CN105567279A - 一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法 - Google Patents

一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法 Download PDF

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Abstract

本发明一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法，适用于煤液化、油煤共炼、重油悬浮床或沸腾床加氢、煤焦油悬浮床或沸腾床加氢等反应产物的分离过程，可减少热高压分离后油液S1L中的腐蚀性组分量、减少低沸点组分量、利用闪蒸吸热降低油液S1L温度、增加油液S1L粘度，热高分气性质发生的变化是含有更多的低沸点烃组分；热高分油性质发生的变化是油液S1L数量降低、腐蚀性降低、重组分浓度提高、温度降低，应用于煤液化反应器产物的分离时，效果在于：提高热高压分离过程油品分离效率、降低油液S1L降压过程对过流部件的空蚀和冲蚀速度、降低油液S1L分馏过程的负荷和介质腐蚀性、提高脱固体效率。

Description

一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法
技术领域
本发明涉及一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法，适用于煤液化、油煤共炼、重油悬浮床或沸腾床加氢、煤焦油悬浮床或沸腾床加氢等反应产物的分离过程，可减少热高压分离后油液S1L中的腐蚀性组分量、减少低沸点组分量、利用闪蒸吸热降低油液S1L温度、增加油液S1L粘度，热高分气性质发生的变化是含有更多的低沸点烃组分；热高分油性质发生的变化是油液S1L数量降低、腐蚀性降低、重组分浓度提高、温度降低，应用于煤液化反应器产物的分离时，效果在于：提高热高压分离过程油品分离效率、降低油液S1L降压过程对过流部件的空蚀和冲蚀速度、降低油液S1L分馏过程的负荷和介质腐蚀性、提高脱固体效率。
背景技术
本发明所述含固体的烃加氢产物，通常为使用上流式膨胀床反应器如微膨胀床或沸腾床或悬浮床加氢反应器的加氢反应流出物，总体加氢反应可以是加氢精制反应和或加氢裂化反应，加工的原料可以是石油基重油或煤焦油或油煤浆或其组合等。
以下以煤液化加氢反应产物的热高压分离过程和热高分油降压过程为例，说明本发明关注的核心问题。
煤液化加氢反应产物的热高压分离过程，常规工艺是热高压闪蒸分离方法，高压高温含固体的煤液化加氢产物进入热高压分离器DS1分离为包含绝大多数固体产物的液固混相物流DS1L和热高分气DS1V，混相物流DS1L简称为热高分油DS1L，当然，本领域技术人员公知这是一种习惯命名，所述的热高分油DS1L为含固油体。通常，热高分气DS1V中的烃组分DS1V-LM通常进入后续加氢提质反应过程DR2X。通常，热高分油DS1L经过降压后进入蒸馏过程DFRAC1完成固体和烃组分的分离得到蒸馏油DFRAC1-MH，蒸馏油DFRAC1-MH通常和热高分气DS1V中的烃组分DS1V-LM混合加工或联合加工。
按照煤液化加氢反应产物的热高压闪蒸分离方法，热高分油DS1L为高压、高温、含固体、含腐蚀性组分、含大量低沸点烃组分的液固混相物流，热高分油DS1L降压过程对降压阀过流部件必然形成强烈的腐蚀，严重缩短过流部件寿命即缩短装置连续运行周期，威胁装置安全。其根源在于多种腐蚀的综合，主要表现为：
①过流介质中的低沸点组分的降压空化(或汽化)和升压凝结(或液化)形成空蚀：热高分油DS1L属于含固体的高压饱和液体，操作压力为P1的热高分油DS1L进入蒸馏过程DFRAC1之前，必须经历降压过程，执行降压过程的设备为降压阀门，在降压过程中，流体流过阀门的节流流道时，增加速度将压力能转化为动能以降低静压，而随着压力的降低，热高分油中溶解的低沸点组分如H2O、H2S、C1～C4和易气化烃组分将逐步解吸或汽化，即必然发生空化；离开降压阀出口的流体，在“缩脉”M2之前的某一位置MK，热高分油DS1L的压力已经降到了预期的降压终端压力，但是离开减压阀节流通道末端M1的高速混相流体束的截面积，因为其高速流动将继续收缩即压力继续降低，在位置M2处收缩至最小形成“缩脉”，“缩脉”处压力为P2，然后开始扩张，在位置M3处扩张至整个流道截面，此时压力为P3，也就是设计预期的降压终端压力；缩脉处M2流速最大、压力最低；流体束由位置MK加速扩张收缩流动至“缩脉”M2的降压过程，属于产生空蚀汽源的极速汽化过程；流体束由位置M2减速扩张流动至M3的加压过程，属于提供空蚀能量的汽泡极速凝结溃灭过程，形成了指向低压区的压差动力，受此动力的驱使，液体向溃灭汽泡的中心极速流动；由于热高分油DS1L降压过程的降压幅度很大，上述降压空化过程和增压空蚀过程在极小空间剧烈完成，其空间变化梯度甚大；靠近过流部件壁面的气泡溃灭时，溃灭过程将造成壁面气泡中心温度急剧升高(推测可高达700℃以上)、高速液体微射流造成气泡中心压力急剧升高(推测可高达几十至上百MPa)形成空蚀；空蚀的方式，可以是微射流冲击、高温冲击、冲击波；由于降压阀的结构和节流流道位置，上述空蚀位置主要集中在阀芯前端及其附近区域，并且随着磨损的发展，所述阀芯位置自动后移、形状越来越不规则且失去对称型，其破坏性随之加剧；
从以上分析可以看出，空蚀的动力指标直接与汽泡凝结溃灭过程的体积减少量、体积缩小率相关，一句话，汽泡凝结溃灭过程的体积减少量越大其空蚀能力越强、体积缩小率越大其空蚀能力越强，空蚀做功量越大，破坏力越强；
②固体冲击形成冲蚀：热高分油DS1L空蚀时介质的快速必然导致中固体颗粒的快速流动即必然形成冲蚀，其强度直接与流体流速相关，因为固体一定是被流体(液体和或气体)推动或曳动，故流体(液体和或气体)的流速是固体破坏力的最关键动力指标，一句话，流体体积流量越大、流体体积变化率越大，固体冲击过流部件表面做功越多，其磨蚀能力越强；
③高温条件与腐蚀组分、液相低粘度等条件的组合，强化了高温氢腐蚀、高温有机酸腐蚀、高温硫化氢腐蚀、高温有机硫腐蚀等多种化学腐蚀：
第一，高温使得过流部件原子间的距离远故原子间拉力小，原子易于被冲击分离；
第二，气相和液相中的腐蚀性介质的组合作用，这些腐蚀介质有高温高分压氢气、高温硫化氢、高温有机硫化物、高温有机酸性氧化物、其它微量高温腐蚀组分如氯化氢；
第三，高温使得高分油液相粘度降低太多，液相在过流部件表面形成的滞流膜厚度变小且易于被气体、固体破坏，对固体颗粒流过过流部件表面的润滑能力、带热能力大幅度降低；
第四，高温使得高分油中的腐蚀组分与过流部件原子间碰撞次数远多故原子腐蚀速度快；
④流体不稳定流动，导致液相携裹固体颗粒使其滑过过流部件表面而不与过流部件碰撞的“液相携带固相”能力差：由于上述三项因素，液相在过流部件表面形成的滞流膜区域和无滞流膜区域，变化不定，形成了二种状态的交变，交变频率越高，固相从液相内部运动至液相表面的几率越高，过流部件表面被固体碰撞破坏的速度越快，过流部件寿命越短；
⑤由于过流部件通常呈现为受力结构不理想的不对称的异型结构，在上述诸项因素综合作用下，过流部件的整体结构中的某一环节制造过程出现缺陷或使用过程出现损伤，会迅速扩展为整体结构的破坏；
⑥由于热高分油DS1L含有大量固体，降压阀不宜使用流道过长、降压级数过多的多级降压阀，这也限制了缓解空蚀、冲蚀的改善降压阀结构的物理性手段。
为了解决上述问题，现有的延长热高分油DS1L降压阀寿命的方法，均是强化降压阀过流部件的高温机械强度、高温耐腐蚀能力、高温耐磨蚀能力、增加降压级数(即串联使用2个或多个减压步骤)、改良流道结构，均属于“提高承受力”这一被动策略的产物即“改良减压阀”，由于没有消减空蚀、冲蚀的热力学动力根源，当然不可能解决根本问题。由于热高分油DS1L降压阀过流部件腐蚀成因的复杂性，这种“舍本取末”的单一技术方法类似于“纸里包火”，其不可靠性也是必然的。
基于以上热力学分析可知，为了减缓热高分油DS1L降压阀过流部件的腐蚀，其手段必然是选自能够有效减少降压过程闪蒸气的体积量、减少腐蚀性组分含量、增加闪蒸油的粘度、降低过流部件温度的手段，当然多种手段并用的“综合治理方法”更为有效。由于物流的热力学条件包含“组分组成、组分数量、温度、压力”共四项条件，除压力外均应属于变更对象，这要求采用一种具有综合效果的方法。
本发明方法是一种“一箭多雕”的热力学方法，其基本构想是“氢气气提并兼顾降温”；气提指的是用氢气气提热高分油脱出硫化氢、氯化氢、高活性的低级有机氧组分、高活性的低级硫化物组分和易气化低沸点烃组分，从而消减空蚀、冲蚀的热力学动力；降温指的是利用气提汽化吸热和低温气提氢气吸热，在气提过程降低热高分油的温度。
本发明的基本目标或第一目的或第一功能是减缓空蚀、冲蚀，方法是氢气气提，气提出热高分油DS1L中的低沸点组分。
按照煤液化加氢反应产物的热高压闪蒸分离方法，热高分油DS1L通常经过降压过程后得到降压后物流，该降压过程的高温条件是腐蚀速度快的主要因素之一，本发明氢气气提过程利用气提汽化吸热和低温气提氢气吸热可以有效降低油液DS1L温度，在保证热高压烃类分离效果的前提下降低了油液DS1L温度，利于降低冲击腐蚀速度，这是本发明的第二功能即降低油液DS1L温度。
按照煤液化加氢反应产物的热高压闪蒸分离方法，热高分气DS1V中的烃组分DS1V-LM通常进入后续加氢提质反应过程DR2X，可以是一段串联的方式即热高分气DS1V直接进入加氢提质反应过程DR21，也可以是两段流程的方式即冷却热高分气DS1V得到冷高分油DS2L，冷高分油DS2L经过预处理比如过滤脱除固体后进入加氢提质反应过程DR22。按照煤液化加氢反应产物的热高压闪蒸分离方法，热高分油DS1L通常经过降压后进入蒸馏过程DFRAC1完成固体和烃组分的分离得到蒸馏油DFRAC1-MH，蒸馏油DFRAC1-MH通常和热高分气DS1V中的烃组分DS1V-LM混合加工或联合加工，因此，本发明烃加氢产物热高压氢气气提分离方法将腐蚀组分、低沸点组分带入了闪蒸气体中，具有了降低油液DS1L蒸馏过程DFRAC1的负荷和介质腐蚀性的有利效果，这是本发明的第三功能即优化蒸馏过程DFRAC1操作。
按照煤液化加氢反应产物的热高压闪蒸分离方法，热高分油DS1L通常经过降压过程后得到降压后物流，降压后物流脱气后或者脱气脱固体后所得到液体DS1L-LP1X，至少一部分液体DS1L-LP1X可以循环进入包含裂化功能的煤液化加氢反应过程DR1构成循环过程DCH1，由于本发明的热高分油DS1L减少了低沸点组分量、提高了重组分浓度，因此循环过程DCH1可以降低循环量、避免低沸点组分过度热裂化，最终利于提高液体油品总收率，这是本发明的第四功能即优化循环过程DC01循环油组成。
当然，可以组合应用高压过滤技术比如过滤脱除大颗粒，降低进入减压阀的热高分油DS1L中的固体含量。
当然，可以组合应用油品深度加氢提质技术形成集成工艺。
到目前为止，尚未见到其它同类方法的报道。
本发明的第一目的在于提出一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法。
本发明的第二目的在于提出一种含固体的煤焦油加氢产物的热高压氢气气提分离方法。
本发明的第三目的在于提出一种含固体的煤焦油的深度加氢改质集成方法。
发明内容
本发明一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢催化剂R10C存在条件下，烃原料R10F进行第一加氢反应R10R得到包含氢气、低沸点烃、高沸点烃和固体的第一加氢反应流出物R10P；
第一加氢反应过程R10对至少一部分烃原料R10F具有加氢精制和或加氢裂化的功能；
第一加氢催化剂R10C总体具有加氢精制和或加氢裂化的功能；
第一加氢反应R10R包含至少一部分加氢精制反应和或至少一部分加氢裂化反应；
(2)在热高压分离气提过程S10，第一加氢反应流出物R10P或第一加氢反应流出物R10P经闪蒸过程S1F得到的液体烃R10P-L，与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体S10-PV；
(3)在降压步骤1DPS，来自热高压分离气提后油S1L的含有固体杂质的物流经过降压设备得到降压后物流S1L-VLS；
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用。
本发明具体使用时，可以兼顾降低温度的目标，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，第一加氢反应流出物R10P开始与气提气体接触时的操作温度为T1，热高压分离气提后油S1L结束与气提气体分离时的操作温度T2低于T1至少40℃。
本发明，通常设置加氢提质反应过程R20，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P。
本发明，设置加氢提质反应过程R20的第一种工作方式是：
(4)在回收步骤，气体S10-PV进入加氢提质反应过程R20。
本发明，设置加氢提质反应过程R20的第二种工作方式是：
(4)在回收步骤，在中温高压分离过程S20，分离气体R10P-V得到主要由烃组分组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；
分离中温高分气S2V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油S2L作为物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20。
本发明，设置加氢提质反应过程R20的第三种工作方式是：
在冷高压分离过程S30，分离气体R10P-V得到主要由烃组分组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；
冷高分油S3L作为物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，或者冷高分油S3L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油S3LDL作为物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20。
本发明，通常设置分离过程FRAC1，其特征在于：
(4)在回收步骤，在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20H。
本发明，设置加氢提质反应过程R20的第四种工作方式是：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P；
在回收步骤，在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到脱除固体杂质的蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的短循环工作回路，第一种工作方式是：
(3)在降压步骤1DPS，至少一部分降压后物流S1L-VLS脱出气体成为液固物流S1L-VLS-DV，至少一部分液固物流S1L-VLS-DV返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的短循环工作回路，第二种工作方式是：
至少一部分降压后物流S1L-VLS脱出气体、脱出至少一部分固体成为物流S1L-VLS-DVI，至少一部分物流S1L-VLS-DVI返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的短循环工作回路，第三种工作方式是：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于300℃或高于330℃或高于370℃或高于400℃或高于450℃或高于500℃或高于530℃的烃组分组成的馏分油VGO1，至少一部分馏分油VGO1返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置第三加氢精制过程R3X，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于330℃或高于430℃的烃组分组成的馏分油VGO2，至少一部分馏分油VGO2去第三加氢精制过程R3X与第三加氢催化剂R3XC接触，得到第三加氢精制反应流出物R3XP；第三加氢精制反应流出物R3XP进入第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明的典型流程，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有热高分气S1V中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
在分离过程FRAC1，分离气、液、固降压后物流S1L-VLS得到脱除固体杂质的蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20；
在分离过程FRAC2，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点高于300℃或高于350℃的烃组分组成的馏分油VGO3，至少一部分馏分油VGO3返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，适合加工的烃原料R10F选自下列物料的一种或几种，均含有常规沸点高于400℃的烃组分，最好常规沸点高于400℃的烃组分的重量含量至少高于40％且同时含有常规沸点高于500℃的烃组分：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明的第一种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数至少1次，此时，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢催化剂R10C存在条件下，烃原料R10F进行第一加氢反应R10R得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物R10P；
(2)在热高压分离气提过程S10，进行第一加氢反应流出物R10P的闪蒸过程S1F和来自第一加氢反应流出物R10P的液体烃R10P-L的气提过程1HBM，第一加氢反应流出物R10P分离为主要由重油组分组成的热高压分离气提后油S1L和包含柴油组分的在体积上主要由氢气组成的气体S10-PV；
在闪蒸过程S1F第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成重油组分与柴油组分的相对分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
气体S10-PV，包括气体R10P-V和富油气提氢气1BHP。
本发明的第二种氢气气提方案，可以在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
气体S10-PV包括气体R10P-V和富油气提氢气1BHP。
本发明的第三种氢气气提方案，可以在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物R10P进入分离气提塔S10-TE的上部闪蒸区分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔S10-TE的下部；在分离气提塔S10-TE的下传质段S10-TE-DCM，液体烃R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体R10P-V混合为分离气提塔塔顶气S10-TE-V排出分离气提塔S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气S10-TE-V，用作气体S10-PV。
本发明的第四种氢气气提方案，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行，气提过程1HBM的气液逆流接触次数至少为2次，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP。
本发明的第四种氢气气提方案，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行，气提过程1HBM可以使用气提塔1HBM-TE。
本发明的第四种氢气气提方案，在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物R10P进入分离气提塔S10-TE的上部进料闪蒸区分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔S10-TE的下部；在分离气提塔S10-TE的下传质段S10-TE-DCM，液体烃R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体R10P-V混合为分离气提塔塔顶气S10-TE-V排出分离气提塔S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气S10-TE-V，用作气体S10-PV。
本发明，在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为低温煤焦油时，高沸点烃组分指的是常规沸点高于360℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于360℃的烃组分。
本发明，在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为中温煤焦油时，高沸点烃组分指的是常规沸点高于330℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于333℃的烃组分。
本发明，在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为蒽油时，高沸点烃组分指的是常规沸点高于300℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于300℃的烃组分。
本发明，在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为高温焦油时，高沸点烃组分指的是常规沸点高于300℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于300℃的烃组分。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的高压短路循环，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，至少一部分含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L作为循环油S1RL，返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的高压短路循环，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，热高压分离气提后油S1L分为两路，第一路热高压分离气提后油S1L作为循环油S1RL返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触，第二路热高压分离气提后油S1L去降压步骤1DPS。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的高压短路循环，其极限操作工况是：
(2)在热高压分离气提过程S10，第二路热高压分离气提后油S1L去降压步骤1DPS降压后回收，其作用是排出废催化剂及其它固体杂质。
本发明，可以设置高压脱渣过滤过程F1S，其特征在于：
(3)在降压步骤1DPS，包含高压脱渣过滤过程F1S；
在高压脱渣过滤过程F1S，含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L通过过滤器脱出固体杂质后成为脱渣热高压分离气提后油S1L-DI，热高压分离气提后油S1L所含固体杂质积累在过滤器过流部件组成滤渣；脱渣热高压分离气提后油S1L-DI去降压步骤1DPS；
高压脱渣过滤过程F1S，使用至少2台过滤器FA和过滤器FB，当过滤器FA需要再生即降压排出滤渣时，高压过滤器FB处于运行状态，过滤器FA再生脱滤渣过程包含降压步骤1DPS；在降压脱渣步骤1DPS-DI，第一步完成与高压系统隔离，第二步降低容渣室压力，第三步过脱除过滤器过流部件积累的滤渣以再生过滤器过滤部件；第四步完成升压；第五步，再次投入。
本发明，可以设置高压脱渣过滤过程F1S，其极限操作工况是：
(3)在降压步骤1DPS，包含高压脱渣过滤过程F1S；
在高压脱渣过滤过程F1S，含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L通过过滤器脱出固体杂质后成为脱渣热高压分离气提后油S1L-DI，热高压分离气提后油S1L所含固体杂质积累在过滤器过流部件组成滤渣；脱渣热高压分离气提后油S1L-DIR作为循环油DIRL返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触；
(3)在降压步骤1DPS，热高压分离气提后油S1L所含固体杂质积累在过滤器过流部件组成滤渣；在高压脱渣过滤过程F1S，使用至少2台过滤器FA和过滤器FB，当过滤器FA需要再生即降压排出滤渣时，高压过滤器FB处于运行状态，过滤器FA再生脱滤渣过程包含降压步骤1DPS；在过滤器FA降压脱渣步骤1DPS-DI，第一步完成与高压系统隔离，第二步降低容渣室压力，第三步过脱除过滤器过流部件积累的滤渣以再生过滤器过滤部件；第四步完成升压；第五步，再次投入过滤工作状态；
上述过滤器的降压脱出滤渣的过程即是降压步骤1DPS，在此过程，来自高压状态的含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L的固体杂质和烃油组成的滤渣和部分气体，降压后排出了高压系统。
本发明，可以联合加工烃原料RL10F，第一种方案的特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
在加氢精制过程RL10，在氢气和加氢精制催化剂RL10C存在条件下，烃原料RL10F发生加氢精制反应RL10R进行加氢精制反应，得到加氢精制反应流出物RL10P；
加氢精制反应流出物RL10P进入加氢提质反应过程R20与加氢催化剂R20C接触。
本发明，可以联合加工烃原料RL10F，第二种方案的特征在于：
加氢提质反应过程R20包含串联操作的使用第一加氢提质催化剂R20C的第一加氢提质反应过程R20、使用第二加氢提质催化剂R22C的第二加氢提质反应过程R22，加氢精制反应流出物RL10P进入下游反应过程即第二加氢提质反应过程R22而不经过上游反应过程即第一加氢提质反应过程R20。
本发明，富油气提氢气1BHP可以二次利用，第一种方案的特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
富油气提氢气1BHP进入处理新鲜原料油RXXF的加氢过程RXX与加氢催化剂RXXC接触，得到加氢反应流出物RXXP。
本发明，富油气提氢气1BHP可以二次利用，第二种方案的特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
处理新鲜原料油的加氢过程RXX的加氢反应流出物RXXP，进入加氢提质反应过程R20与加氢催化剂R20C接触。
本发明，可以同时设置加氢提质反应过程R20和加氢提质反应过程R20H，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20H，得到加氢提质反应流出物R20HP；
加氢提质反应流出物R20P的分离过程、加氢提质反应流出物R20HP的分离过程，部分或全部公用。
本发明，可以设置加氢提质反应RKP过程，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流KP，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用；
烃油物流KP进入加氢提质反应过程RKP，在氢气和加氢提质催化剂RKPC存在条件下，得到加氢提质反应流出物RKPP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于300℃的烃组分组成的提质重油RKPP-V，通常，至少一部分提质重油RKPP-V返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置加氢提质反应过程RKP、加氢裂化过程RKPP-V-HC，第一种方案的特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流KP，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用；
烃油物流KP进入加氢提质反应过程RKP，在氢气和加氢提质催化剂RKPC存在条件下，得到加氢提质反应流出物RKPP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于300℃的烃组分组成的提质重油RKPP-V，至少一部分提质重油RKPP-V进入加氢裂化过程RKPP-V-HC，在氢气和加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC存在条件下，得到加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP；通常，加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP的分离过程、加氢提质反应流出物RKPP的分离过程，部分或全部公用；或者，加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP，进入加氢提质反应过程RKP与加氢提质催化剂RKPC接触。
本发明，可以设置加氢提质反应过程RKP、加氢裂化过程RKPP-V-HC，第二种方案的特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流KP，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用；
烃油物流KP进入加氢提质反应过程RKP，在氢气和加氢提质催化剂RKPC存在条件下，得到加氢提质反应流出物RKPP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于300～450℃的烃组分组成的低沸点提质重油RKPP-V1，至少一部分低沸点提质重油RKPP-V1进入加氢裂化过程RKPP-V-HC，在氢气和加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC存在条件下，得到加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成的高沸点提质重油RKPP-V2，至少一部分高沸点提质重油RKPP-V2返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，在第一加氢反应过程R10，使用加氢催化剂的加氢反应器的工作方式，通常为上流式反应器，选自下列中的1种或2种的组合或多种的组合：
①悬浮床即浆态床；
②沸腾床；
③上流式移动床；
④上流式微膨胀床。
本发明，先分馏煤焦油得到轻、重馏分，然后进行联合加氢，第一种方案的特征在于：
分馏煤焦油得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃原料R10F和主要由常规沸点低于350℃的烃组分组成的烃原料RL10F。
本发明，先分馏煤焦油得到轻、重馏分，然后进行联合加氢，第二种方案的特征在于：
分馏煤焦油得到主要由常规沸点高于400℃的烃组分组成的烃原料R10F和主要由常规沸点低于400℃的烃组分组成的烃原料RL10F。
本发明，先分馏煤焦油得到轻、重馏分，然后进行联合加氢，第三种方案的特征在于：
分馏煤焦油得到主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成的烃原料R10F和主要由常规沸点低于450℃的烃组分组成的烃原料RL10F。
本发明，可以实现烃原料R10F和烃原料R99F的联合加氢，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P；
主要由常规沸点低于450℃的烃组分组成的烃原料R99F，进入加氢提质反应过程R20与加氢催化剂R20C接触。
本发明，可以实现烃原料R10F和烃原料RL10F的联合加氢，同时实现富油气提氢气1BHP的二次使用，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
富油气提氢气1BHP进入处理新鲜原料油烃原料RL10F的加氢精制过程RL10与加氢催化剂RL10C接触。
本发明，烃原料R10F为中低温焦油时，其操作目标为：
(1)在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为中低温焦油；
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P；
在回收步骤，在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到脱除固体杂质的蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20；
加氢提质反应流出物R20P中的柴油组分的十六烷值，通常高于30、一般高于39、最好高于42。
本发明，可以设置加氢提质过程R3K，其特征在于：
(4)在回收步骤，设置加氢提质过程R3K，含有加氢提质反应流出物R20P中的大多数165～350℃的烃类的物流R3KF进入加氢提质过程R3K，在氢气和加氢提质催化剂R3KC存在条件下，物流R3KF发生加氢提质反应R3KR提高十六烷值，得到加氢提质反应流出物R3KP。
本发明，设置加氢提质过程R3K的第一种工作方式的特征在于：
(4)在回收步骤，加氢提质反应流出物R20P进入加氢提质过程R3K0与加氢提质催化剂R3KC接触。
本发明，设置加氢提质过程R3K的第二种工作方式的特征在于：
(4)在回收步骤，在在中温高压分离过程BS30，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点为165～390℃的烃类的组成的中温高分油BS40L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气BS40V；
分离中温高分气BS40V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油BS40L作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
本发明，设置加氢提质过程R3K的第三种工作方式的特征在于：
(4)在回收步骤，在热温高压分离过程BS30，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点高于330℃的烃组分组成的热高分油BS30L和包含柴油组分的在体积上主要由氢气组成的热高分气BS30V；
在在中温高压分离过程BS30，分离热高分气BS30V得到主要由常规沸点为165～390℃的烃类的组成的中温高分油BS40L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气BS40V；
分离中温高分气BS40V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油BS40L作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
本发明，设置加氢提质过程R3K的第四种工作方式的特征在于：
在冷高压分离过程BS50，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由烃组分组成的冷高分油BS50L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气BS50V；
冷高分油BS50L或冷高分油BS50L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油BS50L，作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
本发明，烃原料R10F为中低温焦油时，设置加氢提质过程R3K时，其操作目标为：
(4)在回收步骤，加氢提质反应流出物R3KP中的柴油组分的十六烷值通常高于44、最好高于47。
具体实施方式
本发明所述的压力，指的是绝对压力。
本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。
本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。
本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。
本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。
本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。
本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。
本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。
本发明所述的中间馏分油，指的是适合于用作柴油和或石脑油的烃馏分，可以是石脑油和或柴油。
本发明所述的中间馏分油组分，指的是适合于用作柴油和或石脑油的烃组分。
本发明所述的石脑油组分指的是常规沸点通常低于220℃、一般低于190℃、特别地165℃的常规液体烃组分。
本发明所述的柴油组分指的是常规沸点通常介于165～380℃、一般介于190～350℃、特别地介于220～330℃的常规液体烃。
本发明所述的重油组分指的是常规沸点通常高于300℃、一般高于330℃、特别地高于370℃的常规液体烃。本发明所述的重油，可以含有部分中间馏分油。
本发明所述的第一加氢反应流出物1R10P中的重油组分，指的是不适合于用作柴油组分的高沸点烃，当第一加氢反应1R10R为加氢精制反应时，烃原料R10F为低温煤焦油时高沸点烃组分指的是常规沸点高于330℃的烃组分，烃原料R10F为中温煤焦油时高沸点烃组分指的是常规沸点高于315℃的烃组分，烃原料R10F为蒽油时高沸点烃组分指的是常规沸点高于265℃的烃组分。
本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为330～530℃的烃类。
本文所说的多环芳烃，其芳环数为3～5。
本文所说的稠环芳烃，其芳环数大于5。
从一个分馏塔中分离出的石脑油馏分、柴油馏分、重油馏分，其沸程可以部分交叉重叠。
本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。
以下详细描述本发明。
本发明适用于含固体的烃加氢产物，通常为使用上流式膨胀床反应器如微膨胀床或沸腾床或悬浮床加氢反应器的加氢反应流出物，总体加氢反应可以是加氢精制反应和或加氢裂化反应，具体加工的原料可以选自下列的1种或2种或几种：
①低温煤焦油或其常规沸点高于350℃的馏分油；
②中温煤焦油或其常规沸点高于350℃的馏分油；
③高温煤焦油或其常规沸点高于350℃的馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺为煤直接液化或油煤共炼工艺；
⑤页岩油或其常规沸点高于350℃的馏分油；
⑥乙烯裂解焦油或其常规沸点高于350℃的馏分油；；
⑦石油基蜡油热裂化焦油或其常规沸点高于350℃的馏分油；；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
催化剂表面易积固的烃加氢过程比如渣油加氢裂化过程、煤直接液化过程等使用的上流式膨胀床反应器，有多种已知的形式，比如上流式微膨胀床、上流式移动床、上流式在线置换床、沸腾床、悬浮床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，而为了抑制结焦和改善加氢产品质量，必然使用强化芳烃饱和功能所必需的高氢气分压条件，其反应器操作条件通常为：操作压力为15.0～25.0MPa、操作温度为390～480℃；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；此类技术的工业化技术有H-OIL工艺、LC-FINING工艺，均使用沸腾床反应器系统。
本发明所述煤液化反应过程，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、加氢液化的反应过程，为了快速排出必然存在的未液化半焦和失效催化剂，煤液化反应过程可以使用悬浮床反应器，为了裂化芳碳率高的大分子的热裂化和提高反应速度，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，而为了抑制结焦和改善加氢产品质量，必然使用强化芳烃饱和功能所必需的高氢气分压条件，其反应器操作条件通常为：操作压力为15.0～25.0MPa、操作温度为400～480℃；煤液化悬浮床反应产物进入热高压分离器分离为气体和含有固体的液、固混相物料。
本发明所述全馏分煤焦油或其常规沸点高于350℃的馏分油的加氢反应过程，可以是加氢精制过程。全馏分煤焦油或其常规沸点高于350℃的馏分油的加氢反应过程，也可以是悬浮床煤焦油加氢裂化工艺或沸腾床煤焦油加氢裂化工艺，其目的是为了实现固定床加氢技术无法转化的含有大量金属、大量胶质沥青质的氢含量极低的煤沥青生产加氢裂化轻质馏分，为了裂化芳碳率高的大分子的热裂化和提高反应速度，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，而为了抑制结焦和改善加氢产品质量，必然使用强化芳烃饱和功能所必需的高氢气分压条件，其反应器操作条件通常为：操作压力为11.0～25.0MPa、操作温度为390～460℃；馏分煤焦油加氢反应产物进入热高压分离器分离为气体和含有固体的液、固混相物料。
本发明所述含固体的烃加氢反应流出物，其中的固体可以是原料油本身携带的固体比如煤粉、铁锈、焦粉，可以原料油加氢反应过程高温缩合产物比如生焦、干泥，可以是粉状催化剂，可以是颗粒催化剂工作过程碎裂产生的粉尘，可以是上述固体的一种或几种。
本发明所述第一加氢反应流出物R10P，包含氢气、低沸点烃、高沸点烃和固体，通常还含有水、硫化氢、氨。
本发明所述烃原料R10F，可以是1种宽馏分高芳烃，也可以是2种或多种不同沸程的高芳烃；本发明所述第一加氢反应过程R10进行的加氢反应过程，可以加工1种高芳烃，也可以加工2种或多种不同沸程的高芳烃；本发明所述第一加氢反应过程R10加工2种或多种不同沸程的高芳烃时，可以是2路或多路进料，不同路的原料流过的催化剂床层可以可以相同或不同，可以是并联加氢精制关系，也可以是先、后分别进入多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。
本发明所述煤焦油，指的是来自煤热解或煤干馏或煤造气过程的热解步骤等过程的煤焦油或其馏分，可以是煤造气的副产物低温煤焦油或其馏分，也可以是煤炼焦煤热解过程(包括低温炼焦、中温炼焦、高温炼焦过程)副产物煤焦油或其馏分，可以是上述煤焦油的混合油，可以是上述煤焦油经轻质烃溶剂抽提所获得的抽提油比如脱沥青煤焦油或其馏分油。
高温炼焦属于煤高温热解过程，热解过程的最终温度一般大于900℃，通常在1000～1400℃之间。所述高温煤焦油指的是煤高温热解制取焦炭和/或城市煤气过程生产的副产物粗焦油。高温煤焦油在初级蒸馏过程，通常生产以下产品：轻油(拔顶焦油)、酚油、萘油、轻质洗油、重质洗油、轻质蒽油、重质蒽油、沥青等产品，酚油可进一步分离为粗酚和脱酚油，萘油可进一步分离为粗萘和脱萘油。本发明所述高温煤焦油轻馏分指的是：蒽油、洗油、萘油、脱萘油、酚油、脱酚油、轻油及其混合油。
由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。煤焦油初级蒸馏过程的工艺条件和产品要求也在一定范围内变化，故煤焦油轻馏分的性质也在一定范围内变化。煤焦油轻馏分的性质，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般为60～500℃通常为120～460℃，通常金属含量为5～80PPm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～9.0％，通常水含量为0.2～5.0％，残炭含量通常为0.5～13％。
以下详细描述煤焦油加氢反应过程。
已经公开的煤焦油轻馏分或煤焦油重馏分或煤焦油全馏分的加氢反应过程的工艺有多种，本发明可以组合使用这些方法。
常规沸点高于350℃的煤焦油重馏分或常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分或煤焦油全馏分，为了实现重煤沥青组分的最大限度的提质利用，可以使用悬浮床或沸腾床加氢裂化技术进行加氢轻质化，已经有多种相关催化剂和其配套使用，通常该加氢裂化反应流出物中含有固体。进入悬浮床或沸腾床加氢裂化过程的煤焦油重馏分，其初馏点不宜太高即中沸点组分不能太少或者说煤沥青浓度不宜太高，防止煤沥青组分团聚降低分散度，加速加氢裂化过程的高温热缩合。
通常，煤焦油蒸馏所得常规沸点低于350℃或低于450℃或低于520℃的煤焦油馏分油，因为其烯烃含量高、酚含量高、氧含量高、金属含量高、残炭含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分如低级有机硫、多环芳烃，其加氢精制反应过程DZR1，通常包含浅度加氢精制反应过程DZR11和深度加氢精制反应过程DZR12。浅度加氢精制反应过程DZR11，目的在于在较深度加氢精制反应过程R12缓和的操作条件下降低烯烃、酚、金属、残炭含量，实质上是为深度加氢精制反应过程R12准备低残炭、低金属、低氧含量的烃原料，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。深度加氢精制反应过程DZR12，目的在于对浅度加氢精制生成油反应DZR11PO实现深度加氢精制反应生产出质量较好的柴油馏分，在较浅度加氢精制反应过程DZR11剧烈的操作条件下实现深度加氢脱硫、深度加氢脱氮、深度加氢芳烃饱和，通常使用加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、加氢芳烃深度饱和剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。加氢精制反应过程DZR1，使用的反应器可以是1台或2台或多台；其加氢精制催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是膨胀床反应器；本发明所述加氢精制反应过程DZR1使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢精制反应过程DZR1的第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气和或冷油。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢催化剂R10C存在条件下，烃原料R10F进行第一加氢反应R10R得到包含氢气、低沸点烃、高沸点烃和固体的第一加氢反应流出物R10P；
第一加氢反应过程R10对至少一部分烃原料R10F具有加氢精制和或加氢裂化的功能；
第一加氢催化剂R10C总体具有加氢精制和或加氢裂化的功能；
第一加氢反应R10R包含至少一部分加氢精制反应和或至少一部分加氢裂化反应；
(2)在热高压分离气提过程S10，第一加氢反应流出物R10P或第一加氢反应流出物R10P经闪蒸过程S1F得到的液体烃R10P-L，与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体S10-PV；
(3)在降压步骤1DPS，来自热高压分离气提后油S1L的含有固体杂质的物流经过降压设备得到降压后物流S1L-VLS；
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用。
本发明具体使用时，可以兼顾降低温度的目标，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，第一加氢反应流出物R10P开始与气提气体接触时的操作温度为T1，热高压分离气提后油S1L结束与气提气体分离时的操作温度T2低于T1至少40℃。
本发明，通常设置加氢提质反应过程R20，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P。
本发明，设置加氢提质反应过程R20的第一种工作方式是：
(4)在回收步骤，气体S10-PV进入加氢提质反应过程R20。
本发明，设置加氢提质反应过程R20的第二种工作方式是：
(4)在回收步骤，在中温高压分离过程S20，分离气体R10P-V得到主要由烃组分组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；
分离中温高分气S2V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油S2L作为物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20。
本发明，设置加氢提质反应过程R20的第三种工作方式是：
在冷高压分离过程S30，分离气体R10P-V得到主要由烃组分组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；
冷高分油S3L作为物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，或者冷高分油S3L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油S3LDL作为物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20。
本发明，通常设置分离过程FRAC1，其特征在于：
(4)在回收步骤，在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20H。
本发明，设置加氢提质反应过程R20的第四种工作方式是：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P；
在回收步骤，在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到脱除固体杂质的蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的短循环工作回路，第一种工作方式是：
(3)在降压步骤1DPS，至少一部分降压后物流S1L-VLS脱出气体成为液固物流S1L-VLS-DV，至少一部分液固物流S1L-VLS-DV返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的短循环工作回路，第二种工作方式是：
至少一部分降压后物流S1L-VLS脱出气体、脱出至少一部分固体成为物流S1L-VLS-DVI，至少一部分物流S1L-VLS-DVI返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的短循环工作回路，第三种工作方式是：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于300℃或高于330℃或高于370℃或高于400℃或高于450℃或高于500℃或高于530℃的烃组分组成的馏分油VGO1，至少一部分馏分油VGO1返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置第三加氢精制过程R3X，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于330℃或高于430℃的烃组分组成的馏分油VGO2，至少一部分馏分油VGO2去第三加氢精制过程R3X与第三加氢催化剂R3XC接触，得到第三加氢精制反应流出物R3XP；第三加氢精制反应流出物R3XP进入第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明的典型流程，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有热高分气S1V中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
在分离过程FRAC1，分离气、液、固降压后物流S1L-VLS得到脱除固体杂质的蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20；
在分离过程FRAC2，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点高于300℃或高于350℃的烃组分组成的馏分油VGO3，至少一部分馏分油VGO3返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，适合加工的烃原料R10F选自下列物料的一种或几种，均含有常规沸点高于400℃的烃组分，最好常规沸点高于400℃的烃组分的重量含量至少高于40％且同时含有常规沸点高于500℃的烃组分：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明的第一种氢气气提方案，气提过程1HBM的气液接触次数至少1次，此时，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢催化剂R10C存在条件下，烃原料R10F进行第一加氢反应R10R得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物R10P；
(2)在热高压分离气提过程S10，进行第一加氢反应流出物R10P的闪蒸过程S1F和来自第一加氢反应流出物R10P的液体烃R10P-L的气提过程1HBM，第一加氢反应流出物R10P分离为主要由重油组分组成的热高压分离气提后油S1L和包含柴油组分的在体积上主要由氢气组成的气体S10-PV；
在闪蒸过程S1F第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成重油组分与柴油组分的相对分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
气体S10-PV，包括气体R10P-V和富油气提氢气1BHP。
本发明的第二种氢气气提方案，可以在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
气体S10-PV包括气体R10P-V和富油气提氢气1BHP。
本发明的第三种氢气气提方案，可以在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物R10P进入分离气提塔S10-TE的上部闪蒸区分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔S10-TE的下部；在分离气提塔S10-TE的下传质段S10-TE-DCM，液体烃R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体R10P-V混合为分离气提塔塔顶气S10-TE-V排出分离气提塔S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气S10-TE-V，用作气体S10-PV。
本发明的第四种氢气气提方案，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行，气提过程1HBM的气液逆流接触次数至少为2次，此时，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP。
本发明的第四种氢气气提方案，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行，气提过程1HBM可以使用气提塔1HBM-TE。
本发明的第四种氢气气提方案，在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物R10P进入分离气提塔S10-TE的上部进料闪蒸区分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔S10-TE的下部；在分离气提塔S10-TE的下传质段S10-TE-DCM，液体烃R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体R10P-V混合为分离气提塔塔顶气S10-TE-V排出分离气提塔S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气S10-TE-V，用作气体S10-PV。
本发明，在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为低温煤焦油时，高沸点烃组分指的是常规沸点高于360℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于360℃的烃组分。
本发明，在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为中温煤焦油时，高沸点烃组分指的是常规沸点高于330℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于333℃的烃组分。
本发明，在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为蒽油时，高沸点烃组分指的是常规沸点高于300℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于300℃的烃组分。
本发明，在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为高温焦油时，高沸点烃组分指的是常规沸点高于300℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于300℃的烃组分。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的高压短路循环，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，至少一部分含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L作为循环油S1RL，返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的高压短路循环，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，热高压分离气提后油S1L分为两路，第一路热高压分离气提后油S1L作为循环油S1RL返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触，第二路热高压分离气提后油S1L去降压步骤1DPS。
本发明，可以设置第一加氢反应过程R10的高压短路循环，其极限操作工况是：
(2)在热高压分离气提过程S10，第二路热高压分离气提后油S1L去降压步骤1DPS降压后回收，其作用是排出废催化剂及其它固体杂质。
本发明，可以设置高压脱渣过滤过程F1S，其特征在于：
(3)在降压步骤1DPS，包含高压脱渣过滤过程F1S；
在高压脱渣过滤过程F1S，含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L通过过滤器脱出固体杂质后成为脱渣热高压分离气提后油S1L-DI，热高压分离气提后油S1L所含固体杂质积累在过滤器过流部件组成滤渣；脱渣热高压分离气提后油S1L-DI去降压步骤1DPS；
高压脱渣过滤过程F1S，使用至少2台过滤器FA和过滤器FB，当过滤器FA需要再生即降压排出滤渣时，高压过滤器FB处于运行状态，过滤器FA再生脱滤渣过程包含降压步骤19PS；在降压脱渣步骤1DPS-DI，第一步完成与高压系统隔离，第二步降低容渣室压力，第三步过脱除过滤器过流部件积累的滤渣以再生过滤器过滤部件；第四步完成升压；第五步，再次投入。
本发明，可以设置高压脱渣过滤过程F1S，其极限操作工况是：
(3)在降压步骤1DPS，包含高压脱渣过滤过程F1S；
在高压脱渣过滤过程F1S，含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L通过过滤器脱出固体杂质后成为脱渣热高压分离气提后油S1L-DI，热高压分离气提后油S1L所含固体杂质积累在过滤器过流部件组成滤渣；脱渣热高压分离气提后油S1L-DIR作为循环油DIRL返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触；
(3)在降压步骤1DPS，热高压分离气提后油S1L所含固体杂质积累在过滤器过流部件组成滤渣；在高压脱渣过滤过程F1S，使用至少2台过滤器FA和过滤器FB，当过滤器FA需要再生即降压排出滤渣时，高压过滤器FB处于运行状态，过滤器FA再生脱滤渣过程包含降压步骤1DPS；在过滤器FA降压脱渣步骤1DPS-DI，第一步完成与高压系统隔离，第二步降低容渣室压力，第三步过脱除过滤器过流部件积累的滤渣以再生过滤器过滤部件；第四步完成升压；第五步，再次投入过滤工作状态；
上述过滤器的降压脱出滤渣的过程即是降压步骤1DPS，在此过程，来自高压状态的含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L的固体杂质和烃油组成的滤渣和部分气体，降压后排出了高压系统。
本发明，可以联合加工烃原料RL10F，第一种方案的特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
在加氢精制过程RL10，在氢气和加氢精制催化剂RL10C存在条件下，烃原料RL10F发生加氢精制反应RL10R进行加氢精制反应，得到加氢精制反应流出物RL10P；
加氢精制反应流出物RL10P进入加氢提质反应过程R20与加氢催化剂R20C接触。
本发明，可以联合加工烃原料RL10F，第二种方案的特征在于：
加氢提质反应过程R20包含串联操作的使用第一加氢提质催化剂R20C的第一加氢提质反应过程R20、使用第二加氢提质催化剂R22C的第二加氢提质反应过程R22，加氢精制反应流出物RL10P进入下游反应过程即第二加氢提质反应过程R22而不经过上游反应过程即第一加氢提质反应过程R20。
本发明，富油气提氢气1BHP可以二次利用，第一种方案的特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
富油气提氢气1BHP进入处理新鲜原料油RXXF的加氢过程RXX与加氢催化剂RXXC接触，得到加氢反应流出物RXXP。
本发明，富油气提氢气1BHP可以二次利用，第二种方案的特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
处理新鲜原料油的加氢过程RXX的加氢反应流出物RXXP，进入加氢提质反应过程R20与加氢催化剂R20C接触。
本发明，可以同时设置加氢提质反应过程R20和加氢提质反应过程R20H，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20H，得到加氢提质反应流出物R20HP；
加氢提质反应流出物R20P的分离过程、加氢提质反应流出物R20HP的分离过程，部分或全部公用。
本发明，可以设置加氢提质反应RKP过程，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流KP，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用；
烃油物流KP进入加氢提质反应过程RKP，在氢气和加氢提质催化剂RKPC存在条件下，得到加氢提质反应流出物RKPP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于300℃的烃组分组成的提质重油RKPP-V，通常，至少一部分提质重油RKPP-V返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，可以设置加氢提质反应过程RKP、加氢裂化过程RKPP-V-HC，第一种方案的特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流KP，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用；
烃油物流KP进入加氢提质反应过程RKP，在氢气和加氢提质催化剂RKPC存在条件下，得到加氢提质反应流出物RKPP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于300℃的烃组分组成的提质重油RKPP-V，至少一部分提质重油RKPP-V进入加氢裂化过程RKPP-V-HC，在氢气和加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC存在条件下，得到加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP；通常，加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP的分离过程、加氢提质反应流出物RKPP的分离过程，部分或全部公用；或者，加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP，进入加氢提质反应过程RKP与加氢提质催化剂RKPC接触。
本发明，可以设置加氢提质反应过程RKP、加氢裂化过程RKPP-V-HC，第二种方案的特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流KP，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用；
烃油物流KP进入加氢提质反应过程RKP，在氢气和加氢提质催化剂RKPC存在条件下，得到加氢提质反应流出物RKPP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于300～450℃的烃组分组成的低沸点提质重油RKPP-V1，至少一部分低沸点提质重油RKPP-V1进入加氢裂化过程RKPP-V-HC，在氢气和加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC存在条件下，得到加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成的高沸点提质重油RKPP-V2，至少一部分高沸点提质重油RKPP-V2返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
本发明，在第一加氢反应过程R10，使用加氢催化剂的加氢反应器的工作方式，通常为上流式反应器，选自下列中的1种或2种的组合或多种的组合：
①悬浮床即浆态床；
②沸腾床；
③上流式移动床；
④上流式微膨胀床。
本发明，先分馏煤焦油得到轻、重馏分，然后进行联合加氢，第一种方案的特征在于：
分馏煤焦油得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃原料R10F和主要由常规沸点低于350℃的烃组分组成的烃原料RL10F。
本发明，先分馏煤焦油得到轻、重馏分，然后进行联合加氢，第二种方案的特征在于：
分馏煤焦油得到主要由常规沸点高于400℃的烃组分组成的烃原料R10F和主要由常规沸点低于400℃的烃组分组成的烃原料RL10F。
本发明，先分馏煤焦油得到轻、重馏分，然后进行联合加氢，第三种方案的特征在于：
分馏煤焦油得到主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成的烃原料R10F和主要由常规沸点低于450℃的烃组分组成的烃原料RL10F。
本发明，可以实现烃原料R10F和烃原料R99F的联合加氢，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P；
主要由常规沸点低于450℃的烃组分组成的烃原料R99F，进入加氢提质反应过程R20与加氢催化剂R20C接触。
本发明，可以实现烃原料R10F和烃原料RL10F的联合加氢，同时实现富油气提氢气1BHP的二次使用，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
富油气提氢气1BHP进入处理新鲜原料油烃原料RL10F的加氢精制过程RL10与加氢催化剂RL10C接触。
本发明，烃原料R10F为中低温焦油时，其操作目标为：
(1)在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为中低温焦油；
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P；
在回收步骤，在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到脱除固体杂质的蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20；
加氢提质反应流出物R20P中的柴油组分的十六烷值，通常高于30、一般高于39、最好高于42。
本发明，可以设置加氢提质过程R3K，其特征在于：
(4)在回收步骤，设置加氢提质过程R3K，含有加氢提质反应流出物R20P中的大多数165～350℃的烃类的物流R3KF进入加氢提质过程R3K，在氢气和加氢提质催化剂R3KC存在条件下，物流R3KF发生加氢提质反应R3KR提高十六烷值，得到加氢提质反应流出物R3KP。
本发明，设置加氢提质过程R3K的第一种工作方式的特征在于：
(4)在回收步骤，加氢提质反应流出物R20P进入加氢提质过程R3K0与加氢提质催化剂R3KC接触。
本发明，设置加氢提质过程R3K的第二种工作方式的特征在于：
(4)在回收步骤，在在中温高压分离过程BS30，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点为165～390℃的烃类的组成的中温高分油BS40L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气BS40V；
分离中温高分气BS40V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油BS40L作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
本发明，设置加氢提质过程R3K的第三种工作方式的特征在于：
(4)在回收步骤，在热温高压分离过程BS30，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点高于330℃的烃组分组成的热高分油BS30L和包含柴油组分的在体积上主要由氢气组成的热高分气BS30V；
在在中温高压分离过程BS30，分离热高分气BS30V得到主要由常规沸点为165～390℃的烃类的组成的中温高分油BS40L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气BS40V；
分离中温高分气BS40V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油BS40L作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
本发明，设置加氢提质过程R3K的第四种工作方式的特征在于：
在冷高压分离过程BS50，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由烃组分组成的冷高分油BS50L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气BS50V；
冷高分油BS50L或冷高分油BS50L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油BS50L，作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
本发明，烃原料R10F为中低温焦油时，设置加氢提质过程R3K时，其操作目标为：
(4)在回收步骤，加氢提质反应流出物R3KP中的柴油组分的十六烷值通常高于44、最好高于47。
以下详细描述本发明的各部分。
以下详细描述本发明的第一加氢反应过程R10。
本发明所述第一加氢反应过程R10，使用的反应器可以是1台或2台或多台；第一加氢反应过程R10的加氢催化剂工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是上流式反应器，可以是鼓泡式反应器(通常需要较低的氢油比)，可以是高液相分率的液相强化型反应器(通常需要较低的氢油比)，可以是膨胀床反应器。膨胀床反应器工作方式，可以是上流式微膨胀床或沸腾床或悬浮床。本发明第一加氢反应过程R10使用催化剂反应区时，可以是1个、2个或多个。本发明第一加氢反应过程R10的任意一路原料油的第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气和或冷油。
以下详细描述本发明的热高压分离气提过程S10的气提过程1HBM。
本发明所述气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH的逆流接触分离次数：一般为1～8次、通常为2～4次；气提氢气1BH的数量，根据气提过程1HBM组分分离目标的需要确定，但是最好同时又能满足加氢精制过程RL10进料需要的氢气数量，这样可以充分发挥这些氢气的气提作用；气提过程1HBM的操作压力，稍低于第一加氢反应过程R10的操作压力；气提过程1HBM的操作温度，根据气提过程1HBM组分分离目标的需要确定，通常为220～440℃、一般为280～400℃。
以下详细描述本发明的加氢提质反应过程R20。
本发明所述加氢提质反应过程R20，使用的反应器可以是1台或2台或多台；加氢提质催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是膨胀床反应器；本发明所述加氢提质反应过程R20使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢提质反应过程R20的第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气和或冷油。本发明所述加氢提质反应过程R20，使用的加氢提质催化剂R20C，通常至少包含加氢精制催化剂，其基本任务是完成原料烃组分的深度加氢精制即深度加氢脱金属、深度加氢烯烃饱和、深度加氢脱硫、深度加氢脱氧、深度加氢脱氮、深度加氢芳烃饱和。本发明所述加氢提质反应过程R20，使用的加氢提质催化剂R20C，可以是1个、2个或多个品种的加氢提质催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢提质催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢提质催化剂的加氢活性。
以下详细描述本发明的加氢提质反应过程R20或加氢提质反应过程R20H。
本发明所述加氢提质反应过程R20H，使用的反应器可以是1台或2台或多台；加氢提质催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是膨胀床反应器；本发明所述加氢提质反应过程R20H使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢提质反应过程R20H的第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气和或冷油。本发明所述加氢提质反应过程R20H，使用的加氢提质催化剂R20HC，通常至少包含加氢精制催化剂，其基本任务是完成原料烃组分的深度加氢精制即深度加氢脱金属、深度加氢烯烃饱和、深度加氢脱硫、深度加氢脱氧、深度加氢脱氮、深度加氢芳烃饱和。本发明所述加氢提质反应过程R20H，使用的加氢提质催化剂R20HC，可以是1个、2个或多个品种的加氢提质催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢提质催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢提质催化剂的加氢活性。
以下详细描述本发明的加氢裂化过程RKPP-V-HC。
本发明所述加氢裂化过程RKPP-V-HC，使用的反应器可以是1台或2台或多台；加氢裂化催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是膨胀床反应器；本发明所述加氢裂化过程RKPP-V-HC使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢裂化反应过程的第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气和或冷油。
本发明所述加氢裂化过程RKPP-V-HC，使用的催化剂，通常在最后一个加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC床层之后设置后精制催化剂床层，对加氢裂化过程产生的硫醇、烯烃进行硫醇加氢脱硫、烯烃加氢饱和防止加氢裂化产物有机硫含量超标等；对于加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC，为了降低其结焦速度延长催化剂寿命、降低其平均反应温度抑制热裂解反应提高液体油品收率，可以在最前一个加氢裂化催化剂床层之前设置前置加氢精制催化剂床层进行加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应，由于该前置加氢精制过程是在极低气相氨含量环境下进行的，故其单位体积催化剂的加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应的效率，远远高于加氢提质反应过程R20或加氢提质反应过程R20H后部的在极高气相氨含量环境下使用的同种加氢精制催化剂的反应效率；实际上，将加氢提质反应过程R20或加氢提质反应过程R20H的部分后部的在极高气相氨含量环境下使的加氢精制催化剂，移位用作加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC的前置加氢精制催化剂，从优化加氢精制催化剂总体配置效果评价，是有利的、更为优化的。本发明所述加氢裂化反应过程比如加氢裂化过程RKPP-V-HC，使用的加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC，可以是1个、2个或多个品种的加氢裂化催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢裂化催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢裂化催化剂的加氢活性。
以下详细描述本发明的加氢提质过程R3K。
按照本发明，在回收步骤，可以设置加氢提质过程R3K，含有加氢提质反应流出物R20P中的大多数165～350℃的烃类的物流R3KF进入加氢提质过程R3K，在氢气和加氢提质催化剂R3KC存在条件下，物流R3KF发生加氢提质反应R3KR提高十六烷值，得到加氢提质反应流出物R3KP。
设置加氢提质过程R3K，其目标是提高原料中柴油组分的十六烷值，吸附在加氢提质催化剂R20C的活性中心上烃进料程
在加氢提质反应过程R20中，因为煤焦油中氮含量通常较高，反应生成了大量氨分子，加氢提质反应过程R20的深度加氢精制过程的最后催化剂床层C500的气相氨浓度处于整个深度加氢精制过程的最高位，加之催化剂床层C500的操作温度通常也处于最高位，因而加氢提质反应流出物R20P的柴油馏分普遍存在着芳烃含量高、密度高、十六烷值低的问题。
本发明加氢提质过程R3K的操作方案有多种，可以灵活选择，当然实现加氢提质过程R3K以下操作目标的简单流程是最佳选择：低杂质环境、原料高选择性、合适低的反应温度和高效芳烃加氢饱和催化剂或选择性开环加氢裂化催化剂，从而得以经济地实现低气体产率下高效降低密度、提高十六烷值的目标。
加氢提质反应流出物R3KP中的柴油的十六烷值，较加氢提质反应过程R20中柴油的十六烷值，通常至少提高4～5个单位、一般至少提高8～10个单位、较佳者可以提高10～14个单位。
加氢提质过程R3，使用的加氢提质催化剂R3KC，优先选用具有柴油选择性开环功能的催化剂，具有以下功能：
①对热高分油1THPSL中的石脑油组分具有低裂化功能(裂化率低于5％甚至更低)；
②对热高分油1THPSL中的柴油组分具有低裂化率(裂化率低于15％甚至低于8％)，能够显著提高十六烷值或降低密度的功能，加氢提质催化剂RD2C可以是柴油高压加氢芳烃饱和催化剂和或柴油选择性加氢开环裂化催化剂；
③可以加工常规沸点350～430℃的烃组分。
具有柴油组分选择性加氢开环功能的加氢提质催化剂R3KC，可以是任意一种合适的柴油选择性加氢开环裂化催化剂，可以是典型的石油基高芳烃含量催化柴油用选择性加氢开环裂化催化剂，这些技术有中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院的MCI技术、中国石油化工股份有限公司北京石油化工科学研究院的RICH技术等，加氢提质过程R3K的原料柴油组分的裂解物柴油收率：一般大于85％、通常大于90％、最好大于95％。
一种记载记载选择性加氢开环脱芳催化剂的出版物见：
出版物名称：加氢精制，第149页至167页；图书编码：ISBN编码为978-7-80229-026-6；中国版本图书馆CIP数据核字：(2006)第032955号；作者：方向晨；出版社：中国石化出版社。
加氢提质催化剂R3KC，也可以是专门设计制备的具备上述综合功能的单一催化剂，也可以是用多种催化剂级配形成的具备上述综合功能的两种或多种催化剂组合方案。
按照本发明，加氢提质过程R3K可以使用下流式加氢反应器或上流式加氢反应器。
本发明所述加氢提质过程R3K，使用的反应器可以是1台或2台或多台；加氢提质催化剂R3KC床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是膨胀床反应器；本发明所述加氢提质过程R3K使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢提质过程R3K的第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气和或冷油。
本发明所述加氢提质过程R3K，使用的催化剂，通常在最后一个加氢提质催化剂R3KC床层之后设置后精制催化剂床层，对加氢裂化过程产生的硫醇、烯烃进行硫醇加氢脱硫、烯烃加氢饱和防止加氢裂化产物有机硫含量超标等；对于加氢提质催化剂R3KC，为了降低其结焦速度延长催化剂寿命、降低其平均反应温度抑制热裂解反应提高液体油品收率，可以在最前一个加氢提质催化剂R3KC床层之前设置前置加氢精制催化剂床层进行加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应，由于该前置加氢精制过程是在极低气相氨含量环境下进行的，故其单位体积催化剂的加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应的效率，远远高于加氢提质反应过程R20或加氢提质反应过程R20H后部的在极高气相氨含量环境下使用的同种加氢精制催化剂的反应效率；实际上，将加氢提质反应过程R20或加氢提质反应过程R20H的部分后部的在极高气相氨含量环境下使的加氢精制催化剂，移位用作加氢提质催化剂R3KC的前置加氢精制催化剂，从优化加氢精制催化剂总体配置效果评价，是有利的、更为优化的。本发明所述加氢提质催化剂R3KC，可以是1个、2个或多个品种的加加氢提质催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢提质催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢提质催化剂的加氢活性。
以下详细描述本发明的使用硫化型加氢催化剂的加氢反应过程的气相流化氢浓度的一般控制原则。
根据需要，可以将任一种补充硫加入加氢反应过程，以保证反应过程必须的最低硫化氢体积浓度比如500PPm或1000PPm或规定值，以保证加氢催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。
以下详细描述本发明的加氢反应流出物的回收氢气和烃油的高压分离过程的一般原则。
加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气最终进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的适合于接收该热高分油的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环油进行循环加氢。
加氢反应流出物或热高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2MPa、通常为0.5～1.5MPa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应过程，最好引入加氢精制反应过程R1以最大限度提高其气相氢气分压。
本发明主要优点在于：
①适合于高压高温烃加氢产物热高压分离过程，特别适合于含固体的高压高温烃加氢产物热高压分离过程，用氢气气提出低沸点组分，有效降低热高分油S1L在降压阀内的降压气化产生的气体体积量和降压阀阀芯出口外侧升压液化的蒸汽体积量，显著降低空蚀速度；
②利用闪蒸吸热和或控制气提氢气温度可以有效降低油液S1L温度，在保证热高压烃类分离效果的前提下降低了油液S1L温度，利于降低空蚀、冲蚀的速度；
③用热高压氢气气提分离方法将腐蚀组分、低沸点组分带入了闪蒸气体中，具有降低油液S1L蒸馏过程FRAC1的负荷和介质腐蚀性的有利效果；
④按照煤液化加氢反应产物的热高压闪蒸分离方法，热高分油S1L通常经过降压过程后得到低压热高分油S1L-LP1，低压热高分油S1L-LP1脱气后或者脱气脱固体后所得到液体S1L-LP1X，至少一部分液体S1L-LP1X可以循环进入包含裂化功能的煤液化加氢反应过程R1构成循环过程CH1，由于本发明的热高分油S1L减少了低沸点组分量、提高了重组分浓度，因此循环过程CH1可以降低循环量、避免低沸点组分过度热裂化，最终利于提高液体油品总收率。
对照例
加工量为50t/h的中温煤焦油馏分油加氢装置，第一加氢反应过程R10进行中温煤焦油馏分油1R10F1和1R10F2的深度加氢精制反应1R10R，由于中温煤焦油含有较多的灰分、半焦粉及沉淀物，第一加氢反应过程R10采用1台4床层的上流式微膨胀床预加氢精制反应器和3台上流式带强制液体内循环的沸腾床加氢精制反应器，全部4台上流式反应器串联操作，允许煤焦油馏分1R10F中的固体杂质穿过加氢催化剂床层进入热高压分离过程。第一加氢反应流出物1R10P中的固体杂质来自于焦油馏分油携带物、反应生焦和催化剂粉尘，总量为0.01～0.02％(对新鲜油料重量)。
煤焦油原料第一加氢反应流出物1R10P的高压分离过程使用热高分流程，在闪蒸过程1S1F中第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V，其操作条件和操作结果见表DZL-1至表DZL-8。第一加氢反应流出物1R10P中的固体杂质基本全部进入液体烃1R10P-L中。
表DZL-1-1为中温煤焦油性质分析数据。
表DZL-1-2为中温煤焦油实沸点切割结果。
表DZL-1-3为中温煤焦油窄馏分1R10F性质。
表DZL-2为第一加氢反应过程用加氢精制催化剂1R10C的物化性质。
表DZL-3为第一加氢反应过程(加氢精制过程)1R10反应条件。
表DZL-4为第一加氢反应过程R10加氢精制试验结果表DZL-5第一加氢反应过程R10加氢精制石脑油馏分性质。
表DZL-5为第一加氢反应过程R10加氢精制石脑油馏分性质。
表DZL-6为第一加氢反应过程R10加氢精制柴油馏分性质。
表DZL-7为第一加氢反应过程R10加氢精制重油性质。
表DZL-8为闪蒸过程1S1F操作条件和操作结果。
表DZL-9为降压步骤1DPS降压前后物流数据。
从表DZL-8热高分油组成数据可以看出，热高分油1R10P-L中含有约50％的常规沸点低于330℃柴油组分，如果直接进入加氢裂化过程，则引起柴油组分过度裂化。
从表DZL-8热高分气组成数据可以看出，热高分气1R10P-V中的最重常规液体烃，其沸点位于柴油组分沸程中。
从表DZL-8热高分油组成数据可以看出，热高油1R10P-L中的固体杂质重量含量约为0.0317～0.0634％，含有约50％的常规沸点低于330℃柴油组分。
从表DZL-9可以看出，降压后物流的气相量为42.6770kgmol/h，由于热高油1R10P-L为高压、高温、含固体、含腐蚀性组分、含大量低沸点烃组分的液固混相物流，其降压过程对降压阀过流部件必然形成强烈的空蚀、冲蚀、化学腐蚀，严重缩短过流部件寿命。
表DZL-1-1中温煤焦油性质分析数据
项目 数据
瓶密度(20℃)，kg.m-3 1065.8
馏程(模拟蒸馏)，℃
IBP/10％/30％/50％ 164/237/314/374
70％/80％/85％/89.2 435/486/542/750
硫，μg.g-1 1800
氮，μg.g-1 6101
C，％ 81.36
H，％ 8.21
凝点，℃ 30
残炭，％ 9.77
水分，％ 4.1
灰分、半焦粉及沉淀物，％ 0.48
闪点(闭口)，℃ 126
重金属，μg.g-1
Fe/Na/Ni/Mg 108.70/5.74/1.39/56.32
Ca/V/K/Pb 362.4/0.17/16.25/11.43
Co/Cu/Mn/Zn/Mo 0.77/0.21/4.24/6.84/0.02
质谱组成，％
胶质 33.5
链烷烃 11.5
环烷烃 5.2
单环/双环/三环/四环 2.7/0.7/1.3/0.5
芳烃 49.8
单环/双环/三环/四环/五环 13.8/16.4/8.3/5.0/0.6
总噻吩/未鉴定 4.4/1.3
表DZL-1-2中温煤焦油实沸点切割结果
馏分，℃ 质量收率，％
H2O 3.10
＜170 4.27
170～210 1.48
210～230 4.81
230～300 14.9330 -->
300～500 59.28
＞500～510 12.13最小不低于9
∑ 100
表DZL-1-3中温煤焦油窄馏分1R10F性质
馏分油代号 1R10F1 1R10F2
馏程范围，℃ ＜300 300-500
瓶密度(20℃)，kg.m-3 980.7 1070.6
馏程，℃ 模拟蒸馏
IBP/10％/30％ 202/216/228 271/313/358
50％/70％ 241/257 397/440
90％/95％/FBP 277/286/297 597/743/750(95.2％)
硫，μg.g-1 1296 1572
氮，μg.g-1 5695 9514
C，％ 82.54 84.91
H，％ 9.09 8.20
O，％减差法 7.67 5.78
凝点，℃ -20 30
残炭，％ 0.01 4.54
灰分，％ 0.003
闪点，℃ 96(闭) 194(开)
粘度(40℃)，mm2/s 5.211
质谱组成，％
链烷烃 16.3 11.6
环烷烃 13.2 6.4
一环/二环/三环 1.1/7.1/5.0 2.1/0.7/2.1
四环/五环/六环 - 1.0/0.5/-
芳烃 43.1 46.4
单环/双环/三环 22.9/19.6/0.6 10.0/14.2/9.9
四环/五环 - 6.6/0.7
噻吩/未鉴定 - 3.3/1.7
胶质 27.4 35.6
重金属，μg.g-1
Fe/Na/Ni/Mg 0.17/0.13/-/- 0.24/1.01/0.5/0.31
Ca/K/Pb - 0.31/0.22/0.16
Cu/Mn/Zn - 0.05/0.56/0.47
酚含量，％ 28.91
酚组成，％
苯酚 5.50 31 -->
苯二酚 4.12
甲基酚 29.02
二甲基酚 16.36
三甲基酚 8.92
甲基乙基酚 15.50
乙基酚 7.37
二乙基酚 5.40
丙基酚 2.77
表DZL-2第一加氢反应过程用加氢精制催化剂1R10C的物化性质
表DZL-3第一加氢反应过程(加氢精制过程)1R10反应条件
表DZL-4第一加氢反应过程R10加氢精制试验结果
生成水量，m％ 5.57
液体收率，％ 97.06
精制油密度，g/cm3(20℃) 0.8673
精制油氮含量，μg/g 10.0
精制油产品分布，％
H2S/NH3 0.14/0.93
C1/C2 0.16/0.15
C3/C4 0.24/0.09
＜160℃(石脑油) 13.78
160℃～330℃(柴油) 61.95
＞330℃(加氢尾油) 21.33
化学氢耗，％ 4.34
表DZL-5第一加氢反应过程R10加氢精制石脑油馏分性质
馏分范围/℃ ＜160
密度(20℃)，g/cm3 0.77533 -->
馏程，℃
IBP/10％/30％/50％ 75/98/107/114
70％/90％/95％/EBP 125/142/150/174
硫，μg/g 9.1
氮，μg/g 1.0
辛烷值(RON) 67
组成，％
链烷烃 11.96
环烷烃 79.09
芳烃 8.91
芳潜(C8)，％ 65.06
表DZL-6第一加氢反应过程R10加氢精制柴油馏分性质
馏分范围，℃ 160-330
密度(20℃)，g/cm3 0.8913
馏程，℃
IBP/10％/30％/50％ 193/220/246/269
70％/90％/95％/EBP 289/314/322/329
硫，μg/g 9.8
氮，μg/g 2.0
闪点，℃(闭口) 89
凝点，℃ -28
冷滤点，℃ -19
残炭(10％)，％ 0.02
十六烷值(实测) 31
芳烃，％ 38.1
单环/双环/三环 31.8/6.1/0.2
表DZL-7第一加氢反应过程R10加氢精制重油性质
馏分范围/℃ ＞330
密度(20℃)，g/cm3 0.8991
馏程，℃
IBP/10％/30％/50％ 247/329/356/379
70％/90％/95％/EBP 403/435/457/529
硫，μg/g 12.9
氮，μg/g 14.5
凝点，℃ 28
芳烃，％ 28.3
单环 13.534 -->
双环 8.5
三环 2.1
四环 1.0
表DZL-8闪蒸过程1S1F操作条件和操作结果
表DZL-9降压步骤1DPS降压前后物流数据
流程位置 降压前 降压物流气相 降压物流液相
相态 液相 气相 气相35 -->
操作温度，℃ 370.0000 377.1530 377.1530
操作压力，KG/CM2A 171.0000 20.0000 20.0000
焓值，M*KCAL/HR 3.5870 0.6496 2.9374
分子量 168.8777 51.9567 264.7816
总流率，KG-MOL/HR 94.7066 42.6770 52.0296
纯组分流率，KG-MOL/HR
H2O 2.2369 2.0234 0.2135
H2S 0.0157 0.0142 0.0015
NH3 0.0000 0.0000 0.0000
H2 29.5372 27.8643 1.6730
METHANE 1.5248 1.4291 0.0957
ETHANE 0.3892 0.3363 0.0529
PROPANE 0.2133 0.1799 0.0334
IBUTANE 0.0455 0.0377 0.0078
NBUTANE 0.0000 0.0000 0.0000
C1～C4烃组分总量 33.9626 31.8848 2.0778
C5 +烃组分总量 2.1728 1.9830 0.1899
标准密度，KG/M3 855.8746 664.4656 897.4861
操作温度下粘度，CP 0.1129 0.1502
物流中C5 +组分蒸馏数据
ASTM D86 AT 760MM HG
IBP 9.790 72.838 29.939
5％ 203.585 127.228 231.691
10％ 262.811 170.334 279.791
30％ 303.771 243.666 313.378
50％ 328.470 273.214 334.960
70％ 373.692 298.523 384.161
90％ 429.592 336.324 431.038
95％ 440.350 350.593 444.625
EBP 508.960 374.952 510.649
实施例
实施例一
基于对照例，为了延长装置连续运行周期，采用本发明的热力学方法，在降压过程前完成“气提和降温”
采用本发明设置气提过程1HBM，分离出热高分油1R10P-L中的常规沸点低于330℃柴油组分，所得热高压分离气提后油1S1L可以直接进入加氢裂化过程1S1L-HC，从而简化第一加氢反应流出物1R10P中的重组分进入加氢裂化过程1S1L-HC的流程，实现相关投资和能耗的大幅度节省。
为了优化操作条件，列出4个气提方案进行比选，比较条件是：气体氢气相同，热高压分离气提后油1S1L温度相等。
第一气提方案CASE1，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM同步进行即并流气提方案，第一加氢反应流出物1R10P与气提氢气1BH混合后分离为热高压分离气提后油1S1L和热高压分离气提排气1S1V-M，热高压分离气提排气1S1V-M包含气体1R10P-V和富油气提氢气1BHP，热高压分离气提排气1S1V-M用作气体1S10-PV。
第二气提方案CASE2，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP。
第三气提方案CASE3，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP。
第四气提方案CASE4，闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行；在闪蒸过程1S1F，第一加氢反应流出物1R10P分离为液体烃1R10P-L和气体1R10P-V；在气提过程1HBM，液体烃1R10P-L与气提氢气1BH进行4次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油1S1L和富油气提氢气1BHP。
表SSL1-1为实施例一的4个气提方案的操作条件汇总表。
表SSL1-2为实施例一的4个气提方案的气提结果汇总表。
表SSL1-3是实施例一的气提方案CASE4的气提结果汇总表。
表SSL1-4是实施例一的气提方案CASE4的最终降压物流的气相组成BJ02与对照例的最终降压物流的气相组成BJ01的比较。
从气提结果可以看出：
①无论是那一种气提方案，均有显著的气提效果；
②在气体氢气相同，热高压分离气提后油1S1L温度相等条件下，并流气提方案CASE1效果最差，5％-10％-30-50％蒸馏点温度仅仅升高了16℃-16℃-15℃-16℃，这是因为气提氢气降低油气分压的能力，被已有含油气相的油气分压所抑制，这是1次有干扰的气提；
第二气提方案CASE2，将并流接触改为闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行，仍然是1次气提、但是是一次逆流接触，效果发生突变，5％～50％蒸馏点温度升高了70℃-48℃-35℃-43℃，这是因为避免了已有含油气相的油气分压抑制气提氢气形成的降低油气分压的能力，这是无干扰的1次气提；
第三气提方案CASE3，将并流接触改为闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行，改为2次逆流气提，但是效果发生突变，5％～50％蒸馏点温度升高了100℃-65℃-45℃-55℃，这是因为2次逆流气提具备了部分提留塔的分馏功能；
第四气提方案CASE4，将并流接触改为闪蒸过程1S1F和气提过程1HBM分步进行，改为4次逆流气提，但是效果发生突变，5％～50％蒸馏点温度升高了119℃-75℃-51℃-58℃，这是因为4次逆流气提具备了更强的提留塔的分馏功能；从气提氢气温度逐步降低可以看出，分离能耗在降低；
第四气提方案CASE4为采用方案，热高压分离气提后油1S1L的10％馏出点温度高于330℃，达到了重油和柴油清晰分离的目标；
计算表明，气提过程由4次逆流接触改为8次逆流接触，气提效果改善幅度很小。
从表SSL1-4可以看出，实现了预期的气提效果效果，表现在：
第一，脱出了99.0％的H2O；
第二，脱出了64.8％的H2S；
第三，脱出了59.2％的H2；
第四，脱出了60.8％的C1～C4；
第五，脱出了89.8％的易汽化C5 +烃组分；
与对照例相比，总体效果是，降压气相产物由42.677kgmol/h降低至13.267kgmol/h，降低幅度达到68.9％，如此，降压过程的空蚀、冲蚀、化学腐蚀的速度必然大幅度减缓，可显著延长降压阀过流部件寿命；
实施例二
基于实施例一的采用方案即4次逆流气提方案，热高压分离气提后油1S1L经过高压泵加压后过滤脱出固体杂质成为脱固体油1S1L，脱固体油1S1L直接经过加氢裂化过程1S1L-HC转化为加氢裂化反应产物1S1L-HCP，加氢裂化反应产物1S1L-HCP与第一加氢反应流出物1R10P混合后，循环进入气提过程1HBM，从而简化了加氢裂化过程1S1L-HC的流程，相关投资和能耗被大幅度节省。
实施例三
基于实施例一，气提过程为4次逆流接触，气提氢气温度调整为300℃，降压阀出口的物流参数见表SSL1-5、表SSL1-6。
表SSL1-5是实施例三的气提结果汇总表气提结果汇总表。
表SSL1-6是实施例三的最终降压物流的气相组成BJ03与对照例的最终降压物流的气相组成BJ01的比较。
与对照例相比，气提效果是，降压气相产物由42.677kgmol/h降低至14.122kgmol/h，降低幅度达到66.9％，如此，降压过程的空蚀、冲蚀、化学腐蚀的速度必然大幅度减缓，可显著延长降压阀过流部件寿命；
与对照例相比，降温效果是，热高压分离气提后油S1L温度由370℃降低至297.8℃，降幅为72.2℃，可有效延缓化学腐蚀的速度。
实施例四
某悬浮床煤液化加氢反应流出物的高压分离过程，采用本发明，降压过程的空蚀、冲蚀、化学腐蚀的速度大幅度减缓，可显著延长降压阀过流部件寿命。
实施例五
某沸腾床渣油加氢反应流出物的高压分离过程，采用本发明，降压过程的空蚀、冲蚀、化学腐蚀的速度大幅度减缓，可显著延长降压阀过流部件寿命。
实施例六
某沸腾床煤焦油加氢裂化反应流出物的高压分离过程，采用本发明，降压过程的空蚀、冲蚀、化学腐蚀的速度大幅度减缓，可显著延长降压阀过流部件寿命。
热高分气S1V中的烃组分S1V-LM进入后续加氢提质反应过程R2X。热高分油S1L经过降压后进入蒸馏过程FRAC1完成固体和烃组分的分离得到蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH和热高分气S1V中的烃组分S1V-LM混合后进行加氢处理和回收。
表SSL1-1实施例一的4个气提方案的操作条件汇总表
表SSL1-2实施例一的4个气提方案的气提结果汇总表
表SSL1-3实施例一的气提方案CASE4的气提结果汇总表
降压步骤1DPS降压前后物流数据
流程位置 降压前 降压物流气相 降压物流液相
物流相态 液相 气相 气相
操作温度，℃ 370.0950012 384.2239685 384.223968542 -->
操作压力，KG/CM2A 170.0000 20.0000 20.0000
焓值，M*KCAL/HR 1.8326 0.1135 1.7192
分子量 219.1022 25.6392 325.2579
气相分率 0.0000 1.0000 0.0000
液相分率 1.0000 0.0000 1.0000
总流率，KG-MOL/HR 37.4456 13.2671 24.1785
总流率除以对照例总流率 0.3954 0.3109 0.4647
纯组分流率，KG-MOL/HR
H2O 0.0201 0.0175 0.0026
H2S 0.0057 0.0050 0.0008
NH3 0.0000 0.0000 0.0000
H2 12.3835 11.3640 1.0195
METHANE 0.6383 0.5802 0.0581
ETHANE 0.1572 0.1269 0.0303
PROPANE 0.0770 0.0601 0.0169
IBUTANE 0.0148 0.0113 0.0036
NBUTANE 0.0000 0.0000 0.0000
C1～C4烃组分总量 0.8873 0.7784 0.1089
C5 +烃组分总量 24.1490 1.1022 23.0468
标准密度，KG/M3 874.5216 481.1799 906.5761
操作温度下粘度，CP 0.1263 0.1838
物流中C5 +组分蒸馏数据
ASTM D86 AT 760MM HG
IBP
5％ 323.216 275.167 326.360
10％ 337.938 307.820 339.717
30％ 355.402 322.252 357.487
50％ 387.049 332.285 388.668
70％ 408.460 347.855 409.728
90％ 465.570 402.703 468.341
95％ 493.997 413.465 498.049
EBP 541.095 430.494 543.605
表SSL1-4实施例一的气提方案CASE4的最终降压物流的气相组成BJ02与对照例的最终降压物流的气相组成BJ01的比较
代号 NA NB (NA-NB)/NA
说明 对照例BJ01 实施例一BJ02 气提率，％
流程位置 降压物流气相 降压物流气相
物流相态 气相 气相 43 -->
分子量 51.9567 25.6392
总流率，KG-MOL/HR 42.6770 13.2671 68.91％
总流率除以对照例总流率 1.000 0.3109 68.91％
纯组分流率，KG-MOL/HR
H2O 2.0234 0.0175 99.14％
H2S 0.0142 0.0050 64.79％
NH3 0.0000 0.0000
H2 27.8643 11.3640 59.22％
C1～C4烃组分总量 1.9830 0.7784 60.75％
C5 +烃组分总量 10.7922 1.1022 89.79％
表SSL1-5实施例三的气提结果汇总表气提结果汇总表
降压步骤1DPS降压前后物流数据
流程位置 降压前 降压物流气相 降压物流液相
物流相态 液相 气相 气相
操作温度，℃ 297.7687073 313.2197571 313.2197571
操作压力，KG/CM2A 170.0000 20.0000 20.0000
焓值，M*KCAL/HR 1.8752 0.0582 1.8170
分子量 216.9370 11.7789 296.2361
气相分率 0.0000 1.0000 0.0000
液相分率 1.0000 0.0000 1.0000
总流率，KG-MOL/HR， 50.6576 14.1220 36.5356
总流率除以对照例总流率 0.5349 0.3309 0.7022
纯组分流率，KG-MOL/HR
H2O 0.0311 0.0245 0.0066
H2S 0.0089 0.0071 0.0018
NH3 0.0000 0.0000 0.0000
H2 13.9522 12.6175 1.3347
METHANE 0.7878 0.6927 0.0951
ETHANE 0.2024 0.1520 0.0504
PROPANE 0.1152 0.0795 0.0356
IBUTANE 0.0235 0.0153 0.0082
NBUTANE 0.0000 0.0000 0.0000
C1～C4烃组分总量 1.1289 0.9396 0.1893
C5 +烃组分总量 35.5364 0.5332 35.0032
标准密度，KG/M3 876.4688 299.8591 903.1604
操作温度下粘度，CP 0.1630 0.2456
物流中C5 +组分蒸馏数据
ASTM D86 AT 760MM HG 44 -->
IBP
5％ 295.448 151.851 297.612
10％ 313.451 263.590 314.337
30％ 334.423 287.308 335.110
50％ 357.610 300.873 358.869
70％ 396.164 317.246 396.586
90％ 441.153 344.359 442.171
95％ 460.918 359.926 462.246
EBP 519.464 380.060 520.359
表SSL1-6实施例三的最终降压物流的气相组成BJ03与对照例的最终降压物流的气相组成BJ01的比较
代号 NA NB (NA-NB)/NA
说明 对照例BJ01 实施例一BJ02 气提率，％
流程位置 降压物流气相 降压物流气相
物流相态 气相 气相
分子量 51.9567 11.7789
总流率，KG-MOL/HR 42.6770 14.1220 66.91％
总流率除以对照例总流率 1.000 0.3309 66.91％
纯组分流率，KG-MOL/HR
H2O 2.0234 0.0245 98.79％
H2S 0.0142 0.0071 50.00％
NH3 0.0000 0.0000
H2 27.8643 12.6175 54.72％
C1～C4烃组分总量 1.9830 0.9396 52.62％
C5 +烃组分总量 10.7922 0.5332 95.06％

Claims (67)

1.一种含固体的烃加氢产物的热高压氢气气提分离方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢催化剂R10C存在条件下，烃原料R10F进行第一加氢反应R10R得到包含氢气、低沸点烃、高沸点烃和固体的第一加氢反应流出物R10P；
第一加氢反应过程R10对至少一部分烃原料R10F具有加氢精制和或加氢裂化的功能；
第一加氢催化剂R10C总体具有加氢精制和或加氢裂化的功能；
第一加氢反应R10R包含至少一部分加氢精制反应和或至少一部分加氢裂化反应；
(2)在热高压分离气提过程S10，第一加氢反应流出物R10P或第一加氢反应流出物R10P经闪蒸过程S1F得到的液体烃R10P-L，与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体S10-PV；
(3)在降压步骤1DPS，来自热高压分离气提后油S1L的含有固体杂质的物流经过降压设备得到降压后物流S1L-VLS；
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，第一加氢反应流出物R10P开始与气提气体接触时的操作温度为T1，热高压分离气提后油S1L结束与气提气体分离时的操作温度T2低于T1至少40℃。
3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P。
4.根据权利要求3所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，气体S10-PV进入加氢提质反应过程R20。
5.根据权利要求3所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，在中温高压分离过程S20，分离气体R10P-V得到主要由烃组分组成的中温高分油S2L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气S2V；
分离中温高分气S2V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油S2L作为物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20。
6.根据权利要求3所述方法，其特征在于：
在冷高压分离过程S30，分离气体R10P-V得到主要由烃组分组成的冷高分油S3L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S3V；
冷高分油S3L作为物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20。
7.根据权利要求6所述方法，其特征在于：
冷高分油S3L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油S3LDL作为物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20。
8.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20H。
9.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P；
在回收步骤，在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到脱除固体杂质的蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20。
10.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(3)在降压步骤1DPS，至少一部分降压后物流S1L-VLS脱出气体成为液固物流S1L-VLS-DV，至少一部分液固物流S1L-VLS-DV返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
11.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
至少一部分降压后物流S1L-VLS脱出气体、脱出至少一部分固体成为物流S1L-VLS-DVI，至少一部分物流S1L-VLS-DVI返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
12.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于300℃的烃组分组成的馏分油VG01，至少一部分馏分油VG01返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
13.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于330℃的烃组分组成的馏分油VG01，至少一部分馏分油VG01返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
14.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于370℃的烃组分组成的馏分油VG01，至少一部分馏分油VG01返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
15.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于400℃的烃组分组成的馏分油VG01，至少一部分馏分油VG01返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
16.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成的馏分油VG01，至少一部分馏分油VG01返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
17.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的馏分油VG01，至少一部分馏分油VG01返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
18.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的馏分油VG01，至少一部分馏分油VG01返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
19.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于330℃的烃组分组成的馏分油VG02，至少一部分馏分油VG02去第三加氢精制过程R3X与第三加氢催化剂R3XC接触，得到第三加氢精制反应流出物R3XP；第三加氢精制反应流出物R3XP进入第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
20.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到主要由常规沸点高于430℃的烃组分组成的馏分油VG02，至少一部分馏分油VG02去第三加氢精制过程R3X与第三加氢催化剂R3XC接触，得到第三加氢精制反应流出物R3XP；第三加氢精制反应流出物R3XP进入第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
21.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有热高分气S1V中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
在分离过程FRAC1，分离气、液、固降压后物流S1L-VLS得到脱除固体杂质的蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20；
在分离过程FRAC2，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点高于300℃的烃组分组成的馏分油VG03，至少一部分馏分油VG03返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
22.根据权利要求21所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，在分离过程FRAC2，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的馏分油VG03，至少一部分馏分油VG03返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
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或12或13或14或15或16或17或18或19或20或21或22所述方法，其特征在于：
烃原料R10F选自下列物料的一种或几种，均含有常规沸点高于400℃的烃组分：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成
⑩其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
24.根据权利要求23所述方法，其特征在于：
烃原料R10F中的常规沸点高于400℃的烃组分的重量含量至少高于40％，同时含有常规沸点高于500℃的烃组分。
25.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢催化剂R10C存在条件下，烃原料R10F进行第一加氢反应R10R得到含有重油组分和柴油组分的第一加氢反应流出物R10P；
(2)在热高压分离气提过程S10，进行第一加氢反应流出物R10P的闪蒸过程S1F和来自第一加氢反应流出物R10P的液体烃R10P-L的气提过程1HBM，第一加氢反应流出物R10P分离为主要由重油组分组成的热高压分离气提后油S1L和包含柴油组分的在体积上主要由氢气组成的气体S10-PV；
在闪蒸过程S1F第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少一次接触分离完成重油组分与柴油组分的相对分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
气体S10-PV，包括气体R10P-V和富油气提氢气1BHP。
26.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
气体S10-PV包括气体R10P-V和富油气提氢气1BHP。
27.根据权利要求26所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物R10P进入分离气提塔S10-TE的上部闪蒸区分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔S10-TE的下部；在分离气提塔S10-TE的下传质段S10-TE-DCM，液体烃R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体R10P-V混合为分离气提塔塔顶气S10-TE-V排出分离气提塔S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气S10-TE-V，用作气体S10-PV。
28.根据权利要求25所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP。
29.根据权利要求28所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，气提过程1HBM使用气提塔1HBM-TE。
30.根据权利要求28所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，在一台分离气提塔S10-TE内完成闪蒸过程S1F和气提过程1HBM；
第一加氢反应流出物R10P进入分离气提塔S10-TE的上部进料闪蒸区分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；气提氢气1BH进入分离气提塔S10-TE的下部；在分离气提塔S10-TE的下传质段S10-TE-DCM，液体烃R10P-L向下流动与向上流动的气提氢气1BH进行至少2次逆流接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；富油气提氢气1BHP和气体R10P-V混合为分离气提塔塔顶气S10-TE-V排出分离气提塔S10-TE的顶部；
分离气提塔塔顶气S10-TE-V，用作气体S10-PV。
31.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为低温煤焦油，高沸点烃组分指的是常规沸点高于360℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于360℃的烃组分。
32.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为中温煤焦油，高沸点烃组分指的是常规沸点高于330℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于333℃的烃组分。
33.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为蒽油，高沸点烃组分指的是常规沸点高于300℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于300℃的烃组分。
34.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为高温焦油，高沸点烃组分指的是常规沸点高于300℃的烃组分，低沸点烃组分指的是常规沸点低于300℃的烃组分。
35.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，至少一部分含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L作为循环油S1RL，返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
36.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，热高压分离气提后油S1L分为两路，第一路热高压分离气提后油S1L作为循环油S1RL返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触，第二路热高压分离气提后油S1L去降压步骤1DPS。
37.根据权利要求36所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，第二路热高压分离气提后油S1L去降压步骤1DPS降压后回收，其作用是排出废催化剂及其它固体杂质。
38.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(3)在降压步骤1DPS，包含高压脱渣过滤过程F1S；
在高压脱渣过滤过程F1S，含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L通过过滤器脱出固体杂质后成为脱渣热高压分离气提后油S1L-DI，热高压分离气提后油S1L所含固体杂质积累在过滤器过流部件组成滤渣；脱渣热高压分离气提后油S1L-DI去降压步骤1DPS；
高压脱渣过滤过程F1S，使用至少2台过滤器FA和过滤器FB，当过滤器FA需要再生即降压排出滤渣时，高压过滤器FB处于运行状态，过滤器FA再生脱滤渣过程包含降压步骤1DPS；在降压脱渣步骤1DPS-DI，第一步完成与高压系统隔离，第二步降低容渣室压力，第三步过脱除过滤器过流部件积累的滤渣以再生过滤器过滤部件；第四步完成升压；第五步，再次投入。
39.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(3)在降压步骤1DPS，包含高压脱渣过滤过程F1S；
在高压脱渣过滤过程F1S，含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L通过过滤器脱出固体杂质后成为脱渣热高压分离气提后油S1L-DI，热高压分离气提后油S1L所含固体杂质积累在过滤器过流部件组成滤渣；脱渣热高压分离气提后油S1L-DIR作为循环油DIRL返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触；
(3)在降压步骤1DPS，热高压分离气提后油S1L所含固体杂质积累在过滤器过流部件组成滤渣；在高压脱渣过滤过程F1S，使用至少2台过滤器FA和过滤器FB，当过滤器FA需要再生即降压排出滤渣时，高压过滤器FB处于运行状态，过滤器FA再生脱滤渣过程包含降压步骤1DPS；在过滤器FA降压脱渣步骤1DPS-DI，第一步完成与高压系统隔离，第二步降低容渣室压力，第三步过脱除过滤器过流部件积累的滤渣以再生过滤器过滤部件；第四步完成升压；第五步，再次投入过滤工作状态；
上述过滤器的降压脱出滤渣的过程即是降压步骤1DPS，在此过程，来自高压状态的含有固体杂质的热高压分离气提后油S1L的固体杂质和烃油组成的滤渣和部分气体，降压后排出了高压系统。
40.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
在加氢精制过程RL10，在氢气和加氢精制催化剂RL10C存在条件下，烃原料RL10F发生加氢精制反应RL10R进行加氢精制反应，得到加氢精制反应流出物RL10P；
加氢精制反应流出物RL10P进入加氢提质反应过程R20与加氢催化剂R20C接触。
41.根据权利要求40所述方法，其特征在于：
加氢提质反应过程R20包含串联操作的使用第一加氢提质催化剂R20C的第一加氢提质反应过程R20、使用第二加氢提质催化剂R22C的第二加氢提质反应过程R22，加氢精制反应流出物RL10P进入下游反应过程即第二加氢提质反应过程R22而不经过上游反应过程即第一加氢提质反应过程R20。
42.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
富油气提氢气1BHP进入处理新鲜原料油RXXF的加氢过程RXX与加氢催化剂RXXC接触，得到加氢反应流出物RXXP。
43.根据权利要求42所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
处理新鲜原料油的加氢过程RXX的加氢反应流出物RXXP，进入加氢提质反应过程R20与加氢催化剂R20C接触。
44.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R进行加氢提质反应，得到加氢提质反应流出物R20P；
在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20H，得到加氢提质反应流出物R20HP；
加氢提质反应流出物R20P的分离过程、加氢提质反应流出物R20HP的分离过程，部分或全部公用。
45.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流KP，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用；
烃油物流KP进入加氢提质反应过程RKP，在氢气和加氢提质催化剂RKPC存在条件下，得到加氢提质反应流出物RKPP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于300℃的烃组分组成的提质重油RKPP-V。
46.根据权利要求45所述方法，其特征在于：
至少一部分提质重油RKPP-V返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
47.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流KP，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用；
烃油物流KP进入加氢提质反应过程RKP，在氢气和加氢提质催化剂RKPC存在条件下，得到加氢提质反应流出物RKPP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于300℃的烃组分组成的提质重油RKPP-V，至少一部分提质重油RKPP-V进入加氢裂化过程RKPP-V-HC，在氢气和加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC存在条件下，得到加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP。
48.根据权利要求47所述方法，其特征在于：
加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP的分离过程、加氢提质反应流出物RKPP的分离过程，部分或全部公用。
49.根据权利要求47所述方法，其特征在于：
加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP，进入加氢提质反应过程RKP与加氢提质催化剂RKPC接触。
50.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，回收热高压分离气提过程S10的排出物流和降压步骤1DPS的排出物流，得到富氢气气体RH和烃油物流KP，至少一部分富氢气气体RH去加氢反应过程循环使用；
烃油物流KP进入加氢提质反应过程RKP，在氢气和加氢提质催化剂RKPC存在条件下，得到加氢提质反应流出物RKPP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于300～450℃的烃组分组成的低沸点提质重油RKPP-V1，至少一部分低沸点提质重油RKPP-V1进入加氢裂化过程RKPP-V-HC，在氢气和加氢裂化催化剂RKPP-V-HCC存在条件下，得到加氢裂化反应流出物RKPP-V-HCP；
分离加氢提质反应流出物RKPP得到主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成的高沸点提质重油RKPP-V2，至少一部分高沸点提质重油RKPP-V2返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触。
51.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程R10，使用加氢催化剂的加氢反应器的工作方式为上流式反应器，选自下列中的1种或2种组合或多种组合：
①悬浮床即浆态床；
②沸腾床；
③上流式移动床；
④上流式微膨胀床。
52.根据权利要求40所述方法，其特征在于：
分馏煤焦油得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃原料R10F和主要由常规沸点低于350℃的烃组分组成的烃原料RL10F。
53.根据权利要求40所述方法，其特征在于：
分馏煤焦油得到主要由常规沸点高于400℃的烃组分组成的烃原料R10F和主要由常规沸点低于400℃的烃组分组成的烃原料RL10F。
54.根据权利要求40所述方法，其特征在于：
分馏煤焦油得到主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成的烃原料R10F和主要由常规沸点低于450℃的烃组分组成的烃原料RL10F。
55.根据权利要求3所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P；
主要由常规沸点低于450℃的烃组分组成的烃原料R99F，进入加氢提质反应过程R20与加氢催化剂R20C接触。
56.根据权利要求52所述方法，其特征在于：
(2)在热高压分离气提过程S10，闪蒸过程S1F和气提过程1HBM分步进行；
在闪蒸过程S1F，第一加氢反应流出物R10P分离为液体烃R10P-L和气体R10P-V；
在气提过程1HBM，液体烃R10P-L与气提氢气1BH进行至少1次接触分离，得到热高压分离气提后油S1L和富油气提氢气1BHP；
富油气提氢气1BHP进入处理新鲜原料油烃原料RL10F的加氢精制过程RL10与加氢催化剂RL10C接触。
57.根据权利要求1或52或53或54所述方法，其特征在于：
(1)在第一加氢反应过程R10，烃原料R10F为中低温焦油；
(4)在回收步骤，含有气体S10-PV中的烃组分的物流S1V-LM进入加氢提质反应过程R20，在氢气和加氢提质催化剂R20C存在条件下，物流S1V-LM发生加氢提质反应R20R得到加氢提质反应流出物R20P；
在回收步骤，在分离过程FRAC1，分离降压后物流S1L-VLS得到脱除固体杂质的蒸馏油FRAC1-MH，蒸馏油FRAC1-MH进入加氢提质反应过程R20；
加氢提质反应流出物R20P中的柴油组分的十六烷值高于30。
58.根据权利要求57所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，加氢提质反应流出物R20P中的柴油组分的十六烷值高于39。
59.根据权利要求57所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，加氢提质反应流出物R20P中的柴油组分的十六烷值高于42。
60.根据权利要求57所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，设置加氢提质过程R3K，含有加氢提质反应流出物R20P中的大多数165～350℃的烃类的物流R3KF进入加氢提质过程R3K，在氢气和加氢提质催化剂R3KC存在条件下，物流R3KF发生加氢提质反应R3KR提高十六烷值，得到加氢提质反应流出物R3KP。
61.根据权利要求60所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，加氢提质反应流出物R20P进入加氢提质过程R3K0与加氢提质催化剂R3KC接触。
62.根据权利要求60所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，在在中温高压分离过程BS30，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点为165～390℃的烃类的组成的中温高分油BS40L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气BS40V；
分离中温高分气BS40V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油BS40L作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
63.根据权利要求60所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，在热温高压分离过程BS30，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由常规沸点高于330℃的烃组分组成的热高分油BS30L和包含柴油组分的在体积上主要由氢气组成的热高分气BS30V；
在在中温高压分离过程BS30，分离热高分气BS30V得到主要由常规沸点为165～390℃的烃类的组成的中温高分油BS40L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气BS40V；
分离中温高分气BS40V得到富氢气气体和烃油液相物流，至少一部分所得富氢气气体去加氢反应部分循环使用；
中温高分油BS40L作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
64.根据权利要求60所述方法，其特征在于：
在冷高压分离过程BS50，分离加氢提质反应流出物R20P得到主要由烃组分组成的冷高分油BS50L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气BS50V；
冷高分油BS50L作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
65.根据权利要求64所述方法，其特征在于：
冷高分油BS50L脱除常规沸点低于165℃的组分后所得脱轻组分冷高分油BS50L作为物流R3KF进入加氢提质过程R3K。
66.根据权利要求60所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，加氢提质反应流出物R3KP中的柴油组分的十六烷值高于44。
67.根据权利要求60所述方法，其特征在于：
(4)在回收步骤，加氢提质反应流出物R3KP中的柴油组分的十六烷值高于47。
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