CN110229694A - 碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法 - Google Patents

Abstract

碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，重油和或煤粉的悬浮床加氢产物R10P的热高压分离过程所得热高分气经温高压分离过程分离为脱除至少一部分高沸点烃的温高分气和温高分油，温高分气中包含的高沸点组分比如常规沸点高于350～520℃之间某一沸点的烃组分可被有效降低或完全脱除，不含减渣或蜡油的温高分气及中质烃KF如R10自产或外来的蜡油、柴油，经在线固定床加氢反应过程R70改质，可显著降低R70加氢催化剂的生焦速率、金属沉积速率、延长操作周期、提高产品质量；R70联合加工悬浮床加氢主产物柴油时，温高分气中最高沸点烃属于柴油组分时可简化R70生成油分馏流程、大幅度降低柴油蒸馏能耗。

Description

碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢 方法

技术领域

本发明涉及碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，重油和或煤粉的悬浮床加氢产物R10P的热高压分离过程所得热高分气经温高压分离过程分离为脱除至少一部分高沸点烃的温高分气和温高分油，温高分气中包含的高沸点组分比如常规沸点高于350～520℃之间某一沸点的烃组分可被有效降低或完全脱除，不含减渣或蜡油的温高分气及中质烃KF如R10自产或外来的蜡油、柴油，经在线固定床加氢反应过程R70改质，可显著降低R70加氢催化剂的生焦速率、金属沉积速率、延长操作周期、提高产品质量；R70联合加工悬浮床加氢主产物柴油时，温高分气中最高沸点烃属于柴油组分时可简化R70生成油分馏流程、大幅度降低柴油蒸馏能耗。

背景技术

本发明所述碳氢料R10F，指的是包含碳元素和氢元素的物料，包括碳氢液料如重油、煤焦油、煤沥青，包括碳氢固体粉料如粉煤、废塑料粉、废橡胶粉。

本发明所述碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10，指的是在碳氢料R10F的加氢反应过程R10中，使用至少一台悬浮床加氢反应器。

本发明所述悬浮床加氢反应器属于上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。

加氢反应空间，指的是发生所述加氢反应的工艺流体流动空间，可以是反应内空间如空筒反应器区、气提氢气混合区、液体收集杯上部空间区域等，可以是反应器外空间如管道内空间、阀门内空间、混合器内空间、泵内空间等。

本发明所述上流式膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与该催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED，通常，KBED低于1.10时称为微膨胀床，KBED介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。

本发明所述返混流悬浮床反应器，指的是使用悬浮床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回流程点K的上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。

本发明所述液体产物循环式悬浮床加氢反应器系统，指的是使用悬浮床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液体产物返回上游反应空间循环加工或者说存在液体产物循环；加氢反应器内的液体产物循环，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回物流XK上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成液体产物循环的方式可以是任意合适的方式，但是必须在反应器内的顶部空间设置气液分离区，得到循环液和其它产物，即设置内置式集液杯+导流管+循环增压器，循环增压器通常是循环泵，可以布置在反应器内部或外部。

本发明所述悬浮床反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于输送或排出收集液；悬浮床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到含有少量气泡的液体和气液混相物流或得到液体和气体，至少部分液相产物经过循环泵加压后返回反应空间循环加工。典型的例子是H-OIL工艺使用的重油沸腾床加氢反应器、HTI煤加氢直接液化反应器。

本发明所述悬浮床加氢反应器，可以使用或不使用催化剂。

本发明所述悬浮床加氢反应器，可以使用或不使用固体颗粒催化剂。

本发明所述碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10，其加氢深度和原料烃的裂化转化率，根据具体的工艺过程的要求而定，可以是低耗氢量过程或中等耗氢量过程或高耗氢量过程，可以是低裂化转化率过程或中等裂化转化率过程或高裂化转化率过程，

本发明所述碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10，其反应产物R10P中，通常含有常规沸点高于520℃或高于450℃的高沸点组分。

本发明所述碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10，通常发生至少一部分碳氢料R10F的热裂化反应、热裂化产物自由基的加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物。

本发明所述碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10，可以是劣质重油加氢热裂化反应过程、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程、中温煤焦油的煤沥青的加氢热裂化反应过程、高温煤焦油的煤沥青的生产针状焦原料的加氢改质反应过程。

本发明所述减压渣油馏分油组分，指的是常规沸点高于530℃烃组分。

本发明所述中质烃KC，指的是常规沸点介于300～500℃的烃组分，适合于固定床加氢处理。

本发明所述中质烃物流KF，指的是该中质烃物流KF中不含比中质烃KC常规沸点更高的烃组分，可以含有比中质烃KC常规沸点更低的烃组分。

本发明对所述中质烃物流KF进行在线加氢时，期望在线加氢反应产物中不含比中质烃KC常规沸点更高的烃组分，以简化R70生成油分馏流程、大幅度降低蒸馏能耗，因此，本发明希望控制在线固定床加氢反应过程R70总体进料中常规沸点高于中质烃KC常规沸点的烃组分，希望他们的数量不影响R70生成油的分馏产品的质量，不影响反应过程R70加氢催化剂的正常工作，也就是说需要对高沸点组分含量进行控制。

本发明所述中质烃物流KF，通常指的是不含减压渣油组分的馏分油，可以是常规沸点低于300℃的烃料或常规沸点低于350℃的烃料或常规沸点低于400℃的烃料或常规沸点低于450℃的烃料或常规沸点低于500℃的烃料。

热高分气XS10-V进入在线固定床加氢反应过程R70进行加氢改质，具有以下工艺特点：

①优点是，以简单的串联流程，大幅度简化了热高分气中烃组分的加氢流程，可大幅度节省投资和能耗；

②缺点之一是，热高分气XS10-V中含有减压渣油组分，R70进料中的金属含量、残炭含量高，R70加氢催化剂的金属沉积速率、生焦速率均较高，会缩短操作周期、提高催化剂耗量，也会严重降低产品质量；

③缺点之二是，固定床加氢反应产物R70P的分馏过程，必须将少量的高沸点组分与大量的低沸点组分相分离从而产生大量分馏能耗，比如为了分离出少量减压渣油组分必须蒸发出大量的蜡油、柴油等烃组分，比如为了分离出少量蜡油组分必须蒸发出大量的柴油等烃组分，反应产物R70P的生成油分馏流程复杂、能耗高、投资大。

为了消除热高分气XS10-V进入在线固定床加氢反应过程R70进行加氢改质存在的缺点，本发明提出了碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，设置温高压分离过程并控制温高分气中的高沸点组分含量。

中质烃物流KF进入在线固定床加氢反应过程R70进行联合，具有以下突出的工艺优点：

①增加了冷高压分离过程的冷高分油的数量，即增加了冷高分气的洗涤油数量，有吸收常规气体烃、提高冷高分气氢气纯度的作用；

数量充分的冷高分油，足以溶解冷高分气中的甲烷、乙烷组分，使得冷高分气的氢气体积纯度大于预期值比如高于75％体积或85％体积，在实现中质烃物流KF加氢过程的同时，形成了事实上的油洗氢提纯过程，形成一举两得的技术效果，这样可以避免使用膜分离氢气提纯过程存在的提纯氢气压力大幅度降低而必须再次升压才能返回反应系统而消耗的大量能量和增加的大量投资，同时可以避免膜分离尾气含有大量氢气导致的氢气损失；

②由于碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10产物R10P的操作温度很高(通常为420～470℃)，热高压分离过程XS10的操作温度也很高(通常为390～430℃)，这一温度通常远远高于热高分气中烃类加氢过程的起始温度(通常为290～340℃)，这一温度通常远远高于热高分油分馏出的馏分油加氢过程的起始温度(通常为290～350℃)，因此，第一热高分气进入在线固定床加氢反应过程R70前必须经过降温步骤，要求使用冷却介质直接混合降温或用换热器降温；

这样，外加馏分油KF，有直接回收第二热高分气热量、降低第二热高分气温度、节省换热器投资的多重作用，用于控制在线固定床加氢反应过程R70起始反应温度；

③可以部分或全部进入在线固定床加氢反应过程R70的中间位置，有降低在线固定床加氢反应过程R70中间产物温度、减少冷却氢气数量的作用，可降低循环氢气总用量；

④外加馏分油KF为常规沸点低于350℃烃料时，比如它们可以是第一热高分油1SL和或第二热高分油2SL的分馏过程得到的柴油馏分、其它加工过程的柴油馏分，通常在线固定床加氢反应过程R70属于反应温度较低、氢气耗量较低、反应温升较小的加氢精制过程，基本没有飞温风险，适合于组合加工；

⑤外加馏分油KF为常规沸点低于350℃烃料比如第一热高分油1SL和或第二热高分油2SL的分馏馏分柴油时，希望R70进料2SV最好基本不含蜡油组分、彻底不含减压渣油，这样大幅度降低了R70进料中的金属含量、残炭含量，对于固定床加氢提质反应过程R70，可显著降低R70加氢催化剂的金属沉积速率、生焦速率、延长操作周期，利于优化催化剂配方、降低反应温度、提高催化剂空速、提高产品质量、降低催化剂耗量；

⑥外加馏分油KF为常规沸点低于350℃烃料时，比如它们可以是第一热高分油1SL和或第二热高分油2SL的分馏过程得到的柴油馏分、其它加工过程的柴油馏分，希望R70进料2SV最好基本不含蜡油组分、彻底不含减压渣油组分，这样固定床加氢提质反应产物R70P的分馏过程不必经过柴油组分的汽化分离过程，可简化流程、降低工程投资，大幅度降低分馏过程能耗，即大幅度降低加工成本；

比如，当R70进料基本不含蜡油组分时，2SV或外加汽柴油的固定床加氢提质反应产物R70P的分馏过程不必经过柴油组分的汽化分离过程，从而大幅度降低分馏过程能耗；

比如，当R70进料基本不含减压渣油组分时，2SV或外加汽柴油的固定床加氢提质反应产物R70P的分馏过程不必经过蜡油组分的汽化分离过程，从而大幅度降低分馏过程能耗；

⑦碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10产物的温高分气XS20-V、中质烃物流KF，经过在线固定床加氢反应过程R70使得有机氮转化为氨，增加了冷高压分离器进料中的氨含量，使得注水洗涤过程可以脱出更多的硫化氢，利于降低循环氢脱硫过程的硫化氢负荷；

⑧碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10产物的温高分气XS20-V、中质烃物流KF，经过在线固定床加氢反应过程R70使得温高分气中的低氢含量烃类(如芳烃)转化为高氢含量烃类(如饱和烃)，降低了烃类在水中的溶解度，利于冷高压分离器中的油水分离过程，一方面利于降低冷高分酸性水中的油含量，一方面利于降低冷高分油中的水含量；

⑨碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10产物的温高分气XS20-V中携带的烃类、中质烃物流KF，经过在线固定床加氢反应过程R70使得有机硫转化为硫化氢，由于温高分气中的氢气属于二次使用，并不增加循环氢气总量，这样在基本不增加甚至降低循环氢总量的条件下，将来自温高分气XS20-V中携带的烃类、中质烃物流KF中有机硫转化产生的硫化氢，一并经过循环氢气脱硫系统完成了集中脱硫化氢，利于降低投资、降低能耗；

不增加甚至降低循环氢总量的含义之一是，在线固定床加氢反应过程R70所需要的化学耗氢，经过悬浮床加氢反应过程R10可以提供必需的氢油比，然后通过在线固定床加氢反应过程R70提供化学耗氢，实现了串联二次使用，相当于降低了悬浮床加氢反应过程R10的循环氢量；

不增加甚至降低循环氢总量的含义之二是，与独立装置相比，在线固定床加氢反应过程R70所需要的循环氢气，是二次使用悬浮床加氢反应过程R10的热态循环氢(不是专用氢气)，通常悬浮床加氢反应过程R10的热态循环氢数量大于在线固定床加氢反应过程R70所需要的循环氢数量，因此，相当于免除了在线固定床加氢反应过程R70的氢气循环系统。

⑩多数情况下，悬浮床加氢反应过程R10的主要产品是柴油馏分，当悬浮床加氢产物柴油馏分进入在线固定床加氢反应过程R70进行改质时，则实现了集成加氢，新氢压缩机组、氢气二次使用、R70反应产物系统(包括换热、冷高分加氢产物水洗涤脱氨、冷高压分离器、循环氢脱硫化氢、产品分离分馏)实现了联合，形成了装置内物料的热联合、可以节省装置之间的中间罐区，由于实现了装置的大型化，冷高分油液力透平效率提高、循环氢脱硫硫化氢系统富胺液液力透平效率提高；

采用本发明，温高分气中最高沸点烃属于柴油组分时，可简化R70生成油分馏流程、大幅度降低柴油蒸馏能耗；R70可联合加工直馏柴油、催化裂化柴油、焦化柴油等；

⑩当悬浮床加氢产物热态柴油馏分、其它装置热态中质烃(如直馏柴油、催化柴油、焦化柴油等)进入在线固定床加氢反应过程R70进行改质时，热高分气XS10-V、在线加氢反应产物R70-P的中温热能(200～330℃热能)会大量过剩，可以发生水蒸汽，或者可以经导热油取热后输送至低压取热点供热，实现中温热的高效利用，这一点，对于大规模悬浮床加氢反应过程R10，效果是巨大的，此时，在线加氢反应产物R70-P的高压分离流程可以采用热高分流程。

本发明所述在线固定床加氢反应过程R70，其功能可以选自下列中的1项或几项：

①碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10的供氢溶剂油的在线加氢稳定过程，适用于煤加氢直接液化悬浮床加氢反应过程、煤油共炼悬浮床加氢反应过程、煤焦油悬浮床加氢反应过程、减压渣油悬浮床加氢反应过程等；

②碳氢料R10F悬浮床加氢反应过程R10的热高分油、温高分油分离出的自产中质烃的在线加氢改质过程，适用于煤加氢直接液化悬浮床加氢反应过程、煤油共炼悬浮床加氢反应过程、煤焦油悬浮床加氢反应过程、减压渣油悬浮床加氢反应过程等；

③在线加氢改质过程R70，联合加工外来的中质烃KF，中质烃可以是直馏柴油、直馏蜡油、催化柴油、焦化柴油、焦化蜡油、悬浮床加氢产物柴油、悬浮床加氢产物蜡油，并且不同氢含量、不同沸程的中质烃KF可以进入在线加氢改质过程R70的不同位置形成反应停留时间差异，以避免过度的热裂化造气反应；

④操作温度适宜时，在线固定床加氢反应过程R70的第一加氢反应器与悬浮床温高压分离器，可以组成组合设备。

至此提出了本发明的基本设想：碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，重油和或煤粉的悬浮床加氢产物R10P的热高压分离过程所得热高分气经温高压分离过程分离为脱除至少一部分高沸点烃的温高分气和温高分油，温高分气中包含的高沸点组分比如常规沸点高于350～520℃之间某一沸点的烃组分可被有效降低或完全脱除，不含减渣或蜡油的温高分气及中质烃KF如R10自产或外来的蜡油、柴油，经在线固定床加氢反应过程R70改质，可显著降低R70加氢催化剂的生焦速率、金属沉积速率、延长操作周期、提高产品质量；R70联合加工悬浮床加氢主产物柴油时，温高分气中最高沸点烃属于柴油组分时可简化R70生成油分馏流程、大幅度降低柴油蒸馏能耗。

以下描述一些与本发明相近的技术方法。

在德国IGOR⁺(Integrated Gross Oil Refining)煤加氢直接液化工艺中，煤加氢直接液化反应产物进入热高压分离器中分离为热高分气和热高分油，热高分气和热高分油的减压蒸馏过程馏出油混合进入固定床在线加氢稳定反应器，在线加氢稳定反应器产物进入中温高压分离器分离为中温高分气和用作供氢溶剂的中温高分油，中温高分气进入固定床在线加氢提质反应器，在线加氢提质反应器产物进入低温高压分离器分离为低温高分气和低温高分油，低温高分油最终在常压蒸馏塔分离出液化气、轻油、重油，记载该方法的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，141页至142页；②检索用图书编码：ISBN编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。德国IGOR⁺工艺，与本发明相比，如果视在线加氢稳定反应器为本发明的在线固定床加氢反应过程R70则缺少本发明所述的温高压分离过程XS20，如果视在线加氢提质反应器为本发明的在线固定床加氢反应过程R70则多出了在线加氢稳定反应器；总之，德国IGOR⁺工艺，是与本发明方法不同的工艺，它无法实现本发明的操作目的。

在HTI两段催化液化的煤加氢直接液化工艺中，煤加氢直接液化反应最终产物进入热高压分离器中分离为热高分气和热高分油，热高分气进入固定床在线加氢精制反应器，在线加氢精制反应器产物进入进入低温高压分离器分离为低温高分气和低温高分油，低温高分油最终在常压蒸馏塔分离出产品油，记载该方法的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，149页至151页；②检索用图书编码：ISBN编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。HTI两段催化液化的煤加氢直接液化工艺，与本发明相比，如果视在线加氢精制反应器为本发明的在线固定床加氢反应过程R70则缺少本发明所述的温高压分离过程XS20；总之，HTI两段催化液化的煤加氢直接液化工艺，是与本发明方法不同的工艺，它无法实现本发明的操作目的。

在改进后的BCL煤加氢直接液化工艺中，煤加氢直接液化反应产物进入热高压分离器中分离为热高分气和热高分油，热高分气进入固定床在线加氢稳定反应器，在线加氢稳定反应器产物进入分离塔分离为分离塔顶气和用作供氢溶剂的分离塔塔底油，分离塔顶气进入固定床在线加氢提质反应器，在线加氢提质反应器产物进入低温高压分离器分离为低温高分气和低温高分油，低温高分油最终在蒸馏塔分离出轻油、重油，记载该方法的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，152页至157页；②检索用图书编码：ISBN编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。改进后的BCL工艺，与本发明相比，如果视在线加氢稳定反应器为本发明的在线固定床加氢反应过程R70则缺少本发明所述的温高压分离过程XS20，如果视在线加氢提质反应器为本发明的在线固定床加氢反应过程R70则多出了在线加氢稳定反应器；总之，改进后的BCL工艺，是与本发明方法不同的工艺，它无法实现本发明的操作目的。

在Canmet-加氢处理联合工艺中，Canmet渣油加氢裂化反应产物和直馏馏分油(通常用汽油、柴油回收反应热使反应产物降温)混合后进入热高压分离器中分离为热高分气和热高分油，热高分气降温后进入固定床在线加氢处理反应器，在线加氢处理反应器产物降温后进入中温高压分离器分离为中温高分气和中温高分油，中温高分气降温后，与循环洗涤油(冷低分油)混合后再次降温后，进入低温高压分离器分离为低温高分气和低温高分油，低温高分油最终在分馏系统分离出燃料气、液化气、石脑油、中馏分油、瓦斯油，记载该方法的一个文献见：①出版物名称：《渣油加工工艺》，515页至516页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-168-X；③编著：李春年；④出版社：中国石化出版社。Canmet-加氢处理联合工艺，与本发明相比，如果视在线加氢处理反应器为本发明的在线固定床加氢反应过程R70则缺少本发明所述的温高压分离过程XS20；总之，Canmet-加氢处理联合工艺，是与本发明方法不同的工艺，它无法实现本发明的操作目的。

在Veba联合裂化VCC工艺中，反应温度430～470℃的渣油加氢裂化反应产物进入热高压分离器(操作条件接近于渣油加氢反应器的操作条件)中分离为热高分气和热高分油，热高分气和热高分油的减压蒸馏过程馏出油混合进入固定床在线加氢反应器(可进行良好的芳烃加氢饱和反应)，在线加氢反应器产物进入低温高压分离器分离为低温高分气和低温高分油，低温高分油最终在常压蒸馏塔分离出燃料气、液化气、石脑油、中馏分油、减压瓦斯油，记载该方法的一个文献见：①出版物名称：《渣油加工工艺》，520页至522页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-168-X；③编著：李春年；④出版社：中国石化出版社。Veba联合裂化VCC工艺，与本发明相比，如果视在线加氢反应器为本发明的在线固定床加氢反应过程R70则缺少本发明所述的温高压分离过程XS20；总之，Canmet-加氢处理联合工艺，是与本发明方法不同的工艺，它无法实现本发明的操作目的。

在美国UOP公司的HyCycle完全转化加氢裂化工艺中，处理热高分油和未转化油的加氢裂化反应过程的产物，与蜡油原料油混合后经过加氢处理反应过程，加氢处理反应产物进入热高压分离器和后加氢处理反应器的一体化设备KX的下部的分离空间，分离为热高分气和热高分油，热高分油被气提氢气气提脱出低沸点组分，KX排出的分离油部分去加氢裂化反应过程、部分去分离/分馏过程，热高分气上行通过固定床气相加氢处理反应段，气相加氢处理反应产物降温后进入低温高压分离器分离为低温高分气和低温高分油，低温高分油、去分离系统的热高分油最终经蒸馏塔分离出燃料气、液化气、蒸馏馏出油和未转化油，记载该方法的一个文献见：①出版物名称：《加氢处理工艺与工程》，30页至31页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-665-7；③编著：李大东；④出版社：中国石化出版社。HyCycle加氢裂化工艺，与本发明相比，如果视固定床在线上行气相加氢反应段为本发明的在线固定床加氢反应过程R70则缺少本发明所述的温高压分离过程XS20；总之，HyCycle加氢裂化工艺，是与本发明方法不同的工艺，它无法实现本发明的操作目的。

在美国UOP公司的APCU部分转化加氢裂化工艺中，减压蜡油和重质焦化蜡油串联经过加氢处理反应器、加氢裂化反应器得到的加氢裂化反应产物，进入强化高温分离器中分离为热高分气和热高分油，热高分油被气提氢气气提脱出低沸点组分后成为强化脱轻组分热高分油、而气提气体进入热高分气中，强化脱轻组分热高分油去分离/分馏过程，强化热高分气和辅助进料通过固定床后加氢精制反应器，固定床后加氢精制反应产物降温后进入低温高压分离器分离为低温高分气和低温高分油，低温高分油、去分离系统的热高分油最终经蒸馏塔分离出燃料气、液化气、蒸馏馏出油和未转化油，记载该方法的一个文献见：①出版物名称：《加氢处理工艺与工程》，1105页至1106页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-665-7；③编著：李大东；④出版社：中国石化出版社。APCU部分转化加氢裂化工艺，与本发明相比，如果视固定床加氢精制反应段为本发明的在线固定床加氢反应过程R70则缺少本发明所述的温高压分离过程XS20；总之，HyCycle加氢裂化工艺，是与本发明方法不同的工艺，它无法实现本发明的操作目的。

在沸腾床加氢工艺H-OIL的带有馏分油加氢处理的一次通过式流程中，悬浮床加氢产物热高分气进过冷却降温进入悬浮床温高压分离器分离为悬浮床温高分油和悬浮床温高分气，悬浮床温高分气与悬浮床热高分气换热升温后，与来自悬浮床热高分油的常压分馏塔的塔顶轻馏分(含有航煤及更低沸点烃组分)混合后，进入在线固定床加氢反应过程进行在线加氢处理；在线加氢处理反应产物经过在线加氢热高压分离器分离为在线加氢热高分油和在线加氢热高分气，在线加氢热高分气与洗涤水混合后进入在线加氢冷高压分离器分离为在线加氢冷高水、在线加氢冷高气、在线加氢冷高油，在线加氢热高分油、在线加氢冷高分油进入在线加氢热高分油常压分馏塔系统，分离出在线加氢热高分油常压分馏塔塔底排出的2号燃料油(这是热高分油的常压分馏塔的塔顶轻馏分基本不含的组分，主要来自于悬浮床温高分气中)、在线加氢热高分油常压分馏塔的侧线水蒸气汽提塔塔底排出的航空煤油、在线加氢热高分油常压分馏塔塔顶粗石脑油(含有常规烃类气体、轻石脑油、重石脑油)。记载该方法的一个文献见：①出版物名称：《渣油加工工艺》，474页至475页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-168-X；③编著：李春年；④出版社：中国石化出版社。该带有馏分油加氢处理的H-OIL工艺H-OIL-K，与本发明相比，存在以下本质的不同：

①工艺H-OIL-K中，膨胀床加氢过程是使用有载体的高活性颗粒催化剂的内孔内表面积为催化剂场所的沸腾床加氢反应过程，其加氢产物的热高分气中不含固体颗粒催化剂，其中的烃组分的氢含量通常较高，在线加氢反应过程氢耗低、温升小；

本发明方法中，膨胀床加氢过程是使用无载体的催化剂的外表面积为催化剂场所的悬浮床加氢反应过程，以热裂化反应为主导，其加氢产物的热高分气中含有固体颗粒催化剂，其中的航煤及更低沸点烃组分的氢含量通常较低，在线加氢反应过程氢耗高、温升高；

②工艺H-OIL-K中，在线加氢反应过程进料中烯烃含量极低，不需要配制专用的烯烃饱和加氢催化剂床层，其起始反应温度较高(比如320～350℃)，因此，其悬浮床温高分器的操作温度较高；

本发明方法中，在线加氢反应过程进料中含有大量烯烃，需要防止烯烃加氢结焦，维持需要配制专用的烯烃饱和加氢催化剂床层，其起始反应温度较低(比如280～310℃)；

③工艺H-OIL-K中，与温高分气联合加工的物料是航煤或沸点更低的烃组分，属于轻质烃组分，其加氢条件很缓和；

本发明方法中，所述中质烃KC，指的是常规沸点介于300～500℃的烃组分，是重柴油或蜡油，是沸点远高于航煤的中质烃组分，其主加氢反应过程条件更为苛刻；

④工艺H-OIL-K中，因为常规适宜的减压渣油转化率(50～70％重量)条件下，减压渣油沸腾床加氢的C1、C2收率较低(通常3.5～4.5％重量)，所以在线加氢处理反应产物使用热高压分离器，对循环氢气的氢气纯度降低的幅度较小；

本发明方法中，因为常规适宜的减压渣油转化率(85～95％重量)条件下，减压渣油沸腾床加氢的C1、C2收率很高(通常6～9％重量)，所以在线加氢处理反应产物的分离过程，通常仅使用冷高压分离器而不使用热高压分离器，以提高冷高分油的数量，增强对冷高分气中C1、C2的吸收溶解能力，提高循环氢气的氢气纯度，降低装置总体压力、降低工程投资；

⑤工艺H-OIL-K中，没有提及外来馏分油如直馏柴油、催化剂柴油、焦化柴油的联合加工；

本发明方法中，考虑外来馏分油如直馏柴油、直馏蜡油、催化剂柴油、焦化柴油的联合加工，并利用外来馏分油回收悬浮床热高分气热量；

⑥工艺H-OIL-K中，联合加工的馏分油以一路物料方式与温高分气同步加氢；

本发明方法中，考虑不同联合加工原料需要的加氢反应时间的不同，可以分批加入在线加氢反应过程的不同位置，比如部分高氢含量原料加入在线加氢反应过程的中间位置，充当急冷物料使用，可以回收反应热、减少专用降温物料(急冷氢或急冷油)数量、降低该部分原料的预热温度，降低反应过程物料数量，简化流程、降低投资，减少过度的热加工产气率、提高液收；

例如，外来馏分油如直馏柴油需要的加氢反应时间明显短于悬浮床加氢产物柴油的加氢反应时间，悬浮床柴油自在线加氢反应过程的起始反应位置加入，而直馏柴油可以自在线加氢反应过程的中间位置加入；

例如，外来馏分油如直馏蜡油需要的加氢反应时间明显短于悬浮床加氢产物蜡油的加氢反应时间，悬浮床蜡油自在线加氢反应过程的起始反应位置加入，而直馏柴油可以自在线加氢反应过程的中间位置加入；

例如，外来馏分油如直馏柴油需要的加氢反应时间明显短于直馏柴油的加氢反应时间，直馏蜡油自在线加氢反应过程的起始反应位置加入，而直馏柴油可以自在线加氢反应过程的中间位置加入；

例如，悬浮床柴油需要的加氢反应时间明显短于悬浮床蜡油的加氢反应时间，悬浮床蜡油自在线加氢反应过程的起始反应位置加入，而悬浮床柴油可以自在线加氢反应过程的中间位置加入；

⑦工艺H-OIL-K中，为了控制温高分气中的高沸点组分含量，适宜的操作温度通常较低比如宜为250～290℃，而在线加氢反应过程起始反应温度较高比如宜为320～350℃，这样温高分气必须经过加热升温才能进入在线加氢反应过程，由于悬浮床温高分器的操作温度与在线加氢反应过程的第一台加氢反应器R70E的操作温度相差很大，不宜将温高压分离器和在线加氢反应过程的第一台加氢反应器组成组合设备；

本发明方法中，温悬浮床高压分离器适宜的操作温度通常较低比如宜为250～290℃，与在线加氢反应过程的适宜起始反应温度比如280～310℃相差很小，适宜将温高压分离器和在线加氢反应过程的第一台加氢反应器组成组合设备。

本发明的主要改进目标是减少温高分气XS20-V中的高沸点烃的数量，因此，可以联合使用以下一些工艺方法提高脱重组分的效率：

①在热高压分离过程XS10的气相空间，设置油洗脱重烃洗涤段；

②向热高分气XS10-V中加入洗涤油(通常不含预期脱除的高沸点烃组分)，在温高压分离过程XS20中提高分离脱除高沸点烃的效率；

③在温高压分离过程XS20的气相空间，设置油洗脱重烃洗涤段；

④将至少一部分温高压分离过程XS20排出的温高分油XS20-L，充当循环冷却油对热高分气XS10-V进行直接混合急冷，混合料经过换热器冷却降温后进入温高压分离过程XS20；

⑤将至少一部分温高压分离过程XS20排出的温高分油XS20-L，充当循环冷却油对热高压分离过程XS10内的气相进行洗涤，洗涤液进入第一热高分油中或单独排出；

⑥在热高压分离过程XS10的气相空间，设置油洗脱重烃洗涤段，设置1块或2块或多块理论板；

⑦在温高压分离过程XS20的气相空间，设置油洗脱重烃洗涤段，设置1块或2块或多块理论板；

⑧将至少一部分在线固定床加氢反应产物R70P的高压分离过程得到的高分油R70P-QL，充当循环洗涤油对热高压分离过程XS10内的气相XS10-V0进行多级逆流洗涤，以高压洗涤塔操作方式，提高热高分气XS10-V的脱高沸点组分的效果，洗涤液进入第一热高分油中或单独排出；

⑨将至少一部分在线固定床加氢反应产物R70P的高压分离过程得到的高分油R70P-QL，充当循环冷却油对热高分气XS10-V进行直接混合急冷，混合料经过换热器冷却降温后进入温高压分离过程XS20；

⑩将至少一部分在线固定床加氢反应产物R70P的高压分离过程得到的高分油R70P-QL，充当循环洗涤油对温高压分离过程XS20内的气体温高分气XS20-V0进行多级逆流洗涤，以高压洗涤塔操作方式，提高温高分气XS20-V的脱高沸点组分的效果，洗涤液进入温高分油XS20-L中或单独排出。

本发明在减少温高分气XS20-V中的高沸点烃数量的同时，也降低了温高分气XS20-V中可能夹带的固体颗粒的数量，这一点，对于煤加氢直接液化过程、煤油共炼过程、使用高分散度颗粒催化剂的含重烃料的悬浮床加氢过程的热高分气的在线固定床加氢过程而言，意义重大，因为它直接减少了固定床催化剂床层沉积固体颗粒的数量，利于延长操作周期。

为了简化流程，当悬浮床温高分器操作温度与在线加氢反应过程R70操作温度接近时，根据需求，可以将温高压分离过程XS20E和在线固定床加氢反应器R70E组成组合设备，方式至少有：

①温高压分离过程XS20E和在线固定床加氢反应器R70E组成组合设备SRE，组合设备SRE的下部为分离空间SRE-SD、上部为上行固定床气相加氢反应段SRE-RD，气相空间在组合设备内部连通；进料在分离空间SRE-SD分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，温高分气XS20-V上行通过固定床气相加氢反应段转化为加氢反应产物R70P；

②温高压分离过程XS20E和在线固定床加氢反应器R70E组成组合设备SRE，组合设备SRE用隔板分离为下部的分离空间SRE-SD、上部的固定床下流气相加氢反应段SRE-RD，气相空间在组合设备外部连通；进料在分离空间SRE-SD分离为分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，温高分气XS20-V经过组合设备外部的管道，与联合加氢原料混合后进入固定床加氢反应段下行转化为加氢反应产物R70P，固定床加氢反应段可以位于分离空间SRE-SD之上或之下，可以节省2个不锈钢高压半球形封头，对于大规模加氢装置而言，可节省大量钢材；

事实上，碳氢料悬浮床加氢产物热高分气中的气相体积很大，尽管操作温度很高，但是由于操作压力高、热高分液相中高沸点烃组分比例很高，低沸点组分如重柴油、蜡油的闪蒸率较低，因此，温高分器气液分离所得温高分油净产物的数量很少，也就是说温高分器是一个气相体积流量很大、液相体积流量很小的高压分离器，其上部或下部的半球形封头的重量和制造费用所占比例很大，而本发明采用组合设备，则可以减少这种浪费，节省投资；

理想的节省在于：下部温高压分离段节省1个顶部封头(此时底部封头用作温高分油的液相缓冲区，是有效区)，上部下流加氢反应段节省1个下部封头(反应器下部封头仅能用作催化剂的支撑物磁球等无催化性能的填充物温的装填区，是无效区或低效区)，上部下行加氢反应段的上部封头区用于布置进料分布器(即是有效区)；

组合设备消除了部分无效区空间或低效区空间，从而提高了反应器内的空间使用效率；

③节省占地面积。

本发明可以与其它合适工艺组合使用。

本发明所述方法未见报道。

本发明的第一目的是提出碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，在线加氢反应原料可以包含中质烃R70-KF。

本发明的第二目的是提出碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，温高压分离过程XS20和在线加氢反应器组成组合设备。

本发明的第三目的是提出碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，热高压分离过程XS10和或温高压分离过程XS20使用油洗塔洗涤闪蒸气。

发明内容

本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料R10F进行悬浮床加氢反应R10R得到加氢反应产物BASE-R10P，排出加氢反应流出物R10P-X，排出加氢反应过程净产物R10P；

第一原料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；

悬浮床加氢反应R10R，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢热裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料R10FS的加氢热裂化反应；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，可能使用加氢催化剂R10C，加氢催化剂R10C可能含有金属钼；

加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、液相烃同时可能含有固体颗粒的混相物料；

基于加氢反应产物BASE-R10P的物料用作加氢反应流出物R10P-X；加氢反应流出物R10P-X，以1路或2路或多路物料的形式出现，加氢反应流出物R10P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；

属于加氢反应流出物R10P-X的液体物流R10P-L，可能含有固体颗粒；

属于加氢反应流出物R10P-X的气液混相物流R10P-M，可能含有固体颗粒；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台悬浮床加氢反应器；

所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，包含至少一个加氢反应级，可能包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级；

在热高压分离过程XS10，至少一部分基于加氢反应产物BASE-R10P的物料XS10-F分离为热高分气XS10-V和热高分油XS10-L；

至少一部分热高分油XS10-L，用作净产物热高分油XS10-LP；

可能存在部分热高分油XS10-L用作循环反应热高分油XS10-LR，循环反应热高分油XS10-LR返回悬浮床加氢反应过程R10经过反应过程R10的至少一部分加氢反应空间与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触；

至少一部分基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F；

对于悬浮床反应器排出气相产物的场合，所述悬浮床反应器排出的气相产物可能用作热高分气XS10-V；

(2)在温高压分离过程XS20，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，至少一部分物料XS20-F中的高沸点烃组分HVDC，冷凝进入温高分油XS20-L中；

至少一部分温高分油XS20-L，用作净产物温高分油XS20-LP；

可能存在部分温高分油XS20-L用作循环温高分油XS20-LR，循环温高分油XS20-LR返回上游，至少一部分基于循环温高分油XS20-LR的物料返回温高压分离过程XS20；

至少一部分基于温高分气XS20-V的含氢气物料，用作含氢气的在线加氢进料XS20-VTOR70；

(3)在线固定床加氢反应过程R70，加工在线加氢进料XS20-VTOR70，可能加工中质烃R70-KF；

在线加氢进料XS20-VTOR70、可能加工的中质烃R70-KF经过在线加氢反应过程R70发生在线加氢反应R70-R转化为在线加氢反应产物R70-P；

至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60；

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分冷高分油S60-L，用作净产物冷高分油S60-LP；

可能存在部分冷高分油S60-L用作循环冷高分油S60-LR，循环冷高分油S60-LR返回上游，至少一部分基于循环冷高分油S60-LR的物料返回冷高压分离过程S60。

本发明，通常，(2)在温高压分离过程XS20，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L；

部分温高分油XS20-L可以用作循环温高分油XS20-LR，循环温高分油XS20-LR返回上游，至少一部分基于循环温高分油XS20-LR的物料返回温高压分离过程XS20；

循环温高分油XS20-LR的工作方式，选自下列中的1种或几种：

①循环温高分油XS20-LR，与物料XS20-F混合后返回温高压分离过程XS20；

②循环温高分油XS20-LR，与热高压分离过程XS10中的来自加氢反应产物BASE-R10P的气相混合接触；

③循环温高分油XS20-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F的加氢中间产物混合接触；

④循环温高分油XS20-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F混合接触。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

部分冷高分油S60-L可以用作循环冷高分油S60-LR，循环冷高分油S60-LR返回上游，至少一部分基于循环冷高分油S60-LR的物料返回冷高压分离过程S60；

循环冷高分油S60-LR的工作方式选自下列中的1种或几种：

①循环冷高分油S60-LR，循环通过在线加氢反应过程R70的至少一部分反应空间，与在线加氢进料XS20-VTOR70和或可能加工的中质烃R70-KF或它们的加氢中间产物混合接触；

②循环冷高分油S60-LR，与温高压分离过程XS20中的来自物料XS20-F的气相混合接触；

③循环冷高分油S60-LR，与物料XS20-F混合后返回温高压分离过程XS20；

④循环冷高分油S60-LR，与热高压分离过程XS10中的来自加氢反应产物BASE-R10P的气相混合接触；

⑤循环冷高分油S60-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F的加氢中间产物混合接触；

⑥循环冷高分油S60-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F混合接触。

本发明，通常，(5)在冷低压分离过程S80，至少一部分基于冷高分油S60的物料S80-F，分离出冷低分气S80-V和冷低分油S80-L；

至少一部分冷低分油S80-L，用作净产物冷低分油S80-LP；

可能存在部分基于冷低分油S80-L的物料用作循环洗涤油S80-LR，与冷高压分离过程S60的气相或其前身物接触，增加冷高分油S60-L数量，提高冷高分油S60-L的氢气体积浓度。

本发明，通常，(5)在冷低压分离过程S80，至少一部分基于冷高分油S60的物料S80-F，分离出冷低分气S80-V和冷低分油S80-L；

至少一部分冷低分油S80-L，用作净产物冷低分油S80-LP；

部分基于冷低分油S80-L的物料可以用作循环油S80-LR，循环油S80-LR的工作方式选自下列中的1种或几种：

①循环油S80-LR，与冷高压分离过程S60进料物料R70-P-TOS60混合接触；

②循环油S80-LR，循环通过在线加氢反应过程R70的至少一部分反应空间，与在线加氢进料XS20-VTOR70和或可能加工的中质烃R70-KF或它们的加氢中间产物混合接触；

③循环油S80-LR，与温高压分离过程XS20中的来自物料XS20-F的气相混合接触；

④循环油S80-LR，与物料XS20-F混合后返回温高压分离过程XS20；

⑤循环油S80-LR，与热高压分离过程XS10中的来自加氢反应产物BASE-R10P的气相混合接触；

⑥循环油S80-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F的加氢中间产物混合接触；

⑦循环油S80-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F混合接触。

本发明，条件合适时，在一台组合设备内，进行温高压分离过程XS20和至少一部分在线加氢反应过程R70。

本发明，条件合适时，在一台组合设备XS20-R701内，进行温高压分离过程XS20和至少一部分在线加氢反应过程R70，工作方式可以选自下列中的1种：

①在一台组合设备XS20-R701内，下部为温高压分离段XS20U、上部为上流式在线加氢反应段R701U；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；温高分气XS20-V上流穿过上流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

②在一台组合设备XS20-R701内，下部为温高压分离段XS20U、上部为上流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB上部的反应段R701U上流穿行，穿过上流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

③在一台组合设备XS20-R701内，下部为温高压分离段XS20U、上部为下流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB上部的反应段R701U下流穿行，穿过下流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

④在一台组合设备XS20-R701内，上部为温高压分离段XS20U、下部为上流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB下部的反应段R701U上流穿行，穿过上流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

⑤在一台组合设备XS20-R701内，上部为温高压分离段XS20U、下部为下流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB下部的反应段R701U下流穿行，穿过下流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应。

本发明，在热高压分离过程XS10的气相空间，可以设置气相物料的油洗段，油洗段工作方式可以选自下列中的1种或几种：

①采用洗涤液喷洒雾化方式，进行气液接触洗涤；

②采用塔盘使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

③采用填料使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

④采用内置旋风分离器使洗涤液与气体并流混合后被分离为气相和液相的方式，进行气液接触洗涤。

本发明，在温高压分离过程XS20的气相空间，可以设置气相物料的油洗段，油洗段工作方式可以选自下列中的1种或几种：

①采用洗涤液喷洒雾化方式，进行气液接触洗涤；

②采用塔盘使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

③采用填料使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

④采用内置旋风分离器使洗涤液与气体并流混合后被分离为气相和液相的方式，进行气液接触洗涤。

本发明，通常，(2)在温高压分离过程XS20，可能使用油洗气相的方法，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，至少一部分物料XS20-F中的高沸点烃组分HVDC，进入温高分油XS20-L中；

温高压分离过程XS20的分离目标，可以选自下列中的1种：

①温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥500℃的烃组分的含量低于0.2％重量；

②温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥450℃的烃组分的含量低于0.2％重量；

③温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥450℃的烃组分的含量低于0.2％重量，同时，温高分气XS20-V中常规沸点≥350℃的烃组分重量低于在线加氢反应产物R70-P中常规沸点为180～345℃的全部烃组分重量的3.5％；

④温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥400℃的烃组分的含量低于0.2％重量；

⑤温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥400℃的烃组分的含量低于1％重量，同时，温高分气XS20-V中常规沸点≥350℃的烃组分重量低于在线加氢反应产物R70-P中常规沸点为180～345℃的全部烃组分重量的3.5％。

本发明，通常，中质烃R70-KF所含烃类，可以选自下列中的1种或几种：

①全部烃组分的沸点≤350℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分；

②全部烃组分的沸点≤400℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分；

③全部烃组分的沸点≤450℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分；

④全部烃组分的沸点≤500℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，可以选自下列加氢反应过程的1种或2种或几种的组合：

①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

③煤加氢直接液化制油过程使用悬浮床的加氢过程，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；

④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

⑤乙烯裂解焦油的使用悬浮床的加氢过程；

⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油的使用悬浮床的加氢过程；

上述的热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，存在的固体颗粒可以选自下列中的1种或几种：

①煤加氢直接液化过程所得半焦颗粒；

②催化剂颗粒；

③铁锈颗粒；

④无机物颗粒；

⑤煤焦化过程产生的进入煤焦油中的固体颗粒；

⑥来自烃类热缩合过程的产物固体颗粒；

⑦来自页岩的固体颗粒；

⑧来自油砂的固体颗粒；

⑨其它存在于加氢反应产物中的颗粒。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用的悬浮床反应器，操作方式可以选自下列中的1种或几种的组合：

①悬浮床即浆态床加氢反应器；

②悬浮床和沸腾床的组合床加氢反应器；

③悬浮床和其它床型的组合床加氢反应器。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用的加氢反应器R10XE的工作方式可以选自下列中的1种或几种：

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流悬浮床反应器；

选项2，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器；

选项3，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项4，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项5，反应器R10XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；

选项6，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项7，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项8，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；

选项9，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；

选项10，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项11，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回悬浮床反应器下部反应区的器外环流；

选项12，反应器R10XE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为反应段可能含固体的液料产物或循环反应液相。

本发明，通常，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，加氢反应级得到液体产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：

①自反应级反应产物的气液分离过程排出的可能含固体的液料，作为最后反应级可能含固体的液料产物；

②反应级的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应级的最后反应器的底部液相区排出的可能含固体的液料，作为反应级可能含固体的液料产物；

③反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为反应级可能含固体的液料产物；

④反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为待脱气可能含固体的液料；

待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应级的可能含有固体的液体产物；

⑤反应级的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为反应级可能含固体的液料产物或循环反应液相。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F可以包含下列物料中的一种或几种：

①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

④煤加氢直接液化制油过程所得油品，煤加氢直接液化制油过程包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；

⑤石油基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

⑥页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

⑦石油砂基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

⑧乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；

⑨其它胶质重量含量高于15％和或沥青质重量含量高于5.0％的烃油；

上述的热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程。

本发明，中质烃R70-KF，可以选自下列物流中的一种或几种：

①石油基的直馏柴油；

②石油基的直馏蜡油；

③石油基的催化柴油；

④石油基的催化蜡油；

⑤石油基的焦化柴油；

⑥石油基的焦化蜡油；

⑦悬浮床加氢产物柴油，可能含有重石脑油；

⑧悬浮床加氢产物蜡油。

本发明，第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，包含至少2个加氢反应级；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10的第一加氢反应级1R，是一个有液相产物循环的加氢反应级；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，末端加氢反应级为ENDR；

末端加氢反应级为ENDR，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式悬浮床加氢反应器，最后1台加氢反应器ENDR9E为上流式悬浮床加氢反应器；

最后一个加氢反应级ENDR为有液相产物循环的加氢反应级ENDR，末端加氢反应级ENDR的产物ENDR-P使用热高分器ENDR-DS进行气液分离；

热高分器ENDR-DS排出的反应循环液ENDR-DSLR的组成，选自下列中的1种或几种：

①常规沸点高于350℃的烃组分的重量浓度大于60％；

②常规沸点高于450℃的烃组分的重量浓度大于45％；

③常规沸点高于480℃的烃组分的重量浓度大于35％；

④双环结构芳烃和多环结构芳烃的总重量与沥青质重量的比值大于3。

本发明，在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率R10-CON-SX，可以选自下列中的1种：

①大于75％；

②大于85％；

③大于90％。

本发明，在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率为R10-CON-SX；

在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10的第一加氢反应级1R，第一原料R10F中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率1R-CON-SX，可以选自下列中的1种或几种：

①为单程加氢裂化转化率R10-CON-SX的35～60％；

②为单程加氢裂化转化率R10-CON-SX的60～80％。

本发明，在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，可以使用供氢烃物流DFS，供氢烃物流DSF的供氢烃DS重量浓度，选自下列中的1种：

①为15～20％；

②为20～30％；

③为30～45％；

④为45～65％。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，进入加氢反应过程使用。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，返回碳氢料悬浮床加氢反应过程R10和或在线加氢反应过程R70；

富氢气气体HPV的氢气体积浓度，可以选自下列中的1种：

①大于75％；

②大于85％。

本发明，通常，(5)在分离部分FRAC，分离可能含有固体的净产物热高分油XS10-LP，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；

通常，至少一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR不进入加氢反应过程R10。

通常，至少一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR作为反应-分馏循环路径的循环油S66进入加氢反应过程R10，与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触。

本发明，第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

第一原料R10F的残炭含量，可以选自下列中的1种：

①为10～18％；

②为18～28％；

③为28～35％；

④为大于35％。

本发明，第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

在分离部分FRAC，分离可能含有固体的净产物热高分油XS10-LP，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；

可能有部分加氢热裂化减压渣油THC-VR作为反应-分馏循环路径的循环油S66进入加氢反应过程R10，与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触；

在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F的常规沸点介于180～350℃之间的烃类加氢产物的重量收率DIESX，选自下列中的1种：

①为20～30％；

②为30～45％；

③为45～55％；

④大于55％。

本发明，(1)第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程，其操作方式可以选自下列中的1种或几种：

①反应过程R10，操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500Nm³/m³，加氢催化剂添加量为重油原料重量的0.001～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，体积空速为0.25～5.0hr^-1；

②反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

③反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

加氢催化剂R10C，添加状态为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；

④反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

加氢催化剂R10C，添加状态为钼的油溶性盐类化合物或其混合物；

⑤反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂；

⑥反应过程R10，使用的加氢催化剂R10C，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为0.1至10；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，加氢热裂化催化剂水含量低于2wt％；加氢热裂化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；

⑦反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C包含氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。

本发明，第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程；

在反应过程R10，使用的加氢催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在重油上流式加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

反应过程R10的操作条件为，可以选自下列中的1种：

①反应过程R10的操作条件为：温度为350～480℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为0.01～2000、加氢催化剂R10C加入重量为重油F1重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr^-1

②加氢催化剂R10C加入重量，折算为主体工作形态的M₀S₂，与第一原料R10F重量流量的比值为百万分之七十至百万分之四百、反应器体积空速为0.1～2.0hr^-1；

反应过程R10的操作温度为400～450℃；

第一加氢反应级1R的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度5～20℃；

③加氢催化剂R10C加入重量，折算为主体工作形态的M₀S₂，与第一原料R10F重量流量的比值为百万分之一百至百万分之三百、反应器体积空速为0.2～1.0hr^-1；

反应过程R10的操作温度为410～445℃；

第一加氢反应级1R的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度10～15℃。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60与洗涤水混合降温后进入冷高压分离过程S60，分离出冷高分气S60-V、冷高分油S60-L、冷高分水。

本发明，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

基于冷高分油S60-L的物料，可以经过液力透平输出能量后完成降压过程，成为物料R70-P-TOS60。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，可以经过气体脱硫化氢过程DH2S-U100后，返回碳氢料悬浮床加氢反应过程R10和或在线加氢反应过程R70。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，可以经过气体脱硫化氢过程DH2S-U100后，返回碳氢料悬浮床加氢反应过程R10和或在线加氢反应过程R70；

在气体脱硫化氢过程DH2S-U100，贫硫化氢的脱硫吸收液吸收富氢气气体HPV中硫化氢后成为富硫化氢的脱硫吸收液；

富硫化氢的脱硫吸收液经过液力透平输出能量后完成降压过程。

本发明，一种常见的操作结果是，在线加氢反应产物R70-P的生成油的分馏过程，最高沸点烃类属于柴油产品。

本发明，通常，各步骤操作条件为：

(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，反应温度为350～485℃，反应器压力为6～30MPa；

热高压分离过程XS10，操作温度为350～485℃，操作压力为6～30MPa；

(2)温高压分离过程XS20，操作温度为180～350℃，操作压力为6～30MPa；

(3)在线固定床加氢反应过程R70，操作温度为270～450℃，操作压力为6～30MPa；

(4)在冷高压分离过程S60，操作温度为20～60℃，操作压力为6～30MPa。

本发明，(3)在线加氢反应产物R70-P可以经过热高压分离过程S50分离为热高分气S50-V和热高分油S50-L；

至少一部分基于热高分气S50-V的物料用作物料R70-P-TOS60。

本发明，通常，至少一部分基于热高分油S50-L的热态含液相物料进入分馏塔中进行分馏操作。

本发明，根据需要，基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F，物料XS20-F的降温过程可以设置水蒸气发生器。

本发明，根据需要，基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F，物料XS20-F的降温过程设置油品物流GH01的升温换热器得到升温后油品物流GH08；

油品物流GH08的放热过程，可能设置水蒸气发生器。

本发明，根据需要，基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F，物料XS20-F的降温过程设置油品物流GH01的升温换热器得到升温后油品物流GH08；

油品物流GH08的放热过程设置取热器放热得到降温后油品物流GH01；

在油品物流GH01的循环过程中，设置油品缓冲罐GD100；

油品缓冲罐GD100采用气体背压式充压，当装置停电时，碳氢料悬浮床加氢反应过程R10紧急泄压，此时，油品缓冲罐GD100依靠背压气体膨胀，推动油品物流GH01继续流动一段时间对物料XS20-F进行取热。

本发明，根据需要，至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60，物料R70-P-TOS60的降温过程可以设置水蒸气发生器。

本发明，根据需要，至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60，物料R70-P-TOS60的降温过程设置油品物流JH01的升温换热器得到升温后油品物流JH08；

油品物流JH08的放热过程，可能设置水蒸气发生器。

本发明，根据需要，至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60，物料R70-P-TOS60的降温过程设置油品物流JH01的升温换热器得到升温后油品物流JH08；

油品物流JH08的放热过程设置取热器放热得到降温后油品物流JH01；

在油品物流JH01的循环过程中，设置油品缓冲罐JD100；

油品缓冲罐JD100采用气体背压式充压，当装置停电时，在线固定床加氢反应过程R70紧急泄压，此时，油品缓冲罐JD100依靠背压气体膨胀，推动油品物流JH01继续流动一段时间对物料R70-P-TOS60进行取热。

本发明，根据需要，(3)在线固定床加氢反应过程R70，可能加工的中质烃R70-KF可能进入在线固定床加氢反应过程R70的起始反应位置或中间加氢过程。

本发明，根据需要，(3)在线固定床加氢反应过程R70，可能使用1路或2路或多路中质烃R70-KF。

附图说明

以下结合附图来描述本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的工艺原则流程和悬浮床加氢产物温高分器、在线加氢反应器结构，但是，它不能限定本发明的内容和应用领域。

图1是碳氢料悬浮床加氢反应过程的一种典型的两级碳氢料悬浮床加氢工艺的原则流程示意图和反应器结构示意图。

如图1所示，属于包含2个反应级AR、BR的碳氢料2级加氢反应过程，适用于重油加氢热裂化反应过程，第1反应级AR使用1台内部设置顶部集液杯和导液管的液体产物循环式反应器ARE，第2反应级BR使用1台内部设置顶部集液杯和导液管的液体产物循环式反应器BRE。

如图1所示，在反应器ARE系统中，经管道101输送的可能含有氢气的油浆物料ARF1，经管道111输送的含有氢气的气体物料ARH1，与经管道161输送的循环液相ARRL1(可能含有气相)混合为综合进料ARTF，经管道135进入反应器ARE底部进料口上部安装的进料分配器ARFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘ARBS的整个水平进料截面上；ARFS进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘ARBS，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元ARBSK，每个分配单元ARBSK设置分配盘ARBS下部进料管(图中未示出)和分配盘ARBS上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘ARBS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘ARBS下部进料管穿过分配盘ARBS后进入分配盘ARBS上部泡罩中，然后经过分配盘ARBS上部泡罩与分配盘ARBS下部进料管的穿过分配盘ARBS的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器ARE主反应空间的上行过程中进行重油加氢热裂化反应AR-R转化为反应过程AR的主反应区产物ARP；主反应区产物ARP上行通过反应器ARE上部内壁与液体收集杯ARV外壁之间的环形间隙后，进入反应器ARE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯ARV组成的部分脱液式气液分离空间ARKD，进行气液分离。

如图1所示，反应器ARE顶部产物中的混合液体在重力作用下优先沉降进入收集杯ARV中，并在收集杯ARV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相ARRL进入收集杯ARV底部的导管ARVP中向下流动排出反应器ARE，经过管道158进入循环加压泵ARPUMP中，加压后的循环液相ARRL1经过管道161输送，与经管道111输送的底部氢气物料ARH1混合后，作为底部总体原料ARTF经ARE底部进料口进入反应器ARE中循环加工；反应器ARE的顶部气液净产物ARTP，经插入收集杯ARV内部的导流管191排出反应器ARE，经管道192输送至第二悬浮床加氢反应器BRE。

如图1所示，在反应器BRE系统中，经管道211输送的含有氢气的气体物料BRH1，与经管道261输送的循环液相BRRL1(可能含有气相)混合为综合进料BRTF，经管道235进入反应器BRE底部进料口上部安装的进料分配器BRFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘BRBS的整个水平进料截面上；BRFS进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘BRBS，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元BRBSK，每个分配单元BRBSK设置分配盘BRBS下部进料管(图中未示出)和分配盘BRBS上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘BRBS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘BRBS下部进料管穿过分配盘BRBS后进入分配盘BRBS上部泡罩中，然后经过分配盘BRBS上部泡罩与分配盘BRBS下部进料管的穿过分配盘BRBS的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器BRE主反应空间的上行过程中进行重油加氢热裂化反应BR-R转化为反应过程BR的主反应区产物BRP；主反应区产物BRP上行通过反应器BRE上部内壁与液体收集杯BRV外壁之间的环形间隙后，进入反应器BRE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯BRV组成的部分脱液式气液分离空间BRKD，进行气液分离。

如图1所示，反应器BRE顶部产物中的混合液体在重力作用下优先沉降进入收集杯BRV中，并在收集杯BRV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相BRRL进入收集杯BRV底部的导管BRVP中向下流动排出反应器BRE，经过管道258进入循环加压泵BRPUMP中，加压后的循环液相BRRL1经过管道261输送，与经管道211输送的底部氢气物料BRH1混合后，作为底部总体原料BRTF经BRE底部进料口进入反应器BRE中循环加工；反应器BRE的顶部气液净产物BRTP(也就是反应产物R10P)，经插入收集杯BRV内部的导流管291排出反应器BRE，经管道292输送至悬浮床加氢反应产物R10P的热高压分离器XS10中。

如图1所示，在热高压分离器XS10中，反应产物R10P分离为热高分气XS10-V、热高分液XS10-L；热高分气XS10-V自顶部排出热高压分离器XS10；自底部排出热高压分离器XS10的热高分液XS10-L，至少一路作为净产物热高分液XS10-LP经管道302排出，可能存在部分热高分液XS10-L作为循环反应热高分液XS10-LR，循环反应热高分液XS10-LR经管道305返回悬浮床加氢反应过程R10经过反应过程R10的至少一部分加氢反应空间与浆物料ARF1或其加氢中间产物混合接触。

图2是本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第1种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图。

如图2所示的工艺流程，包含1个温高分器XS20、2台在线固定床加氢反应器(即R701、R702)，其中上游热高压分离器XS10排出的热高分气XS10-V，经过换热器312与温高分气XS20-V换热降温、经可能存在的其它降温步骤后，进入温高分器XS20；温高分气XS20-V经过换热器312被热高分气XS10-V加热后，串联通过在线固定床加氢反应器R701、R702。热高分气XS10-V经过充分降温后使得高沸点组分冷凝，从而限制温高分气XS20-V中预期脱出的高沸点组分；温高分气XS20-V再次升温，以满足在线固定床加氢反应器R701的反应起始温度的需要，该工艺中，通常不需要设置加氢反应器R701的进料加热炉；温高分器XS20的操作温度，通常禁止游离水相产生，即操作温度高于水的露点且高出一定温差作为安全温距。

如图2所示，经管道311输送的热高分气XS10-V，经过换热器312与温高分气XS20-V换热降温并经可能存在的其它降温步骤后成为经管道315输送气液混相物料XS10-V5。

如图2所示，气液混相物料XS10-V5进入温高分器XS20分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；温高分气XS20-V自顶部排出温高压分离器XS20经管道331输送；自底部排出温高压分离器XS20的温高分液XS20-L经管道321排出。

如图2所示，经管道333输送的升温后的温高分气XS20-V1，与可能使用的经管道401输送的中质烃物流R70-KFA混合为经管道402输送的进料R701-F进入在线固定床加氢反应器R701。

如图2所示，在线固定床加氢反应器R701设置3个催化剂床层；可能使用的经管道403输送的中质烃物流R70-KFB，进入反应器R701的第2催化剂床层入口，可以作为冷却物料与反应器R701的第1催化剂床层产物混合降温；可能使用的经管道404输送的中质烃物流R70-KFC，进入反应器R701的第3催化剂床层入口，可以作为冷却物料与反应器R701的第2催化剂床层产物混合降温；在线固定床加氢反应器R701的产物R701P，经管道411排出。

如图2所示，经管道411输送的产物R701P，与可能使用的经管道423输送的中质烃物流R70-KFD混合为经管道425输送的进料R702-F进入在线固定床加氢反应器R702，串联通过3个催化剂床层后，转化为加氢产物R702-P(也是在线固定床加氢过程R70最终产物R70-P)，经管道441排出。

根据需要，在线固定床加氢过程R70可以使用1台或2台或多台加氢反应器，图2中在线固定床加氢过程R70设置了2台固定床加氢反应器R701、R702。

图3是图2所示的在线固定床加氢过程R70的最终产物R70-P的冷却分离过程的1种典型工艺的原则流程示意图。

如图3所示的工艺流程，包含1个冷高压分离器S60、1个冷低压分离器S80，在线固定床加氢过程R70的最终产物R70-P换热冷却后，与冲洗水W100、可能存在的循环冷低分油S80LR混合后，经过空气冷却器455降温后，进入冷高压分离器S60。循环冷低分油S80LR，用于吸收冷高分气S60V中的甲烷、乙烷；本发明，通常不首先推荐使用膜分离设备对部分或全部冷高分气S60V进行氢气提纯，而是首先推荐增加联合加工中质烃R70-KF的数量，增强油洗提纯氢气的能力；当联合加工的中质烃R70-KF的数量不足时，推荐使用循环冷低分油S80LR来增强油洗提纯氢气的能力；建议使用液力回收透平，回收冷高分油压力能。

如图3所示，经管道441输送的在线固定床加氢过程R70的最终产物R70-P，经过换热器443与经管道431输送的冷物流CS11换热降温成为管道451输送的物流R701P1；冷物流CS11经过换热器443与产物R70-P换热升温成为经管道432输送的热物流CS12。

如图3所示，物流R701P1，与经管道452输送的洗涤水W100、可能使用的经管道615输送的循环冷低分油S80LR混合后成为管道453输送的物流R701P3，物流R701P3经过空气冷却器455降温后成为管道457输送的物流R701P5。

如图3所示，物流R701P5进入冷高压分离器S60分离为冷高分气S60V、冷高分油S60L、冷高分水S60W；冷高分气S60V经管道501自顶部排出冷高压分离器S60；冷高分油S60L经管道511自底部排出冷高压分离器S60；冷高分水S60W经管道507自底部排出冷高压分离器S60。

如图3所示，冷高分油S60L降压后进入冷低压分离器S80分离为冷低分气S80V、冷低分油S80L、冷低分水S80W；冷高分气S80V经管道601自顶部排出冷低压分离器S80；冷低分油S80L经管道611自底部排出冷低压分离器S80；冷低分水S80W经管道607自底部排出冷低压分离器S80。

如图3所示，自底部排出冷低压分离器S80的冷低分油S80L，至少一路作为净产物冷低分油S80LP经管道619排出，可能存在部分冷低分油S80L作为循环冷低分油S80LR，返回空气冷却器455之前与物流R701P1混合接触。

图4是本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第2种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图。

图4所示本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第2种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图，与图2所示本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第1种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图的差别在于：温高分器XS20的操作温度与在线加氢反应器R701的起始反应温度基本相同，因此，将2台设备构成组合设备X20-R701-A；组合设备X20-R701-A，下部为温高压分离段XS20U、上部为上流式在线加氢反应段R701U。

如图4所示，经管道311输送的热高分气XS10-V，经过换热器HX01与经管道341输送的冷物流CS01换热降温成为管道313输送的物流XS10-V5；冷物流CS01经过换热器HX01与热高分气XS10-V换热升温成为经管道342输送的热物流CS02。

如图4所示，气液混相物料XS10-V5进入组合设备X20-R701-A，在组合设备X20-R701-A的温高压分离段XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；温高分气XS20-V上流穿过上流式在线加氢反应段R701U的3个催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P，经管道441排出；可能使用的经管道403输送的中质烃物流R70-KFB，进入加氢反应段R701U的第2催化剂床层入口，可以作为冷却物料与加氢反应段R701U的第1催化剂床层产物混合降温；加氢反应段R701U的产物R701-P，经管道411输送至在线固定床加氢反应器R702。

图5是本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第3种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图。

图5所示本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第3种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图，与图4所示本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第2种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图的差别在于：基于温高分器XS20的操作温度与在线加氢反应器R701的起始反应温度基本相同，将2台设备构成的组合设备的结构进行改变，组合设备X20-R701-B，下部为温高压分离段XS20U、上部为上流式在线加氢反应段R701U，但是，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB。

如图5所示，气液混相物料XS10-V5进入组合设备X20-R701-B，在组合设备X20-R701-B的温高压分离段XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；温高分气XS20-V上流穿过设备侧壁的开口经管道331输送，与经管道401输送的中质烃物流R70-KFA，进入加氢反应段R701U的第1催化剂床层入口进行上流式加氢反应；可能使用的经管道403输送的中质烃物流R70-KFB，进入加氢反应段R701U的第2催化剂床层入口，可以作为冷却物料与加氢反应段R701U的第1催化剂床层产物混合降温；加氢反应段R701U的产物R701-P，经管道411输送至在线固定床加氢反应器R702。

图6是本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第4种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图。

图6所示本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第4种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图，与图5所示本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法的第3种反应过程工艺原则流程示意图和温高分器XS20、在线加氢反应器R70结构示意图的差别在于：基于温高分器XS20的操作温度与在线加氢反应器R701的起始反应温度基本相同，将2台设备构成的组合设备的结构进行改变，组合设备X20-R701-C，下部为温高压分离段XS20U、上部为下流式在线加氢反应段R701U，但是，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB，该方案更便于反应段R701U的催化剂的装卸、内件的安装和检修。

如图6所示，气液混相物料XS10-V5进入组合设备X20-R701-C，在组合设备X20-R701-C的温高压分离段XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；温高分气XS20-V上流穿过设备侧壁的开口经管道331输送，与经管道401输送的中质烃物流R70-KFA，进入加氢反应段R701U的第1催化剂床层入口进行下流式加氢反应；可能使用的经管道403输送的中质烃物流R70-KFB，进入加氢反应段R701U的第2催化剂床层入口，可以作为冷却物料与加氢反应段R701U的第1催化剂床层产物混合降温；加氢反应段R701U的产物R701-P，汇集在第三催化剂床层的下部，经导流管穿过设备侧壁的开口经管道411输送至在线固定床加氢反应器R702。

图1、图2、图4、图5、图6中，根据不同原料、不同的加工目标，根据需要，反应器内部或进料口，可以加入氢气(用作冷却物料和补充氢气)、可以加入急冷油(用作冷却物料和分布反应物料)、循环反应液料、循环吸收油、供氢溶剂油、富芳烃物料等。

图1中，循环液料ARRL1、BRRL1，可以通过自压返回反应器中循环反应，但是要求反应器的循环反应液料的排出口的高度与接收循环反应液料的反应器的进料口的标高差足够高，通常这要求反应器ARE具有足够的标高、并将集液杯布置在高度足够高的位置，以提供位差形成反应器内气液混相物料高度H100的静压差液柱H100X与循环反应液料液柱H100之间的差额“H100-H100X”，作为推动力进行液料循环。

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。

本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。

本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～330℃的烃类。

本发明所述的蜡油组分，指的是常规沸点为330～530℃的烃类。

本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于330℃的烃类。

本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。

本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。

以下详细描述本发明的各部分。

供氢烃物流DSF，是含供氢烃DS的物流。

以下描述供氢烃(或供氢烃组分)DS、供氢烃前身物DS-BF、供氢溶剂SHS、失氢供氢溶剂(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)MFS和进行失氢供氢溶剂MFS复活过程的加氢稳定反应过程MR。

本文所述供氢烃组分DS，指的是在重油临氢热加工反应过程(包括重油加氢热裂化反应过程)、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃(通常以三环结构烃、四环结构烃为宜)。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：

对于工业上使用的供氢溶剂SHS而言，通常是含有供氢烃组分DS和或供氢烃前身物烃组分DS-BF的混合烃，常见的供氢溶剂SHS来源有：

①低温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；

②中温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；

③高温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；

④粉煤热解焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；

⑤乙烯焦油的220～480℃的烃馏分；

⑥石油基重油热加工过程所得220～480℃的烃馏分，热加工过程是重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；

⑦煤加氢直接液化反应过程所得220～480℃的烃馏分；

⑧其它富含供氢烃组分DS和或供氢烃前身物烃组分DS-BF的混合烃。

以重油加氢热裂化反应过程为例，在烃类临氢热裂化反应过程，在烃类热裂化自由基获得活性氢的加氢稳定过程，烃类热裂化自由基属于夺氢剂，同时供氢能力优良的供氢烃组分释放出活性氢原子(称为失氢)后成为芳碳率更高的供氢能力更差的烃类；由于供氢烃组成特殊，其价格较高，为了降低成本，对于需要存在大量供氢烃的场合，为了减少外供供氢烃的消耗量，通常需要以一定方式回收失氢供氢烃(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)DS-BF得到失氢供氢溶剂MFS，并通过加氢稳定反应过程MR恢复失氢供氢溶剂MFS的供氢能力，然后循环使用；很明显，通常失氢供氢溶剂MFS也是混合烃，并且通常会被与重油加氢过程的同沸点产物混合，这样如果重油加氢过程的同沸点产物属于供氢烃组分DS和或供氢烃前身物烃组分DS-BF则可能增加供氢溶剂数量，这样如果重油加氢过程的同沸点产物不属于供氢烃组分DS和或供氢烃前身物烃组分DS-BF则会降低供氢溶剂中供氢烃的浓度，对于存在供氢溶剂循环的稳定的生产系统，会形成一个烃组分基本稳定的循环物料。

由于供氢溶剂能够在重油临氢热加工芳烃加氢饱和反应过程、重油临氢热裂化反应过程快速提供活性氢、快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)，因此，在一个供氢溶剂的循环过程，如果能够以合理的流程方式(比如经过更多的烃类加氢反应过程)使供氢烃组分DS传递更过的活性氢，则可以提高活性氢的使用效率，从而形成活性氢的高效使用方法，本发明即是在该指导思想下提出的。

供氢烃组分DS在烃类临氢热裂化反应过程的有益作用，主要表现为：

①在合适的条件下，在转化为失氢溶剂的过程，均匀地向液相反应空间的自由基快速提供活性氢，具有供氢能力，具有供氢剂、结焦抑制剂功能；

②向烃类提供活性氢的全部过程属于烃分子之间氢转移，基本不产生反应热，具有降低目标烃油加氢过程反应热的功能；

③可以降低烃类热裂化反应温度，具有动力学结焦抑制剂功能；

④可以降低分子氢的离解能，加快分子氢的离解速度；

⑤快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)；

⑥在合适的条件下，在加氢催化剂作用下，可以多次转换“供氢烃、供氢烃前身物”状态，多次起到活性氢传递剂的作用，本发明正式利用这一特点而提出的。

供氢烃组分DS在烃类临氢热裂化反应过程的有益效果，主要表现为：

①可以缩短反应过程时间，提高催化剂效率；

②可以提高热解分子的保留率同时减少热缩合物如焦炭产率，即提高轻质油品产率、节省固液分离耗能；

③可以降低反应总温升；

④可以提高操作稳定性、延长操作周期；

⑤可以提高重油的总体热裂化转化率。

以下详细描述以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR。

按照本发明，循环使用的含有供氢烃SH的物流SHS是来自富含双环芳烃和/或多环芳烃的供氢烃前身物物流SHSBF在以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR转化所得加氢反应流出物MRP的物流；以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，可以在任何适合的条件下工作。

加氢稳定反应过程MR，可以采用颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0MPa、加氢催化剂MR-CAT体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1的反应条件下操作。

加氢稳定反应过程MR，可以采用使用颗粒催化剂的移动床或沸腾床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0MPa、加氢催化剂MR-CAT体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～1200∶1的反应条件下操作。

加氢稳定反应过程MR，甚至可以采用悬浮床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0MPa、添加的加氢催化剂宜为高分散度的油溶性催化剂或水溶性催化剂、氢气/原料油体积比为100∶1～1200∶1的反应条件下操作。

本发明所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR发生的芳烃加氢部分饱和反应，指的是在氢气和合适的加氢催化剂MR-CAT(具有芳烃加氢部分饱和功能的催化剂)存在条件下富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料SHSBF发生的耗氢的反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即对富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料SHSBF完成预期的芳烃加氢部分饱和，该加氢反应深度应根据SHSBF中芳烃组分结构和预期的芳烃部分饱和程度来确定，加氢反应流出物MRP中的常规沸点为350～480℃的烃馏分中供氢烃重量浓度值SHN期望越高越好，SHN通常大于大于6重量％、一般大于10重量％。

所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，因原料性质(金属含量、氧含量含量、烯烃含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢反应(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢部分饱和)深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。

对于颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，使用的加氢催化剂MR-CAT可以是一种或两种或多种加氢精制催化剂的串联组合和混装，可以是针对具体原料的专用催化剂，也可以是合适的石油炼制重柴油型或蜡油型的加氢精制过程使用的具有加氢脱金属或加氢脱氧或加氢脱硫或加氢脱氮或加氢饱和等功能的加氢精制催化剂及其组合。煤液化粗油生产煤液化溶剂油的芳烃加氢部分饱和反应过程用催化剂、煤焦油轻馏分深度加氢精制催化剂通常是可以使用的。

所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，使用的加氢催化剂MR-CAT，至少包含芳烃加氢饱和催化剂，通常还包含加氢脱金属催化剂(流程位置可能位于芳烃加氢饱和催化剂床层之前)。

根据需要可以将任一种补充硫加入以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，以保证反应部分必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。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。

在劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX、碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10使用供氢溶剂，会快速消灭自由基，能够提高热裂化产物氢含量，但是也因此会抑制热裂化反应即降低热裂化转化率；而劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX、碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的渣油质量的提高，允许其进一步加氢热裂化(比如循环加氢热裂化)从而提高总体热裂化转化率。就重油一次热裂化和重油一次热裂化尾油的再次热裂化的总体效果而言，使用供氢溶剂可以有效提高总体加氢热裂化转化率，有效降低外甩含固尾油的收率，从而提高过程的经济性。

以下详细描述本发明的碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10。

以下描述本发明碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10可能进行的重油加氢热裂化反应过程。

本发明所述碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的原料重油R10FL的烃类的常规沸点通常＞470℃、一般＞500℃、特别地＞530℃；本发明所述碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，发生至少一部分重油R10FL的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物；重油上流式加氢热裂化反应过程R10，通常无法实现单程反应全部轻质化，即通常其合理高的热裂化深度通常为70～85％的单程转化率，这样加氢热裂化反应产物R10-P中存在一定数量比如15～30％的尾油，而为了降低外排尾油数量，通常必须设置尾油的加氢热裂化反应过程比如RX，而为了简化总体流程、降低投资和能耗，通常将RX与碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10形成组合工艺。

尽管碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10以大分子烃类的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应为目标反应，但是由于碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10通常使用的加氢催化剂本身具有加氢精制功能，以及存在的活性氢也能诱导烃分子发生加氢精制反应，因此，在碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10中，也必然发生一些加氢精制反应。

在碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，当活性氢供应不及时的时候，胶质、沥青质的热裂化自由基就会发生缩合反应，生产分子量更大的分子或结构集团，反复地脱氢与缩合反应的最终结果是产生焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应。

本发明的主要应用对象是碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，使用的反应器可以是1台或2台或多台，通常使用的反应器为2～4台；碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的反应器工作方式可以是任意合适形式，通常为上流式膨胀床反应器或带液体产物循环的上流式膨胀床反应器，单台上流式膨胀床反应器的整体反应区，可以被认为划分为2个或多个反应区。本发明上流式膨胀床反应器的任意反应区的入口温度的控制方式，可以是调节氢气的温度和或流量，可以是调节油品的温度和或流量。

碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，使用的反应器，其反应空间中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义反应空间中的“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为反应空间液相分率KL，分率KL通常大于0.45、一般大于0.55、甚至大于0.70，形成事实上的强化液相加氢模式，为了保持反应空间氢气分压足够高，可能需要在反应器的不同高度的位置2次或多次添加氢气。

当碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的后半程反应过程R10B联合加工劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的反应产物RX-P中的重油组分RX-PVR时，后半程反应过程R10B的停留时间通常首先满足控制重油组分RX-PVR的加氢热裂化率的要求，通常设置重油组分RX-PVR的加氢热裂化率上限以防止单程转化率过高。

本发明所述重油上流式加氢热裂化反应过程R10的反应器形式，可以是任意合适的形式，有多种已知的形式，比如上流式固定床反应器、上流式微膨胀床反应器、上流式移动床反应器、上流式在线置换床反应器、沸腾床反应器、悬浮床反应器、沸腾床与悬浮床的组合床反应器及其特定形式的组合，并且大多数有工业应用案例，形成了较为固定的技术特点。

石油基渣油所含的胶状沥青状组分通常是以超分子结构存在的分散相，分析数据表明其中的胶状沥青状组分散相为分子量高达几千至几万甚至几十万的稳定结构集团，当然这些集团含有大量稠环芳烃单元并含有金属、硫、氮等元素，其轻质化过程的主要任务是将这些大分子解缔、加氢饱和、裂化为较其原始物炭数少十倍、百倍甚至千倍的小分子，很明显，过程的热裂化任务占主导地位，这不可能仅仅依靠加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和来实现，石油基渣油的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和等预加氢过程实质上是为后续的加氢裂化反应准备原料油的加氢精制过程，否则常规的下流式固定床反应器中的加氢裂化催化剂活性中心因金属沉积和快速结焦被快速覆盖导致操作周期太短，无法维持工业化过程要求的最低的经济的运行周期；即使使用了常规的下流式固定床反应器中的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱等过程，也无法达到较高的转化率，因为很难克服高温热裂化过程必然产生的快速大量结焦问题，这是过程的热力学性质所决定的；为了克服上述固定床反应器系统的缺陷，反应器形式出现了上流式固定床、上流式微膨胀床、上流式在线置换床、上流式强膨胀床即沸腾床、上流式极限式膨胀床即悬浮床沸、下流式在线置换床等多种形式。

石油基渣油的加氢裂化过程中，常规沸点大于530℃馏分裂化为常规沸点小于530℃馏分的转化率通常为40～80％甚至更高，为了达到如此高的裂化率和提高反应速度，必然使用程度较强的热裂化所必需的高温条件，催化剂活性中心的快速结焦是不可避免的，为了将反应器床层内的因金属沉积、结焦使活性快速下降的催化剂移出和更换，技术人员开发了沸腾床、悬浮床这两种催化剂床层膨胀比较大的上流式膨胀床反应器，并将后续的热高压分离器与反应器合并为一个组合设备，将高粘度、易发泡、易凝固的渣油在设备之间(反应器与热高分之间)的转运系统大大简化，可以提高系统的可靠性、安全性、绝热性，提高反应器内物料温度的均匀性，节省了占地面积；从有利方面讲，渣油沸腾床加氢裂化、悬浮床加氢裂化的高转化率是固定床反应器无法达到的，将吸热的裂化反应与放热的加氢反应混合进行利于反应热的利用、利于降低反应温升，循环使用大量的热态反应生成油或中间反应生成油直接加热原料油可以降低原料油预热温度；从不利方面讲，催化剂床层膨胀比较大，与固定床反应器相比，增加了系统的复杂性，降低了操作的平稳性，大幅度增加了工程投资；因增加了催化剂的磨损和碰撞，增加了催化剂的结焦以外原因的损失；因为床层存在催化剂和液相的剧烈返混，含有部分新鲜原料低转化度产物的产品质量必然较差。

渣油沸腾床加氢裂化工业化技术有H-OIL工艺、LC-FINING工艺，为了优化和稳定控制催化剂的沸腾状态，设置有循环油循环泵系统，循环油的收集器置于反应器内催化剂床层之上，相当于把一台为循环泵提供循环油的必须置于高标高位置的高温高压分离器与沸腾床反应器组合并简化了高温高压分离器的结构，但是为了不影响沸腾床的流化状态，循环油的收集器的布置位置、大小及形式都必须仔细设计；通常均将循环油的收集器布置于反应器上部球形封头的正下方，均将循环油的收集器导液管安装在反应器内，该导液管对悬浮床或沸腾床床层的气、液、固多相流动具有一定的整流作用，解决了导液管的保温伴热问题，削弱或消除了导流管内流体流动对反应器的设备稳定性带来的不利影响；渣油沸腾床加氢反应系统，还必须设置催化剂间歇卸料系统、催化剂间歇加料系统，因系统复杂、投资大、操作繁杂；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是部分产物属于高度加氢饱和的烃类，因此产物液相溶解剩余胶质、沥青质的能力差，因此，其转化率较低，尾油产量较大，这在一定程度上限制了该工艺的经济性；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是不能处理残炭含量过高、金属含量过高的劣质重渣油，因为金属含量过高使得脱金属催化剂的耗量太大导致催化剂成本太大，残炭含量过高使得反应过程的转化率太低或者快速结焦导致快速停工，这限制了该工艺的应用范围。

上流式沸腾床加氢技术，其技术要点是用反应物料(主要是液相)的上行流动使催化剂床层产生剧烈的膨胀，其膨胀率一般介于25～45％，以损失部分固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点为代价，形成“破坏催化剂结块的能力”和“小颗粒杂质的自由排出的广域通道”，从而能够加工金属含量较高、残碳含量较高的重油，其产品质量较固定床技术已经下降太多，但是其质量远较悬浮床为好；由于沸腾床的膨胀动力主要来源于液相物料的携带，其过程通常不宜使用大量的氢气以防止反应器的液相体积效率太低，因此，也就限制了反应过程的放热效应不能过高，通常沸腾床加氢技术更适合于加工石蜡基或石蜡中间基石油基重油，热裂解反应的吸热量与自由基加氢的放热量抵消后的宏观热效应较小，反应器总温升较低，其原料油的单位重量氢耗通常为1.4～2.3％。但是，即使如此，催化剂的失活速度仍然太高，为此，通过定期排出部分活性低的老催化剂然后补入部分活性高的新催化剂来维持催化剂的平均活性，因此形成价格高昂的高活性加氢催化剂的消耗成本，事实上，加工石油基劣质渣油时已经不太经济。同时，热反应的特征导致高转化率时加氢尾油质量很差，只能做燃料油后汽化原料，因此，沸腾床加氢的原料轻质化转化率通常为60～75％，即转化率低。由于沸腾床加氢技术使用的颗粒状催化剂基本同于常规固定床颗粒状(宜为球状)加氢精制催化剂，仍然属于富含大量内孔道、高内表面积的高活性、颗粒状催化剂，无法满足劣质渣油大分子的扩散和加氢转化，常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，要么对催化剂孔道形成孔口堵塞使该孔道失去活性，要么长期吸附于内壁活性中心产生遮蔽效应，在缺乏活性氢的条件下，因难以加氢固难以解吸脱附，发生热缩合主导反应，形成孔道道中堵塞。过快的催化剂失活速度，形成无法承受的加氢催化剂消耗成本，而更为重要的是巨量的芳烃饱和氢耗所释放出的巨量反应热使得沸腾床加氢技术不具备安全性，高温诱发的胶质沥青质的快速结焦，也在反应器的底部分配盘、中心液体循环管形成大量结焦，迫使装置快速停工。如果选择上流式沸腾床加氢技术加工金属含量高、残炭含量高的劣质渣油，其结果必然是反应器器内大量生焦、运行周期太短、反应温度无法控制即不安全、催化剂失活成本奇高，这些效应已经为试产的劣质重油沸腾床加氢装置的工业运行结果所证实。

渣油悬浮床加氢裂化技术的发展，是基于20世纪40年代的煤加氢直接液化技术发展起来的，它是在临氢与充分分散的催化剂和或添加剂共存的条件下，其主导反应使在高温高压下发生的渣油热裂化反应和热裂化自由基加氢稳定反应的过程。悬浮床加氢裂化反应过程，所用分散的催化剂和或添加剂，是细颗粒的粉状物，悬浮在反应物中，可有效抑制焦炭生成。渣油悬浮床加氢技术对原料的机械杂质含量几乎没有限制，可以加工沥青和油砂。

典型的有工业化运转业绩的渣油悬浮床加氢裂化技术，有加拿大CANMET渣油悬浮床加氢热裂化工艺、意大利埃尼公司的EST渣油悬浮床加氢热裂化工艺。其它渣油悬浮床加氢裂化技术，有英国石油公司的BPVCC技术路线，有英国石油公司的BPVCC技术、委内瑞拉国家石油公司(PDVSA)的HDHPLUS技术、美国UOP公司的Uniflex技术、美国Chevron的VRSH技术等等。

为了克服颗粒催化剂加氢技术的缺点，悬浮床加氢技术彻底抛弃了“使用颗粒催化剂的巨量内表面作为加氢反应场所”的模式，其技术要点是“使用高分散度微粒催化剂的外表面作为加氢反应场所”，从而彻底消除了胶质沥青质到达加氢反应场所的扩散路径问题，使其能够处理金属含量更高、残炭含量更高的劣质重油，当然，金属含量极高、残炭含量极高的劣质重油最好用焦化工艺如延迟焦化工艺处理；悬浮床加氢反应器的反应空间，其床层膨胀率已经达到极大值，固体催化剂加入量通常低于10％(以原料油重量计)，形成了“具有结焦物载体能力”和“悬浮颗粒杂质的排出自由通道”的优点。然而事实上，悬浮床加氢反应器不具有床层概念，反应空间彻底丧失了固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点，转而具有高度的“液相返混”和“液相短路”的双重特征，因此，其产品质量较固定床技术已经下降极多，所以悬浮床加氢技术只能用作劣质油的预处理过程，而不可能生产出高质量产品。

悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，强烈地依赖催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率，因此，催化剂表面的更新手段和催化剂置换手段是一个重要的不可缺失的提高催化剂效率的技术手段，目前有的工业化重油悬浮床加氢装置的反应器采用鼓泡床而不设置循环泵，这是一个巨大的技术缺陷，其结果是：内返混液相量不可控、内返混催化剂量(催化剂沉积量)不可控、催化剂适宜粒度范围太窄而难以控制、液相停留时间不可控，并且随着反应器直径的扩大其不可控性更加强烈，这些效应已经为试产的劣质重油悬浮床加氢装置的工业运行结果所证实。本发明推荐使用带液体产物循环的悬浮床反应器，以实现预期的催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率。

悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，也受到反应器内气相中的极性杂质的吸附占据的影响，煤焦油加氢过程、焦油与煤共炼过程产生大量的极性杂质如H2O、NH3、CO、CO2会强烈地吸附于催化剂表面形成遮蔽效应，因此国际知名油品技术供应商CHEVRON公司提出了在反应器中间设置气液分离器的及时排杂质气体的方案并在后续悬浮床加氢反应器的下部引入高纯度氢气，但是设置独立的气液分离器投资大、液位控制困难、操作危险性大；为此，本项目推荐可以采用“气体短流程”技术，在不增加气液分离器的条件下，将含气体的气液混相物料引入悬浮床反应器顶部的空间进行气液分离，气相直接排出，而液相的大部分通过循环管进入液相反应空间，在后续悬浮床加氢反应器的下部，引入高纯度氢气物流，形成极低杂质的气相环境，同时形成了氢气体积浓度高的条件，为充分发挥催化剂活性创造了条件，利于降低装置总压、提高单程转化率、降低热裂解造气反应、降低热缩合反应；上述的及时排杂质气体的方案，还具有及时排出低沸点烃组分、降低其热裂解率的优点，利于提高液收、降低氢耗。

劣质重油的悬浮床加氢反应器内部发生的典型的重油轻质化反应，本质上是一个在液相中进行的液相大分子的双键加氢成单键、单键裂化成自由基、自由基加氢稳定的串联过程，高的热裂解温度(400～480℃)在整个聚集态液相中产生大量自由基并相对均匀分布于整个液相空间，为了阻止热缩合需要最快速度使自由基加氢稳定，很明显，依靠催化剂表面的活性氢无法达到目的(因为催化剂接触的液相烃分子的概率太低、活性氢移动过程也会组合为无活性的氢分子)，最好是活性氢与自由基均匀相邻存在，并在自由基产生时同步释放，以实现高效供活性氢。适时加入沸点适宜的供氢剂正好能过满足这一要求，阻止热缩合、提高轻产物保留率，这些效应已经为运行8年的使用供氢剂的神华煤加氢直接液化装置的成功长期运行结果所证实。对于常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，如果不能适时提供活性氢，大量胶质、沥青质的热裂化自由基将缩合较其裂化前身物更大的缩合物从而降低加氢热裂化馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)收率，甚至产生超出反应过程液相所能溶解、携带的热缩合物如焦炭或焦炭前驱体导致装置快速停工，这些效应已经为大量实验结果所证实。本发明使用足量供氢剂的操作模式，目的在于通过适时提供活性氢足量抑制结焦，提供渣油的热裂化转化率或加工性质更为苛刻的原料渣油，扩大工艺的适用范围、提高过程的操作稳定性、经济性。

以下描述本发明碳氢料上流式加氢热裂化反应过程R10可能进行的煤加氢直接液化过程。

本发明所述煤加氢直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤加氢直接液化的方法，根据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下几种工艺：

①溶解热解液化法：利用重质溶剂对煤热解抽提可制得低灰分的抽提物(日本称膨润炭)；利用轻质溶剂在超临界条件下抽提可得到以重质油为主的油类。此法不用氢气，前一种工艺产率虽高但产品仍为固体，后一种工艺如超临界抽提(萃取)法(SCE)抽提率不太高；

②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法l和II(SRC-1和SRC-II)，供氢溶剂法EDS、日本新能源开发机构液化法(NEDOL)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；

③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewlG)和美国的氢煤法(H-Coal)等都属于这一类；

④煤和渣油联合加工法(C0·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油。渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；

⑤干馏液化法：煤先热解得到焦油，然后对焦油进行加氢裂解和提质；

⑥地下液化法：将溶剂注入地下煤层，使煤解聚和溶解，加上流体的冲击力使煤崩散，未完全溶解的煤则悬浮于溶剂中，用泵将溶液抽出并分离加工。

煤直接液化方法中，多数属于煤加氢直接液化制油过程，无论何种煤临氢直接液化过程，其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～450℃、多数为200～400℃，溶剂油多数为蒸馏油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。因此，无论是何种煤临氢直接液化过程，它产生的外排油或煤加氢直接液化油(通常为煤加氢直接液化轻油)或煤加氢直接液化油改性油，只要其组成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进行加工。

专利CN100547055C载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤加氢直接液化反应过程和煤加氢直接液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤加氢直接液化反应器，煤炭进入煤加氢直接液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤加氢直接液化反应器。

本发明所述煤加氢直接液化反应过程，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油品(通常为煤加氢直接液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、加氢直接液化的反应过程。

本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢直接液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢直接液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。

在煤加氢直接液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢直接液化反应过程自产的煤加氢直接液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤加氢直接液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤加氢直接液化反应过程用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤加氢直接液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤加氢直接液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。

煤加氢直接液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤加氢直接液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤加氢直接液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤加氢直接液化制油过程外排油。通常，煤加氢直接液化反应过程产生的至少一部分煤加氢直接液化轻油用作煤制油过程外排油A，其余的煤加氢直接液化油用作煤加氢直接液化油加氢改性过程原料油生产煤加氢直接液化反应过程用供氢溶剂油和外排油B，此时存在A和B两路外排油，A和B两路外排油的最终去向通常均是经过深度加氢提质过程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。

到目前为止，已经出现了多种煤加氢直接液化工艺，其中集合近代煤加氢直接液化先进工艺特征并有所创新的典型工艺，是应用在中国神华鄂尔多斯煤制油分公司的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置上的中国神华煤加氢直接液化工艺，它于2009年投产，最长单次连续正常生产运行周期已经超过8000小时。

中国神华鄂尔多斯煤制油分公司拥有世界唯一的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置，该煤加氢直接液化项目包含煤加氢直接液化反应过程RU、供氢溶剂油的加氢稳定过程、加氢稳定馏分油的加氢提质过程，记载这类数据的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》；②检索用图书编码：ISBN编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。

中国神华鄂尔多斯煤制油分公司拥有世界唯一的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置，其煤浆的剂煤重量比约为供氢溶剂∶煤粉＝54.95∶45.05；其煤浆悬浮床加氢反应系统设置2台油煤浆悬浮床加氢反应器，每台油煤浆悬浮床加氢反应器各使用一台油煤浆循环泵，将反应器出口产物的高浓度的含固液流返回该反应器进口原料中形成液流循环，以控制反应器内液流流速防止反应器内固体沉积，同时将反应器出口物流携带的反应热带入反应器进口的原料物流中加热之，介质为含有少量气体的气、液、固三相复杂介质系统，并且过流介质在泵体流道中也持续进行着加氢热裂化反应。多年的生产实践表明，在其使用的高效煤加氢直接液化催化剂等操作条件下，该剂煤重量比的油煤浆的煤加氢直接液化反应过程中的供氢溶剂的数量是充分的、过剩的，因为连续正常生产操作8000小时的长周期生产停工后发现，反应器内的分配盘、集液杯、器壁上的沉积物不是结焦堆积物而是颗粒沉积物。也就是说，该装置使用供氢溶剂成功地将热缩合生焦反应控制在了装置长周期运转许可的范围内。神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的成功工业化，标志者现代大型悬浮床加氢技术的成功。

对于煤加氢直接液化反应过程，为了降低液化反应器后部的系统的腐蚀，可能需要向最终反应产物中注入碳酸钠，以中和腐蚀性组分如氯化氢、氟化氢、硫化氢等，将其阴离子固定。

本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。

本发明所述膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床催化反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与该催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED，通常，KBED低于1.10时称为微膨胀床，KBED介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。

本发明所述返混流膨胀床反应区，指的是使用膨胀床反应器的反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回物流XK上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。

本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到液体和气液混相物流或得到液体和气体。

本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床反应器从而形成活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形成内部内环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外循环流的返混流型，可以是使用顶部产物液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强制内循环流的返混流型。

本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。

本发明碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，通常使用上流式反应器，工作方式可以选择：

①使用固体颗粒添加物的悬浮床加氢反应器；

②使用固体颗粒添加物的悬浮床和沸腾床的组合床加氢反应器；

沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量。

本发明供氢溶剂油的加氢稳定反应过程MR，使用的反应器，工作方式可以选择：

①悬浮床加氢反应器；

②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；

③上流式微膨胀床；

④上流式固定床；

⑤下流式固定床；

⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。

煤加氢直接液化所得油品，包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)、第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)、第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)、轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)、重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)、液化渣油(常规沸点高于530℃的烃类)。

煤液化产物中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)，是目标产物馏分，根据需要，可以对其进行深度加氢精制如脱硫、脱氮，通常期望尽可能少的发生苯环加氢饱和反应。

煤液化产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)，通常不适合进入煤加氢直接液化反应过程，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入煤加氢直接液化反应过程，进一步热裂化反应的产物就是产生大量气体而不经济；因此，除非气体烃价值巨大，第一轻柴油通常不宜进入煤加氢直接液化反应过程或专用加氢热裂化过程或加氢裂化过程或其它热裂化过程进行加工，通常可进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。

煤液化产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，第二轻柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在煤加氢直接液化反应过程的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化产物第二轻柴油或其加氢稳定油，通常部分用作轻质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。

煤液化产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，重柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化产物重柴油或其加氢稳定油，通常部分用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。

煤液化产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，轻蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物轻蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。

煤液化产物中的重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)，这些含有固体颗粒、严重缺氢的物料的轻质化过程，必须在富含供氢烃的能够提供大量活性氢原子的液相条件下进行，才不至于快速结焦以维持装置长周期运转，煤液化重蜡油在反应器内的液相中的分散也需要借助于大量供氢烃的分散溶解，煤液化重蜡油的热缩合物或结焦物也需要依托液化半焦为聚集载体分散和携带出反应空间，因此，煤液化重蜡油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择，或者说煤液化重蜡油经过加氢稳定反应过程所得加氢稳定油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择；另外对于煤加氢直接液化过程，重蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物重蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。

由于煤液化产物中常规沸点高于530℃的烃类即液化渣油存在于减压塔底煤液化残渣物流中，通常排出系统不再循环加工利用，当然，根据需要可以部分循环返回。

以下详细描述煤焦油、煤焦油蒸馏过程和煤焦油加氢过程。

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。

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％。

本发明所述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。

本发明所述中低温煤焦油，指的是来自煤热解或煤造气或其它过程的煤焦油产品，可以是来自低温炼焦过程(干馏温度低于700℃)的低温煤焦油或中温炼焦过程的中温煤焦油(干馏温度介于700～950℃)或它们的混合油，通常含有煤焦油重油组分。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，中低温煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述中低温煤焦油的性质比重通常为0.89～1.15，通常金属含量为5～200PPm、硫含量为0.1～0.7％、氮含量为0.6～1.6％。本发明所述中低温煤焦油，有时无机水含量为0.2～5.0％，有时有机氧含量通常为2.5～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％。

表1是典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表。

本发明所述中温煤焦油，通常是包含常规沸程为120～450℃烃组分和常规沸点高于450℃烃组分的混合物，通常包含10～20％的常规沸程为120～260℃的轻馏分FD1(含双环芳烃馏分)、通常包含30～40％的常规沸程为260～370℃的中馏分FD2(含双环、三环芳烃馏分)、包含20～35％的常规沸程为370～450℃的重馏分FD3(含双环至四环芳烃馏分)和8～20％的常规沸程高于450℃的渣油馏分FD4(即煤沥青馏分)。

本发明所述中低温煤焦油轻质馏份油，指的是常规沸点一般为60～480℃、通常为60～450℃的煤焦油馏份油，通常可以采用固定床加氢技术进行加氢改质。

本发明所述中低温煤焦油重质馏份油，指的是常规沸点通常高于370℃、一般高于400℃的中低温煤焦油馏分，它们的加氢热裂化过程，指的是发生至少一部分加氢裂化反应生产分子量低于裂化原料分子量的过程，该过程通常包含并行的加氢脱金属、加氢精制、加氢热裂化反应，适宜的反应器形式是上流式膨胀床如悬浮床反应器或沸腾床反应器。

渣油馏分FD4通常难以采用常规固定床技术实现长周期、高收率加氢轻质化故采用上流式膨胀床如悬浮床或沸腾床加氢技术转化之，为了防止胶质沥青质团聚引发不必要的结焦反应，通常必须使用与煤渣油馏分有良好互溶能力的溶剂烃类对其溶解分散形成胶质沥青质的稀溶液，溶剂烃类可以是常规沸程为370～450℃的重馏分FD3，也可以是重馏分FD3和渣油馏分FD4的加氢芳烃部分饱和的转化物，也可以是中馏分FD2的加氢芳烃部分饱和的转化物。中馏分FD2的加氢芳烃部分饱和的转化物属于优良的供氢溶剂，富含供氢烃。

按照本发明，所述中低温煤焦油进行分离之前，通常经过过滤除固体颗粒的过程。

本发明所述中低温煤焦油，通常含有酚类化合物，在进入加氢过程之前，可以提取其中的酚类化合物比如低级酚。

中低温煤焦油，杂质金属绝大部分集中在常规沸点高于350℃特别是高于450℃的馏分中，且通常以易氢解金属组分铁、钙、镁为主要组分，通常是油溶性金属化合物如环烷酸铁、环烷酸钙等，这些易氢解金属组分是在一定高的温度和氢气存在条件下能够快速发生氢解反应转化为硫化物如硫化铁、硫化钙，并能够形成颗粒状沉淀物或共沉淀物，在一定条件下，颗粒物粒径会长大。实验研究和工业装置运转均表明，在中低温煤焦油的加氢反应过程中，原料不同组分反应温度按照由低到高分为以下步骤大体是符合实际的：易氢解金属热分解＜高活性稠环芳烃热缩合和加氢饱和＜低级硫化合物加氢脱硫、有机金属络合物催化氢解、低级有机酚催化脱氧、多环芳烃脱残炭，上述温度范围通常为170～350℃、一般为210～330℃，很明显，这是一个宽范围的反应温度区间，对于中低温煤焦油的轻馏分宜控制为不同温度段的第一、第二、第三步骤按照由低到高分阶段进行，利于降低金属硫化物生成速度、降低热缩合物生成速度、防止形成叠加峰值，实现易氢解金属沉积物在催化剂床层的纵深分布，提高沉积反应的可控性。

按照本发明，煤焦油的全馏分(需分离提取的特定组分如酚除外)均需经过加氢转化过程，表1所列沸点数据暗示：参考苊常规沸点(278℃)、蒽常规沸点(340℃)和丁省常规沸点(450℃)，以260℃、370℃和450℃为分界点，大约常规沸点低于260℃的馏分含有大量一、二环结构的芳烃，大约常规沸点为260～370℃的馏分含有大量二、三环结构的芳烃，大约常规沸点为370～450℃的馏分含有大量三、四环结构的芳烃，五环及其更多环数结构的芳烃绝大多数集中存在于常规沸点高于450℃的馏分中构成煤沥青馏分。

表1 典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表

因此，根据不同的目标产品，可以将轻馏分、重馏分分割点确定在180～450℃之间，考虑到不能将煤焦油中的胶质沥青质过度浓缩，通常将轻馏分、重馏分分割点确定在180～350℃之间，一般将轻馏分、重馏分分割点确定在250～350℃之间，适宜地将轻馏分、重馏分分割点确定在200～300℃之间。

通常中低温煤焦油轻馏分比如常规沸点低于350℃的馏分的烯烃含量高、酚含量高、胶质含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分，因此，所述的煤焦油轻馏分的预加氢过程，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、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，通常使用下流式固定床加氢反应器。

通常，中低温煤焦油重馏分比如常规沸点高于350℃或450℃或540℃的且含有全部煤沥青的中低温煤焦油馏分，其金属含量高、胶质含量高、沥青质含量高、含有固体颗粒物，因此，所述的煤焦油重馏分的加氢热裂化过程，通常使用上流式膨胀床比如沸腾床、悬浮床等加氢反应器，类似技术如中国专利ZL201010217358.1、中国专利申请CN104593060A、中国专利申请CN104946306A所描述方法，以便在线快速更换反应区中的因金属沉积和或生焦而快速失活的加氢催化剂，同时保证反应物流通畅地通过反应区的催化剂床层，其使用的催化剂、助剂已经发展出多种多样的复合功能的催化剂、助剂。所述加氢热裂化反应区，催化剂床层工作方式通常为上流式反应器。

实验和工业装置运行表明，通常，不含常规沸点高于540℃重质煤沥青的中低温煤焦油重馏分比如常规沸点为350～530℃的中低温煤焦油馏分，可以使用固定床加氢技术加工，通常进行加氢精制反应以及需要的后续的加氢裂化反应。

为了简化流程，本发明，可以将煤焦油的含煤沥青馏分油引入煤加氢直接液化反应过程。

本发明所述含可蒸馏烃组分和渣油组分ZYC的第二烃料2F，可以是1种宽馏分烃物料，也可以是2种或多种不同沸程的宽馏分烃物料的混合物；本发明所述分馏过程UFRAC加工2种或多种不同沸程的重油时，可以是2路或多路进料，不同路的原料流过的分离或分馏步骤可以相同或不同，可以是并联关系，也可以是先、后分别进入多分离步骤的串联分离过程的关系，当然也可以是先并联前分离、然后前分离产物汇合后联合后再联合分离的关系，也可以是其它更加复杂的组合关系。

本发明所述加氢热裂化反应过程R10用作重油加氢反应过程时，可以加工1种重油，也可以联合加工2种或多种不同沸程的重油；本发明所述加氢热裂化反应过程R10加工2种或多种不同沸程的重油时，可以是2路或多路进料，不同路的原料流过的反应器可以相同或不同，可以是并联加氢关系，也可以是先、后分别进入多反应区的串联加氢过程的关系，当然也可以是先并联前加氢、然后前加氢产物汇合后联合后再加氢的关系，也可以是其它更加复杂的组合关系。

本发明所述含可蒸馏烃组分和渣油组分ZYC的第二烃料2F，其得到最终加氢产品的加氢改质过程UHP的工艺流程范围，通常开始于分馏过程UFRAC、UFRAC分馏重油(通常是减压渣油)的加氢热裂化反应过程R10、UFRAC分馏石脑油和或柴油的加氢精制过程、UFRAC分馏蜡油的加氢裂化过程、结束于得到加氢改质石脑油和或轻质柴油产品的流程范围，根据需要，还可以包括获得供氢溶剂的溶剂油加氢稳定过程MR。

本发明所述循环热裂化尾油，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化生成油中的不适合作为石脑油组分或柴油组分或蜡油组分的高沸点烃，比如常规沸点高于250℃或高于300℃或高于350℃或高于450℃或530℃的烃组分，通常存在基于加氢热裂化反应过程R10生成油中渣油组分和或重蜡油组分的循环加氢热裂化物料。

本发明所述加氢提质过程，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化生成油中的石脑油或轻质柴油组分的加氢提质过程，主要目标是加氢脱杂质的加氢精制反应、选择性开环裂化反应、加氢择型短侧链反应、加氢异构降凝反应，加氢提质过程的操作压力根据需要选择，通常该过程氢气分压为4.0～18.0MPa、一般氢气分压为8.0～16.0MPa。

本发明所述重油的加氢热裂化反应过程R10，通常指的是针对具体重油的加氢热裂化过程，其主要目标可以是三环及多环结构芳烃热裂化生产单六元环烃，该过程氢气分压根据需要选择，通常在保证过程连续运行周期前提下选择尽可能低的操作压力，通常该过程氢气分压为8.0～25.0MPa、一般氢气分压为12.0～18.0MPa。

以下详细描述分馏过程UFRAC。

在联合分离过程UFRAC，进行碳氢料加氢热裂化反应过程R10的生成油1F、含可蒸馏烃组分和渣油组分ZYC的第二烃料2F的联合分离，将生成油1F分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2F分离为含渣油馏分和蒸馏油，通常得到含固体颗粒的油渣外甩料。

联合分离过程UFRAC，通常由加热、闪蒸、冷凝、分馏等步骤构成，根据需要使用泵、换热器、加热炉、重沸器、闪蒸罐、分馏塔(包括可能使用的加压塔、常压塔、减压塔)等设备，具体的流程根据需要设置；联合分离过程UFRAC，至少使用1台分馏塔(此时该塔通常为减压塔)。

在联合分离过程UFRAC，来自加氢热裂化反应过程R10的生成油1F的1路或2路或多路气相，可以和来自第二烃料2F的1路或2路或多路气相的冷凝分离过程组合在一起，通常这些气体共用包括冷凝器和或分馏塔在内的一部分分离设备至全部分离设备。

以下详细描述本发明的特征部分。

本发明碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料R10F进行悬浮床加氢反应R10R得到加氢反应产物BASE-R10P，排出加氢反应流出物R10P-X，排出加氢反应过程净产物R10P；

第一原料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；

悬浮床加氢反应R10R，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢热裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料R10FS的加氢热裂化反应；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，可能使用加氢催化剂R10C，加氢催化剂R10C可能含有金属钼；

加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、液相烃同时可能含有固体颗粒的混相物料；

基于加氢反应产物BASE-R10P的物料用作加氢反应流出物R10P-X；加氢反应流出物R10P-X，以1路或2路或多路物料的形式出现，加氢反应流出物R10P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；

属于加氢反应流出物R10P-X的液体物流R10P-L，可能含有固体颗粒；

属于加氢反应流出物R10P-X的气液混相物流R10P-M，可能含有固体颗粒；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台悬浮床加氢反应器；

所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，包含至少一个加氢反应级，可能包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级；

在热高压分离过程XS10，至少一部分基于加氢反应产物BASE-R10P的物料XS10-F分离为热高分气XS10-V和热高分油XS10-L；

至少一部分热高分油XS10-L，用作净产物热高分油XS10-LP；

可能存在部分热高分油XS10-L用作循环反应热高分油XS10-LR，循环反应热高分油XS10-LR返回悬浮床加氢反应过程R10经过反应过程R10的至少一部分加氢反应空间与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触；

至少一部分基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F；

对于悬浮床反应器排出气相产物的场合，所述悬浮床反应器排出的气相产物可能用作热高分气XS10-V；

(2)在温高压分离过程XS20，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，至少一部分物料XS20-F中的高沸点烃组分HVDC，冷凝进入温高分油XS20-L中；

至少一部分温高分油XS20-L，用作净产物温高分油XS20-LP；

可能存在部分温高分油XS20-L用作循环温高分油XS20-LR，循环温高分油XS20-LR返回上游，至少一部分基于循环温高分油XS20-LR的物料返回温高压分离过程XS20；

至少一部分基于温高分气XS20-V的含氢气物料，用作含氢气的在线加氢进料XS20-VTOR70；

(3)在线固定床加氢反应过程R70，加工在线加氢进料XS20-VTOR70，可能加工中质烃R70-KF；

在线加氢进料XS20-VTOR70、可能加工的中质烃R70-KF经过在线加氢反应过程R70发生在线加氢反应R70-R转化为在线加氢反应产物R70-P；

至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60；

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分冷高分油S60-L，用作净产物冷高分油S60-LP；

可能存在部分冷高分油S60-L用作循环冷高分油S60-LR，循环冷高分油S60-LR返回上游，至少一部分基于循环冷高分油S60-LR的物料返回冷高压分离过程S60。

本发明，通常，(2)在温高压分离过程XS20，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L；

部分温高分油XS20-L可以用作循环温高分油XS20-LR，循环温高分油XS20-LR返回上游，至少一部分基于循环温高分油XS20-LR的物料返回温高压分离过程XS20；

循环温高分油XS20-LR的工作方式，选自下列中的1种或几种：

①循环温高分油XS20-LR，与物料XS20-F混合后返回温高压分离过程XS20；

②循环温高分油XS20-LR，与热高压分离过程XS10中的来自加氢反应产物BASE-R10P的气相混合接触；

③循环温高分油XS20-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F的加氢中间产物混合接触；

④循环温高分油XS20-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F混合接触。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

部分冷高分油S60-L可以用作循环冷高分油S60-LR，循环冷高分油S60-LR返回上游，至少一部分基于循环冷高分油S60-LR的物料返回冷高压分离过程S60；

循环冷高分油S60-LR的工作方式选自下列中的1种或几种：

①循环冷高分油S60-LR，循环通过在线加氢反应过程R70的至少一部分反应空间，与在线加氢进料XS20-VTOR70和或可能加工的中质烃R70-KF或它们的加氢中间产物混合接触；

②循环冷高分油S60-LR，与温高压分离过程XS20中的来自物料XS20-F的气相混合接触；

③循环冷高分油S60-LR，与物料XS20-F混合后返回温高压分离过程XS20；

④循环冷高分油S60-LR，与热高压分离过程XS10中的来自加氢反应产物BASE-R10P的气相混合接触；

⑤循环冷高分油S60-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F的加氢中间产物混合接触；

⑥循环冷高分油S60-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F混合接触。

本发明，通常，(5)在冷低压分离过程S80，至少一部分基于冷高分油S60的物料S80-F，分离出冷低分气S80-V和冷低分油S80-L；

至少一部分冷低分油S80-L，用作净产物冷低分油S80-LP；

可能存在部分基于冷低分油S80-L的物料用作循环洗涤油S80-LR，与冷高压分离过程S60的气相或其前身物接触，增加冷高分油S60-L数量，提高冷高分油S60-L的氢气体积浓度。

本发明，通常，(5)在冷低压分离过程S80，至少一部分基于冷高分油S60的物料S80-F，分离出冷低分气S80-V和冷低分油S80-L；

至少一部分冷低分油S80-L，用作净产物冷低分油S80-LP；

部分基于冷低分油S80-L的物料可以用作循环油S80-LR，循环油S80-LR的工作方式选自下列中的1种或几种：

①循环油S80-LR，与冷高压分离过程S60进料物料R70-P-TOS60混合接触；

②循环油S80-LR，循环通过在线加氢反应过程R70的至少一部分反应空间，与在线加氢进料XS20-VTOR70和或可能加工的中质烃R70-KF或它们的加氢中间产物混合接触；

③循环油S80-LR，与温高压分离过程XS20中的来自物料XS20-F的气相混合接触；

④循环油S80-LR，与物料XS20-F混合后返回温高压分离过程XS20；

⑤循环油S80-LR，与热高压分离过程XS10中的来自加氢反应产物BASE-R10P的气相混合接触；

⑥循环油S80-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F的加氢中间产物混合接触；

⑦循环油S80-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F混合接触。

本发明，条件合适时，在一台组合设备内，进行温高压分离过程XS20和至少一部分在线加氢反应过程R70。

本发明，条件合适时，在一台组合设备XS20-R701内，进行温高压分离过程XS20和至少一部分在线加氢反应过程R70，工作方式可以选自下列中的1种：

①在一台组合设备XS20-R701内，下部为温高压分离段XS20U、上部为上流式在线加氢反应段R701U；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；温高分气XS20-V上流穿过上流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

②在一台组合设备XS20-R701内，下部为温高压分离段XS20U、上部为上流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB上部的反应段R701U上流穿行，穿过上流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

③在一台组合设备XS20-R701内，下部为温高压分离段XS20U、上部为下流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB上部的反应段R701U下流穿行，穿过下流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

④在一台组合设备XS20-R701内，上部为温高压分离段XS20U、下部为上流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB下部的反应段R701U上流穿行，穿过上流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

⑤在一台组合设备XS20-R701内，上部为温高压分离段XS20U、下部为下流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB下部的反应段R701U下流穿行，穿过下流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应。

本发明，在热高压分离过程XS10的气相空间，可以设置气相物料的油洗段，油洗段工作方式可以选自下列中的1种或几种：

①采用洗涤液喷洒雾化方式，进行气液接触洗涤；

②采用塔盘使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

③采用填料使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

④采用内置旋风分离器使洗涤液与气体并流混合后被分离为气相和液相的方式，进行气液接触洗涤。

本发明，在温高压分离过程XS20的气相空间，可以设置气相物料的油洗段，油洗段工作方式可以选自下列中的1种或几种：

①采用洗涤液喷洒雾化方式，进行气液接触洗涤；

②采用塔盘使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

③采用填料使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

④采用内置旋风分离器使洗涤液与气体并流混合后被分离为气相和液相的方式，进行气液接触洗涤。

本发明，通常，(2)在温高压分离过程XS20，可能使用油洗气相的方法，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，至少一部分物料XS20-F中的高沸点烃组分HVDC，进入温高分油XS20-L中；

温高压分离过程XS20的分离目标，可以选自下列中的1种：

①温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥500℃的烃组分的含量低于0.2％重量；

②温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥450℃的烃组分的含量低于0.2％重量；

③温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥450℃的烃组分的含量低于0.2％重量，同时，温高分气XS20-V中常规沸点≥350℃的烃组分重量低于在线加氢反应产物R70-P中常规沸点为180～345℃的全部烃组分重量的3.5％；

④温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥400℃的烃组分的含量低于0.2％重量；

⑤温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥400℃的烃组分的含量低于1％重量，同时，温高分气XS20-V中常规沸点≥350℃的烃组分重量低于在线加氢反应产物R70-P中常规沸点为180～345℃的全部烃组分重量的3.5％。

本发明，通常，中质烃R70-KF所含烃类，可以选自下列中的1种或几种：

①全部烃组分的沸点≤350℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分；

②全部烃组分的沸点≤400℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分；

③全部烃组分的沸点≤450℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分；

④全部烃组分的沸点≤500℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，可以选自下列加氢反应过程的1种或2种或几种的组合：

①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

③煤加氢直接液化制油过程使用悬浮床的加氢过程，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；

④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

⑤乙烯裂解焦油的使用悬浮床的加氢过程；

⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油的使用悬浮床的加氢过程；

上述的热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，存在的固体颗粒可以选自下列中的1种或几种：

①煤加氢直接液化过程所得半焦颗粒；

②催化剂颗粒；

③铁锈颗粒；

④无机物颗粒；

⑤煤焦化过程产生的进入煤焦油中的固体颗粒；

⑥来自烃类热缩合过程的产物固体颗粒；

⑦来自页岩的固体颗粒；

⑧来自油砂的固体颗粒；

⑨其它存在于加氢反应产物中的颗粒。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用的悬浮床反应器，操作方式可以选自下列中的1种或几种的组合：

①悬浮床即浆态床加氢反应器；

②悬浮床和沸腾床的组合床加氢反应器；

③悬浮床和其它床型的组合床加氢反应器。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用的加氢反应器R10XE的工作方式可以选自下列中的1种或几种：

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流悬浮床反应器；

选项2，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器；

选项3，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项4，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项5，反应器R10XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；

选项6，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项7，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项8，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；

选项9，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；

选项10，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项11，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回悬浮床反应器下部反应区的器外环流；

选项12，反应器R10XE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为反应段可能含固体的液料产物或循环反应液相。

本发明，通常，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，加氢反应级得到液体产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：

①自反应级反应产物的气液分离过程排出的可能含固体的液料，作为最后反应级可能含固体的液料产物；

②反应级的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应级的最后反应器的底部液相区排出的可能含固体的液料，作为反应级可能含固体的液料产物；

③反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为反应级可能含固体的液料产物；

④反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为待脱气可能含固体的液料；

待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应级的可能含有固体的液体产物；

⑤反应级的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为反应级可能含固体的液料产物或循环反应液相。

本发明，(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F可以包含下列物料中的一种或几种：

①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

④煤加氢直接液化制油过程所得油品，煤加氢直接液化制油过程包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；

⑤石油基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

⑥页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

⑦石油砂基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

⑧乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；

⑨其它胶质重量含量高于15％和或沥青质重量含量高于5.0％的烃油；

上述的热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程。

本发明，中质烃R70-KF，可以选自下列物流中的一种或几种：

①石油基的直馏柴油；

②石油基的直馏蜡油；

③石油基的催化柴油；

④石油基的催化蜡油；

⑤石油基的焦化柴油；

⑥石油基的焦化蜡油；

⑦悬浮床加氢产物柴油，可能含有重石脑油；

⑧悬浮床加氢产物蜡油。

本发明，第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，包含至少2个加氢反应级；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10的第一加氢反应级1R，是一个有液相产物循环的加氢反应级；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，末端加氢反应级为ENDR；

末端加氢反应级为ENDR，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式悬浮床加氢反应器，最后1台加氢反应器ENDR9E为上流式悬浮床加氢反应器；

最后一个加氢反应级ENDR为有液相产物循环的加氢反应级ENDR，末端加氢反应级ENDR的产物ENDR-P使用热高分器ENDR-DS进行气液分离；

热高分器ENDR-DS排出的反应循环液ENDR-DSLR的组成，选自下列中的1种或几种：

①常规沸点高于350℃的烃组分的重量浓度大于60％；

②常规沸点高于450℃的烃组分的重量浓度大于45％；

③常规沸点高于480℃的烃组分的重量浓度大于35％；

④双环结构芳烃和多环结构芳烃的总重量与沥青质重量的比值大于3。

本发明，在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率R10-CON-SX，可以选自下列中的1种：

①大于75％；

②大于85％；

③大于90％。

本发明，在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率为R10-CON-SX；

在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10的第一加氢反应级1R，第一原料R10F中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率1R-CON-SX，可以选自下列中的1种或几种：

①为单程加氢裂化转化率R10-CON-SX的35～60％；

②为单程加氢裂化转化率R10-CON-SX的60～80％。

本发明，在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，可以使用供氢烃物流DFS，供氢烃物流DSF的供氢烃DS重量浓度，选自下列中的1种：

①为15～20％；

②为20～30％；

③为30～45％；

④为45～65％。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，进入加氢反应过程使用。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，返回碳氢料悬浮床加氢反应过程R10和或在线加氢反应过程R70；

富氢气气体HPV的氢气体积浓度，可以选自下列中的1种：

①大于75％；

②大于85％。

本发明，通常，(5)在分离部分FRAC，分离可能含有固体的净产物热高分油XS10-LP，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；

通常，至少一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR不进入加氢反应过程R10。

通常，至少一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR作为反应-分馏循环路径的循环油S66进入加氢反应过程R10，与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触。

本发明，第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

第一原料R10F的残炭含量，可以选自下列中的1种：

①为10～18％；

②为18～28％；

③为28～35％；

④为大于35％。

本发明，第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

在分离部分FRAC，分离可能含有固体的净产物热高分油XS10-LP，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；

可能有部分加氢热裂化减压渣油THC-VR作为反应-分馏循环路径的循环油S66进入加氢反应过程R10，与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触；

在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F的常规沸点介于180～350℃之间的烃类加氢产物的重量收率DIESX，选自下列中的1种：

①为20～30％；

②为30～45％；

③为45～55％；

④大于55％。

本发明，(1)第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程，其操作方式可以选自下列中的1种或几种：

①反应过程R10，操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500Nm³/m³，加氢催化剂添加量为重油原料重量的0.001～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，体积空速为0.25～5.0hr^-1；

②反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

③反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

加氢催化剂R10C，添加状态为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；

④反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

加氢催化剂R10C，添加状态为钼的油溶性盐类化合物或其混合物；

⑤反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂；

⑥反应过程R10，使用的加氢催化剂R10C，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为0.1至10；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，加氢热裂化催化剂水含量低于2wt％；加氢热裂化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；

⑦反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C包含氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。

本发明，第一原料R10F，可以主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程；

在反应过程R10，使用的加氢催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在重油上流式加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

反应过程R10的操作条件为，可以选自下列中的1种：

①反应过程R10的操作条件为：温度为350～480℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为0.01～2000、加氢催化剂R10C加入重量为重油F1重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr^-1；

②加氢催化剂R10C加入重量，折算为主体工作形态的M₀S₂，与第一原料R10F重量流量的比值为百万分之七十至百万分之四百、反应器体积空速为0.1～2.0hr^-1；

反应过程R10的操作温度为400～450℃；

第一加氢反应级1R的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度5～20℃；

③加氢催化剂R10C加入重量，折算为主体工作形态的M₀S₂，与第一原料R10F重量流量的比值为百万分之一百至百万分之三百、反应器体积空速为0.2～1.0hr^-1；

反应过程R10的操作温度为410～445℃；

第一加氢反应级1R的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度10～15℃。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60与洗涤水混合降温后进入冷高压分离过程S60，分离出冷高分气S60-V、冷高分油S60-L、冷高分水。

本发明，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

基于冷高分油S60-L的物料，可以经过液力透平输出能量后完成降压过程，成为物料R70-P-TOS60。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，可以经过气体脱硫化氢过程DH2S-U100后，返回碳氢料悬浮床加氢反应过程R10和或在线加氢反应过程R70。

本发明，通常，(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，可以经过气体脱硫化氢过程DH2S-U100后，返回碳氢料悬浮床加氢反应过程R10和或在线加氢反应过程R70；

在气体脱硫化氢过程DH2S-U100，贫硫化氢的脱硫吸收液吸收富氢气气体HPV中硫化氢后成为富硫化氢的脱硫吸收液；

富硫化氢的脱硫吸收液经过液力透平输出能量后完成降压过程。

本发明，一种常见的操作结果是，在线加氢反应产物R70-P的生成油的分馏过程，最高沸点烃类属于柴油产品。

本发明，通常，各步骤操作条件为：

(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，反应温度为350～485℃，反应器压力为6～30MPa；

热高压分离过程XS10，操作温度为350～485℃，操作压力为6～30MPa；

(2)温高压分离过程XS20，操作温度为180～350℃，操作压力为6～30MPa；

(3)在线固定床加氢反应过程R70，操作温度为270～450℃，操作压力为6～30MPa；

(4)在冷高压分离过程S60，操作温度为20～60℃，操作压力为6～30MPa。

本发明，(3)在线加氢反应产物R70-P可以经过热高压分离过程S50分离为热高分气S50-V和热高分油S50-L；

至少一部分基于热高分气S50-V的物料用作物料R70-P-TOS60。

本发明，通常，至少一部分基于热高分油S50-L的热态含液相物料进入分馏塔中进行分馏操作。

本发明，根据需要，基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F，物料XS20-F的降温过程可以设置水蒸气发生器。

本发明，根据需要，基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F，物料XS20-F的降温过程设置油品物流GH01的升温换热器得到升温后油品物流GH08；

油品物流GH08的放热过程，可能设置水蒸气发生器。

本发明，根据需要，基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F，物料XS20-F的降温过程设置油品物流GH01的升温换热器得到升温后油品物流GH08；

油品物流GH08的放热过程设置取热器放热得到降温后油品物流GH01；

在油品物流GH01的循环过程中，设置油品缓冲罐GD100；

油品缓冲罐GD100采用气体背压式充压，当装置停电时，碳氢料悬浮床加氢反应过程R10紧急泄压，此时，油品缓冲罐GD100依靠背压气体膨胀，推动油品物流GH01继续流动一段时间对物料XS20-F进行取热。

本发明，根据需要，至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60，物料R70-P-TOS60的降温过程可以设置水蒸气发生器。

本发明，根据需要，至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60，物料R70-P-TOS60的降温过程设置油品物流JH01的升温换热器得到升温后油品物流JH08；

油品物流JH08的放热过程，可能设置水蒸气发生器。

本发明，根据需要，至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60，物料R70-P-TOS60的降温过程设置油品物流JH01的升温换热器得到升温后油品物流JH08；

油品物流JH08的放热过程设置取热器放热得到降温后油品物流JH01；

在油品物流JH01的循环过程中，设置油品缓冲罐JD100；

油品缓冲罐JD100采用气体背压式充压，当装置停电时，在线固定床加氢反应过程R70紧急泄压，此时，油品缓冲罐JD100依靠背压气体膨胀，推动油品物流JH01继续流动一段时间对物料R70-P-TOS60进行取热。

本发明，根据需要，(3)在线固定床加氢反应过程R70，可能加工的中质烃R70-KF可能进入在线固定床加氢反应过程R70的起始反应位置或中间加氢过程。

本发明，根据需要，(3)在线固定床加氢反应过程R70，可能使用1路或2路或多路中质烃R70-KF。

以下详细描述本发明的加氢反应过程的气相硫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任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)或规定值，以保证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。当预加氢反应过程R1的稀释烃以含硫化氢的加氢反应流出物形式提供时，如果其中的硫化氢数量满足预加氢反应过程R1的需要，可以不再使用补硫剂。

以下详细描述本发明的加氢反应流出物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部分，最好引入预加氢反应过程R1。

Claims (47)

1.碳氢料悬浮床加氢产物温高分气及中质烃的在线固定床加氢方法，其特征在于包含以下步骤：

(1)在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料R10F进行悬浮床加氢反应R10R得到加氢反应产物BASE-R10P，排出加氢反应流出物R10P-X，排出加氢反应过程净产物R10P；

第一原料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；

悬浮床加氢反应R10R，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢热裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料R10FS的加氢热裂化反应；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，可能使用加氢催化剂R10C，加氢催化剂R10C可能含有金属钼；

加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、液相烃同时可能含有固体颗粒的混相物料；

基于加氢反应产物BASE-R10P的物料用作加氢反应流出物R10P-X；加氢反应流出物R10P-X，以1路或2路或多路物料的形式出现，加氢反应流出物R10P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；

属于加氢反应流出物R10P-X的液体物流R10P-L，可能含有固体颗粒；

属于加氢反应流出物R10P-X的气液混相物流R10P-M，可能含有固体颗粒；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台悬浮床加氢反应器；

所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，包含至少一个加氢反应级，可能包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级；

在热高压分离过程XS10，至少一部分基于加氢反应产物BASE-R10P的物料XS10-F分离为热高分气XS10-V和热高分油XS10-L；

至少一部分热高分油XS10-L，用作净产物热高分油XS10-LP；

可能存在部分热高分油XS10-L用作循环反应热高分油XS10-LR，循环反应热高分油XS10-LR返回悬浮床加氢反应过程R10经过反应过程R10的至少一部分加氢反应空间与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触；

至少一部分基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F；

对于悬浮床反应器排出气相产物的场合，所述悬浮床反应器排出的气相产物可能用作热高分气XS10-V；

(2)在温高压分离过程XS20，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，至少一部分物料XS20-F中的高沸点烃组分HVDC，冷凝进入温高分油XS20-L中；

至少一部分温高分油XS20-L，用作净产物温高分油XS20-LP；

可能存在部分温高分油XS20-L用作循环温高分油XS20-LR，循环温高分油XS20-LR返回上游，至少一部分基于循环温高分油XS20-LR的物料返回温高压分离过程XS20；

至少一部分基于温高分气XS20-V的含氢气物料，用作含氢气的在线加氢进料XS20-VTOR70；

(3)在线固定床加氢反应过程R70，加工在线加氢进料XS20-VTOR70，可能加工中质烃R70-KF；

在线加氢进料XS20-VTOR70、可能加工的中质烃R70-KF经过在线加氢反应过程R70发生在线加氢反应R70-R转化为在线加氢反应产物R70-P；

至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60；

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分冷高分油S60-L，用作净产物冷高分油S60-LP；

可能存在部分冷高分油S60-L用作循环冷高分油S60-LR，循环冷高分油S60-LR返回上游，至少一部分基于循环冷高分油S60-LR的物料返回冷高压分离过程S60。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(2)在温高压分离过程XS20，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L；

部分温高分油XS20-L用作循环温高分油XS20-LR，循环温高分油XS20-LR返回上游，至少一部分基于循环温高分油XS20-LR的物料返回温高压分离过程XS20；

循环温高分油XS20-LR的工作方式，选自下列中的1种或几种：

①循环温高分油XS20-LR，与物料XS20-F混合后返回温高压分离过程XS20；

②循环温高分油XS20-LR，与热高压分离过程XS10中的来自加氢反应产物BASE-R10P的气相混合接触；

③循环温高分油XS20-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F的加氢中间产物混合接触；

④循环温高分油XS20-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F混合接触。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

部分冷高分油S60-L用作循环冷高分油S60-LR，循环冷高分油S60-LR返回上游，至少一部分基于循环冷高分油S60-LR的物料返回冷高压分离过程S60；

循环冷高分油S60-LR的工作方式选自下列中的1种或几种：

①循环冷高分油S60-LR，循环通过在线加氢反应过程R70的至少一部分反应空间，与在线加氢进料XS20-VTOR70和或可能加工的中质烃R70-KF或它们的加氢中间产物混合接触；

②循环冷高分油S60-LR，与温高压分离过程XS20中的来自物料XS20-F的气相混合接触；

③循环冷高分油S60-LR，与物料XS20-F混合后返回温高压分离过程XS20；

④循环冷高分油S60-LR，与热高压分离过程XS10中的来自加氢反应产物BASE-R10P的气相混合接触；

⑤循环冷高分油S60-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F的加氢中间产物混合接触；

⑥循环冷高分油S60-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F混合接触。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(5)在冷低压分离过程S80，至少一部分基于冷高分油S60的物料S80-F，分离出冷低分气S80-V和冷低分油S80-L；

至少一部分冷低分油S80-L，用作净产物冷低分油S80-LP；

可能存在部分基于冷低分油S80-L的物料用作循环洗涤油S80-LR，与冷高压分离过程S60的气相或其前身物接触，增加冷高分油S60-L数量，提高冷高分油S60-L的氢气体积浓度。

5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：

(5)在冷低压分离过程S80，至少一部分基于冷高分油S60的物料S80-F，分离出冷低分气S80-V和冷低分油S80-L；

至少一部分冷低分油S80-L，用作净产物冷低分油S80-LP；

部分基于冷低分油S80-L的物料用作循环油S80-LR，循环油S80-LR的工作方式选自下列中的1种或几种：

①循环油S80-LR，与冷高压分离过程S60进料物料R70-P-TOS60混合接触；

②循环油S80-LR，循环通过在线加氢反应过程R70的至少一部分反应空间，与在线加氢进料XS20-VTOR70和或可能加工的中质烃R70-KF或它们的加氢中间产物混合接触；

③循环油S80-LR，与温高压分离过程XS20中的来自物料XS20-F的气相混合接触；

④循环油S80-LR，与物料XS20-F混合后返回温高压分离过程XS20；

⑤循环油S80-LR，与热高压分离过程XS10中的来自加氢反应产物BASE-R10P的气相混合接触；

⑥循环油S80-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F的加氢中间产物混合接触；

⑦循环油S80-LR，进入碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，与第一原料R10F混合接触。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在一台组合设备内，进行温高压分离过程XS20和至少一部分在线加氢反应过程R70。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在一台组合设备XS20-R701内，进行温高压分离过程XS20和至少一部分在线加氢反应过程R70，工作方式选自下列中的1种：

①在一台组合设备XS20-R701内，下部为温高压分离段XS20U、上部为上流式在线加氢反应段R701U；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；温高分气XS20-V上流穿过上流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

②在一台组合设备XS20-R701内，下部为温高压分离段XS20U、上部为上流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB上部的反应段R701U上流穿行，穿过上流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

③在一台组合设备XS20-R701内，下部为温高压分离段XS20U、上部为下流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB上部的反应段R701U下流穿行，穿过下流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

④在一台组合设备XS20-R701内，上部为温高压分离段XS20U、下部为上流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB下部的反应段R701U上流穿行，穿过上流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应；

⑤在一台组合设备XS20-R701内，上部为温高压分离段XS20U、下部为下流式在线加氢反应段R701U，在分离段XS20U、反应段R701U之间设置隔板KGB；

物料XS20-F进入组合设备X20-R701，在组合设备X20-R701的温高压分XS20U，分离为温高分气XS20-V、温高分液XS20-L；

温高分气XS20-V穿过组合设备XS20-R701的器壁上的开口排出组合设备XS20-R701，然后进入隔板KGB下部的反应段R701U下流穿行，穿过下流式在线加氢反应段R701U的催化剂床层后，转化为加氢产物R701-P；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，进入加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA和或下游催化剂床层R701U-BEDB；

在线加氢反应段R701U中，可能使用的中质烃物流R70-KF，可能进入加氢反应段R701U的下游催化剂床层R701U-BEDB，可能作为冷却物料与加氢反应段R701U的上游催化剂床层R701U-BEDA排出产物R701U-BEDA-P混合使其降温成为混合料R701U-BEDA-PM；混合料R701U-BEDA-PM经过下游催化剂床层R701U-BEDB进行加氢反应。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在热高压分离过程XS10的气相空间，设置气相物料的油洗段，油洗段工作方式选自下列中的1种或几种：

①采用洗涤液喷洒雾化方式，进行气液接触洗涤；

②采用塔盘使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

③采用填料使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

④采用内置旋风分离器使洗涤液与气体并流混合后被分离为气相和液相的方式，进行气液接触洗涤。

9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在温高压分离过程XS20的气相空间，设置气相物料的油洗段，油洗段工作方式选自下列中的1种或几种：

①采用洗涤液喷洒雾化方式，进行气液接触洗涤；

②采用塔盘使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

③采用填料使洗涤液与气体逆流接触的方式，进行气液接触洗涤；

④采用内置旋风分离器使洗涤液与气体并流混合后被分离为气相和液相的方式，进行气液接触洗涤。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(2)在温高压分离过程XS20，可能使用油洗气相的方法，物料XS20-F分离为温高分气XS20-V和温高分油XS20-L，至少一部分物料XS20-F中的高沸点烃组分HVDC，进入温高分油XS20-L中；

温高压分离过程XS20的分离目标，选自下列中的1种：

①温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥500℃的烃组分的含量低于0.2％重量；

②温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥450℃的烃组分的含量低于0.2％重量；

③温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥450℃的烃组分的含量低于0.2％重量，同时，温高分气XS20-V中常规沸点≥350℃的烃组分重量低于在线加氢反应产物R70-P中常规沸点为180～345℃的全部烃组分重量的3.5％；

④温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥400℃的烃组分的含量低于0.2％重量；

⑤温高分气XS20-V的烃类中常规沸点≥400℃的烃组分的含量低于1％重量，同时，温高分气XS20-V中常规沸点≥350℃的烃组分重量低于在线加氢反应产物R70-P中常规沸点为180～345℃的全部烃组分重量的3.5％。

11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

中质烃R70-KF所含烃类，选自下列中的1种或几种：

①全部烃组分的沸点≤350℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分；

②全部烃组分的沸点≤400℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分；

③全部烃组分的沸点≤450℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分；

④全部烃组分的沸点≤500℃，含有至少一部分300～350℃的烃组分。

12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，选自下列加氢反应过程的1种或2种或几种的组合：

①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

③煤加氢直接液化制油过程使用悬浮床的加氢过程，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；

④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

⑤乙烯裂解焦油的使用悬浮床的加氢过程；

⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用悬浮床的加氢过程；

⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油的使用悬浮床的加氢过程；

上述的热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程。

13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，存在的固体颗粒选自下列中的1种或几种：

①煤加氢直接液化过程所得半焦颗粒；

②催化剂颗粒；

③铁锈颗粒；

④无机物颗粒；

⑤煤焦化过程产生的进入煤焦油中的固体颗粒；

⑥来自烃类热缩合过程的产物固体颗粒；

⑦来自页岩的固体颗粒；

⑧来自油砂的固体颗粒；

⑨其它存在于加氢反应产物中的颗粒。

14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用的悬浮床反应器，操作方式选自下列中的1种或几种的组合：

①悬浮床即浆态床加氢反应器；

②悬浮床和沸腾床的组合床加氢反应器；

③悬浮床和其它床型的组合床加氢反应器。

15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用的加氢反应器R10XE的工作方式选自下列中的1种或几种：

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流悬浮床反应器；

选项2，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器；

选项3，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项4，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项5，反应器R10XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；

选项6，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项7，反应器R10XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器R10XE原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项8，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；

选项9，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；

选项10，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项11，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回悬浮床反应器下部反应区的器外环流；

选项12，反应器R10XE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为反应段可能含固体的液料产物或循环反应液相。

16.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，加氢反应级得到液体产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：

①自反应级反应产物的气液分离过程排出的可能含固体的液料，作为最后反应级可能含固体的液料产物；

②反应级的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应级的最后反应器的底部液相区排出的可能含固体的液料，作为反应级可能含固体的液料产物；

③反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为反应级可能含固体的液料产物；

④反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为待脱气可能含固体的液料；

待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应级的可能含有固体的液体产物；

⑤反应级的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含固体的液料，作为反应级可能含固体的液料产物或循环反应液相。

17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F包含下列物料中的一种或几种：

①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

④煤加氢直接液化制油过程所得油品，煤加氢直接液化制油过程包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；

⑤石油基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

⑥页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

⑦石油砂基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；

⑧乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；

⑨其它胶质重量含量高于15％和或沥青质重量含量高于5.0％的烃油；

上述的热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程。

18.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

中质烃R70-KF，选自下列物流中的一种或几种：

①石油基的直馏柴油；

②石油基的直馏蜡油；

③石油基的催化柴油；

④石油基的催化蜡油；

⑤石油基的焦化柴油；

⑥石油基的焦化蜡油；

⑦悬浮床加氢产物柴油，可能含有重石脑油；

⑧悬浮床加氢产物蜡油。

19.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

第一原料R10F，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，包含至少2个加氢反应级；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10的第一加氢反应级1R，是一个有液相产物循环的加氢反应级；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，末端加氢反应级为ENDR；

末端加氢反应级为ENDR，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式悬浮床加氢反应器，最后1台加氢反应器ENDR9E为上流式悬浮床加氢反应器；

最后一个加氢反应级ENDR为有液相产物循环的加氢反应级ENDR，末端加氢反应级ENDR的产物ENDR-P使用热高分器ENDR-DS进行气液分离；

热高分器ENDR-DS排出的反应循环液ENDR-DSLR的组成，选自下列中的1种或几种：

①常规沸点高于350℃的烃组分的重量浓度大于60％；

②常规沸点高于450℃的烃组分的重量浓度大于45％；

③常规沸点高于480℃的烃组分的重量浓度大于35％；

④双环结构芳烃和多环结构芳烃的总重量与沥青质重量的比值大于3。

20.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：

在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率R10-CON-SX，选自下列中的1种：

①大于75％；

②大于85％；

③大于90％。

21.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：

在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率为R10-CON-SX；

在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10的第一加氢反应级1R，第一原料R10F中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率1R-CON-SX，选自下列中的1种或几种：

①为单程加氢裂化转化率R10-CON-SX的35～60％；

②为单程加氢裂化转化率R10-CON-SX的60～80％。

22.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，使用供氢烃物流DSF，供氢烃物流DSF的供氢烃DS重量浓度，选自下列中的1种：

①为15～20％；

②为20～30％；

③为30～45％；

④为45～65％。

23.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，进入加氢反应过程使用。

24.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，返回碳氢料悬浮床加氢反应过程R10和或在线加氢反应过程R70；

富氢气气体HPV的氢气体积浓度，选自下列中的1种：

①大于75％；

②大于85％。

25.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(5)在分离部分FRAC，分离可能含有固体的净产物热高分油XS10-LP，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR。

26.根据权利要求25所述的方法，其特征在于：

至少一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR不进入加氢反应过程R10。

27.根据权利要求25所述的方法，其特征在于：

至少一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR作为反应-分馏循环路径的循环油S66进入加氢反应过程R10，与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触。

28.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

第一原料R10F，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

第一原料R10F的残炭含量，选自下列中的1种：

①为10～18％；

②为18～28％；

③为28～35％；

④为大于35％。

29.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

第一原料R10F，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

在分离部分FRAC，分离可能含有固体的净产物热高分油XS10-LP，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；

可能有部分加氢热裂化减压渣油THC-VR作为反应-分馏循环路径的循环油S66进入加氢反应过程R10，与第一原料R10F或R10F的加氢中间产物混合接触；

在碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，第一原料R10F的常规沸点介于180～350℃之间的烃类加氢产物的重量收率DIESX，选自下列中的1种：

①为20～30％；

②为30～45％；

③为45～55％；

④大于55％。

30.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(1)第一原料R10F，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程，其操作方式选自下列中的1种或几种：

①反应过程R10，操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500Nm³/m³，加氢催化剂添加量为重油原料重量的0.001～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，体积空速为0.25～5.0hr^-1；

②反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

③反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

加氢催化剂R10C，添加状态为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；

④反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

加氢催化剂R10C，添加状态为钼的油溶性盐类化合物或其混合物；

⑤反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂；

⑥反应过程R10，使用的加氢催化剂R10C，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为0.1至10；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，加氢热裂化催化剂水含量低于2wt％；加氢热裂化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；

⑦反应过程R10，使用的加氢热裂化催化剂R10C包含氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。

31.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

第一原料R10F，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；

碳氢料悬浮床加氢反应过程R10为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程；

在反应过程R10，使用的加氢催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在重油上流式加氢反应过程R10的主体工作形态为M₀S₂，工作形态的加氢催化剂R10C为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；

反应过程R10的操作条件为，选自下列中的1种：

①反应过程R10的操作条件为：温度为350～480℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为0.01～2000、加氢催化剂R10C加入重量为重油F1重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr^-1；

②加氢催化剂R10C加入重量，折算为主体工作形态的M₀S₂，与第一原料R10F重量流量的比值为百万分之七十至百万分之四百、反应器体积空速为0.1～2.0hr^-1；

反应过程R10的操作温度为400～450℃；

第一加氢反应级1R的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度5～20℃；

③加氢催化剂R10C加入重量，折算为主体工作形态的M₀S₂，与第一原料R10F重量流量的比值为百万分之一百至百万分之三百、反应器体积空速为0.2～1.0hr^-1；

反应过程R10的操作温度为410～445℃；

第一加氢反应级1R的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度10～15℃。

32.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60与洗涤水混合降温后进入冷高压分离过程S60，分离出冷高分气S60-V、冷高分油S60-L、冷高分水。

33.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

基于冷高分油S60-L的物料经过液力透平输出能量后完成降压过程，成为物料R70-P-TOS60。

34.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，经过气体脱硫化氢过程DH2S-U100后，返回碳氢料悬浮床加氢反应过程R10和或在线加氢反应过程R70。

35.根据权利要求34所述的方法，其特征在于：

(4)在冷高压分离过程S60，物料R70-P-TOS60分离出冷高分气S60-V和冷高分油S60-L；

至少一部分基于冷高分气S60-V的富氢气气体HPV，经过气体脱硫化氢过程DH2S-U100后，返回碳氢料悬浮床加氢反应过程R10和或在线加氢反应过程R70；

在气体脱硫化氢过程DH2S-U100，贫硫化氢的脱硫吸收液吸收富氢气气体HPV中硫化氢后成为富硫化氢的脱硫吸收液；

富硫化氢的脱硫吸收液经过液力透平输出能量后完成降压过程。

36.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在线加氢反应产物R70-P的生成油的分馏过程，最高沸点烃类属于柴油产品。

37.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

各步骤操作条件为：

(1)碳氢料悬浮床加氢反应过程R10，反应温度为350～485℃，反应器压力为6～30MPa；

热高压分离过程XS10，操作温度为350～485℃，操作压力为6～30MPa；

(2)温高压分离过程XS20，操作温度为180～350℃，操作压力为6～30MPa；

(3)在线固定床加氢反应过程R70，操作温度为270～450℃，操作压力为6～30MPa；

(4)在冷高压分离过程S60，操作温度为20～60℃，操作压力为6～30MPa。

38.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(3)在线加氢反应产物R70-P经过热高压分离过程S50分离为热高分气S50-V和热高分油S50-L；

至少一部分基于热高分气S50-V的物料用作物料R70-P-TOS60。

39.根据权利要求38所述的方法，其特征在于：

至少一部分基于热高分油S50-L的热态含液相物料进入分馏塔中进行分馏操作。

40.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F，物料XS20-F的降温过程设置水蒸气发生器。

41.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F，物料XS20-F的降温过程设置油品物流GH01的升温换热器得到升温后油品物流GH08；

油品物流GH08的放热过程，可能设置水蒸气发生器。

42.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

基于热高分气XS10-V的物料用做物料XS20-F，物料XS20-F的降温过程设置油品物流GH01的升温换热器得到升温后油品物流GH08；

油品物流GH08的放热过程设置取热器放热得到降温后油品物流GH01；

在油品物流GH01的循环过程中，设置油品缓冲罐GD100；

油品缓冲罐GD100采用气体背压式充压，当装置停电时，碳氢料悬浮床加氢反应过程R10紧急泄压，此时，油品缓冲罐GD100依靠背压气体膨胀，推动油品物流GH01继续流动一段时间对物料XS20-F进行取热。

43.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60，物料R70-P-TOS60的降温过程设置水蒸气发生器。

44.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60，物料R70-P-TOS60的降温过程设置油品物流JH01的升温换热器得到升温后油品物流JH08；

油品物流JH08的放热过程，可能设置水蒸气发生器。

45.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

至少一部分基于在线加氢反应产物R70-P的物料用作物料R70-P-TOS60，物料R70-P-TOS60的降温过程设置油品物流JH01的升温换热器得到升温后油品物流JH08；

油品物流JH08的放热过程设置取热器放热得到降温后油品物流JH01；

在油品物流JH01的循环过程中，设置油品缓冲罐JD100；

油品缓冲罐JD100采用气体背压式充压，当装置停电时，在线固定床加氢反应过程R70紧急泄压，此时，油品缓冲罐JD100依靠背压气体膨胀，推动油品物流JH01继续流动一段时间对物料R70-P-TOS60进行取热。

46.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(3)在线固定床加氢反应过程R70，可能加工的中质烃R70-KF可能进入在线固定床加氢反应过程R70的起始反应位置或中间加氢过程。

47.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

(3)在线固定床加氢反应过程R70，可能使用1路或2路或多路中质烃R70-KF。