CN105524656A - 一种使用气提氢气分离加氢产物的烃加氢改质方法 - Google Patents
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Abstract
一种使用气提氢气分离加氢产物的烃加氢改质方法，特别适合于构造中低温煤焦油的加氢精制和加氢改质一段串联工艺，来自第一加氢反应流出物1R10P的液体烃，在气提过程1HBM与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成重油组分与柴油组分的分离，得到的热高压分离气提后油1S1L可以直接进入加氢裂化过程1S1L-HC，得到的富油气提氢气1BHP可以进入柴油组分的加氢提质过程1R10P-VMHCI二次使用，本发明宜于实现工艺流程集成优化：简化流程、降低投资、降低能耗、提高柴油质量、提高柴油收率。
Description
技术领域
本发明涉及一种使用气提氢气分离加氢产物的烃加氢改质方法；特别地讲，本发明涉及一种使用气提氢气分离宽馏分高芳高氮烃加氢精制产物的加氢改质方法；更特别地讲，本发明涉及一种使用气提氢气分离中低温煤焦油加氢精制产物的加氢改质集成方法。
背景技术
本发明涉及中低温煤焦油1R10F在第一加氢反应过程1R10执行加氢精制反应得到的含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P的分离方法，及其分离过程所得烃类的后续加氢改质方法，也就是说本发明还涉及第一加氢反应过程1R10与其生成油的馏分油的加氢改质反应过程的组合工艺。
本发明所述的中低温煤焦油1R10F的加氢精制反应过程R1，其含义与常规的油品加氢精制反应过程的含义基本相同，指的是在氢气和加氢精制催化剂R1C存在条件下发生下列一种或几种加氢精制反应R1R的过程，其中加氢反应和氢解反应是主导反应：
①加氢反应，如烯烃加氢饱和、芳烃加氢饱和、胶状沥青状组分的加氢脱残炭反应；
②氢解脱杂质反应，如加氢脱金属、加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氯等反应；
③加氢精制过程不可避免的烃类热裂解反应，属于工艺目标下的副反应；
④加氢精制催化剂R1C表面发生的烃类结焦反应，属于工艺目标下的副反应。
为了提高中低温煤焦油加氢精制生成油R1PO的价值，通常需要对其不同沸点馏分采用各自适宜的加氢改质反应过程R2进行深加工，比如加氢精制生成油R1PO中常规沸点高于330℃的烃类R1POH通过加氢裂化反应过程R23生产加氢裂化柴油、加氢精制生成油R1PO中常规沸点介于165～400℃的烃类R1POM通过加氢提质反应过程R22生产高十六烷值加氢提质柴油、加氢精制生成油R1PO中常规沸点低于165℃的烃类R1POL通过加氢深度脱杂质反应过程R21生产低硫低氮石脑油。本发明所述的中低温煤焦油加氢精制生成油R1PO通过的加氢改质反应过程R2，包含存在的上述R23、R22、R21的全部过程，因此，R23、R22、R21均属于本发明所述的加氢改质反应过程R2，故其代号前置符号均为R2。
将中低温煤焦油加氢精制生成油R1PO中常规沸点高于330℃的烃类R1POH引入加氢裂化反应过程R23的常规方法，是分馏加氢精制生成油R1PO完成重油组分与柴油组分的分离，这种方法的分离清晰度高，能够避免柴油组分进入加氢裂化过程造成的柴油组分的过度裂化，但是流程复杂、投资大、能耗高。因为中低温煤焦油的加氢精制生成油R1PO中常规沸点高于330℃的烃类通常含量较低比如一般低于15～25％、而常规沸点低于330℃的烃组分含量较高比如一般高于70～80％，故少量的重油与大量的中间馏分油的分离导致大量的柴油组分必须汽化，其能耗太大，极不合理。
本发明的最终目标是构成一种煤焦油加氢精制和加氢改质一段串联工艺，指的是中低温煤焦油加氢精制反应过程R1与加氢精制生成油R1PO的加氢改质反应过程R2为串联关系，这是加氢领域工程技术人员均知晓的流程最简约、投资最省、能耗最低的工艺，然而如何经济地实现加氢精制生成油R1PO的不同沸点馏分的分离、并在脱除杂质的条件下对加氢精制生成油R1PO的不同沸点馏分采用各自适宜的加氢改质反应过程进行深加工呢？
为了降低加氢精制生成油R1PO中重油组分与柴油组分的分离过程的投资、能耗，2006年03月21日，本发明人提出了一种煤焦油加氢转化方法，该方法已经获得授权，专利号为ZL200610071230.2，该方法提出了煤焦油加氢精制生成油通过热高压分离器分离出加氢精制生成油中低沸点组分比如常规沸点高于300～330℃的烃类并脱除杂质气体、然后热高分油通过加氢裂化反应过程生产加氢裂化柴油、加氢裂化反应流出物或其中的氢气进入处理热高分气的冷高压分离器中，该方法实质上是一种煤焦油加氢精制反应过程和加氢精制生成油中高沸点烃组分比如常规沸点高于300～330℃的烃类组成的热高分油在低杂质环境加氢裂化反应过程的一段串联工艺，该方法已经被多次用于采用加氢精制-加氢精制热高分油加氢裂化工艺的蒽油加氢裂化工业装置，其优点在于简化流程，其中热高分气热态含杂质组分的物流可以看作是加氢裂化反应过程的并联旁路。
专利号ZL200610071230.2所述方法，由于热高压分离过程为一次平衡闪蒸，热高分油中必然含有较多的低沸点组分，因此，该方法应用于蒽油加氢精制-加氢精制热高分油加氢裂化装置时属于优选方案，因为蒽油加氢精制生成油中常规沸点高于260℃的烃组分含有大量三环结构的芳烃，本身需要经过加氢裂化过程开环、裂化才能转化为优质柴油组分。但是，专利号ZL200610071230.2所述方法，难以应用于中低温煤焦油，参见本发明对照例表7，因为热高分油中必然含有的大量的常规沸点为200～330℃的低沸点组分属于优质柴油组分，这些柴油组分如果进入加氢裂化过程必然造成过度裂化，增加了氢气消耗、降低了柴油收率，故该方法一直无法应用于中低温煤焦油的加氢精制-加氢精制重油加氢裂化过程。因此，对于中低温煤焦油加氢裂化过程而言，如何克服上述“热高分油将大量柴油组分带入加氢裂化过程”，具有巨大的经济效益。
为了克服上述技术缺陷，本发明提出一种改进方法即一种使用气提氢气分离中低温煤焦油加氢精制产物的方法，构成了中低温煤焦油的加氢精制-加氢精制产物的热高压分离气提后油经过加氢裂化过程的串联方法，在加氢精制反应流出物1R10P的热高压分离气提过程1S10，使用气提氢气与来自加氢精制反应流出物的烃油完成至少多次接触分离，通过调整气相中油气浓度的方法汽化热高分油中的柴油组分，在高温高压条件下实现了柴油组分与重油组分的清晰分离，从而实现了中低温煤焦油加氢裂化过程的“加氢精制-气提提纯后的热高分油通过加氢裂化过程”的一段串联流程，这是本发明的第一目的。
为了实现本发明目标，使用了大量气提氢气，由于气提氢气的循环过程必然增加投资和操作能耗，所以该手段构成了成本缺点。另一方面，中低温煤焦油的加氢精制生成油R1PO中常规沸点介于165～400℃的烃类R1POM需要通过加氢提质反应过程R22生产高十六烷值加氢提质柴油，而加氢提质反应过程R22需要大量低杂质含量的氢气，因此，将气提过程气相产物即基本不含杂质组分的富油气提氢气1BHP作为加氢提质过程R22的新氢和或循环氢二次利用，即富油气提氢气1BHP直接进入加氢提质过程R22，这相当于用加氢提质过程R22的氢气作为气提氢气1BH先进入气提塔接触热高分油成为富油气提氢气1BHP，将脱出的柴油组分带入加氢提质过程R22，从整体工艺看，气提氢气属于“免费”利用，且气提过程1HBM的能量消耗几乎全部有效；这样本发明提出了一种气提氢气串联使用的烃加氢改质组合工艺，这是本发明的第二目的。
基于本发明气提效果，可以实现中低温煤焦油的热高压分离气提后油1S1L的短循环流程加氢裂化集成工艺，即热高压分离气提后油1S1L通过加氢裂化过程1S1L-HC得到的反应产物最终循环进入气体过程，这对于中低温煤焦油加氢裂化过程特别有用，因为中低温煤焦油的加氢精制生成油R1PO中常规沸点高于330℃的烃类通常含量较低比如一般低于15～25％，采用短循环流程加氢裂化集成工艺，将显著简化流程，大幅度降低加氢精制重油重油的分离、循环裂化过程的投资和能耗，这是本发明的第三目的。
对于中低温煤焦油的加氢改质过程而言，优化热高压分离气提过程1S10的分离效果，分离富氢气气体1HV得到的最重油品可以全部是柴油，此时可以简化其分馏过程、节省巨额投资和能耗，这是本发明的第四目的。
当然，本发明可以与大量现有工艺组合，改善其工作效果，比如与本发明人的专利申请号为201410214468.0的一种使用中温高分油提质过程的高芳烃加氢改质方法组合应用，总体工艺目标是实现综合最优化：简化流程、降低投资、降低能耗、提高柴油质量、提高柴油收率。
考虑到煤焦油具有芳烃含量高因此其加氢精制生成油R1PO含有大量环烷烃、芳基环烷烃、芳烃的特点，加氢精制生成油R1PO中常规沸点介于165～330℃的烃类R1POM通过加氢提质反应过程R22生产加氢提质柴油时，为了最大限度提高柴油收率同时降低常规气体、石脑油的收率即降低氢气消耗，加氢提质反应过程R22通常优先选择柴油收率高的具有选择性开环功能的加氢提质催化剂，该种加氢提质催化剂使用较少量的分子筛，通过控制酸种类、酸强度、酸分布、孔道尺寸等方式获得预期的开环反应选择性，使加氢提质催化剂优先对芳基环烷烃的环烷进行开环、同时抑制开环产物的后续裂化反应(芳烃断侧链反应)，当然该种加氢提质催化剂也对2环环烷烃、多环环烷烃具有一定开环能力，该种催化剂对芳基环烷烃、2环环烷烃、多环环烷烃含量高的烃类R1POM，是一种良好的加氢提质催化剂，由于这种催化剂的原料沸点上限可以扩展到420℃甚至更高，因此允许降低加氢精制生成油R1PO中常规沸点高于330℃的烃类和常规沸点低于330℃的烃类R1POM的分离过程的分离清晰度，以求简化分离过程。2014年05月14日，由本发明人首次提出了一种使用中温高分油提质过程的高芳烃加氢改质方法，可实现中低温煤焦油加氢精制柴油组分的低成本提质，加氢精制反应流出物R1P的氢油高压分离过程包含高温、中温、常温三个分离步骤；在初级热高压分离部分FTHPS分离为主要由重烃组成的初级热高分油FTHPSL和包含柴油组分的初级热高分气FTHPSV；降温后的初级热高分气FTHPSV在热高压分离部分1THPS分离为主要由柴油组分组成的中温高分油S2L和热高分气1THPSV；至少一部分中温高分油S2L进入中温高分油加氢提质反应过程R22，在氢气和柴油组分提质催化剂R22C存在条件下，进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或选择性开环和或加氢裂化制得提质柴油组分。该方法专利申请号为201410214468.0，这实质上是一种煤焦油1R10F加氢精制反应过程R1和加氢精制生成油R1PO中常规沸点介于165～400℃的烃类R1POM的低杂质环境加氢提质反应过程R22的一段串联工艺，其中中温热高分气作为热态含杂质组分的物流可以看作是加氢提质反应过程R22的并联旁路。该方法提及加氢改质或加氢裂化尾油的循环裂化，也提及石脑油的加氢深度脱杂质。
到目前为止，尚未见到其它同类方法的报道。
发明内容
本发明一种使用气提氢气分离加氢产物的烃加氢改质方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在第一加氢反应过程1R10，在氢气和第一加氢催化剂1R10C存在条件下，烃原料1R10F进行第一加氢反应1R10R得到含有高沸点烃组分和低沸点烃组分的第一加氢反应流出物1R10P；
(2)在热高压分离气提过程1S10，第一加氢反应流出物1R10P或第一加氢反应流出物1R10P经闪蒸过程1S1F得到的液体烃1R10P-L，与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到热高压分离气提后油1S1L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体1S10-PV；
(3)在回收步骤，回收热高压分离气提过程1S10排出的物流，得到富氢气气体RH和烃油物流，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用。
本发明的第一种氢气气提方案，为直接混合气提分离，流程最简单，但是气提效果最差，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程1R10，在氢气和第一加氢催化剂1R10C存在条件下，烃原料1R10F进行第一加氢反应1R10R得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P；
(2)在热高压分离气提过程1S10，第一加氢反应流出物1R10P与气提氢气1BH混合后分离为热高压分离气提后油1S1L和热高压分离气提排气1S1V-M，热高压分离气提排气1S1V-M用作气体1S10-PV。
对于本发明的第一种氢气气提方案，为了实现对反应热的低投资高效利用(节省换热器、温位最佳利用)，可以利用高温位第一加氢反应流出物1R10P的热能直接加热低温位气提氢气1BH，即直接混合加热然后分离的方式，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，温度为T1的第一加氢反应流出物1R10P与温度低于T1的气提氢气1BH混合降低温度后分离为热高压分离气提后油1S1L和热高压分离气提排气1S1V-M；通常，气提氢气1BH温度T2低于T1的温差大于130℃，T2低于热高压分离气提后油1S1L操作温度的温差大于100℃。
本发明的第二种氢气气提方案，分步进行闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM，以改善气提效果，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程1R10，在氢气和第一加氢催化剂1R10C存在条件下，烃原料1R10F进行第一加氢反应1R10R得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P；
(2)在热高压分离气提过程1S10，分步进行第一加氢反应流出物1R10P的闪蒸过程1S1F和来自第一加氢反应流出物1R10P的液体烃1R10P-L的气提过程1HBM，第一加氢反应流出物1R10P分离为主要由重油组分组成的热高压分离气提后油1S1L和包含柴油组分的在体积上主要由氢气组成的气体1S10-PV；
在闪蒸过程1S1F第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成重油组分与柴油组分的相对分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
气体1S10-PV，包括气体1R10P-V和富油气提氢气1BHP。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是1次，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
气体1S10-PV包括气体1R10P-V和富油气提氢气1BHP。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是1次，并且在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM，此时，其特征在于：
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是1次逆流接触，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物1R10P进入分离气提塔1S10-TE的上部闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔1S10-TE的下部；在分离气提塔1S10-TE的下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V混合为分离气提塔塔顶气1S10-TE-V排出分离气提塔1S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气1S10-TE-V，用作气体1S10-PV。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是至少2次逆流接触，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是至少2次逆流接触，此时，气提过程1HBM可以使用气提塔1HBM-TE在一台塔内完成。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是至少2次逆流接触，并且在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物1R10P进入分离气提塔1S10-TE的上部进料闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔1S10-TE的下部；在分离气提塔1S10-TE的下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V混合为分离气提塔塔顶气1S10-TE-V排出分离气提塔1S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气1S10-TE-V，用作气体1S10-PV。
本发明的第三种氢气气提方案，可以在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F、下段气提过程1HBM和上段精馏过程1SUD，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F、下段气提过程1HBM和上段精馏过程1SUD，上段精馏过程的回流液来自分离气提塔1S10-TE的顶部内置组合式冷凝器1SUD-CE；
第一加氢反应流出物1R10P进入分离气提塔1S10-TE的中部进料闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在分离气提塔1S10-TE的下段，气提氢气1BH进入分离气提塔1S10-TE的下部，在下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
在分离气提塔1S10-TE的上段，在上传质段1S10-TE-UCM，富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V组成的混合气1S1V-1MZ向上流动与向下流动的回流液1S10-TE-URL进行至少1次逆流接触分离，脱离上传质段的液体进入分离气提塔1S10-TE的下传质段1S10-TE-DCM，得到脱离上传质段的混合气1S1V-2M；
分离气提塔1S10-TE的顶部设置组合式冷凝器1SUD-CE，混合气1S1V-2M与取热介质间接换热后降温产生的冷凝液体作为回流液1S10-TE-URL进入上传质段，混合气1S1V-2M的未冷凝组分组成分离气提塔塔顶气1S10-TE-V排出分离气提塔1S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气1S10-TE-V，用作气体1S10-PV。
本发明的第一加氢反应过程1R10的工作方式，可以选自下列方式的一种：
①烃原料1R10F为含硫、含氮、含芳烃的石油基蜡油，第一加氢反应过程1R10采用加氢精制反应过程1R10-1HT、加氢裂化过程1R10-1HC串联流程，烃原料1R10F在加氢精制反应过程1R10-1HT进行加氢脱硫、加氢脱氮和加氢芳烃饱和反应得到加氢精制反应流出物1R10-1HTP，加氢精制反应流出物1R10-1HTP通过加氢裂化过程1R10-1HC得到含有重油组分和柴油组分的加氢裂化反应流出物1R10-1HCP，加氢裂化反应流出物1R10-1HCP用作第一加氢反应流出物1R10P；
②烃原料1R10F为2路石油基馏分油，第一加氢反应过程1R10为加氢裂化过程1R10-2HC、加氢精制反应过程1R10-2HT串联流程，低芳、低氮烃原料1R10F-1在加氢裂化过程1R10-2HC完成加氢裂化反应得到含有重油组分和柴油组分的加氢裂化反应流出物1R10-2HCP，加氢裂化反应流出物1R10-2HCP和高芳、高氮烃原料1R10F-2混合通过加氢精制反应过程1R10-2HT进行加氢脱硫、加氢脱氮和加氢芳烃饱和反应得到加氢精制反应流出物1R10-2HTP，加氢精制反应流出物1R10-2HTP用作第一加氢反应流出物1R10P；
③烃原料1R10F为1路、2路或多路石油基馏分油，第一加氢反应过程1R10为加氢精制反应过程，烃原料1R10F在加氢精制过程进行加氢脱硫和或加氢脱氮和或加氢芳烃饱和反应得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P。
本发明的第一加氢反应过程1R10的工作方式，可以选自下列方式的一种：
第一加氢反应过程1R10为加氢精制反应过程，烃原料1R10F选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，在第一加氢反应过程1R10，烃原料1R10F为低温煤焦油时，第一加氢反应1R10R为加氢精制反应，高沸点烃组分指的是常规沸点高于330℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于330℃的烃组分；热高压分离气提过程1S10的分离效果，通常热高压分离气提后油1S1L中全部常规液态烃的10％馏出点温度高于330℃，最好同时热高压分离气提过程1S10排出的气体1S10-PV中的常规沸点高于165℃的烃类的90％馏出点温度低于355℃、95％馏出点温度低于365℃。
本发明，在第一加氢反应过程1R10，烃原料1R10F为中温煤焦油，第一加氢反应1R10R为加氢精制反应，高沸点烃组分指的是常规沸点高于315℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于315℃的烃组分；热高压分离气提过程1S10的分离效果，通常热高压分离气提后油1S1L中全部常规液态烃的10％馏出点温度高于315℃，最好同时热高压分离气提过程1S10排出的气体1S10-PV中的常规沸点高于165℃的烃类的90％馏出点温度低于340℃、95％馏出点温度低于350℃。
本发明，在第一加氢反应过程1R10，烃原料1R10F为蒽油，第一加氢反应1R10R为加氢精制反应，高沸点烃组分指的是常规沸点高于265℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于265℃的烃组分；热高压分离气提过程1S10的分离效果，通常热高压分离气提后油1S1L中全部常规液态烃的10％馏出点温度高于265℃，最好同时热高压分离气提过程1S10排出的气体1S10-PV中的常规沸点高于165℃的烃类的90％馏出点温度低于310℃、95％馏出点温度低于320℃。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，其特征在于：在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，第一种工作方式的特征在于：
(1)加工烃原料1R10F的第一加氢反应过程1R10包含使用加氢裂化催化剂1R10-HCC的加氢裂化过程1R10-HC，基于加氢裂化过程1R10-HC的加氢裂化产物1R10-HCP的烃油进入了第一加氢反应流出物1R10P中；加氢裂化过程1R10-HC用作加氢裂化过程1S1L-HC。
(2)在热高压分离气提过程1S10，至少一部分热高压分离气提后油1S1L去加氢裂化过程1R10-HC与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触，进行循环加氢裂化反应。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，第一种工作方式的第1具体方案的特征在于：
(1)加工烃原料1R10F的第一加氢反应过程1R10包含使用加氢精制催化剂1R10-BHTC的加氢精制过程1R10-BHT，烃原料1R10F通过加氢精制过程1R10-BHT得到的加氢精制产物1R10-BHTP进入加氢裂化过程1R10-HC与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触，加氢裂化产物1R10-HCP就是第一加氢反应流出物1R10P。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，第一种工作方式的第2具体方案的特征在于：
(1)加工烃原料1R10F的第一加氢反应过程1R10包含使用加氢精制催化剂1R10-AHTC的加氢精制过程1R10-AHT，加氢精制过程1R10-AHT的加氢精制产物1R10-AHTP就是第一加氢反应流出物1R10P；
至少一部分热高压分离气提后油1S1L进入加氢裂化过程1R10-HC，加氢裂化过程1R10-HC的加氢裂化产物1R10-HCP循环进入加氢精制过程1R10-AHT与加氢精制催化剂1R10-AHTC接触。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，第二种工作方式的特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，基于加氢裂化反应流出物1R20-HCP的含烃油物流循环进入热高压分离气提过程1S10；通常加氢裂化反应流出物1R20-HCP和第一加氢反应流出物1R10P混合后进入热高压分离气提过程1S10。
本发明，可以设立加氢提质过程1R10P-MHCI，其特征在于：
分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M发生柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP；加氢提质过程1R10P-MHCI，通常进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应。
本发明，可以设立加氢提质过程1R10P-MHCI，第一种工作方式的特征在于：
在中温高压分离过程1S20，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；
分离中温高分气S2V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油S2L用作中间馏分油1R10P-M。
本发明，可以设立加氢提质过程1R10P-MHCI，第二种工作方式的特征在于：
在冷高压分离过程1S30，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；
冷高分油S3L用作中间馏分油1R10P-M，或者冷高分油S3L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油S3LDL用作中间馏分油1R10P-M。
本发明，可以构成气提氢气串联使用的烃加氢改质组合工艺，其特征在于：
第一加氢反应过程1R10为加氢精制反应过程，烃原料1R10F选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油；
分离气体1R10P-V得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-VM，在中间馏分油1R10P-VM的加氢提质过程1R10P-VMHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-VMHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-VM发生柴油组分提质反应1R10P-VMHCIR进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程1R10P-VMHCI反应流出物1R10P-VMHCIP；
富油气提氢气1BHP进入加氢提质过程1R10P-VMHCI与加氢提质催化剂1R10P-VMHCIC接触，方式通常为富油气提氢气1BHP和中间馏分油1R10P-VM混合。
本发明，可以构成气提氢气串联使用的烃加氢改质组合工艺，第一种工作方式的特征在于：
在中温高压分离过程1S20-1，气体1R10P-V分离为主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的中温高分油1S20-1L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气1S20-1V；
分离中温高分气1S20-1V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油1S20-1L用作中间馏分油1R10P-VM。
本发明，可以构成气提氢气串联使用的烃加氢改质组合工艺，第二种工作方式的特征在于：
在冷高压分离过程1S30-1，气体1R10P-V分离为主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的冷高分油1S30-1L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气1S30-1V；
冷高分油1S30-1L用作中间馏分油1R10P-VM，或者冷高分油1S30-1L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油1S30-1LDL用作中间馏分油1R10P-VM。
本发明，可以同时使用加氢裂化过程1S1L-HC和加氢提质过程1R10P-MHCI，其特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP；
分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP。
本发明，可以同时使用加氢裂化过程1S1L-HC和加氢提质过程1R10P-MHCI，第一种工作方式的特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP；
在中温高压分离过程1S20，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；中温高分油S2L用作中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP；
加氢裂化过程反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、中温高分气S2V的分离过程，可以部分或全部公用。
加氢裂化过程反应流出物1S1L-HCP的分离过程、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程，可以部分或全部公用。
加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、中温高分气S2V的分离过程，可以部分或全部公用。
加氢裂化过程反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、中温高分气S2V的分离过程，可以部分或全部公用。
本发明，可以同时使用加氢裂化过程1S1L-HC和加氢提质过程1R10P-MHCI，第二种工作方式的特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP；
在冷高压分离过程1S30，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；
冷高分油S3L用作中间馏分油1R10P-M；
在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP；
加氢裂化过程反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程，部分或全部公用；
加氢裂化反应流出物1S1L-HCP的分离过程，与气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV的分离过程，可以部分或全部公用。
本发明，可以使用加氢裂化尾油循环加氢改质方式，第1、2、3种工作方式的特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由重油组分组成的重油1S1L-HCP-V，至少一部分重油1S1L-HCP-V返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触、或返回加氢裂化反应过程1R10P-MHCI与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触、或返回第一加氢反应过程1R10与加氢转化催化剂1R10C接触。
本发明，可以使用加氢裂化尾油循环加氢改质方式，第4种工作方式的特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较低的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V1，至少一部分重油1S1L-HCP-V1返回第一加氢反应过程1R10与加氢转化催化剂1R10C接触；分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V2，至少一部分重油1S1L-HCP-V2返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触。
本发明，可以使用加氢裂化尾油循环加氢改质方式，第5种工作方式的特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较低的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V1，至少一部分重油1S1L-HCP-V2返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触；分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V2，至少一部分重油1S1L-HCP-V1返回加氢裂化反应过程1R10P-MHCI与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触。
本发明，可以使用加氢提质尾油循环加氢改质方式，第1、2、3种工作方式的特征在于：
分离加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1R10P-MHCIP-V，至少一部分重油1R10P-MHCIP-V返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触、或返回加氢裂化反应过程1R10P-MHCI与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触、或返回第一加氢反应过程1R10与加氢转化催化剂1R10C接触。
本发明，可以使用石脑油加氢深度脱杂质反应过程，第一种工作方式的特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或气体1S10-PV，进入石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-A-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-A-LHDIR得到加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-A-LHDIP。
本发明，可以使用石脑油加氢深度脱杂质反应过程，第一种工作方式的一种方案的特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提反应塔1S10-TER内完成闪蒸过程1S1F、气提过程1HBM和石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI；
第一加氢反应流出物1R10P进入热高压分离气提反应塔1S10-TER的中部闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
气提氢气1BH进入热高压分离气提反应塔1S10-TER的下部；
在热高压分离气提反应塔1S10-TER的下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V混合后进入上流式的石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI的催化剂床层，与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-A-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-A-LHDIR，得到的加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-A-LHDIP排出热高压分离气提反应塔1S10-TER的顶部。
本发明，可以使用石脑油加氢深度脱杂质反应过程，第二种工作方式的特征在于：
中温高分气S2V进入石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-B-LHDI与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-B-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-B-LHDIR加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-B-LHDIP。
本发明，可以使用石脑油加氢深度脱杂质反应过程，第二种工作方式的一种方案的特征在于：
在中温高压分离过程1S20，在一台中温高压分离反应塔1S20-TER内完成中温闪蒸过程1S2F和石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-B-LHDI；
热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V，进入中温高压分离反应塔1S20-TER的中部闪蒸区分离为中温高分油S2L和中温高分气S2V；中温高分气S2V进入上流式的石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-B-LHDI的催化剂床层，与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-B-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-B-LHDIR，得到的加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-B-LHDIP排出中温高压分离反应塔1S20-TER的顶部。
本发明，热高压分离气提后油1S1L的进入加氢裂化过程的第一种方式，其特征在于：
至少一部分热高压分离气提后油1S1L经过加压泵升压后进入加氢裂化过程1S1L-HC。
本发明，热高压分离气提后油1S1L的进入加氢裂化过程的第二种方式，其特征在于：
至少一部分热高压分离气提后油1S1L不经过加压泵进入加氢裂化过程1S1L-HC，加氢裂化过程1S1L-HC的操作压力低于热高压分离气提过程1S10的操作压力。
本发明，热高压分离气提后油1S1L的进入加氢裂化过程的第三种方式，其特征在于：
至少一部分热高压分离气提后油1S1L经过热低压闪蒸过程1S1L-TPS分离为液体烃1S1L-TPS-L和气体1S1L-TPS-V；
至少一部分液体烃1S1L-TPS-L经过加压泵升压后进入加氢裂化过程1S1L-HC。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
本发明所述的压力，指的是绝对压力。
本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。
本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。
本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。
本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。
本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。
本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。
本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。
本发明所述的中间馏分油，指的是适合于用作柴油和或石脑油的烃馏分，可以是石脑油和或柴油。
本发明所述的中间馏分油组分，指的是适合于用作柴油和或石脑油的烃组分。
本发明所述的石脑油组分指的是常规沸点通常低于220℃、一般低于190℃、特别地165℃的常规液体烃组分。
本发明所述的柴油组分指的是常规沸点通常介于165～380℃、一般介于190～350℃、特别地介于220～330℃的常规液体烃。
本发明所述的重油组分指的是常规沸点通常高于300℃、一般高于330℃、特别地高于370℃的常规液体烃。本发明所述的重油，可以含有部分中间馏分油。
本发明所述的第一加氢反应流出物1R10P中的重油组分，指的是不适合于用作柴油组分的高沸点烃，当第一加氢反应1R10R为加氢精制反应时，烃原料1R10F为低温煤焦油时高沸点烃组分指的是常规沸点高于330℃的烃组分，烃原料1R10F为中温煤焦油时高沸点烃组分指的是常规沸点高于315℃的烃组分，烃原料1R10F为蒽油时高沸点烃组分指的是常规沸点高于265℃的烃组分。
本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为330～530℃的烃类。
本文所说的多环芳烃，其芳环数为3～5。
本文所说的稠环芳烃，其芳环数大于5。
从一个分馏塔中分离出的石脑油馏分、柴油馏分、重油馏分，其沸程可以部分交叉重叠。
本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。
本发明所述高烃原料1R10F，可以是1种宽馏分高芳烃，也可以是2种或多种不同沸程的高芳烃；本发明所述第一加氢反应过程1R10进行的加氢精制反应过程，可以加工1种高芳烃，也可以加工2种或多种不同沸程的高芳烃；本发明所述第一加氢反应过程1R10加工2种或多种不同沸程的高芳烃时，可以是2路或多路进料，不同路的原料流过的催化剂床层可以可以相同或不同，可以是并联加氢精制关系，也可以是先、后分别进入多床层的串联加氢精制过程的关系，当然也可以是先并联前加氢精制、然后前加氢精制产物汇合后联合后加氢精制的关系，也可以是其它更加复杂的组合关系。
高烃原料1R10F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的的烃油。
本发明所述煤焦油，指的是来自煤热解或煤干馏或煤造气过程的热解步骤等过程的煤焦油或其馏分，可以是煤造气的副产物低温煤焦油或其馏分，也可以是煤炼焦煤热解过程(包括低温炼焦、中温炼焦、高温炼焦过程)副产物煤焦油或其馏分，可以是上述煤焦油的混合油，可以是上述煤焦油经轻质烃溶剂抽提所获得的抽提油比如脱沥青煤焦油或其馏分油。
高温炼焦属于煤高温热解过程，热解过程的最终温度一般大于900℃，通常在1000～1400℃之间。所述高温煤焦油指的是煤高温热解制取焦炭和/或城市煤气过程生产的副产物粗焦油。高温煤焦油在初级蒸馏过程，通常生产以下产品：轻油(拔顶焦油)、酚油、萘油、轻质洗油、重质洗油、轻质蒽油、重质蒽油、沥青等产品，酚油可进一步分离为粗酚和脱酚油，萘油可进一步分离为粗萘和脱萘油。本发明所述高温煤焦油轻馏分指的是：蒽油、洗油、萘油、脱萘油、酚油、脱酚油、轻油及其混合油。
由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。煤焦油初级蒸馏过程的工艺条件和产品要求也在一定范围内变化，故煤焦油轻馏分的性质也在一定范围内变化。煤焦油轻馏分的性质，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般为60～500℃通常为120～460℃，通常金属含量为5～80PPm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～9.0％，通常水含量为0.2～5.0％，残炭含量通常为0.5～13％。
烃原料1R10F加氢改质过程UHP的工艺流程范围，通常开始于烃原料1R10F的加氢精制、结束于得到加氢改质柴油产品的流程范围，典型的加氢改质过程UHP包括可能使用的第一加氢反应过程1R10、第一加氢反应流出物1R10P分离过程使用的三级高压分离过程、热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC、中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI、可能存在的石脑油加氢深度脱杂质反应过程、加氢改质生成油的分馏过程、加氢改质尾油的循环过程。
烃原料1R10F加氢改质反应过程UHPR的工艺流程范围，通常开始于烃原料1R10F的加氢精制、结束于加氢改质产物的气液分离过程即得到循环氢气和加氢改质生成油的流程范围，，典型的F加氢改质反应过程UHPR包括可能使用的第一加氢反应过程1R10、第一加氢反应流出物1R10P分离过程使用的三级高压分离过程、热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC、中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI、可能存在的石脑油加氢深度脱杂质反应过程。
本发明所述加氢改质生成油URPAO的重烃组分，通常指的是针对具体原料油的加氢改质生成油URPAO的不适合作为柴油组分的高沸点烃，比如对于中低温煤焦油加氢改质生成油URPAO而言，高沸点烃通常指的是常规沸点高于300℃烃组分、一般指的是常规沸点高于330℃烃组分、特别地指的是常规沸点高于350℃烃组分，也可称之为加氢改质分馏尾油组分简称加氢改质尾油组分；比如对于蒽油加氢改质生成油URPAO而言，高沸点烃通常指的是常规沸点高于270℃烃组分、一般指的是常规沸点高于285℃烃组分、特别地指的是常规沸点高于300℃烃组分，也可称之为加氢改质分馏尾油组分简称加氢改质尾油组分。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明一种使用气提氢气分离加氢产物的烃加氢改质方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在第一加氢反应过程1R10，在氢气和第一加氢催化剂1R10C存在条件下，烃原料1R10F进行第一加氢反应1R10R得到含有高沸点烃组分和低沸点烃组分的第一加氢反应流出物1R10P；
(2)在热高压分离气提过程1S10，第一加氢反应流出物1R10P或第一加氢反应流出物1R10P经闪蒸过程1S1F得到的液体烃1R10P-L，与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到热高压分离气提后油1S1L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体1S10-PV；
(3)在回收步骤，回收热高压分离气提过程1S10排出的物流，得到富氢气气体RH和烃油物流，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用。
本发明的第一种氢气气提方案，为直接混合气提分离，流程最简单，但是气提效果最差，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程1R10，在氢气和第一加氢催化剂1R10C存在条件下，烃原料1R10F进行第一加氢反应1R10R得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P；
(2)在热高压分离气提过程1S10，第一加氢反应流出物1R10P与气提氢气1BH混合后分离为热高压分离气提后油1S1L和热高压分离气提排气1S1V-M，热高压分离气提排气1S1V-M用作气体1S10-PV。
对于本发明的第一种氢气气提方案，为了实现对反应热的低投资高效利用(节省换热器、温位最佳利用)，可以利用高温位第一加氢反应流出物1R10P的热能直接加热低温位气提氢气1BH，即直接混合加热然后分离的方式，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，温度为T1的第一加氢反应流出物1R10P与温度低于T1的气提氢气1BH混合降低温度后分离为热高压分离气提后油1S1L和热高压分离气提排气1S1V-M；通常，气提氢气1BH温度T2低于T1的温差大于130℃，T2低于热高压分离气提后油1S1L操作温度的温差大于100℃。
本发明的第二种氢气气提方案，分步进行闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM，以改善气提效果，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程1R10，在氢气和第一加氢催化剂1R10C存在条件下，烃原料1R10F进行第一加氢反应1R10R得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P；
(2)在热高压分离气提过程1S10，分步进行第一加氢反应流出物1R10P的闪蒸过程1S1F和来自第一加氢反应流出物1R10P的液体烃1R10P-L的气提过程1HBM，第一加氢反应流出物1R10P分离为主要由重油组分组成的热高压分离气提后油1S1L和包含柴油组分的在体积上主要由氢气组成的气体1S10-PV；
在闪蒸过程1S1F第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成重油组分与柴油组分的相对分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
气体1S10-PV，包括气体1R10P-V和富油气提氢气1BHP。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是1次，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
气体1S10-PV包括气体1R10P-V和富油气提氢气1BHP。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是1次，并且在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM，此时，其特征在于：
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是1次逆流接触，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物1R10P进入分离气提塔1S10-TE的上部闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔1S10-TE的下部；在分离气提塔1S10-TE的下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V混合为分离气提塔塔顶气1S10-TE-V排出分离气提塔1S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气1S10-TE-V，用作气体1S10-PV。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是至少2次逆流接触，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是至少2次逆流接触，此时，气提过程1HBM可以使用气提塔1HBM-TE在一台塔内完成。
本发明的第二种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数可以是至少2次逆流接触，并且在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物1R10P进入分离气提塔1S10-TE的上部进料闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔1S10-TE的下部；在分离气提塔1S10-TE的下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V混合为分离气提塔塔顶气1S10-TE-V排出分离气提塔1S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气1S10-TE-V，用作气体1S10-PV。
本发明的第三种氢气气提方案，可以在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F、下段气提过程1HBM和上段精馏过程1SUD，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F、下段气提过程1HBM和上段精馏过程1SUD，上段精馏过程的回流液来自分离气提塔1S10-TE的顶部内置组合式冷凝器1SUD-CE；
第一加氢反应流出物1R10P进入分离气提塔1S10-TE的中部进料闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在分离气提塔1S10-TE的下段，气提氢气1BH进入分离气提塔1S10-TE的下部，在下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
在分离气提塔1S10-TE的上段，在上传质段1S10-TE-UCM，富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V组成的混合气1S1V-1MZ向上流动与向下流动的回流液1S10-TE-URL进行至少1次逆流接触分离，脱离上传质段的液体进入分离气提塔1S10-TE的下传质段1S10-TE-DCM，得到脱离上传质段的混合气1S1V-2M；
分离气提塔1S10-TE的顶部设置组合式冷凝器1SUD-CE，混合气1S1V-2M与取热介质间接换热后降温产生的冷凝液体作为回流液1S10-TE-URL进入上传质段，混合气1S1V-2M的未冷凝组分组成分离气提塔塔顶气1S10-TE-V排出分离气提塔1S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气1S10-TE-V，用作气体1S10-PV。
本发明的第一加氢反应过程1R10的工作方式，可以选自下列方式的一种：
①烃原料1R10F为含硫、含氮、含芳烃的石油基蜡油，第一加氢反应过程1R10采用加氢精制反应过程1R10-1HT、加氢裂化过程1R10-1HC串联流程，烃原料1R10F在加氢精制反应过程1R10-1HT进行加氢脱硫、加氢脱氮和加氢芳烃饱和反应得到加氢精制反应流出物1R10-1HTP，加氢精制反应流出物1R10-1HTP通过加氢裂化过程1R10-1HC得到含有重油组分和柴油组分的加氢裂化反应流出物1R10-1HCP，加氢裂化反应流出物1R10-1HCP用作第一加氢反应流出物1R10P；
②烃原料1R10F为2路石油基馏分油，第一加氢反应过程1R10为加氢裂化过程1R10-2HC、加氢精制反应过程1R10-2HT串联流程，低芳、低氮烃原料1R10F-1在加氢裂化过程1R10-2HC完成加氢裂化反应得到含有重油组分和柴油组分的加氢裂化反应流出物1R10-2HCP，加氢裂化反应流出物1R10-2HCP和高芳、高氮烃原料1R10F-2混合通过加氢精制反应过程1R10-2HT进行加氢脱硫、加氢脱氮和加氢芳烃饱和反应得到加氢精制反应流出物1R10-2HTP，加氢精制反应流出物1R10-2HTP用作第一加氢反应流出物1R10P；
③烃原料1R10F为1路、2路或多路石油基馏分油，第一加氢反应过程1R10为加氢精制反应过程，烃原料1R10F在加氢精制过程进行加氢脱硫和或加氢脱氮和或加氢芳烃饱和反应得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P。
本发明的第一加氢反应过程1R10的工作方式，可以选自下列方式的一种：
第一加氢反应过程1R10为加氢精制反应过程，烃原料1R10F选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，在第一加氢反应过程1R10，烃原料1R10F为低温煤焦油时，第一加氢反应1R10R为加氢精制反应，高沸点烃组分指的是常规沸点高于330℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于330℃的烃组分；热高压分离气提过程1S10的分离效果，通常热高压分离气提后油1S1L中全部常规液态烃的10％馏出点温度高于330℃，最好同时热高压分离气提过程1S10排出的气体1S10-PV中的常规沸点高于165℃的烃类的90％馏出点温度低于355℃、95％馏出点温度低于365℃。
本发明，在第一加氢反应过程1R10，烃原料1R10F为中温煤焦油，第一加氢反应1R10R为加氢精制反应，高沸点烃组分指的是常规沸点高于315℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于315℃的烃组分；热高压分离气提过程1S10的分离效果，通常热高压分离气提后油1S1L中全部常规液态烃的10％馏出点温度高于315℃，最好同时热高压分离气提过程1S10排出的气体1S10-PV中的常规沸点高于165℃的烃类的90％馏出点温度低于340℃、95％馏出点温度低于350℃。
本发明，在第一加氢反应过程1R10，烃原料1R10F为蒽油，第一加氢反应1R10R为加氢精制反应，高沸点烃组分指的是常规沸点高于265℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于265℃的烃组分；热高压分离气提过程1S10的分离效果，通常热高压分离气提后油1S1L中全部常规液态烃的10％馏出点温度高于265℃，最好同时热高压分离气提过程1S10排出的气体1S10-PV中的常规沸点高于165℃的烃类的90％馏出点温度低于310℃、95％馏出点温度低于320℃。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，其特征在于：在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，第一种工作方式的特征在于：
(1)加工烃原料1R10F的第一加氢反应过程1R10包含使用加氢裂化催化剂1R10-HCC的加氢裂化过程1R10-HC，基于加氢裂化过程1R10-HC的加氢裂化产物1R10-HCP的烃油进入了第一加氢反应流出物1R10P中；加氢裂化过程1R10-HC用作加氢裂化过程1S1L-HC。
(2)在热高压分离气提过程1S10，至少一部分热高压分离气提后油1S1L去加氢裂化过程1R10-HC与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触，进行循环加氢裂化反应。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，第一种工作方式的第1具体方案的特征在于：
(1)加工烃原料1R10F的第一加氢反应过程1R10包含使用加氢精制催化剂1R10-BHTC的加氢精制过程1R10-BHT，烃原料1R10F通过加氢精制过程1R10-BHT得到的加氢精制产物1R10-BHTP进入加氢裂化过程1R10-HC与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触，加氢裂化产物1R10-HCP就是第一加氢反应流出物1R10P。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，第一种工作方式的第2具体方案的特征在于：
(1)加工烃原料1R10F的第一加氢反应过程1R10包含使用加氢精制催化剂1R10-AHTC的加氢精制过程1R10-AHT，加氢精制过程1R10-AHT的加氢精制产物1R10-AHTP就是第一加氢反应流出物1R10P；
至少一部分热高压分离气提后油1S1L进入加氢裂化过程1R10-HC，加氢裂化过程1R10-HC的加氢裂化产物1R10-HCP循环进入加氢精制过程1R10-AHT与加氢精制催化剂1R10-AHTC接触。
本发明，通常设立热高压分离气提后油1S1L的加氢裂化过程1S1L-HC，第二种工作方式的特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，基于加氢裂化反应流出物1R20-HCP的含烃油物流循环进入热高压分离气提过程1S10；通常加氢裂化反应流出物1R20-HCP和第一加氢反应流出物1R10P混合后进入热高压分离气提过程1S10。
本发明，可以设立加氢提质过程1R10P-MHCI，其特征在于：
分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M发生柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP；加氢提质过程1R10P-MHCI，通常进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应。
本发明，可以设立加氢提质过程1R10P-MHCI，第一种工作方式的特征在于：
在中温高压分离过程1S20，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；
分离中温高分气S2V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油S2L用作中间馏分油1R10P-M。
本发明，可以设立加氢提质过程1R10P-MHCI，第二种工作方式的特征在于：
在冷高压分离过程1S30，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；
冷高分油S3L用作中间馏分油1R10P-M，或者冷高分油S3L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油S3LDL用作中间馏分油1R10P-M。
本发明，可以构成气提氢气串联使用的烃加氢改质组合工艺，其特征在于：
第一加氢反应过程1R10为加氢精制反应过程，烃原料1R10F选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油；
分离气体1R10P-V得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-VM，在中间馏分油1R10P-VM的加氢提质过程1R10P-VMHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-VMHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-VM发生柴油组分提质反应1R10P-VMHCIR进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程1R10P-VMHCI反应流出物1R10P-VMHCIP；
富油气提氢气1BHP进入加氢提质过程1R10P-VMHCI与加氢提质催化剂1R10P-VMHCIC接触，方式通常为富油气提氢气1BHP和中间馏分油1R10P-VM混合。
本发明，可以构成气提氢气串联使用的烃加氢改质组合工艺，第一种工作方式的特征在于：
在中温高压分离过程1S20-1，气体1R10P-V分离为主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的中温高分油1S20-1L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气1S20-1V；
分离中温高分气1S20-1V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油1S20-1L用作中间馏分油1R10P-VM。
本发明，可以构成气提氢气串联使用的烃加氢改质组合工艺，第二种工作方式的特征在于：
在冷高压分离过程1S30-1，气体1R10P-V分离为主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的冷高分油1S30-1L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气1S30-1V；
冷高分油1S30-1L用作中间馏分油1R10P-VM，或者冷高分油1S30-1L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油1S30-1LDL用作中间馏分油1R10P-VM。
本发明，可以同时使用加氢裂化过程1S1L-HC和加氢提质过程1R10P-MHCI，其特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP；
分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP。
本发明，可以同时使用加氢裂化过程1S1L-HC和加氢提质过程1R10P-MHCI，第一种工作方式的特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP；
在中温高压分离过程1S20，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；中温高分油S2L用作中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP；
加氢裂化过程反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、中温高分气S2V的分离过程，可以部分或全部公用。
加氢裂化过程反应流出物1S1L-HCP的分离过程、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程，可以部分或全部公用。
加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、中温高分气S2V的分离过程，可以部分或全部公用。
加氢裂化过程反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、中温高分气S2V的分离过程，可以部分或全部公用。
本发明，可以同时使用加氢裂化过程1S1L-HC和加氢提质过程1R10P-MHCI，第二种工作方式的特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP；
在冷高压分离过程1S30，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；
冷高分油S3L用作中间馏分油1R10P-M；
在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP；
加氢裂化过程反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程，部分或全部公用；
加氢裂化反应流出物1S1L-HCP的分离过程，与气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV的分离过程，可以部分或全部公用。
本发明，可以使用加氢裂化尾油循环加氢改质方式，第1、2、3种工作方式的特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由重油组分组成的重油1S1L-HCP-V，至少一部分重油1S1L-HCP-V返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触、或返回加氢裂化反应过程1R10P-MHCI与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触、或返回第一加氢反应过程1R10与加氢转化催化剂1R10C接触。
本发明，可以使用加氢裂化尾油循环加氢改质方式，第4种工作方式的特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较低的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V1，至少一部分重油1S1L-HCP-V1返回第一加氢反应过程1R10与加氢转化催化剂1R10C接触；分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V2，至少一部分重油1S1L-HCP-V2返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触。
本发明，可以使用加氢裂化尾油循环加氢改质方式，第5种工作方式的特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较低的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V1，至少一部分重油1S1L-HCP-V2返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触；分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V2，至少一部分重油1S1L-HCP-V1返回加氢裂化反应过程1R10P-MHCI与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触。
本发明，可以使用加氢提质尾油循环加氢改质方式，第1、2、3种工作方式的特征在于：
分离加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1R10P-MHCIP-V，至少一部分重油1R10P-MHCIP-V返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触、或返回加氢裂化反应过程1R10P-MHCI与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触、或返回第一加氢反应过程1R10与加氢转化催化剂1R10C接触。
本发明，可以使用石脑油加氢深度脱杂质反应过程，第一种工作方式的特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或气体1S10-PV，进入石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-A-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-A-LHDIR得到加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-A-LHDIP。
本发明，可以使用石脑油加氢深度脱杂质反应过程，第一种工作方式的一种方案的特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提反应塔1S10-TER内完成闪蒸过程1S1F、气提过程1HBM和石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI；
第一加氢反应流出物1R10P进入热高压分离气提反应塔1S10-TER的中部闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
气提氢气1BH进入热高压分离气提反应塔1S10-TER的下部；
在热高压分离气提反应塔1S10-TER的下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V混合后进入上流式的石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI的催化剂床层，与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-A-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-A-LHDIR，得到的加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-A-LHDIP排出热高压分离气提反应塔1S10-TER的顶部。
本发明，可以使用石脑油加氢深度脱杂质反应过程，第二种工作方式的特征在于：
中温高分气S2V进入石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-B-LHDI与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-B-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-B-LHDIR加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-B-LHDIP。
本发明，可以使用石脑油加氢深度脱杂质反应过程，第二种工作方式的一种方案的特征在于：
在中温高压分离过程1S20，在一台中温高压分离反应塔1S20-TER内完成中温闪蒸过程1S2F和石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-B-LHDI；
热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V，进入中温高压分离反应塔1S20-TER的中部闪蒸区分离为中温高分油S2L和中温高分气S2V；中温高分气S2V进入上流式的石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-B-LHDI的催化剂床层，与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-B-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-B-LHDIR，得到的加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-B-LHDIP排出中温高压分离反应塔1S20-TER的顶部。
本发明，热高压分离气提后油1S1L的进入加氢裂化过程的第一种方式，其特征在于：
至少一部分热高压分离气提后油1S1L经过加压泵升压后进入加氢裂化过程1S1L-HC。
本发明，热高压分离气提后油1S1L的进入加氢裂化过程的第二种方式，其特征在于：
至少一部分热高压分离气提后油1S1L不经过加压泵进入加氢裂化过程1S1L-HC，加氢裂化过程1S1L-HC的操作压力低于热高压分离气提过程1S10的操作压力。
本发明，热高压分离气提后油1S1L的进入加氢裂化过程的第三种方式，其特征在于：
至少一部分热高压分离气提后油1S1L经过热低压闪蒸过程1S1L-TPS分离为液体烃1S1L-TPS-L和气体1S1L-TPS-V；
至少一部分液体烃1S1L-TPS-L经过加压泵升压后进入加氢裂化过程1S1L-HC。
以下详细描述本发明的各部分。
通常常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分油的烯烃含量高、酚含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分如低级有机硫、多环芳烃，因此，本发明所述的中低温煤焦油轻馏分的加氢精制反应过程R1通常包含浅度加氢精制反应过程R11和深度加氢精制反应过程R12；浅度加氢精制反应过程R11，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。
通常常规沸点高于450℃的中低温煤焦油重馏分特别是煤沥青馏分，其金属含量高、胶质含量高、沥青质含量高，因此，本发明所述的中低温煤焦油重馏分的加氢精制反应过程R1通常包含浅度加氢精制反应过程R11和深度加氢精制反应过程R12；浅度加氢精制反应过程R11，通常使用加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢脱残炭剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。
本发明所述的煤焦油馏分油或煤焦油重馏分或煤焦油全馏分的加氢精制反应过程R1通常包含浅度加氢精制过程R11和深度加氢精制反应过程R12；浅度加氢精制反应过程R11，目的在于在较深度加氢精制反应过程R12缓和的操作条件下降低烯烃、酚、金属、残炭含量，实质上是为深度加氢精制反应过程R12准备低残炭、低金属的烃原料，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合；深度加氢精制反应过程R12，目的在于对浅度加氢精制生成油反应R11PO实现深度加氢精制反应生产出质量较好的柴油馏分，在较浅度加氢精制反应过程R11剧烈的操作条件下实现深度加氢脱硫、深度加氢脱氮、深度加氢芳烃饱和，通常使用加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃深度饱和剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。已经公开的煤焦油轻馏分或煤焦油重馏分或煤焦油全馏分的加氢精制反应过程R1的工艺有多种，本发明的加氢精制反应过程R1可以组合使用这些方法。
本发明所述加氢精制反应过程R1比如第一加氢反应过程1R10的加氢精制反应过程，使用的反应器可以是1台或2台或多台；加氢精制反应过程R1的催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器(通常需要较低的氢油比)；可以是鼓泡式反应器(通常需要较低的氢油比)，可以是高液相分率的液相强化型反应器(通常需要较低的氢油比)。流化床反应器，可以是沸腾床反应器或悬浮床反应器或上流式微膨胀床。本发明所述加氢精制反应过程R1，其深度加氢精制反应过程R12使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床；本发明加氢裂化反应过程R3使用固定床催化剂床层时，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢精制反应过程R1的任意一路原料油的第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气和或冷油。
本发明所述加氢裂化反应过程比如加氢裂化过程1S1L-HC，使用的反应器可以是1台或2台或多台；加氢裂化反应过程R23催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；流化床反应器，可以是悬浮床，可以是沸腾床；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器。本发明所述加氢裂化反应过程R23使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床。本发明加氢裂化反应过程R3使用固定床催化剂床层时，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢裂化反应过程R23的第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气和或冷油。
本发明所述加氢裂化反应过程比如加氢裂化过程1S1L-HC，使用的催化剂，通常在最后一个加氢裂化催化剂床层之后设置后精制催化剂床层R23DC，对加氢裂化过程产生的硫醇、烯烃进行硫醇加氢脱硫、烯烃加氢饱和防止加氢裂化产物有机硫含量超标等；对于加氢裂化催化剂R23C，为了降低其结焦速度延长催化剂寿命、降低其平均反应温度抑制热裂解反应提高液体油品收率，可以在最前一个加氢裂化催化剂床层之前设置前置加氢精制催化剂床层R23UC进行加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应，由于该前置加氢精制过程是在极低气相氨含量环境下进行的，故其单位体积催化剂的加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应的效率，远远高于深度加氢精制反应过程R12后部的在极高气相氨含量环境下使用的同种加氢精制催化剂的反应效率；实际上，将部分深度加氢精制反应过程R12后部的在极高气相氨含量环境下使的加氢精制催化剂，移位用作加氢裂化反应过程R23的前置加氢精制催化剂R23UC，从优化热高分油S1L的加氢精制催化剂总体配置效果评价，是有利的、更为优化的。
本发明所述加氢裂化反应过程比如加氢裂化过程1S1L-HC，使用的加氢裂化催化剂R23C，可以是1个、2个或多个品种的加氢裂化催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢裂化催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢裂化催化剂的加氢活性。
以下详细描述本发明的热高压分离气提过程1S10的气提过程1HBM。
本发明所述气提过程1HBM，液体烃1R10P-VL与气提氢气1BH的逆流接触分离次数：一般为1～8次、通常为2～4次；气提氢气1BH的数量，根据气提过程1HBM组分分离目标的需要确定，但是最好同时又能满足加氢提质过程1R10P-MHCI反应过程进料需要的氢气数量，这样可以充分发挥加氢提质过程1R10P-MHCI反应过程全量进料氢气的气提作用；气提过程1HBM的操作压力，稍低于第一加氢反应过程1R10的操作压力；气提过程1HBM的操作温度，根据气提过程1HBM组分分离目标的需要确定，通常为220～400℃、一般为280～380℃。
本发明所述加氢提质过程1R10P-MHCI，使用的反应器可以是1台或2台或多台；加氢提质过程R22催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；流化床反应器，可以是悬浮床，可以是沸腾床；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器。本发明所述加氢提质过程R22使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床。本发明加氢提质过程R22使用固定床催化剂床层时，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢提质过程R22的第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气和或冷油。
本发明所述加氢提质过程1R10P-MHCI，使用的催化剂，通常在最后一个加氢提质催化剂床层之后设置后精制催化剂床层R22DC，对加氢提质过程产生的硫醇、烯烃进行硫醇加氢脱硫、烯烃加氢饱和防止加氢提质产物有机硫含量超标等；对于加氢提质催化剂R22C，为了降低其结焦速度延长催化剂寿命、降低其平均反应温度抑制热裂解反应提高液体油品收率，可以在最前一个加氢提质催化剂床层之前设置前置加氢精制催化剂床层R22UC进行加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应，由于该前置加氢精制过程是在极低气相氨含量环境下进行的，故其单位体积催化剂的加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应的效率，远远高于深度加氢精制过程R1后部的在极高气相氨含量环境下使的同种加氢精制催化剂的反应效率；实际上，将部分深度加氢精制过程R1后部的在极高气相氨含量环境下使的加氢精制催化剂，移位用作加氢提质反应过程R22的前置加氢精制催化剂R22UC，从优化中温高分油的加氢精制催化剂总体配置效果评价，是有利的、更为优化的。
本发明所述加氢提质过程1R10P-MHCI，使用的加氢提质催化剂R2C，可以是1个、2个或多个品种的加氢提质催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢提质催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢提质催化剂的加氢活性。
本发明所述加氢提质过程1R10P-MHCI，使用的反应器，其催化剂床层中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义加氢提质催化剂床层中“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为床层液相分率KL，分率KL可以大于0.75、甚至大于0.95，形成事实上的液相加氢模式，为了保持加氢提质催化剂床层内的氢气分压足够高，可能需要在每个提质催化剂床层的入口添加氢气。
以下详细描述本发明的石脑油加氢深度脱杂质反应过程。
本发明所述石脑油加氢深度脱杂质反应过程，目的在于脱除石脑油组分的有机氮和或有机硫，以生产低氮、低硫石脑油馏分。本发明所述石脑油加氢深度脱杂质反应过程，使用的反应器可以是1台或2台或多台，其催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器。本发明所述石脑油加氢深度脱杂质反应过程，使用的反应器的催化剂床层工作方式通常为上流式或下流式固定床。本发明所述石脑油加氢深度脱杂质反应过程，使用的反应器，特别推荐与高压分离器组合为一台组合式设备，其上部为上流式层状催化剂床层、工作方式通常为上流式固定床，其下部为气液分离空间。热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V进入石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI，从工艺操作上讲，因为操作温度较高故利于提高催化剂活性，当然由于气体1R10P-V中含有比石脑油更重的组分，其反应的原料选择性较差但是改善了柴油提质过程原料质量，其最大的优点在于能够实现与热高压分离器组合为一台组合式设备，从而简化流程、大幅度降低投资。
以下详细描述本发明的使用硫化型加氢催化剂的加氢反应过程的气相流化氢浓度的一般控制原则。
根据需要，可以将任一种补充硫加入加氢反应过程，以保证反应过程必须的最低硫化氢体积浓度比如500PPm或1000PPm或规定值，以保证加氢催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。
以下详细描述本发明的加氢反应流出物的回收氢气和烃油的高压分离过程的一般原则。
加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气最终进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的适合于接收该热高分油的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环油进行循环加氢。
加氢反应流出物或热高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2MPa、通常为0.5～1.5MPa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应过程，最好引入加氢精制反应过程R1以最大限度提高其气相氢气分压。
以下详细描述本发明的接收加氢裂化反应流出物1S1L-HCP、处理中温高分油的加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP、中温高分气S2V的冷高压分离过程1S30的情况。
所述冷高压分离过程1S30，基于中温高分气S2V的含有其中绝大多数氢气的物流S2VX、基于加氢裂化反应流出物1S1L-HCP的含有其中绝大多数氢气的物流1S1L-HCPX基于加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的含有其中绝大多数氢气的物流1R10P-MHCIPX，分离为主要由氢气组成的冷高分气S3V和冷高分油S3L，至少一部分冷高分气S3V返回加氢反应过程循环使用；
在本发明所述冷高压分离过程1S30，通常中温高分气S2V、加氢裂化反应流出物1S1L-HCP、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP混合为混合物流1S30F进入冷高压分离过程1S30的冷高压分离器1S30-E；通常混合物流1S30F经过至少一个冷却降温步骤后进入冷高压分离器1S30-E，通常混合物流1S30F经过的冷却降温步骤至少包括空气冷却器冷却步骤，混合物流1S30F经过的冷却降温步骤降温幅度越大，说明联合冷却效果越好，通常更有利于降低换热投资。此方案，可以实现全部循环氢气的集中冷却、回收、循环压缩，其流程简约，可大幅度降低工程投资、利于回收热能、可有效简化操作。
在本发明所述冷高压分离过程1S30，也可以采用加氢裂化反应流出物1S1L-HCP、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP混合后进入冷高压分离过程1S30的冷高压分离器1S30-2E中分离为冷高分气1S30-2EV和冷高分油1S30-2EL的操作方式，至少一部分冷高分气1S30-2EV通过循环氢压缩机返回加氢裂化过程1S1L-HC、加氢提质过程1R10P-MHCI循环使用；该操作方式的优点是，循环气中含有的硫化氢可以返回加氢裂化过程1S1L-HC、加氢提质过程1R10P-MHCI循环使用从而减少补硫剂的用量，因为不会在冲洗水吸收氨过程被来自中温高分气S2V的大量氨气所形成的氨水溶液中和吸收，另外由于加氢裂化过程1S1L-HC、加氢提质过程1R10P-MHCI的循环氢系统实际压力差通常远小于第一加氢反应过程1R10的循环氢系统实际压力差，故可以减少冷高分气1S30-2EV的循环压缩功；该操作方式的缺点是，由于中温高分气S2V中烃油很少，中温高分气S2V独立进入冷高压分离过程1S30-1的冷高压分离器1S30-1E中分离为冷高分气1S30-1V和冷高分油1S30-1L时，冷高分气1S30-1V缺少溶解常规气体的溶液，故冷高分气1S30-1V的常规气体体积浓度较高即氢气体积浓度较低，第一加氢反应过程1R10的操作压力需要提高。
以下详细描述本发明的加氢改质生成油URPAO的分离部分DSU。
加氢改质生成油URPAO指的是烃原料1R10F经过加氢改质过程UHP转化生成的进入分离部分DSU的加氢改质生成油，包含冷高分油S3L和以其它形成存在的烃油，比如未进入加氢裂化过程1S1L-HC的热高压分离气提后油1S1L或其分离物、比如未进入加氢提质过程1R10P-MHCI的中间馏分油1R10P-M或其分离物。
在本发明所述分离部分DSU，加氢改质生成油URPAO通过分离和蒸馏过程得到干气、液化石油气、加氢改质石脑油UHP-PL、加氢改质柴油UHP-PD和主要由加氢改质生成油URPAO中的的重烃组分组成的加氢改质重油URPAO-VO，所述液化石油气主要由碳三烃、碳四烃组成，所述干气主要由氢气、甲烷、乙烷组成。
当设置中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI时，所述加氢改质生成油URPAO中的的重烃组分即加氢改质重油URPAO-V0的主要烃组分，通常指的是常规沸点高于300℃烃组分、一般指的是常规沸点高于330℃烃组分、特别地指的是常规沸点高于350℃烃组分；加氢改质重油URPAO-VO，也可称之为加氢改质生成油之尾油简称加氢改质尾油；加氢改质重油URPAO-VO，可以是1个或2个或多个烃馏分。
当设置中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI时，本发明所述的加氢改质生成油URPAO中的重油组分，指的是不适合于用作柴油组分的高沸点烃，当第一加氢反应1R10R为加氢精制反应时，烃原料1R10F为低温煤焦油时高沸点烃组分指的是常规沸点高于350℃的烃组分，烃原料1R10F为中温煤焦油时高沸点烃组分指的是常规沸点高于330℃的烃组分，烃原料1R10F为蒽油时高沸点烃组分指的是常规沸点高于300℃的烃组分。
以下详细描述本发明的加氢改质重油分类循环改质部分。
在加氢改质重油分类循环改质部分，部分或全部加氢改质重油URPAO-VO作为循环油URPAO-VOR进行分类循环加氢裂化和或加氢开环，所述分类循环加氢裂化和或加氢开环指的是：至少一部分加氢改质重油URPAO-VO中的轻质烃重组分通过加氢提质过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触进行加氢提质反应、至少一部分加氢改质重油URPAO-VO中的重质重烃组分通过加氢裂化过程1S1L-HC与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应。
为了实现加氢改质重油分类循环改质，根据需要，可以将分离部分DSU得到的主要由常规沸程通常为290～420℃、一般为330～370℃的烃组分组成的第一重馏分URPAO-VOR-L41，部分或全部地作为循环油URPAO-VOR-L41R循环到加氢提质过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触接触进行加氢提质反应。当1R10P-MHCIC使用2个或多个加氢提质催化剂床层时，循环油URPAO-VOR-L41R可以从第二或更下游的加氢提质催化剂床层入口进入加氢提质反应过程，仅仅与部分加氢提质催化剂床层接触，以降低循环油URPAO-VOR-L41R的单程加氢提质深度，避免过度裂化，提高液体油品收率。
为了实现加氢改质重油分类循环改质，根据需要，可以将分离部分DSU得到的主要由常规沸程通常为350～540℃、一般为400～530℃的烃组分组成的第二重馏分URPAO-VOR-L42，部分或全部地作为循环油URPAO-VOR-L42R循环到加氢裂化过程1S1L-HC与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应。当加氢裂化催化剂1S1L-HCC使用2个或多个加氢裂化催化剂床层时，循环油URPAO-VOR-L42R可以从第二或更下游的加氢裂化催化剂床层入口进入加氢裂化反应过程，仅仅与部分加氢裂化催化剂床层接触，以降低循环油URPAO-VOR-L42R的单程加氢裂化深度，避免过度裂化，提高液体油品收率。
为了实现加氢改质重油分类循环改质，根据需要，可以用适当的循环方式，将部分或全部的主要由常规沸程通常为290～540℃、一般为330～540℃的烃组分组成的循环油URPAO-VOR引入第一加氢反应过程1R10，比如借助于热高压分离气提过程1S10的汽化功能，使液循环油URPAO-VOR中的轻质重烃组分和重质重烃组分相对分离，分别进入加氢裂化过程1S1L-HC和加氢提质过程1R10P-MHCI；与全部加氢改质重油URPAO-V0全部进入加氢裂化过程1S1L-HC相比，可以降低轻质重烃组分的过度裂化即利于提高柴油收率、提高液体烃总收率；对分离部分DSU而言，可以省去将液态循环油URPAO-VOR分离为第一重馏分URPAO-VOR-L41和第二重馏分URPAO-VOR-L42的分离步骤，可有效节省投资、降低能耗；工作方式至少有二类：循环油URPAO-VOR穿过第一加氢反应过程1R10、循环油URPAO-VOR与第一加氢反应流出物1R10P。循环油URPAO-VOR穿过第一加氢反应过程1R10，可以用作烃原料1R10F的稀释油，可以与烃原料1R10F混合后联合使用加压泵升压从而不必设置循环油加压泵，可以将热态循环油URPAO-VOR与热态的烃原料1R10F混合后联合使用高温加压泵升压从而不必设置循环油加压泵并可以直接利用循环油热能。
本发明应用于煤焦油加氢改质过程时，主要优点在于：
①热高分油经过氢气气提脱柴油组分后得到了热高压分离气提后油1S1L，避免了热高分油中携带的柴油组分在加氢裂化过程1S1L-HC中的过度裂化，可以降低氢耗、提高液体收率；
②基于第一条优点，可以实现热高压分离气提后油1S1L的短循环流程加氢裂化集成工艺，即加氢裂化过程1S1L-HC产物循环进入热高压分离气提过程1S10，比如加氢裂化反应流出物1S1L-HCP与第一加氢反应流出物1R10P混合后一并进入热高压分离气提过程1S10；此时，加氢裂化过程1S1L-HC可以选择较低比如30～50％的单程转化率以追求最大的柴油收率；
③闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分别进行时，基本不含杂质组分的富油气提氢气1BHP可以作为加氢提质过程1R10P-MHCI的新氢和或循环氢二次利用，即富油气提氢气1BHP直接进入加氢提质过程1R10P-MHCI使用，这相当于用加氢提质过程1R10P-MHCI的氢气作为气提氢气1BH先进入气提塔接触热高分油成为富油气提氢气1BHP，将脱出的柴油组分带入加氢提质过程1R10P-MHCI，避免了热高分油中携带的柴油组分的过度裂化，从整体工艺看，气提氢气属于“免费”利用，气提过程1HBM的能量消耗几乎全部有效；
④优化热高压分离气提过程1S10的分离效果，分离富氢气气体1HV得到的最重油品可以是柴油，从而可以简化其分馏过程、节省巨额投资和能耗；
⑤本发明的高度集成，其投资节省、能耗节省带来的效益是巨大的；
⑥本发明实现了低成本的高压加氢深度改质，理想条件下中低温煤焦油生产的全部加氢改质柴油十六烷值大于45～47、20℃密度不大于850kg/m3，根据需要添加十六烷值改进剂如硝酸异辛脂增加其十六烷值至不小于49～51水平，即可得到国IV或国V标准柴油；
⑦对于中低温煤焦油加氢改质过程，热高压分离气提过程1S10的分离效果，重组分和轻组分分界点，宜设定为常规沸点为300～330℃；
⑧对于高温煤焦油的蒽油加氢改质过程，热高压分离气提过程1S10的分离效果，重组分和轻组分分界点，宜设定为常规沸点为260～290℃。这是因为蒽油的芳碳比例较中温煤焦油的芳碳比例高，比如蒽油中含有较多的三环结构芳烃组分比如苊(常规沸点为278℃)、芴(常规沸点为298℃)、苯并印满(常规沸点为299℃)、迫位丙基萘(常规沸点为299℃)、菲(常规沸点为340℃)、蒽(常规沸点为340℃)等，这些三环结构芳烃的加氢精制转化物的常规沸点介于260～300℃，为了降低其密度、提高十六烷值，必须进行加氢裂化反应；
⑨对于循环进入第一加氢反应过程1R10或第一加氢反应流出物1R10P的加氢改质循环油，利用气提功能，可以对加氢改质循环油中高沸点、低沸点组分实现二次分配，分别进入加氢裂化过程和加氢提质过程。
对照例
加工量为50t/h的中温煤焦油加氢装置，第一加氢反应过程1R10进行中温煤焦油馏分油1R10F的深度加氢精制反应1R10R，第一加氢反应流出物1R10P的高压分离过程使用热高分流程，在闪蒸过程1S1F中第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V，其操作条件和操作结果见表DZL-1至表DZL-8。
表DZL-1煤焦油1R10F性质分析数据
表DZL-2第一加氢反应过程用加氢精制催化剂1R10C的物化性质
表DZL-3第一加氢反应过程(加氢精制过程)1R10反应条件
表DZL-4第一加氢反应过程1R10加氢精制试验结果
表DZL-5第一加氢反应过程1R10加氢精制石脑油馏分性质
表DZL-6第一加氢反应过程1R10加氢精制柴油馏分性质
表DZL-7第一加氢反应过程1R10加氢精制重油性质
表DZL-8闪蒸过程1S1F操作条件和操作结果
从表DZL-8热高分油组成数据可以看出，热高分油1R10P-L中含有约50％的常规沸点低于330℃柴油组分，如果直接进入加氢裂化过程，则引起柴油组分过度裂化。
从表DZL-8热高分气组成数据可以看出，热高分气1R10P-V中的最重常规液体烃，其沸点位于柴油组分沸程中。
表DZL-1煤焦油1R10F性质分析数据
表DZL-2第一加氢反应过程用加氢精制催化剂1R10C的物化性质
表DZL-3第一加氢反应过程(加氢精制过程)1R10反应条件
| 项目 | 数据 |
| 反应总压，MPa | 18.0 |
| 反应氢气分压，MPa | 最小15.0 |
| 第一催化剂床层入口氢油体积比 | 1300∶1 |
| 保护剂代号 | 1R10C-A：1R10C-B：1R10C-C |
| 保护剂体积比例 | 0.08∶0.08∶0.84 |
| 保护剂体积空速，h-1 | 0.85 |
| 保护剂平均反应温度，℃ | 260～280 |
| 主精制催化剂代号 | 1R10C-D |
| 主精制剂体积空速，h-1 | 0.42 |
| 主精制剂平均反应温度，℃ | 360～380 |
| 烃原料1R10F的20℃重量流量，t/h | 50 |
| 烃原料1R10F的20℃体积流量，m3/h | 50.906 |
| 第一加氢反应流出物1R10P中氢气体积量，Nm3/h | 111117.4 |
| 第一加氢反应流出物1R10P的氢气氢油体积比 | 2182.8∶1 |
表DZL-4第一加氢反应过程1R10加氢精制试验结果
| 生成水量，m％ | 5.57 |
| 液体收率，％ | 97.06 |
| 精制油密度，g/cm3(20℃) | 0.8673 |
| 精制油氮含量，μg/g | 10.033 --> |
| 精制油产品分布，％ | |
| H2S/NH3 | 0.14/0.93 |
| C1/C2 | 0.16/0.15 |
| C3/C4 | 0.24/0.09 |
| ＜160℃(石脑油) | 13.78 |
| 160℃～330℃(柴油) | 61.95 |
| ＞330℃(加氢尾油) | 21.33 |
| 化学氢耗，％ | 4.34 |
表DZL-5第一加氢反应过程1R10加氢精制石脑油馏分性质
| 馏分范围/℃ | ＜160 |
| 密度(20℃)，g/cm3 | 0.775 |
| 馏程，℃ | |
| IBP/10％/30％/50％ | 75/98/107/114 |
| 70％/90％/95％/EBP | 125/142/150/174 |
| 硫，μg/g | 9.1 |
| 氮，μg/g | 1.0 |
| 辛烷值(RON) | 67 |
| 组成，％ | |
| 链烷烃 | 11.96 |
| 环烷烃 | 79.09 |
| 芳烃 | 8.91 |
| 芳潜(C8)，％ | 65.06 |
表DZL-6第一加氢反应过程1R10加氢精制柴油馏分性质
| 馏分范围，℃ | 160-330 |
| 密度(20℃)，g/cm3 | 0.8913 |
| 馏程，℃ | |
| IBP/10％/30％/50％ | 193/220/246/269 |
| 70％/90％/95％/EBP | 289/314/322/329 |
| 硫，μg/g | 9.8 |
| 氮，μg/g | 2.0 |
| 闪点，℃(闭口) | 89 |
| 凝点，℃ | -28 |
| 冷滤点，℃ | -19 |
| 残炭(10％)，％ | 0.02 |
| 十六烷值(实测) | 31 |
| 芳烃，％ | 38.1 |
| 单环/双环/三环 | 31.8/6.1/0.2 |
表DZL-7第一加氢反应过程1R10加氢精制重油性质
| 馏分范围/℃ | ＞330 |
| 密度(20℃)，g/cm3 | 0.8991 |
| 馏程，℃ | |
| IBP/10％/30％/50％ | 247/329/356/379 |
| 70％/90％/95％/EBP | 403/435/457/529 |
| 硫，μg/g | 12.9 |
| 氮，μg/g | 14.5 |
| 凝点，℃ | 28 |
| 芳烃，％ | 28.3 |
| 单环 | 13.5 |
| 双环 | 8.5 |
| 三环 | 2.1 |
| 四环 | 1.0 |
表DZL-8闪蒸过程1S1F操作条件和操作结果
实施例
实施例一
基于对照例，采用本发明设置气提过程1HBM，分离出热高分油1R10P-L中的常规沸点低于330℃柴油组分，所得热高压分离气提后油1S1L可以直接进入加氢裂化过程1S1L-HC，从而简化第一加氢反应流出物1R10P中的重组分进入加氢裂化过程1S1L-HC的流程，实现相关投资和能耗的大幅度节省。
为了优化操作条件，列出4个气提方案进行比选，比较条件是：气体氢气相同，热高压分离气提后油1S1L温度相等。
第一气提方案CASE1，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM同步进行即并流气提方案，第一加氢反应流出物1R10P与气提氢气1BH混合后分离为热高压分离气提后油1S1L和热高压分离气提排气1S1V-M，热高压分离气提排气1S1V-M包含气体1R10P-V和富油气提氢气1BHP，热高压分离气提排气1S1V-M用作气体1S10-PV。
第二气提方案CASE2，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP。
第三气提方案CASE3，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP。
第四气提方案CASE4，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行4次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP。
表SSL1-1为实施例一的4个气提方案的操作条件汇总表。
表SSL1-2为实施例一的4个气提方案的气提结果汇总表。
从气提结果可以看出：
①无论是那一种气提方案，均有显著的气提效果；
②在气体氢气相同，热高压分离气提后油1S1L温度相等条件下，并流气提方案CASE1效果最差，5％-10％-30-50％蒸馏点温度仅仅升高了16℃-16℃-15℃-16℃，这是因为气提氢气降低油气分压的能力，被已有含油气相的油气分压所抑制，这是1次有干扰的气提；
第二气提方案CASE2，将并流接触改为闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行，仍然是1次气提、但是是一次逆流接触，效果发生突变，5％～50％蒸馏点温度升高了70℃-48℃-35℃-43℃，这是因为避免了已有含油气相的油气分压抑制气提氢气形成的降低油气分压的能力，这是无干扰的1次气提；
第三气提方案CASE3，将并流接触改为闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行，改为2次逆流气提，但是效果发生突变，5％～50％蒸馏点温度升高了100℃-65℃-45℃-55℃，这是因为2次逆流气提具备了部分提留塔的分馏功能；
第四气提方案CASE4，将并流接触改为闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行，改为4次逆流气提，但是效果发生突变，5％～50％蒸馏点温度升高了119℃-75℃-51℃-58℃，这是因为4次逆流气提具备了更强的提留塔的分馏功能；从气提氢气温度逐步降低可以看出，分离能耗在降低；
第四气提方案CASE4为采用方案，热高压分离气提后油1S1L的10％馏出点温度高于330℃，达到了重油和柴油清晰分离的目标；
计算表明，气提过程由4次逆流接触改为8次逆流接触，气提效果改善幅度很小。
实施例二
基于实施例一的采用方案即4次逆流气提方案，热高压分离气提后油1S1L直接进入加氢裂化过程1S1L-HC，从而简化了第一加氢反应流出物1R10P中的重组分进入加氢裂化过程1S1L-HC的流程，相关投资和能耗的大幅度节省。
实施例三
基于实施例二，由于第一加氢反应流出物1R10P中的全部常规液体烃中重油仅仅占22％，可以采用热高压分离气提后油1S1L的短循环流程加氢裂化集成工艺，加氢裂化反应流出物1R20-HCP与第一加氢反应流出物1R10P混合后循环进入热高压分离气提过程1S10。
实施例四
基于实施例二，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分别进行时，基本不含杂质组分的富油气提氢气1BHP可以作为加氢提质过程1R10P-MHCI的新氢和或循环氢二次利用，即富油气提氢气1BHP直接进入加氢提质过程1R10P-MHCI使用，实现其二次串联使用；
换句话说，这相当于把加氢提质过程1R10P-MHCI的氢气，先用作为气提氢气1BH进入气提塔接触热高分油成为富油气提氢气1BHP，将脱出的柴油组分带入加氢提质过程1R10P-MHCI，避免了热高分油中携带的柴油组分的过度裂化，从整体工艺看，气提氢气属于“免费”利用，气提过程1HBM的能量消耗几乎全部有效；如此形成一种高度集成的氢气利用工艺。
分离热高压分离气提过程1S10排出的富氢气气体1HV得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行深度加氢芳烃饱和、选择性加氢开环，得到加氢提质过程1R10P-MHCI反应流出物1R10P-MHCIP。
实施例五
基于实施例四，在采用的热高压分离气提过程1S10的气提方案基础上，分离富氢气气体1HV得到的最重油品可以用作柴油，因而加氢提质过程1R10P-MHCI的反应流出物1R10P-MHCIP中的常规沸点为165～400℃的烃组分可以用作柴油，从而可以简化其分馏过程、节省巨额投资和能耗。
实施例六
组合应用实施例二、实施例四所述方案，加氢裂化反应流出物1R20-HCP与加氢提质过程1R10P-MHCI反应流出物1R10P-MHCIP混合后联合分离。
实施例七
基于实施例四，分离热高压分离气提过程1S10排出的富氢气气体1HV得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，方法是：
在中温高压分离过程1S20，热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V分离为主要由常规沸点高于165～400℃的烃组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；分离中温高分气S2V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；中温高分油S2L用作中间馏分油1R10P-M。
实施例八
基于实施例四，分离热高压分离气提过程1S10排出的富氢气气体1HV得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，方法是：
在冷高压分离过程1S30，热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V分离为主要由常规沸点高于165～400℃的烃组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；冷高分油S3L用作中间馏分油1R10P-M。
实施例九
基于实施例八，冷高分油S3L脱除常规沸点低于165℃的组分或所得所得脱轻组分冷高分油S3LDL用作中间馏分油1R10P-M。
表SSL1-1实施例一的4个气提方案的操作条件汇总表
表SSL1-2实施例一的4个气提方案的气提结果汇总表
Claims (64)
1.一种使用气提氢气分离加氢产物的烃加氢改质方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在第一加氢反应过程1R10，在氢气和第一加氢催化剂1R10C存在条件下，烃原料1R10F进行第一加氢反应1R10R得到含有高沸点烃组分和低沸点烃组分的第一加氢反应流出物1R10P；
(2)在热高压分离气提过程1S10，第一加氢反应流出物1R10P或第一加氢反应流出物1R10P经闪蒸过程1S1F得到的液体烃1R10P-L，与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到热高压分离气提后油1S1L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体1S10-PV；
(3)在回收步骤，回收热高压分离气提过程1S10排出的物流，得到富氢气气体RH和烃油物流，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程1R10，在氢气和第一加氢催化剂1R10C存在条件下，烃原料1R10F进行第一加氢反应1R10R得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P；
(2)在热高压分离气提过程1S10，第一加氢反应流出物1R10P与气提氢气1BH混合后分离为热高压分离气提后油1S1L和热高压分离气提排气1S1V-M，热高压分离气提排气1S1V-M用作气体1S10-PV。
3.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，温度为T1的第一加氢反应流出物1R10P与温度低于T1的气提氢气1BH混合降低温度后分离为热高压分离气提后油1S1L和热高压分离气提排气1S1V-M。
4.根据权利要求3所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，气提氢气1BH温度T2低于T1的温差大于130℃，T2低于热高压分离气提后油1S1L操作温度的温差大于100℃。
5.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程1R10，在氢气和第一加氢催化剂1R10C存在条件下，烃原料1R10F进行第一加氢反应1R10R得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P；
(2)在热高压分离气提过程1S10，进行第一加氢反应流出物1R10P的闪蒸过程1S1F和来自第一加氢反应流出物1R10P的液体烃1R10P-L的气提过程1HBM，第一加氢反应流出物1R10P分离为主要由重油组分组成的热高压分离气提后油1S1L和包含柴油组分的在体积上主要由氢气组成的气体1S10-PV；
在闪蒸过程1S1F第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成重油组分与柴油组分的相对分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
气体1S10-PV，包括气体1R10P-V和富油气提氢气1BHP。
6.根据权利要求5所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
气体1S10-PV包括气体1R10P-V和富油气提氢气1BHP。
7.根据权利要求6所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物1R10P进入分离气提塔1S10-TE的上部闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔1S10-TE的下部；在分离气提塔1S10-TE的下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V混合为分离气提塔塔顶气1S10-TE-V排出分离气提塔1S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气1S10-TE-V，用作气体1S10-PV。
8.根据权利要求5所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP。
9.根据权利要求8所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，气提过程1HBM使用气提塔1HBM-TE。
10.根据权利要求8所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物1R10P进入分离气提塔1S10-TE的上部进料闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔1S10-TE的下部；在分离气提塔1S10-TE的下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V混合为分离气提塔塔顶气1S10-TE-V排出分离气提塔1S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气1S10-TE-V，用作气体1S10-PV。
11.根据权利要求10所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提塔1S10-TE内完成闪蒸过程1S1F、下段气提过程1HBM和上段精馏过程1SUD，上段精馏过程的回流液来自分离气提塔1S10-TE的顶部内置组合式冷凝器1SUD-CE；
第一加氢反应流出物1R10P进入分离气提塔1S10-TE的中部进料闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
在分离气提塔1S10-TE的下段，气提氢气1BH进入分离气提塔1S10-TE的下部，在下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
在分离气提塔1S10-TE的上段，在上传质段1S10-TE-UCM，富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V组成的混合气1S1V-1MZ向上流动与向下流动的回流液1S10-TE-URL进行至少1次逆流接触分离，脱离上传质段的液体进入分离气提塔1S10-TE的下传质段1S10-TE-DCM，得到脱离上传质段的混合气1S1V-2M；
分离气提塔1S10-TE的顶部设置组合式冷凝器1SUD-CE，混合气1S1V-2M与取热介质间接换热后降温产生的冷凝液体作为回流液1S10-TE-URL进入上传质段，混合气1S1V-2M的未冷凝组分组成分离气提塔塔顶气1S10-TE-V排出分离气提塔1S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气1S10-TE-V，用作气体1S10-PV。
12.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述方法，其特征在于：
第一加氢反应过程1R10的工作方式，选自下列方式的一种：
①烃原料1R10F为含硫、含氮、含芳烃的石油基蜡油，第一加氢反应过程1R10采用加氢精制反应过程1R10-1HT、加氢裂化过程1R10-1HC串联流程，烃原料1R10F在加氢精制反应过程1R10-1HT进行加氢脱硫、加氢脱氮和加氢芳烃饱和反应得到加氢精制反应流出物1R10-1HTP，加氢精制反应流出物1R10-1HTP通过加氢裂化过程1R10-1HC得到含有重油组分和柴油组分的加氢裂化反应流出物1R10-1HCP，加氢裂化反应流出物1R10-1HCP用作第一加氢反应流出物1R10P；
②烃原料1R10F为2路石油基馏分油，第一加氢反应过程1R10为加氢裂化过程1R10-2HC、加氢精制反应过程1R10-2HT串联流程，低芳、低氮烃原料1R10F-1在加氢裂化过程1R10-2HC完成加氢裂化反应得到含有重油组分和柴油组分的加氢裂化反应流出物1R10-2HCP，加氢裂化反应流出物1R10-2HCP和高芳、高氮烃原料1R10F-2混合通过加氢精制反应过程1R10-2HT进行加氢脱硫、加氢脱氮和加氢芳烃饱和反应得到加氢精制反应流出物1R10-2HTP，加氢精制反应流出物1R10-2HTP用作第一加氢反应流出物1R10P；
③烃原料1R10F为1路、2路或多路石油基馏分油，第一加氢反应过程1R10为加氢精制反应过程，烃原料1R10F在加氢精制过程进行加氢脱硫和或加氢脱氮和或加氢芳烃饱和反应得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物1R10P。
13.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述方法，其特征在于：
第一加氢反应过程1R10为加氢精制反应过程，烃原料1R10F选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
14.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程1R10，烃原料1R10F为低温煤焦油，第一加氢反应1R10R为加氢精制反应，高沸点烃组分指的是常规沸点高于330℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于330℃的烃组分。
15.根据权利要求14所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，热高压分离气提后油1S1L中全部常规液态烃的10％馏出点温度高于330℃。
16.根据权利要求15所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，热高压分离气提过程1S10排出的气体1S10-PV中的常规沸点高于165℃的烃类的90％馏出点温度低于355℃、95％馏出点温度低于365℃。
17.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程1R10，烃原料1R10F为中温煤焦油，第一加氢反应1R10R为加氢精制反应，高沸点烃组分指的是常规沸点高于315℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于315℃的烃组分。
18.根据权利要求17所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，热高压分离气提后油1S1L中全部常规液态烃的10％馏出点温度高于315℃。
19.根据权利要求18所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，热高压分离气提过程1S10排出的气体1S10-PV中的常规沸点高于165℃的烃类的90％馏出点温度低于340℃、95％馏出点温度低于350℃。
20.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程1R10，烃原料1R10F为蒽油，第一加氢反应1R10R为加氢精制反应，高沸点烃组分指的是常规沸点高于265℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于265℃的烃组分。
21.根据权利要求20所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，热高压分离气提后油1S1L中全部常规液态烃的10％馏出点温度高于265℃。
22.根据权利要求21所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，热高压分离气提过程1S10排出的气体1S10-PV中的常规沸点高于165℃的烃类的90％馏出点温度低于310℃、95％馏出点温度低于320℃。
23.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述方法，其特征在于：在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP。
24.根据权利要求13所述方法，其特征在于：在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP。
25.根据权利要求23所述方法，其特征在于：
(1)加工烃原料1R10F的第一加氢反应过程1R10包含使用加氢裂化催化剂1R10-HCC的加氢裂化过程1R10-HC，基于加氢裂化过程1R10-HC的加氢裂化产物1R10-HCP的烃油进入了第一加氢反应流出物1R10P中；加氢裂化过程1R10-HC用作加氢裂化过程1S1L-HC。
(2)在热高压分离气提过程1S10，至少一部分热高压分离气提后油1S1L去加氢裂化过程1R10-HC与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触，进行循环加氢裂化反应。
26.根据权利要求25所述方法，其特征在于：
(1)加工烃原料1R10F的第一加氢反应过程1R10包含使用加氢精制催化剂1R10-BHTC的加氢精制过程1R10-BHT，烃原料1R10F通过加氢精制过程1R10-BHT得到的加氢精制产物1R10-BHTP进入加氢裂化过程1R10-HC与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触，加氢裂化产物1R10-HCP就是第一加氢反应流出物1R10P。
27.根据权利要求25所述方法，其特征在于：
(1)加工烃原料1R10F的第一加氢反应过程1R10包含使用加氢精制催化剂1R10-AHTC的加氢精制过程1R10-AHT，加氢精制过程1R10-AHT的加氢精制产物1R10-AHTP就是第一加氢反应流出物1R10P；
至少一部分热高压分离气提后油1S1L进入加氢裂化过程1R10-HC，加氢裂化过程1R10-HC的加氢裂化产物1R10-HCP循环进入加氢精制过程1R10-AHT与加氢精制催化剂1R10-AHTC接触。
28.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述方法，其特征在于：在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，基于加氢裂化反应流出物1R20-HCP的含烃油物流循环进入热高压分离气提过程1S10。
29.根据权利要求28所述方法，其特征在于：加氢裂化反应流出物1R20-HCP和第一加氢反应流出物1R10P混合后进入热高压分离气提过程1S10。
30.根据权利要求13所述方法，其特征在于：在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，加氢裂化反应流出物1R20-HCP与第一加氢反应流出物1R10P混合后循环进入热高压分离气提过程1S10。
31.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述方法，其特征在于：
分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M发生柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP。
32.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述方法，其特征在于：
分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～370℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP。
33.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～370℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M发生柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP。
34.根据权利要求33所述方法，其特征在于：
在中温高压分离过程1S20，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；
分离中温高分气S2V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油S2L用作中间馏分油1R10P-M。
35.根据权利要求33所述方法，其特征在于：
在冷高压分离过程1S30，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；
冷高分油S3L用作中间馏分油1R10P-M。
36.根据权利要求35所述方法，其特征在于：
冷高分油S3L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油S3LDL用作中间馏分油1R10P-M。
37.根据权利要求5或6或7或8或9或10或11所述方法，其特征在于：
第一加氢反应过程1R10为加氢精制反应过程，烃原料1R10F选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油；
分离气体1R10P-V得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-VM，在中间馏分油1R10P-VM的加氢提质过程1R10P-VMHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-VMHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-VM发生柴油组分提质反应1R10P-VMHCIR进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质过程1R10P-VMHCI反应流出物1R10P-VMHCIP；
富油气提氢气1BHP进入加氢提质过程1R10P-VMHCI与加氢提质催化剂1R10P-VMHCIC接触。
38.根据权利要求37所述方法，其特征在于：
富油气提氢气1BHP和中间馏分油1R10P-VM混合。
39.根据权利要求37所述方法，其特征在于：分离气体1R10P-V得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-VM的方法是：
在中温高压分离过程1S20-1，气体1R10P-V分离为主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的中温高分油1S20-1L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气1S20-1V；
分离中温高分气1S20-1V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油1S20-1L用作中间馏分油1R10P-VM。
40.根据权利要求37所述方法，其特征在于：分离气体1R10P-V得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-VM的方法是：
在冷高压分离过程1S30-1，气体1R10P-V分离为主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的冷高分油1S30-1L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气1S30-1V；
冷高分油1S30-1L用作中间馏分油1R10P-VM。
41.根据权利要求40所述方法，其特征在于：
冷高分油1S30-1L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油1S30-1LDL用作中间馏分油1R10P-VM。
42.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP；
分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组分组成的中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行深度加氢脱硫和或深度加氢脱氮和或深度加氢芳烃饱和和或选择性开环和或加氢裂化，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP。
43.根据权利要求42所述方法，其特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP；
在中温高压分离过程1S20，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；中温高分油S2L用作中间馏分油1R10P-M，在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP。
44.根据权利要求43所述方法，其特征在于：
加氢裂化过程反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、中温高分气S2V的分离过程，部分或全部公用。
45.根据权利要求43所述方法，其特征在于：
加氢裂化过程反应流出物1S1L-HCP的分离过程、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程，部分或全部公用。
46.根据权利要求43所述方法，其特征在于：
加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、中温高分气S2V的分离过程，部分或全部公用。
47.根据权利要求43所述方法，其特征在于：
加氢裂化过程反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、中温高分气S2V的分离过程，部分或全部公用。
48.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
在加氢裂化过程1S1L-HC，在氢气和加氢裂化催化剂1S1L-HCC存在条件下，至少一部分热高压分离气提后油1S1L与加氢裂化催化剂1S1L-HCC接触进行加氢裂化反应1S1L-HCR得到加氢裂化反应流出物1S1L-HCP；
在冷高压分离过程1S30，分离热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV，得到主要由常规沸点为165～400℃的烃组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；
冷高分油S3L用作中间馏分油1R10P-M；
在中间馏分油1R10P-M的加氢提质过程1R10P-MHCI，在氢气和加氢提质催化剂1R10P-MHCIC存在条件下，中间馏分油1R10P-M进行柴油组分提质反应1R10P-MHCIR进行选择性加氢开环和深度加氢芳烃饱和反应，得到加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP；
加氢裂化过程反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程、加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP的分离过程，部分或全部公用。
49.根据权利要求23所述方法，其特征在于：
加氢裂化反应流出物1S1L-HCP的分离过程，与气体1R10P-V或富油气提氢气1BHP或气体1S10-PV的分离过程，部分或全部公用。
50.根据权利要求42所述方法，其特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由重油组分组成的重油1S1L-HCP-V，至少一部分重油1S1L-HCP-V返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触。
51.根据权利要求23所述方法，其特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由重油组分组成的重油1S1L-HCP-V，至少一部分重油1S1L-HCP-V返回加氢裂化反应过程1R10P-MHCI与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触。
52.根据权利要求23所述方法，其特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由重油组分组成的重油1S1L-HCP-V，至少一部分重油1S1L-HCP-V返回第一加氢反应过程1R10与加氢转化催化剂1R10C接触。
53.根据权利要求42所述方法，其特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较低的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V1，至少一部分重油1S1L-HCP-V1返回第一加氢反应过程1R10与加氢转化催化剂1R10C接触；
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V2，至少一部分重油1S1L-HCP-V2返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触。
54.根据权利要求42所述方法，其特征在于：
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较低的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V1，至少一部分重油1S1L-HCP-V2返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触；
分离加氢裂化反应流出物1S1L-HCP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1S1L-HCP-V2，至少一部分重油1S1L-HCP-V1返回加氢裂化反应过程1R10P-MHCI与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触。
55.根据权利要求33所述方法，其特征在于：
分离加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1R10P-MHCIP-V，至少一部分重油1R10P-MHCIP-V返回加氢提质反应过程1R10P-MHCI与加氢提质催化剂1R10P-MHCIC接触。
56.根据权利要求42所述方法，其特征在于：
分离加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1R10P-MHCIP-V，至少一部分重油1R10P-MHCIP-V返回加氢裂化反应过程1R10P-MHCI与加氢裂化催化剂1R10-HCC接触。
57.根据权利要求33所述方法，其特征在于：
分离加氢提质反应流出物1R10P-MHCIP，得到主要由沸点较高的重油组分组成的重油1R10P-MHCIP-V，至少一部分重油1R10P-MHCIP-V返回第一加氢反应过程1R10与加氢转化催化剂1R10C接触。
58.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V或气体1S10-PV，进入石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-A-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-A-LHDIR得到加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-A-LHDIP。
59.根据权利要求5或6或7或8或9或10或11所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程1S10，在一台分离气提反应塔1S10-TER内完成闪蒸过程1S1F、气提过程1HBM和石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI；
第一加氢反应流出物1R10P进入热高压分离气提反应塔1S10-TER的中部闪蒸区分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；
气提氢气1BH进入热高压分离气提反应塔1S10-TER的下部；
在热高压分离气提反应塔1S10-TER的下传质段1S10-TE-DCM，液体烃1R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP；
富油气提氢气1BHP和气体1R10P-V混合后进入上流式的石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-A-LHDI的催化剂床层，与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-A-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-A-LHDIR，得到的加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-A-LHDIP排出热高压分离气提反应塔1S10-TER的顶部。
60.根据权利要求34所述方法，其特征在于：
中温高分气S2V进入石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-B-LHDI与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-B-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-B-LHDIR加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-B-LHDIP。
61.根据权利要求60所述方法，其特征在于：
在中温高压分离过程1S20，在一台中温高压分离反应塔1S20-TER内完成中温闪蒸过程1S2F和石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-B-LHDI；
热高压分离气提过程1S10排出的气体1R10P-V，进入中温高压分离反应塔1S20-TER的中部闪蒸区分离为中温高分油S2L和中温高分气S2V；中温高分气S2V进入上流式的石脑油加氢深度脱杂质反应过程1R10P-B-LHDI的催化剂床层，与加氢深度脱杂质催化剂1R10P-B-LHDIC接触发生加氢深度脱杂质反应1R10P-B-LHDIR，得到的加氢深度脱杂质反应流出物1R10P-B-LHDIP排出中温高压分离反应塔1S20-TER的顶部。
62.根据权利要求23所述方法，其特征在于：
至少一部分热高压分离气提后油1S1L经过加压泵升压后进入加氢裂化过程1S1L-HC。
63.根据权利要求23所述方法，其特征在于：
至少一部分热高压分离气提后油1S1L不经过加压泵进入加氢裂化过程1S1L-HC，加氢裂化过程1S1L-HC的操作压力低于热高压分离气提过程1S10的操作压力。
64.根据权利要求23所述方法，其特征在于：
至少一部分热高压分离气提后油1S1L经过热低压闪蒸过程1S1L-TPS分离为液体烃1S1L-TPS-L和气体1S1L-TPS-V；
至少一部分液体烃1S1L-TPS-L经过加压泵升压后进入加氢裂化过程1S1L-HC。
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