或碳化硅存在下在外部氢源不存在的情况下的接触。
在实施例15和16中，装置、原油原料、和反应程序与在实施例9中相同，除了原油原料和催化剂(或碳化硅)直接同时被加入到反应器中。二氧化碳(CO2)用作载气。在实施例15中，将138克的CerroNegro与60.4克的K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂(与在实施例9中的催化剂相同)进行混合。在实施例16中，将132g的Cerro Negro与83.13克的碳化硅(40目，Stanford Materials；Aliso Viejo，CA)混合。此类碳化硅被认为在这里所述的工艺条件下具有低的(如果有的话)催化性能。
在各实施例中，混合物经过2小时的时间被加热至500℃的反应温度。CO2以100cm3/分钟的速率被计量加入到反应器中。从反应器产生的蒸气通过使用3.2MPa(479.7psi)的反压被收集在冷阱和气囊中。来自冷阱的原油产品被凝固，然后分析。
在实施例15中，从原油原料与无机盐催化剂在二氧化碳气氛中的接触生产出36.82克(26.68wt％，基于原油原料的重量)的具有至少50的API比重的无色烃液。
在实施例16中，从原油原料与碳化硅在二氧化碳气氛中的接触生产出15.78克(11.95wt％，基于原油原料的重量)的具有12的API比重的黄色烃液。
虽然实施例15中的产率是低的，但是在无机盐催化剂存在下氢源的就地产生量大于在非催化条件下氢的就地产生量。在实施例16中原油产品的产率是在实施例15中原油产品的产率的一半。实施例15也说明了在存在无机盐和不存在气态氢源的条件下原油原料的接触过程中产生了氢。
实施例17-20原油原料与氢源在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂、氧化钙、和碳化硅存在下在常压条件下的接触。
装置、反应程序、原油原料和无机盐催化剂与在实施例9中相同，除了Cerro Negro直接加入到反应器中而不是通过加料容器加入以及氢气用作氢源。在接触过程中反应器压力是0.101MPa(14.7psi)。氢气流量是250cm3/分钟。反应温度、蒸气流量、以及所生产的原油产品、气体、和焦炭的百分比在图16的表4中列出。
在实施例17和18中，使用K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂。在实施例17中，接触温度是375℃。在实施例18中，接触温度是在500-600℃温度范围。
如表4(图16)中所示，对于实施例17和18，当温度从375℃提高到500℃时，气体的产量从0.02克提高到0.05克的气体/克总产品。然而，在较高温度下，焦炭的产量从0.17克下降到0.09克的焦炭/克原油原料。在更高温度下，原油产品的硫含量也从0.01克下降到0.008克的硫/克原油产品。两种原油产品都具有1.8的H/C。
在实施例19中，原油原料与CaCO3在与实施例18所述的条件类似的条件下进行接触。产生的原油产品、气体、和焦炭的百分比列出在图16的表4中。相对于在实施例18中的气体产量，在实施例19中的气体产量提高。原油原料的脱硫作用不像在实施例18中那样有效。对于每克原油产品，在实施例19中生产的原油产品具有0.01克的硫，相比之下在实施例18中生产的原油产品具有0.008克硫/克原油产品的硫含量。
实施例20是实施例18的对比实施例。在实施例20中，代替无机盐催化剂，将83.13克的碳化硅加入到反应器中。相对于在实施例18中的气体产量和焦炭产量，在实施例20中气体产量和焦炭产量显著地提高。在这些非催化条件下，生产出0.22克的焦炭/克原油产品，0.25克的不可凝气体，和0.5克的原油产品。在实施例20中生产的原油产品具有0.036克硫/克原油产品，与在实施例18中生产的0.01克硫/克原油产品作对比。
与非催化条件和常规的金属盐相比，这些实施例说明了在实施例17和18中使用的催化剂提供了改进的结果。在500℃和250cm3/分钟的氢气体物流量下，焦炭和不可凝气体的量显著低于在非催化条件下产生的焦炭和不可凝气体的量。
在使用无机盐催化剂的实施例(参见在图16的表4中的实施例17-18)中，相对于在对照实验中所产生形成的气体(例如，在图16的表4中的实施例20)，观察到所产生气体的重量百分比的下降。从所产生气体中的烃量判断，估计原油原料的热裂解为至多20wt％，至多15wt％，至多10wt％，至多5wt％，或没有，基于与氢源接触的原油原料的总量。
实施例21和22原油原料与气态氢源在水和K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂或碳化硅存在下的接触。
在实施例21和22中的装置与在实施例9中的相同，除了氢气用作氢源。在实施例21中，将130.4克的Cerro Negro与30.88克的K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂混合，形成原油原料混合物。在实施例22中，将139.6克的Cerro Negro与80.14克的碳化硅混合，形成原油原料混合物。
将原油原料混合物直接加入到反应器中。在加热和保持期间，氢气以250cm3/分钟计量加入到反应器中。原油原料混合物经过1.5小时被加热至300℃并在300℃下保持1小时。反应温度经过1小时提高到400℃，然后在400℃下保持1小时。在反应温度达到400℃之后，水以0.4g/分钟的速率与氢气一起被引入到反应器中。对于剩下的加热和保持时间，水和氢被计量加入到反应器中。在保持反应混合物在400℃下之后，反应温度提高到500℃并在500℃下保持2小时。从反应器产生的蒸气被收集在冷阱和气囊中。来自冷阱的液体产品被凝固和分析。
在实施例21中，从原油原料与K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂在氢气氛中的接触生产出作为蒸气的86.17克(66.1wt％，基于原油原料的重量)的暗红棕色烃液(原油产品)和水(97.5g)。
在实施例22中，从反应器中产生水蒸汽和少量的气体。检查反应器，和从反应器中取出暗褐色粘性的烃液。从原油原料与碳化硅在氢气氛中的接触生产出低于50wt％的暗褐色粘性液体。相对于在实施例22中生产的原油产品的产率，在实施例21中观察到原油产品产率提高25％。
实施例21说明了相对于使用热水生产的原油产品，使用这里所述方法生产的原油产品的性能的改进。具体地说，在实施例21中的原油产品比实施例22的原油产品有更低的沸点，这可通过在实施例22中生产的原油产品不能作为蒸气生产来说明。根据目测检查，在实施例21中生产的原油产品具有相对于在实施例22中生产的原油产品而言增强的流动性质。
实施例23-24原油原料与氢源在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂存在下的接触生产出比在非催化条件下生产的原油产品体积有更大体积的原油产品。
装置、原油原料、无机催化剂、和反应程序与描述在实施例9中的相同，除了原油原料直接加入到反应器中和氢气用作氢源。原油原料(Cerro Negro)在15.5℃下具有6.7的API比重和1.02g/mL的密度。
在实施例23中，将102克的原油原料(100mL的原油原料)和31克的K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂加入到反应器中。生产出在15.5℃下具有50的API比重和0.7796g/mL的密度的原油产品(87.6克)(112mL)。
在实施例24中，将102克的原油原料(100mL的原油原料)和80克的碳化硅加入到反应器中。生产出在15.5℃下具有12的API比重和0.9861g/mL的密度的原油产品(70克)(70mL)。
在这些条件下，在实施例23中生产的原油产品的体积比原油原料的体积大了约10％。在实施例24中生产的原油产品的体积显著地低于在实施例23中生产的原油产品的体积(低了40％)。产品体积的显著增加使得生产者有能力对于每单位体积的输入原油生产出更多体积的原油产品。
实施例25.原油原料与氢源在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂，硫，和焦炭存在下的接触。
装置和反应程序与在实施例9中相同，除了蒸汽在300cm3/分钟下被计量加入到反应器中。通过将27.2克的K2CO3，32.2克的Rb2CO3和40.6克的Cs2CO3混合来制备K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂。
将原油原料(130.35克)和K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂(31.6克)加入到反应器中。对于每克原油原料，Cerro Negro原油包括0.04克的沸程分布在149-260℃(300-500)之间的总芳族烃含量，0.000640克的镍和钒合计量，0.042克的硫，和0.56克的残渣。原油原料的API比重是6.7。
对于每克原油原料，原油原料与甲烷在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂存在下的接触生产出0.95克的总产品，和0.041克的焦炭。
对于每克总产品，总产品包括0.91克的原油产品和0.028克的烃气。对于每摩尔气体，所收集的总气体包括0.16摩尔的氢，0.045摩尔的二氧化碳，和0.025摩尔的C2与C4-C6烃，根据GC/MS所测定。气体的余量是甲烷、空气、一氧化碳、和痕量(0.004摩尔)的蒸发的原油产品。
由气相色谱图法和质谱图分析法联用分析原油产品。该原油产品包括沸程在100-538℃之间的烃的混合物。总液体产品混合物包括0.006克乙基苯(在0.101MPa下具有136.2℃的沸点的单环化合物)/克混合物。这一产物没有在原油原料中检测到。
将用过的催化剂(“第一次用过的催化剂”)从反应器中取出、称量、和分析。第一次用过的催化剂的重量从31.6克增加至37.38克的总重量(18wt％的增加，基于最初的K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂的重量)。对于每克用过的催化剂，第一次用过的催化剂包括0.15克的附加焦炭，0.0035克的硫，0.0014克的Ni/V，和0.845克的K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3。
附加的原油原料(152.71克)与第一次用过的催化剂(36.63克)接触，产生150克的在损耗后回收的总产品。对于每克总产品，该总产品包括0.92克的液体原油产品，0.058克的附加焦炭，和0.017克的气体。对于每摩尔气体，该气体包括0.18摩尔的氢，0.07克的二氧化碳，和0.035摩尔的C2-C6烃。气体的余量是甲烷、氮气、一些空气、和痕量的蒸发的石油产品(＜1％摩尔)。
该原油产品包括沸程在100-538℃之间的烃的混合物。对于每摩尔的总液体烃，该混合物的具有低于149℃的沸程分布的部分包括0.018mol％的乙基苯，0.04mol％的甲苯，0.03mol％的间二甲苯，和0.060mol％的对二甲苯(在0.101MPa下具有低于149℃的沸点的单环化合物)。这些产物无法在原油原料中检测到。
将用过的催化剂(“第二次用过的催化剂”)从反应器中取出、称量、和分析。第二次用过的催化剂的重量从36.63克增加至45.44克的总重量(43wt％的增加，基于最初的K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂的重量)。对于每克第二次用过的催化剂，第二次用过的催化剂包括0.32克的焦炭，0.01克的硫，和0.67克。
对于每克原油原料，附加的原油原料(104克)与第二次用过的催化剂(44.84克)的接触生产出104克的总产品和收集到0.114克的焦炭。焦炭的一部分归因于由于加料容器的过热而在加料容器中形成的焦炭，因为在133克所转移的原油原料中的104.1克是原油原料。
对于每克总产品，总产品包括0.86克的原油产品和0.025克的烃气。对于每摩尔的气体，总气体包括0.18摩尔的氢，0.052摩尔的二氧化碳，和0.03摩尔的C2-C6烃。气体的余量是甲烷、空气、一氧化碳、硫化氢、和痕量的蒸发油。
该原油产品包括沸程在100-538℃之间的烃的混合物。对于每克烃混合物，该混合物的具有低于149℃的沸程分布的部分包括0.021克的乙基苯，0.027克的甲苯，0.042克的间二甲苯，和0.020克的对二甲苯，如前所述由GC/MS测定。
将用过的催化剂(“第三次用过的催化剂”)从反应器中取出、称量、和分析。第三次用过的催化剂的重量从44.84克增加至56.59克的总重量(79wt％的增加，基于最初的K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂的重量)。对第三次用过的催化剂进行详细的元素分析。对于每克附加物质，该第三次用过的催化剂包括0.90克的碳，0.028克的氢，0.0025克的氧，0.046克的硫，0.017克的氮，0.0018克的钒，0.0007克的镍，0.0015克的铁，和0.00025克的氯化物，其中余量是其它过渡金属如铬、钛和锆。
正如在该实施例中所说明的，沉积在无机盐催化剂之上和/或之中的焦炭、硫、和/或金属不会影响由原油原料与氢源在无机盐催化剂存在下接触所生产的原油产品的总产率(对于各轮试验至少80％)。该原油产品具有原油原料的沸程分布低于149℃的单环芳族烃含量的至少100倍的单环芳族烃含量。
对于三轮试验，平均原油产品产率(基于原油原料的重量)是89.7wt％，标准偏差为2.6％；平均焦炭产率是7.5wt％(基于原油原料的重量)，标准偏差为2.7％；以及气态裂解烃的平均重量产率是2.3wt％(基于原油原料的重量)，标准偏差为0.46％。液体和焦炭两者的较大标准偏差应归因于第三轮试验，其中供料罐的温度控制器失灵，使加料容器中的原油原料过热。尽管如此，甚至大量的这里所测试的焦炭对于催化剂体系的活性也没有明显的重大有害影响。
C2烯烃与总C2的比率是0.19。C3烯烃与总C3的比率是0.4。C4烃的α-烯烃与内烯烃的比率是0.61。C4顺式/反式烯烃的比率是6.34。这一比率明显高于0.68的热力学预测的C4顺式/反式烯烃比率。C5烃的α-烯烃与内烯烃的比率是0.92。这一比率大于0.194的热力学预测的C5α-烯烃与C5内烯烃比率。C5顺式/反式烯烃比率是1.25。这一比率大于0.9的热力学预测的C5顺式/反式烯烃比率。
实施例26含有较高硫含量的原油原料与氢源在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂存在下接触。
该装置和反应程序与描述在实施例9中的相同，除了原油原料、甲烷、和蒸汽连续地进料到反应器中。在反应器中原料的量通过利用反应器重量的变化来监测。将甲烷气体在500cm3/分钟下连续计量加入到反应器中。将蒸汽在6g/分钟下连续计量加入到反应器中。
通过将27.2克的K2CO3，32.2克的Rb2CO3和40.6克的Cs2CO3混合来制备无机盐催化剂。将K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂(59.88克)加入到反应器中。
将原油原料(沥青，Lloydminster，Canada)(具有9.4的API比重，对于每克原油原料，其具有0.02克的硫含量和0.40克的残渣含量)在加料容器中加热到150℃。热的沥青从加料容器中以10.5g/分钟的流量连续计量加入到反应器中，试图维持该原油原料液面为反应器体积的50％，然而，该流量不足以维持该液面高度。
将甲烷/蒸汽/原油原料与催化剂在456℃的平均反应器内部温度下接触。该甲烷/蒸汽/原油原料与催化剂的接触生产出总产品(在本实施例中为反应器排放蒸气的形式)。
经过6小时加工了总共1640克的原油原料。从初始催化剂重量和残渣/催化剂混合物重量的差异，有0.085克焦碳/克原油原料保留在反应器中。从原油原料与甲烷在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂存在下的接触生产出0.93克总产品/克原油原料。对于每克总产品，总产品包括0.03克的气体和0.97克的原油产品，不包括在反应中利用的甲烷和水的量。
对于每克气体，该气体包括0.014克的氢，0.018克的一氧化碳，0.08克的二氧化碳，0.13克的硫化氢，和0.68克的不可凝烃。从所产生的硫化氢的量估计，原油原料的硫含量减少了18wt％。如本实施例中所示，生产出氢、一氧化碳、和二氧化碳。一氧化碳与二氧化碳的摩尔比是0.4。
对于每克烃，该C2-C5烃包括0.30克的C2化合物，0.32克的C3化合物，0.26克的C4化合物，和0.10克的C5化合物。在不可凝烃中异戊烷与正戊烷的重量比是0.3。在不可凝烃中异丁烷与正丁烷的重量比是0.189。对于每克C4化合物，该C4化合物具有0.003克的丁二烯含量。C4α-烯烃与C4内烯烃的重量比是0.75。C5α-烯烃与C5内烯烃的重量比是1.08。
在实施例25中的数据说明，较高硫含量的原油原料用相同的催化剂在焦炭存在下的连续加工不会削弱无机盐催化剂的活性，并且生产出适合于运输的原油产品。
实施例27原油原料与氢源在K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂和焦炭存在下接触。
该装置和反应程序通过使用与实施例26中所述相同的条件来进行。将K2CO3/Rb2CO3/Cs2CO3催化剂(56.5克)加入到反应器中。经过6小时加工了总共2550克的原油原料。从初始催化剂重量和残渣/催化剂混合物重量的差异，有0.114克焦炭/克原油原料保留在反应器中，基于原油原料的重量。生产出总共0.89克的总产品/克原油原料。对于每克总产品，总产品包括0.04克的气体和0.96克的原油产品，不包括在反应中利用的甲烷和水的量。
对于每克气体，该气体包括0.021克的氢，0.018克的一氧化碳，0.052克的二氧化碳，0.18克的硫化氢，和0.65克的不可凝烃。从产生的硫化氢的量估计，原油原料的硫含量减少了14wt％，基于原油原料的重量。如本实施例中所示，生产出氢、一氧化碳、和二氧化碳。一氧化碳与二氧化碳的摩尔比是0.6。
对于每克C2-C6烃，该C2-C6烃包括0.44克的C2化合物，0.31克的C3化合物，0.19克的C4化合物和0.068克的C5化合物。在不可凝烃中异戊烷与正戊烷的重量比是0.25。在不可凝烃中异丁烷与正丁烷的重量比是0.15。对于每克C4化合物，该C4化合物具有0.003克的丁二烯含量。
本实施例说明，较高硫含量的原油原料(2550克的原油原料)用相同的催化剂(56.5克)在焦炭存在下的反复加工没有削弱无机盐催化剂的活性，并且生产出适合运输的原油产品。
本发明的各个方面的其它改进和备选实施方案对于本领域中技术人员来说在阅读本文叙述之后将变得显而易见。因此，本叙述被认为是仅仅举例说明而已，并且是为了教导本领域中技术人员在实施本发明时的一般方式。需要理解的是这里显示和描述的本发明的形式被认为是实施方案的例子。元素和材料可以替代这里说明和描述的那些，份和过程可以颠倒并且本发明的某些特征可以独立地利用，全部这些对于本领域中的技术人员在阅读本发明的说明书之后将是显而易见的。在不脱离在权利要求中所述的本发明精神和范围的前提下这里所述的各个要素可以加以改变。
权利要求
1.一种生产原油产品的方法，包括使原油原料与氢源在一种或多种催化剂存在下接触以生产包括原油产品的总产品，其中该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物，和该原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料，由ASTM方法D5307测定；生产该总产品的至少一部分为蒸气；在25℃和0.101MPa下将该蒸气的至少一部分冷凝；和形成原油产品，其中对于每克原油产品，该原油产品具有至少0.001克的石脑油，该石脑油具有至少70的辛烷值；至少0.001克的真空瓦斯油(VGO)，该VGO具有至少0.3克芳族烃/克VGO，由IP方法368/90测定；和至多0.05克的残渣，由ASTM方法D5307测定。
2.根据权利要求1所要求的方法，其中该催化剂的至少一种包括无机盐催化剂，和该无机盐催化剂包括一种或多种碱金属碳酸盐、一种或多种碱金属氢氧化物、一种或多种碱金属氢化物、一种或多种碱土金属碳酸盐、一种或多种碱土金属氢氧化物、一种或多种碱土金属氢化物、或它们的混合物。
3.根据权利要求1或2所要求的方法，其中该催化剂的至少一种包括无机盐催化剂，和该无机盐催化剂包括钾盐、铷盐和铯盐的混合物或钠盐和钾盐的混合物。
4.根据在权利要求1-3中的任何一项所要求的方法，其中该催化剂的至少一种包括无机盐催化剂，和该无机盐催化剂在50℃和500℃之间的温度范围中显示出逸出气体的逸出气体拐点，由产物瞬时分析法(TAP)测定，和/或该无机盐催化剂在200-500℃的温度范围中显示出离解热，由差示扫描量热法在10℃/分钟的加热速率下测定。
5.根据在权利要求1-4中的任何一项所要求的方法，其中该催化剂的至少一种包括一种或多种过渡金属硫化物。
6.根据权利要求5所要求的方法，其中在该过渡金属硫化物催化剂中过渡金属与硫的原子比在0.5-10范围内。
7.根据权利要求5或6所要求的方法，其中该过渡金属硫化物的至少一种包括一种或多种碱金属、一种或多种碱金属的一种或多种化合物、一种或多种碱土金属、一种或多种碱土金属的一种或多种化合物、锌、锌的一种或多种化合物、或它们的混合物。
8.根据权利要求7所要求的方法，其中碱金属、碱土金属、或锌与过渡金属的原子比是从大于0到1。
9.根据在权利要求1-8中的任何一项所要求的方法，其中该原油原料具有0.2-0.99克或0.3-0.8克残渣/克原油原料。
10.根据在权利要求1-9中的任何一项所要求的方法，其中该原油产品具有0.00001-0.03克或0.0001-0.01克焦炭/克原油产品。
11.根据在权利要求1-10中的任何一项所要求的方法，其中该原油产品具有0.00001-0.05克或0.001-0.03克残渣/克原油产品。
12.根据在权利要求1-11中的任何一项所要求的方法，其中还控制该接触条件，使得在接触过程中每克原油原料形成了至多0.2克，至多0.15克，或至多0.1克的在25℃和0.101MPa下不可凝的烃，由质量平衡测定。
13.根据在权利要求1-12中的任何一项所要求的方法，其中对于每克原油产品，该原油产品还具有至少0.001克煤油/克原油产品，至少0.001克柴油/克原油产品，或它们的混合物。
14.根据在权利要求1-13中的任何一项所要求的方法，其中该原油产品具有0.4-0.9克VGO/克原油产品，和该原油产品还具有0.01-0.4克柴油/克原油产品。
15.根据在权利要求1-14中的任何一项所要求的方法，其中该原油产品具有0.4-0.9克VGO/克原油产品，和该原油产品还具有0.0001-0.5克煤油/克原油产品。
16.根据在权利要求1-15中的任何一项所要求的方法，其中该方法进一步包括将该原油产品和与该原油原料相同或不同的原油进行混合以形成共混物。
17.可由权利要求1-16中任何一项所要求的方法获得的原油产品或共混物。
18.一种生产运输用燃料、供热用燃料、润滑剂、或化学品的方法，包括加工根据权利要求17所要求的原油产品或共混物。
19.根据权利要求18所要求的方法，其中该加工包括将该原油产品或共混物蒸馏成一种或多种馏出物级分。
20.根据权利要求18或19所要求的方法，其中该加工包括氢化处理。
全文摘要
原油原料与一种或多种催化剂的接触生产出包括原油产品的总产品。原油原料具有至少0.2克残渣/克原油原料的残渣含量。该原油产品在25℃和0.101MPa下是液体混合物。相对于原油原料的相应性能，原油产品的一种或多种性能可以改变至少10％。在一些实施方案中，在原油原料与一种或多种催化剂的接触过程中产生出气体。
文档编号C11D17/00GK1922290SQ200480037895
公开日2007年2月28日 申请日期2004年12月16日 优先权日2003年12月19日
发明者托马斯·费尔柴尔德·布朗斯科姆比, 史坦利·内米克·米伦, 史考特·李·威灵顿 申请人:国际壳牌研究有限公司