CN103897730A - 一种包含原料分路串联预加氢过程的劣质烃加氢改质方法 - Google Patents
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Abstract
一种包含原料分路串联预加氢过程的劣质烃加氢改质方法，预加氢催化剂R1C分2层或多层串联布置，劣质烃F1分两路或多路分路原料，分路原料分别进入不同预加氢催化剂床层的入口，第一路劣质烃F11进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，存在的其余分路劣质烃原料直接进入后续对应床层；本发明劣质烃分级预加氢方法利于预加氢反应的纵深分布，可降低稀释油数量，提高预加氢催化剂利用率，特别适合于金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油的深度加氢改质过程的预加氢过程。
Description
技术领域
本发明涉及一种包含原料分路串联预加氢过程的劣质烃加氢改质方法；特别地讲，本发明涉及一种加工金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油的包含原料分路串联预加氢过程的深度加氢改质方法。
背景技术
以下描述中低温煤焦油的深度加氢改质方法。
本发明所述煤焦油F1，可以是全馏分煤焦油或煤焦油馏分油，本发明的一个合适的原料煤焦油F1是金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的低氢含量中低温煤焦油，本发明的一个特别合适的原料煤焦油Fl是金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油的重馏分油即中低温煤焦油的煤沥青。
金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油F1，其目标产品为柴油馏分的深度加氢改质过程通常包括煤焦油原料F1的预加氢过程R1和预加氢反应流出物R1P的深度加氢改质过程R2。
在煤焦油原料F1的预加氢过程R1，通常使用预加氢催化剂R1C，预加氢催化剂R1C可以是加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合，在预加氢催化剂R1C存在条件下，所述煤焦油F1与氢气进行加氢反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的预加氢反应流出物R1P；基于预加氢过程R1的目的是脱除机械杂质、脱除金属、脱除部分有机氧(比如有机酚)、脱除部分有机硫、烯烃饱和以及对部分易反应组分(比如多环芳烃中的第一个芳环)的加氢，因此预加氢过程R1的反应条件比深度加氢改质过程R2的反应条件较为缓和，通常，预加氢过程R1的较好的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，通常化学纯氢耗量为0.5～2.5％(对煤焦油F1的重量)。
在深度加氢改质过程R2，在深度加氢改质催化剂R2C(通常至少使用具备加氢精制功能的深度加氢精致催化剂R21C、有时联合使用具备加氢裂化功能的催化剂R22C)存在条件下，所述预加氢反应流出物R1P进行深度加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的深度加氢改质反应流出物R2P；基于深度加氢改质过程R2预期的改质产物的指标要求，深度加氢改质过程R2通常必须脱除大部分硫、脱除大部分氮、降低芳烃含度、提高十六烷值、降低密度，通常化学纯氢耗量为2.5～7.5％(对煤焦油F1的重量)，深度加氢改质过程R2的反应温度比预加氢过程R1的反应温度一般高20℃以上、通常高50℃以上、特别地高130℃以上。深度加氢改质过程R2的深度加氢精致催化剂R21C的操作条件通常为：温度为260～440℃、压力为4.0～30.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。深度加氢改质过程R2有时联合使用具备加氢裂化功能的催化剂R22C，催化剂R22C的操作条件通常为：温度为300～440℃、压力为4.0～30.0MPa、催化剂R22体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
已知的中低温煤焦油深度加氢改质方法，在中低温煤焦油原料F1的预加氢过程R1中，预加氢过程R1的中低温煤焦油F1全部进入预加氢过程R1的第一预加氢催化剂床层R1C-B1，该方法流程简单，但是存在以下缺点：
①不利于预加氢催化剂表面固体产物的平均分布：第一预加氢催化剂床层R1C-B1中的易反应物浓度最高，无法实现结焦等反应尽可能平均分布于预加氢催化剂床层即纵深分布、尽可能使预加氢催化剂同步失活的最优化目标；随着装置运转周期的延长，当第一预加氢催化剂床层R1C-B1中的预加氢催化剂活性降低，通常需要提高其反应温度，这样要求煤焦油F1逐步提高其进料温度，加快了煤焦油F1中易缩合物的热缩合速度，增大了热缩合物的产量，将缩短催化剂的连续运转周期；工业装置的运转表明，均存在不同程度的第一预加氢催化剂床层快速结垢或快速结焦或金属硫化物快速沉积，当加工金属含量高、烯烃含量高、酚含量高、胶质含量高、沥青质含量高的劣质中低温煤焦油F1时，第一预加氢催化剂床层压力降上升过快，连续运转周期太短，比如仅能保证3～4个月，造成频繁停工以完成催化剂撇头，降低了装置开工率；
②预加氢催化剂剩余活性难以利用：装置运转一定时间后，当第一预加氢催化剂床层R1C-B1中的预加氢催化剂活性较低或床层压降过大时，通常只能废弃该部分预加氢催化剂，无法最大限度利用该部分催化剂的剩余活性；
③稀释油用量大，工程投资大：为了降低预加氢过程R1的第一预加氢催化剂床层R1C-B1进料中的芳烃浓度，第一预加氢催化剂床层R1C-B1的总体进料油通常使用稀释油，这些稀释油通常是循环使用的来自中低温煤焦油F1的深度加氢转化过程的中间生成油或最终生成油或它们的分离液体产物，无论其来自预加氢过程R1的加氢生成油，还是其来自深度加氢改质过程R2的加氢生成油，还是其来自深度加氢改质过程R2的加氢生成油或其馏分油的后续加氢改质过程R3或者是来自煤焦油F1加氢转化生成油之外的其它烃油；总之稀释油的数量越大，相关工程投资和能耗增大越大，这已经成为影响装置经济性的瓶颈点；同时，稀释油用量越大，新鲜原料在催化剂床层中的停留时间越短，要求增大催化剂装填量，增加装置投资；
④使用冷氢或冷油，增加工程投资，反应热回收利用效率低：通常预加氢过程R1放出大量反应热，为了维持合理的平均反应温度即为了保证合理的操作周期，通常需要在预加氢过程R1的预加氢催化剂床层之间注入冷氢或冷油，冷氢或冷油作为反应产物的一部分随着反应产物进行热量回收，并且不可避免地在空冷器或水冷器中损失部分热能，不是直接高效回收该部分反应热；增加冷却介质循环过程能耗，同时增加冷却介质循环系统工程投资；使用冷氢或冷油，将降低催化剂床层中新鲜进料的停留时间，要求增大催化剂装填量，增加装置投资。
总结上述分析，现有中低温煤焦油深度加氢改质方法的预加氢过程，存在催化剂床层固体增加速度不均匀、预加氢催化剂利用率低、操作周期短、反应热利用率低、工程投资大等多项缺点。
上述存在于中低温煤焦油深度加氢改质过程的预加氢过程R1的技术缺陷，同样存在于类似的劣质烃F1的深度加氢改质过程的预加氢过程R1中。劣质烃F1可以是金属含量高或烯烃含量高或酚含量高或胶质含量高或沥青质含量高或某种易反应物含量高的烃物料F1，可以选自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煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥石油砂基重油或其热加工过程所得油品；
⑦乙烯裂解焦油；
⑧石油基蜡油热裂化焦油；
⑨石油基重油热加工过程所得重油馏分产品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃含量高的富含胶状沥青状组分的烃油。
为了割除上述诸缺点，采用类似对敌军事作战的“分化瓦解、化敌为友”的策略，本发明提出了一种“分批串联转化”的分级预加氢方法，将煤焦油分为两路或多路分别直接进入串联过程的不同预加氢催化剂床层的入口，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P中包含的烃油，充当第二路劣质烃F12的预加氢反应过程的的稀释剂、载热剂、供氢剂、迁移推动剂，起到降低易反应组分浓度、降低催化剂装层温升幅度、加快加氢速度(抑制结焦)的作用。本发明预加氢反应流出物通常进入后续的深度加氢改质过程。本发明特别适合于金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油的加氢改质过程的预加氢过程，能实现原料油中金属和或缩合物的纵深分布，本发明同时具有降低部分劣质烃预热温度、减少冷氢用量、提高反应热收率、提高催化剂利用率的效果，利于延长操作周期、降低工程投资。
本发明的一种应用形式是，对于金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油，先将中低温煤焦油分离为轻馏分和重馏分，然后将本发明应用于重馏分的预加氢，使用轻馏分预加氢反应流出物或其生成油为稀释油，即组成了新型中低温煤焦油全馏分加氢工艺。
本发明所述方法未见报道。
本发明的第一目的在于提出一种包含原料分路串联预加氢过程的劣质烃加氢改质方法；本发明的第二目的在于提出一种加工金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油的包含原料分路串联预加氢过程的深度加氢改质方法。
发明内容
本发明一种包含原料分路串联预加氢过程的劣质烃加氢改质方法，其特征在于包含以下步骤：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，在预加氢催化剂R1C和氢气存在条件下，所述劣质烃F1进行预加氢反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的预加氢最终反应流出物R1P；
预加氢催化剂R1C分2层或多层串联布置，劣质烃F1分两路或多路分路原料，分路原料分别进入不同预加氢催化剂床层的入口，第一路劣质烃F11进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，存在的其余分路劣质烃直接进入后续对应床层；
串联布置的上游预加氢催化剂床层的反应流出物进入下游预加氢催化剂床层，第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
②在深度加氢改质过程R2，在深度加氢改质催化剂R2C存在条件下，所述预加氢最终反应流出物R1P进行深度加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的深度加氢改质反应流出物R2P；
③在分离部分HPS，分离所述深度加氢改质反应流出物R2P，得到主要由氢气组成的富氢气体R2P-SV和深度加氢改质生成油R2P-SP，至少一部分富氢气体R2P-SV返回加氢反应过程循环使用。
劣质烃F1为低氢含量烃类，选自下列物料中的一种或几种：
劣质烃F1为低氢含量烃类，选自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煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥石油砂基重油或其热加工过程所得油品；
⑦乙烯裂解焦油；
⑧石油基蜡油热裂化焦油；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃含量高的富含胶状沥青状组分的烃油。
本发明加工中低温煤焦油的预加氢过程分两路时，其特征在于各步骤的操作条件通
①劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1的预加氢过程R1的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.5～2.5％(对劣质烃F1的重量)；
劣质烃F1分为两路，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2；
串联布置的上游预加氢催化剂床层的反应流出物进入下游预加氢催化剂床层，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第二预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B2P即最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例通常为0.1～0.9、一般为0.2～0.6、特别地为0.3～0.5；
②深度加氢改质过程R2的操作条件为：温度为230～460℃、压力为4.0～30.0MPa、深度加氢改质用精制催化剂R21C的体积空速为0.1～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
③分离部分HPS的操作条件为：温度为20～60℃、压力为4.0～30.0MPa。
本发明加工中低温煤焦油的预加氢过程分三路时，其特征在于各步骤的操作条件通常为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1的预加氢过程R1的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.5～2.5％(对劣质烃F1的重量)；
劣质烃F1分为三路，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第三路劣质烃F13直接进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3；
串联布置的上游催化剂床层的反应流出物进入下游催化剂床层，第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第二预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B2P进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3，第三预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B3P即最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例通常为0.1～0.75、一般为0.15～0.5、特别地为0.15～0.35，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例通常为0.1～0.75、一般为0.15～0.5、特别地为0.15～0.35；
②深度加氢改质过程R2的操作条件为：温度为230～460℃、压力为4.0～30.0MPa、深度加氢改质用精制催化剂R21C的体积空速为0.1～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；；
③分离部分HPS的操作条件为：温度为20～60℃、压力为4.0～30.0MPa。
本发明加工中低温煤焦油的预加氢过程分四路时，其特征在于各步骤的操作条件通常为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，预加氢过程R1的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.5～2.5％(对劣质烃F1的重量)；
劣质烃F1分为四路，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第三路劣质烃F13直接进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3，第四路劣质烃F14直接进入第四预加氢催化剂床层R1C-B4；
串联布置的上游催化剂床层的反应流出物进入下游催化剂床层，第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第二预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B2P进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3，第三预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B3P进入第四预加氢催化剂床层R1C-B4，第四预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B4P即最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、特别地为0.15～0.25，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、特别地为0.15～0.25，第三路劣质烃F13占全部劣质烃F1的比例通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、特别地为0.15～0.25；
②深度加氢改质过程R2的操作条件为：温度为230～460℃、压力为4.0～30.0MPa、深度加氢改质用精制催化剂R21C体积空速为0.1～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
③分离部分HPS的操作条件为：温度为20～60℃、压力为4.0～30.0MPa。
本发明，劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1分为第一路劣质烃F11和后续分路劣质烃，后续分路劣质烃直接进入预加氢过程时的温度比第一路劣质烃F11直接进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1时的温度通常低10℃以上、一般低30℃以上、特别地低50℃以上。
本发明加工中低温煤焦油时，其特征在于各步骤的操作条件通常为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，在预加氢过程R1中，劣质烃F1的残炭为2～13％、氢耗占劣质烃F1总体加氢改质过程总氢耗的25～65％、烯烃饱和率大于90％、氧脱除率大于90％、残炭脱除率大于35％，预加氢反应流出物R1P中金属量与烃组分量之比低于百万分之4；
②深度加氢改质反应流出物R2P中的柴油全馏分的十六烷值高于28。
本发明加工中低温煤焦油时，其特征在于各步骤的操作条件一般为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，在预加氢过程R1中，劣质烃F1的残炭为2～10％、氢耗占劣质烃F1总体加氢改质过程总氢耗的35～55％、烯烃饱和率大于95％、氧脱除率大于95％、残炭脱除率大于65％，预加氢反应流出物R1P中金属量与烃组分量之比低于百万分之2；
②深度加氢改质反应流出物R2P中的柴油全馏分的十六烷值高于32。
本发明劣质烃F1，可以为主要由常规沸点大于390℃的烃组成的中低温煤焦油馏分，或者为主要由常规沸点大于480℃的烃组成的中低温煤焦油馏分。
本发明第一种加工中低温煤焦油流程是：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0H，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L和主要由常规沸点大于360℃的烃组成的重馏分F0H，将轻馏分F0L预加氢过程和重馏分F0H预加氢过程串联进行，轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0H的预加氢过程的预加氢催化剂床层；通常轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分进入重馏分F0H的预加氢过程的第一预加氢催化剂床层R1C-B1。
本发明第二种加工中低温煤焦油流程是：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～480℃的烃组成的轻馏分F0LM和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，将轻馏分F0LM预加氢过程和重馏分F0D预加氢过程串联进行，轻馏分F0LM预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D的预加氢过程的预加氢催化剂床层；通常轻馏分F0LM预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的第一预加氢催化剂床层R1C-B1。
本发明第三种加工中低温煤焦油流程是：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～480℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，然后将轻馏分F0L预加氢过程、中馏分F0M预加氢过程和重馏分F0D预加氢过程串联进行，轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入中馏分F0M预加氢过程的预加氢催化剂床层，而中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的预加氢催化剂床层；通常，中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的的第一预加氢催化剂床层R1C-B1。
本发明第四种加工中低温煤焦油流程是：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～480℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，然后将中馏分F0M的预加氢过程和重馏分F0D的预加氢过程串联进行，中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油的馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的预加氢催化剂床层(通常为第一预加氢催化剂床层R1C-B1)；轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油的馏分油进入预加氢反应流出物R1P的深度加氢改质过程R2。
本发明设置预加氢反应流出物R1P的热高压分离部分R1P-S时，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为主要由常规沸点大于480℃的烃组成的中低温煤焦油的煤沥青馏分；预加氢反应流出物R1P进入热高压分离部分R1P-S分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有低沸点烃的热高分气气体R1P-SV和一个主要由常规液体烃组成的热高分油液体R1P-SL；在热高分油液体R1P-SL分流部分，第一路热高分油液体R1P-SR返回预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触，第二路热高分油液体R1P-SP进入深度加氢改质过程R2，热高分气气体R1P-SV进入深度加氢改质过程R2；热高压分离部分R1P-S操作条件为：温度为180～440℃、压力为6.0～30.0MPa；定义第一路热高分油液体R1P-SR中常规沸点大于500℃组分的重量流率与劣质烃原料F1的中常规沸点大于500℃组分的重量流率之比为循环比K，循环比K通常为0.05～6、一般为0.5～3。
本发明设置第一路热高分油液体R1P-SR的低压分离部分R1P-SR-S时，其特征在于：
①在热高分油液体R1P-SL分流部分，第一路热高分油液体R1P-SR降压后进入低压分离部分R1P-SR-S分离为低分气R1P-SR-SV和低分油R1P-SR-SL，低分油R1P-SR-SL加压后返回预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触；分离低分气R1P-SR-SV得到主要由常规液体烃组成的烃油R1P-SR-SV-L进入预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触或进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂接触。
本发明设置深度加氢改质反应流出物R2P的热高压分离部分THPS时，其特征在于：
③在分离部分HPS之前，设置深度加氢改质反应流出物R2P的热高压分离部分THPS，在此，深度加氢改质反应流出物R2P分离为热高分气THPV和热高分油THPL，热高分气THPV进入分离部分HPS冷却并分离为一个主要由氢气组成的高分气气体HPV和一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的高分油液体HPL；热高压分离部分THPS的操作条件通常为：温度为150～380℃、压力为4.0～30.0MPa；热高压分离部分THPS的操作条件一般为：温度为180～320℃、压力为4.0～30.0MPa；可以循环部分热高分油THPL进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂R21C接触；可以循环部分热高分油THPL进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂R22C接触。
本发明设置热高分油THPL的热低分离部分TLPS时，其特征在于：
③热高分油THPL降压后进入热低分离部分TLPS并分离为一个主要由氢气组成的热低分气TLPV和一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的热低分油TLPL；循环部分热低分油TLPL进入深度加氢改质过程R2与存在的深度加氢改质催化剂R2C接触。
本发明，在深度加氢改质过程R2，在精制催化剂R21C之后可以使用具备加氢裂化功能的催化剂R22C；具备加氢裂化功能的催化剂R22C的操作条件为：温度为300～440℃、压力为4.0～30.0MPa、催化剂R22体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；在具备加氢裂化功能的催化剂R22C之后通常使用后精制催化剂R23C。
本发明劣质烃F1为中低温煤焦油时，在预加氢过程R1中，胶状沥青状组分转化率最好大于90％。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
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，本发明所述煤焦油还可以是上述煤焦油的混合油。
高温炼焦属于煤高温热解过程，热解过程的最终温度一般大于900℃，通常在1000～1400℃之间。所述高温煤焦油指的是煤高温热解制取焦炭和/或城市煤气过程生产的副产物粗焦油。高温煤焦油在初级蒸馏过程，通常生产以下产品：轻油(拔顶焦油)、酚油、萘油、轻质洗油、重质洗油、轻质蒽油、重质蒽油、沥青等产品，酚油可进一步分离为粗酚和脱酚油，萘油可进一步分离为粗萘和脱萘油。本发明所述高温煤焦油轻馏分指的是：蒽油、洗油、萘油、脱萘油、酚油、脱酚油、轻油及其混合油。
由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。煤焦油初级蒸馏过程的工艺条件和产品要求也在一定范围内变化，故煤焦油轻馏分的性质也在一定范围内变化。煤焦油轻馏分的性质，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般为60～500℃通常为120～460℃，通常金属含量为5～80PPm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～9.0％，通常水含量为0.2～5.0％，残炭含量通常为0.5～13％。
通常煤焦油轻馏分的烯烃含量高、酚含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分，因此，本发明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、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。煤焦油重馏分特别是煤沥青馏分，其金属含量高、胶质含量高、沥青质含量高，因此，本发明所述的煤焦油重馏分的预加氢过程，通常使用加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合
所述劣质烃F1的总体加氢改质过程，包括劣质烃F1经历的预加氢过程R1和深度加氢改质过程R2。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明一种包含原料分路串联预加氢过程的劣质烃加氢改质方法，其特征在于包含以下步骤：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，在预加氢催化剂R1C和氢气存在条件下，所述劣质烃F1进行预加氢反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的预加氢最终反应流出物R1P；
预加氢催化剂R1C分2层或多层串联布置，劣质烃F1分两路或多路分路原料，分路原料分别进入不同预加氢催化剂床层的入口，第一路劣质烃F11进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，存在的其余分路劣质烃直接进入后续对应床层；
串联布置的上游预加氢催化剂床层的反应流出物进入下游预加氢催化剂床层，第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
②在深度加氢改质过程R2，在深度加氢改质催化剂R2C存在条件下，所述预加氢最终反应流出物R1P进行深度加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的深度加氢改质反应流出物R2P；
③在分离部分HPS，分离所述深度加氢改质反应流出物R2P，得到主要由氢气组成的富氢气体R2P-SV和深度加氢改质生成油R2P-SP，至少一部分富氢气体R2P-SV返回加氢反应过程循环使用。
劣质烃F1为低氢含量烃类，选自下列物料中的一种或几种：
劣质烃F1为低氢含量烃类，选自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煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥石油砂基重油或其热加工过程所得油品；
⑦乙烯裂解焦油；
⑧石油基蜡油热裂化焦油；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃含量高的富含胶状沥青状组分的烃油。
本发明加工中低温煤焦油的预加氢过程分两路时，其特征在于各步骤的操作条件通
①劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1的预加氢过程R1的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.5～2.5％(对劣质烃F1的重量)；
劣质烃F1分为两路，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2；
串联布置的上游预加氢催化剂床层的反应流出物进入下游预加氢催化剂床层，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第二预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B2P即最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例通常为0.1～0.9、一般为0.2～0.6、特别地为0.3～0.5；
②深度加氢改质过程R2的操作条件为：温度为230～460℃、压力为4.0～30.0MPa、深度加氢改质用精制催化剂R21C的体积空速为0.1～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
③分离部分HPS的操作条件为：温度为20～60℃、压力为4.0～30.0MPa。
本发明加工中低温煤焦油的预加氢过程分三路时，其特征在于各步骤的操作条件通常为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1的预加氢过程R1的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.5～2.5％(对劣质烃F1的重量)；
劣质烃F1分为三路，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第三路劣质烃F13直接进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3；
串联布置的上游催化剂床层的反应流出物进入下游催化剂床层，第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第二预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B2P进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3，第三预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B3P即最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例通常为0.1～0.75、一般为0.15～0.5、特别地为0.15～0.35，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例通常为0.1～0.75、一般为0.15～0.5、特别地为0.15～0.35；
②深度加氢改质过程R2的操作条件为：温度为230～460℃、压力为4.0～30.0MPa、深度加氢改质用精制催化剂R21C的体积空速为0.1～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；；
③分离部分HPS的操作条件为：温度为20～60℃、压力为4.0～30.0MPa。
本发明加工中低温煤焦油的预加氢过程分四路时，其特征在于各步骤的操作条件通常为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，预加氢过程R1的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.5～2.5％(对劣质烃F1的重量)；
劣质烃F1分为四路，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第三路劣质烃F13直接进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3，第四路劣质烃F14直接进入第四预加氢催化剂床层R1C-B4；
串联布置的上游催化剂床层的反应流出物进入下游催化剂床层，第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第二预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B2P进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3，第三预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B3P进入第四预加氢催化剂床层R1C-B4，第四预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B4P即最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、特别地为0.15～0.25，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、特别地为0.15～0.25，第三路劣质烃F13占全部劣质烃F1的比例通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、特别地为0.15～0.25；
②深度加氢改质过程R2的操作条件为：温度为230～460℃、压力为4.0～30.0MPa、深度加氢改质用精制催化剂R21C体积空速为0.1～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
③分离部分HPS的操作条件为：温度为20～60℃、压力为4.0～30.0MPa。
本发明，劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1分为第一路劣质烃F11和后续分路劣质烃，后续分路劣质烃直接进入预加氢过程时的温度比第一路劣质烃F11直接进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1时的温度通常低10℃以上、一般低30℃以上、特别地低50℃以上。
本发明加工中低温煤焦油时，其特征在于各步骤的操作条件通常为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，在预加氢过程R1中，劣质烃F1的残炭为2～13％、氢耗占劣质烃F1总体加氢改质过程总氢耗的25～65％、烯烃饱和率大于90％、氧脱除率大于90％、残炭脱除率大于35％，预加氢反应流出物R1P中金属量与烃组分量之比低于百万分之4；
②深度加氢改质反应流出物R2P中的柴油全馏分的十六烷值高于28。
本发明加工中低温煤焦油时，其特征在于各步骤的操作条件一般为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，在预加氢过程R1中，劣质烃F1的残炭为2～10％、氢耗占劣质烃F1总体加氢改质过程总氢耗的35～55％、烯烃饱和率大于95％、氧脱除率大于95％、残炭脱除率大于65％，预加氢反应流出物R1P中金属量与烃组分量之比低于百万分之2；
②深度加氢改质反应流出物R2P中的柴油全馏分的十六烷值高于32。
本发明劣质烃F1，可以为主要由常规沸点大于390℃的烃组成的中低温煤焦油馏分，或者为主要由常规沸点大于480℃的烃组成的中低温煤焦油馏分。
本发明第一种加工中低温煤焦油流程是：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0H，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L和主要由常规沸点大于360℃的烃组成的重馏分F0H，将轻馏分F0L预加氢过程和重馏分F0H预加氢过程串联进行，轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0H的预加氢过程的预加氢催化剂床层；通常轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分进入重馏分F0H的预加氢过程的第一预加氢催化剂床层R1C-B1。
本发明第二种加工中低温煤焦油流程是：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～480℃的烃组成的轻馏分F0LM和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，将轻馏分F0LM预加氢过程和重馏分F0D预加氢过程串联进行，轻馏分F0LM预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D的预加氢过程的预加氢催化剂床层；通常轻馏分F0LM预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的第一预加氢催化剂床层R1C-B1。
本发明第三种加工中低温煤焦油流程是：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～480℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，然后将轻馏分F0L预加氢过程、中馏分F0M预加氢过程和重馏分F0D预加氢过程串联进行，轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入中馏分F0M预加氢过程的预加氢催化剂床层，而中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的预加氢催化剂床层；通常，中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的的第一预加氢催化剂床层R1C-B1。
本发明第四种加工中低温煤焦油流程是：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～480℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，然后将中馏分F0M的预加氢过程和重馏分F0D的预加氢过程串联进行，中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油的馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的预加氢催化剂床层(通常为第一预加氢催化剂床层R1C-B1)；轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油的馏分油进入预加氢反应流出物R1P的深度加氢改质过程R2。
本发明设置预加氢反应流出物R1P的热高压分离部分R1P-S时，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为主要由常规沸点大于480℃的烃组成的中低温煤焦油的煤沥青馏分；预加氢反应流出物R1P进入热高压分离部分R1P-S分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有低沸点烃的热高分气气体R1P-SV和一个主要由常规液体烃组成的热高分油液体R1P-SL；在热高分油液体R1P-SL分流部分，第一路热高分油液体R1P-SR返回预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触，第二路热高分油液体R1P-SP进入深度加氢改质过程R2，热高分气气体R1P-SV进入深度加氢改质过程R2；热高压分离部分R1P-S操作条件为：温度为180～440℃、压力为6.0～30.0MPa；定义第一路热高分油液体R1P-SR中常规沸点大于500℃组分的重量流率与劣质烃原料F1的中常规沸点大于500℃组分的重量流率之比为循环比K，循环比K通常为0.05～6、一般为0.5～3。
本发明设置第一路热高分油液体R1P-SR的低压分离部分R1P-SR-S时，其特征在于：
①在热高分油液体R1P-SL分流部分，第一路热高分油液体R1P-SR降压后进入低压分离部分R1P-SR-S分离为低分气R1P-SR-SV和低分油R1P-SR-SL，低分油R1P-SR-SL加压后返回预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触；分离低分气R1P-SR-SV得到主要由常规液体烃组成的烃油R1P-SR-SV-L进入预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触或进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂接触。
本发明设置深度加氢改质反应流出物R2P的热高压分离部分THPS时，其特征在于：
③在分离部分HPS之前，设置深度加氢改质反应流出物R2P的热高压分离部分THPS，在此，深度加氢改质反应流出物R2P分离为热高分气THPV和热高分油THPL，热高分气THPV进入分离部分HPS冷却并分离为一个主要由氢气组成的高分气气体HPV和一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的高分油液体HPL；热高压分离部分THPS的操作条件通常为：温度为150～380℃、压力为4.0～30.0MPa；热高压分离部分THPS的操作条件一般为：温度为180～320℃、压力为4.0～30.0MPa；可以循环部分热高分油THPL进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂R21C接触；可以循环部分热高分油THPL进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂R22C接触。
本发明设置热高分油THPL的热低分离部分TLPS时，其特征在于：
③热高分油THPL降压后进入热低分离部分TLPS并分离为一个主要由氢气组成的热低分气TLPV和一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的热低分油TLPL；循环部分热低分油TLPL进入深度加氢改质过程R2与存在的深度加氢改质催化剂R2C接触。
本发明，在深度加氢改质过程R2，在精制催化剂R21C之后可以使用具备加氢裂化功能的催化剂R22C；具备加氢裂化功能的催化剂R22C的操作条件为：温度为300～440℃、压力为4.0～30.0MPa、催化剂R22体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；在具备加氢裂化功能的催化剂R22C之后通常使用后精制催化剂R23C。
本发明劣质烃F1为中低温煤焦油时，在预加氢过程R1中，胶状沥青状组分转化率最好大于90％。
根据需要，可以将任一种补充硫加入预加氢过程R1和或深度加氢改质过程R2，以保证反应过程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。当预加氢过程R1的稀释油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。
与劣质烃F1全部进入预加氢过程R1的第一预加氢催化剂床层R1C-B1的方法相比，本发明包含原料分路串联预加氢过程的煤焦油深度加氢改质方法的优点在于：
①第一预加氢催化剂床层R1C-B1中的易反应物浓度能够达到有效降低，利于实现反应尽可能平均分布于预加氢催化剂床层即纵深分布、尽可能使预加氢催化剂同步失活的最优化目标，结垢或结焦或金属硫化物沉积不再集中于第一预加氢催化剂床层R1C-B1，当加工金属含量高、烯烃含量高、酚含量高、胶质含量高、沥青质含量高的中低温煤焦油F1时，可以防止预加氢催化剂床层特别是第一预加氢催化剂床层压力降上升过快，可使连续运转周期有效延长，能够避免频繁停工，减少催化剂撇头次数，提高装置运转率；
②随着装置运转周期的延长，当第一预加氢催化剂床层R1C-B1中的预加氢催化剂活性降低，通常需要提高其反应温度，这样要求煤焦油F11逐步提高其进料温度，加快了煤焦油F1中易缩合物的热缩合速度，增大了热缩合物的产量；而本发明中，第一路煤焦油F11的第一预加氢催化剂床层R1C-B1的温升得到显著降低，第二路煤焦油F12的第二预加氢催化剂床层R1C-B2的温升也得到显著降低，且第二路煤焦油F12及后续分路进料进入反应系统前的预热温度可以低于或远低于第一预加氢催化剂床层R1C-B1的入口温度，可以大幅度降低其进入反应系统之前的加热过程的热缩合速度；
③有效延长开工周期：本发明能够避免过度使用稀释油或过大增大氢油比或过大增大急冷油量，并能够有效减少预加氢过程催化剂装填量；
④可提高催化剂利用效率：当第一预加氢催化剂床层R1C-B1中的预加氢催化剂活性较低或床层压降过大时，大部分原料直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2及后续床层，少部分煤焦油原料F11可以继续通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1以充分发挥其中的催化剂的加工能力，可提高催化剂效率；
⑤可有效提高反应热回收率：预加氢过程R1放出大量反应热，为了保证合理的操作周期即为了维持合理的平均反应温度，本发明可以使用上游预加氢催化剂床层反应流出物比如第一预加氢催化剂床层R1C-B1的反应流出物R1C-B1-P，直接加热下游预加氢催化剂床层的劣质烃分路进料比如第二路煤焦油原料F12，即直接回收第一预加氢催化剂床层反应热加热第二路煤焦油原料F12，从而降低常规工艺中需要在预加氢过程R1的预加氢催化剂床层之间注入的冷氢或冷油的数量，提高了该部分反应热回收率，降低相关系统工程投资。
对照例一
中温煤焦油性质见表1，升温至80℃后完成一级过滤、进一步升温至170℃后完成二级过滤、一级真空闪蒸脱水，一级脱水后中温煤焦油进一步在负压条件下升温后完成减压蒸馏份离(同时完成二级脱水)，设分馏塔进料加热炉，分馏塔塔顶压力为～0.03MPa(绝压)，分馏塔下段为水蒸汽汽提段，分馏塔上段为精馏段，全部煤焦油分离为塔顶回流罐排出的塔顶油(常规沸点低于250℃)、塔中段抽出油(常规沸点250～330℃)和塔底排出的煤焦油重馏份。塔顶油和中段抽出油混合作为第一烃馏份，煤焦油重馏份作为第二烃馏份。
在第一加氢精制反应部分，含有煤焦油轻馏份的第一烃馏份完成第一加氢精制反应转化为第一加氢精制反应流出物；在第二加氢精制反应部分，第一加氢精制反应流出物和含有煤焦油重馏份的第二烃馏份完成第二加氢精制反应转化为第二加氢精制反应流出物；第二加氢精制反应流出物进入加氢精制高压分离部分，分离为加氢精制高分气、加氢精制高分油和加氢精制高分水；全部加氢精制高分气进入加氢精制反应部分作加氢精制循环氢使用；在加氢精制高分油分离部分，分离加氢精制高分油得到加氢精制石脑油、加氢精制柴油、加氢精制重油。
第二加氢精制反应部分分为预加氢过程R1和深度加氢改质过程R2。
全部加氢精制重油在加氢裂化反应部分转化为加氢裂化反应流出物，加氢裂化反应流出物可以独立分离回收，加氢精制循环氢和加氢裂化循环氢共用循环氢压缩机；在加氢裂化高分油分离部分，得到加氢裂化油品，全部加氢裂化重油循环至加氢裂化反应部分。也可以将加氢裂化反应流出物引入到加氢精制高压分离部分与加氢精制反应流出物联合分离回收，以简化加氢裂化反应流出物分离回收流程。
中温煤焦油性质见表1，加氢催化剂组成和性质见表2、表3、表4，操作条件和产品性质见表5，产品指标：中温煤焦油加氢精制石脑油馏份的氮含量(平均值)低于3PPm、中温煤焦油加氢柴油馏份的十六烷值(平均值)高于33。
第二加氢精制反应部分的预加氢过程R1，预加氢催化剂床层总温升为70℃，使用冷氢或冷油降低预加氢中间反应流出物温度形成25℃温降；预加氢过程R1表观温升为45℃。
实施例一
基于对照例一，按照本发明，将第二加氢精制反应部分的预加氢催化剂分为体积比为35∶65的第一份和第二份，第一份预加氢催化剂布置在第一预加氢催化剂床层，第二份预加氢催化剂布置在第二预加氢催化剂床层，床层内的催化剂配置比例和装填顺序与对照例相同。将重馏分即第二烃馏份作为劣质烃F1，分为体积比为65∶35的第一路劣质烃F11和第二路劣质烃F12，第一路劣质烃F11进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2。与对照例相比，本发明利于实现预加氢过程的金属硫化物沉积和结焦在预加氢催化剂床层中平均分布，同时降低了第一预加氢催化剂床层进料中的胶状沥青状组分的浓度，利于抑制结焦反应。
表1煤焦油性质
| 原料油 | 原料油 |
| 密度(20℃)，g/cm3 | 1.04 |
| 馏程，℃ | |
| IBP/10％ | 130/214 |
| 30％/50％ | 291/357 |
| 70％/90％ | 417/475 |
| 95％ | <545 |
| 粘度，40℃，mm2/s | |
| 100℃，mm2/s | 6.2 |
| 凝点，℃ | 26 |
| 残炭，m％ | 5.40 |
| 机械杂质，％ | 0.20 |
| S，m％ | 0.16 |
| N，m％ | 0.86 |
| C，m％ | 82.4 |
| H，m％ | 6.9 |
| 金属含量，μg/g | |
| Cu/Ca/Mg | <0.01/27.6/4.7 |
| Ni/V/Fe | 0.8/0.12/46.4 |
| Na | 3.7 |
表2第一加氢精制反应部分用催化剂组成
表3第二加氢精制反应部分用催化剂的物化性质
表4加氢裂化反应部分用催化剂的物化性质
表5操作条件和产品性质表
| 项目 | 实施例 |
| 第一加氢精制反应部分 | |
| 反应压力，MPa | 18～19 |
| 反应温度，℃脱金属剂+脱氧剂/精制剂 | 260～295/295～325 |
| 第一加氢精制催化剂体积空速，h-1 | 4～5 |
| 反应器入口氢油比，m3n/m3 | 2000 |
| 第二加氢精制反应部分 | |
| 反应压力，MPa | 18～19 |
| 反应温度，℃保护剂+脱残炭剂/精制剂 | 305～345/320～365 |
| 第二加氢精制催化剂体积空速，h-1 | 0.30～0.36 |
| 反应器入口氢油比，m3n/m3 | 2000 |
| 加氢精制石脑油氮含量，μg/g | ≯3.0 |
| 加氢精制柴油十六烷值 | ≮35.0 |
| 加氢精制重油沸程，℃ | 350～540 |
| 加氢裂化反应部分 | |
| 反应压力，MPa | 18～19 |
| 反应温度，℃ | 400～410 |
| 加氢裂化催化剂体积空速，h-1 | 0.42～0.50 |
| 反应器入口氢油比，m3n/m3 | 1500 |
| 加氢裂化柴油十六烷值 | ≮42 |
| 加氢裂化重油沸程，℃ | 340～530 |
对照例二
基于对照例的中温煤焦油分离过程，建设单独加工第二烃馏份的深度加氢转化装置，装置包括将第二烃馏份中胶质沥青质浓度由36～38重量％降至1～2重量％的预加氢过程R1和深度加氢改质过程R2，预加氢反应流出物R1P进入预加氢过程反应流出物的热态高压分离器R1P-S，在此分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有低沸点烃和杂质气体的热高分气气体R1P-SV和一个主要由常规液体烃组成的热高分油液体R1P-SL，在热高分油液体R1P-SL分流部分，第一路热高分油液体R1P-SR返回预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触，第二路热高分油液体R1P-SP进入深度加氢改质过程R2，热高分气气体R1P-SV进入深度加氢改质过程R2；热高压分离部分R1P-S操作条件通常为：温度为310～380℃、压力为15.0～18.0MPa；第一路热高分油液体R1P-SR与第二烃馏份混合以控制第一预加氢催化剂床层R1C-B1进料中的胶状沥青状组分的浓度为19～20重量％，循环油重量与第二烃馏份原料重量比例约为1∶1。
实施例二
基于对照例二，按照本发明，将第二烃馏份的预加氢过程R1的预加氢催化剂R1C分为体积比为35∶65的第一份和第二份，第一份预加氢催化剂布置在第一预加氢催化剂床层，第二份预加氢催化剂布置在第二预加氢催化剂床层，两个床层内的催化剂配置比例和装填顺序与对照例一相同。将劣质烃F1即第二烃馏份分为体积比为65∶35的第一路重馏分和第二路重馏分，分别进入第一床层、第二床层。在控制第一床层总进料中的胶状沥青状组分的浓度与对照例二相同的条件下，该循环油重量与第一路重馏分重量比例为1∶1，该循环油重量与全部新鲜原料的重量比例为0.65∶1，降低了循环油数量。
实施例三
基于实施例二，将预加氢过程R1的预加氢催化剂R1C分为体积比为25∶25∶50的第一份、第二份和第三份，分别布置在第一、第二和第三预加氢催化剂床层，三个床层内的催化剂配置比例和装填顺序与对照例一相同。将第二烃馏份分为体积比为40∶30∶30的第一路劣质烃F11、第二路劣质烃F12和第三路劣质烃F13，分别进入第一、第二和第三预加氢催化剂床层。在控制第一预加氢催化剂床层总进料中的胶状沥青状组分的浓度与对照例二相同的条件下，该循环油重量与第一路劣质烃F11重量比例为1∶1，该循环油重量与全部新鲜原料的重量比例为0.40∶1，可见比实施例二进一步降低了循环油数量，有效降低了预加氢过程的总体烃油数量，延长了烃油在催化剂床层的停留时间，可以提高预加氢深度或减少催化剂用量。
Claims (41)
1.一种包含原料分路串联预加氢过程的劣质烃加氢改质方法，其特征在于包含以下步骤：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，在预加氢催化剂R1C和氢气存在条件下，所述劣质烃F1进行预加氢反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的预加氢最终反应流出物R1P；
预加氢催化剂R1C分2层或多层串联布置，劣质烃F1分两路或多路分路原料，分路原料分别进入不同预加氢催化剂床层的入口，第一路劣质烃F11进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，存在的其余分路劣质烃直接进入后续对应床层；
串联布置的上游预加氢催化剂床层的反应流出物进入下游预加氢催化剂床层，第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
②在深度加氢改质过程R2，在深度加氢改质催化剂R2C存在条件下，所述预加氢最终反应流出物R1P进行深度加氢改质反应，生成一个由氢气、常规气体烃、常规液体烃组成的深度加氢改质反应流出物R2P；
③在分离部分HPS，分离所述深度加氢改质反应流出物R2P，得到主要由氢气组成的富氢气体R2P-SV和深度加氢改质生成油R2P-SP，至少一部分富氢气体R2P-SV返回加氢反应过程循环使用。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
劣质烃F1为低氢含量烃类，选自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煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥石油砂基重油或其热加工过程所得油品；
⑦乙烯裂解焦油；
⑧石油基蜡油热裂化焦油；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃含量高的富含胶状沥青状组分的烃油。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于各步骤的操作条件为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1的预加氢过程R1的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.5～2.5％重量；
劣质烃F1分为两路，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2；
串联布置的上游预加氢催化剂床层的反应流出物进入下游预加氢催化剂床层，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第二预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B2P即最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例为0.1～0.9；
②深度加氢改质过程R2的操作条件为：温度为230～460℃、压力为4.0～30.0MPa、深度加氢改质用精制催化剂R21C的体积空速为0.1～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
③分离部分HPS的操作条件为：温度为20～60℃、压力为4.0～30.0MPa。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：
①第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例0.2～0.6。
5.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：
①第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例为0.3～0.5。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于各步骤的操作条件为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1的预加氢过程R1的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.5～2.5％重量；
劣质烃F1分为三路，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第三路劣质烃F13直接进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3；
串联布置的上游催化剂床层的反应流出物进入下游催化剂床层，第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第二预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B2P进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3，第三预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B3P即最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例为0.1～0.75，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例为0.1～0.75；
②深度加氢改质过程R2的操作条件为：温度为230～460℃、压力为4.0～30.0MPa、深度加氢改质用精制催化剂R21C的体积空速为0.1～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；；
③分离部分HPS的操作条件为：温度为20～60℃、压力为4.0～30.0MPa。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
①第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.5，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.5。
8.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
①第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.35，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.35。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于各步骤的操作条件为：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，预加氢过程R1的操作条件为：温度为170～400℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.5～2.5％重量；
劣质烃F1分为四路，第一路劣质烃F11通过第一预加氢催化剂床层R1C-B1，第二路劣质烃F12直接进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第三路劣质烃F13直接进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3，第四路劣质烃F14直接进入第四预加氢催化剂床层R1C-B4；
串联布置的上游催化剂床层的反应流出物进入下游催化剂床层，第一预加氢催化剂床层R1C-B1所得第一预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B1P进入第二预加氢催化剂床层R1C-B2，第二预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B2P进入第三预加氢催化剂床层R1C-B3，第三预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B3P进入第四预加氢催化剂床层R1C-B4，第四预加氢催化剂床层反应流出物R1C-B4P即最后一个预加氢催化剂床层的反应流出物作为预加氢最终反应流出物R1P使用；
第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例为0.05～0.5，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例为0.05～0.5，第三路劣质烃F13占全部劣质烃F1的比例为0.05～0.5；
②深度加氢改质过程R2的操作条件为：温度为230～460℃、压力为4.0～30.0MPa、深度加氢改质用精制催化剂R21C体积空速为0.1～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
③分离部分HPS的操作条件为：温度为20～60℃、压力为4.0～30.0MPa。
10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
①第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.4，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.4，第三路劣质烃F13占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.4。
11.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
①第一路劣质烃F11占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.25，第二路劣质烃F12占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.25，第三路劣质烃F13占全部劣质烃F1的比例为0.15～0.25。
12.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1分为第一路劣质烃F11和后续分路劣质烃，后续分路劣质烃直接进入预加氢过程时的温度比第一路劣质烃F11直接进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1时的温度低10℃以上。
13.根据权利要求12所述的方法，其特征在于：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1分为第一路劣质烃F11和后续分路劣质烃，后续分路劣质烃直接进入预加氢过程时的温度比第一路劣质烃F11直接进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1时的温度低30℃以上。
14.根据权利要求12所述的方法，其特征在于：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，劣质烃F1分为第一路劣质烃F11和后续分路劣质烃，后续分路劣质烃直接进入预加氢过程时的温度比第一路劣质烃F11直接进入第一预加氢催化剂床层R1C-B1时的温度低50℃以上。
15.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，在预加氢过程R1中，劣质烃F1的残炭为2～13％、氢耗占劣质烃F1总体加氢改质过程总氢耗的25～65％、烯烃饱和率大于90％、氧脱除率大于90％、残炭脱除率大于35％，预加氢反应流出物R1P中金属量与烃组分量之比低于百万分之4；
②深度加氢改质反应流出物R2P中的柴油全馏分的十六烷值高于28。
16.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，在预加氢过程R1中，劣质烃F1的残炭为2～10％、氢耗占劣质烃F1总体加氢改质过程总氢耗的35～55％、烯烃饱和率大于95％、氧脱除率大于95％、残炭脱除率大于65％，预加氢反应流出物R1P中金属量与烃组分量之比低于百万分之2；
②深度加氢改质反应流出物R2P中的柴油全馏分的十六烷值高于32。
17.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①劣质烃F1为主要由常规沸点大于390℃的烃组成的中低温煤焦油馏分。
18.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①劣质烃F1为主要由常规沸点大于480℃的烃组成的中低温煤焦油馏分。
19.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0H，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L和主要由常规沸点大于360℃的烃组成的重馏分F0H，将轻馏分F0L预加氢过程和重馏分F0H预加氢过程串联进行，轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0H的预加氢过程的预加氢催化剂床层。
20.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0H，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L和主要由常规沸点大于360℃的烃组成的重馏分F0H，将轻馏分F0L预加氢过程和重馏分F0H预加氢过程串联进行，轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分进入重馏分F0H的预加氢过程的第一预加氢催化剂床层R1C-B1。
21.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～480℃的烃组成的轻馏分F0LM和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，将轻馏分F0LM预加氢过程和重馏分F0D预加氢过程串联进行，轻馏分F0LM预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D的预加氢过程的预加氢催化剂床层。
22.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油分离为主要由常规沸点为60～480℃的烃组成的轻馏分F0LM和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，将轻馏分F0LM预加氢过程和重馏分F0D预加氢过程串联进行，轻馏分F0LM预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的第一预加氢催化剂床层R1C-B1。
23.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～480℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，然后将轻馏分F0L预加氢过程、中馏分F0M预加氢过程和重馏分F0D预加氢过程串联进行，轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入中馏分F0M预加氢过程的预加氢催化剂床层，而中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的预加氢催化剂床层。
24.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～480℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，然后将轻馏分F0L预加氢过程、中馏分F0M预加氢过程和重馏分F0D预加氢过程串联进行，轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入中馏分F0M预加氢过程的预加氢催化剂床层，而中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的的第一预加氢催化剂床层R1C-B1。
25.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为主要由常规沸点大于480℃的烃组成的中低温煤焦油的煤沥青馏分；预加氢反应流出物R1P进入热高压分离部分R1P-S分离为一个在体积上主要由氢气组成的含有低沸点烃的热高分气气体R1P-SV和一个主要由常规液体烃组成的热高分油液体R1P-SL；在热高分油液体R1P-SL分流部分，第一路热高分油液体R1P-SR返回预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触，第二路热高分油液体R1P-SP进入深度加氢改质过程R2，热高分气气体R1P-SV进入深度加氢改质过程R2；热高压分离部分R1P-S操作条件为：温度为180～440℃、压力为6.0～30.0MPa；定义第一路热高分油液体R1P-SR中常规沸点大于500℃组分的重量流率与劣质烃原料F1的中常规沸点大于500℃组分的重量流率之比为循环比K，循环比K为0.05～6。
26.根据权利要求25所述的方法，其特征在于：①循环比K为0.5～3。
27.根据权利要求25所述的方法，其特征在于：
①在热高分油液体R1P-SL分流部分，第一路热高分油液体R1P-SR降压后进入低压分离部分R1P-SR-S分离为低分气R1P-SR-SV和低分油R1P-SR-SL，低分油R1P-SR-SL加压后返回预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触。
28.根据权利要求27所述的方法，其特征在于：
①分离低分气R1P-SR-SV得到主要由常规液体烃组成的烃油R1P-SR-SV-L进入预加氢过程R1与预加氢催化剂R1C接触或进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂接触。
29.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
③在分离部分HPS之前，设置深度加氢改质反应流出物R2P的热高压分离部分THPS，在此，深度加氢改质反应流出物R2P分离为热高分气THPV和热高分油THPL，热高分气THPV进入分离部分HPS冷却并分离为一个主要由氢气组成的高分气气体HPV和一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的高分油液体HPL。
30.根据权利要求29所述的方法，其特征在于：
③热高压分离部分THPS的操作条件为：温度为150～380℃、压力为4.0～30.OMPa。
31.根据权利要求29所述的方法，其特征在于：
③热高压分离部分THPS的操作条件为：温度为180～320℃、压力为4.0～30.OMPa。
32.根据权利要求29所述的方法，其特征在于：
③循环部分热高分油THPL进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂R21C接触。
33.根据权利要求29所述的方法，其特征在于：
③循环部分热高分油THPL进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂R22C接触。
34.根据权利要求29所述的方法，其特征在于：
③热高分油THPL降压后进入热低分离部分TLPS并分离为一个主要由氢气组成的热低分气TLPV和一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的热低分油TLPL；循环部分热低分油TLPL进入深度加氢改质过程R2与深度加氢改质催化剂R21C接触。
35.根据权利要求29所述的方法，其特征在于：
③热高分油THPL降压后进入热低分离部分TLPS并分离为一个主要由氢气组成的热低分气TLPV和一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的热低分油TLPL；循环部分热低分油TLPL进入深度加氢改质过程R2与存在的深度加氢改质催化剂R22C接触。
36.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～480℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，然后将中馏分F0M的预加氢过程和重馏分F0D的预加氢过程串联进行，中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油的馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的预加氢催化剂床层；轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油的馏分油进入预加氢反应流出物R1P的深度加氢改质过程R2。
37.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①在劣质烃F1的预加氢过程R1，劣质烃F1为分离初始中低温煤焦油F0所得重馏分F0D，先将初始中低温煤焦油F0分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～480℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于480℃的烃组成的重馏分F0D，然后将中馏分F0M的预加氢过程和重馏分F0D的预加氢过程串联进行，中馏分F0M预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油的馏分油进入重馏分F0D预加氢过程的第一预加氢催化剂床层R1C-B1；轻馏分F0L预加氢过程的加氢反应流出物或其生成油或其生成油馏分油进入预加氢反应流出物R1P的深度加氢改质过程R2。
38.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
②深度加氢改质过程R2，在精制催化剂R21C之后使用具备加氢裂化功能的催化剂R22C。
39.根据权利要求38所述的方法，其特征在于：
②深度加氢改质过程R2，具备加氢裂化功能的催化剂R22C的操作条件为：温度为300～440℃、压力为4.0～30.0MPa、催化剂R22体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
40.根据权利要求38所述的方法，其特征在于：
②深度加氢改质过程R2，在精制催化剂R21C之后使用具备加氢裂化功能的催化剂R22C；在具备加氢裂化功能的催化剂R22C之后使用后精制催化剂R23C。
41.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11所述的方法，其特征在于：
①劣质烃F1为中低温煤焦油，在预加氢过程R1中，胶状沥青状组分转化率大于90％。
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