CN111575049A - 溶剂脱沥青油在重油上流式加氢裂化过程的用法 - Google Patents
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Abstract
溶剂脱沥青油在重油上流式加氢裂化过程的用法，将渣油的溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或后半程反应过程UR12中，用作沥青质的溶剂以改善操作；KF稀释分离过程US10的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，可防止分离过程沥青质析出、降低缩合物产量、延长操作周期；KF稀释中间反应过程UR10的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，利于提高减压渣油组分的裂化转化率、降低未转化减压渣油的收率，可加工更为劣质的减压渣油；分离过程US10所得减压渣油UCO，在溶剂脱沥青过程SDA分离出溶剂脱沥青油DAO，将部分DAO作为KF使用，即构成DAO循环加工流程。
Description
技术领域
本发明涉及溶剂脱沥青油在重油上流式加氢裂化过程的用法，将渣油的溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或后半程反应过程UR12中，用作沥青质的溶剂以改善操作；KF稀释分离过程US10的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，可防止分离过程沥青质析出、降低缩合物产量、延长操作周期；KF稀释中间反应过程UR10的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，利于提高减压渣油组分的裂化转化率、降低未转化减压渣油的收率，可加工更为劣质的减压渣油；分离过程US10所得减压渣油UCO，在溶剂脱沥青过程SDA分离出溶剂脱沥青油DAO，将部分DAO作为KF使用，即构成DAO循环加工流程。
背景技术
本发明所述重油UR10F，其烃类的常规沸点通常＞500℃、一般＞530℃、特别地＞575℃。
本发明所述重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程R10，指的是重油上流式膨胀床加氢热裂化反应过程，如悬浮床加氢热裂化反应过程、沸腾床加氢热裂化反应过程、悬浮床和沸腾床的组合床加氢热裂化反应过程等。
本发明所述重油UR10F的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程R10，发生至少一部分重油UR10F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；重油上流式加氢裂化反应过程R10，通常无法实现单程反应全部轻质化，通常其合理高的单程转化率通常为70～85％，这样加氢热裂化反应产物R10P中存在一定数量比如15～30％的尾油(加氢热裂化产物渣油)THC-VR。
如果从组分结构的角度看，加氢热裂化产物渣油THC-VR本身就是重油中大分子未轻质化的残余物或转化物或热缩合物大分子的浓缩物，与其加氢热裂化前身物原料重油UR10F的同沸程馏分相比，通常，其中的胶质含量、沥青质含量、残炭含量显著升高比如升高30～100％。
为了提高装置的加工效率，最好增加重油UR10F的单程转化率；而重油UR10F的单程转化率的升高，必然降低反应产物中渣油馏分数量，同时增加热缩合物胶质、沥青质、液相焦炭数量，这种“胶质、沥青质、液相焦炭的数量的增加”与“胶质、沥青质、液相焦炭的溶剂油数量的减少”发展到超饱和程度或临界饱和程度，会导致胶质、沥青质、液相焦炭从稳定的胶体溶液体系中析出成为超饱和沥青相即第二液相，导致反应器等容器内快速结焦，迫使装置停工。
在“提高重油UR10F的单程转化率必然增加热缩合物胶质、沥青质、液相焦炭数量”这一事实的前提下，避免“胶质、沥青质、液相焦炭析出”的方法，必然是降低重油UR10F单程转化率或引入外来的溶剂油，由于降低重油UR10F单程转化率是被动的方法，会降低装置加工效率，因此“引入外来的合适的胶质、沥青质、液相焦炭的溶剂油及其使用方法”，就成了一个重要的技术问题，它关系着重油UR10F的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程R10的经济性。
溶剂脱沥青过程是一种减压渣油溶剂抽提分离工艺，可将含有沥青质、有机金属化合物的渣油分离为金属、沥青质含量相对较低的脱沥青油和金属、沥青质含量高的半沥青。
渣油是富芳碳低碳数烃(也称为脱沥青油组分)、胶质和沥青质物质的混合物。渣油中的烃类组分的沸点很高，通常主要由常规沸点高于530℃、一般主要由常规沸点高于575℃的烃类分子或分子集团组成各种烃类的比例随原油的不同而变化；胶质是介于脱沥青油和沥青之间的一种组分，通常其硫含量大致与减压渣油相当，而金属含量低一些，几乎不含沥青质，粘度比沥青小，将渣油中的胶质分离出来可以有效降低脱沥青油的残炭含量；沥青质以成团或成束的稠环芳香烃和环烷烃分子形式存在，在减压塔底渣油中这种物质常被一些较轻的烃类溶解并分散成胶体状液体油品，此时，脱沥青油组分、胶质起着沥青质组分分散剂的作用，当脱沥青油组分、胶质比例足够大时，减压塔底渣油中的沥青质组分的比例低于饱和溶解度值，沥青质组分大体均匀溶解分散，不会发生团聚、热缩合、结焦现象，这样可也保证含沥青质的液相正常长期连续操作。
溶剂脱沥青工艺是基于这样一个事实，即某些轻质液体烃，能将胶体溶液中维持沥青质分散在油中的那些物质溶解，据此只要向减压渣油加入这些选定的萃取剂烃，可使沥青质凝析沉淀下来。随着萃取剂烃系列的临界温度的下降，被沥青质吸附的胶质和某些重质烃类的溶解度也下降，逐渐提高烷烃的温度使之达到临界温度，就会降低树脂类和多环芳香烃类的溶解度。萃取剂烃越轻、越接近临界温度，沥青质和有关化合物就越不容易被抽出。
根据不同的操作目标，可以控制溶剂脱沥青油的芳炭率在一定范围内变化，当然，萃取剂烃组成和/或萃取操作条件需要相应变化。
在减压渣油上流式加氢裂化反应过程，无论是进料、还是生成油、还是生成油分离过程的含沥青质的液相，其生产过程的稳定性均受沥青质缩合、结焦的潜在威胁，只要沥青质接近饱和溶解度，就极可能发生沥青质缩合、结焦，积累的结果是管道壁面、容器底部、分馏塔下部的塔板、渣油换热器、渣油过滤器结焦或堵塞。
在原料减压渣油性质不变的条件下，为了保证减压渣油上流式加氢裂化过程的正常操作，转化率就被限制在一个较低的水平，以保留必须数量的非沥青质渣油组分(脱沥青油组分、胶质)来分散未转化的沥青质和新生成的热缩合沥青质。反之，如果添加沥青质溶剂类烃组分(脱沥青油组分、胶质)，则可以允许减压渣油上流式加氢裂化反应过程的生成油中存在较高的沥青质浓度。
由于减压渣油上流式加氢裂化反应过程(包括热高压分离器)是在高的氢气分压条件下操作，其抑制结焦的能力较强，但是，热高分油减压后会发生大量的脱氢气、脱低沸点组分的闪蒸汽化效应，这样，热高分油降压闪蒸所得热低分油以及后续的分馏塔底油中的沥青质的浓度，随着轻质烃组分的逐步分离脱除，变得越来越高，液相中沥青质溶解度距离饱和溶解的越来越近，发生沥青质热缩合、结焦的风险越来越高。
由于减压渣油上流式加氢裂化过程的主题目标是尽可能提高转化率和馏分油拔出率，因此，减压渣油上流式加氢裂化的反应过程、分馏过程，事实上是一个逼近沥青质饱和溶解度的“边沿操作”，只要想进一步提高反应转化率、提高馏分油拔出率，就一定会冒着“沥青质缩合或结焦”的风险。
减压渣油沸腾床加氢裂化工业装置运行表明，较高的反应转化率时，在生成油的分离过程，热低压分离器、过滤器、常压塔、减压塔的下部或底部，快速形成结焦、热缩合物，甚至堵塞管道、滤芯、分离器底部、下部塔盘、塔底部等，缩短运转周期，增加检修工作量。由于存在这样的操作风险，常规做法是被迫降低反应转化率，这样造成很大的经济损失。
为了充分发挥减压渣油上流式加氢裂化反应过程工艺技术的作用，提高减压渣油原料的转化率，就必须设法采用经济、操作灵活的方法来改变传统的操作方式。
考虑到溶剂脱沥青油也需要加氢裂化才能转化为馏分油利用，并且用芳炭率较高的萃取剂进行溶剂脱沥青操作，可以深拔溶剂脱沥青油，提高溶剂脱沥青油收率，而溶剂脱沥青油富含芳烃、有时含有部分饱和的多环结构的芳烃组分，它是对沥青质溶解能力强的沥青质溶剂，本发明考虑将其部分地返回重油上流式加氢裂化过程循环利用，以改造操作条件，提高减压渣油的上流式加氢裂化反应过程的转化率。
本发明的设想是：溶剂脱沥青油在重油上流式加氢裂化过程的用法，将渣油的溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或后半程反应过程UR12中，用作沥青质的溶剂以改善操作；KF稀释分离过程US10的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，可防止分离过程沥青质析出、降低缩合物产量、延长操作周期；KF稀释中间反应过程UR10的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，利于提高减压渣油组分的裂化转化率、降低未转化减压渣油的收率，可加工更为劣质的减压渣油；分离过程US10所得减压渣油UCO，在溶剂脱沥青过程SDA分离出溶剂脱沥青油DAO，将部分DAO作为KF使用，即构成DAO循环加工流程。
本发明，DAO的循环油RDAO的流量，根据需要确定，通常为分离过程US10的外排未转化油UCO中沥青质流量的0.15～1.00。
与重油上流式加氢裂化过程的起始反应段即低转化率反应段相比，重油上流式加氢裂化过程的后部反应段即高转化率反应段，液相中沥青质发生缩合的概率更高，所以，本发明，如果将循环油RDAO引入反应过程UR10建议引入后半程反应过程UR12，不仅可以抑制沥青质结焦，也可以降低循环油RDAO的反应转化率，维持较高的RDAO循环量，建议后半程反应过程UR12的液体反应时间与反应过程UR10总体液体反应时间相比：通常为30～50％。
本发明，在循环油RDAO的循环过程中，RDAO汽化量很低，这样循环过程能耗低，并且可以作为冷物料回收分离过程US10的热物料的热量。
本发明所述方法未见报道。
因此，本发明的目的是提出溶剂脱沥青油在重油上流式加氢裂化过程的用法。
发明内容
本发明溶剂脱沥青油在重油上流式加氢裂化过程的用法，其特征在于包含以下步骤：
所述重油UR10F，至少含有一部分常规沸点高于530℃的烃组分，至少含有一部分沥青质；
在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
加氢热裂化反应产物UR10P，至少含有一部分常规沸点高于530℃的烃组分，可能至少含有一部分常规沸点高于570℃的烃组分；
将溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或反应过程UR10的含沥青质的含液相的物料中，用作沥青质的稀释溶剂；
所述溶剂脱沥青油KF，至少含有一部分常规沸点高于530℃的烃组分，可能至少含有一部分常规沸点高于570℃的烃组分。
本发明，可以将溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10中，KF稀释分离过程US10的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，降低沥青质缩合物产量，操作方式选择以下的一种或几种：
①溶剂脱沥青油KF进入分离过程US10的减压分馏塔的含减压渣油组分的进料的闪蒸段的下部，并且基于溶剂脱沥青油KF的大部分烃组分与含减压渣油组分的进料的闪蒸段的未蒸发油混合在一起排出减压塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
②溶剂脱沥青油KF、分离过程US10的减压分馏塔的含减压渣油组分的进料进入减压塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
③溶剂脱沥青油KF与分离过程US10的减压分馏塔的含减压渣油组分的进料混合在一起，经过减压塔进料加热炉后进入减压塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
④在分离过程US10使用前置分馏塔、减压分馏塔；
在前置分馏塔，溶剂脱沥青油KF进入前置分馏塔的含减压渣油组分的进料的闪蒸段的下部，并且基于溶剂脱沥青油KF的大部分烃组分与含减压渣油组分的进料的闪蒸段的未蒸发油混合在一起排出前置分馏塔；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑤在分离过程US10使用前置分馏塔、减压分馏塔；
在前置分馏塔，溶剂脱沥青油KF、含减压渣油组分的进料进入前置分馏塔；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑥在分离过程US10使用前置分馏塔、减压分馏塔；
溶剂脱沥青油KF、前置分馏塔的含减压渣油组分的进料混合在一起，经过前置分馏塔进料加热炉后进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑦上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
在分离过程US10使用热低压分离器、前置分馏塔、减压分馏塔；
基于热高分油HHPS-L的物流，降压后进入热低压分离器分离为热低分气和可能含固体的热低分油；
溶剂脱沥青油KF与热低分油混合在一起排出低压分离器；
热低分油进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑧在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
在分离过程US10使用热低压分离器、前置分馏塔、减压分馏塔；
基于热高分油HHPS-L的物流，降压后进入热低压分离器分离为热低分气和可能含固体的热低分油；
溶剂脱沥青油KF，与基于热高分油HHPS-L的物流的降压物流混合在一起进入低压分离器；
热低分油进入前置分馏塔；
进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO。
本发明，反应过程UR10，包含前半程反应过程UR11、后半程反应过程UR12；
可以将溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的反应过程UR10的后半程反应过程UR12中，KF稀释后半程反应过程UR12中的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，操作方式选择以下的一种或几种：
①溶剂脱沥青油KF进入后半程反应过程UR12的反应器中；
溶剂脱沥青油KF经过后半程反应过程UR12后，没有全部转化为常规沸点低于550℃的烃产物；
②溶剂脱沥青油KF，与后半程反应过程UR12的含减压渣油组分的反应进料混合后，进入后半程反应过程UR12的反应器中；
溶剂脱沥青油KF经过后半程反应过程UR12后，没有全部转化为常规沸点低于550℃的烃产物；
③反应过程UR10，包含前半程反应过程UR11、中间分离器、后半程反应过程UR12；
前半程反应过程UR11产物UR11P，进入中间分离器MS，分离为中间分离器气体MS-V和可能含固体的中间分离器液体MS-L；
中间分离器液体MS-L，进入后半程反应过程UR12；
溶剂脱沥青油KF，进入中间分离器MS，至少一部分基于溶剂脱沥青油KF的烃组分进入中间分离器液体MS-L中；
④反应过程UR10，包含液相串联操作的前半程反应过程UR11、后半程反应过程UR12；
溶剂脱沥青油KF，进入前半程反应过程UR11中。
本发明，通常：(1)在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
热高分油HHPS-L降压后，进入分离过程US10；
(2)在分离过程US10，分离热高分油HHPS-L得到可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
至少一部分未转化油UCO作为溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA使用；
(3)在溶剂脱沥青过程SDA，分离溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA得到脱沥青油DAO，至少一部分脱沥青油DAO用作溶剂脱沥青油KF使用。
本发明，(4)在分馏过程900，至少一部分脱沥青油DAO可以进入分馏塔T900分离为轻质脱沥青油DAOL馏出油和含有常规沸点高于595℃的烃组分的重质脱沥青油DAOH；
至少一部分重质脱沥青油DAOH用作溶剂脱沥青油KF使用。
本发明，(4)在分馏过程900，至少一部分脱沥青油DAO可以进入分馏塔T900分离为主要由常规沸点低于595℃的烃组成的轻质脱沥青油DAOL馏出油和含有常规沸点高于595℃的烃组分的重质脱沥青油DAOH；
至少一部分重质脱沥青油DAOH用作溶剂脱沥青油KF使用。
本发明，(2)在分离过程US10，可以使用前置分馏塔、减压分馏塔；
在前置分馏塔，溶剂脱沥青油KF进入前置分馏塔的含减压渣油组分的进料的闪蒸段的下部，并且基于溶剂脱沥青油KF的大部分烃组分与含减压渣油组分的进料的闪蒸段的未蒸发油混合在一起排出前置分馏塔；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
至少一部分未转化油UCO作为溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA使用；
(3)在溶剂脱沥青过程SDA，分离溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA得到脱沥青油DAO，至少一部分脱沥青油DAO用作溶剂脱沥青油KF使用；
溶剂脱沥青油KF，通常与分离过程US10使用的前置分馏塔侧线抽出液和/或减压分馏塔的侧线抽出液和/或加热炉烟气对流段换热升温后，进入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或反应过程UR10中的含沥青质的含液相的物料中，用作沥青质的稀释溶剂。
本发明，(1)在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，基于加氢热裂化反应产物UR10P的物料HHPS-F分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
热高分油HHPS-L降压后，进入分离过程US10；
基于加氢热裂化反应产物UR10P的物料HHPS-F，可以与急冷油溶剂脱沥青油KF混合后降低温度，然后进入热高压分离过程HHPS分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L。
本发明，(1)在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，基于加氢热裂化反应产物UR10P的物料HHPS-F分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
热高分油HHPS-L降压后，进入分离过程US10；
溶剂脱沥青油KF，可以与热高分油HHPS-L混合在一起。
本发明，将渣油的溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或反应过程UR10中，用作沥青质的稀释溶剂，工艺操作目标可以选择以下的一种或几种：
①提高减压渣油组分的裂化转化率；
②加工残炭含量更高的含减压渣油组分的重油；
③延长反应过程的连续操作周期。
本发明，通常，上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
在分离过程US10使用热低压分离器、前置分馏塔、减压分馏塔；
基于热高分油HHPS-L的物流，降压后进入热低压分离器分离为热低分气和可能含固体的热低分油；
溶剂脱沥青油KF与热低分油混合在一起排出低压分离器；
热低分油进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
至少一部分未转化油UCO，作为循环油RUCO返回反应过程UR10进行循环反应，可以进入反应过程UR10的起始反应位置或中间反应位置。
本发明，上流式加氢裂化反应过程UR10存在粉料，存在的粉料可以选自下列中的1种或几种：
①催化剂固体颗粒；
②硫磺粉；
③烃油结焦物载体半焦颗粒；
④反应过程UR10需要输入的其它固体粉料。
本发明，上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢反应器的工作方式可以选自下列中的1种或几种：
①悬浮床反应器即浆态床反应器；
②沸腾床反应器；
③悬浮床和沸腾床组合式反应器；
④微膨胀床。
本发明，上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢反应器UR10UE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反应器；
选项2，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器UR10UE，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UR10UE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6，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床反应器，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7，反应器UR10UE，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UR10UE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8，反应器UR10UE，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沸腾床反应器系统；
选项9，反应器UR10UE，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10，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾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12，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾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13，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14，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15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，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反应器下部反应区的器外环流；
选项17，反应器UR10UE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浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，在上流式加氢裂化反应过程UR10，反应段得到液体产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；
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，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段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；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，(1)上流式加氢裂化反应过程UR10，操作方式可以选自下列中的1种或几种：
①上流式加氢裂化反应过程UR10，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干煤粉重量的0.1～3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，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间TRU为0.5～4小时；
②上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢热裂化催化剂，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1∶10至10∶1；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；
③上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢热裂化催化剂包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和/或氧化铁和/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，在上流式加氢裂化反应过程UR10，重油UR10F可以包含下列物料中的一种或几种：
选择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；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；
选择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；
选择3，煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，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；
选择4，页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择5，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；
选择6，石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
选择7，石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流。
本发明，在上流式加氢裂化反应过程UR10生成油的分馏部分的减压分馏过程，得到可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO，其中的不返回上流式加氢裂化反应过程UR10的部分作为外排未转化油UCOP；
溶剂脱沥青油KF的流量，通常为外排未转化油UCOP中沥青质流量的0.15～1.00。
本发明，(3)在溶剂脱沥青过程SDA，使用的脱沥青萃取剂的芳碳率可以高于0.40。
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。
本发明所述的柴油组分，其所含烃类的常规沸点通常为155～375℃、一般为200～350℃。
本发明所述的蜡油组分，其所含烃类的常规沸点通常为350～575℃、一般为370～530℃。
本发明所述的重油组分，其所含烃类的常规沸点通常大于350℃、一般大于450℃、特别地大于530℃、更特别地大于575℃。
本发明所述的常压渣油组分，通常是常压分馏塔塔底油，其所含烃类的常规沸点通常大于330℃、一般大于350℃、特别地大于370℃。
本发明所述的减压渣油组分，通常是减压分馏塔塔底油，其所含烃类的常规沸点通常大于450℃、一般大于530℃、特别地大于575℃。
本发明所述的中质烃，指的是常规沸点为230～400℃的烃类。
本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于350℃的烃类。
本文所述供氢烃或供氢烃前身物，在重油的上流式加氢过程(加氢改性反应过程、加氢热裂化反应过程)，充当供氢烃或氢传递烃。
本文所述供氢烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、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。供氢烃在释放活性氢使热裂化自由基加氢稳定的同时，降低了反应空间热裂化自由基的浓度，从而具有抑制热裂化的功能，会降低重烃的热裂化率，例如，在重油加氢热裂化反应过程R10的发生大量热裂化反应的前部反应段R10A，使用数量充分的供氢烃具有抑制热缩合结焦的功能，对生产过程具有正面影响；而在热裂化反应数量大幅度减少的后部反应段R10B，等量的供氢烃中存在部分过剩供氢烃，过剩供氢烃具有抑制重烃热裂化、降低重烃热裂化率的负面影响。
本文所述供氢烃前身物，指的是加氢后可以转变为供氢剂的烃组分或供氢烃失去部分氢后的转化物。
本文所述氢传递烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有传递氢功能的烃组分，比如多环芳烃。
本发明所述的加氢反应过程的气液体积比或氢油体积比，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。
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。
本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。
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。
本发明所述返混流膨胀床反应器，指的是使用膨胀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上流式膨胀床加氢反应器系统，指的是使用膨胀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；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。
本发明所述二级或多级加氢方法，指的是包含二个反应级或多个反应级的加氢方法。
本发明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。因此，一级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程只包含一个加氢反应步骤和该加氢反应步骤产物气液分离过程的流程方式，所述的一个加氢反应步骤，根据需要可以使用1台或2台或多台串联操作的加氢反应器，因此反应器个数和形式不是决定反应级的依据，一个或一些串联反应器组成的反应步骤与其产物分离器共同组合才能组成一个完成意义上的加氢反应级。
本发明所述二级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由二个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程。
本发明所述三级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程，至少一部分二级加氢生成油组成的物流进入三级加氢反应过程。更多级数的加氢方法的流程结构，照上述原则类推。多级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个或更多不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式。
三级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，根据该定义，很明显，所述不同级加氢产物的气液分离过程，可以独立进行，也可以部分或全部联合进行。
本发明所述似二级加氢方法，指的是近似于二级加氢方法的方法，当后级上进料返混流膨胀床反应器的返混液相流量与上进料中液相流量比值趋于无限大时，视为二级加氢方法。
本发明所述重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程R10，其反应产物BASE-R10P，至少为气液两相物流，多数情况属于气、液、固三相物流。本发明所述加氢反应流出物R10P用于排出加氢反应产物BASE-R10P，以1路或2路或多路物料的形式出现，为气相或液相或气液混相或气液固三相物流。
以下详细描述本发明的各部分。
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：
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。
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，分子级均匀分散在整个反应空间，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，这是目前颗粒度最小的纳米级催化剂也无法实现的分布均匀度；
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可以降低分子氢的理解能，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，本发明也利用了这一特点。
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可以诱导热裂化反应，降低热裂化反应温度，降低热缩合反应量，从而提高操作稳定性、延长操作周期；
②可以缩短反应过程时间，降低热缩合反应量，从而提高操作稳定性、延长操作周期；
③可以降低反应总温升；
④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；
⑤可以提高操作稳定性、延长操作周期；，提高催化剂效率
⑥可以提高重油的总体热裂化转化率。
以下详细描述本发明的重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10。
以下描述本发明重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10可能进行的重油加氢热裂化反应过程。
本发明所述重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10的原料重油UR10FL的烃类的常规沸点通常＞470℃、一般＞500℃、特别地＞530℃；本发明所述重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10，发生至少一部分重油UR10FL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；重油上流式加氢裂化反应过程UR10，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UR10P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，而为了简化总体流程、降低投资和能耗，通常将尾油的加氢热裂化反应过程与重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10形成组合工艺。
尽管重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10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，但是由于重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10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，在重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10中，也必然发生一些加氢精制反应。
在重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10，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重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10，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；重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10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。
重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10，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。
当重油UR10F的上流式加氢裂化反应过程UR10的后半程反应过程UR10B联合加工劣质烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR的反应产物CRP中的重油组分CRPVR时，后半程反应过程UR10B的停留时间通常首先满足控制重油组分CRPVR的加氢热裂化率的要求，通常设置重油组分CRPVR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裂化反应过程UR10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。
以下详细描述本发明的热高压分离过程或温高压分离过程的可能使用气提过程XHBM。
本发明所述气提过程XHBM，液体烃W物料与气提氢气XBH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XBH的数量，根据气提过程XHBM组分分离目标的需要确定；气提过程XHBM的操作压力，通常稍低于其进料的操作压力；气提过程XHBM的操作温度，根据气提过程XHBM组分分离目标的需要确定，通常为180～480℃、一般为250～440℃。
本发明上流式反应器，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悬浮床和沸腾床的组合式加氢反应器
④微膨胀床。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明溶剂脱沥青油在重油上流式加氢裂化过程的用法，其特征在于包含以下步骤：
所述重油UR10F，至少含有一部分常规沸点高于530℃的烃组分，至少含有一部分沥青质；
在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
加氢热裂化反应产物UR10P，至少含有一部分常规沸点高于530℃的烃组分，可能至少含有一部分常规沸点高于570℃的烃组分；
将溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或反应过程UR10的含沥青质的含液相的物料中，用作沥青质的稀释溶剂；
所述溶剂脱沥青油KF，至少含有一部分常规沸点高于530℃的烃组分，可能至少含有一部分常规沸点高于570℃的烃组分。
本发明，可以将溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10中，KF稀释分离过程US10的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，降低沥青质缩合物产量，操作方式选择以下的一种或几种：
①溶剂脱沥青油KF进入分离过程US10的减压分馏塔的含减压渣油组分的进料的闪蒸段的下部，并且基于溶剂脱沥青油KF的大部分烃组分与含减压渣油组分的进料的闪蒸段的未蒸发油混合在一起排出减压塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
②溶剂脱沥青油KF、分离过程US10的减压分馏塔的含减压渣油组分的进料进入减压塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
③溶剂脱沥青油KF与分离过程US10的减压分馏塔的含减压渣油组分的进料混合在一起，经过减压塔进料加热炉后进入减压塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
④在分离过程US10使用前置分馏塔、减压分馏塔；
在前置分馏塔，溶剂脱沥青油KF进入前置分馏塔的含减压渣油组分的进料的闪蒸段的下部，并且基于溶剂脱沥青油KF的大部分烃组分与含减压渣油组分的进料的闪蒸段的未蒸发油混合在一起排出前置分馏塔；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑤在分离过程US10使用前置分馏塔、减压分馏塔；
在前置分馏塔，溶剂脱沥青油KF、含减压渣油组分的进料进入前置分馏塔；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑥在分离过程US10使用前置分馏塔、减压分馏塔；
溶剂脱沥青油KF、前置分馏塔的含减压渣油组分的进料混合在一起，经过前置分馏塔进料加热炉后进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑦上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
在分离过程US10使用热低压分离器、前置分馏塔、减压分馏塔；
基于热高分油HHPS-L的物流，降压后进入热低压分离器分离为热低分气和可能含固体的热低分油；
溶剂脱沥青油KF与热低分油混合在一起排出低压分离器；
热低分油进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑧在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
在分离过程US10使用热低压分离器、前置分馏塔、减压分馏塔；
基于热高分油HHPS-L的物流，降压后进入热低压分离器分离为热低分气和可能含固体的热低分油；
溶剂脱沥青油KF，与基于热高分油HHPS-L的物流的降压物流混合在一起进入低压分离器；
热低分油进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO。
本发明，反应过程UR10，包含前半程反应过程UR11、后半程反应过程UR12；
可以将溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的反应过程UR10的后半程反应过程UR12中，KF稀释后半程反应过程UR12中的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，操作方式选择以下的一种或几种：
①溶剂脱沥青油KF进入后半程反应过程UR12的反应器中；
溶剂脱沥青油KF经过后半程反应过程UR12后，没有全部转化为常规沸点低于550℃的烃产物；
②溶剂脱沥青油KF，与后半程反应过程UR12的含减压渣油组分的反应进料混合后，进入后半程反应过程UR12的反应器中；
溶剂脱沥青油KF经过后半程反应过程UR12后，没有全部转化为常规沸点低于550℃的烃产物；
③反应过程UR10，包含前半程反应过程UR11、中间分离器、后半程反应过程UR12；
前半程反应过程UR11产物UR11P，进入中间分离器MS，分离为中间分离器气体MS-V和可能含固体的中间分离器液体MS-L；
中间分离器液体MS-L，进入后半程反应过程UR12；
溶剂脱沥青油KF，进入中间分离器MS，至少一部分基于溶剂脱沥青油KF的烃组分进入中间分离器液体MS-L中；
④反应过程UR10，包含液相串联操作的前半程反应过程UR11、后半程反应过程UR12；
溶剂脱沥青油KF，进入前半程反应过程UR11中。
本发明，通常：(1)在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
热高分油HHPS-L降压后，进入分离过程US10；
(2)在分离过程US10，分离热高分油HHPS-L得到可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
至少一部分未转化油UCO作为溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA使用；
(3)在溶剂脱沥青过程SDA，分离溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA得到脱沥青油DAO，至少一部分脱沥青油DAO用作溶剂脱沥青油KF使用。
本发明，(4)在分馏过程900，至少一部分脱沥青油DAO可以进入分馏塔T900分离为轻质脱沥青油DAOL馏出油和含有常规沸点高于595℃的烃组分的重质脱沥青油DAOH；
至少一部分重质脱沥青油DAOH用作溶剂脱沥青油KF使用。
本发明，(4)在分馏过程900，至少一部分脱沥青油DAO可以进入分馏塔T900分离为主要由常规沸点低于595℃的烃组成的轻质脱沥青油DAOL馏出油和含有常规沸点高于595℃的烃组分的重质脱沥青油DAOH；
至少一部分重质脱沥青油DAOH用作溶剂脱沥青油KF使用。
本发明，(2)在分离过程US10，可以使用前置分馏塔、减压分馏塔；
在前置分馏塔，溶剂脱沥青油KF进入前置分馏塔的含减压渣油组分的进料的闪蒸段的下部，并且基于溶剂脱沥青油KF的大部分烃组分与含减压渣油组分的进料的闪蒸段的未蒸发油混合在一起排出前置分馏塔；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
至少一部分未转化油UCO作为溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA使用；
(3)在溶剂脱沥青过程SDA，分离溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA得到脱沥青油DAO，至少一部分脱沥青油DAO用作溶剂脱沥青油KF使用；
溶剂脱沥青油KF，通常与分离过程US10使用的前置分馏塔侧线抽出液和/或减压分馏塔的侧线抽出液和/或加热炉烟气对流段换热升温后，进入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或反应过程UR10中的含沥青质的含液相的物料中，用作沥青质的稀释溶剂。
本发明，(1)在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，基于加氢热裂化反应产物UR10P的物料HHPS-F分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
热高分油HHPS-L降压后，进入分离过程US10；
基于加氢热裂化反应产物UR10P的物料HHPS-F，可以与急冷油溶剂脱沥青油KF混合后降低温度，然后进入热高压分离过程HHPS分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L。
本发明，(1)在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，基于加氢热裂化反应产物UR10P的物料HHPS-F分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
热高分油HHPS-L降压后，进入分离过程US10；
溶剂脱沥青油KF，可以与热高分油HHPS-L混合在一起。
本发明，将渣油的溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或反应过程UR10中，用作沥青质的稀释溶剂，工艺操作目标可以选择以下的一种或几种：
①提高减压渣油组分的裂化转化率；
②加工残炭含量更高的含减压渣油组分的重油；
③延长反应过程的连续操作周期。
本发明，通常，上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
在分离过程US10使用热低压分离器、前置分馏塔、减压分馏塔；
基于热高分油HHPS-L的物流，降压后进入热低压分离器分离为热低分气和可能含固体的热低分油；
溶剂脱沥青油KF与热低分油混合在一起排出低压分离器；
热低分油进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
至少一部分未转化油UCO，作为循环油RUCO返回反应过程UR10进行循环反应，可以进入反应过程UR10的起始反应位置或中间反应位置。
本发明，上流式加氢裂化反应过程UR10存在粉料，存在的粉料可以选自下列中的1种或几种：
①催化剂固体颗粒；
②硫磺粉；
③烃油结焦物载体半焦颗粒；
④反应过程UR10需要输入的其它固体粉料。
本发明，上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢反应器的工作方式可以选自下列中的1种或几种：
①悬浮床反应器即浆态床反应器；
②沸腾床反应器；
③悬浮床和沸腾床组合式反应器；
④微膨胀床。
本发明，上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢反应器UR10UE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反应器；
选项2，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器UR10UE，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UR10UE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6，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床反应器，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7，反应器UR10UE，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UR10UE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8，反应器UR10UE，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沸腾床反应器系统；
选项9，反应器UR10UE，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10，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾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12，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾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13，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14，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15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，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反应器下部反应区的器外环流；
选项17，反应器UR10UE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浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，在上流式加氢裂化反应过程UR10，反应段得到液体产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；
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，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段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；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，(1)上流式加氢裂化反应过程UR10，操作方式可以选自下列中的1种或几种：
①上流式加氢裂化反应过程UR10，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干煤粉重量的0.1～3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，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间TRU为0.5～4小时；
②上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢热裂化催化剂，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1∶10至10∶1；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；
③上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢热裂化催化剂包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和/或氧化铁和/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，在上流式加氢裂化反应过程UR10，重油UR10F可以包含下列物料中的一种或几种：
选择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；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；
选择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；
选择3，煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，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；
选择4，页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择5，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；
选择6，石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
选择7，石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流。
本发明，在上流式加氢裂化反应过程UR10生成油的分馏部分的减压分馏过程，得到可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO，其中的不返回上流式加氢裂化反应过程UR10的部分作为外排未转化油UCOP；
溶剂脱沥青油KF的流量，通常为外排未转化油UCOP中沥青质流量的0.15～1.00。
本发明，(3)在溶剂脱沥青过程SDA，使用的脱沥青萃取剂的芳碳率可以高于0.40。
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3000PPm(v)等预期规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值，以保证催化剂必须的硫化型态。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液硫或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或含有固体颗粒时，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，或对该循环热高分油进行循环加氢。
在热高压分离部分与冷高压分离部分之间，根据需要，可以设置温高压分离部分，此时热高分气冷却后成为气液两相物料，在温高压分离器中分离为一个在体积上主要由氢气组成的温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温高分油液体，温高分气气体进入冷高压分离部分进行冷却和气液分离。
加氢反应流出物或热高分气或温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的结晶温度、氯化氨的结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，可能需要设置2个或多个注水点，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。对于循环使用的冷高分气，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，最好引入第一加氢反应器。
本发明，在任意反应过程，使用的氢气物流，可以全部是新氢，可以全部是循环氢，可以是新氢和循环氢的混合气。
对于煤加氢直接液化反应过程，因为常规气体烃、CO、CO2产率巨大，通常大部分冷高分气比如约70～100％的冷高分气，通过膜分离工艺提纯后所得渗透氢气加压后返回加氢反应过程，未渗透气经过PSA提氢或经过“水蒸气转化制氢+PSA提氢”后加压返回加氢反应过程循环使用。
从重油加氢热裂化产物UR10P的分馏窄馏分油的循环加氢角度讲，本发明可以实现分类分路径循环加氢，每一路循环物流的存在目的和作用不同：
①加氢热裂化产物渣油THC-VR，最好实现长路径循环加氢，先经过上流式膨胀床加氢改性反应过程CR，在存在供氢烃条件下，进行充分的胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC，然后进入重油上流式加氢裂化反应过程UR10进行加氢热裂化；
②加氢热裂化产物中质蜡油THC-MVGO，最好实现短路径循环加氢，即通过后部反应段UR10B不经过前部反应段UR10A，降低反应转化率、降低加氢深度、保留芳香度，提高循环量，充当胶质、沥青质、液相焦炭的分散溶剂，稳定胶体溶液体系；
③加氢热裂化产物中间馏分油THC-MD，可以根据需要进行，可以通过前部反应段UR10A，可以通过后部反应段UR10B不经过前部反应段UR10A；
④轻质供氢溶剂，可以在上流式膨胀床加氢改性反应过程CR和/或前部反应段UR10A循环使用；方法是将产物中轻质供氢溶剂或其失氢烃，通过闪蒸分离或气提闪蒸分离的方法，收集在闪蒸汽中，然后对基于闪蒸汽的烃类进行循环使用，或者对基于闪蒸汽的烃类的加氢改性烃产物进行循环使用。
当然，为了改变重油加氢反应过程的液相性质，可以使用外来液体，如外供的轻质供氢溶剂、外供的富芳烃蜡油等。
Claims (19)
1.溶剂脱沥青油在重油上流式加氢裂化过程的用法，其特征在于包含以下步骤：
所述重油UR10F，至少含有一部分常规沸点高于530℃的烃组分，可能至少含有一部分常规沸点高于570℃的烃组分；
在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
加氢热裂化反应产物UR10P，至少含有一部分常规沸点高于530℃的烃组分，可能至少含有一部分常规沸点高于570℃的烃组分；
将溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或反应过程UR10的含沥青质的含液相的物料中，用作沥青质的稀释溶剂；
所述溶剂脱沥青油KF，至少含有一部分常规沸点高于530℃的烃组分，可能至少含有一部分常规沸点高于570℃的烃组分。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
将溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10中，KF稀释分离过程US10的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，降低沥青质缩合物产量，操作方式选择以下的一种或几种：
①溶剂脱沥青油KF进入分离过程US10的减压分馏塔的含减压渣油组分的进料的闪蒸段的下部，并且基于溶剂脱沥青油KF的大部分烃组分与含减压渣油组分的进料的闪蒸段的未蒸发油混合在一起排出减压塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
②溶剂脱沥青油KF、分离过程US10的减压分馏塔的含减压渣油组分的进料进入减压塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
③溶剂脱沥青油KF与分离过程US10的减压分馏塔的含减压渣油组分的进料混合在一起，经过减压塔进料加热炉后进入减压塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
④在分离过程US10使用前置分馏塔、减压分馏塔；
在前置分馏塔，溶剂脱沥青油KF进入前置分馏塔的含减压渣油组分的进料的闪蒸段的下部，并且基于溶剂脱沥青油KF的大部分烃组分与含减压渣油组分的进料的闪蒸段的未蒸发油混合在一起排出前置分馏塔；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑤在分离过程US10使用前置分馏塔、减压分馏塔；
在前置分馏塔，溶剂脱沥青油KF、含减压渣油组分的进料进入前置分馏塔；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑥在分离过程US10使用前置分馏塔、减压分馏塔；
溶剂脱沥青油KF、前置分馏塔的含减压渣油组分的进料混合在一起，经过前置分馏塔进料加热炉后进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑦上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
在分离过程US10使用热低压分离器、前置分馏塔、减压分馏塔；
基于热高分油HHPS-L的物流，降压后进入热低压分离器分离为热低分气和可能含固体的热低分油；
溶剂脱沥青油KF与热低分油混合在一起排出低压分离器；
热低分油进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
⑧在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
在分离过程US10使用热低压分离器、前置分馏塔、减压分馏塔；
基于热高分油HHPS-L的物流，降压后进入热低压分离器分离为热低分气和可能含固体的热低分油；
溶剂脱沥青油KF，与基于热高分油HHPS-L的物流的降压物流混合在一起进入低压分离器；
热低分油进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
反应过程UR10，包含前半程反应过程UR11、后半程反应过程UR12；
将溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的反应过程UR10的后半程反应过程UR12中，KF稀释后半程反应过程UR12中的被混兑物料的液相中的沥青质浓度，操作方式选择以下的一种或几种：
①溶剂脱沥青油KF进入后半程反应过程UR12的反应器中；
溶剂脱沥青油KF经过后半程反应过程UR12后，没有全部转化为常规沸点低于550℃的烃产物；
②溶剂脱沥青油KF，与后半程反应过程UR12的含减压渣油组分的反应进料混合后，进入后半程反应过程UR12的反应器中；
溶剂脱沥青油KF经过后半程反应过程UR12后，没有全部转化为常规沸点低于550℃的烃产物；
③反应过程UR10，包含前半程反应过程UR11、中间分离器、后半程反应过程UR12；
前半程反应过程UR11产物UR11P，进入中间分离器MS，分离为中间分离器气体MS-V和可能含固体的中间分离器液体MS-L；
中间分离器液体MS-L，进入后半程反应过程UR12；
溶剂脱沥青油KF，进入中间分离器MS，至少一部分基于溶剂脱沥青油KF的烃组分进入中间分离器液体MS-L中；
④反应过程UR10，包含液相串联操作的前半程反应过程UR11、后半程反应过程UR12；
溶剂脱沥青油KF，进入前半程反应过程UR11中。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(1)在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
热高分油HHPS-L降压后，进入分离过程US10；
(2)在分离过程US10，分离热高分油HHPS-L得到可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
至少一部分未转化油UCO作为溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA使用；
(3)在溶剂脱沥青过程SDA，分离溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA得到脱沥青油DAO，至少一部分脱沥青油DAO用作溶剂脱沥青油KF使用。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
(4)在分馏过程900，至少一部分脱沥青油DAO进入分馏塔T900分离为轻质脱沥青油DAOL馏出油和含有常规沸点高于595℃的烃组分的重质脱沥青油DAOH；
至少一部分重质脱沥青油DAOH用作溶剂脱沥青油KF使用。
6.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
(4)在分馏过程900，至少一部分脱沥青油DAO进入分馏塔T900分离为主要由常规沸点低于595℃的烃组成的轻质脱沥青油DAOL馏出油和含有常规沸点高于595℃的烃组分的重质脱沥青油DAOH；
至少一部分重质脱沥青油DAOH用作溶剂脱沥青油KF使用。
7.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
(2)在分离过程US10，使用前置分馏塔、减压分馏塔；
在前置分馏塔，溶剂脱沥青油KF进入前置分馏塔的含减压渣油组分的进料的闪蒸段的下部，并且基于溶剂脱沥青油KF的大部分烃组分与含减压渣油组分的进料的闪蒸段的未蒸发油混合在一起排出前置分馏塔；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
至少一部分未转化油UCO作为溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA使用；
(3)在溶剂脱沥青过程SDA，分离溶剂脱沥青主料UCO-TO-SDA得到脱沥青油DAO，至少一部分脱沥青油DAO用作溶剂脱沥青油KF使用；
溶剂脱沥青油KF，与分离过程US10使用的前置分馏塔侧线抽出液和/或减压分馏塔的侧线抽出液和/或加热炉烟气对流段换热升温后，进入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或反应过程UR10中的含沥青质的含液相的物料中，用作沥青质的稀释溶剂。
8.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
(1)在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，基于加氢热裂化反应产物UR10P的物料HHPS-F分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
热高分油HHPS-L降压后，进入分离过程US10；
基于加氢热裂化反应产物UR10P的物料HHPS-F与急冷油溶剂脱沥青油KF混合后降低温度，然后进入热高压分离过程HHPS分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L。
9.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
(1)在上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，基于加氢热裂化反应产物UR10P的物料HHPS-F分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
热高分油HHPS-L降压后，进入分离过程US10；
溶剂脱沥青油KF，与热高分油HHPS-L混合在一起。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
将渣油的溶剂脱沥青油KF引入含渣油组分的重油的上流式加氢裂化工艺过程U10的分离过程US10或反应过程UR10中，用作沥青质的稀释溶剂，工艺操作目标选择以下的一种或几种：
①提高减压渣油组分的裂化转化率；
②加工残炭含量更高的含减压渣油组分的重油；
③延长反应过程的连续操作周期。
11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
上流式加氢裂化反应过程UR10，含渣油组分的重油UR10F转化为可能含固体的含渣油组分的加氢热裂化反应产物UR10P；
在热高压分离过程HHPS，加氢热裂化反应产物UR10P分离为热高分气HHPS-V和可能含固体的热高分油HHPS-L；
在分离过程US10使用热低压分离器、前置分馏塔、减压分馏塔；
基于热高分油HHPS-L的物流，降压后进入热低压分离器分离为热低分气和可能含固体的热低分油；
溶剂脱沥青油KF与热低分油混合在一起排出低压分离器；
热低分油进入前置分馏塔；
前置分馏塔，分离进料得到前置分馏塔塔底油；
前置分馏塔塔底油进入减压分馏塔；
减压塔塔底油，是可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO；
至少一部分未转化油UCO，作为循环油RUCO返回反应过程UR10进行循环反应，进入反应过程UR10的起始反应位置或中间反应位置。
12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
上流式加氢裂化反应过程UR10存在粉料，存在的粉料选自下列中的1种或几种：
①催化剂固体颗粒；
②硫磺粉；
③烃油结焦物载体半焦颗粒；
④反应过程UR10需要输入的其它固体粉料。
13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢反应器的工作方式选自下列中的1种或几种：
①悬浮床反应器即浆态床反应器；
②沸腾床反应器；
③悬浮床和沸腾床组合式反应器；
④微膨胀床。
14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢反应器UR10UE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反应器；
选项2，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器UR10UE，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UR10UE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6，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床反应器，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7，反应器UR10UE，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UR10UE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8，反应器UR10UE，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沸腾床反应器系统；
选项9，反应器UR10UE，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10，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾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12，反应器UR10UE，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UR10UE原料进口的沸腾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13，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14，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15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，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反应器下部反应区的器外环流；
选项17，反应器UR10UE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浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在上流式加氢裂化反应过程UR10，反应段得到液体产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；
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，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段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；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液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)上流式加氢裂化反应过程UR10，操作方式选自下列中的1种或几种：
①上流式加氢裂化反应过程UR10，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干煤粉重量的0.1～3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，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间TRU为0.5～4小时；
②上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢热裂化催化剂，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1∶10至10∶1；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；
③上流式加氢裂化反应过程UR10，使用的加氢热裂化催化剂包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和/或氧化铁和/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。
17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在上流式加氢裂化反应过程UR10，重油UR10F包含下列物料中的一种或几种：
选择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；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；
选择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；
选择3，煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，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；
选择4，页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择5，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；
选择6，石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
选择7，石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流。
18.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在上流式加氢裂化反应过程UR10生成油的分馏部分的减压分馏过程，得到可能含固体的主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成的未转化油UCO，其中的不返回上流式加氢裂化反应过程UR10的部分作为外排未转化油UCOP；
溶剂脱沥青油KF的流量，为外排未转化油UCOP中沥青质流量的0.15～1.00。
19.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
(3)在溶剂脱沥青过程SDA，使用的脱沥青萃取剂的芳碳率高于0.40。
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