CN105694971A - 一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法 - Google Patents
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Abstract
一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法，在分馏过程AFRAC，高芳烃BF如中低温煤焦油和基于第一加氢反应流出物R10P的物流R10P-L联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR，至少一部分MH作为烃原料R10F进入第一加氢反应过程R10进行加氢热裂化反应R10R得到第一加氢反应流出物R10P；分离R10P得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V，基于R10P-V的物流R10P-VXX和基于ML或基于ML的加氢精制反应流出物R20P的物流R20P-VXX可进入第三加氢改质反应过程R30联合加工；本发明因流程集成而具有节省投资、节省能耗、简化操作的优点。
Description
技术领域
一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法，在分馏过程AFRAC，高芳烃BF如中低温煤焦油和基于第一加氢反应流出物R10P的物流R10P-L联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR，至少一部分MH作为烃原料R10F进入第一加氢反应过程R10进行加氢热裂化反应R10R得到第一加氢反应流出物R10P：分离R10P得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V，基于R10P-V的物流R10P-VXX和基于ML或基于ML的加氢精制反应流出物R20P的物流R20P-VXX可进入第三加氢改质反应过程R30联合加工；本发明因流程集成而具有节省投资、节省能耗、简化操作的优点。
背景技术
本发明涉及高芳烃原料烃BF如中低温煤焦油的加氢热裂化过程R10，以及后续的加氢改质过程。在加氢热裂化过程R10，在氢气和加氢热裂化催化剂R10C存在条件下，进行加氢热裂化反应R10R得到加氢热裂化反应流出物R10P。
中低温煤焦油的常规沸点高于350℃的重馏分包含煤沥青，其适宜的第一步加氢方法是使用上流式膨胀床的加氢热裂化过程R10，根据需要后续加工可以配套加氢改质过程。
在使用上流式膨胀床的加氢热裂化过程R10中，为了防止轻馏分进入该过程过度裂化多产气体、轻馏分在高温条件下呈现气态而干扰恶化重馏分物流的水力学状态，中低温煤焦油进入R10过程之前，需要将轻馏分分离出去即需要设置前分馏过程CFRAC，目前的分离轻馏分的方法是常减压分馏方法，它们的共同特点是需要常减压分馏步骤，原料烃BF经过常压和或减压分馏后得到的轻馏分BFL、重馏分BLH分别加压进入独立或联合的加氢改质过程。
另一方面，为了加氢热裂化过程R10不可能实现100％全转化，因为过高的加氢热裂化单程转化率会导致中间烃馏分过度裂化多产气体、高沸点烃馏分过度热缩合多生焦炭，严重恶化产品分布，换句话说，为了最大限度利用原料油通常必然存在热裂化循环油。事实上，加氢热裂化反应流出物R10P的分离过程，通常包含后分馏过程1FRAC，其典型操作方案如下：
在热高压分离过程S10，加氢热裂化反应流出物R10P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到可能含有固体组分的热高分油S10L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；
在降压步骤1DPS，来自热高分油S10L的可能含有固体杂质的物流经过降压设备得到降压后物流S10L-VLS；
在后分馏过程1FRAC，回收降压后物流S10L-VLS，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的馏分油F-LN2，至少一部分馏分油F-LN2进入第二加氢提质反应过程R20；
在后分馏过程1FRAC，回收降压后物流S10L-VLS，得到主要由常规沸点为350～540℃的常规液态烃组成的馏分油F-LN3，至少一部分馏分油F-LN3进入加氢热裂化过程R10。
上述的2套分馏系统即前分馏过程CFRAC和后分馏过程1FRAC的共性和缺点在于：
①共性之一，均属于常减压分馏方法；
②共性之二，其产品去向有共性，即常规沸点低于350℃的烃组分常规液态烃组成的馏分油F-LN2去第二加氢提质反应过程R20，常规沸点为350～540℃的常规液态烃组成的馏分油F-LN3去加氢热裂化过程R10；常规沸点高于540℃的常规液态烃因含有高残炭组分、固体颗粒，可能需要单独回收而不适宜进入加氢热过程。
③缺点之一，2套系统，系统复杂、
④缺点之一，2套系统，每个系统规模小、投资高、能耗高，2套系统总体设备数量多、泄漏机会大、污染环境、“跑、冒、滴、漏”风险大、操作复杂。
为了克服上述2套分馏系统的缺点，本发明将2套分馏系统组合在一起，实现节省投资、节省能耗、简化操作的程集成目标。
本发明的基本构想是构建一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法，在分馏过程AFRAC，高芳烃BF如中低温煤焦油和基于第一加氢反应流出物R10P的物流R10P-L联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR，至少一部分MH作为烃原料R10F进入第一加氢反应过程R10进行加氢热裂化反应R10R得到第一加氢反应流出物R10P；分离R10P得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V，基于R10P-V的物流R10P-VXX和基于ML或基于ML的加氢精制反应流出物R20P的物流R20P-VXX可进入第三加氢改质反应过程R30联合加工。
本发明，第一加氢反应过程R10执行加氢热裂化反应转化为R10P，R10P可先进入前分离步骤BS分离为气体BSV和可能含有固体的液体物流BSL，至少一部分物流BSL可以返回R10循环转化且实现催化剂循环利用，步骤R10和或步骤BS的含固体物流用于排出废催化剂。
本发明，可以形成先联合减压蒸馏、再加压加氢的组合方法，特别适合于轻组分含量高且含有高沸点、高残炭组分的中低温煤焦油，可脱出原料烃BF中的高沸点、高残炭的易结焦组分组成的渣油MR，仅将重馏分MH引入第一加氢反应过程R10，有效降低第一加氢反应过程R10的生焦量、延长其连续运转时间。
当然，本发明有多种具体实施方案：
①高芳烃BF和物流R10P-L混合后分离；
②高芳烃BF加热后的闪蒸汽相和物流R10P-L的闪蒸汽相混合后分离；
③高芳烃BF加热后的闪蒸汽相和物流R10P-L混合后分离；
④高芳烃BF和物流R10P-L的闪蒸汽相混合后分离。
当然本发明可以形成多种组合工艺，并且可以与其它工艺相组合。
本发明所述方法未见报道。
本发明的第一目的是提出一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法。
本发明的第二目的是提出一种原料油和生成油组合分馏的煤焦油加氢热裂化方法。
本发明的第三目的是提出一种原料油和生成油组合分馏的中低温煤焦油加氢热裂化方法。
发明内容
本发明一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：
①在分馏过程AFRAC，高芳烃BF和来自步骤③的物流R10P-L-TF联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
②在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢反应催化剂R10C存在条件下，至少一部分重馏分MH作为烃原料R10F进入第一加氢反应过程R10进行第一加氢反应R10R得到第一加氢反应流出物R10P；
重馏分MH，含有至少一部分三环结构芳烃和或多环结构芳烃；
第一加氢反应R10R包含至少一部分加氢精制反应和至少一部分加氢裂化反应；
第一加氢反应过程R10对至少一部分重馏分MH具有加氢精制功能和加氢裂化功能；
第一加氢反应催化剂R10C总体具有加氢精制功能和加氢裂化功能；
第一加氢反应流出物R10P，可以含有固体颗粒；
③在分离过程SX，分离基于第一加氢反应流出物R10P的物流R10PXX得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V；
基于可能含有固体的烃油物流R10P-L的物流R10P-L-TF，去分馏过程AFRAC。
本发明，通常设置第三加氢提质反应过程R30，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30；
基于R10P的物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30，轻馏分ML或基于加工轻馏分ML的第二加氢反应过程R20的第二加氢反应流出物R20P的物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下进行第三加氢提质反应R30R，得到第三加氢提质反应流出物R30P；
在可能存在的第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，轻馏分ML进行第二加氢反应R20R得到第二加氢反应流出物R20P。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第1种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于450℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为450～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第2种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于400℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为400～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第3种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于350C的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为300～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
③分离第一加氢反应流出物R10P得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第4种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于300℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为300～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第5种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于250℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为250～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第6种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于180℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为180～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第7种方案是：
①在分馏过程AFRAC，重馏分MH的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于50％。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第8种方案是：
①在分馏过程AFRAC，重馏分MH的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于40％。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第9种方案是：
①在分馏过程AFRAC，重馏分MH的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于30％。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第10种方案是：
①在分馏过程AFRAC，至少一部分渣油MR脱出至少一部分固体及至少一部分可能存在的废催化剂后，进入第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，第一加氢反应流出物R10P分离为气体BSV和可能含有固体的液体物流BSL；
分离气体BSV得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，实施高压液体物流BSL循环，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，至少一部分物流BSL返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，实施高压液体物流BSL脱固体后循环，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，至少一部分物流BSL脱除至少一部分固体后，返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，设置降压步骤BSL-DPS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS；
在降压步骤BSL-DPS，物流BSL经过降压设备得到降压后物流BSL-VLS。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，设置降压步骤BSL-DPS，实施降压后物流BSL-VLS的循环，第一种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS；
在降压步骤BSL-DPS，至少一部分降压后物流BSL-VLS脱出气体后返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，设置降压步骤BSL-DPS，实施降压后物流BSL-VLS的循环，第二种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS；
在降压步骤BSL-DPS，至少一部分降压后物流BSL-VLS脱出气体、脱出至少一部分固体颗粒后返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；分馏过程BSL-FRAC产品液体循环，第1种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR30，至少一部分馏分油BS-TOR30进入第三加氢提质反应过程R20与第三加氢提质催化剂R30C接触。
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点高于350℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR10，至少一部分返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；分馏过程BSL-FRAC产品液体循环，第2种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR30，至少一部分馏分油BS-TOR30进入第三加氢提质反应过程R20与第三加氢提质催化剂R30C接触。
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点为350～540℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR10，至少一部分返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点高于540℃的常规液态烃组成的可能含有固体的馏分油BS-RV，至少一部分馏分油BS-RV不进入加氢反应过程。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在高压预分离过程BS，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH完成至少一次接触，分离为气体BSV和可能含有固体的液体物流BSL。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，氢气气提过程BSHS操作条件通常为：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在氢气气提过程BSHS，操作条件为：温度为250～480℃、压力为6～25MPa、气提氢气BSH与第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的气液体积比BS-KVL为50～5000；
气液体积比KVL定义为：BS-KVL＝VBSH/VBF；
VBSH，表示气提氢气物流BSH的标准状态即0℃、1大气压下的体积流量，立方米/时；
VBF，表示第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的20℃、1大气压下的体积流量，立方米/时。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，氢气气提过程BSHS操作条件一般为：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在高压预分离过程BS，操作条件为：温度为300～450℃、压力为10～20MPa、气液体积比BS-KVL为500～2000。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH，可以仅完成一次接触分离。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH，可以完成2～8次逆流接触分离；高压预分离过程BS使用气提分离塔BST；
第一加氢反应流出物R10P进入气提分离塔BST的气液接触传质段BSTTM的上部闪蒸，所得液相向下流动，所得气相向上流动；
气提氢气BSH进入气提分离塔BST的气液接触传质段BSTTM的下部向上流动；
在气液接触传质段BSTTM，向下流动的液体与向上流动的气提气接触，液体中的至少一部分低沸点组分蒸发汽化进入气相中。
本发明，可以设置高压分离过程S1，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
在高压分离过程S1，基于第一加氢反应流出物R10P的物流R10PXX分离为可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V。
本发明，可以设置高压分离过程S1，第一加氢反应流出物R10P可以作为物流R10PXX使用。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1BHS，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH完成至少一次接触。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，充氢气气提过程S1BHS的操作条件通常为：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1BHS，操作条件为：温度为250～480℃、压力为6～25MPa、气提氢气S1BH与来自第一加氢反应流出物R10P的S1进料S1F中常规液态烃的气液体积比S1-KVL为50～5000；
气液体积比S1B-KVL定义为：KVL＝VS1BH/VS1F；
VS1BH，表示气提氢气物流S1BH的标准状态即0℃、1大气压下的体积流量，立方米/时；
VS1F，表示物流R10PXX中常规液态烃的20℃、1大气压下的体积流量，立方米/时。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，充氢气气提过程S1BHS的操作条件一般为：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1HS，操作条件为：温度为300～450℃、压力为10～20MPa、气液体积比S1B-KVL为500～2000。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH，可以仅完成一次气液逆流接触。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH，可以完成2～8次逆流接触分离；补充氢气气提过程S1BHS使用塔式气提分离区S1BHST；
物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体进入塔式气提分离区S1BHST的气液接触传质S1BTTM的上部闪蒸，所得液相向下流动，所得气相向上流动；
气提氢气S1BH进入塔式气提分离区S1BHST的气液接触传质段S1BTTM的下部向上流动；在气液接触传质段S1BTTM，向下流动的液体与向上流动的气提气接触，来自液体中的至少一部分低沸点组分蒸发汽化进入气相中。
本发明，可以设置设置高压分离过程S1，实施高压液体物流R10P-L循环，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
一部分物流R10P-L作为进料R10F返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置设置高压分离过程S1，实施高压液体物流R10P-L脱出固体后循环，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
一部分物流R10P-L脱出至少一部分固体颗粒后返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS；
在降压步骤1DPS，物流R10P-L经过降压设备得到降压后物流R10P-L-VLS；
至少一部分降压后物流R10P-L-VLS作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC。
本发明，可以设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS，实施物流R10P-L-VLS进入分馏过程AFRAC，第1种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS；
至少一部分降压后物流R10P-L-VLS脱出气体得到物流R10P-L-VLS-DPDV，至少一部分物流R10P-L-VLS-DPDV作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC。
本发明，可以设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS，实施物流R10P-L-VLS进入分馏过程AFRAC，第2种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS；
至少一部分降压后物流R10P-L-VLS脱出气体、脱出至少一部分固体颗粒后作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC。
本发明，分馏过程AFRAC可以实施排渣工序，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，至少一部分可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR不进入加氢反应过程。
1级子权项06，第一加氢反应过程R10排出含有废催化剂的液体物流R10-WP
本发明，第一加氢反应过程R10可以实施排渣工序，其特征在于：
②在第一加氢反应过程R10，第一加氢反应过程R10排出含有废催化剂的液体物流R10-WP，物流BSL-WP不进入加氢反应过程而进入分馏过程AFRA℃与高芳烃BF联合分馏。
本发明，高压预分离过程BS可以实施排渣工序，其特征在于：
②在高压分离过程S1，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，至少一部分物流BSL作为排放废催化剂的物流BSL-WP不进入加氢反应过程而进入分馏过程AFRAC与高芳烃BF联合分馏。
本发明，分馏过程AFRAC可以设置分离部分S700，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S700；
在分离部分S700，高芳烃BF分离为气体S700V和可能含有固体的液体物流S700L；
气体S700V和来自步骤③的物流R10P-L-TF混合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
根据需要，在分离部分S700，至少一部分液体物流S700L可以返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，分馏过程AFRAC可以设置分离部分S800，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S800；
在分离部分S800，物流R10P-L-TF分离为气体S800V和可能含有固体的液体物流S800L；
高芳烃BF和气体S800V混合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
根据需要，在分离部分S800，至少一部分液体物流S800L返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S700、S800，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S77、S800；
在分离部分S700，高芳烃BF分离为气体S700V和可能含有固体的液体物流S700L；
在分离部分S800，物流R10P-L-TF分离为气体S800V和可能含有固体的液体物流S800L；
物流S700L中的烃类主要由常规沸点高于540℃的烃组分组成；
物流S800L中的烃类主要由常规沸点高于540℃的烃组分组成。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第1种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于180℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于180℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第2种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于250℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于250℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第3种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于300℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于300℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第4种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于350℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于350℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第5种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于400℃的烃组分，液体R10P-L中含有大部分常规沸点高于400℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第5种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
液体R10P-L的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于50％。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第7种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
液体R10P-L的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于40％。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第8种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
液体R10P-L的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于30％。
本发明，通常，高芳烃BF，同时含有常规沸点低于350℃的烃组分、常规沸点高于350℃的烃组分；高芳烃BF选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩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；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦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；
⑧石油砂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；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石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，一般，高芳烃BF，同时含有常规沸点低于350℃的烃组分、常规沸点高于350℃的烃组分，且含有常规沸点高于450℃的烃组分；高芳烃BF选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩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；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦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；
⑧石油砂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；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石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，特别地，高芳烃BF中的常规沸点高于250℃的烃组分的重量含量大于50％，同时含有常规沸点高于500℃的烃组分；高芳烃BF选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油的常规沸点低于530℃的馏分油。
本发明，在第一加氢反应过程R10，使用至少一个加氢反应区，催化剂床层工作方式可以为上流式固定床或下流式固定床。
本发明，在第一加氢反应过程R10，使用至少一个加氢热裂化反应区，催化剂床层工作方式可以为上流式反应器，选自下列中的1种或几种的组合：
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，高压分离过程S1，操作条件通常为：
③在分离过程SX，在高压分离过程S1，操作条件为：温度为150～480℃、压力为6～25MPa。
本发明，高压分离过程S1，操作条件一般为：
③在分离过程SX，在高压分离过程S1，操作条件为：温度为200～350℃、压力为10～20MPa。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第1种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30；
基于R10P的物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30，轻馏分ML用作物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下，得到第三加氢提质反应流出物R30P。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第2种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30；
气体R10P-V用作R10PXX。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第3种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、第三加氢提质反应过程R30；
气体R10P-V用作R10PXX进入第三加氢提质反应过程R30，基于加工轻馏分ML的第二加氢反应过程R20的第二加氢反应流出物R20P的物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下进行第三加氢提质反应R30R，得到第三加氢提质反应流出物R30P；
在第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，轻馏分ML进行第二加氢反应R20R得到第二加氢反应流出物R20P。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第4种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、第三加氢提质反应过程R30；
第二加氢反应流出物R20P作为物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30与第三加氢提质催化剂R30C接触。
本发明，在分馏过程AFRAC，重馏分MH可以分为两路使用，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，高芳烃BF和来自步骤③的物流R10P-L-TF联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
第一部分重馏分MH进入第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触；
第二部分重馏分MH进入第三加氢提质反应R30R与第三加氢提质催化剂R30C接触。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第5种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、热高压分离过程S20、第三加氢提质反应过程R30；
R10P-V进入第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，得到第二加氢反应流出物R20P；
在热高压分离过程S20，第二加氢反应流出物R20P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到可能含有固体组分的热高分油S20L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体S20-PV；气体S20-PV用作R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30；
基于R10P的物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第6种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、热高压分离过程S20、第三加氢提质反应过程R30；
R10P-V进入第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，得到第二加氢反应流出物R20P；
在热高压分离过程S20，第二加氢反应流出物R20P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到可能含有固体组分的热高分油S20L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体S20-PV；热高分油S20L用作R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30。
本发明，通常设置第三加氢提质反应过程R30的分离过程。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的分离过程，第1种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置冷高压分离过程XS30；
在冷高压分离过程XS30，分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的分离过程，第2种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置热高压分离过程XS10、冷高压分离过程XS30；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在冷高压分离过程XS30，分离气体XS10V得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V；
通常，在联合加氢改质过程R99，在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的分离过程，第3种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置热高压分离过程XS10、中温高压分离过程XS20、冷高压分离过程XS30；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在中温高压分离过程XS20，分离气体XS10V得到主要由常规液态组成的中温高分油XS20L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气XS20V；
在冷高压分离过程XS30，分离气体XS10V得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V；
通常，在联合加氢改质过程R99，在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分；
通常，在中温高压分离过程XS20，中温高分气XS20V包含气体XS10V中大部分常规沸点低于于165℃的烃组分；中温高分油XS20L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于165℃的烃组分。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢裂化过程R30P-H-HC，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃物流R30P-H，烃物流R30P-H进入加氢裂化过程R30P-H-HC，在氢气和加氢裂化催化剂R30P-H-HCC存在条件下，进行加氢裂化反应R30P-H-HCR得到加氢裂化反应流出物R30P-H-HCP。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢裂化过程R30P-H-HC，第1种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
至少一部分热高分油XS10L作为烃物流R30P-H进入加氢裂化过程R30P-H-HC。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢裂化过程R30P-H-HC，第2种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；设置热高压分离过程XS10；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分；
至少一部分热高分油XS10L进入执行加氢热裂化反应的第一加氢反应过程R10，第一加氢反应过程R10用作加氢裂化过程R30P-H-HC。
本发明，第三加氢提质反应过程R30操作目标，通常为：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中的全部常规液态烃的氮含量低于10PPm、硫含量低于10PPm，第三加氢提质反应流出物R30P中的柴油组分的十六烷值高于28。
本发明，第三加氢提质反应过程R30操作目标，一般为：
④在联合加氢改质过程1R99，第三加氢提质反应流出物R30P中的全部常规液态烃的氮含量低于5PPm、硫含量低于5PPm，第三加氢提质反应流出物R30P中的柴油组分的十六烷值高于33。
本发明，第三加氢提质反应过程R30操作目标，较佳者为：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中的全部常规液态烃的氮含量低于5PPm、硫含量低于5PPm，第三加氢提质反应流出物R30P中的柴油组分的十六烷值高于38。
本发明，第三加氢提质反应流出物R30P中常规沸点低于180℃的常规液态烃的杂质含量，通常为：氮含量低于2PPm、硫含量低于2PPm，一般为氮含量低于1PPm、硫含量低于1PPm。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的高沸点生成油的循环加氢裂化过程，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的高沸点生成油的循环加氢裂化过程；
分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由高沸点常规液态烃组成的物流R30P-VGO，至少一部分R30P-VGO进入第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10RF1C接触；
R30P-VGO，主要由常规沸点高于250℃或高于300℃或高于350℃的烃组分组成。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢提质过程R30P-M-HP，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由常规沸点为165～350℃的烃组分组成的烃物流R30P-M，烃物流R30P-M进入加氢提质过程R30P-M-HP，在氢气和加氢提质催化剂R30P-M-HPC存在条件下进行加氢提质反应R30P-M-HPR得到加氢提质反应流出物R30P-M-HPP。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢提质过程R30P-M-HP，第1种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
加氢提质过程R30P-M-HP的加氢提质催化剂R30P-M-HPC，包含加氢选择性开环催化剂。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢提质过程R30P-M-HP，第2种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；设置热高压分离过程XS10、中温高压分离过程XS20、冷高压分离过程XS30；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在中温高压分离过程XS20，分离气体XS10V得到主要由常规液态组成的中温高分油XS20L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气XS20V；
在冷高压分离过程XS30，分离气体XS10V得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V；
在联合加氢改质过程R99，在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分；
在中温高压分离过程XS20，中温高分气XS20V包含气体XS10V中大部分常规沸点低于于165℃的烃组分；中温高分油XS20L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于165℃的烃组分；
至少一部分中温高分油XS20L作为烃物流R30P-M进入加氢提质过程R30P-M-HP。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，在氢气和加氢择型断侧链催化剂R30P-M-HCXC存在条件下，进行加氢择型短侧链反应R30P-M-HCXR得到加氢择型短侧链反应流出物R30P-M-HCXP；通常加氢提质过程R30P-M-HP的反应流出物进入加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，其操作目标为：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX使进料中柴油馏分的凝点，通常降低至少8℃、一般降低至少15℃。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，其特征在于：其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，在氢气和加氢异构降凝催化剂R30P-M-HCYC存在条件下，进行加氢异构降凝反应R30P-M-HCYR得到加氢异构降凝反应流出物R30P-M-HCYP；通常，加氢提质过程R30P-M-HP的反应流出物进入加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，其操作目标为：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY使进料中柴油馏分的凝点，通常降低至少8℃、一般降低至少15℃。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
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氢、非碳元素的加氢产物，包括水、硫化氢、氨、氯化氢等。
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值，除非特别说明，均为重量基准值，重量百分率表示为重量％。
本发明所述石脑油馏份指的是常规沸点一般为60～180℃、通常为60～165℃的烃类。
本发明所述柴油馏份指的是常规沸点一般为160～370℃、通常为180～360℃的烃类。
本发明所述轻柴油馏份指的是常规沸点一般为155～280℃、通常为165～270℃的烃类。
本发明所述重柴油馏份指的是常规沸点一般为250～370℃、通常为260～360℃的烃类。
本发明所述中低温煤焦油，指的是来自煤热解或煤造气或其它过程的煤焦油产品，可以是来自低温炼焦过程(干馏温度低于700℃)的低温煤焦油或中温炼焦过程的中温煤焦油(干馏温度介于700～950℃)或它们的混合油，通常含有煤焦油重油组分。由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，中低温煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述中低温煤焦油的性质比重通常为0.89～1.15，通常金属含量为5～200PPm、硫含量为0.1～0.7％、氮含量为0.6～1.6％。本发明所述中低温煤焦油，有时无机水含量为0.2～5.0％，有时有机氧含量通常为2.5～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％。
本发明所述中温煤焦油，通常是包含常规沸程为120～450℃烃组分和常规沸点高于450℃烃组分的混合物，通常包含10～20％的常规沸程为120～260℃的轻馏分FD1(含双环芳烃馏分)、通常包含30～40％的常规沸程为260～370℃的中馏分FD2(含双环、三环芳烃馏分)、包含20～35％的常规沸程为370～450℃的重馏分FD3(含双环至四环芳烃馏分)和8～20％的常规沸程高于450℃的渣油馏分FD4(即煤沥青馏分)。
本发明所述中低温煤焦油轻质馏份油，指的是常规沸点一般为60～480℃、通常为60～450℃的煤焦油馏份油，通常可以采用固定床加氢技术进行加氢改质。
本发明所述中低温煤焦油重质馏份油，指的是常规沸点通常高于370℃、一般高于400℃的中低温煤焦油馏分，它们的加氢热裂化过程，指的是发生至少一部分加氢裂化反应生产分子量低于裂化原料分子量的过程，该过程通常包含并行的加氢脱金属、加氢精制、加氢热裂化反应，适宜的反应器形式是上流式膨胀床如悬浮床反应器或沸腾床反应器。
渣油馏分FD4通常难以采用常规固定床技术实现长周期、高收率加氢轻质化故采用上流式膨胀床如悬浮床或沸腾床加氢技术转化之，为了防止胶质沥青质团聚引发不必要的结焦反应，通常必须使用与煤渣油馏分有良好互溶能力的溶剂烃类对其溶解分散形成胶质沥青质的稀溶液，溶剂烃类可以是常规沸程为370～450℃的重馏分FD3，也可以是重馏分FD3和渣油馏分FD4的加氢芳烃部分饱和的转化物，也可以是中馏分FD2的加氢芳烃部分饱和的转化物。中馏分FD2的加氢芳烃部分饱和的转化物属于优良的供氢溶剂，富含供氢烃。
表1列出了典型芳烃组分及其对比氢化物沸点、凝点和密度汇总表，用于说明典型芳烃组分与对比氢化物沸点、凝点和密度的变化。
按照本发明，煤焦油的全馏分(需分离提取的特定组分如酚除外)均需经过加氢转化过程，表1所列沸点数据暗示：参考苊常规沸点(278℃)、蒽常规沸点(340℃)和丁省常规沸点(450℃)，以260℃、370℃和450℃为分界点，大约常规沸点低于260℃的馏分含有大量一、二环结构的芳烃，大约常规沸点为260～370℃的馏分含有大量二、三环结构的芳烃，大约常规沸点为370～450℃的馏分含有大量三、四环结构的芳烃，五环及其更多环数结构的芳烃绝大多数集中存在于常规沸点高于450℃的馏分中构成煤沥青馏分。
因此，根据不同的目标产品，可以将轻馏分、重馏分分割点确定在180～450℃之间，考虑到不能将煤焦油中的胶质沥青质过度浓缩，通常将轻馏分、重馏分分割点确定在180～350℃之间，一般将轻馏分、重馏分分割点确定在250～350℃之间，适宜地将轻馏分、重馏分分割点确定在200～300℃之间。
本发明所述高芳烃烃原料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的混合物；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相同或不同，可以是并联加氢关系，也可以是先、后分别进入多反应区的串联加氢过程的关系，当然也可以是先并联前加氢、然后前加氢产物汇合后联合后再加氢的关系，也可以是其它更加复杂的组合关系。
本发明所述煤焦油，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。
表2是典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表。
表1典型芳烃组分及其对比氢化物沸点、凝点和密度汇总表
表2典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表
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。
按照本发明，所述中低温煤焦油进行分离之前，通常经过过滤除固体颗粒的过程。
本发明所述中低温煤焦油，通常含有酚类化合物，在进入加氢过程之前，可以提取其中的酚类化合物比如低级酚。
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％。
中低温煤焦油，杂质金属绝大部分集中在常规沸点高于350℃特别是高于450℃的馏分中，且通常以易氢解金属组分铁、钙、镁为主要组分，通常是油溶性金属化合物如环烷酸铁、环烷酸钙等，这些易氢解金属组分是在一定高的温度和氢气存在条件下能够快速发生氢解反应转化为硫化物如硫化铁、硫化钙，并能够形成颗粒状沉淀物或共沉淀物，在一定条件下，颗粒物粒径会长大。实验研究和工业装置运转均表明，在中低温煤焦油的加氢反应过程中，原料不同组分反应温度按照由低到高分为以下步骤大体是符合实际的：易氢解金属热分解＜高活性稠环芳烃热缩合和加氢饱和＜低级硫化合物加氢脱硫、有机金属络合物催化氢解、低级有机酚催化脱氧、多环芳烃脱残炭，上述温度范围通常为170～350℃、一般为210～330℃，很明显，这是一个宽范围的反应温度区间，对于中低温煤焦油的轻馏分宜控制为不同温度段的第一、第二、第三步骤按照由低到高分阶段进行，利于降低金属硫化物生成速度、降低热缩合物生成速度、防止形成叠加峰值，实现易氢解金属沉积物在催化剂床层的纵深分布，提高沉积反应的可控性。
高芳烃BF加氢改质过程UHP的工艺流程范围，通常开始于分馏过程AFRAC、重馏分MH的加氢热裂化反应过程R10、结束于得到加氢改质石脑油和或轻质柴油产品的流程范围，典型的加氢改质过程UHP包括分馏过程AFRAC、第一加氢反应过程R10、第一加氢反应流出物R10P分离过程、第二加氢反应过程R20、加氢提质过程R30、可能存在的加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX、可能存在的加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY、加氢提质生成油的分馏过程、加氢热裂化尾油的循环裂化过程、加氢提质尾油的循环裂化过程。
本发明所述循环裂化尾油，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化生成油、加氢提质生成油中的不适合作为石脑油或轻质柴油组分的高沸点烃，比如常规沸点高于250℃或300℃或350℃的烃组分。
本发明所述加氢提质过程，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化生成油中的石脑油或轻质柴油组分的加氢提质过程，主要目标是加氢脱杂质的加氢精制反应、选择性开环裂化反应、加氢择型短侧链反应、加氢异构降凝反应，加氢提质过程的操作压力根据需要选择，通常该过程氢气分压为4.0～18.0MPa、一般氢气分压为8.0～16.0MPa。
本发明所述重馏分MH的加氢热裂化反应过程即第一加氢反应过程R10，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化过程，其主要目标是三环及多环结构芳烃热裂化生产单六元环烃，因此在催化剂热裂化功能与加氢饱和功能的匹配关系中，根据期望的最终产品是单六元环烃还是柴油馏分，可以调节其芳烃加氢饱和功能和热裂化功能的强度比例，同样该过程氢气分压根据需要选择，通常在保证过程连续运行周期前提下选择尽可能低的操作压力，通常该过程氢气分压为8.0～25.0MPa、一般氢气分压为12.0～18.0MPa。
通常中低温煤焦油轻馏分比如常规沸点低于350℃的馏分的烯烃含量高、酚含量高、胶质含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分，因此，所述的煤焦油轻馏分的预加氢过程，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱残炭剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合，通常使用下流式固定床加氢反应器。
通常，中低温煤焦油重馏分比如常规沸点高于350℃的且含有全部煤沥青的中低温煤焦油馏分，其金属含量高、胶质含量高、沥青质含量高、含有固体颗粒物，因此，所述的煤焦油重馏分的加氢热裂化过程，通常使用上流式膨胀床比如沸腾床、悬浮床等加氢反应器，类似技术如中国专利ZL201010217358.1、中国专利申请CN104593060A、中国专利申请CN104946306A所描述方法，以便在线快速更换反应区中的因金属沉积和或生焦而快速失活的加氢催化剂，同时保证反应物流通畅地通过反应区的催化剂床层，其使用的催化剂、助剂已经发展出多种多样的复合功能的催化剂、助剂。所述加氢热裂化反应区，催化剂床层工作方式通常为上流式反应器。
实验和工业装置运行表明，通常，不含常规沸点高于550℃重质煤沥青的中低温煤焦油重馏分比如常规沸点为350～530℃的中低温煤焦油馏分，可以使用固定床加氢技术加工，通常进行加氢精制反应。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：
①在分馏过程AFRAC，高芳烃BF和来自步骤③的物流R10P-L-TF联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
②在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢反应催化剂R10C存在条件下，至少一部分重馏分MH作为烃原料R10F进入第一加氢反应过程R10进行第一加氢反应R10R得到第一加氢反应流出物R10P；
重馏分MH，含有至少一部分三环结构芳烃和或多环结构芳烃；
第一加氢反应R10R包含至少一部分加氢精制反应和至少一部分加氢裂化反应；
第一加氢反应过程R10对至少一部分重馏分MH具有加氢精制功能和加氢裂化功能；
第一加氢反应催化剂R10C总体具有加氢精制功能和加氢裂化功能；
第一加氢反应流出物R10P，可以含有固体颗粒；
③在分离过程SX，分离基于第一加氢反应流出物R10P的物流R10PXX得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V；
基于可能含有固体的烃油物流R10P-L的物流R10P-L-TF，去分馏过程AFRAC。
本发明，通常设置第三加氢提质反应过程R30，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30；
基于R10P的物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30，轻馏分ML或基于加工轻馏分ML的第二加氢反应过程R20的第二加氢反应流出物R20P的物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下进行第三加氢提质反应R30R，得到第三加氢提质反应流出物R30P；
在可能存在的第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，轻馏分ML进行第二加氢反应R20R得到第二加氢反应流出物R20P。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第1种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于450℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为450～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第2种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于400℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为400～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第3种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为300～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
③分离第一加氢反应流出物R10P得到可能含有固体的烃油物流R10P～L和气体R10P-V。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第4种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于300℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为300～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第5种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于250℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为250～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第6种方案是：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于180℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为180～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第7种方案是：
①在分馏过程AFRAC，重馏分MH的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于50％。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第8种方案是：
①在分馏过程AFRAC，重馏分MH的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于40％。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第9种方案是：
①在分馏过程AFRAC，重馏分MH的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于30％。
本发明，分馏过程AFRAC的操作目标，第10种方案是：
①在分馏过程AFRAC，至少一部分渣油MR脱出至少一部分固体及至少一部分可能存在的废催化剂后，进入第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，第一加氢反应流出物R10P分离为气体BSV和可能含有固体的液体物流BSL；
分离气体BSV得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，实施高压液体物流BSL循环，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，至少一部分物流BSL返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，实施高压液体物流BSL脱固体后循环，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，至少一部分物流BSL脱除至少一部分固体后，返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，设置降压步骤BSL-DPS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS；
在降压步骤BSL-DPS，物流BSL经过降压设备得到降压后物流BSL-VLS。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，设置降压步骤BSL-DPS，实施降压后物流BSL-VLS的循环，第一种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS；
在降压步骤BSL-DPS，至少一部分降压后物流BSL-VLS脱出气体后返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS，设置降压步骤BSL-DPS，实施降压后物流BSL-VLS的循环，第二种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS；
在降压步骤BSL-DPS，至少一部分降压后物流BSL-VLS脱出气体、脱出至少一部分固体颗粒后返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；分馏过程BSL-FRAC产品液体循环，第1种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR30，至少一部分馏分油BS-TOR30进入第三加氢提质反应过程R20与第三加氢提质催化剂R30C接触。
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点高于350℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR10，至少一部分返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；分馏过程BSL-FRAC产品液体循环，第2种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR30，至少一部分馏分油BS-TOR30进入第三加氢提质反应过程R20与第三加氢提质催化剂R30C接触。
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点为350～540℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR10，至少一部分返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点高于540℃的常规液态烃组成的可能含有固体的馏分油BS-RV，至少一部分馏分油BS-RV不进入加氢反应过程。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在高压预分离过程BS，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH完成至少一次接触，分离为气体BSV和可能含有固体的液体物流BSL。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，氢气气提过程BSHS操作条件通常为：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在氢气气提过程BSHS，操作条件为：温度为250～480℃、压力为6～25MPa、气提氢气BSH与第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的气液体积比BS-KVL为50～5000；
气液体积比KVL定义为：BS-KVL＝VBSH/VBF；
VBSH，表示气提氢气物流BSH的标准状态即0℃、1大气压下的体积流量，立方米/时；
VBF，表示第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的20℃、1大气压下的体积流量，立方米/时。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，氢气气提过程BSHS操作条件一般为：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在高压预分离过程BS，操作条件为：温度为300～～450℃、压力为10～20MPa、气液体积比BS-KVL为500～2000。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH，可以仅完成一次接触分离。
本发明，可以设置高压预气提分离过程AS、氢气气提过程BSHS，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH，可以完成2～8次逆流接触分离；高压预分离过程BS使用气提分离塔BST；
第一加氢反应流出物R10P进入气提分离塔BST的气液接触传质段BSTTM的上部闪蒸，所得液相向下流动，所得气相向上流动；
气提氢气BSH进入气提分离塔BST的气液接触传质段BSTTM的下部向上流动；
在气液接触传质段BSTTM，向下流动的液体与向上流动的气提气接触，液体中的至少一部分低沸点组分蒸发汽化进入气相中。
本发明，可以设置高压分离过程S1，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
在高压分离过程S1，基于第一加氢反应流出物R10P的物流R10PXX分离为可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V。
本发明，可以设置高压分离过程S1，第一加氢反应流出物R10P可以作为物流R10PXX使用。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1BHS，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH完成至少一次接触。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，充氢气气提过程S1BHS的操作条件通常为：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1BHS，操作条件为：温度为250～480℃、压力为6～25MPa、气提氢气S1BH与来自第一加氢反应流出物R10P的S1进料S1F中常规液态烃的气液体积比S1-KVL为50～5000；
气液体积比S1B-KVL定义为：KVL＝VS1BH/VS1F；
VS1BH，表示气提氢气物流S1BH的标准状态即0℃、1大气压下的体积流量，立方米/时；
VS1F，表示物流R10PXX中常规液态烃的20℃、1大气压下的体积流量，立方米/时。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，充氢气气提过程S1BHS的操作条件一般为：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1HS，操作条件为：温度为300～450℃、压力为10～20MPa、气液体积比S1B-KVL为500～2000。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH，可以仅完成一次气液逆流接触。
本发明，可以设置高压分离过程S1、补充氢气气提过程S1BHS，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH，可以完成2～8次逆流接触分离；补充氢气气提过程S1BHS使用塔式气提分离区S1BHST；
物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体进入塔式气提分离区S1BHST的气液接触传质S1BTTM的上部闪蒸，所得液相向下流动，所得气相向上流动；
气提氢气S1BH进入塔式气提分离区S1BHST的气液接触传质段S1BTTM的下部向上流动；在气液接触传质段S1BTTM，向下流动的液体与向上流动的气提气接触，来自液体中的至少一部分低沸点组分蒸发汽化进入气相中。
本发明，可以设置设置高压分离过程S1，实施高压液体物流R10P-L循环，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
一部分物流R10P-L作为进料R10F返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置设置高压分离过程S1，实施高压液体物流R10P-L脱出固体后循环，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
一部分物流R10P-L脱出至少一部分固体颗粒后返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，可以设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS；
在降压步骤1DPS，物流R10P-L经过降压设备得到降压后物流R10P-L-VLS；
至少一部分降压后物流R10P-L-VLS作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC。
本发明，可以设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS，实施物流R10P-L-VLS进入分馏过程AFRAC，第1种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS；
至少一部分降压后物流R10P-L-VLS脱出气体得到物流R10P-L-VLS-DPDV，至少一部分物流R10P-L-VLS-DPDV作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC。
本发明，可以设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS，实施物流R10P-L-VLS进入分馏过程AFRAC，第2种工作方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS；
至少一部分降压后物流R10P-L-VLS脱出气体、脱出至少一部分固体颗粒后作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC。
本发明，分馏过程AFRAC可以实施排渣工序，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，至少一部分可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR不进入加氢反应过程。
1级子权项06，第一加氢反应过程R10排出含有废催化剂的液体物流R10-WP
本发明，第一加氢反应过程R10可以实施排渣工序，其特征在于：
②在第一加氢反应过程R10，第一加氢反应过程R10排出含有废催化剂的液体物流R10-WP，物流BSL-WP不进入加氢反应过程而进入分馏过程AFRAC与高芳烃BF联合分馏。
本发明，高压预分离过程BS可以实施排渣工序，其特征在于：
②在高压分离过程S1，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，至少一部分物流BSL作为排放废催化剂的物流BSL-WP不进入加氢反应过程而进入分馏过程AFRAC与高芳烃BF联合分馏。
本发明，分馏过程AFRAC可以设置分离部分S700，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S700；
在分离部分S700，高芳烃BF分离为气体S700V和可能含有固体的液体物流S700L；
气体S700V和来自步骤③的物流R10P-L-TF混合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
根据需要，在分离部分S700，至少一部分液体物流S700L可以返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
本发明，分馏过程AFRAC可以设置分离部分S800，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S800；
在分离部分S800，物流R10P-L-TF分离为气体S800V和可能含有固体的液体物流S800L；
高芳烃BF和气体S800V混合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
根据需要，在分离部分S800，至少一部分液体物流S800L返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S700、S800，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S77、S800；
在分离部分S700，高芳烃BF分离为气体S700V和可能含有固体的液体物流S700L；
在分离部分S800，物流R10P-L-TF分离为气体S800V和可能含有固体的液体物流S800L；
物流S700L中的烃类主要由常规沸点高于540℃的烃组分组成；
物流S800L中的烃类主要由常规沸点高于540℃的烃组分组成。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第1种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于180℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于180℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第2种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于250℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于250℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第3种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于300℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于300℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第4种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于350℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于350℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第5种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于400℃的烃组分，液体R10P-L中含有大部分常规沸点高于400℃的烃组分。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第5种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
液体R10P-L的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于50％。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第7种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
液体R10P-L的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于40％。
本发明，高压分离过程S1的操作目标，第8种方案是：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
液体R10P-L的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于30％。
本发明，通常，高芳烃BF，同时含有常规沸点低于350℃的烃组分、常规沸点高于350℃的烃组分；高芳烃BF选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩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；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦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；
⑧石油砂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；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石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，一般，高芳烃BF，同时含有常规沸点低于350℃的烃组分、常规沸点高于350℃的烃组分，且含有常规沸点高于450℃的烃组分；高芳烃BF选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩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；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦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；
⑧石油砂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；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石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，特别地，高芳烃BF中的常规沸点高于250℃的烃组分的重量含量大于50％，同时含有常规沸点高于500℃的烃组分；高芳烃BF选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油的常规沸点低于530℃的馏分油。
本发明，在第一加氢反应过程R10，使用至少一个加氢反应区，催化剂床层工作方式可以为上流式固定床或下流式固定床。
本发明，在第一加氢反应过程R10，使用至少一个加氢热裂化反应区，催化剂床层工作方式可以为上流式反应器，选自下列中的1种或几种的组合：
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，高压分离过程S1，操作条件通常为：
③在分离过程SX，在高压分离过程S1，操作条件为：温度为150～480℃、压力为6～25MPa。
本发明，高压分离过程S1，操作条件一般为：
③在分离过程SX，在高压分离过程S1，操作条件为：温度为200～350℃、压力为10～20MPa。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第1种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30；
基于R10P的物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30，轻馏分ML用作物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下，得到第三加氢提质反应流出物R30P。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第2种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30；
气体R10P-V用作R10PXX。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第3种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、第三加氢提质反应过程R30；
气体R10P-V用作R10PXX进入第三加氢提质反应过程R30，基于加工轻馏分ML的第二加氢反应过程R20的第二加氢反应流出物R20P的物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下进行第三加氢提质反应R30R，得到第三加氢提质反应流出物R30P；
在第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，轻馏分ML进行第二加氢反应R20R得到第二加氢反应流出物R20P。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第4种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、第三加氢提质反应过程R30；
第二加氢反应流出物R20P作为物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30与第三加氢提质催化剂R30C接触。
本发明，在分馏过程AFRAC，重馏分MH可以分为两路使用，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，高芳烃BF和来自步骤③的物流R10P-L-TF联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
第一部分重馏分MH进入第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触；
第二部分重馏分MH进入第三加氢提质反应R30R与第三加氢提质催化剂R30C接触。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第5种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、热高压分离过程S20、第三加氢提质反应过程R30；
R10P-V进入第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，得到第二加氢反应流出物R20P；
在热高压分离过程S20，第二加氢反应流出物R20P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到可能含有固体组分的热高分油S20L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体S20-PV；气体S20-PV用作R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30；
基于R10P的物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的第6种进料方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、热高压分离过程S20、第三加氢提质反应过程R30；
R10P-V进入第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，得到第二加氢反应流出物R20P；
在热高压分离过程S20，第二加氢反应流出物R20P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到可能含有固体组分的热高分油S20L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体S20-PV；热高分油S20L用作R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30。
本发明，通常设置第三加氢提质反应过程R30的分离过程。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的分离过程，第1种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置冷高压分离过程XS30；
在冷高压分离过程XS30，分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的分离过程，第2种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置热高压分离过程XS10、冷高压分离过程XS30；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在冷高压分离过程XS30，分离气体XS10V得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V；
通常，在联合加氢改质过程R99，在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分。
本发明，第三加氢提质反应过程R30的分离过程，第3种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置热高压分离过程XS10、中温高压分离过程XS20、冷高压分离过程XS30；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在中温高压分离过程XS20，分离气体XS10V得到主要由常规液态组成的中温高分油XS20L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气XS20V；
在冷高压分离过程XS30，分离气体XS10V得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V；
通常，在联合加氢改质过程R99，在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分；
通常，在中温高压分离过程XS20，中温高分气XS20V包含气体XS10V中大部分常规沸点低于于165℃的烃组分；中温高分油XS20L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于165℃的烃组分。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢裂化过程R30P-H-HC，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃物流R30P-H，烃物流R30P-H进入加氢裂化过程R30P-H-HC，在氢气和加氢裂化催化剂R30P-H-HCC存在条件下，进行加氢裂化反应R30P-H-HCR得到加氢裂化反应流出物R30P-H-HCP。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢裂化过程R30P-H-HC，第1种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
至少一部分热高分油XS10L作为烃物流R30P-H进入加氢裂化过程R30P-H-HC。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢裂化过程R30P-H-HC，第2种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；设置热高压分离过程XS10；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分；
至少一部分热高分油XS10L进入执行加氢热裂化反应的第一加氢反应过程R10，第一加氢反应过程R10用作加氢裂化过程R30P-H-HC。
本发明，第三加氢提质反应过程R30操作目标，通常为：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中的全部常规液态烃的氮含量低于10PPm、硫含量低于10PPm，第三加氢提质反应流出物R30P中的柴油组分的十六烷值高于28。
本发明，第三加氢提质反应过程R30操作目标，一般为：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中的全部常规液态烃的氮含量低于5PPm、硫含量低于5PPm，第三加氢提质反应流出物R30P中的柴油组分的十六烷值高于33。
本发明，第三加氢提质反应过程R30操作目标，较佳者为：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中的全部常规液态烃的氮含量低于5PPm、硫含量低于5PPm，第三加氢提质反应流出物R30P中的柴油组分的十六烷值高于38。
本发明，第三加氢提质反应流出物R30P中常规沸点低于180℃的常规液态烃的杂质含量，通常为：氮含量低于2PPm、硫含量低于2PPm，一般为氮含量低于1PPm、硫含量低于1PPm。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的高沸点生成油的循环加氢裂化过程，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的高沸点生成油的循环加氢裂化过程；
分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由高沸点常规液态烃组成的物流R30P-VGO，至少一部分R30P-VGO进入第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10RF1C接触；
R30P-VGO，主要由常规沸点高于250℃或高于300℃或高于350℃的烃组分组成。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢提质过程R30P-M-HP，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由常规沸点为165～350℃的烃组分组成的烃物流R30P-M，烃物流R30P-M进入加氢提质过程R30P-M-HP，在氢气和加氢提质催化剂R30P-M-HPC存在条件下进行加氢提质反应R30P-M-HPR得到加氢提质反应流出物R30P-M-HPP。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢提质过程R30P-M-HP，第1种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
加氢提质过程R30P-M-HP的加氢提质催化剂R30P-M-HPC，包含加氢选择性开环催化剂。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢提质过程R30P-M-HP，第2种工作方式是：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；设置热高压分离过程XS10、中温高压分离过程XS20、冷高压分离过程XS30；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在中温高压分离过程XS20，分离气体XS10V得到主要由常规液态组成的中温高分油XS20L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气XS20V；
在冷高压分离过程XS30，分离气体XS10V得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V；
在联合加氢改质过程R99，在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分；
在中温高压分离过程XS20，中温高分气XS20V包含气体XS10V中大部分常规沸点低于于165℃的烃组分；中温高分油XS20L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于165℃的烃组分；
至少一部分中温高分油XS20L作为烃物流R30P-M进入加氢提质过程R30P-M-HP。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，在氢气和加氢择型断侧链催化剂R30P-M-HCXC存在条件下，进行加氢择型短侧链反应R30P-M-HCXR得到加氢择型短侧链反应流出物R30P-M-HCXP；通常加氢提质过程R30P-M-HP的反应流出物进入加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，其操作目标为：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX使进料中柴油馏分的凝点，通常降低至少8℃、一般降低至少15℃。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，其特征在于：其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，在氢气和加氢异构降凝催化剂R30P-M-HCYC存在条件下，进行加氢异构降凝反应R30P-M-HCYR得到加氢异构降凝反应流出物R30P-M-HCYP；通常，加氢提质过程R30P-M-HP的反应流出物进入加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY。
本发明，可以设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，如加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，其操作目标为：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY使进料中柴油馏分的凝点，通常降低至少8℃、一般降低至少15℃。
以下详细描述本发明的各部分。
以下详细描述本发明的分馏过程AFRAC。
在分馏过程AFRAC，高芳烃BF和物流R10P-L-TF，联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；其联合分馏的方式，可以是任何一种可行的方式；来自高芳烃BF和物流R10P-L-TF的渣油馏分，可以混合或单独存在。
以下详细描述本发明的第一加氢反应过程R10。
在第一加氢反应过程R10，可以加工中低温煤焦油或其馏分油，比如常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分油，比如常规沸点为350～530℃的中低温煤焦油馏分油，比如常规沸点高于350℃的中低温煤焦油的全部重馏分。
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的催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，通常为固定床或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。
本发明所述第一加氢反应过程R10，发生的第一加氢反应R10R，包括加氢精制反应和加氢热裂化反应。
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的催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，通常为固定床或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。
以下详细描述本发明的高压预分离过程BS的操作方式。
高压预分离过程BS的操作条件根据需要确定，其操作压力通常稍低于第一加氢反应流出物R10P的操作压力，其操作温度通常稍低于第一加氢反应流出物R10P的操作温度，其操作温度通常为250～480℃、一般为300～450℃。为了降低气体BSV中的雾滴和或固体颗粒的含量，可以在高压预分离过程BS，设置分离和或收集气体BSV中的雾滴和或固体颗粒的步骤，根据需要可以使用1个或2个或多个离心式分离设备如旋风分离器、旋流分离器、带反吹功能的过滤器等。
以下详细描述本发明的高压预分离过程BS的氢气气提过程BSHS的操作方式。
氢气气提过程BSHS的操作条件根据需要确定，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH，可以先混合、后分离，也可以逆流接触分离，其逆流接触分离次数：一般为1～8次、通常为2～4次；气提氢气BSH的数量，根据组分分离目标的需要确定；氢气气提过程BSHS的操作压力，通常基本等同于高压预分离过程BS的操作压力；氢气气提过程BSHS的操作温度，通常为250～480℃、一般为300～450℃。
以下详细描述本发明的高压分离过程S1的操作方式。
高压分离过程S1的操作条件根据需要确定，其操作压力通常稍低于第一加氢反应流出物R10P的操作压力，其操作温度通常稍低于第一加氢反应流出物R10P的操作温度，其操作温度通常为250～480℃、一般为300～450℃。为了降低气体R10P-V中的雾滴和或固体颗粒的含量，可以在高压分离过程S1，设置分离和或收集气体R10P-V中的雾滴和或固体颗粒的步骤，根据需要可以使用1个或2个或多个离心式分离设备如旋风分离器、旋流分离器、带反吹功能的过滤器等。
以下详细描述本发明的补充氢气气提过程S1BHS的操作方式。
补充氢气气提过程S1BHS的操作条件根据需要确定，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH，可以先混合、后分离，也可以逆流接触分离，其逆流接触分离次数：一般为1～8次、通常为2～4次；补充气提氢气S1BH的数量，根据组分分离目标的需要确定；补充氢气气提过程S1BHS的操作压力，通常基本等同于高压分离过程S1的操作压力；补充氢气气提过程S1BHS的操作温度，通常为250～480℃、一般为300～450℃。
以下详细描述本发明的第二加氢反应过程R20。
第二加氢反应过程R20，使用的反应器可以是1台或2台或多台；第二加氢反应过程R20催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；流化床反应器，可以是悬浮床，可以是沸腾床；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器。第二加氢反应过程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。第二加氢反应过程R20使用固定床催化剂床层时，可以是1个、2个或多个床层。本发明第二加氢反应过程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。
第二加氢反应过程R20，使用的第二加氢反应催化剂R20C，可以是1个、2个或多个品种的加氢催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢催化剂的加氢活性。
第二加氢反应过程R20，发生的第二加氢反应R20R，通常是加氢精制反应，也发生伴生的加氢热裂化副反应及生焦反应。
第二加氢反应过程R20，使用的反应器，其催化剂床层中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义第二加氢反应催化剂R20C床层中“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为床层液相分率KL，分率KL可以大于0.75、甚至大于0.95，形成事实上的液相加氢模式，为了保持第二加氢反应催化剂R20C床层内的氢气分压足够高，可能需要在每个催化剂床层的入口添加氢气。
以下详细描述本发明的第三加氢提质反应过程R30。
第三加氢提质反应过程R30，使用的反应器可以是1台或2台或多台；第三加氢提质反应过程R30催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；流化床反应器，可以是悬浮床，可以是沸腾床；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器。第三加氢提质反应过程R30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。第三加氢提质反应过程R30使用固定床催化剂床层时，可以是1个、2个或多个床层。第三加氢提质反应过程R30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。
第三加氢提质反应过程R30，使用的第三加氢提质催化剂R30C，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。
第三加氢提质反应过程R30，发生的第三加氢提质反应R30R，通常至少包含加氢精制反应如深度加氢脱杂质、加氢芳烃饱和，也发生伴生的加氢热裂化副反应及生焦反应。
第三加氢提质催化剂R30C，使用的反应器，其催化剂床层中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义加氢提质催化剂床层中“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为床层液相分率KL，分率KL可以大于0.75、甚至大于0.95，形成事实上的液相加氢模式，为了保持加氢提质催化剂床层内的氢气分压足够高，可能需要在每个提质催化剂床层的入口添加氢气。
以下详细描述本发明的加氢裂化过程R30P-H-HC。
本发明所述加氢裂化过程R30P-H-HC，使用的反应器可以是1台或2台或多台；加氢裂化过程R30P-H-HC催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；流化床反应器，可以是悬浮床，可以是沸腾床；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器。本发明所述加氢裂化过程R30P-H-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。本发明加氢裂化过程R30P-H-HC使用固定床催化剂床层时，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢裂化过程R30P-H-HC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R30P-H-HC，使用的催化剂，通常在最后一个加氢裂化催化剂床层之后设置后精制催化剂床层，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R30P-H-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。
本发明所述加氢裂化催化剂R30P-H-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R30P-M-HP。
本发明所述加氢提质过程R30P-M-HP，使用的反应器可以是1台或2台或多台；加氢提质过程R30P-M-HP催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是固定床反应器，可以是流化床反应器；流化床反应器，可以是悬浮床，可以是沸腾床；可以是下流式反应器，也可以是上流式反应器。本发明所述加氢提质过程R30P-M-HP使用的反应器，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床。本发明加氢提质过程R30P-M-HP使用固定床催化剂床层时，可以是1个、2个或多个床层。本发明加氢提质过程R30P-M-HP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R30P-M-HP，使用的催化剂，通常在最后一个加氢提质催化剂床层之后设置后精制催化剂床层，对加氢提质过程产生的硫醇、烯烃进行硫醇加氢脱硫、烯烃加氢饱和防止加氢提质产物有机硫含量超标等；对于加氢提质催化剂R30P-M-HPC，为了降低其结焦速度延长催化剂寿命、降低其平均反应温度抑制热裂解反应提高液体油品收率，可以在最前一个加氢提质催化剂床层之前设置前置加氢精制催化剂床层进行加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应。
本发明所述加氢提质过程R30P-M-HP，使用的加氢提质催化剂R30P-M-HPC，可以是1个、2个或多个品种的加氢提质催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢提质催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢提质催化剂的加氢活性。
本发明所述加氢提质过程R30P-M-HP，使用的反应器，其催化剂床层中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义加氢提质催化剂床层中“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为床层液相分率，该分率可以大于0.75、甚至大于0.95，形成事实上的液相加氢模式，为了保持加氢提质催化剂床层内的氢气分压足够高，可能需要在每个提质催化剂床层的入口添加氢气。
以下详细描述本发明的加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX。
本发明所述加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，使用的加氢择型断侧链催化剂R30P-M-HCXC，通常在最后一个加氢择型断侧链催化剂床层之后设置后精制催化剂床层R30P-M-HCX-DC，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；对于加氢择型断侧链催化剂R30P-M-HCXC，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择型断侧链催化剂床层之前设置前置加氢精制催化剂床层R30P-M-HCX-UC进行加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应。
本发明所述加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，使用的加氢择型断侧链催化剂R30P-M-HCXC，可以是1个、2个或多个品种的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。
在加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，加氢择型断侧链催化剂R30P-M-HCXC，宜使用ZSM-5分子筛、其最可几孔道尺寸约为0.53nm×0.56nm即0.53纳米×0.56纳米。
加氢择型断侧链催化剂R30P-M-HCXC，可以是任意一种合适的柴油择形断侧链加氢裂化催化剂，可以是典型的石油基柴油择形断侧链加氢裂化催化剂，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开发的技术、中国石油化工股份有限公司北京石油化工科学研究院的开发技术等，记载这类技术的一个文献见：①出版物名称：《加氢处理工艺与工程》，390页至，408页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-665-7；中国版本图书馆CIP数据核字：(2004)第128349号；③主编：李大东；④出版社：中国石化出版社。
以下详细描述本发明的加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY。
本发明所述加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，使用的加氢异构降凝催化剂R30P-M-HCYC，通常在最后一个加氢异构降凝催化剂床层之后设置后精制催化剂床层R30P-M-HCY-DC，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；对于加氢异构降凝催化剂R30P-M-HCYC，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异构降凝催化剂床层之前设置前置加氢精制催化剂床层R30P-M-HCY-UC进行加氢脱氮反应和或加氢芳烃饱和反应。
本发明所述加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，使用的加氢异构降凝催化剂R30P-M-HCYC，可以是1个、2个或多个品种的催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢催化剂的加氢活性。
加氢异构降凝催化剂R30P-M-HCYC，宜使用低酸性的ZSM-23/48分子筛和SAPO类分子筛为组分的加氢异构脱蜡催化剂。
在加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，加氢异构降凝催化剂R30P-M-HCYC，可以是任意一种合适的柴油加氢异构降凝催化剂，可以是典型的石油基柴油加氢择型异构降凝催化剂，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开发的技术、中国石油化工股份有限公司北京石油化工科学研究院的开发技术等，记载这类技术的一个文献见：①出版物名称：《加氢处理工艺与工程》，408页至433页；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80164-665-7；中国版本图书馆CIP数据核字：(2004)第128349号；③主编：李大东；④出版社：中国石化出版社。
以下详细描述本发明的加氢反应过程的气相硫化氢浓度的一般控制原则。
根据需要，可以将任一种补充硫加入任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)或规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。当预加氢反应过程R1的稀释烃以含硫化氢的加氢反应流出物形式提供时，如果其中的硫化氢数量满足预加氢反应过程R1的需要，可以不再使用补硫剂。
以下详细描述本发明的加氢反应流出物的高压分离过程的一般原则。
加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环油进行循环加氢。
加氢反应流出物或热高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2MPa、通常为0.5～1.5MPa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入预加氢反应过程R1。
本发明主要优点在于：与常规的原料烃BF经过常压和或减压分馏后分离为轻馏分、重馏分然后分别加压进入联合加氢改质过程相比，因省去至少一部分常减压分馏步骤，具有降低投资、节省能耗、简化操作的优点。
实施例
实施例一
中温煤焦油高芳烃BF的分析数据见表3；按照本发明，实施高芳烃BF和加氢热裂化生成油的组合分馏所得重馏分MH的加氢热裂化过程及其后续加工过程，包含以下步骤：
①在分馏过程AFRA℃，高芳烃BF和来自步骤③的物流R10P-L-TF联合分馏，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为300～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR；
渣油MR不进入加氢反应过程；
分馏过程AFRA采用本发明人提出的CN104498076A记载的“一种自含重油的烃物流中制取轻质油的方法”，进行深度蒸馏，将收率为约5％(相对于高芳烃原料烃BF总量)的主要由常规沸点高于540℃的组分组成的重质煤沥青脱出，作为固体沥青产品，最后粉碎该固体沥青掺入煤中混烧；
本实施例，形成了全馏分中温煤焦油和加氢热裂化生成油的组合分馏，可避免高沸点、高残炭的易结焦组分进入第一加氢反应过程R10，有效降低第一加氢反应过程R10的生焦量、延长其连续运转时间；
②在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢反应催化剂R10C存在条件下，重馏分MH进行加氢热裂化反应R10R得到第一加氢反应流出物R10P，使用悬浮床加氢技术；
表4为第一加氢反应过程(加氢热裂化过程)R10反应条件；
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；设置降压步骤1DPS；
在高压分离过程S1，在补充氢气气提过程S1BHS，第一加氢反应流出物R10P作为物流R10PXX与补充气提氢气S1BH，完成5次逆流接触分离；补充氢气气提过程S1BHS使用塔式气提分离区S1BHST；
第一加氢反应流出物R10P作为物流R10PXX进入塔式气提分离区S1BHST的气液接触传质S1BTTM的上部闪蒸，所得液相向下流动，所得气相向上流动；
气提氢气S1BH进入塔式气提分离区S1BHST的气液接触传质段S1BTTM的下部向上流动；在气液接触传质段S1BTTM，向下流动的液体与向上流动的气提气接触，来自物流R10PXX的液体中的至少一部分低沸点组分蒸发汽化进入气相中；
气体R10P-V中含有第一加氢反应流出物R10P中的大部分常规沸点低于350℃的烃组分，液体R10P-L主要由常规沸点高于350℃的烃组分；
75％的第一路液体R10P-L返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触；
在降压步骤1DPS，第二路物流R10P-L经过降压设备得到降压后物流R10P-L-VLS；
降压后物流R10P-L-VLS脱出气体得到物流S1L-VLS-DPDV，物流S1L-VLS-DPDV作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC；
表5为高压分离过程S1的操作条件汇总表；
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、第三加氢提质反应过程R30；
在第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，轻馏分ML进行单位原料油氢耗量约为1.2～1.35％的第二加氢反应R20R(加氢脱杂质、加氢芳烃饱和等加氢精制反应)得到第二加氢反应流出物R20P；
R10P-V作为物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30，第二加氢反应流出物R20P作为物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下进行第三加氢提质反应R30R，得到第三加氢提质反应流出物R30P；
分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的物流R30P-VGO，R30P-VGO进入第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10RF1C接触。
实施例二
基于实施例一，为了控制第一加氢反应催化剂R10C的循环利用率，在分馏过程AFRAC，设置分离部分S800；
在分离部分S800，物流R10P-L-TF分离为气体S800V和可能含有固体的液体物流S800L；
物流S800L中的烃类主要由常规沸点高于540℃的烃组分组成；
约45～60％液体物流S800L返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
表3中温煤焦油分析数据
表4第一加氢反应过程(加氢热裂化过程)R10反应条件
| 项目 | 数据 |
| 反应器形式 | 悬浮床 |
| 反应总压，MPa | 17.0～17.5 |
| 反应氢气分压，MPa | 最小13.0 |
| 平均反应温度，℃ | 425～435 |
| 氢油体积比 | 1200～1300 |
| 加氢热裂化催化剂 | 油溶性钼镍双金属催化剂 |
| 加氢热裂化催化剂用量，以金属计，对新鲜原料油重量，PPm | 150～200 |
| 助剂 | 十二烷基苯磺酸钠 |
| 助剂用量，对新鲜原料油重量，PPm | 180～220 |
| 硫化剂 | 硫粉 |
| 硫化剂用量，对新鲜原料油重量，PPm | 370～430 |
| 反应空速，h-1 | 0.9～1.0 |
| 原料单程转化率 | 63.5％ |
表5高压分离过程S1的操作条件汇总表
Claims (96)
1.一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：
①在分馏过程AFRAC，高芳烃BF和来自步骤③的物流R10P-L-TF联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
②在第一加氢反应过程R10，在氢气和第一加氢反应催化剂R10C存在条件下，至少一部分重馏分MH作为烃原料R10F进入第一加氢反应过程R10进行第一加氢反应R10R得到第一加氢反应流出物R10P；
重馏分MH，含有至少一部分三环结构芳烃和或多环结构芳烃；
第一加氢反应R10R包含至少一部分加氢精制反应和至少一部分加氢裂化反应；
第一加氢反应过程R10对至少一部分重馏分MH具有加氢精制功能和加氢裂化功能；
第一加氢反应催化剂R10C总体具有加氢精制功能和加氢裂化功能；
第一加氢反应流出物R10P，可以含有固体颗粒；
③在分离过程SX，分离基于第一加氢反应流出物R10P的物流R10PXX得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V；
基于可能含有固体的烃油物流R10P-L的物流R10P-L-TF，去分馏过程AFRAC。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30；
基于R10P的物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30，轻馏分ML或基于加工轻馏分ML的第二加氢反应过程R20的第二加氢反应流出物R20P的物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下进行第三加氢提质反应R30R，得到第三加氢提质反应流出物R30P；
在可能存在的第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，轻馏分ML进行第二加氢反应R20R得到第二加氢反应流出物R20P。
3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于450℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为450～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
4.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于400℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为400～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
5.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为300～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR；
③分离第一加氢反应流出物R10P得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V。
6.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于300℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为300～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
7.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于250℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为250～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
8.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，得到主要由常规沸点低于180℃的常规液态烃组成的轻馏分ML、主要由常规沸点为180～540℃的常规液态烃组成的重馏分MH和可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR。
9.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，重馏分MH的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于50％。
10.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，重馏分MH的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于40％。
11.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，重馏分MH的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于30％。
12.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，至少一部分渣油MR脱出至少一部分固体及至少一部分可能存在的废催化剂后，进入第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
13.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，第一加氢反应流出物R10P分离为气体BSV和可能含有固体的液体物流BSL；
分离气体BSV得到可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V。
14.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，至少一部分物流BSL返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
15.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，至少一部分物流BSL脱除至少一部分固体后，返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
16.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS；
在降压步骤BSL-DPS，物流BSL经过降压设备得到降压后物流BSL-VLS。
17.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS；
在降压步骤BSL-DPS，至少一部分降压后物流BSL-VLS脱出气体后返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
18.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS；
在降压步骤BSL-DPS，至少一部分降压后物流BSL-VLS脱出气体、脱出至少一部分固体颗粒后返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
19.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR30，至少一部分馏分油BS-TOR30进入第三加氢提质反应过程R20与第三加氢提质催化剂R30C接触；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点高于350℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR10，至少一部分返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
20.根据权利要求16所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，设置降压步骤BSL-DPS和分馏过程BSL-FRAC；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点低于350℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR30，至少一部分馏分油BS-TOR30进入第三加氢提质反应过程R20与第三加氢提质催化剂R30C接触；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点为350～540℃的常规液态烃组成的馏分油BS-TOR10，至少一部分返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触；
在分馏过程BSL-FRAC，回收降压后物流BSL-VLS，得到主要由常规沸点高于540℃的常规液态烃组成的可能含有固体的馏分油BS-RV，至少一部分馏分油BS-RV不进入加氢反应过程。
21.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在高压预分离过程BS，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH完成至少一次接触，分离为气体BSV和可能含有固体的液体物流BSL。
22.根据权利要求21所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在氢气气提过程BSHS，操作条件为：温度为250～480℃、压力为6～25MPa、气提氢气BSH与第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的气液体积比BS-KVL为50～5000；
气液体积比KVL定义为：BS-KVL＝VBSH/VBF；
VBSH，表示气提氢气物流BSH的标准状态即0℃、1大气压下的体积流量，立方米/时；
VBF，表示第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的20℃、1大气压下的体积流量，立方米/时。
23.根据权利要求22所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在高压预分离过程BS，操作条件为：温度为300～450℃、压力为10～20MPa、气液体积比BS-KYL为500～2000。
24.根据权利要求21所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在高压预分离过程BS，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH完成一次接触分离。
25.根据权利要求21所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压预分离过程BS，进行氢气气提过程BSHS；
在高压预分离过程BS，第一加氢反应流出物R10P或分离第一加氢反应流出物R10P所得液体与气提氢气BSH完成2～8次逆流接触分离；高压预分离过程BS使用气提分离塔BST；
第一加氢反应流出物R10P进入气提分离塔BST的气液接触传质段BSTTM的上部闪蒸，所得液相向下流动，所得气相向上流动；
气提氢气BSH进入气提分离塔BST的气液接触传质段BSTTM的下部向上流动；
在气液接触传质段BSTTM，向下流动的液体与向上流动的气提气接触，液体中的至少一部分低沸点组分蒸发汽化进入气相中。
26.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
在高压分离过程S1，基于第一加氢反应流出物R10P的物流R10PXX分离为可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V。
27.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
在高压分离过程S1，第一加氢反应流出物R10P作为物流R10PXX分离为可能含有固体的烃油物流R10P-L和气体R10P-V。
28.根据权利要求26所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1BHS，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH完成至少一次接触。
29.根据权利要求28所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1BHS，操作条件为：温度为250～480℃、压力为6～25MPa、气提氢气S1BH与来自第一加氢反应流出物R10P的S1进料S1F中常规液态烃的气液体积比S1-KVL为50～5000；
气液体积比S1B-KVL定义为：KVL＝VS1BH/VS1F；
VS1BH，表示气提氢气物流S1BH的标准状态即0℃、1大气压下的体积流量，立方米/时；
VS1F，表示物流R10PXX中常规液态烃的20℃、1大气压下的体积流量，立方米/时。
30.根据权利要求29所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1HS，操作条件为：温度为300～450℃、压力为10～20MPa、气液体积比S1B-KYL为500～2000。
31.根据权利要求28所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
补充氢气气提过程S1BHS，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH完成一次气液逆流接触。
32.根据权利要求28所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置补充氢气气提过程S1BHS；
在补充氢气气提过程S1BHS，物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体与补充气提氢气S1BH，完成2～8次逆流接触分离；补充氢气气提过程S1BHS使用塔式气提分离区S1BHST；
物流R10PXX或分离物流R10PXX所得液体进入塔式气提分离区S1BHST的气液接触传质S1BTTM的上部闪蒸，所得液相向下流动，所得气相向上流动；
气提氢气S1BH进入塔式气提分离区S1BHST的气液接触传质段S1BTTM的下部向上流动；在气液接触传质段S1BTTM，向下流动的液体与向上流动的气提气接触，来自液体中的至少一部分低沸点组分蒸发汽化进入气相中。
33.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
一部分物流R10P-L作为进料R10F返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
34.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
一部分物流R10P-L脱出至少一部分固体颗粒后返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
35.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS；
在降压步骤1DPS，物流R10P-L经过降压设备得到降压后物流R10P-L-VLS；
至少一部分降压后物流R10P-L-VLS作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC。
36.根据权利要求35所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS；
至少一部分降压后物流R10P-L-VLS脱出气体得到物流R10P-L-VLS-DPDV，至少一部分物流R10P-L-VLS-DPDV作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC。
37.根据权利要求35所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1，设置降压步骤1DPS；
至少一部分降压后物流R10P-L-VLS脱出气体、脱出至少一部分固体颗粒后作为物流R10P-L-TF进入分馏过程AFRAC。
38.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，至少一部分可能存在的包含常规沸点高于540℃的常规液态的渣油MR不进入加氢反应过程。
39.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
②在第一加氢反应过程R10，第一加氢反应过程R10排出含有废催化剂的液体物流R10-WP，物流BSL-WP不进入加氢反应过程而进入分馏过程AFRAC与高芳烃BF联合分馏。
40.根据权利要求13所述方法，其特征在于：
②在高压分离过程S1，设置高压预分离过程BS；
在高压预分离过程BS，至少一部分物流BSL作为排放废催化剂的物流BSL-WP不进入加氢反应过程而进入分馏过程AFRAC与高芳烃BF联合分馏。
41.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S700；
在分离部分S700，高芳烃BF分离为气体S700V和可能含有固体的液体物流S700L；
气体S700V和来自步骤③的物流R10P-L-TF混合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR。
42.根据权利要求41所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S700；
在分离部分S700，至少一部分液体物流S700L返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
43.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S800；
在分离部分S800，物流R10P-L-TF分离为气体S800V和可能含有固体的液体物流S800L；
高芳烃BF和气体S800V混合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR。
44.根据权利要求43所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S800；
在分离部分S800，至少一部分液体物流S800L返回第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触。
45.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，设置分离部分S77、S800；
在分离部分S700，高芳烃BF分离为气体S700V和可能含有固体的液体物流S700L；
在分离部分S800，物流R10P-L-TF分离为气体S800V和可能含有固体的液体物流S800L；
物流S700L中的烃类主要由常规沸点高于540℃的烃组分组成；
物流S800L中的烃类主要由常规沸点高于540℃的烃组分组成。
46.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于180℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于180℃的烃组分。
47.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于250℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于250℃的烃组分。
48.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于300℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于300℃的烃组分。
49.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于350℃的烃组分，液体R10P-L中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点高于350℃的烃组分。
50.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
气体R10P-V中含有物流R10PXX中的大部分常规沸点低于400℃的烃组分，液体R10P-L中含有大部分常规沸点高于400℃的烃组分。
51.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
液体R10P-L的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于50％。
52.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
液体R10P-L的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于40％。
53.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，设置高压分离过程S1；
液体R10P-L的常规液态烃中常规沸点高于450℃的烃组分的重量含量低于30％。
54.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或23或24或25或26或27或28或29或30或31或32或33或34或35或36或37或38或39或40或41或42或43或44或45或46或47或48或49或50或51或52或53所述方法，其特征在于：
高芳烃BF，同时含有常规沸点低于350℃的烃组分、常规沸点高于350℃的烃组分；高芳烃BF选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩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；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦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；
⑧石油砂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；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石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。
55.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或23或24或25或26或27或28或29或30或31或32或33或34或35或36或37或38或39或40或41或42或43或44或45或46或47或48或49或50或51或52或53所述方法，其特征在于：
高芳烃BF，同时含有常规沸点低于350℃的烃组分、常规沸点高于350℃的烃组分，且含有常规沸点高于450℃的烃组分；高芳烃BF选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩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；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦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；
⑧石油砂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；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石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。
56.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或23或24或25或26或27或28或29或30或31或32或33或34或35或36或37或38或39或40或41或42或43或44或45或46或47或48或49或50或51或52或53所述方法，其特征在于：
高芳烃BF中的常规沸点高于250℃的烃组分的重量含量大于50％，同时含有常规沸点高于500℃的烃组分；高芳烃BF选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油的常规沸点低于530℃的馏分油。
57.根据权利要求54所述方法，其特征在于：
②在第一加氢反应过程R10，使用至少一个加氢反应区，催化剂床层工作方式为上流式固定床或下流式固定床。
58.根据权利要求54所述方法，其特征在于：
②在第一加氢反应过程R10，使用至少一个加氢热裂化反应区，催化剂床层工作方式为上流式反应器，选自下列中的1种或几种的组合：
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。
59.根据权利要求26所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，在高压分离过程S1，操作条件为：温度为150～480℃、压力为6～25MPa。
60.根据权利要求26所述方法，其特征在于：
③在分离过程SX，在高压分离过程S1，操作条件为：温度为200～350℃、压力为10～20MPa。
61.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30；
基于R10P的物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30，轻馏分ML用作物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下，得到第三加氢提质反应流出物R30P。
62.根据权利要求61所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30；
气体R10P-V用作R10PXX。
63.根据权利要求61所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、第三加氢提质反应过程R30；
气体R10P-V用作R10PXX进入第三加氢提质反应过程R30，基于加工轻馏分ML的第二加氢反应过程R20的第二加氢反应流出物R20P的物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30，在氢气和第三加氢提质催化剂R30C存在条件下进行第三加氢提质反应R30R，得到第三加氢提质反应流出物R30P；
在第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，轻馏分ML进行第二加氢反应R20R得到第二加氢反应流出物R20P。
64.根据权利要求63所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、第三加氢提质反应过程R30；
第二加氢反应流出物R20P作为物流R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30与第三加氢提质催化剂R30C接触。
65.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
①在分馏过程AFRAC，高芳烃BF和来自步骤③的物流R10P-L-TF联合分馏得到轻馏分ML、重馏分MH和可能存在的渣油MR；
第一部分重馏分MH进入第一加氢反应过程R10与第一加氢反应催化剂R10C接触；
第二部分重馏分MH进入第三加氢提质反应R30R与第三加氢提质催化剂R30C接触。
66.根据权利要求61所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、热高压分离过程S20、第三加氢提质反应过程R30；
R10P-V进入第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，得到第二加氢反应流出物R20P；
在热高压分离过程S20，第二加氢反应流出物R20P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到可能含有固体组分的热高分油S20L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体S20-PV；气体S20-PV用作R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30；
基于R10P的物流R10P-TOR30进入第三加氢提质反应过程R30。
67.根据权利要求61所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第二加氢反应过程R20、热高压分离过程S20、第三加氢提质反应过程R30；
R10P-V进入第二加氢反应过程R20，在氢气和第二加氢反应催化剂R20C存在条件下，得到第二加氢反应流出物R20P；
在热高压分离过程S20，第二加氢反应流出物R20P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到可能含有固体组分的热高分油S20L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体S20-PV；热高分油S20L用作R20PXX进入第三加氢提质反应过程R30。
68.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的分离过程。
69.根据权利要求68所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置冷高压分离过程XS30；
在冷高压分离过程XS30，分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V。
70.根据权利要求68所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置热高压分离过程XS10、冷高压分离过程XS30；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在冷高压分离过程XS30，分离气体XS10V得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V。
71.根据权利要求70所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分。
72.根据权利要求68所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置热高压分离过程XS10、中温高压分离过程XS20、冷高压分离过程XS30；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在中温高压分离过程XS20，分离气体XS10V得到主要由常规液态组成的中温高分油XS20L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气XS20V；
在冷高压分离过程XS30，分离气体XS10V得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V。
73.根据权利要求72所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分；
在中温高压分离过程XS20，中温高分气XS20V包含气体XS10V中大部分常规沸点低于于165℃的烃组分；中温高分油XS20L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于165℃的烃组分。
74.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程，分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃物流R30P-H，烃物流R30P-H进入加氢裂化过程R30P-H-HC，在氢气和加氢裂化催化剂R30P-H-HCC存在条件下，进行加氢裂化反应R30P-H-HCR得到加氢裂化反应流出物R30P-H-HCP。
75.根据权利要求74所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
至少一部分热高分油XS10L作为烃物流R30P-H进入加氢裂化过程R30P-H-HC。
76.根据权利要求74所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；设置热高压分离过程XS10；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分；
至少一部分热高分油XS10L进入执行加氢热裂化反应的第一加氢反应过程R10，第一加氢反应过程R10用作加氢裂化过程R30P-H-HC。
77.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中的全部常规液态烃的氮含量低于10PPm、硫含量低于10PPm，第三加氢提质反应流出物R30P中的柴油组分的十六烷值高于28。
78.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中的全部常规液态烃的氮含量低于5PPm、硫含量低于5PPm，第三加氢提质反应流出物R30P中的柴油组分的十六烷值高于33。
79.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中的全部常规液态烃的氮含量低于5PPm、硫含量低于5PPm，第三加氢提质反应流出物R30P中的柴油组分的十六烷值高于38。
80.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中常规沸点低于180℃的常规液态烃的氮含量低于2PPm、硫含量低于2PPm。
81.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，第三加氢提质反应流出物R30P中常规沸点低于180℃的常规液态烃的氮含量低于1PPm、硫含量低于1PPm。
82.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的高沸点生成油的循环加氢裂化过程；
分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由高沸点常规液态烃组成的物流R30P-VGO，至少一部分R30P-VGO进入第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10RF1C接触。
83.根据权利要求82所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，R30P-VGO主要由常规沸点高于250℃的烃组分组成。
84.根据权利要求82所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，R30P-VGO主要由常规沸点高于300℃的烃组分组成。
85.根据权利要求82所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，R30P-VGO主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成。
86.根据权利要求2所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
分离第三加氢提质反应流出物R30P得到主要由常规沸点为165～350℃的烃组分组成的烃物流R30P-M，烃物流R30P-M进入加氢提质过程R30P-M-HP，在氢气和加氢提质催化剂R30P-M-HPC存在条件下进行加氢提质反应R30P-M-HPR得到加氢提质反应流出物R30P-M-HPP。
87.根据权利要求86所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
加氢提质过程R30P-M-HP的加氢提质催化剂R30P-M-HPC，包含加氢选择性开环催化剂。
88.根据权利要求73所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；设置热高压分离过程XS10、中温高压分离过程XS20、冷高压分离过程XS30；
在热高压分离过程XS10，第三加氢提质反应流出物R30P完成高沸点烃组分和低沸点烃组分的相对分离，得到主要由烃组分组成的热高分油XS10L和包含低沸点烃组分的在体积上主要由氢气组成的气体XS10V；
在中温高压分离过程XS20，分离气体XS10V得到主要由常规液态组成的中温高分油XS20L和在体积上主要由氢气组成的中温高分气XS20V；
在冷高压分离过程XS30，分离气体XS10V得到主要由烃组分组成的冷高分油XS30L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气XS30V；
在联合加氢改质过程R99，在热高压分离过程XS10，气体XS10V包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点低于350℃的烃组分；热高分油XS10L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于350℃的烃组分；
在中温高压分离过程XS20，中温高分气XS20V包含气体XS10V中大部分常规沸点低于于165℃的烃组分；中温高分油XS20L包含第三加氢提质反应流出物R30P中大部分常规沸点高于165℃的烃组分；
至少一部分中温高分油XS20L作为烃物流R30P-M进入加氢提质过程R30P-M-HP。
89.根据权利要求86所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，在氢气和加氢择型断侧链催化剂R30P-M-HCXC存在条件下，进行加氢择型短侧链反应R30P-M-HCXR得到加氢择型短侧链反应流出物R30P-M-HCXP。
90.根据权利要求89所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，在氢气和加氢择型断侧链催化剂R30P-M-HCXC存在条件下，加氢提质过程R30P-M-HP的反应流出物进入加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，进行加氢择型短侧链反应R30P-M-HCXR得到加氢择型短侧链反应流出物R30P-M-HCXP。
91.根据权利要求89所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX使进料中柴油馏分的凝点降低至少8℃。
92.根据权利要求89所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX，加氢择型短侧链反应区R30P-M-HCX使进料中柴油馏分的凝点降低至少15℃。
93.根据权利要求86所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，在氢气和加氢异构降凝催化剂R30P-M-HCYC存在条件下，进行加氢异构降凝反应R30P-M-HCYR得到加氢异构降凝反应流出物R30P-M-HCYP。
94.根据权利要求93所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，在氢气和加氢异构降凝催化剂R30P-M-HCYC存在条件下，加氢提质过程R30P-M-HP的反应流出物进入加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，进行加氢异构降凝反应R30P-M-HCYR得到加氢异构降凝反应流出物R30P-M-HCYP。
95.根据权利要求93所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY使进料中柴油馏分的凝点降低至少8℃。
96.根据权利要求93所述方法，其特征在于：
④在联合加氢改质过程R99，设置第三加氢提质反应过程R30的生成油的后续加氢改质过程；
在加氢提质过程R30P-M-HP之后设置加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY，加氢异构降凝反应区R30P-M-HCY使进料中柴油馏分的凝点降低至少15℃。
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Cited By (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN109609186A (zh) * | 2018-12-29 | 2019-04-12 | 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 | 上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法 |
| CN109749760A (zh) * | 2017-11-03 | 2019-05-14 | 何巨堂 | 煤加氢直接液化生成油和低含固高芳烃的组合分离方法 |
| CN109777513A (zh) * | 2018-03-24 | 2019-05-21 | 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 | 碳氢料加氢热裂化生成油和第二烃料的联合分馏方法 |
| CN114752411A (zh) * | 2022-03-29 | 2022-07-15 | 中国神华煤制油化工有限公司 | 多用途燃料油及其制备方法 |
Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN1782023A (zh) * | 2004-11-30 | 2006-06-07 | 中国石油化工股份有限公司 | 烃油催化裂解反应产物的分离方法 |
| CN101885982A (zh) * | 2010-06-23 | 2010-11-17 | 煤炭科学研究总院 | 一种非均相催化剂的煤焦油悬浮床加氢方法 |
| CN103627429A (zh) * | 2012-08-21 | 2014-03-12 | 武汉科林精细化工有限公司 | 一种煤焦油临氢裂解和加氢改质制燃料油的组合工艺 |
| CN104194828A (zh) * | 2014-08-06 | 2014-12-10 | 何巨堂 | 一种包含反应热回收步骤的劣质烃加氢方法 |
-
2016
- 2016-01-06 CN CN201610018329.XA patent/CN105694971A/zh active Pending
Patent Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN1782023A (zh) * | 2004-11-30 | 2006-06-07 | 中国石油化工股份有限公司 | 烃油催化裂解反应产物的分离方法 |
| CN101885982A (zh) * | 2010-06-23 | 2010-11-17 | 煤炭科学研究总院 | 一种非均相催化剂的煤焦油悬浮床加氢方法 |
| CN103627429A (zh) * | 2012-08-21 | 2014-03-12 | 武汉科林精细化工有限公司 | 一种煤焦油临氢裂解和加氢改质制燃料油的组合工艺 |
| CN104194828A (zh) * | 2014-08-06 | 2014-12-10 | 何巨堂 | 一种包含反应热回收步骤的劣质烃加氢方法 |
Cited By (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN109749760A (zh) * | 2017-11-03 | 2019-05-14 | 何巨堂 | 煤加氢直接液化生成油和低含固高芳烃的组合分离方法 |
| CN109777513A (zh) * | 2018-03-24 | 2019-05-21 | 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 | 碳氢料加氢热裂化生成油和第二烃料的联合分馏方法 |
| CN109609186A (zh) * | 2018-12-29 | 2019-04-12 | 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 | 上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法 |
| CN114752411A (zh) * | 2022-03-29 | 2022-07-15 | 中国神华煤制油化工有限公司 | 多用途燃料油及其制备方法 |
| CN114752411B (zh) * | 2022-03-29 | 2023-09-05 | 中国神华煤制油化工有限公司 | 多用途燃料油及其制备方法 |
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