CN108690650A - 一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法 - Google Patents
一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法 Download PDFInfo
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Abstract
一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法，基于煤加氢液化反应过程AR的产物ARP的物料ARPX，与基于高芳烃加氢热裂化反应过程BR的产物BRP的物料BRPX混合后或经过对方加氢反应过程二次反应后联合回收，实现生成油回收系统和或循环氢气回收系统或加氢反应过程的联合，有简化流程、降低投资、降低能耗的优点，优化各加氢反应过程选择性和原料烃利用效率；高芳烃可为基于煤焦油或煤液化油的物料；高芳烃加氢热裂化过程为煤液化馏分油或其加氢稳定油的产低碳数单六元环烃的加氢热裂化过程时，即构成了煤加氢直接液化富产石脑油的集成工艺；可以联合加工煤焦油，并对煤焦油中的馏分油和煤沥青实现分类加工。
Description
技术领域
本发明涉及一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法，基于煤加氢液化反应过程AR的产物ARP的物料ARPX，与基于高芳烃加氢热裂化反应过程BR的产物BRP的物料BRPX混合后或经过对方加氢反应过程二次反应后联合回收，实现生成油回收系统和或循环氢气回收系统或加氢反应过程的联合，有简化流程、降低投资、降低能耗的优点，优化各加氢反应过程选择性和原料烃利用效率；高芳烃可为基于煤焦油或煤液化油的物料；高芳烃加氢热裂化过程为煤液化馏分油或其加氢稳定油的产低碳数单六元环烃的加氢热裂化过程时，即构成了煤加氢直接液化富产石脑油的集成工艺；可以联合加工煤焦油，并对煤焦油中的馏分油和煤沥青实现分类加工。
背景技术
本发明涉及煤加氢直接液化反应过程AR和煤焦油等高芳烃的加氢热裂化过程的组合方法，以提高各加氢反应过程、整体反应过程的选择性和原料烃利用效率。
本发明所述低碳数单六元环烃，指的是C6～C9的苯系烃或环己烷系烃，其常规沸点通常为70～180℃，适合于用作催化重整制芳烃的原料石脑油。
本发明所述双环结构芳烃指的是含有二个环结构且其中至少一个环属于芳环的烃类，如萘、四氢萘及其带侧链的烃类。
本发明所述三环结构芳烃指的是含有三个环结构且其中至少一个环属于芳环的烃类，如芴、氧芴、硫杂芴、咔唑、二苯并吡啶、蒽、菲及其带侧链烃或其部分加氢饱和产物。
本发明所述多环结构芳烃指的是含有四个或更多环结构且其中至少一个环属于芳环的烃类。
本发明所述高芳烃，指的是芳碳率高的烃物料，通常指的是芳碳率高于40％的烃物料，特别地指的是含有三环结构芳烃和或多环结构芳烃的芳烃浓度高的油品如煤焦油馏分、煤加氢直接液化油馏分或基于它们的加氢改性油，这样的高芳烃的加氢热裂化过程的主要产物可以是低碳数单六元环烃。
本发明所述煤加氢直接液化反应过程AR，指的是在溶剂油存在条件下的煤加氢液化方法，溶剂油可以是经过加氢稳定过程提高供氢能力的供氢溶剂油或没有经过加氢稳定过程改性的溶剂油，根据溶剂油、催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺。
本发明所述煤焦油等高芳烃的加氢热裂化过程，指的是在氢气存在条件下进行的热裂化和热解自由基碎片加氢稳定的方法，根据催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，可以使用供氢剂以抑制易结焦组分如煤沥青的热缩合，可以采用上流式膨胀床反应器。
由于煤加氢直接液化反应过程AR和煤焦油等高芳烃的加氢热裂化过程的操作压力、液体产品性质比较接近且后续加工程序类似或相同，甚至于加氢反应温度也比较接近，而煤焦油等高芳烃的加氢热裂化过程的规模通常远小于煤加氢直接液化反应过程AR，因此，本发明设想将两个反应过程相组合，实现生成油回收系统和或循环氢气回收系统或加氢反应过程的联合，以获得简化流程、降低投资、降低能耗、简化操作的组合结果。
本发明所述高芳烃，可以是煤焦油的全馏分油或分馏切割所得轻质馏分油或分馏切割所得重质馏分油或分馏切割所得包含煤沥青的重质馏分油，为了延长操作周期和优化加氢过程原料烃的调度，煤沥青最好去煤加氢液化过程联合加工。
本发明涉及煤加氢直接液化富产石脑油的方法。
中国神华鄂尔多斯煤制油分公司拥有世界唯一的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置，该煤液化项目包含煤加氢直接液化反应过程AR、供氢溶剂油的加氢稳定过程、加氢稳定馏分油的加氢提质过程，总物料平衡中石脑油产品数量远低于柴油馏分数量，也就是说主产品是柴油馏分，记载这类数据的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，182页至188页；②检索用图书编码：ISBN编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。
目前，煤焦油馏分油这一富含杂质的宽馏分高芳烃的加氢提质过程的目标产品，神华鄂尔多斯煤制油分公司的100万吨/年煤加氢直接液化装置的煤液化油这一富含杂质的常规沸程为220～380℃馏分油的高芳烃的加氢提质过程的目标产品，均主要集中在制取优质柴油或柴油调和组分，配套手段是加氢提质途径DPU-AHD-P，由于高芳低氢和富含氮、硫、氧杂质的原料特点，该过程必然包含加氢脱杂质、深度加氢饱和、加氢开环、加氢裂化等步骤，但是受制于高芳烃自身分子结构特点，受制于现有的加氢催化剂技术，加氢改质过程分子重整的最终结果却根本不可能是长直链的链烷烃，因此，目前任何加氢提质组合工艺DPU-AHD-P，都不可避免地具有氢耗高、高压加氢步骤多、柴油品质低的加工结果，导致单位重量加工量氢气消耗高达5.5～6.5％和投资高达2.0～3.0亿元/10万吨中低温煤焦油、柴油密度高而十六烷值低，形成了“投资高、氢耗高、能耗高、产品品质低”的工艺缺陷，一旦石油降价，该类工艺将失去经济性。
事实上，煤焦油馏分油、煤加氢直接液化装置的煤液化油的常规沸程为265～380℃或220～430℃馏分油，受制于烃组分的“富杂质、宽沸程、富芳环、短侧链”分子结构特点，上述加氢提质组合工艺DPU-AHD-P均存在以下无法回避的缺点：
①因目标产品为柴油，即常规沸点为180～350℃的烃类，而这些产品组分的来源多含有二环、三环结构芳烃，为了达到优质柴油要求的芳烃饱和深度，都必须在高氢气分压下操作，故装置投资极高；
②因为原料油富含芳环故氢含量极低，加入足量氢气才能达到优质柴油所必须的氢元素含量，所以加氢过程氢气消耗必定很高；
③因为原料油的“富芳环、短侧链”分子结构特点，其加氢产品柴油质量不可能太好，如果没有十六烷值改进剂的帮助，几乎根本不可能达到国家柴油标准规定的最低要求：十六烷值不小于49、20℃密度不大于850kg/m3；事实上，除了生产部分低凝柴油在寒冷地区的冬季有销售优势外，加氢产品柴油均处于劣势状态；
④因其产品目标为柴油组分，由于大气环保等要求，柴油的消费税或燃油附加税构成巨大压力，2015年12月17日，当前柴油消费税为1.2元人民币/升，柴油20℃密度按860kg/m3计算，折合消费税1395元人民币/吨。
为了改变这一局面，提高目标原料高芳烃的提质升值空间，只能依托其自身分子结构“富芳环、短侧链”的特点，生产全球市场长期旺盛需求的单环芳烃，简而言之，走一条“自多环芳烃中切取单环芳烃”的高效之路DPU-GB-P。
生产单环芳烃的常规催化重整方法的原料石脑油，通常主要由C5～C10、一般主要由C6～C9组成，由于原料来源的限制和全球市场对单环芳烃的旺盛需求，单环芳烃长期属于高价值石油产品，因此，拓宽催化重整原料来源或降低催化重整原料单价，比如自煤焦油馏分油、煤加氢直接液化装置的煤液化油这些富含杂质的宽馏分高芳烃高效制取单环芳烃，将具有长期稳定的效益。
简而言之，本发明高芳烃加氢热裂化过程涉及一种用双环、三环、多环结构烃制取单六元环结构烃的工艺，后续目标在于通过催化重整制取芳烃产品。
本发明高芳烃加氢热裂化过程设想依托目标原料高芳烃的“宽沸程、富芳环、短侧链”分子结构特点，将目标产品的分子结构“由高氢含量的高度饱和及开环的中等分子调整为低氢含量的尽可能浅度饱和的低碳数单六元环烃甚至苯系烃”，显著降低氢气消耗和或降低过程操作压力，而产品低碳数单六元环烃甚至苯系烃通过催化重整装置生产芳烃化工品，避免柴油产品的消费税或燃油附加税1395元人民币/吨。
中国专利申请201511007856.2涉及一种高芳烃产低碳数单六元环烃的加氢热裂化方法，可用目标高芳烃原料多产C6～C10的环己烷系烃或苯系烃，其核心工艺特征是使用“热裂化+加氢稳定”工艺，以蒽分子为例，期望的典型反应是“在蒽加氢中间产物二氢蒽出现的第一时间就开始进行热裂化反应”。
中国专利申请201511007856.2涉及的一种高芳烃产低碳数单六元环烃的加氢热裂化方法，针对中低温煤焦油多产C6～C10的环己烷系烃或苯系烃，重点考虑的是馏分油、煤沥青联合加工，以提高全馏分中低温煤焦油的利用率，提高工艺经济性，但是没有涉及煤加氢直接液化过程AR如何富产石脑油的方法，也没有涉及煤加氢直接液化过程AR如何与高芳烃加氢热裂化过程组合以富产石脑油的方法。
本发明关心的主要问题是，煤加氢直接液化过程AR所得油品如何经济地富产石脑油，同时不影响甚至优化煤加氢直接液化反应过程AR的操作条件或提高煤液化效率。
煤加氢直接液化所得油品，包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)、第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)、第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)、轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)、重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)、液化渣油(常规沸点高于530℃的烃类)。
煤液化产物中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)，是目标产物馏分，根据需要，可以对其进行深度加氢精制如脱硫、脱氮，通常期望尽可能少的发生苯环加氢饱和反应。
煤液化产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)，通常不适合进入煤加氢直接液化反应过程AR，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入煤加氢直接液化反应过程AR，进一步热裂化反应的产物就是产生大量气体而不经济；因此，除非气体烃价值巨大，第一轻柴油通常不宜进入煤加氢直接液化反应过程AR或专用加氢热裂化过程或加氢裂化过程或其它热裂化过程进行加工，通常可以进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。
煤液化产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程AR需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程AR，第二轻柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程AR的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在煤加氢直接液化反应过程AR的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是煤加氢直接液化反应过程AR存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程AR的主要产品，因此，煤液化产物第二轻柴油或其加氢稳定油，通常部分用作轻质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程AR，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。
煤液化产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程AR最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程AR，重柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程AR的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程AR存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程AR的主要产品，因此，煤液化产物重柴油或其加氢稳定油，通常部分用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程AR，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。
煤液化产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程AR最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程AR，轻蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程AR的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程AR难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物轻蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程AR，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。
煤液化产物中的重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)，这些含有固体颗粒、严重缺氢的物料的轻质化过程，必须在富含供氢烃的能够提供大量活性氢原子的液相条件下进行，才不至于快速结焦以维持装置长周期运转，煤液化重蜡油在反应器内的液相中的分散也需要借助于大量供氢烃的分散溶解，煤液化重蜡油的热缩合物或结焦物也需要依托液化半焦为聚集载体分散和携带出反应空间，因此，煤液化重蜡油进入煤加氢直接液化反应过程AR进行深度转化是合理的必然选择，或者说煤液化重蜡油经过加氢稳定反应过程所得加氢稳定油进入煤加氢直接液化反应过程AR进行深度转化是合理的必然选择；另外对于煤加氢直接液化过程AR，重蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程AR的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程AR难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物重蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程AR，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。
由于煤液化产物中常规沸点高于530℃的烃类即液化渣油存在于减压塔底煤液化残渣物流中，这些高度缺氢的物料的轻质化过程必须在富含供氢烃的能够提供大量活性氢原子的液相条件下进行，才不至于快速结焦以维持装置长周期运转，煤液化残渣在反应器内的液相中的分散也需要借助于大量煤粉的分散粘附，煤液化残渣的热缩合物或结焦物也需要依托液化半焦为聚集载体分散和携带出反应空间，因此，于煤液化残渣进入煤加氢直接液化反应过程AR进行深度转化是合理的必然选择。
以下分析煤加氢直接液化所得馏分油的富产石脑油的热裂化反应过程不能在煤加氢直接液化反应过程AR中实现的原因。
在煤加氢直接液化反应过程AR中，煤加氢直接液化所得常规沸程220～355℃馏分或常规沸程220～430℃馏分或它们的加氢稳定油，充当着供氢剂、氢传递剂、重组分分散剂、热载体的作用，是基于煤粉、液化残渣的热裂化反应产生的自由基碎片属于夺氢剂的相对作用而发生供氢反应的。
本质上讲，在煤加氢直接液化反应过程AR中，常规沸程220～355℃馏分或常规沸程220～430℃馏分或它们的加氢稳定油，主导反应是脱氢反应而不是加氢反应，或者说供氢溶剂发生的加氢反应、热裂化反应，其选择性差、反应效率低。
如果期望在煤加氢直接液化反应过程AR中，常规沸程220～355℃馏分或常规沸程220～430℃馏分或它们的加氢稳定油，主导反应由脱氢反应改为加氢热裂化反应，那么就意味着正常的煤加氢直接液化反应过程AR所必须的供氢剂的供氢作用、氢传递作用将被极大程度地抑制，即反应主导方向将被颠覆，正常的煤加氢直接液化反应将无法进行。因此，煤加氢直接液化所得常规沸程220～355℃馏分或常规沸程220～430℃馏分或它们的加氢稳定油，如果期望进行加氢热裂化反应生产石脑油，或者说如果期望高选择性、快速进行加氢热裂化反应生产石脑油，是不宜在煤加氢直接液化反应过程AR进行的，也就是说是不能与煤加氢直接液化反应过程AR联合进行的。
上述分析说明，煤加氢直接液化所得常规沸程220～355℃馏分或常规沸程220～430℃馏分或它们的加氢稳定油，其高选择性、快速加氢热裂化反应生产石脑油的反应过程BR，是一个独立于煤加氢直接液化反应过程AR的反应过程，但是操作压力接近，均使用循环氢系统，反应产物中相同沸程烃馏分的性质接近，并且反应过程BR的物料量(进料油、进料氢气)通常仅为煤加氢直接液化反应过程ARAP的物料量(进料油煤浆、进料氢气)的14～30％。
以上分析暗示，煤加氢直接液化富产石脑油的经济方法，就是煤加氢直接液化所得常规沸程220～355℃烃馏分或常规沸程220～430℃烃馏分或它们的加氢稳定油的加氢热裂化反应生产石脑油的反应过程BR，与煤加氢液化反应过程AR的组合方法，如果将两个过程的循环氢系统和或油品分离系统联合，甚至实现两个反应系统的串联组合，有大幅度简化流程、降低投资、降低能耗、简化操作的集成优势，并且反应过程BR反应产物液相进入反应过程AR反应产物液相如热高分油中，利于降低煤液化热高分油中固体的浓度。
按照煤液化产物馏分油的常规用途，煤加氢直接液化所得第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)或它们的加氢稳定油，将成为生产石脑油的基本馏分；当煤液化蜡油收率较高时，供氢溶剂平衡后过剩的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)或其加氢稳定油，是生产石脑油的潜在馏分。
然而，从煤加氢直接液化常规沸程220～350℃烃馏分或它们的加氢稳定油的烃分子结构的热裂化产物分布可以直接推定，其石脑油收率的增加必然伴随低价值的低分子烃C1～C7的快速增加，从而使操作步骤失去经济性，这也是煤加氢直接液化工艺迟迟没有进一步形成富产石脑油工艺的一个根本制约因素。也就是说，如果用煤加氢直接液化常规沸程220～350℃烃馏分或它们的加氢稳定油为原料，来多产低碳数单六元环烃，就工艺途径而言，因气体产率高会导致不经济，是不可取的。
另一方面，蜡油溶剂油因为具有易热裂化即单程热裂化率高的特点，其在煤加氢直接液化反应过程AR中的循环反应过程的存在次数较少，极限的循环积累量较少，从循环积累量的角度讲，其保留率较低。相比之下，重柴油溶剂油因为具有较难热裂化即单程热裂化率低的特点，其在煤加氢直接液化反应过程AR中的循环反应过程的存在次数较多，极限的循环积累量较多，从循环积累量的角度讲，其保留率较高。这样，煤加氢直接液化反应过程AR的产物即一次溶剂油产量，必须考虑循环裂化过程的保留率，进而形成极限的循环积累量，才能表达其作为煤液化煤粉的极限配浆能力。
再一方面，以多产柴油为目标的煤加氢直接液化反应过程AR的裂解率，与以多产石脑油为目标的煤加氢直接液化反应过程AR的裂解率，必然存在差异，至少表观差异是主产石脑油方案要求液化产物馏分油的总体热裂解次数或总体热裂解反应数量远多于主产柴油方案，或者说平均循环热裂化深度更深，这必然导致气体产率增加，因此，热裂化产石脑油的裂化反应的选择性就成了一个关键的技术经济指标，至少期望多产石脑油、少产气体、多积累配煤浆用溶剂油，即至少涉及三大工艺指标。
那么，煤加氢直接液化富产石脑油的方法的关键因素是什么，或者说如何提高煤加氢直接液化多产石脑油的总体过程的选择性？
煤加氢直接液化富产石脑油的方法的关键因素如果存在的话，那么一定是：在“煤加氢直接液化反应过程AR、溶剂油的加氢稳定过程、液化馏分油的加氢热裂化产石脑油过程”三个反应过程组成的联合反应系统中，进入煤加氢直接液化过程AR的馏分油或供氢溶剂油与进入高芳烃加氢热裂化过程BR的馏分油或加氢改性油，常规调配是不适宜的或不是优化的，也就是说，正确的调配应该是：
①煤加氢直接液化常规沸程220～350℃烃馏分或它们的加氢稳定油，尽可能全部在煤加氢直接液化反应过程AR中作为首选溶剂油或供氢溶剂油，同时发生部分热裂化加氢反应，产生部分石脑油，而不是直接作为煤液化柴油产品；
煤加氢直接液化反应过程AR中缺少的“常规沸程350～480℃烃馏分”的溶剂油或供氢溶剂油的数量，用常规工艺中的加氢提质原料油“常规沸程265～380℃烃馏分”替代；
由于煤加氢直接液化反应过程AR的操作时间远长于高芳烃加氢热裂化反应过程BR的操作时间，利用同等操作条件下低碳数烃的热裂化率低于高碳数烃的热裂化率的特点，可以降低溶剂油的热裂化率、降低溶剂油的气体产率、提高液体保留率、提高溶剂油循环次数，利于提高溶剂油(供氢溶剂)对煤粉的重量比例；
由于溶剂油沸程变轻，为了维持液相量，这要求使用高剂油比，降低气相氢气耗量的加氢反应量，提高液相氢转移量，降低反应热；这要求使用低氢油比操作条件，降低油品气化率，及时自反应空间排放低沸点气体；
②煤加氢直接液化常规沸程350～480℃烃馏分或它们的加氢稳定油，尽可能在高芳烃加氢热裂化反应过程BR充当生产石脑油的首选原料油，在生产石脑油的同时产生部分轻柴油；
同时由于高芳烃加氢热裂化反应过程BR的操作时间远低于煤加氢直接液化反应过程AR的操作时间，可以降低气体产率、提高液体收率。
由于煤加氢直接液化产物的常规沸程265～380℃烃馏分”的数量，与煤加氢直接液化产物的常规沸程380～480℃烃馏分”的数量大体相当(通常在1.5∶1～1∶1.5范围内)，因此，采用本发明将具有提高石脑油收率、降低气体收率、提高配煤浆循环溶剂油总量的优势。
至此，已经提出了本发明的基本构想：一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法，基于煤加氢液化反应过程AR的产物ARP的物料ARPX，与基于高芳烃加氢热裂化反应过程BR的产物BRP的物料BRPX混合后或经过对方加氢反应过程二次反应后联合回收，实现生成油回收系统和或循环氢气回收系统或加氢反应过程的联合，有简化流程、降低投资、降低能耗的优点，优化各加氢反应过程选择性和原料烃利用效率；高芳烃可为基于煤焦油或煤液化油的物料；高芳烃加氢热裂化过程为煤液化馏分油或其加氢稳定油的产低碳数单六元环烃的加氢热裂化过程时，即构成了煤加氢直接液化富产石脑油的集成工艺；可以联合加工煤焦油，并对煤焦油中的馏分油和煤沥青实现分类加工。
当然，本发明可以用于煤加氢液化反应产物和宽沸程或窄沸程高芳烃的加氢热裂化反应产物的联合回收。
当然，可以将煤加氢直接液化反应过程AR(中间或最终反应过程)排出的富含常规沸程220～430℃烃组分的气体或该气体冷凝所得富含常规沸程220～430℃烃组分的液体，引入反应过程BR进行二次深度加氢热裂化反应，实现短流程连接，降低分馏过程负荷或循环物料循环量。
当然，可以将煤加氢直接液化反应过程AR(中间或最终反应过程)排出的富氢气气体，引入反应过程BR进行二次使用，实现短流程连接，降低循环氢气量。
当然，可以将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的富含常规沸程260～430℃烃馏分的物料比如中间气液产物或最终气液产物或中间反应过程液相物料或最终反应过程液相物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR充当溶剂油或供氢剂使用并实现一定程度的二次加氢转化，实现短流程连接，降低分馏过程、溶剂油加氢过程负荷或循环物料循环量。
当然，可以将高芳烃加氢热裂化反应过程BR(中间或最终反应过程)排出的富氢气气体，引入煤加氢直接液化反应过程AR进行二次使用，实现短流程连接，降低循环氢气量。
基于煤加氢直接液化反应过程AR的产物ARP的物料ARPX，可以是下述的一种或几种：
①物料ARPX，就是产物ARP；
②物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V；
③物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的液体ATHP-L；
④物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V；
⑤物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的液体AMHP-L；
⑥物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V的冷高压分离过程ALHP的气体ALHP-V；
⑦物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V的冷高压分离过程ALHP的液体ALHP-L；
⑧物料ARPX，是基于热高压分离过程的液体ATHP-L和或中温高压分离过程的液体AMHP-L和或冷高压分离过程的液体ALHP-L的物料。
基于高芳烃加氢热裂化反应过程BR的产物BRP的物料BRPX，可以是下述的一种或几种：
①物料BRPX，就是产物BRP；
②物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V；
③物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的液体BTHP-L；
④物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V；
⑤物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的液体BMHP-L；
⑥物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V的冷高压分离过程BLHP的气体BLHP-V；
⑦物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V的冷高压分离过程BLHP的液体BLHP-L；
⑧物料BRPX，是基于热高压分离过程的液体BTHP-L和或中温高压分离过程的液体BMHP-L和或冷高压分离过程的液体BLHP-L的物料。
物料ARPX，与物料BRPX的混合接触方式，可以是单次直接混合或逆流接触混合(2次或多次)等任意有效的方式。
由于煤加氢直接液化反应过程AR需要使用大量溶剂油或供氢溶剂油配置油煤浆，因此，为了将高芳烃加氢热裂化反应过程BR的原料油多次有效使用，可以将煤加氢直接液化所得常规沸程220～430℃馏分或其加氢稳定油中的重组分比如常规沸程330～430℃馏分油，优先用作煤加氢液化反应过程的供氢剂，然后将常规沸程330～430℃馏分油的热裂化转化物如常规沸程350～480℃或265～350℃馏分油用作加氢热裂化过程BR的原料使用，此时加氢热裂化过程BR的原料为常规沸程350～480℃或265～350℃馏分油，也就是高芳烃的蜡油或重柴油的加氢热裂化过程BR。
煤加氢直接液化反应过程AR可以联合加工煤焦油的馏分油，比如常规沸点为220～380℃烃馏分经过溶剂油加氢用作供氢溶剂油，比如常规沸点高于480℃的煤沥青直接用作配煤浆溶剂油，比如常规沸点为350～480℃烃馏分或其加氢改性油用作高芳烃加氢热裂化过程的原料。
煤加氢直接液化反应过程AR可以联合加工煤焦油的馏分油，当煤焦油的馏分油为高芳碳率的低氢含量的易热缩合、易结焦的煤焦油馏分油时，比如常规沸程400～500℃馏分油或常规沸程高于500℃的煤沥青时，可以将高芳碳率的低氢含量的易热缩合、易结焦的煤焦油馏分油，先经过煤加氢直接液化反应过程AR，在供氢剂存在条件下进行加氢轻质化处理，然后对该加氢轻质化转化物中的烃馏分进高芳烃加氢热裂化过程BR，用煤加氢直接液化反应过程AR集中处理劣质烃料(煤液化残渣、煤沥青)，同时优化高芳烃加氢热裂化过程BR的原料性质。
加氢热裂化反应过程BR的原料，可以来自煤加氢直接液化反应产物的分馏部分，可以来自液化产物馏分油的独立浅度加氢饱和过程即可以根据加氢热裂化过程BR的需要调整原料BRF的加氢饱和深度，可以来自联合浅度加氢过程比如煤加氢直接液化反应过程AR的溶剂油加氢稳定过程即构成联合工艺节省投资。
加氢热裂化过程反应BR的原料BRF，可以来自联合浅度加氢饱和过程比如溶剂油加氢稳定过程，可以是与煤加氢直接液化反应过程AR的供氢溶剂油组成相同的馏分，可以是与煤加氢直接液化反应过程AR的供氢溶剂油组成不相同的馏分即实现物料分类优化使用，比如供氢溶剂油常规沸程为220～450℃而原料BRF常规沸程为350～480℃，比如供氢溶剂油常规沸程为260～380℃而原料BRF常规沸程为350～480℃。
加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自联合浅度加氢饱和过程比如煤加氢直接液化反应过程AR的溶剂油加氢稳定过程，可以是与煤加氢直接液化反应过程AR的供氢溶剂油组成相同的馏分，可以是与煤加氢直接液化反应过程AR的供氢溶剂油加氢深度不相同的馏分，比如在排出煤加氢直接液化反应过程AR的供氢溶剂油的反应过程的流程点的上游反应区或下游反应区，排出加氢稳定物流以得到原料BRF，也就是说可以根据加氢热裂化过程BR的需要灵活调整原料BRF的加氢深度。
与本发明类似的技术方案未见报道。
本发明的第一目的在于提出一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法。
本发明的第二目的在于提出一种煤加氢液化过程和富产低碳数单六元环烃的高芳烃加氢热裂化过程的组合方法。
本发明的第三目的在于提出一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法，以富产低碳数单六元环烃。
本发明的第四目的在于提出一种煤加氢液化过程和煤加氢液化产物馏分油加氢热裂化过程的组合方法。
本发明的第五目的在于提出一种煤加氢液化过程和煤加氢液化产物馏分油富产低碳数单六元环烃的加氢热裂化过程的组合方法。
本发明的第六目的在于提出一种煤加氢液化过程和煤焦油加氢热裂化过程的组合方法。
本发明的第七目的在于提出一种煤加氢液化过程和煤焦油加氢热裂化过程的组合方法以富产低碳数单六元环烃。
发明内容
本发明一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，油煤浆ARF进行至少一部分煤加氢液化反应转化为煤加氢液化反应产物ARP；
基于煤加氢液化反应产物ARP的物料用作第一物流ARPX；
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，高芳烃物料BRF进行至少一部分加氢热裂化反应过程BR转化为加氢热裂化反应产物BRP；
基于加氢热裂化反应产物BRP的物料用作第二物流BRPX；
(3)在分离部分S100，第一物流ARPX和第二物流BRPX混合后成为混合物料M100进行分离；
第一物流ARPX和第二物流BRPX的混合方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第一物流ARPX，与第二物流BRPX混合；
②第一物流ARPX经过高芳烃加氢热裂化反应过程BR所得转化物，与第二物流BRPX混合；
③第二物流BRPX经过煤加氢液化反应过程AR所得转化物，与第一物流ARPX混合。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，主要由常规沸点为330～530℃的烃组成的高芳烃物料BRF完成至少一部分加氢热裂化反应过程BR转化为反应产物BRP。
本发明，一般，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，主要由常规沸点为330～530℃的烃组成的高芳烃物料BRF完成至少一部分产生低碳数单六元环烃得加氢热裂化反应过程BR转化为反应产物BRP。
本发明的第1种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，分离混合物料M100得到富氢气物流AMH，至少一部分富氢气物流AMH返回煤加氢液化反应过程AR。
本发明的第2种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，混合物料M100经换热器冷却降温后进行分离得到富氢气物流AMH，至少一部分富氢气物流AMH返回煤加氢液化反应过程AR。
本发明的第3种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，分离混合物料M100得到富氢气物流BMH，至少一部分富氢气物流BMH返回高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
本发明的第4种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，混合物料M100经换热器冷却降温后进行分离得到富氢气物流BMH，至少一部分富氢气物流BMH返回高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
本发明的第5种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有ARP中常规液态烃的第一物流ARPX和含有BRP中常规液态烃的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100；混合物料M100用作物料FRAC-M100使用；
在分馏部分AFRAC，分离物料FRAC-M100得到窄馏分油品。
本发明的第6种操作方式为：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的中间产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的富氢气引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
本发明的第7种操作方式为：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的最终产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的富氢气引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
本发明的第8种操作方式为：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的中间产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的气体冷凝所得含常规沸程260～430℃烃馏分液体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
本发明的第9种操作方式为：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的最终产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的气体冷凝所得含常规沸程260～430℃烃馏分液体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
本发明的第10种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化过程BRU，将高芳烃加氢热裂化过程BRU排出的至少一部分物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第11种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第12种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的含常规沸程260～430℃烃馏分的物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第13种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分含常规沸程260～430℃烃馏分的中间产物BRMP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第14种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分含常规沸程260～430℃烃馏分的最终产物BRP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第15种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分含常规沸程260～430℃烃馏分的中间液相产物BRMLP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第16种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含常规沸程260～430℃烃馏分的最终液相产物BRLP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第17种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含氢气的气体引入煤加氢直接液化反应过程AR中。
本发明，(1)在煤加氢液化反应过程AR，基于煤加氢液化反应产物ARP的物料ARPX，是下述的一种或几种：
①物料ARPX，就是产物ARP；
②物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V；
③物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的液体ATHP-L；
④物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V；
⑤物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的液体AMHP-L；
⑥物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V的冷高压分离过程ALHP的气体ALHP-V；
⑦物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V的冷高压分离过程ALHP的液体ALHP-L；
⑧物料ARPX，是基于热高压分离过程ATHP的液体ATHP-L和或中温高压分离过程AMHP的液体AMHP-L和或冷高压分离过程ALHP的液体ALHP-L的物料。
本发明，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，基于高芳烃加氢热裂化反应产物BRP的物料BRPX，是下述的一种或几种：
①物料BRPX，就是产物BRP；
②物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V；
③物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的液体BTHP-L；
④物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V；
⑤物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的液体BMHP-L；
⑥物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V的冷高压分离过程BLHP的气体BLHP-V；
⑦物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V的冷高压分离过程BLHP的液体BLHP-L；
⑧物料BRPX，是基于热高压分离过程BTHP的液体BTHP-L和或中温高压分离过程BMHP的液体BMHP-L和或冷高压分离过程BLHP的液体BLHP-L的物料。
本发明，(3)在分离部分S100，物料ARPX，与物料BRPX的混合接触方式，可以是2次逆流接触混合方式或多次逆流接触混合方式。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自煤加氢直接液化反应产物的分馏部分，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油的独立的浅度芳烃加氢饱和过程B-CR。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流去高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR、第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成相同。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同，在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点，排出第一供氢溶剂反应产物以得到第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR；
在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点的上游反应区，排出上游加氢反应产物物流以得到第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同，在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点，排出第一供氢溶剂反应产物以得到第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR；
在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点的下游反应区，排出下游加氢反应产物物流以得到第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR。
本发明，(1)在煤加氢液化反应过程AR，操作条件通常为：反应温度为400～465℃，反应器压力为6～30MPa，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％。
本发明，(1)在煤加氢液化反应过程AR，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，(1)在煤加氢液化反应过程AR，煤加氢直接液化催化剂，可以为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，操作条件通常为：反应温度为400～465℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0。
本发明，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，加氢催化剂可以为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，通常，(1)在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR，为煤加氢液化反应过程AR制备供氢溶剂，溶剂油加氢稳定反应过程A-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物A-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
本发明，一般，(1)在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR，为煤加氢液化反应过程AR制备供氢溶剂，溶剂油加氢稳定反应过程A-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物A-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，通常，(2)在加氢稳定反应过程B-CR，为煤加氢液化反应过程BR制备原料油BRF，加氢稳定反应过程B-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物B-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：芳碳率为0.20～0.40。
本发明，一般，(2)在加氢稳定反应过程B-CR，为煤加氢液化反应过程BR制备原料油BRF，加氢稳定反应过程B-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物B-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：芳碳率为0.25～0.35。
本发明，通常，(1)在煤加氢液化反应过程AR，使用的煤加氢液化反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床即浆态床；
②沸腾床；
③微膨胀床。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，使用的高芳烃加氢热裂化反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明，通常，(1)在煤加氢液化反应过程AR，溶剂油加氢稳定反应过程A-CR为煤加氢液化反应过程AR制备供氢溶剂；
在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR，使用的溶剂油加氢稳定反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，加氢稳定反应过程B-CR为煤加氢液化反应过程BR制备原料油BRF；
在加氢稳定反应过程B-CR，使用的反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，石脑油单程转化收率为10～80％。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，石脑油净产率大于35％或大于50％。或大于80％。
本发明，通常，(1)在煤加氢液化反应过程AR，煤粉的液化转化率液大于85％或大于90％。
本发明，(1)来自溶剂油加氢稳定反应过程A-CR的高压状态的供氢溶剂物料，可以进入煤加氢液化反应过程AR。
本发明，(1)来自加氢稳定反应过程B-CR的高压状态的供氢溶剂物料，可以进入高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，高芳烃物料BRF选自下列物料中的1种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
本发明所述的压力，指的是绝对压力。
本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。
本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。
本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。
本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。
本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。
本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。
本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。
本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。
本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。
本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～330℃的烃类。
本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为330～530℃的烃类。
本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于330℃的烃类。
本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。
以下描述供氢烃。
本文所述供氢烃，指的是在煤加氢直接液化反应过程AR中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃，是煤加氢直接液化过程AR使用的供氢溶剂油的理想组分。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：
以下详细描述煤直接液化过程，它包含煤加氢直接液化方法和其它煤直接液化方法。
本发明所述煤直接液化过程，指的是处理煤直接获得碳氢液体的方法，根据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下几种工艺：
①溶解热解液化法：利用重质溶剂对煤热解抽提可制得低灰分的抽提物(日本称膨润炭)；利用轻质溶剂在超临界条件下抽提可得到以重质油为主的油类。此法不用氢气，前一种工艺产率虽高但产品仍为固体，后一种工艺如超临界抽提(萃取)法(SCE)抽提率不太高；
②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法1和II(SRC-1和SRC-II)，供氢溶剂法EDS、日本新能源开发机构液化法(NEDOL)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；
③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewlG)和美国的氢煤法(H-Coal)等都属于这一类；
④煤和渣油联合加工法(C0·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油。渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；
⑤地下液化法：将溶剂注入地下煤层，使煤解聚和溶解，加上流体的冲击力使煤崩散，未完全溶解的煤则悬浮于溶剂中，用泵将溶液抽出并分离加工；
⑥干馏液化法：煤先热解得到焦油，然后对焦油进行加氢裂解和提质；。
以下描述煤加氢直接液化过程AR。
本发明所述煤加氢直接液化过程AR，指的是在溶剂油存在条件下煤加氢液化的方法，溶剂油可以是经过加氢稳定过程提高供氢能力的供氢溶剂油或没有经过加氢稳定过程改性的溶剂油，根据溶剂油、催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，比如以下几种工艺：
①溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法I和II(SRC-I和SRC-II)，供氢溶剂法EDS、日本新能源开发机构液化法(NEDOL)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；
②高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewlG)和美国的氢煤法(H-Coal)等都属于这一类；
③煤和渣油联合加工法(C0·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油；渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油；美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；
④中国神华集团煤直接液化方法；
⑤专利CN1 00547055C载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法，属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。
煤加氢直接液化过程AR中，无论何种煤临氢直接液化过程，其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～530℃、多数为200～450℃、最佳者为265～430℃，溶剂油多数为蒸馏油或其加氢改性油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。因此，无论是何种煤临氢直接液化过程，它产生的外排油或煤液化油(通常为煤液化轻油)或煤液化油改性油，只要其组成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进入高芳烃加氢热裂化反应过程BR进行加工。
本发明所述煤加氢直接液化过程AR，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、自由基加氢稳定等加氢液化的反应过程。
本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。
在煤加氢直接液化反应过程AR运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢液化反应过程自产的煤液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤加氢直接液化反应过程AR用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。
煤液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤液化制油过程外排油。通常，煤液化反应过程产生的至少一部分煤液化轻油用作煤制油过程外排油A，其余的煤液化油用作煤液化油加氢改性过程原料油生产煤液化反应过程用供氢溶剂油和外排油B，此时存在A和B两路外排油，A和B两路外排油的最终去向通常均是经过深度加氢提质过程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。
在煤加氢直接液化反应过程AR中，供氢溶剂本质上是一种煤液化正反应的最主要的前台催化剂，他快速提供了煤液化过程的大部分活性氢，它直接决定着热解自由基碎片的快速加氢稳定的速度，因而抑制着热缩合反应；在煤加氢直接液化反应过程AR中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上更像一种煤液化负反应的阻滞剂，固体催化剂颗粒吸附粘度大的胶质、沥青质分子MK，并使MK与固体催化剂表面的活性氢接触，从而抑制其热缩；在煤加氢直接液化反应过程AR中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上同时还是一种供氢剂脱氢物SH-Z的复原催化剂，固体催化剂颗粒吸附SH-Z，并使SH-Z与固体催化剂表面的活性氢接触，从而加氢复原为具备供氢能力的供氢烃，它直接决定着供氢剂脱氢物SH-Z的复原速度；在煤加氢直接液化反应过程AR中，固体催化剂如黄铁矿等本质上同时还是一种目标加氢裂化反应如沥青烯、前沥青烯的加氢裂化的弱作用催化剂。因此，在煤加氢直接液化反应过程AR中，从一定意义上讲，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等更像是一种后台运作的催化剂，对煤液化目标产物馏分油起着一种支援性和促进性作用。在煤加氢制油反应过程AR中，由于供氢溶剂DS的作用非常重要，因此，溶剂油加氢稳定反应过程的操作条件和效果自然极其重要。
本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。
本发明所述膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床催化反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与该催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED，通常，KBED低于1.10时称为微膨胀床，KBED介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。
本发明所述返混流膨胀床反应区，指的是使用膨胀床反应器的反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回物流XK上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。
本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到液体和气液混相物流或得到液体和气体。
本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床反应器从而形成活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形成内部内环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外循环流的返混流型，可以是使用顶部产物液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强制内循环流的返混流型。
本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。
本发明煤加氢直接液化反应过程AR，通常使用上流式反应器，工作方式可以选择：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③微膨胀床。
本发明高芳烃加氢热裂化反应过程BR，使用的反应器，工作方式可以选择：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明溶剂油加氢稳定反应过程CR，使用的反应器，工作方式可以选择：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明涉及煤焦油富产高芳潜石脑油的方法，特别涉及使用煤焦油的重质馏分比如常规沸点高于320℃或350℃馏分富产高芳潜石脑油的加氢热裂化方法，记载这类信息的一个文献见：①出版物名称：《石油炼制与化工》第46卷第8期(2015年8月)，18页至23页；②作者：吴乐乐、戴鑫、李金璐、邓文安。以试验的中温煤焦油的大于350℃的常压渣油馏分为悬浮床加氢原料，采用选择的反应条件(在反应温度为430℃、油溶性钼镍双金属催化剂加入量为150μg/g(以金属总质量计算，下同)、助剂SDBS加入量为200μg/g、硫粉加入量为400μg/g、搅拌速率为700r/min、反应时间为60min的条件下、反应压力11.8～13.1MPa)，在结焦反应较少、单程转化率约68％的条件下，常规沸程为C5～180℃的石脑油重量收率可达26.2～30.3％、常规沸程为180～350℃的柴油重量收率可达26.9～29.3％，同期气体重量收率可达7.3～8.0％、悬浮床产物常压渣油重量收率可达31.5～32.0％。
以下描述本发明的特征部分。
本发明一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，油煤浆ARF进行至少一部分煤加氢液化反应转化为煤加氢液化反应产物ARP；
基于煤加氢液化反应产物ARP的物料用作第一物流ARPX；
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，高芳烃物料BRF进行至少一部分加氢热裂化反应过程BR转化为加氢热裂化反应产物BRP；
基于加氢热裂化反应产物BRP的物料用作第二物流BRPX；
(3)在分离部分S100，第一物流ARPX和第二物流BRPX混合后成为混合物料M100进行分离；
第一物流ARPX和第二物流BRPX的混合方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第一物流ARPX，与第二物流BRPX混合；
②第一物流ARPX经过高芳烃加氢热裂化反应过程BR所得转化物，与第二物流BRPX混合；
③第二物流BRPX经过煤加氢液化反应过程AR所得转化物，与第一物流ARPX混合。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，主要由常规沸点为330～530℃的烃组成的高芳烃物料BRF完成至少一部分加氢热裂化反应过程BR转化为反应产物BRP。
本发明，一般，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，主要由常规沸点为330～530℃的烃组成的高芳烃物料BRF完成至少一部分产生低碳数单六元环烃得加氢热裂化反应过程BR转化为反应产物BRP。
本发明的第1种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，分离混合物料M100得到富氢气物流AMH，至少一部分富氢气物流AMH返回煤加氢液化反应过程AR。
本发明的第2种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，混合物料M100经换热器冷却降温后进行分离得到富氢气物流AMH，至少一部分富氢气物流AMH返回煤加氢液化反应过程AR。
本发明的第3种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，分离混合物料M100得到富氢气物流BMH，至少一部分富氢气物流BMH返回高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
本发明的第4种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，混合物料M100经换热器冷却降温后进行分离得到富氢气物流BMH，至少一部分富氢气物流BMH返回高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
本发明的第5种操作方式为：
(3)在分离部分S100，含有ARP中常规液态烃的第一物流ARPX和含有BRP中常规液态烃的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100；混合物料M100用作物料FRAC-M100使用；
在分馏部分AFRAC，分离物料FRAC-M100得到窄馏分油品。
本发明的第6种操作方式为：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的中间产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的富氢气引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
本发明的第7种操作方式为：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的最终产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的富氢气引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
本发明的第8种操作方式为：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的中间产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的气体冷凝所得含常规沸程260～430℃烃馏分液体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
本发明的第9种操作方式为：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的最终产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的气体冷凝所得含常规沸程260～430℃烃馏分液体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
本发明的第10种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化过程BRU，将高芳烃加氢热裂化过程BRU排出的至少一部分物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第11种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第12种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的含常规沸程260～430℃烃馏分的物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第13种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分含常规沸程260～430℃烃馏分的中间产物BRMP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第14种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分含常规沸程260～430℃烃馏分的最终产物BRP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第15种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分含常规沸程260～430℃烃馏分的中间液相产物BRMLP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第16种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含常规沸程260～430℃烃馏分的最终液相产物BRLP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
本发明的第17种操作方式为：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含氢气的气体引入煤加氢直接液化反应过程AR中。
本发明，(1)在煤加氢液化反应过程AR，基于煤加氢液化反应产物ARP的物料ARPX，是下述的一种或几种：
①物料ARPX，就是产物ARP；
②物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V；
③物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的液体ATHP-L；
④物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V；
⑤物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的液体AMHP-L；
⑥物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V的冷高压分离过程ALHP的气体ALHP-V；
⑦物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V的冷高压分离过程ALHP的液体ALHP-L；
⑧物料ARPX，是基于热高压分离过程ATHP的液体ATHP-L和或中温高压分离过程AMHP的液体AMHP-L和或冷高压分离过程ALHP的液体ALHP-L的物料。
本发明，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，基于高芳烃加氢热裂化反应产物BRP的物料BRPX，是下述的一种或几种：
①物料BRPX，就是产物BRP；
②物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V；
③物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的液体BTHP-L；
④物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V；
⑤物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的液体BMHP-L；
⑥物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V的冷高压分离过程BLHP的气体BLHP-V；
⑦物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V的冷高压分离过程BLHP的液体BLHP-L；
⑧物料BRPX，是基于热高压分离过程BTHP的液体BTHP-L和或中温高压分离过程BMHP的液体BMHP-L和或冷高压分离过程BLHP的液体BLHP-L的物料。
本发明，(3)在分离部分S100，物料ARPX，与物料BRPX的混合接触方式，可以是2次逆流接触混合方式或多次逆流接触混合方式。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自煤加氢直接液化反应产物的分馏部分，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油的独立的浅度芳烃加氢饱和过程B-CR。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流去高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR、第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成相同。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同，在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点，排出第一供氢溶剂反应产物以得到第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR；
在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点的上游反应区，排出上游加氢反应产物物流以得到第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR。
本发明，加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，可以来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同，在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点，排出第一供氢溶剂反应产物以得到第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR；
在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点的下游反应区，排出下游加氢反应产物物流以得到第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR。
本发明，(1)在煤加氢液化反应过程AR，操作条件通常为：反应温度为400～465℃，反应器压力为6～30MPa，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％。
本发明，(1)在煤加氢液化反应过程AR，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，(1)在煤加氢液化反应过程AR，煤加氢直接液化催化剂，可以为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，操作条件通常为：反应温度为400～465℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0。
本发明，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，加氢催化剂可以为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，通常，(1)在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR，为煤加氢液化反应过程AR制备供氢溶剂，溶剂油加氢稳定反应过程A-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物A-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
本发明，一般，(1)在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR，为煤加氢液化反应过程AR制备供氢溶剂，溶剂油加氢稳定反应过程A-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物A-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，通常，(2)在加氢稳定反应过程B-CR，为煤加氢液化反应过程BR制备原料油BRF，加氢稳定反应过程B-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物B-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：芳碳率为0.20～0.40。
本发明，一般，(2)在加氢稳定反应过程B-CR，为煤加氢液化反应过程BR制备原料油BRF，加氢稳定反应过程B-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物B-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：芳碳率为0.25～0.35。
本发明，通常，(1)在煤加氢液化反应过程AR，使用的煤加氢液化反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床即浆态床；
②沸腾床；
③微膨胀床。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，使用的高芳烃加氢热裂化反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明，通常，(1)在煤加氢液化反应过程AR，溶剂油加氢稳定反应过程A-CR为煤加氢液化反应过程AR制备供氢溶剂；
在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR，使用的溶剂油加氢稳定反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，加氢稳定反应过程B-CR为煤加氢液化反应过程BR制备原料油BRF；
在加氢稳定反应过程B-CR，使用的反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，石脑油单程转化收率为10～80％。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，石脑油净产率大于35％或大于50％。或大于80％。
本发明，通常，(1)在煤加氢液化反应过程AR，煤粉的液化转化率液大于85％或大于90％。
本发明，(1)来自溶剂油加氢稳定反应过程A-CR的高压状态的供氢溶剂物料，可以进入煤加氢液化反应过程AR。
本发明，(1)来自加氢稳定反应过程B-CR的高压状态的供氢溶剂物料，可以进入高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
本发明，通常，(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，高芳烃物料BRF选自下列物料中的1种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。
以下详细描述本发明的加氢反应过程的气相硫化氢浓度的一般控制原则。
根据需要，可以将任一种补充硫加入任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)或3000PPm(v)等预期规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值，以保证催化剂必须的硫化型态。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的液硫或二硫化碳或二甲基二硫等。
以下详细描述本发明的加氢反应流出物的高压分离过程的一般原则。
加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离或含有固体颗粒时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环热高分油进行循环加氢。
在热高压分离部分与冷高压分离部分之间，根据需要，可以设置温高压分离部分，此时热高分气冷却后成为气液两相物料，在温高压分离器中分离为一个在体积上主要由氢气组成的温高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的温高分油液体，温高分气气体进入冷高压分离部分进行冷却和气液分离。
加氢反应流出物或热高分气或温高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨的结晶温度、氯化氨的结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，可能需要设置2个或多个注水点，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2MPa、通常为0.5～1.5MPa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
对于煤加氢直接液化反应过程AR，因为常规气体烃、CO、CO2产率巨大，通常大部分冷高分气比如约70～100％的冷高分气，通过膜分离工艺提纯后所得渗透氢气加压后返回加氢反应过程，未渗透气经过PSA提氢或经过“水蒸气转化制氢+PSA提氢”后加压返回加氢反应过程循环使用。
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入第一加氢反应器。
本发明，在任意反应过程，使用的氢气物流，可以全部是新氢，可以全部是循环氢，可以是新氢和循环氢的混合气。
与独立的煤加氢液化过程和独立的高芳烃加氢热裂化过程相比，本发明组合方法的优点在于：
①可实现生成油回收系统联合；
②可实现循环氢气回收系统的联合；
③可实现煤加氢液化过程的中间或最终产物馏分油的高压串联加氢热裂化工艺；
④可实现高芳烃加氢热裂化过程的中间或最终产物馏分油的作煤液化过程溶剂油的高压串联工艺；
⑤可实现煤加氢液化过程的中间或最终产物中氢气通过高芳烃加氢热裂化过程二次使用的高压串联工艺；
⑥可实现高芳烃加氢热裂化过程的中间或最终产物中氢气通过煤加氢液化过程二次使用的高压串联工艺；
⑦可实现煤加氢液化过程用供氢溶剂油的加氢稳定反应过程、高芳烃加氢热裂化过程用加氢改性原料油的加氢改性反应过程的部分或全部流程的共用。
对照例
煤加氢直接液化反应过程ARU和中低温煤焦油的加氢热裂化反应过程BRU，彼此独立进行反应过程，独立进行产物的油气分离、油品分馏。
以下描述250吨/时原料煤粉的产油120吨/时的煤加氢直接液化过程ARU的操作过程：
①在油煤浆配制过程AM，把煤液化催化剂、供氢溶剂ARDS、煤粉配成煤粉质量浓度为46～48％的油煤浆ARF，用油煤浆加压泵加压输入油煤浆加热炉；助催化剂液流加压后与油煤浆加压泵出口的油煤浆ARF混合；
表1为煤直接液化反应过程AR原料煤的性质；
表2为煤直接液化反应过程AR溶剂油的性质；
表3为煤直接液化反应过程AR的催化剂性质；
表4为煤直接液化反应过程AR的助催化剂性质；
②在煤加氢直接液化反应过程AR，得到煤加氢直接液化反应产物为ARP；
煤加氢直接液化反应过程AR或其进料系统会使用供氢溶剂油作冲洗油、降温冷却油；
表5为煤加氢直接液化反应条件汇总表；
使用3台串联操作的强制循环悬浮床反应器ARE01、ARE02、ARE03，每台反应器内的上部空间布置内置式气液-液分离部件即液体收集杯，部分液相产物进入液体收集杯，沿导液管流出反应器底部，经过循环泵加压后返回反应器入口形成液体循环；其它混相气液产物沿导流管排出反应器顶部；
煤加氢直接液化过程AR最终反应产物ARP温度为460℃，注入冷却油和冷氢降低温度至410℃后进入热高压分离器ATHPS；
③在煤加氢液化反应产物ARP的分离部分，使用热高压分离器ATHPS，在温度为410℃、压力为18～20MPa的条件下，分离煤加氢液化反应产物ARP得到热高分油ATHPS-L和热高分气ATHPS-V；
收集热高分油ATHPS-L和热高分气ATHPS-V中的烃类，在分馏部分AFRAC使用分馏塔得到窄馏分油品，将常规沸点为220～530℃馏分送入溶剂油加氢稳定过程A-CRU，得到供氢溶剂油ARDS，去油煤浆配制过程AM和其它用点；得到约75吨/时的第一部分液化残渣(含有常规沸点高于530℃的烃组分)，去油煤浆配制过程AM；得到约75吨/时的第二部分液化残渣，去残渣成型；
煤加氢液化反应过程AR、液化油分馏部分AFRAC、液化油溶剂油加氢稳定程A-CRU，作为总系统的煤液化油收率为48％(对原料煤粉)即120吨/时，是常规沸点C3～380℃的烃馏分，其中液化气收率为4.0％(对原料煤粉)即10.0吨/时、石脑油收率为11.5％(对原料煤粉)即28.75吨/时、柴油收率为32.5％(对原料煤粉)即81.25吨/时。
以下描述31吨/时的中低温煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BRU的操作条件：
①中低温煤焦油蒸馏过程，65吨/时的中温煤焦油，性质见表6、表7、表8；
表6为全馏分中温煤焦油、馏分A(中温煤焦油轻油)、馏分B(中温煤焦油重油)分析数据，表7为中温煤焦油的馏分C(煤沥青)分析数据，表8为中温煤焦油蒸馏馏分收率表；
从表7可以看出，馏分B(中温煤焦油重油)的特点为杂原子含量高、氢含量低、密度大，芳烃、胶质含量为83.5％，由于中温煤焦油中的胶质大量地属于分子缔合物而非共价键，这些胶质的结构极易被解体，其残炭含量也不能用石油重油的概念等价分析；
从表7可以看出，馏分C(煤沥青)的特点为杂原子含量高、氢含量极低，芳烃、胶质、沥青质、不溶物高达33.45％，残炭高达37.8％，由于中温煤焦油中的胶质沥青质大量地属于分子缔合物而非共价键，这些胶质沥青质的结构极易被解体，其残炭含量也不能用石油重油的概念等价分析，其焦化试验表明，生焦率为64～68％；
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”，对65吨/时的中温煤焦油进行过滤、脱水、深度蒸馏，将收率为约5～7％的主要由常规沸点高于530℃的组分组
成的重质煤沥青(占中温煤焦油的)脱出，可以制作固体沥青产品；蒸馏得到常规沸程为350～500℃或者常规沸程为350～530℃的馏分段，其重量收率为47.65～52.65％的重油，数量为30.97～34.22吨/时；
主要由常规沸点低于530℃的组分组成了多路不同沸程的煤焦油蒸馏油，常规沸点为350～530℃的馏分段作为本实施例的基础原料油；对分子结构不同的馏分段，可安排不同的加氢途径，比如常规沸点低于350℃的馏分可以去固定床加氢精制过程深度精制；
②在加氢热裂化反应过程BR，对常规沸点为350～530℃的馏分段，进行悬浮床加氢热裂化处理，以多产低碳数单六元环烃为目标；
悬浮床加氢热裂化催化剂，为油溶性钼镍双金属催化剂(Mo与Ni质量比为3∶2)，具体活性组分为二烷基二硫代氨基甲酸钼(MoDTC)、二烷基二硫代磷酸钼(MoDDP)、有机酸钼、有机酸镍；助剂为十二烷基苯磺酸钠(SDBS)、十六烷基三甲基溴化铵(CTAB)、油酸(OA)；
表9为加氢热裂化反应过程BR反应条件；
表10为煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR的产品分布；
使用2台强制循环悬浮床反应器BRE01、BRE02，反应器BRE01、BRE02内的上部空间布置内置式气液-液分离空间，部分液相产物进入液体收集杯，沿导液管流出反应器底部，经过循环泵加压后返回反应器入口形成液体循环；
加氢热裂化反应过程BRU最终反应产物BRP温度为440℃，注入冷却油和冷氢降低温度至410℃，进入热高压分离器BTHPS；
③加氢热裂化反应产物BRP的分离部分，使用热高压分离器BTHPS，在温度为410℃、压力为18～20MPa的条件下，分离加氢热裂化反应产物BRP得到热高分油BTHPS-L和热高分气BTHPS-V；
在独立的分馏部分BFRAC回收热高分油BTHPS-L，在独立的油气分离部分回收热高分气BTHPS-V。
实施例
实施例一
基于对照例，采用本发明，将煤加氢直接液化反应过程AR的产物分离系统和加氢热裂化反应过程BR的产物分离系统相互组合，进行产物的油气联合分离、油品联合分馏。
在加氢热裂化反应产物BRP的分离部分，温度为440℃的加氢热裂化反应过程BRU的最终反应产物BRP注入冷却油和冷氢降低温度至410℃，与降低温度后的煤加氢液化反应产物ARP混合，然后一并进入热高压分离器ATHPS；加氢热裂化反应产物BRP的热高压分离过程、热高分气相的油气分离、热高分液相的馏分分离，与煤加氢液化反应产物ARP一并进行。
分离热高分气ATHPS-V，得到的高浓度氢气可以返回煤加氢直接液化过程ARU和或加氢热裂化反应过程BRU。
新鲜氢气，可以直接进入煤加氢直接液化过程ARU和或加氢热裂化反应过程BRU。
收集热高分油ATHPS-L和热高分气ATHPS-V中的烃类，在分馏部分AFRAC使用分馏塔得到窄馏分油品，将基于加氢热裂化反应产物BRP的常规液态烃的数量的烃，分离为常规沸点低于180℃石脑油、常规沸点为180～260℃的轻柴油、常规沸点为265～530℃馏分和常规沸点高于530℃的残液；得到的残渣，部分去油煤浆配制过程AM，部分去残渣成型。
为了最大限度获得石脑油，可以将液化气产物经过芳构化过程生产石脑油并最终用作重整装置原料石脑油。
与常规独立回收反应产物的工艺相比，组合工艺的油气分离回收系统，有简化流程、简化操作、降低投资、降低能耗、减少占地等优势。
实施例二
基于实施例一，收集热高分油ATHPS-L和热高分气ATHPS-V中的烃类，在分馏部分使用分馏塔得到窄馏分油品，将基于加氢热裂化反应产物BRP的常规液态烃的数量的烃，分离为常规沸点低于180℃石脑油FRAC-LP1、常规沸点为180～260℃的轻柴油FRAC-LP2、常规沸点为265～530℃的馏分FRAC-LP3和常规沸点高于530℃的残液FRAC-LP4。
与实施例一相比，本实施例的不同之处在于，将常规沸点为265～530℃的馏分FRAC-LP3，返回加氢热裂化反应过程BR循环裂化，以多产石脑油；加氢热裂化反应过程BR反应部分操作条件不变。
实施例三
基于实施例一，收集热高分油ATHPS-L和热高分气ATHPS-V中的烃类，在分馏部分使用分馏塔得到窄馏分油品，将基于加氢热裂化反应产物BRP的常规液态烃的数量的烃，分离为常规沸点低于180℃石脑油FRAC-LP1、常规沸点为180～260℃的轻柴油FRAC-LP2、常规沸点为265～530℃的馏分FRAC-LP3和常规沸点高于530℃的残液FRAC-LP4。
与实施例二相比，本实施例的不同之处在于，将常规沸点为265～530℃的馏分FRAC-LP3，送入溶剂油加氢稳定过程B-CR，得到了加氢改性油，回加氢热裂化反应过程BR循环裂化，可降低加氢热裂化反应过程BR的反应热、延长操作周期。
实施例四
基于实施例三，在溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
与实施例三相比，本实施例的不同之处在于，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同，在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR的第一流程点，排出第一供氢溶剂反应产物以得到第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR；
在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR的第一流程点的上游反应区，排出上游加氢反应产物物流以得到第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR。
实施例五
基于实施例三，在溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
与实施例三相比，本实施例的不同之处在于，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同，在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR的第一流程点，排出第一供氢溶剂反应产物以得到第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR；
在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR的第一流程点的下游反应区，排出下游加氢反应产物物流以得到第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR。
实施例六
基于对照例，采用本发明，将加氢热裂化反应过程BR与煤加氢直接液化反应过程AR进行氢气串联二次使用，形成组合流程，将煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含氢气的气体引入煤加氢直接液化反应过程AR中串联使用，有以下几种具体方式：
①分离煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR的中间产物得到富含氢气BMH，至少一部分富含氢气BMH进入煤加氢直接液化反应过程AR中串联使用；
②分离煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR的最终产物BRP得到富含氢气BEH，至少一部分富含氢气BEH进入煤加氢直接液化反应过程AR中串联使用；
③煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR的中间产物为BRMP，至少一部分BRMP进入煤加氢直接液化反应过程AR中串联使用；
④煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR的最终产物为BRP，至少一部分BRP进入煤加氢直接液化反应过程AR中串联使用。
实施例七
基于对照例，采用本发明，将加氢热裂化反应过程BR与煤加氢直接液化反应过程AR进行液相物料串联二次使用，形成组合流程，将煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含常规沸程260～430℃烃馏分的液相产物，引入煤加氢直接液化反应过程AR中串联使用，高芳烃加氢热裂化反应过程BR的催化剂可以被二次使用，有以下几种具体方式：
①在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含常规沸程260～430℃烃馏分的中间液相产物BRMLP，引入煤加氢直接液化反应过程AR；
②在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含常规沸程260～430℃烃馏分的最终液相产物BRLP，引入煤加氢直接液化反应过程AR；
③煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR的中间产物为BRMP，至少一部分BRMP进入煤加氢直接液化反应过程AR中串联使用；
④煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR的最终产物为BRP，至少一部分BRP进入煤加氢直接液化反应过程AR中串联使用。
实施例八
基于对照例，采用本发明，将煤加氢直接液化反应过程AR与加氢热裂化反应过程BR进行物料串联二次使用，形成组合流程，将煤加氢液化反应过程AR所得的富含常规沸程220～430℃烃馏分的富氢气引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应，有以下几种具体方式：
①在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的最终产物分离过程所得的富含常规沸程220～430℃烃馏分的气体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应；
②在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的最终产物分离过程所得的富含常规沸程220～430℃烃馏分的气体冷凝所得富含常规沸程220～430℃烃馏分液体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应；
③在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的中间产物分离过程所得的富含常规沸程220～430℃烃馏分的气体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应；
④在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的中间产物分离过程所得的富含常规沸程220～430℃烃馏分的气体冷凝所得富含常规沸程220～430℃烃馏分液体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
实施例九
基于实施例一，对分离65吨/时的中温煤焦油得到的收率为约5～7％的主要由常规沸点高于530℃的组分组成的重质煤沥青(占中温煤焦油的)进行加氢轻质化利用，用作煤浆配制溶剂油去油煤浆配制过程AM，随油煤浆经过煤加氢直接液化过程AR，在供氢溶剂作用下进行轻质化加氢热裂化反应，转化为气体、液化气、常规沸点低于530℃的馏分油、常规沸点高于530℃的烃组分，其中常规沸点高于530℃的烃组分进入分馏部分AFRAC的减压塔塔底的液化残渣中。
表1 煤直接液化反应过程AR原料煤的性质
表2 煤直接液化反应过程AR溶剂油的性质
表3 煤直接液化反应过程AR的催化剂性质
| 序号 | 项目 | 数据 | 备注 |
| 1 | 活性组分 | 纳米级FeOOH | |
| 2 | 载体 | 部分原料煤 | |
| 3 | 添加量，(Fe/干煤)，wt％ | 1.00 | |
| 4 | 粉煤担载型催化剂的Fe含量，wt％ | 5.6±0.5 | 高锰酸钾滴定法 |
| 5 | 粉煤担载型催化剂的粒度，wt％ | 激光粒度法 | |
| ≤74μm | ≥80 | ||
| ＞74μm | ＜20 | ||
| 6 | 催化剂含水，wt％ | ≤4 | 重量法 |
表4 煤直接液化反应过程AR的助催化剂性质
表5 煤加氢直接液化反应条件汇总表
| 项目 | 数据 |
| 反应总压，MPa | 18～20 |
| 反应氢气分压，MPa | 最小13.0 |
| 平均反应温度，℃ | 430～455 |
| 氢油体积比 | 600～800 |
| 煤液化催化剂 | 纳米级水合氧化铁 |
| 煤液化催化剂添加量，(Fe/干煤)，wt％ | 1.00 |
| 助剂 | 液流 |
| 助剂用量， | S/Fe原子比≥2 |
| 反应空间气相硫化氢体积浓度 | 大于3000PPm |
| 液化反应器的油煤浆表观停留时间(对油煤浆标准状态体积) | 145分钟 |
| 无水无灰基煤的液化率，重量％ | 大于90 |
表6 全馏分中温煤焦油、馏分A、馏分B分析数据
表7 中温煤焦油的馏分C分析数据
| 序号 | 项目 | 馏分C |
| 1 | 硫，％ | 0.40 |
| 2 | 氮，％ | 0.8519 |
| 3 | C/H，％ | 89.1/5.90 |
| 4 | 残炭，％ | 37.8 |
| 5 | 软化点(环球法)/℃ | 106 |
| 6 | 延度(25℃)/cm | 0 |
| 7 | 针入度(25℃)/mm | 3 |
| 8 | 四组分，％ | |
| 9 | 沥青质 | 44.04 |
| 10 | 芳香分 | 7.03 |
| 11 | 饱和分 | 0.66 |
| 12 | 胶质 | 14.82 |
| 13 | 不溶物 | 33.45 |
表8 中温煤焦油蒸馏馏分收率表
| 序号 | 馏分段 | 馏分，℃ | 收率，％ | 65吨/时原料馏分量，吨/时 |
| 1 | 水 | 水 | 4.22 | 2.743 |
| 2 | 馏分A | ＜310℃ | 36.10 | 23.465 |
| 3 | 馏分B | 310℃～500℃ | 47.65 | 30.973 |
| 4 | 馏分C | ＞500℃ | 12.03 | 7.820 |
| 5 | 合计 | 100.00 | 65.000 |
表9 煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR的操作条件。
表10 煤焦油重油的加氢热裂化反应过程BR的产品分布
| 序号 | 物料名称 | ％重量，基于原料BRF | 备注 |
| 1 | 进料方 | ||
| 1.1 | 氢气 | 4.21％ | |
| 1.2 | 原料BRF | 100.00％ | |
| 1.3 | 合计 | 104.21％ | |
| 2 | 出料方 | ||
| 2.1 | 水 | 5.40％ | |
| 2.2 | 气体 | 5.20％ | |
| 2.3 | 石脑油 | 30.25％ | |
| 2.4 | 柴油1 | 14.96％ | |
| 2.5 | 柴油2 | 14.72％ | |
| 2.6 | 蜡油 | 31.48％ | |
| 2.7 | 渣油 | 1.85％ | |
| 2.8 | 壁相焦 | 0.00％ | |
| 2.9 | 液相焦 | 0.35％ | |
| 2.10 | 合计 | 104.21％ |
Claims (54)
1.一种煤加氢液化过程和高芳烃加氢热裂化过程的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，油煤浆ARF进行至少一部分煤加氢液化反应转化为煤加氢液化反应产物ARP；
基于煤加氢液化反应产物ARP的物料用作第一物流ARPX；
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，高芳烃物料BRF进行至少一部分加氢热裂化反应过程BR转化为加氢热裂化反应产物BRP；
基于加氢热裂化反应产物BRP的物料用作第二物流BRPX；
(3)在分离部分S100，第一物流ARPX和第二物流BRPX混合后成为混合物料M100进行分离；
第一物流ARPX和第二物流BRPX的混合方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第一物流ARPX，与第二物流BRPX混合；
②第一物流ARPX经过高芳烃加氢热裂化反应过程BR所得转化物，与第二物流BRPX混合；
③第二物流BRPX经过煤加氢液化反应过程AR所得转化物，与第一物流ARPX混合。
2.根据权利要求1所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，主要由常规沸点为330～530℃的烃组成的高芳烃物料BRF完成至少一部分加氢热裂化反应过程BR转化为反应产物BRP。
3.根据权利要求1所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，主要由常规沸点为330～530℃的烃组成的高芳烃物料BRF完成至少一部分产生低碳数单六元环烃的加氢热裂化反应过程BR转化为反应产物BRP。
4.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，分离混合物料M100得到富氢气物流AMH，至少一部分富氢气物流AMH返回煤加氢液化反应过程AR。
5.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，混合物料M100经换热器冷却降温后进行分离得到富氢气物流AMH，至少一部分富氢气物流AMH返回煤加氢液化反应过程AR。
6.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，分离混合物料M100得到富氢气物流BMH，至少一部分富氢气物流BMH返回高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
7.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(3)在分离部分S100，含有氢气的第一物流ARPX和含有氢气的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100，混合物料M100经换热器冷却降温后进行分离得到富氢气物流BMH，至少一部分富氢气物流BMH返回高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
8.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(3)在分离部分S100，含有ARP中常规液态烃的第一物流ARPX和含有BRP中常规液态烃的第二物流BRPX混合后成为混合物料M100；混合物料M100用作物料FRAC-M100使用；
在分馏部分AFRAC，分离物料FRAC-M100得到窄馏分油品。
9.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，高芳烃物料BRF选自下列物料中的1种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得含油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。
10.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的中间产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的富氢气引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
11.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的最终产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的富氢气引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
12.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的中间产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的气体冷凝所得含常规沸程260～430℃烃馏分液体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
13.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，将煤加氢液化反应过程AR的最终产物分离过程所得的含常规沸程260～430℃烃馏分的气体冷凝所得含常规沸程260～430℃烃馏分液体引入反应过程BR，进行深度加氢热裂化反应。
14.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化过程BRU，将高芳烃加氢热裂化过程BRU排出的至少一部分物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
15.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
16.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的含常规沸程260～430℃烃馏分的物料，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
17.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分含常规沸程260～430℃烃馏分的中间产物BRMP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
18.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分含常规沸程260～430℃烃馏分的最终产物BRP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
19.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分含常规沸程260～430℃烃馏分的中间液相产物BRMLP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
20.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含常规沸程260～430℃烃馏分的最终液相产物BRLP，引入煤加氢直接液化反应过程AR。
21.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，将高芳烃加氢热裂化反应过程BR排出的至少一部分富含氢气的气体引入煤加氢直接液化反应过程AR中。
22.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，基于煤加氢液化反应产物ARP的物料ARPX，是下述的一种或几种：
①物料ARPX，就是产物ARP；
②物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V；
③物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的液体ATHP-L；
④物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V；
⑤物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的液体AMHP-L；
⑥物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V的冷高压分离过程ALHP的气体ALHP-V；
⑦物料ARPX，是产物ARP的热高压分离过程ATHP的气体ATHP-V的中温高压分离过程AMHP的气体AMHP-V的冷高压分离过程ALHP的液体ALHP-L；
⑧物料ARPX，是基于热高压分离过程ATHP的液体ATHP-L和或中温高压分离过程AMHP的液体AMHP-L和或冷高压分离过程ALHP的液体ALHP-L的物料。
23.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，基于高芳烃加氢热裂化反应产物BRP的物料BRPX，是下述的一种或几种：
①物料BRPX，就是产物BRP；
②物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V；
③物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的液体BTHP-L；
④物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V；
⑤物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的液体BMHP-L；
⑥物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V的冷高压分离过程BLHP的气体BLHP-V；
⑦物料BRPX，是产物BRP的热高压分离过程BTHP的气体BTHP-V的中温高压分离过程BMHP的气体BMHP-V的冷高压分离过程BLHP的液体BLHP-L；
⑧物料BRPX，是基于热高压分离过程BTHP的液体BTHP-L和或中温高压分离过程BMHP的液体BMHP-L和或冷高压分离过程BLHP的液体BLHP-L的物料。
24.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(3)在分离部分S100，物料ARPX，与物料BRPX的混合接触方式，是2次逆流接触混合方式。
25.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(3)在分离部分S100，物料ARPX，与物料BRPX的混合接触方式，是多次逆流接触混合方式。
26.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，来自煤加氢直接液化反应产物的分馏部分。
27.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
加氢热裂化反应过程BR的原料BRF，来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油的独立的浅度芳烃加氢饱和过程B-CR。
28.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
加氢热裂化过程BR的原料BRF，来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流去高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
29.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
加氢热裂化过程BR的原料BRF，来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR、第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成相同。
30.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
加氢热裂化过程BR的原料BRF，来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同。
31.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
加氢热裂化过程BR的原料BRF，来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同，在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点，排出第一供氢溶剂反应产物以得到第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR；
在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点的上游反应区，排出上游加氢反应产物物流以得到第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR。
32.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
加氢热裂化过程BR的原料BRF，来自分离煤加氢直接液化反应产物所得馏分油、分离高芳烃加氢热裂化反应产物所得馏分油二者共用的溶剂油加氢稳定过程A-CR；
溶剂油加氢稳定过程A-CR得到供氢溶剂物流，第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR去煤加氢液化反应过程AR，第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR去高芳烃加氢热裂化反应过程BR；
第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR与第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR的烃组成不相同，在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点，排出第一供氢溶剂反应产物以得到第一部分供氢溶剂物流SH-TOAR；
在溶剂油加氢稳定过程A-CR的第一流程点的下游反应区，排出下游加氢反应产物物流以得到第二部分供氢溶剂物流SH-TOBR。
33.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，反应温度为400～465℃，反应器压力为6～30MPa，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％。
34.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，使用的加氢催化剂，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
35.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，煤加氢直接液化催化剂为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
36.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，反应温度为400～465℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0。
37.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，使用的加氢催化剂，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
38.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，加氢催化剂为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
39.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR，为煤加氢液化反应过程AR制备供氢溶剂，溶剂油加氢稳定反应过程A-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物A-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
40.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR，为煤加氢液化反应过程AR制备供氢溶剂，溶剂油加氢稳定反应过程A-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物A-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。
41.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在加氢稳定反应过程B-CR，为煤加氢液化反应过程BR制备原料油BRF，加氢稳定反应过程B-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物B-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：芳碳率为0.20～0.40。
42.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在加氢稳定反应过程B-CR，为煤加氢液化反应过程BR制备原料油BRF，加氢稳定反应过程B-CR使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg；反应产物B-CRP中的常规沸点高于250℃烃类：芳碳率为0.25～0.35。
43.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，使用的煤加氢液化反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床即浆态床；
②沸腾床；
③微膨胀床。
44.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，使用的高芳烃加氢热裂化反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
45.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，溶剂油加氢稳定反应过程A-CR为煤加氢液化反应过程AR制备供氢溶剂；
在溶剂油加氢稳定反应过程A-CR，使用的溶剂油加氢稳定反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
46.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，加氢稳定反应过程B-CR为煤加氢液化反应过程BR制备原料油BRF；
在加氢稳定反应过程B-CR，使用的反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
47.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，石脑油单程转化收率为10～80％。
48.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，石脑油净产率大于35％。
49.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(2)在高芳烃加氢热裂化反应过程BR，石脑油净产率大于50％。
50.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，煤粉的液化转化率液大于80％。
51.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，煤粉的液化转化率液大于85％。
52.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)在煤加氢液化反应过程AR，煤粉的液化转化率液大于90％。
53.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)来自溶剂油加氢稳定反应过程A-CR的高压状态的供氢溶剂物料，进入煤加氢液化反应过程AR。
54.根据权利要求1或2或3所述的组合方法，其特征在于：
(1)来自加氢稳定反应过程B-CR的高压状态的供氢溶剂物料，进入高芳烃加氢热裂化反应过程BR。
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|---|---|---|---|---|
| CN114768833A (zh) * | 2022-03-31 | 2022-07-22 | 中国神华煤制油化工有限公司 | 催化剂油煤浆及其制备方法和煤直接液化的方法及应用 |
Citations (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN1865399A (zh) * | 2006-06-09 | 2006-11-22 | 神华集团有限责任公司 | 煤直接液化起始溶剂的制备方法 |
| CN105623703A (zh) * | 2016-01-19 | 2016-06-01 | 何巨堂 | 一种碳氢料加氢反应三相产物的热高压分离气体脱尘方法 |
| CN106433775A (zh) * | 2016-12-20 | 2017-02-22 | 煤炭科学技术研究院有限公司 | 一种煤油共炼方法及其装置 |
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