CN109456794A

CN109456794A - 含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法

Info

Publication number: CN109456794A
Application number: CN201811521806.XA
Authority: CN
Inventors: 何巨堂
Original assignee: Luoyang Rui Hua New Energy Technology Development Co Ltd
Current assignee: Luoyang Rui Hua New Energy Technology Development Co Ltd
Priority date: 2018-12-07
Filing date: 2018-12-07
Publication date: 2019-03-12

Abstract

含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法，适用于使用高加氢活性的分散性钼基催化剂的劣质重油BRF的悬浮床加氢反应过程BRA的产物BRAP的后续氢耗量低的低氢油比的补充加氢精制反应过程BRK，得到热稳定性更高的液相产物BRK‑LP；作为BRP的热高分器，分出含馏分油气体避免其过度热裂化可提高烃油收率，分出非氢气气体可提高BRK的氢气分压，分出极性气体可提高BRK的催化剂活性，低氢油比操作可提高BRK的液相分率、提高反应的均一性、降低BRK反应空间体积；作为BRK‑LP的脱气热高分器，因夹带气体量小、脱气时间短，可降低热缩合反应数量；三合一“分离、反应、分离”组合设备，可显著降低投资。

Description

含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法

技术领域

本发明涉及含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法，适用于使用高加氢活性的分散性钼基催化剂的劣质重油BRF的悬浮床加氢反应过程BRA的产物BRAP的后续氢耗量低的低氢油比的补充加氢精制反应过程BRK，得到热稳定性更高的液相产物BRK-LP；作为BRP的热高分器，分出含馏分油气体避免其过度热裂化可提高烃油收率，分出非氢气气体可提高BRK的氢气分压，分出极性气体可提高BRK的催化剂活性，低氢油比操作可提高BRK的液相分率、提高反应的均一性、降低BRK反应空间体积；作为BRK-LP的脱气热高分器，因夹带气体量小、脱气时间短，可降低热缩合反应数量；三合一“分离、反应、分离”组合设备，可显著降低投资；补充加氢精制反应过程BRK分路输入氢气，效果更佳；本发明逆流反应器与上游悬浮床反应器串联构成了2级或多级反应系统。

背景技术

本发明所述加氢精制反应过程，至少包括下列反应：

选项1，有机硫的加氢脱硫反应；

选项2，有机氮的加氢脱氮反应；

选项3，有机氧的加氢脱氧反应；

选项4，有机金属的加氢脱金属反应；

选项5，芳烃的加氢部分饱和反应，或芳烃的加氢饱和反应；

选项6，烯烃的加氢饱和反应，或烯烃的加氢部分饱和反应。

本发明所述加氢热裂化反应过程，至少包括产生热裂化自由基的烃类热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应。

本发明所述悬浮床加氢反应过程，指的是反应过程的液相中存在分散颗粒加氢催化剂的加氢操作方法，反应过程的主体液相的流动方式，可以是主体液相上流式、主体液相下流式、主体液相上流式但是存在下行内环流、主体液相上流式但是存在强制液相回流等任意合适方式。

本发明所述悬浮床加氢反应过程，不排除悬浮床加氢反应过程的同时发生其它类型的反应，因此，本发明所述悬浮床加氢反应过程也包含既使用悬浮床加氢反应器又使用沸腾床加氢反应器的加氢反应过程，也包含使用悬浮床与沸腾床的组合式加氢反应器的加氢反应过程。

本发明所述悬浮床加氢反应过程，其气相的主体流动方式，可以是与主体液相流向同向的并流式、与主体液相流向逆向的逆流式等任意合适方式。

本发明所述悬浮床加氢反应过程，液相中存在的分散颗粒加氢催化剂的主体流动方式是随液体流动，这样加氢催化剂颗粒的流动方式，可能存在上行流、下行流、回流等多种方式，甚至于结焦长大后的催化剂颗粒会沉积在液料上流式反应器底部，这样液料上流式反应器底部需要设置通常为间断操作的排出大颗粒固体的排料系统。

本发明所述高芳烃料BRF，可以是包含常规沸点为350～650℃的富含双环芳烃或和多环芳烃的高芳碳率烃类并可以含有固体颗粒的含烃物料，可以是轻质蜡油(主要由常规沸点为350～470℃的烃组成)、重质蜡油(主要由常规沸点为450～570℃的烃组成)、减压渣油(主要由常规沸点高于530℃的烃组成)中的一种或几种的混合油，如石油基稠油的重蜡油、重油催化裂化产物蜡油(重循环油、澄清油)、重油焦化装置重蜡油、碳氢料加氢热裂化产生的双环芳烃和多环芳烃含量高的重蜡油、煤焦油重油的蒸馏油或萃取油。

本发明所述高芳烃轻蜡油BRF-LAVGO，是主要由常规沸点为350～470℃的烃组成的富含双环芳烃或和多环芳烃且可以含有固体颗粒的蜡油，如重油催化裂化产物轻蜡油(重循环油、澄清油)、重油焦化装置轻蜡油、煤焦油重油的蒸馏油或萃取油。

本发明所述高芳烃重蜡油BRF-HAVGO，是主要由常规沸点为470～570℃的烃组成的富含双环芳烃或和多环芳烃且可以含有固体颗粒的蜡油，如重油催化裂化产物重蜡油(重循环油、澄清油)、重油焦化装置重蜡油、碳氢料加氢热裂化产生的富含双环芳烃和多环芳烃的重蜡油、煤焦油重油的蒸馏油或萃取油。

本发明所述高芳烃重蜡油BRF-HAVGO，可以是煤加氢直接液化反应过程或油煤共炼加氢反应过程或重油加氢热裂化反应过程(主要指悬浮床加氢热裂化反应过程)、重油催化裂化产物、重油焦化生成油中的常规沸点通常为450～590℃、一般为470～570℃的烃组成的富含双环芳烃或和多环芳烃的烃组分组成的分馏馏分，作为分馏过程流出物，当基本不含固体颗粒且芳碳率较高(结焦值较高)时，虽然可以采用固定床加氢改性反应过程进行加工但是成本高(催化剂运转周期短)，可以采用沸腾床加氢改质反应过程进行加工但是成本高，也可以采用悬浮床加氢反应方式进行加工。当含有固体颗粒时，通常不宜采用固定床加氢改性反应过程进行加工，可以采用沸腾床加氢改质反应过程进行加工但是投资高、催化剂消耗成本高，而采用本发明的上流式膨胀床加氢反应方式进行加工则成本很低。

本发明所述高芳烃轻渣油BRF-LRVGO，是主要由常规沸点为530～650℃的烃组成的富含双环芳烃或和多环芳烃且可以含有固体颗粒的渣油，可以是减压渣油的溶剂脱沥青油，如石油减压渣油的溶剂脱沥青油、煤焦油重油的溶剂脱沥青油；高芳烃轻渣油BRF-LRVGO，当基本不含固体颗粒且芳碳率较高(结焦值较高)时，难以采用固定床加氢改性反应过程进行加工(比如催化剂运转周期很短或使用量大导致设备投资很高)但是成本高，可以采用沸腾床加氢改质反应过程进行加工但是成本高，也可以采用悬浮床加氢反应方式进行加工。当含有固体颗粒时，通常不宜采用固定床加氢改性反应过程进行加工，可以采用沸腾床加氢改质反应过程进行加工但是投资高、催化剂消耗成本高，而采用本发明的上流式悬浮床加氢反应方式进行工艺加工则成本很低。

本发明所述高芳烃重渣油BRF-HRVGO，主要由常规沸点为高于530℃的烃组成，通常包含530～650℃的烃组分且含有沸点更高或者说分子量更大的烃分子或分子集团如胶沥青质，具有氢含量低、易于热缩合生焦的特性，可以是减压渣油的溶剂萃取脱油后的脱油沥青油，如石油减压渣油的脱油沥青油、煤焦油重油的脱油沥青油；高芳烃重渣油BRF-HRVGO，当基本不含固体颗粒且芳碳率较高(结焦值较高)时，也难以采用固定床加氢改性反应过程进行加工(比如催化剂运转周期很短或使用量大导致设备投资很高)但是成本高，可以采用沸腾床加氢改质反应过程进行加工但是投资极高、催化剂消耗成本极高，也可以采用悬浮床加氢反应方式进行加工。当含有固体颗粒时，通常不宜采用固定床加氢改性反应过程进行加工，可以采用沸腾床加氢改质反应过程进行加工但是投资极高、催化剂消耗成本极高，而采用本发明的上流式悬浮床加氢反应方式进行工艺加工则成本很低。

因此，本发明所述高芳烃料BRF，可以是芳烃轻蜡油BRF-LAVGO、高芳烃重蜡油BRF-HAVGO、高芳烃轻渣油BRF-LRVGO、高芳烃重渣油BRF-HRVGO中的一种或几种的混合油，可以含有固体颗粒，可以在包含上述组分的同时含有其它组分如氢气。

本发明所述前置加氢反应过程BRA，可发生以加氢热裂化反应为主的加氢热裂化反应，希望反应物大分子热裂化为碳原子数更少的至少2个小分子，目标反应是降低产物的分子量、降低密度、提高氢含量，同时，一般还发生一定量的加氢精制性反应，降低原料芳碳率或和脱除至少一部分有机杂质如硫、氮、氧、金属，通常大部分氢耗用于加氢热裂化反应；加氢热裂化反应，包括产生自由基的热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应，通常同时可能会发生部分加氢裂化反应，也可能会发生部分热缩合反应如生焦反应。

本发明所述前置加氢反应过程BRA，可发生以加氢精制反应为主的加氢反应，希望反应物碳原子数几乎不变、环状结构不变，目标反应是降低至少一部分芳碳率或和脱除至少一部分有机杂质如硫、氮、氧、金属，通常大部分氢耗用于加氢精制反应，但是，通常可能会发生部分加氢热裂化反应或热裂化反应或热裂化自由基的加氢稳定反应，也可能会发生部分热缩合反应如生焦反应。

本发明所述以加氢精制反应为主的反应过程BRA或BRK，为了抑制过度的热裂化反应(引发热缩合反应)，通常希望尽可能降低反应温度，因此，通常使用加氢精制反应功能强的加氢催化剂如高分散钼基催化剂，也可以使用供氢烃。

本发明所述以加氢精制反应为主的反应过程BRA或BRK，为了抑制热缩合反应，反应过程通常希望提供更多的活性氢，因此，通常使用加氢精制反应功能强的加氢催化剂如高分散钼基催化剂，可用供氢烃BRDS或和稀释烃BRPPS。

本发明所述含高沸点烃组分HAC的物料BRF，可以是1个来源的一路烃油，可以是2个来源的2路烃油或多个来源的多路烃油或者它们的混合油；由于本发明可以采用上流式膨胀床反应方式进行高芳烃料BRF的加氢精制反应，因此，允许高芳烃料BRF含有一定数量的固体、夹带一定量的胶质、沥青质，也就是说，高芳烃料BRF可以含有大量高芳烃重渣油BRF-HRVGO组分，如此，适用于高芳烃渣油组分的加氢精制反应过程以提高其质量和价值，比如应用于高温煤沥青中萃取出的轻质沥青的加氢改性反应过程时，可以得到适宜加氢深度(芳烃部分加氢饱和深度、加氢脱硫深度、加氢脱氮深度)的氢化沥青，用作生产优质碳纤维或针状焦或其它功能碳材料的原料。

以减压渣油的悬浮床加氢热裂化反应过程为例，在发生高效的加氢热裂化反应的过程中，通常难以保证热裂化自由基的全部及时加氢稳定，对于加氢热裂化生成油，为了在抑制热裂化反应的条件下进行以加氢精制性反应为主的补充加氢精制反应过程；为了提高补充加氢精制反应过程效率，就需要建立降低温度、提高氢气分压、提高催化剂效率(降低有害于催化剂活性的极性杂质化合物的浓度)的热力学反应条件，形成经济型加氢工艺，是一个具有普遍意义的技术问题。

比如，以减压渣油的悬浮床加氢热裂化反应过程为例，在发生高效的加氢热裂化反应的过程中，通常难以保证热裂化自由基的全部及时加氢稳定，因此，必然产生少量直链结构烯烃、环烯烃、芳基烯烃、沥青烯、前沥青烯中的一种或几种，这些组分的热稳定性较差并倾向于热缩合生成胶状产物，需要适宜的烯烃加氢饱和反应来降低生成油的烯烃浓度、降低其热反应活性，提高生成油的热安定性，利于生成油的减压分馏、长期储存；由于少量烯烃加氢过程的氢气耗量很低，因此，如何经济地最大限度降低烯烃浓度，形成经济型加氢工艺，是一个具有普遍意义的技术问题。

本发明的基本设想是：含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法，适用于使用高加氢活性的分散性钼基催化剂的劣质重油BRF的悬浮床加氢反应过程BRA的产物BRAP的后续氢耗量低的低氢油比的补充加氢精制反应过程BRK，得到热稳定性更高的液相产物BRK-LP；作为BRP的热高分器，分出含馏分油气体避免其过度热裂化可提高烃油收率，分出非氢气气体可提高BRK的氢气分压，分出极性气体可提高BRK的催化剂活性，低氢油比操作可提高BRK的液相分率、提高反应的均一性、降低BRK反应空间体积；作为BRK-LP的脱气热高分器，因夹带气体量小、脱气时间短，可降低热缩合反应数量；三合一“分离、反应、分离”组合设备，可显著降低投资；补充加氢精制反应过程BRK分路输入氢气，效果更佳；本发明逆流反应器与上游悬浮床反应器串联构成了2级或多级反应系统。

实际上，应用于含重烃料的悬浮床加氢热裂化反应过程时，本发明的补充加氢精制反应过程BRK使用的逆流反应器BRK-NLE，可以同时具有以下多种功能：

①逆流反应器BRK-NLE的上部物料脱气室，是上游反应产物的脱气室，有热高分器功能；

②逆流反应器BRK-NLE的反应段，是上游反应液相产物的逆流反应段，有反应器功能；

③逆流反应器BRK-NLE的反应段，是上游反应器液相产物的逆流氢气汽提段，有汽提塔功能，特别是上部反应段采用较大氢油比操作时，效果更佳；

④逆流反应器BRK-NLE的反应段，是上游反应器液相产物的逆流反应段，中下部反应段采用低氢油比操作时，液相分率更高，效果更佳；

⑤逆流反应器BRK-NLE的底部液料产物脱气室，具有热高分器功能。

本发明，可以应用于新建装置或已有装置改造。

与本发明类似的技术方案未见报道。

本发明目的在于提出含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法，补充加氢精制反应过程BRK使用逆流反应器，可构成含重烃料的两级或多级加氢反应方法，适合于减压渣油的加工。

发明内容

本发明含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法，其特征在于：

高沸点烃组分HAC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；

含高沸点烃组分HAC的物料BRF，经过加氢反应过程BR；

(1)加氢反应过程BR，包括前置加氢反应过程BRA和补充加氢反应过程BRK；

①在前置加氢反应过程BRA，在存在氢气、液相烃、固体颗粒加氢催化剂同时可能存在稀释烃或和可能存在供氢烃的混相物料条件下，含高沸点烃组分HAC的物料BRF进行前置加氢反应BRA-R得到前置加氢反应产物BASE-BRA-P；前置加氢反应产物BASE-BRA-P中含有至少一部分不饱和烃或和有机硫或和有机氮或和有机氧或和有机金属；前置加氢反应产物BASE-BRA-P中可能含有至少一部分烯烃；

在前置加氢反应过程BRA，至少使用一台悬浮床加氢反应器；在悬浮床加氢反应器内的液相中，可能存在主体工作形态为二硫化钼MoS2的钼基分散性颗粒加氢催化剂；

含高沸点烃组分HAC的物料BRF，是包含常规沸点高于450℃的高沸点烃组分HAC的物料；

含高沸点烃组分HAC的物料BRF，包含常规液态烃原料BRF-L，可能包含固体颗粒原料BRF-S；

前置加氢反应BRA-R，可能包含至少一部分高沸点烃组分HAC的加氢芳烃部分饱和反应或和至少一部分加氢脱硫反应或和至少一部分加氢脱氧或和至少一部分加氢脱氮反应或和至少一部分加氢脱金属反应，可能包含至少一部分高沸点烃组分HAC的加氢热裂化反应即产生自由基的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，可能包含至少一部分高沸点烃组分HAC的加氢裂化反应，可能包含至少一部分高沸点烃组分HAC的热缩合反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料BRF-S的加氢反应；

前置加氢反应BRA-R的加氢精制反应，包含不饱和烃的加氢饱和反应或和含杂质烃的加氢氢解反应；

前置加氢反应过程BRA，使用加氢反应器BRA-E，使用至少一台上流式悬浮床加氢反应器BRA-SLE，使用加氢催化剂BRA-C，使用的上流式加氢反应器BRA-SLE的反应空间有催化剂进入、催化剂排出；

可能有部分前置加氢反应产物BASE-BRA-P沉积或停留或循环于加氢反应器BRA-E内部空间；

前置加氢反应产物BASE-BRA-P，为含有氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的至少包含气相或和液相的物料；

基于前置加氢反应产物BASE-BRA-P的物料用作前置加氢反应流出物BRA-P；

前置加氢反应流出物BRA-P用于排出前置加氢反应产物BASE-BRA-P，为含有氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的至少包含气相或和液相的混相物料；

前置加氢反应流出物BRA-P，以1路或2路或多路物料BRA-PX的形式出现，不同的BRA-PX物流的组成和相态相同或不同；

前置加氢反应过程BRA，可能包含2个或多个串联操作的子加氢反应区BRA-1、BRA-2等，此时，基于上游子加氢反应区的反应流出物的包含至少一部分常规液态烃的物流进入下游相邻子加氢反应区，前置加氢反应过程BRA的第一子加氢反应区BRA-1得到反应流出物BRA-1P，基于反应流出物BRA-1P的包含至少一部分加氢生成油BRA-1PO的物流BRA-1PX进入前置加氢反应过程BRA的第二子加氢反应区BRA-2，最后一个子加氢反应区的反应流出物作为前置加氢反应流出物BRA-P使用；

基于前置加氢反应流出物BRA-P的包含至少一部分常规液态烃的物流，用作补充加氢反应过程BRK的含液相烃的可能含不饱和烃组分的原料BRK-FEED；

原料BRK-FEED，包含常规沸点高于450℃的烃组分HAC的加氢转化物；

原料BRK-FEED，可能包含固体颗粒原料BRK-FEEDS；

②在补充加氢反应过程BRK，在存在氢气、液相烃、固体颗粒加氢催化剂同时可能存在稀释烃或和可能存在供氢烃混相物料条件下，原料BRK-FEED进行补充加氢反应BRK-R得到补充加氢反应产物BASE-BRK-P；补充加氢反应产物BASE-BRK-P中烃类的不饱和烃浓度，低于前置加氢反应产物BASE-BRA-P中烃类的不饱和烃的浓度；补充加氢反应产物BASE-BRK-P中烃类的烯烃的浓度，低于前置加氢反应产物BASE-BRA-P中烃类的烯烃的浓度；

补充加氢反应BRK-R，包含原料BRK-FEED中至少一部分烃组分的加氢精制反应，可能包含原料BRK-FEED中至少一部分烃组分HAC的烯烃加氢饱和反应，可能包含原料BRK-FEED中至少一部分烃组分的加氢热裂化反应；

补充加氢反应BRK-R的加氢精制反应，包含不饱和烃的加氢饱和反应或和含杂质烃的加氢氢解反应；

补充加氢反应过程BRK，使用加氢反应器BRK-E，使用至少一台逆流加氢反应器BRK-NLE并使用使用加氢催化剂BRK-C，使用的逆流加氢反应器BRK-NLE的反应空间有催化剂进入、催化剂排出；

可能有部分补充加氢反应产物BASE-BRK-P沉积或停留或循环于加氢反应器BRK-E内部空间；

补充加氢反应产物BASE-BRK-P，为含有氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的至少包含气相或和液相的混相物料；

基于补充加氢反应产物BASE-BRK-P的物料用作补充加氢反应流出物BRK-P；

补充加氢反应流出物BRK-P用于排出补充加氢反应产物BASE-BRK-P，为含有氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的至少包含气相或和液相的混相物料；

补充加氢反应流出物BRK-P，以1路或2路或多路物料BRK-PX的形式出现，不同BRK-PX物流的组成和相态相同或不同；

补充加氢反应过程BRK的反应空间，可能包含2个或多个串联操作的子加氢反应区，此时，基于上游子加氢反应区的反应流出物的包含至少一部分常规液态烃的物流进入下游相邻子加氢反应区，补充加氢反应过程BRK的第一子加氢反应区BRK-1得到反应流出物BRK-1P，基于反应流出物BRK-1P的包含至少一部分加氢生成油BRK-1PO的物流BRK-1PX进入补充加氢反应过程BRK的第二子加氢反应区BRK-2，最后一个子加氢反应区的反应流出物作为补充加氢反应流出物BRK-P使用；

补充加氢反应过程BRK，使用的逆流床加氢反应器BRK-NLE，包括底部壳体、主体筒节、顶部壳体，反应器壳体设置至少包含可能含有固体的液相的进料BRK-NLE-LF的进料口BRK-NLE-LFN、设置至少包含氢气的气相的进料BRK-NLE-VF的进料口BRK-NLE-VFN、上部气体产品BRK-NLE-VP的出口BRK-NLE-VPN、可能含有固体的下部液体产品BRK-NLE-LP的出口BRK-NLE-LPN；进料口BRK-NLE-LFN的位置，位于进料口BRK-NLE-VFN的位置的上方；

在反应器BRK-NLE内部，基于物料BRK-NLE-LF的液体进行下行流动，基于物料BRK-NLE-VF的气体进行上行流动，上行气体与下行液体逆流接触的反应区称为主体反应空间BRK-NLE-RV2；

在反应器BRK-NLE内，在主体反应空间BRK-NLE-RV2之上存在气体脱液区BRK-NLE-RV1，在主体反应空间BRK-NLE-RV2之下存在液体脱气区BRK-NLE-RV3；

在反应器BRK-NLE的主体反应空间中，主体流向上行的进料气体与主体流向下行的可能含有固体的进料液料逆流接触进行加氢反应，可能含有固体的下部液料产物BRK-NLE-LP排出反应器BRK-NLE，上部气体产物BRK-NLE-VP排出反应器BRK-NLE。

本发明，通常，(1)加氢反应过程BR，包括前置加氢反应过程BRA和补充加氢反应过程BRK；

在加氢反应过程BR，使用的加氢催化剂至少包含金属钼Mo元素，金属钼Mo在加氢反应过程BR的主体工作形态为二硫化钼MoS2。

②在补充加氢反应过程BRK，包含至少1个反应段，使用至少一台逆流床加氢反应器BRK-NLE；

逆流床加氢反应器BRK-NLE，包括底部壳体、主体筒节、顶部壳体，反应器壳体设置位于中上部的至少包含可能含有固体的液料的上部进料BRK-NLE-LF的进料口BRK-NLE-LFN、设置位于中下部的至少包含气体的下部进料BRK-NLE-VF的进料口BRK-NLE-VFN、上部气体产品的出口BRK-NLE-VPN、可能含有固体的下部液体产品的出口BRK-NLE-LPN。

本发明，(1)加氢反应过程BR，包括前置加氢反应过程BRA和补充加氢反应过程BRK；

反应器BRK-NLE的工作方式，可以选自下列选项中的1种或几种：

选项1，在反应器BRK-NLE的主体反应空间中，加入1路含氢气的至少包含气相的进料，与下行液料逆流接触；

选项2，在反应器BRK-NLE的主体反应空间中，在高度不同的位置加入2路含氢气的至少包含气相的进料，与下行液料逆流接触；

选项3，在反应器BRK-NLE的主体反应空间中，在高度不同的位置加入多路含氢气的至少包含气相的进料，与下行液料逆流接触；

选项4，在反应器BRK-NLE内的上部气相空间中，设置气体产物的洗涤脱尘设施；

选项5，在反应器BRK-NLE内的上部气相空间中，设置冷凝冷却设施冷却气体，产生的凝液流回反应器BRK-NLE的主体反应空间；

选项6，在反应器BRK-NLE内的上部气相空间中，设置冷凝冷却设施冷却气体，产生的凝液与反应器BRK-NLE内的上部气相空间中的气相接触后流回反应器BRK-NLE的主体反应空间；

选项7，在反应器BRK-NLE的主体反应空间中，可能含有固体的液料的进料BRK-NLE-LF，分2路或多路子进料从主体反应空间的不同高度的位置进入主体反应空间中。

选项1，在反应器BRK-NLE的主体反应空间中，加入1路含氢气的至少包含气相的进料，与下行液料逆流接触，主反应区的氢油体积比为0.01∶1～200∶1；

位于上部氢气进料口以上的主反应区的氢油体积比为500∶1～2000∶1；

上部的氢气进料口以下、下部氢气进料口以上的主反应区的氢油体积比为0.01∶1～50∶1。

①在前置加氢反应过程BRA，前置加氢反应BRA-R可以主要为加氢精制反应。

①在前置加氢反应过程BRA，前置加氢反应BRA-R可以主要为加氢热裂化反应。

①在前置加氢反应过程BRA，前置加氢反应产物BASE-BRA-P中含有至少一部分烯烃；

在前置加氢反应过程BRA，至少使用一台悬浮床加氢反应器；在悬浮床加氢反应器内的液相中，存在主体工作形态为二硫化钼MoS2的钼基分散性颗粒加氢催化剂；

前置加氢反应过程BRA，可以包含串联操作的前置加氢反应过程BRA前部反应段BRA-A和前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B；

(a)在前置加氢反应过程BRA前部反应段BRA-A，在存在氢气、液相烃、固体颗粒加氢催化剂同时可能存在稀释烃或和可能存在供氢烃的混相物料条件下，含高沸点烃组分HAC的物料BRF进行包含加氢精制反应的前部加氢反应BRA-AR得到前部加氢反应产物BASE-BRA-AP；

在前部加氢反应过程BRA-A，BRF发生至少一部分加氢脱残炭反应，前部加氢反应产物BASE-BRA-AP中常规沸点高于450℃的烃组分的残炭值低于含高沸点烃组分HAC的物料BRF中常规沸点高于450℃的烃组分的残炭值；

前部加氢反应BRA-AR，在液相反应为主的条件下进行，至少一部分多环芳烃组分HD发生的多环芳烃的部分加氢饱和反应BRA-A-HD-HDAR使至少一部分多环芳烃组分HD的芳碳率降低转化为低芳碳率烃组分，使至少一部分多环芳烃组分HD的芳环被饱和形成亚甲基桥键，前部加氢反应产物BASE-BRA-AP中常规沸点高于450℃的烃组分的芳碳率低于物料BRF中常规沸点高于450℃的烃组分的芳碳率；

前部加氢反应BRA-AR，使用上流式加氢反应器BRA-AE，可能使用加氢催化剂BRA-AC；前部加氢反应过程BRA-A使用加氢催化剂BRA-AC时，使用的上流式加氢反应器BRA-AE的反应空间有催化剂进入、催化剂排出；

可能有部分前部加氢反应产物BASE-BRA-AP沉积或停留或循环于加氢反应器BRA-AE内部空间；

前部加氢反应产物BASE-BRA-AP，为含有氢气、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的物料；

基于前部加氢反应产物BASE-BRA-A的物料用作前部加氢反应流出物BRA-AP；

BRA-AP用于排出BASE-BRA-AP，为含有氢气、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的物料；

BRA-AP，以1路或2路或多路物料BRA-APX的形式出现，不同BRA-APX物流的组成和相态相同或不同；

基于BRA-AP的含有BRA-AP中烃油的物流BRA-AP-XO-TOBRA-B进入前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，包含常规沸点高于450℃的烃组分HAC的高芳碳烃料；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，可能包含固体颗粒原料BRA-AP-XO-TOBRA-BS；

(b)在前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B，在存在氢气、液相烃、固体颗粒加氢催化剂同时可能存在稀释烃或和可能存在供氢烃的混相物料条件下，物流BRA-AP-XO-TOBRA-B进行包含加氢热裂化反应的后部加氢反应BRA-BR得到后部加氢反应产物BASE-BRA-BP；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，包含常规沸点高于450℃的烃组分HAC；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，包含常规液态烃原料BRA-AP-XO-TOBRA-BL，可能包含固体颗粒原料BRA-AP-XO-TOBRA-BS；

后部加氢反应BRA-BR，包含至少一部分常规液态烃原料BRA-AP-XO-TOBRA-BL中烃组分HAC的加氢热裂化反应，可能包含至少一部分常规液态烃原料BRA-AP-XO-TOBRA-BL中烃组分HAC的加氢精制反应；

后部加氢反应BRA-BR的加氢精制反应包含不饱和烃的加氢饱和反应或和含杂质烃的加氢氢解反应；

前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B，使用上流式加氢反应器BRA-BE，可能使用加氢催化剂BRA-BC；前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B使用加氢催化剂BRA-BC时，使用的上流式加氢反应器BRA-BE的反应空间有催化剂进入、催化剂排出；

可能有部分后部加氢反应产物BASE-BRA-BP沉积或停留或循环于加氢反应器BRA-BE内部空间；

后部加氢反应流出物BRA-BP，用于排出后部加氢反应产物BASE-BRA-BP，为含有氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的至少包含气相或和液相的混相物料；

后部加氢反应流出物BRA-BP，以1路或2路或多路物料BRA-BPX的形式出现，不同BRA-BPX物流的组成和相态相同或不同；

基于后部加氢反应产物BASE-BRA-BP的物料用作前置加氢反应产物BASE-BRA-P；

基于前置加氢反应产物BASE-BRA-P的物料用作前置加氢反应流出物BRA-P。

(a)在前置加氢反应过程BRA前部反应段BRA-A，在存在氢气、液相烃、固体颗粒加氢催化剂同时可能存在稀释烃或和可能存在供氢烃的混相物料条件下，含高沸点烃组分HAC的物料BRF进行包含浅度加氢热裂化反应的前部加氢反应BRA-AR得到前部加氢反应产物BASE-BRA-AP；

前部加氢反应BRF-AR，包含至少一部分液态烃原料BRF-L中常规沸点高于530℃的烃组分VD的加氢热裂化反应BRA-A-VD-HCR，以重量计算的加氢热裂化反应BRA-A-VD-HCR的大部分产物是常规沸点介于300～530℃的烃组分；

前置加氢反应过程BRA前部反应段BRA-A的至少一部分中间液相产物或至少一部分最终液相产物，返回通过上游的前置加氢反应过程BRA前部反应段BRA-A的反应空间，与物料BRF或物料BRF的中间反应产物接触；

基于前部加氢反应产物BASE-BRA-AP的物料用作前部加氢反应流出物BRA-AP；

基于BRA-AP的含有BRA-AP中烃油的物流BRA-AP-XO-TOBRA-B进入后部前置加氢反应过程BRA-B；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，可能包含固体颗粒原料BRA-AP-XO-TOBRA-BS；

(b)在前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B，在存在氢气、液相烃、固体颗粒加氢催化剂同时可能存在稀释烃或和可能存在供氢烃的混相物料条件下，物流BRA-AP-XO-TOBRA-B进行包含深度加氢热裂化反应的后部加氢反应BRA-BR得到后部加氢反应产物BASE-BRA-BP；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，包含常规沸点高于450℃的烃组分HAC；

前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B的反应空间，按照下述原则划分子加氢反应区：每出现1个裂化中间液体产物循环的起始点，则形成1次子加氢反应区的分界点，因此，存在N个裂化中间液体产物循环的起始点，则形成N次子加氢反应区的分界点，则存在“M＝N+1”个子加氢反应区BRA-BX，X＝1～(N+1)；N≥2；

前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B的反应空间，分为2个或多个串联操作的子加氢反应区，在最后1个子加氢反应区BRA-BM之前的至少1个子加氢反应区的热高压分离过程BRA-BXMP-THPS得到的裂化中间液体产物循环物流BRA-BXMP-LR返回前置加氢反应过程BRA的前部反应段BRA-A与加氢催化剂BRA-AC接触发生至少一部分加氢饱和反应；

在前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B，包含上游子加氢反应区常规液态烃产物的物流，进入串联操作的相邻的下游子加氢反应区；

本发明，通常，含高沸点烃组分HAC的物料BRF，选自下列物料中的一种或几种：

选项1，胶状沥青状组分含量高的烃油；

选项2，灰分含量高的烃油；

选项3，易结焦组分含量高的烃油；

选项4，高温易反应物含量高的烃油；

选项5，高芳碳率的烃油。

本发明，含高沸点烃组分HAC的物料BRF，可以选自下列物料中的一种或几种：

选项1，基于低温煤焦油的烃料，为低温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；

选项2，基于中温煤焦油的烃料，为中温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；

选项3，基于高温煤焦油的烃料，为高温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；

选项4，基于煤加氢直接液化产品油的烃料，为煤加氢直接液化制油过程所得油品或其萃取油或其热加工过程所得油品，煤加氢直接液化制油过程包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；

选项5，基于石油基重油的烃料，为石油基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；

选项6，基于页岩油的烃料，页岩油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；

选项7，基于石油砂基重油的烃料，为石油砂基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；

选项8，乙烯裂解焦油的加氢过程；

选项9，其它胶质重量含量高于15％或和沥青质重量含量高于5.0％的烃油。

①前置加氢反应过程BRA，前置加氢反应BRA-R可以选自下列中的1种或几种：

选项1，有机硫的加氢脱硫反应；

选项2，有机氮的加氢脱氮反应；

选项3，有机氧的加氢脱氧反应；

选项4，有机金属的加氢脱金属反应；

选项5，芳烃的加氢部分饱和反应或芳烃的加氢饱和反应；

选项6，产生热裂化自由基的烃类热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应；

选项7，烃类的加氢裂化反应。

①在前置加氢反应过程BRA，使用至少1台加氢反应器BRA-XE，操作方式可以选自下列的1种或几种：

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；

选项2，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器BRA-XE原料进口的沸腾床反应器；

选项3，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器BRA-XE原料进口的悬浮床反应器；

选项4，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器BRA-XE原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项5，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器BRA-XE原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项6，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器BRA-XE原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项7，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器BRA-XE原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项8，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；

选项9，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；

选项10，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器BRA-XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；

选项11，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器BRA-XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；

选项12，反应器BRA-XE，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器BRA-XE原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；

选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；

选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；

选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流；

选项17，气液逆流反应器；

选项18，液料产物循环式气液逆流反应器。

加氢反应过程BR，包含2个或多个反应段，其中反应段之间存在可能含固体的液料的串联流动，以可能含固体的液料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式，可以选自下述方式的1种或几种：

选项1，液料串联、氢气顺流的气液并流串联反应过程；

选项2，液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

选项3，液料串联、氢气并联操作的反应过程；

选项4，液料串联、有氢气逆流操作步骤的反应过程。

①在前置加氢反应过程BRA，反应段排出可能含固体的液料产物的方式，可以选自下述方式的1种或几种：

选项1，自反应段反应产物的气液分离过程排出，通常从热高压分离器下部排出；

选项2，自反应段的最后反应器中排出；

选项3，自反应器内的集液杯经导流管排出；

选项4，自反应器内的集液杯经导流管排出的一次液料产物，经过旋流分离步骤脱出至少部分气泡后成为一次脱气浆液产物。

本发明，通常，(2)在回收过程SR，分离回收加氢反应过程BR的反应流出物BR-ENDP，得到体积上主要由氢气组成的富氢气气体SRV和主要由常规液态烃组成的可能含有固体颗粒的液体物流SRL，至少一部分富氢气气体SRV进入加氢反应过程BR作为富氢气SRV-RH二次使用；

所述加氢反应过程BR的反应流出物BR-ENDP，指的是由加氢反应过程BR排出的物料，BR-ENDP的排出点，可能是前置加氢反应过程BRA或和补充加氢反应过程BRK；

所述至少一部分富氢气SRV-RH二次使用，指的是循环氢气SRV-RH返回加氢反应过程BR的返回点，可能是前置加氢反应过程BRA或和补充加氢反应过程BRK；

所述加氢反应过程BR的反应流出物BR-ENDP，以1路或2路或多路物料BR-ENDP的形式出现，不同BR-ENDP物流的组成和相态相同或不同。

①在前置加氢反应过程BRA，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的芳碳率的降低幅度绝对值，可以选自下述方式的1种：

选项1，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的芳碳率的降低幅度，大于0.05；

选项2，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的芳碳率的降低幅度，大于0.15；

选项3，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的芳碳率的降低幅度，大于0.25；

选项4，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的芳碳率的降低幅度，大于0.45；

选项5，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的芳碳率的降低幅度，大于0.65。

①在前置加氢反应过程BRA，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机硫的脱出比率，可以选自下述方式的1种：

选项1，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机硫的脱出比率，大于10％；

选项2，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机硫的脱出比率，大于20％；

选项3，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机硫的脱出比率，大于35％；

选项4，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机硫的脱出比率，大于55％；

选项5，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机硫的脱出比率，大于70％。

①在前置加氢反应过程BRA，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机氮的脱出比率，可以选自下述方式的1种：

选项1，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机氮的脱出比率，大于10％；

选项2，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机氮的脱出比率，大于20％；

选项3，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机氮的脱出比率，大于35％；

选项4，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机氮的脱出比率，大于55％；

选项5，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机氮的脱出比率，大于70％。

①在前置加氢反应过程BRA，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的裂化转化率，可以选自下述方式的1种：

选项1，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的裂化转化比率，大于15％；

选项2，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的裂化转化比率，大于35％；

选项3，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的裂化转化比率，大于55％；

选项4，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的裂化转化比率，大于75％；

选项5，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的裂化转化比率，大于85％。

②在补充加氢反应过程BRK，补充加氢反应流出物BRK-P中烃类的烯烃浓度，低于前置加氢反应流出物BRA-P中烃类的烯烃浓度的相对幅度，可以选自下述的1种：

选项1，补充加氢反应流出物BRK-P中烃类的烯烃浓度，低于前置加氢反应流出物BRA-P中烃类的烯烃浓度的35％；

选项2，补充加氢反应流出物BRK-P中烃类的烯烃浓度，低于前置加氢反应流出物BRA-P中烃类的烯烃浓度的55％；

选项3，补充加氢反应流出物BRK-P中烃类的烯烃浓度，低于前置加氢反应流出物BRA-P中烃类的烯烃浓度的65％；

选项4，补充加氢反应流出物BRK-P中烃类的烯烃浓度，低于前置加氢反应流出物BRA-P中烃类的烯烃浓度的75％；

选项5，补充加氢反应流出物BRK-P中烃类的烯烃浓度，低于前置加氢反应流出物BRA-P中烃类的烯烃浓度的85％。

①前置加氢反应BRA-R的氢耗中，加氢热裂化反应的氢耗、加氢精制反应的氢耗的分布，可以选自下述方式的1种：

选项1，前置加氢反应BRA-R的氢耗中，0.01～15％属于加氢热裂化反应的氢耗、85～99.99％属于加氢精制反应的氢耗；

选项2，前置加氢反应BRA-R的氢耗中，15～25％属于加氢热裂化反应的氢耗、75～85％属于加氢精制反应的氢耗；

选项3，前置加氢反应BRA-R的氢耗中，25～50％属于加氢热裂化反应的氢耗、50～75％属于加氢精制反应的氢耗；

选项4，前置加氢反应BRA-R的氢耗中，50～75％属于加氢热裂化反应的氢耗、25～50％属于加氢精制反应的氢耗；

选项5，前置加氢反应BRA-R的氢耗中，75～85％属于加氢热裂化反应的氢耗、15～25％属于加氢精制反应的氢耗；

选项6，前置加氢反应BRA-R的氢耗中，85～99.99％属于加氢热裂化反应的氢耗、0.01～15％属于加氢精制反应的氢耗。

本发明，(2)在回收过程SR，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，可以选自下述方式的1种：

选项1，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，大于75％；

选项2，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，大于80％；

选项3，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，大于85％。

①在前置加氢反应过程BRA，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂BRA-C，可以为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂、氧化铁、黄铁矿、赤铁矿、氧化钼、硫化钼、钼酸铵、硫化镍中的一种或几种。

①在前置加氢反应过程BRA，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂BRA-C，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BRA-C水含量低于2wt％；BRA-C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；

前置加氢反应过程BRA的操作条件为：温度为300～480℃、压力为4.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为0.01∶1～4000∶1、加氢催化剂BRA-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr^-1；含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量化学氢耗量为0.05％～4.0％。

①在前置加氢反应过程BRA，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂BRA-C，至少包含Mo元素，Mo在前置加氢反应过程BRA的主体工作形态为二硫化钼MoS2，加氢催化剂BRA-C为0.0001～100μm的粉状颗粒；

前置加氢反应过程BRA的操作条件通常，为：温度为360～460℃、压力为6.0～22.0MPa、氢气/原料油体积比为50∶1～2000∶1、加氢催化剂BRA-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～5.0％、体积空速为0.2～5.0hr^-1；含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量化学氢耗量为0.25％～3.0％。

前置加氢反应过程BRA的操作条件一般为：温度为360～460℃、压力为8.0～16.0MPa、氢气/原料油体积比为200∶1～1200∶1、加氢催化剂BRA-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.5～3.0hr^-1；含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量化学氢耗量为0.25％～2.5％。

②补充加氢反应过程BRK，使用逆流加氢反应器，操作条件通常为：温度为280～440℃、压力为4.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为0.01∶1～800∶1、加氢催化剂BRK-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.3～10.0hr^-1；

补充加氢反应过程BRK的平均反应温度低于前置加氢反应过程BRA的平均反应温度至少10℃。

②补充加氢反应过程BRK，使用逆流加氢反应器，操作条件一般为：温度为300～420℃、压力为6.0～22.0MPa、氢气/原料油体积比为10∶1～300∶1、加氢催化剂BRK-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.6～5.0hr^-1；

补充加氢反应过程BRK的平均反应温度低于前置加氢反应过程BRA的平均反应温度至少20℃。

②补充加氢反应过程BRK，使用的逆流加氢反应器，操作条件较佳者为：温度为300～420℃、压力为8.0～16.0MPa、氢气/原料油体积比为20∶1～100∶1、加氢催化剂BRK-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.3～2.0hr^-1；

补充加氢反应过程BRK的平均反应温度低于前置加氢反应过程BRA的平均反应温度至少25℃。

①含高沸点烃组分HAC的物料BRF来自煤焦油，其胶质沥青质含量为10％～90％或和残炭为0.01％～60％；

前置加氢反应过程BRA，含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量化学氢耗量为0.5％～4.0％，

(a)在前置加氢反应过程BRA前部反应段BRA-A，含高沸点烃组分HAC的物料BRF进行以加氢芳烃浅度饱和反应或和加氢脱残炭反应为主的前部加氢反应BRA-AR，使物料BR的胶质沥青质加氢脱除率大于5％或和残炭加氢脱除率大于5％；

(b)在前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B，含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量化学氢耗量，占前置加氢反应过程BRA总体重量化学氢耗量的65％以上。

①含高沸点烃组分HAC的物料BRF来自高温煤焦油，其胶质沥青质含量为10％～90％或或和残炭为0.01％～60％；

前置加氢反应过程BRA，含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量化学氢耗量为0.5％～3.0％，

(a)在前置加氢反应过程BRA前部反应段BRA-A，含高沸点烃组分HAC的物料BRF进行以加氢芳烃浅度饱和反应或和加氢脱残炭反应为主的前部加氢反应BRA-AR，使物料BR的胶质沥青质加氢脱除率大于25％或和残炭加氢脱除率大于30％；

(b)在前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B，含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量化学氢耗量，占前置加氢反应过程BRA总体重量化学氢耗量的60％以上。

①在前置加氢反应过程BRA，对中间反应产物或最终反应产物BRAGP，设置热高压分离过程BRAGP-THPS；

在热高压分离过程BRAGP-THPS，分离中间反应产物或最终反应产物BRAGP，得到含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的可能含有固体颗粒的常规液态烃的热高分油BRAGP-THPS-L和净产物物流BRAGP-THPS-PP；

至少一部分热高分油BRAGP-THPS-L可以作为循环油BRAGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRAGP-THPS的上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间与加氢催化剂BRA-C接触或者经过至少一部分补充加氢反应过程BRK的反应空间与加氢催化剂BRK-C接触。

①在前置加氢反应过程BRA，使用悬浮床加氢反应器BRA-GE，对中间反应产物或最终反应产物BRAGP，设置热高压分离过程BRAGP-THPS；

至少一部分热高分油BRAGP-THPS-L可以作为循环油BRAGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRAGP-THPS的上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间；

热高压分离过程BRAGP-THPS，设置在悬浮床加氢反应器BRA-GE的上部空间，以液体收集器、导液管道、循环泵、送液管道组成的系统，使至少一部分收集液BRAGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRAGP-THPS的上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间或者经过至少一部分补充加氢反应过程BRK的反应空间与加氢催化剂BRK-C接触。

②在补充加氢反应过程BRK，对中间反应产物BRKGP，设置热高压分离过程BRKGP-THPS；

在热高压分离过程BRKGP-THPS，分离中间反应产物BRKGP，得到含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的可能含有固体颗粒的常规液态烃的热高分油BRKGP-THPS-L和净产物物流BRKGP-THPS-PP；

至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L可以作为循环油BRKGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRKGP-THPS的上游经过至少一部分补充加氢反应过程BRK的反应空间。

②在补充加氢反应过程BRK，使用悬浮床加氢反应器BRK-GE，对中间反应产物BRKGP，设置热高压分离过程BRKGP-THPS；

至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L可以作为循环油BRKGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRKGP-THPS的上游经过至少一部分补充加氢反应过程BRK的反应空间；

热高压分离过程BRKGP-THPS，设置在悬浮床加氢反应器BRK-GE的上部空间，以液体收集器、导液管道、循环泵、送液管道组成的系统，使至少一部分收集液BRKGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRKGP-THPS的上游经过至少一部分补充加氢反应过程BRK的反应空间。

在热高压分离过程BRKGP-THPS，自中间反应产物BRKGP中分离出热高分油BRKGP-THPSL，至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L可以作为循环油BRKGP-THPS-LR-TOBRA返回上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间。

在热高压分离过程BRKGP-THPS，自中间反应产物BRKGP中分离出热高分油BRKGP-THPSL，至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L可以作为循环油BRKGP-THPS-LR-TOBRA返回上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间；

热高压分离过程BRKGP-THPS，设置在悬浮床加氢反应器BRK-GE的上部空间，以液体收集器、导液管道、循环泵、送液管道组成的系统，使至少一部分收集液BRKGP-THPS-LR-TOBRA返回上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间。

至少一部分热高分油BRAGP-THPS-L可以作为收集液BRAGP-THPS-LP进入热高压分离过程BRAGP-THPS的下游反应过程的反应空间中或进入前置加氢反应过程BRA的最终反应产物的热高压气液分离器中；

热高压分离过程BRAGP-THPS，设置在悬浮床加氢反应器BRA-GE的上部空间，以液体收集器、导液管道、循环泵、送液管道组成的系统，使至少一部分收集液BRAGP-THPS-LP进入热高压分离过程BRAGP-THPS的下游反应过程的反应空间中或进入前置加氢反应过程BRA的最终反应产物的热高压气液分离器中。

至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L可以作为收集液BRKGP-THPS-LP进入热高压分离过程BRKGP-THPS的下游反应过程的反应空间中；

热高压分离过程BRKGP-THPS，设置在悬浮床加氢反应器BRK-GE的上部空间，以液体收集器、导液管道、循环泵、送液管道组成的系统，使至少一部分收集液BRKGP-THPS-LP进入热高压分离过程BRKGP-THPS的下游反应过程的反应空间中。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

在热高压分离过程THPS，回收加氢反应过程BR流出物BR-ENDP得到含有氢气、杂质加氢产物、常规气体烃和常规沸点低于350℃的常规液态烃的热高分气体THPS-V和含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体THPS-L；

分离回收热高分液体THPS-L，得到主要由常规沸点为250～530℃的烃组分组成的蒸馏油BR-P-ML，至少一部分蒸馏油BR-P-ML可以进入加氢反应过程BRA或和BRK。

本发明，通常，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

分离回收热高分液体THPS-L，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的加氢尾油BR-P-VS，至少一部分尾油BRK-P-VS不进入加氢反应过程。

本发明，基于加氢反应过程BR流出物BR-ENDP得到的富含催化剂的烃物料RKKC，循环返回前置加氢反应过程BRA与前置加氢反应过程BRA的原料或中间产物或最终产物混合；

含催化剂的烃物料RKKC，可以选自下列物料中的一种或几种：

选项1，一部分在加氢反应过程BR流出物BR-ENDP的热高压分离过程得到的热高分油，用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项2，一部分在加氢反应过程BR流出物BR-ENDP的分离分馏过程的蒸馏塔排出的含催化剂的烃物料，用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项3，一部分在加氢反应过程BR流出物BR-ENDP的分离分馏过程的蒸馏塔排出的含催化剂的蒸馏冷凝油，用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项4，一部分在加氢反应过程BR流出物BR-ENDP的分离分馏过程的蒸馏塔排出的含催化剂的蒸馏塔底油，用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项5，至少一部分分离加氢反应过程BR流出物BR-ENDP得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程VS-EU的原料VS-EF，在溶剂萃取分离过程VS-EU得到的含催化剂的烃物料，用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项6，至少一部分分离加氢反应过程BR流出物BR-ENDP得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程VS-EU的原料VS-EF，在溶剂萃取分离过程VS-EU得到的含催化剂的重质沥青烃物料，用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项7，至少一部分分离加氢反应过程BR流出物BR-ENDP得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程VS-EU的原料VS-EF，在溶剂萃取分离过程VS-EU得到的含催化剂的轻质沥青烃物料，用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项8，至少一部分分离加氢反应过程BR流出物BR-ENDP得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程VS-EU的原料VS-EF，在溶剂萃取分离过程VS-EU得到的含催化剂的中质沥青烃物料，用作含催化剂的烃物料RKKC。

本发明，基于加氢反应过程BR流出物BR-ENDP分离得到的含催化剂的烃物料RKKC，循环返回补充加氢反应过程BRK与补充加氢反应过程BRK的原料或中间产物或最终产物混合；

含催化剂的烃物料RKKC，可以选自下列物料中的一种或几种：

本发明，含高沸点烃组分HAC的物料BRF来自高温煤焦油，含有煤沥青组分；

设置基于加氢反应过程BR流出物BR-ENDP的含氢化煤沥青物料的提取针状焦原料的采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程VS-EU；

基于加氢反应过程BR流出物BR-ENDP得到的富含催化剂的烃物料RKKC，循环返回前置加氢反应过程BRA与前置加氢反应过程BRA的原料或中间产物或最终产物混合；

含催化剂的烃物料RKKC，可以选自下列物料中的一种或几种：

选项1，至少一部分在溶剂萃取分离过程VS-EU得到的含催化剂的烃物料用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项2，至少一部分在溶剂萃取分离过程VS-EU得到的含催化剂的重质沥青烃物料用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项3，至少一部分在溶剂萃取分离过程VS-EU得到的含催化剂的轻质沥青烃物料用作含催化剂的烃物料RKKC；

选项4，至少一部分在溶剂萃取分离过程VS-EU得到的含催化剂的中质沥青烃物料用作含催化剂的烃物料RKKC；

采用溶剂分离法的分离过程分离出轻液相和重液相的方法，可以选自下列中的1种：

选项1，溶剂-沉降法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；

选项2，溶剂-离心法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；

选项3，溶剂-过滤法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；

选项4，溶剂-絮凝法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；

选项5，溶剂-抽提法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；

选项6，超临界萃取法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程。

基于加氢反应过程BR流出物BR-ENDP分离得到的含催化剂的烃物料RKKC，循环返回补充加氢反应过程BRK与补充加氢反应过程BRK的原料或中间产物或最终产物混合；

含催化剂的烃物料RKKC，可以选自下列物料中的一种或几种：

①在前置加氢反应过程BRA，基于前置加氢反应流出物BRA-P的包含至少一部分常规液态烃的物流用作补充加氢反应过程BRK的含液相烃的含烯烃组分的原料BRK-FEED；

原料BRK-FEED，包含常规沸点高于450℃的烃组分HAC的高芳碳烃料；

原料BRK-FEED，可能包含固体颗粒原料BRK-FEEDS；

基于前置加氢反应流出物BRA-P的包含至少一部分常规液态烃的物流用作补充加氢反应过程BRK的含液相烃的含烯烃组分的原料BRK-FEED的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

选项1前置加氢反应流出物BRA-P用作含烯烃组分的原料BRK-FEED，进入补充加氢反应过程BRK；

选项2前置加氢反应流出物BRA-P用作含烯烃组分的原料BRK-FEED，与冷却降温物料混合后进入补充加氢反应过程BRK；

选项3前置加氢反应流出物BRA-P进入热高压分离过程BRA-P-HS分离为热高分油BRA-P-HSL和热高分气BRA-P-HSV，至少一部分热高分油BRA-P-HSL用作含烯烃组分的原料BRK-FEED，进入补充加氢反应过程BRK；

选项4前置加氢反应流出物BRA-P进入热高压分离过程BRA-P-HS分离为热高分油BRA-P-HSL和热高分气BRA-P-HSV，至少一部分热高分油BRA-P-HSL用作含烯烃组分的原料BRK-FEED，与冷却降温物料混合后进入补充加氢反应过程BRK；

选项5前置加氢反应流出物BRA-P进入热高压分离过程BRA-P-HS分离为热高分油BRA-P-HSL和热高分气BRA-P-HSV，至少一部分热高分油BRA-P-HSL降压、脱气后所得液体BRA-P-HSLA用作含烯烃组分的原料BRK-FEED进入补充加氢反应过程BRK；

选项6前置加氢反应流出物BRA-P进入热高压分离过程BRA-P-HS分离为热高分油BRA-P-HSL和热高分气BRA-P-HSV，至少一部分热高分油BRA-P-HSL降压、脱气后所得液体BRA-P-HSLA用作含烯烃组分的原料BRK-FEED，与冷却降温物料混合后进入补充加氢反应过程BRK。

①在前置加氢反应过程BRA，可以使用供氢烃物料DSF与含高沸点烃组分HAC的物料BRF或其中间加氢产物接触，其工作方式，可以选自下列中的一种或几种：

选项1，供氢烃物料DSF中供氢烃组分DS的重量浓度绝对值高于含高沸点烃组分HAC的物料BRF中供氢烃组分DS的重量浓度绝对值至少10％；

选项2，供氢烃物料DSF主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；

选项3，供氢烃物料DSF的重量流量与物料BRF中高沸点烃组分HAC的重量流量之比为0.05～4.0；

选项4，供氢烃物料DSF中供氢烃组分DS的重量浓度绝对值为10～65％；

选项5，供氢烃物料DSF主要由常规沸点为250～350℃的烃组分组成；

选项6，供氢烃物料DSF中供氢溶剂组分DS的重量流量与物料BRF中高沸点烃组分HAC的重量流量之比为0.05～2.0。

①在前置加氢反应过程BRA，使用供氢烃物料DSF与含高沸点烃组分HAC的物料BRF或其中间加氢产物接触；

供氢烃物料DSF是基于加氢稳定反应过程MR产物MRP的含供氢烃物料；

基于加氢稳定反应过程MR的含氢气物料，可以进入加氢反应过程BR串联使用；

用于生产供氢烃物料DSF的加氢稳定反应过程MR原料MRF，可能包括分离加氢反应过程BR流出物BR-ENDP得到含烃物料。

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

基于热高分气体THPS-V的含氢气物料，可以进入加氢稳定反应过程MR串联使用；

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

基于热高分气体THPS-V的含氢气、含烃油物料，可以进入加氢提质反应过程HT66进行加氢提质反应HT66-R，转化为加氢提质反应产物HT66-P；

加氢提质反应HT66-R，包括加氢烯烃饱和反应、加氢脱硫反应、加氢脱氮反应、加氢芳烃饱和反应、加氢裂化反应、加氢异构化反应中的一种或几种；

加氢提质反应过程HT66，可能加工分馏热高分液体THPS-L得到的蒸馏油；

回收加氢提质反应产物HT66-P。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

冷凝分离热高分气体THPS-V得到的脱气含烃油物料，可以进入加氢提质反应过程HT66进行加氢提质反应HT66-R，转化为加氢提质反应产物HT66-P；

回收加氢提质反应产物HT66-P。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

冷凝分离热高分气体THPS-V得到的脱气含烃油物料，进入加氢提质反应过程HT66进行加氢提质反应HT66-R，转化为加氢提质反应产物HT66-P；

基于加氢提质反应产物HT66-P的含氢气物料，可以进入加氢反应过程BR串联使用；

回收加氢提质反应产物HT66-P。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

在分离分馏过程，分离热高分液体THPS-L得到的窄馏分油的至少一部分，可以返回加氢反应过程BR的反应过程的开始位置或中间位置，进行循环加氢。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

在分离分馏过程，分离热高分液体THPS-L得到的主要由蜡油组分或和渣油组分组成的窄馏分烃料的至少一部分，可以返回加氢反应过程BR的反应过程的开始位置或中间位置，进行循环加氢。

①在前置加氢反应过程BRA，可以使用稀释烃WWF与含高沸点烃组分HAC的物料BRF或其中间加氢产物接触，通常，稀释烃WWF的芳碳率的绝对值比物料BRF的芳碳率的绝对值至少低0.1。

①在前置加氢反应过程BRA，使用稀释烃WWF与含高沸点烃组分HAC的物料BRF或其中间加氢产物接触，稀释烃WWF主要由常规沸点为250～350℃的烃组分组成。

①在前置加氢反应过程BRA，包含2个或多个串联操作的子加氢反应区BRA-1、BRA-2等，此时，基于上游子加氢反应区的反应流出物的包含至少一部分常规液态烃的物流进入下游相邻子加氢反应区，前置加氢反应过程BRA的第一子加氢反应区BRA-1得到反应流出物BRA-1P，基于反应流出物BRA-1P的包含至少一部分加氢生成油BRA-1PO的物流BRA-1PX进入前置加氢反应过程BRA的第二子加氢反应区BRA-2，最后一个子加氢反应区的反应流出物作为前置加氢反应流出物BRA-P使用；

含高沸点烃组分HAC的物料BRF，可以分为至少2路分路原料进入前置加氢反应过程BRA的串联操作的不同子加氢反应区。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

在热高压分离过程THPS，对于基于加氢反应过程BR流出物BR-ENDP分离出的热高分气体BASE-THPS-V，可以设置气相脱固体的液体洗涤沉降段DWU66，得到固体含量更低的气体；

在气相脱固体的液体洗涤沉降段DWU66，可能使用的至少一部分洗涤液，是冷凝基于热高分气体THPS-V的物流得到的凝液。

附图说明

以下结合附图来描述本发明，但是，它不能限定本发明的应用领域和流程形式。

图1是本发明含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法的第1种工艺原则流程示意图。

如图1所示，逆流反应器BRK可应用于减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程BRA的产物BRA-P的后续的补充加氢精制反应过程BRK。

在逆流反应器BRK中，含液相的上游反应产物BRA-P作为上进料BRKMF，液体产物BRK-LP作为下排料，其气体原料BRKHF作为下进料、气体产物BRKVP作为上排料。

如图1所示，通常，来自上游反应器的包含气体、液体、固体的产物BRA-P作为上进料BRKMF，通过反应器BRK中上部的分布器251均匀分布到反应器BRK的水平截面上；经过管道201输送的氢气进料BRKHF，通过反应器BRK中下部的分布器255均匀分布到反应器BRK的水平截面上；在逆流反应器BRK的主反应区，液料主体流向为下行，气泡相气体主体流向为上行。

如图1所示，分布器251以上存在大量液体的区域为液体脱气区用于气液分离；BRK顶部气相区即动态液面以上的区域为气体脱液区，气体产物BRKVP经管道208排出反应器BRK；分布器255以下附近区域为产物液体脱气区，用于气液分离；反应器BRK底部区域为产物液体缓冲区，用于调节脱气液体产物的停留时间；反应器BRK底部结构，宜为锥形，液体产物BRK-LP的排料口最好开设在锥形底上，锥形底的锥角φ通常为30°≤φ≤120°，一般为30°至90°，宜为40°至50°。

如图1所示，由于反应器BRK的底部为锥形底，当未反应完全或反应后残留的高粘度组分、渣油携带固体颗粒(铁锈、灰分)、渣油有机金属加氢转化物(如金属硫化物)、催化剂颗粒、循环油累计的固体颗粒等将聚集并通过该锥形底，借助于锥形底的滑动排料功能，固体能够顺利地完全排出反应器BRK，而不会在反应器BRK底部淤积，从而确保存在高浓度固体物料的渣油加氢反应过程的连续运转。由于利用锥形底对含固液相产物进行收集、排出，因此，通常该反应器内没有对固体进行收集的活动部件，结构简单，固体颗粒不易在反应器BRK筒体内沉积，从而实现反应器长周期、平稳地运行。如果上述固体沉积，将导致反应器有效空间减小，降低反应器的处理量，增加反应器操作风险。

如图1所示，反应器BRK还包括用于监测液位高度的液位传感器275和液位控制阀278，净液相产物BRKLP经过排放管路205、液位控制阀278、管路206后，去下游反应工序，或去中压或低压气液分离系统脱气后得到反应生成油物料；反应生成油物料通常经过分馏部分分离为窄馏分油品和含固体的残渣，合适沸程的反应生成油馏分经过部分芳烃加氢饱和的加氢稳定过程后，可作为供氢溶剂油进入减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程使用。

如图1所示，液位控制阀278设置在排放管路205上，液位传感器275信号与液位控制阀278连接，通过液位传感器2751对反应器BRK筒体内的反应液位进行监控，然后液位传感器275将检测到的液位信号输送至液位控制阀278，液位控制阀278根据接受到的液位信号来控制阀门开度来调节产物排放速度，使得反应器保持稳定的液位高度，一方面可以防止冲塔，另一方面可以有效控制物料在反应反应器内的停留时间。液位传感器275可以是放射性核料液位计、也可以是膜盒差压液位计，优选为放射性核料液位计。另外，液位控制阀278通常选用耐高温、耐磨损的阀芯及阀座。

如图1所示，反应器BRK的操作条件，通常为：反应温度为280～440℃，反应器压力为4.0～30.0MPa，气相氢气体积浓度50～95％，氢油体积比为0.01～100，液相中的催化剂的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～20.0％，体积空速为0.3～10.0hr^-1。

图2是本发明含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法的第2种工艺原则流程示意图。

图2所示本发明的第2种工艺原则流程示意图，与图1所示本发明的第1种工艺原则流程示意图的不同之处在于：在反应器BRK的顶部设置油液喷雾洗涤脱尘结构。

如图2所示，在反应器BRK内的顶部，设置筒节223，筒节223内布置有填料2231比如大孔隙率、不易堵塞通道的格栅填料等；洗涤油液IS经管道221进入分布器2211后经过雾化喷头喷洒在水平界面上，在填料层2231上部的空间中布置分布器2211，分布器2211设置有1个或2个或多个液体雾化喷头。

图3是本发明含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法的第3种工艺原则流程示意图。

图3所示本发明的第3种工艺原则流程示意图，与图1所示本发明的第1种工艺原则流程示意图的不同之处在于，将反应空间划分为一个氢油体积比高的高效气提反应段、一个氢油体积比低的高液相分率的高效反应段，工作方式如下：

①第一，增加了一个中间氢气BRKHF2进料管2012和分布器2552，提高分布器2552以上反应区的反应空间的气提脱轻组分的效率，将上进料BRKMF中的部分馏分油气提出液相，避免其过度热裂化可提高烃油收率；

由于气提反应段需要较高的氢油体积比，其氢气流量远大于下部反应段的氢气流量，因此，如果全部氢气自反应器BRK底部加入，会导致下部反应段空间的气含率大幅度增加，大幅度降低反应器空间效率；

②第二，中间氢气BRKHF2分布器2552至底部氢气分布器255之间的反应空间，作为氢油体积比低的高液相分率的高效反应段，提高其反应空间效率；

经过管道201输送的氢气进料BRKHF，通过反应器BRK中下部的分布器255均匀分布到反应器BRK的水平截面上，由于补充加氢精制反应段氢耗量很小，氢气进料BRKHF量很少，但是需要均匀分布，因此，相关的气体分布器结构应优化设计；

③第三，经过管道201输送的氢气进料BRKHF量很少，所以液体产物BRK-LP夹带的气体量少，脱气时间短，从而可以减小反应器BRK的底部脱气空间的体积，可降低热缩合反应数量。

如图3所示，补充加氢精制反应过程BRK使用的逆流反应器BRK，同时具有以下多种功能：

如图3所示，补充加氢精制反应过程BRK，实现了以下工艺目的：作为BRP的热高分器，分出含馏分油气体避免其过度热裂化可提高烃油收率，分出非氢气气体可提高BRK的氢气分压，分出极性气体可提高RK的催化剂活性，低氢油比操作可提高BRK的液相分率、提高反应的均一性、降低BRK反应空间体积；作为BRK-LP的脱气热高分器，因夹带气体量小、脱气时间短，可降低热缩合反应数量；三合一“分离、反应、分离”组合设备，可显著降低投资；补充加氢精制反应过程BRK，可分路输入氢气，兼顾气提段、反应段操作，是一项有效的提高反应器效率的技术手段。

反应器内的中间氢气分布器、中间液料分布器，可以分别布置，也可以形成组合设备集中布置，减少占用空间和流动死区。

在前述图1～图3的基础上，增加1个或更多的液料串联操作的反应段，可以构成使用2个或多个反应段的重油加氢反应过程。

如图1所示反应器，用作2级或多级减压渣油加氢反应过程的补充加氢精制反应器时，其余的减压渣油悬浮床加氢反应器，可以使用任意合适形式的悬浮床加氢反应器。

具体实施方式

以下详细描述本发明。

本发明所述的压力，指的是绝对压力。

本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。

本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。

本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。

本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。

本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。

本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。

本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。

本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。

本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。

本发明所述的柴油组分，指的是常规沸点为200～350℃的烃类。

本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为350～530℃的烃类。

本发明所述的中质烃，指的是常规沸点为230～400℃的烃类。

本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于350℃的烃类。

本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。

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。

本发明所述高沸点烃组分HAC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分。

本发明所述含高沸点烃组分HAC的物料BRF，是包含常规沸点高于450℃的高沸点烃组分HAC组分的物料。

本发明所述含高沸点烃组分HAC的物料BRF的加氢反应过程BR，根据需要，可能发生加氢精制反应或和催化加氢裂化反应或和加氢热裂化反应或和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应等反应过程。

本发明所述重油，指的是主要由常规沸点高于350℃的烃类，较佳者主要是由常规沸点高于450℃的烃类组成的重质烃油，最好主要是由常规沸点高于530℃的烃类组成的重质烃油，特别地宜为主要是由常规沸点高于530℃的氢含量低的富含芳香结构单元的重质烃类组成的劣质重油；对于劣质重油的加氢反应过程特别是加氢热裂化反应过程，为了加快供氢速度、抑制热缩合反应、降低反应热量、改善反应可操作性，高效的劣质重油加氢反应过程需要使用供氢溶剂油。

所述烃料的加氢精制反应，可以是加氢脱杂质反应如加氢脱金属反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机硫反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机氯反应、加氢脱有机氟反应，可以是不饱和碳碳键的加氢饱和反应如烯烃加氢饱和反应、炔烃加氢饱和反应、芳烃加氢饱和反应，可以是上述反应中的一种或几种。所述烃料的加氢热裂化反应和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，通常总是相伴出现的，它普遍地存在于煤或和重油的高温加氢热裂化反应过程中，如煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼的加氢反应过程、重油加氢热裂化反应过程、重油加氢化反应过程中。

因此，本发明所述烃料加氢反应过程，可以是劣质重油的高温加氢反应过程，甚至于，可以是超重油加氢脱金属反应过程、加氢脱硫反应过程、加氢脱氮反应过程，可以是超重油加氢裂化反应过程的前部加氢精制反应段如加氢脱金属反应段、加氢脱硫反应段或和加氢脱氮反应段。

以下描述液料(包括浆液)串联操作的2个或多个反应段组成的烃料加氢反应系统。

本发明所述一个反应段，指的是包含烃料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程。

以减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程为例，它属于氢气耗量高的碳氢料深度加氢反应过程，由于易反应组分总是在前部反应区快速完成主体反应，也因常规工艺中前部反应区总是氢气纯度高、有害杂质气体浓度最低、易反应物浓度最高的反应区，因此，从加氢反应速度、反应耗氢量上讲，等液相反应体积的反应空间，前部反应区消耗的氢气量远大于后部反应区消耗的氢气量，并通常释放大量反应热；同时杂质元素与碳元素之间的键强度较低的化学键易于发生断裂反应，因此，前部反应区产生的杂质气体量，通常也远大于后部反应区产生的杂质气体量，是杂质气体的主生成区；随着反应历程的延伸，固体或和高沸点烃组分逐步转化为低沸点、中沸点的烃类，这样液体(包括浆液)的平均分子量越来越小、平均沸点越来越低。基于上述分析，通常可以将所述整体加氢反应过程宏观地分为：第一加氢反应过程即氢气耗量高、杂质气体产量高、液料高沸点组分多的前部反应过程，第二加氢反应过程即氢气耗量低、杂质气体产量低、液料高沸点组分少的后部反应过程。

以下详细描述碳氢料加氢反应过程。

本发明所述碳氢料加氢反应，指的是在氢气存在和加压条件下，含碳、氢元素的液体或和固体如油或和煤发生的加氢反应，对于烃油加氢过程其原料油发生加氢精制或和加氢热裂化反应生成至少一部分更低分子量或常规沸点低于450℃的烃产物，对于煤加氢直接液化反应过程其原料煤发生热溶胀、一次热解、中间产物二次热裂化、自由基加氢稳定、热缩合等反应生成至少一部分常规沸点低于450℃的烃产物。

本发明所述碳氢料加氢反应过程，典型例子是高温煤焦油悬浮床加氢深度精制反应过程、中低温煤焦油悬浮床加氢热裂化反应过程、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程、石油基重油悬浮床或沸腾床加氢裂化反应过程，通常使用供氢溶剂油或稀释油。

本发明所述碳氢料加氢反应，其反应产物BASE-RU-P，至少为气液两相物流，多数情况属于气、液、固三相物流。本发明所述加氢反应流出物RU-P-X用于排出加氢反应产物BASE-RU-P，以1路或2路或多路物料的形式出现，为气相或液相或气液混相或气液固三相物流。

本发明所述碳氢料加氢热裂化反应过程，包括碳氢料热裂化反应和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，存在于煤加氢直接液化反应过程、重油加氢热裂化反应过程、煤油共加工加氢热裂化反应过程等反应过程中。

本发明所述碳氢料加氢热裂化反应过程，通常使用上流式膨胀床加氢反应器

加氢反应空间，指的是发生所述加氢反应的工艺流体流动空间，可以是反应内空间如空筒反应器区、气提氢气混合区、液体收集杯上部空间区域等，可以是反应器外空间如管道内空间、阀门内空间、混合器内空间、泵内空间等。

本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。

本发明所述上流式膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与该催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED，通常，KBED低于1.10时称为微膨胀床，KBED介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。

本发明所述返混流膨胀床反应区，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回物流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，如反应器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。在上述工况条件下，由于液相产物或中间液相产物的多次循环操作，使得气相产物中的供氢溶剂油相对液相中的供氢溶剂油而言经历了更少的热反应，因此剩余较多的供氢能力，更适合使用本发明。

本发明所述液体产物循环上流式膨胀床加氢反应器系统，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液体产物返回上游反应空间循环加工或者说存在液体产物循环；加氢反应器内的液体产物循环，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回物流XK上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成液体产物循环的方式可以是任意合适的方式，但是必须在反应器内的顶部空间设置气液分离区，得到循环液和其它产物，即设置内置式集液杯+导流管+循环增压器，循环增压器通常是循环泵，可以布置在反应器内部或外部。

本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于输送或排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到含有少量气泡的液体和气液混相物流或得到液体和气体，至少部分液相产物经过循环泵加压后返回反应空间循环加工。典型的例子是H-OIL工艺使用的重油沸腾床加氢反应器、HTI煤加氢直接液化反应器、神华煤加氢直接液化反应器。

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分离、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，可以设置氢气气提功能，降低分离后液体内的低沸点组分的含量。

本发明所述二级或多级加氢方法，指的是包含二个反应级或多个反应级的加氢方法。

本发明所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程。因此，一级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程只包含一个加氢反应步骤和该加氢反应步骤产物气液分离过程的流程方式，所述的一个加氢反应步骤，根据需要可以使用1台或2台或多台串联操作的加氢反应器，因此反应器个数和形式不是决定反应级的依据，一个或一些串联反应器组成的反应步骤与其产物分离器共同组合才能组成一个完成意义上的加氢反应级。

本发明所述二级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由二个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程。

本发明所述三级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程，至少一部分二级加氢生成油组成的物流进入三级加氢反应过程。更多级数的加氢方法的流程结构，照上述原则类推。多级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个或更多不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式。

三级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，根据该定义，很明显，所述不同级加氢产物的气液分离过程，可以独立进行，也可以部分或全部联合进行。

本发明所述似二级加氢方法，指的是近似于二级加氢方法的方法，当后级上进料返混流膨胀床反应器的返混液相流量与上进料中液相流量比值趋于无限大时，视为二级加氢方法。

本发明所述加氢反应器，基本部件通常有：

①反应器壳体；

②反应器壳体上的开口(或称为接管)；

③布置于反应器壳体内的上流式加氢主反应空间，工作状态时通常使用催化剂，通常使用进料分布元件用于均匀分布进料；

④布置于反应器壳体内底部的进料分布器；

⑤布置于反应器壳体内上段或中上段的液体收集杯LD和液体导管LK；

⑥反应器中间进料分布器(或分配器)，催化剂床层间的混合器，如冷氢箱；

⑦出口整流部件，如收集器、液相排料用防涡流器、混相产品引出管。

⑧可能安装的测量仪表：测试催化剂床层温度的测温部件如热电偶，测量反应器系统特定位置压力的压力表，测量液位的液位仪表比如玻璃板、浮筒、双法兰差压计、导波雷达、射线料位计等；

本发明所述反应器，辅助部件为外部保温材料、支撑件(裙座或支耳)、基础、梯子、操作平台及可能存在的消防配件如蒸汽消防环。根据建设地地质、气象等条件，结合设备重量、高度等条件，本发明所述上流式反应器根据需要其基础之下需要打桩以控制其基础的沉降速度。

本发明上流式反应器，工作方式可以选择：

①悬浮床加氢反应器；

②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；

③悬浮床和沸腾床的组合式加氢反应器

④微膨胀床。

关于含重烃料的加氢技术，对已有技术均可以合理选择使用或配合使用。

本文所述溶剂烃ADSC，指的是供氢烃或供氢烃前身物，在重油的上流式加氢过程(加氢改性反应过程、加氢热裂化反应过程)，充当供氢烃或氢传递烃或降粘度烃或稀释剂。

本文所述供氢烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃。供氢烃在释放活性氢使热裂化自由基加氢稳定的同时，降低了反应空间热裂化自由基的浓度，从而具有抑制热裂化的功能，会降低重烃的热裂化率，例如，在重油加氢热裂化反应过程R10的发生大量热裂化反应的前部反应段R10A，使用数量充分的供氢烃具有抑制热缩合结焦的功能，对生产过程具有正面影响；而在热裂化反应数量大幅度减少的后部反应段R10B，等量的供氢烃中存在部分过剩供氢烃，过剩供氢烃具有抑制重烃热裂化、降低重烃热裂化率的负面影响。

本文所述供氢烃前身物，指的是加氢后可以转变为供氢剂的烃组分或供氢烃失去部分氢后的转化物。

本文所述氢传递烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有传递氢功能的烃组分，比如多环芳烃。

以下描述供氢烃(或供氢烃组分)DS、供氢烃前身物DS-BF、供氢溶剂SHS、失氢供氢溶剂(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)MFS、进行失氢供氢溶剂MFS或和供氢烃前身物DS-BF的复活过程的加氢稳定反应过程MR。

本文所述供氢烃组分DS，指的是在重油临氢热加工反应过程(包括重油加氢热裂化反应过程)、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃(通常以三环结构烃、四环结构烃为宜)。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：

对于工业上使用的供氢溶剂SHS而言，通常是含有供氢烃组分DS或和供氢烃前身物烃组分DS-BF的混合烃，常见的供氢溶剂SHS来源有：

①低温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；

②中温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；

③高温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；

④粉煤热解焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；

⑤乙烯焦油的220～480℃的烃馏分；

⑥石油基重油热加工过程所得220～480℃的烃馏分，热加工过程是重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；

⑦煤加氢直接液化反应过程所得220～480℃的烃馏分；

⑧常规沸点为450～570℃的烃馏分；

⑨其它富含供氢烃组分DS或和供氢烃前身物烃组分DS-BF的混合烃。

以重油加氢热裂化反应过程为例，在烃类临氢热裂化反应过程，在烃类热裂化自由基获得活性氢的加氢稳定过程，烃类热裂化自由基属于夺氢剂，同时供氢能力优良的供氢烃组分释放出活性氢原子(称为失氢)后成为芳碳率更高的供氢能力更差的烃类；由于供氢烃组成特殊，其价格较高，为了降低成本，对于需要存在大量供氢烃的场合，为了减少外供供氢烃的消耗量，通常需要以一定方式回收失氢供氢烃(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)DS-BF得到失氢供氢溶剂MFS，并通过加氢稳定反应过程MR恢复失氢供氢溶剂MFS的供氢能力，然后循环使用；很明显，通常失氢供氢溶剂MFS也是混合烃，并且通常会被与重油加氢过程的同沸点产物混合，这样如果重油加氢过程的同沸点产物属于供氢烃组分DS或和供氢烃前身物烃组分DS-BF则可能增加供氢溶剂数量，这样如果重油加氢过程的同沸点产物不属于供氢烃组分DS或和供氢烃前身物烃组分DS-BF则会降低供氢溶剂中供氢烃的浓度，对于存在供氢溶剂循环的稳定的生产系统，会形成一个烃组分基本稳定的循环物料。

由于供氢溶剂能够在重油临氢热加工芳烃加氢饱和反应过程、重油临氢热裂化反应过程快速提供活性氢、快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)，因此，在一个供氢溶剂的循环过程，如果能够以合理的流程方式(比如经过更多的烃类加氢反应过程)使供氢烃组分DS传递更过的活性氢，则可以提高活性氢的使用效率，从而形成活性氢的高效使用方法。

供氢烃组分DS在烃类临氢热裂化反应过程的有益作用，主要表现为：

①在合适的条件下，在转化为失氢溶剂的过程，分子级均匀分散在整个反应空间，向液相反应空间的自由基快速提供活性氢，具有供氢能力，具有供氢剂、结焦抑制剂功能，这是目前颗粒度最小的纳米级催化剂也无法实现的分布均匀度；

②向烃类提供活性氢的全部过程属于烃分子之间氢转移，基本不产生反应热，具有降低目标烃油加氢过程反应热的功能；

③可以降低烃类热裂化反应温度，具有动力学结焦抑制剂功能；

④存在分子诱导功能，可以降低分子氢的理解能，加快分子氢的离解速度；

⑤快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)；

⑥在合适的条件下，在加氢催化剂作用下，可以多次转换“供氢烃、供氢烃前身物”状态，多次起到活性氢传递剂的作用，本发明也利用了这一特点。

供氢烃组分DS在烃类临氢热裂化反应过程的有益效果，主要表现为：

①可以诱导热裂化反应，降低热裂化反应温度，降低热缩合反应量，从而提高操作稳定性、延长操作周期；

②可以缩短反应过程时间，降低热缩合反应量，从而提高操作稳定性、延长操作周期；

③可以降低反应总温升；

④可以提高热解分子的保留率同时减少热缩合物如焦炭产率、减少气体产率，即提高轻质油品产率、节省固液分离耗能；

⑤可以提高操作稳定性、延长操作周期，提高催化剂效率；

⑥可以提高重油的总体热裂化转化率。

以下详细描述以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR。

按照本发明，循环使用的含有供氢烃DS的物流SHS是来自富含双环芳烃和/或多环芳烃的供氢烃前身物物流SHSBF在以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR转化所得加氢反应流出物MRP的物流或分离所得物流；以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，可以在任何适合的条件下工作。

加氢稳定反应过程MR，可以采用颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0MPa、加氢催化剂MR-CAT体积空速为0.05～10.0hr^-1、氢气/原料油体积比为30∶1～3000∶1的反应条件下操作。

加氢稳定反应过程MR，可以采用使用颗粒催化剂的移动床或沸腾床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0MPa、加氢催化剂MR-CAT体积空速为0.05～10.0hr^-1、氢气/原料油体积比为100∶1～1200∶1的反应条件下操作。

加氢稳定反应过程MR，甚至可以采用悬浮床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0MPa、添加的加氢催化剂宜为高分散度的油溶性催化剂或水溶性催化剂、氢气/原料油体积比为100∶1～1200∶1的反应条件下操作。

本发明所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR发生的芳烃加氢部分饱和反应，指的是在氢气和合适的加氢催化剂MR-CAT(具有芳烃加氢部分饱和功能的催化剂)存在条件下富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料SHSBF发生的耗氢的反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即对富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料SHSBF完成预期的芳烃加氢部分饱和，该加氢反应深度应根据SHSBF中芳烃组分结构和预期的芳烃部分饱和程度来确定，加氢反应流出物MRP中的常规沸点为250～530℃的烃馏分中供氢烃重量浓度值SHN期望越高越好，SHN同常大于大于6重量％、一般大于10重量％。

所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，因原料性质(金属含量、氧含量含量、烯烃含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢反应(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢部分饱和)深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。

对于颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，使用的加氢催化剂MR-CAT可以是一种或两种或多种加氢精制催化剂的串联组合和混装，可以是针对具体原料的专用催化剂，也可以是合适的石油炼制重柴油型或蜡油型的加氢精制过程使用的具有加氢脱金属或加氢脱氧或加氢脱硫或加氢脱氮或加氢饱和等功能的加氢精制催化剂及其组合。煤液化粗油生产煤液化溶剂油的芳烃加氢部分饱和反应过程用催化剂、煤焦油轻馏分深度加氢精制催化剂通常是可以使用的。

所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，使用的加氢催化剂MR-CAT，至少包含芳烃加氢饱和催化剂，通常还包含加氢脱金属催化剂、烯烃加氢饱和催化剂(流程位置通常位于芳烃加氢饱和催化剂床层之前)。

根据需要可以将任一种补充硫加入以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，以保证反应部分必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。

在含煤沥青的物料的上流式加氢反应过程使用供氢溶剂，会快速消灭自由基，能够提高热裂化产物氢含量，但是也因此会抑制热裂化反应即降低热裂化转化率；而含煤沥青的物料的上流式加氢反应过程的渣油质量的提高，允许其进一步加氢热裂化(比如循环加氢热裂化)从而提高总体热裂化转化率。就含煤沥青的物料一次热裂化和含煤沥青的物料一次热裂化尾油的再次热裂化的总体效果而言，使用供氢溶剂可以有效提高总体加氢热裂化转化率，有效降低外甩含固尾油的收率。

对本发明而言，含煤沥青的物料的上流式加氢反应过程的主要目的，可以是进行适宜深度的热裂化脱硫或和加氢脱硫，同时进行一定程度的加氢脱金属反应，同时进行一定程度的高沸点烃组分的加氢芳烃部分饱和反应、加氢热裂化反应、热裂化反应和热裂化自由基的加氢稳定反应，生产出低硫含量、低金属含量、针状焦适宜组分更多的悬浮床加氢产物，因此，可能需要将悬浮床加氢产物首先分馏，然后对得到的加氢后煤沥青分离为一次氢化精制沥青和一次氢化重质沥青，然后将一次氢化重质沥青返回悬浮床加氢改质过程进行二次加工，从而提高有益的总体热裂化转化率。就煤沥青一次加氢热裂化和煤沥青一次加氢热裂化尾油的再次加氢热裂化的总体效果而言，使用供氢溶剂可以有效提高总体加氢热裂化转化率，有效降低外甩含固尾油的收率，从而提高过程的经济性。

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％。

本发明所述高温煤焦油，指的是煤高温炼焦过程产生的高温煤焦油，由于萘组分价格高，高温煤焦油进入加氢装置之前，通常已将其中的萘回收。

本发明，可以联合加工组分适宜、性质适宜的中温煤焦油馏分或和中温煤焦油煤沥青，比如长焰煤流化床快速热解过程产生的中温煤焦油的煤沥青，它的组成和性质与高温煤焦油的组成和性质相差较小。

以下描述劣质烃的劣质烃加氢改质反应过程R10。

本发明所述含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10，其反应产物BASE-R10P，至少为气液两相物流，多数情况属于气、液、固三相物流。本发明所述加氢反应流出物R10P用于排出加氢反应产物BASE-R10P，以1路或2路或多路物料的形式出现，为气相或液相或气液混相或气液固三相物流。

以下详细描述含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10的适宜催化剂的基本属性。

如前所述，含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10的主要目的，可以是是进行适宜深度的热裂化脱硫或和加氢脱硫，同时进行一定程度的加氢脱金属反应，同时进行一定程度的高沸点烃组分的加氢芳烃部分饱和反应、加氢热裂化反应、热裂化反应和热裂化自由基的加氢稳定反应，生产出低硫含量、低金属含量、针状焦适宜组分更多的悬浮床加氢产物，因此，对催化剂自然提出以下要求：

①采用高活性催化剂，降低使用配比；从而降低精制沥青中的携带量；

②高分散度，即粒度小，提高单位重量催化剂的外表面积，降低使用配比；从而降低精制沥青中的携带量；

③催化剂表面生焦率低，尽量不要沉积在焦炭中；

④催化剂比重与煤沥青比重差额，要足以保证沉降分离；

⑤促进热裂化反应的功能要尽量小。

以下详细描述本发明的劣质重烃CRF上流式加氢热裂化反应过程CR，劣质重烃CRF可以是煤沥青组分加氢热裂化产物减压渣油THC-VR。

劣质重烃CRF上流式加氢热裂化反应过程CR，通常包含产生热裂化自由基的热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应，通常也包含加氢精制反应如加氢饱和反应或芳烃的部分加氢饱和反应。

以下详细描述本发明的劣质重烃CRF上流式加氢改性反应过程CR，加氢改性反应的含义是，在总体加氢反应中，芳烃的部分加氢饱和反应是期望的主导反应。

本发明所述劣质重烃CRF，通常为劣质重烃，通常的含义是：在不使用供氢溶剂条件下，在其它操作条件(反应压力、反应温度、催化剂组成和添加量及存在量、停留时间、氢油体积比、反应器操作方式)相同的条件下，劣质重烃CRF在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向，比含煤沥青烃油R10F中的沸程相同馏分在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向更严重，即生焦率更高或和加氢热裂化转化率更低；通常，劣质重烃CRF中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值比含煤沥青烃油R10F中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值更高。

本发明所述劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR，其主要目标是，与常规的加氢热裂化反应过程相比，在催化剂和可能存在的供氢溶剂存在条件下，使劣质重烃CRF发生较多的加氢饱和反应和充分的热裂化自由基加氢稳定反应，有效降低劣质重烃CRF的残炭值，使其中的常规沸点高于530℃的烃类成为适当加氢热裂化度的加氢热裂化反应过程的原料。

在本发明的组合工艺中，本发明所述劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR的第一反应任务是进行劣质重烃的加氢脱残炭反应即重质芳烃或胶质、沥青质的加氢饱和反应，当然，同时可以发生加氢精制反应(包括脱金属加氢氢解反应、烯烃加氢饱和反应、加氢脱杂质(氧、硫、氮)反应、加氢芳烃饱或和部分饱和反应、加氢脱残炭反应)或和加氢裂化反应。劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR的典型原料就是含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10中的产物渣油，通常，在产物分馏过程它富集在减压分馏塔的塔底渣油中，这种渣油THC-VR通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼等、来自含煤沥青烃油R10FL的R10产物金属硫化物、可能积累的焦炭。

当劣质重烃CRF包含来自含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10产物R10P中的常规沸点高于530℃的烃类R10-VR时，该部分重油R10-VR的残炭含量通常高于原料R10F中沸程相同馏分的残炭含量，或者说碳氢料上流式加氢改质反应过程R10中的液相适合于作为劣质重烃CRF的加氢热裂化反应过程的胶质、沥青质、液相焦炭的分散溶液，因此，本发明将劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR反应产物中的重烃引入含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10的后半段进行适度加氢热裂化反应，可以同时控制烃类劣质重烃CRF的热裂化深度，防止过高的热裂化率导致热缩合物比如沥青质的产率超过限量而导致第二液相(沥青相)的产生。

在劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR，当活性氢供应不及时的时候，胶质、沥青质的热裂化自由基就会发生缩合反应，生产分子量更大的分子或结构集团，反复地脱氢与缩合反应的最终结果是产生焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应。

本发明所述劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR的反应器形式，可以是任意合适的形式，可以是悬浮床反应器、沸腾床与悬浮床的组合床反应器中的一种或几种的组合。

本发明所述劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR，使用的反应器可以是1台或2台或多台，反应器工作方式可以是任意合适形式，通常为上流式膨胀床反应器或带液体产物循环的上流式膨胀床反应器，单台上流式膨胀床反应器的整体反应区，可以被人为划分为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或和流量，可以是调节油品的温度或和流量。

劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR，使用的反应器，其反应空间中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义反应空间中的“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为反应空间液相分率KL，分率KL通常大于0.5、一般大于0.65、甚至大于0.80，形成事实上的强化液相加氢模式，为了保持反应空间氢气分压足够高，可能需要在反应器的不同高度的位置2次或多次添加氢气。

为了调整反应进料性质，或者为了控制反应过程液相性质，可以将一部分液态原料R10F引入劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR。

本发明所述含煤沥青烃油R10F，指的是含有煤沥青HDS的烃油物料；所述煤沥青HDS其烃类的常规沸点通常＞370℃、一般＞400℃、特别地＞450℃，并且含有常规沸点＞530℃的烃组分如胶质、沥青质、可能的固体颗粒。

本发明所述含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10，指的是上流式膨胀床加氢热裂化反应过程，如悬浮床加氢热裂化反应过程、悬浮床和沸腾床组合式加氢热裂化反应过程等。

本发明所述含煤沥青烃油R10F的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程R10，发生至少一部分煤沥青组分HDS的加氢脱硫反应、加氢热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分硫含量更低、沸点更低的烃类产物；含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10，通常无法不需要实现单程反应全部轻质化，通常其合理高的单程转化率通常为15％～55％，这样加氢改质反应产物R10P中存在一定数量的未转化煤沥青组分比如45％～85％的未转化煤沥青组分，并形成加氢热裂化产物渣油THC-VR。

如果从组分结构的角度看，加氢热裂化产物渣油THC-VR本身就是煤沥青组分中大分子未轻质化的残余物或转化物或热缩合物大分子的浓缩物，与其加氢热裂化前身物煤沥青组分HDS的同沸程馏分相比，通常，其中的胶质含量、沥青质含量、残炭含量不应显著升高比如升高幅度限制在5％～20％以下；事实上，期望加氢热裂化产物渣油THC-VR本身就是煤沥青组分中大分子未轻质化的残余物或转化物或热缩合物大分子的浓缩物，与其加氢热裂化前身物煤沥青组分HDS的同沸程馏分相比，通常，其中的胶质含量、沥青质含量、残炭含量有所降低，比如降低至少10％～25％。根据试验研究，这样的结果限制了煤沥青组分HDS的加氢热裂化转化率通常为5％～55％、一般为15％～45％、最好为20％～35％。

为了提高装置的综合加工效率，加氢热裂化反应过程R10最好优化含煤沥青烃油R10F中的煤沥青组分HDS的单程转化率；而含煤沥青烃油R10F中的煤沥青组分HDS的单程转化率的过度升高，必然增加煤沥青组分HDS中的超大分子的热缩合反应，同时增加热缩合物胶质、沥青质、液相焦炭数量，同时增加气体产率，同时增加常规沸点低于370℃的烃类的加氢饱和深度使之成为对煤沥青溶解分散能力低下的低芳香度烃类、并发生萃取作用使煤沥青浓缩，这种“胶质、沥青质、液相焦炭的数量的增加”与“胶质、沥青质、液相焦炭的适宜溶剂油数量的减少”发展到超饱和程度或临界饱和程度，会导致胶质、沥青质、液相焦炭从稳定的胶体溶液体系中析出成为超饱和沥青相即第二液相，导致反应器等容器内快速结焦，迫使装置停工。

事实上，本发明可以是以多产优质针状焦原料油为目标，此时，含煤沥青烃油R10F中的煤沥青组分HDS的单程转化率过高只会增加轻质馏分油收率、降低目标沥青组分数量。

事实上，本发明方案可以是以多产优质针状焦原料油为目标的，因此，含煤沥青烃油R10F中的煤沥青组分HDS的单程转化率相同条件下，也期望在脱硫率、热裂化率相同的条件下，加氢幅度越低越好，这样一方面可以降低氢耗成本，另一方面也可以降低后期的生产针状焦的延迟焦化热裂化反应过程的脱氢任务，因此，通常而言，上流式膨胀床加氢热裂化反应过程R10的脱硫反应的选择性越高越好，这样高选择性脱硫反应催化剂就成了重要的优化操作的条件。本发明优选使用钼基催化剂，特别是纳米级钼基催化剂。

本发明所述稀释剂KWS，指的是进入上流式加氢改质反应过程R10的能够使总体反应液相降低粘度或降低沥青浓度或提高供氢能力(抑制结焦)或降低反应温升的烃类，并且最好稀释剂KWS的引入不对针状焦原料馏分带来不利影响或不产生影响，因此，稀释剂KWS最好是常规沸点低于320℃并且在上流式加氢改质反应过程R10中尽可能呈现为液态的烃类，也就是说稀释剂KWS最好是常规沸点为250～320℃的烃类。

本发明所述稀释剂KWS，可以是外供物流，可以是分离上流式加氢改质反应过程R10反应产物R10P所得沸程合适的烃类比如常规沸点为250～320℃的烃类，可以是富含供氢烃的烃类。

以下描述本发明含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10可能进行的煤沥青加氢反应。

本发明所述含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10，发生至少一部分含煤沥青烃油R10FL的脱硫反应或加氢脱硫反应、热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分硫含量更低的烃类产物、沸点更低的烃类产物；含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10，通常不能也不希望实现单程反应全部轻质化，即通常存在一个其合理高的热裂化单程转化率，这样加氢改质反应产物R10P中存在一定数量的未转化煤沥青；未转化煤沥青在沥青精制部分分离为精制沥青(轻质沥青)和重质沥青，重质沥青用作尾油；而为了降低外排尾油数量，可能需要设置尾油的加氢热裂化反应过程已生产低沸点产物，而为了简化总体流程、降低投资和能耗，可以将尾油的加氢热裂化反应过程与含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10形成组合工艺，即全部合并或部分合并进行。

尽管含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10以大分子烃类的脱硫反应或加氢脱硫反应、热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应为目标反应，但是由于含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10通常使用的加氢催化剂本身具有加氢精制功能，以及存在的活性氢也能诱导烃分子发生加氢精制反应，因此，在含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10中，也必然发生一些加氢精制反应(加氢脱金属反应、加氢脱氧反应、加氢脱氮反应、加氢芳烃部分饱和反应、烯烃加氢饱和反应)。

在含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10，当活性氢供应不及时的时候，胶质、沥青质的热裂化自由基就会发生缩合反应，生产分子量更大的分子或结构集团，反复地脱氢与缩合反应的最终结果是产生焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应。

本发明的主要应用对象是含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10，使用的反应器可以是1台或2台或多台，通常使用的反应器为2～4台；含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10的反应器工作方式可以是任意合适形式，通常为上流式膨胀床反应器或带液体产物循环的上流式膨胀床反应器，单台上流式膨胀床反应器的整体反应区，可以被人为划分为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或和流量，可以是调节油品的温度或和流量，当然也可以使用换热器简介换热冷却。

含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10，使用的反应器，其反应空间中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义反应空间中的“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为反应空间液相分率KL，分率KL通常大于0.45、一般大于0.55、甚至大于0.70，形成事实上的强化液相加氢模式，为了保持反应空间氢气分压足够高，可能需要在反应器的不同高度的位置2次或多次添加氢气。

当含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10的后半程反应过程R10B联合加工劣质重烃CRF的上流式加氢改性反应过程CR的反应产物CRP中的重油组分CRPVR时，后半程反应过程R10B的停留时间通常首先满足控制重油组分CRPVR的加氢热裂化率的要求，通常设置重油组分CRPVR的加氢热裂化率上限以防止单程转化率过高。

本发明所述含煤沥青烃油R10F的上流式加氢改质反应过程R10的反应器形式，可以是任意合适的形式，有多种已知的形式，比如上流式固定床反应器、上流式微膨胀床反应器、上流式移动床反应器、上流式在线置换床反应器、沸腾床反应器、悬浮床反应器、沸腾床与悬浮床的组合床反应器及其特定形式的组合，并且大多数有工业应用案例，形成了较为固定的技术特点。

石油基渣油所含的胶状沥青状组分通常是以超分子结构存在的分散相，分析数据表明其中的胶状沥青状组分散相为分子量高达几千至几万甚至几十万的稳定结构集团，当然这些集团含有大量稠环芳烃单元并含有金属、硫、氮等元素，其轻质化过程的主要任务是将这些大分子解缔、加氢饱和、裂化为较其原始物炭数少十倍、百倍甚至千倍的小分子，很明显，过程的热裂化任务占主导地位，这不可能仅仅依靠加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和来实现，石油基渣油的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和等预加氢过程实质上是为后续的加氢裂化反应准备原料油的加氢精制过程，否则常规的下流式固定床反应器中的加氢裂化催化剂活性中心因金属沉积和快速结焦被快速覆盖导致操作周期太短，无法维持工业化过程要求的最低的经济的运行周期；即使使用了常规的下流式固定床反应器中的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱等过程，也无法达到较高的转化率，因为很难克服高温热裂化过程必然产生的快速大量结焦问题，这是过程的热力学性质所决定的；为了克服上述固定床反应器系统的缺陷，反应器形式出现了上流式固定床、上流式微膨胀床、上流式在线置换床、上流式强膨胀床即沸腾床、上流式极限式膨胀床即悬浮床沸、下流式在线置换床等多种形式。

石油基渣油的加氢裂化过程中，常规沸点大于530℃馏分裂化为常规沸点小于530℃馏分的转化率通常为40％～80％甚至更高，为了达到如此高的裂化率和提高反应速度，必然使用程度较强的热裂化所必需的高温条件，催化剂活性中心的快速结焦是不可避免的，为了将反应器床层内的因金属沉积、结焦使活性快速下降的催化剂移出和更换，技术人员开发了沸腾床、悬浮床这两种催化剂床层膨胀比较大的上流式膨胀床反应器，并将后续的热高压分离器与反应器合并为一个组合设备，将高粘度、易发泡、易凝固的渣油在设备之间(反应器与热高分之间)的转运系统大大简化，可以提高系统的可靠性、安全性、绝热性，提高反应器内物料温度的均匀性，节省了占地面积；从有利方面讲，渣油沸腾床加氢裂化、悬浮床加氢裂化的高转化率是固定床反应器无法达到的，将吸热的裂化反应与放热的加氢反应混合进行利于反应热的利用、利于降低反应温升，循环使用大量的热态反应生成油或中间反应生成油直接加热原料油可以降低原料油预热温度；从不利方面讲，催化剂床层膨胀比较大，与固定床反应器相比，增加了系统的复杂性，降低了操作的平稳性，大幅度增加了工程投资；因增加了催化剂的磨损和碰撞，增加了催化剂的结焦以外原因的损失；因为床层存在催化剂和液相的剧烈返混，含有部分新鲜原料低转化度产物的产品质量必然较差。

渣油沸腾床加氢裂化工业化技术有H-OIL工艺、LC-FINING工艺，为了优化和稳定控制催化剂的沸腾状态，设置有循环油循环泵系统，循环油的收集器置于反应器内催化剂床层之上，相当于把一台为循环泵提供循环油的必须置于高标高位置的高温高压分离器与沸腾床反应器组合并简化了高温高压分离器的结构，但是为了不影响沸腾床的流化状态，循环油的收集器的布置位置、大小及形式都必须仔细设计；通常均将循环油的收集器布置于反应器上部球形封头的正下方，均将循环油的收集器导液管安装在反应器内，该导液管对悬浮床或沸腾床床层的气、液、固多相流动具有一定的整流作用，解决了导液管的保温伴热问题，削弱或消除了导流管内流体流动对反应器的设备稳定性带来的不利影响；渣油沸腾床加氢反应系统，还必须设置催化剂间歇卸料系统、催化剂间歇加料系统，因系统复杂、投资大、操作繁杂；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是部分产物属于高度加氢饱和的烃类，因此产物液相溶解剩余胶质、沥青质的能力差，因此，其转化率较低，尾油产量较大，这在一定程度上限制了该工艺的经济性；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是不能处理残炭含量过高、金属含量过高的劣质重渣油，因为金属含量过高使得脱金属催化剂的耗量太大导致催化剂成本太大，残炭含量过高使得反应过程的转化率太低或者快速结焦导致快速停工，这限制了该工艺的应用范围。

上流式沸腾床加氢技术，其技术要点是用反应物料(主要是液相)的上行流动使催化剂床层产生剧烈的膨胀，其膨胀率一般介于25％～45％，以损失部分固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点为代价，形成“破坏催化剂结块的能力”和“小颗粒杂质的自由排出的广域通道”，从而能够加工金属含量较高、残碳含量较高的重油，其产品质量较固定床技术已经下降太多，但是其质量远较悬浮床为好；由于沸腾床的膨胀动力主要来源于液相物料的携带，其过程通常不宜使用大量的氢气以防止反应器的液相体积效率太低，因此，也就限制了反应过程的放热效应不能过高，通常沸腾床加氢技术更适合于加工石蜡基或石蜡中间基石油基重油，热裂解反应的吸热量与自由基加氢的放热量抵消后的宏观热效应较小，反应器总温升较低，其原料油的单位重量氢耗通常为1.4％～2.3％。但是，即使如此，催化剂的失活速度仍然太高，为此，通过定期排出部分活性低的老催化剂然后补入部分活性高的新催化剂来维持催化剂的平均活性，因此形成价格高昂的高活性加氢催化剂的消耗成本，事实上，加工石油基劣质渣油时已经不太经济。同时，热反应的特征导致高转化率时加氢尾油质量很差，只能做燃料油后汽化原料，因此，沸腾床加氢的原料轻质化转化率通常为60％～75％，即转化率低。由于沸腾床加氢技术使用的颗粒状催化剂基本同于常规固定床颗粒状(宜为球状)加氢精制催化剂，仍然属于富含大量内孔道、高内表面积的高活性、颗粒状催化剂，无法满足劣质渣油大分子的扩散和加氢转化，常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，要么对催化剂孔道形成孔口堵塞使该孔道失去活性，要么长期吸附于内壁活性中心产生遮蔽效应，在缺乏活性氢的条件下，因难以加氢固难以解吸脱附，发生热缩合主导反应，形成孔道道中堵塞。过快的催化剂失活速度，形成无法承受的加氢催化剂消耗成本，而更为重要的是巨量的芳烃饱和氢耗所释放出的巨量反应热使得沸腾床加氢技术不具备安全性，高温诱发的胶质沥青质的快速结焦，也在反应器的底部分配盘、中心液体循环管形成大量结焦，迫使装置快速停工。如果选择上流式沸腾床加氢技术加工金属含量高、残炭含量高的劣质渣油，其结果必然是反应器器内大量生焦、运行周期太短、反应温度无法控制即不安全、催化剂失活成本奇高，这些效应已经为试产的劣质重油沸腾床加氢装置的工业运行结果所证实。

渣油悬浮床加氢裂化技术的发展，是基于20世纪40年代的煤加氢直接液化技术发展起来的，它是在临氢与充分分散的催化剂或和添加剂共存的条件下，其主导反应使在高温高压下发生的渣油热裂化反应和热裂化自由基加氢稳定反应的过程。悬浮床加氢裂化反应过程，所用分散的催化剂或和添加剂，是细颗粒的粉状物，悬浮在反应物中，可有效抑制焦炭生成。渣油悬浮床加氢技术对原料的机械杂质含量几乎没有限制，可以加工沥青和油砂。

典型的有工业化运转业绩的渣油悬浮床加氢裂化技术，有加拿大CANMET渣油悬浮床加氢热裂化工艺、意大利埃尼公司的EST渣油悬浮床加氢热裂化工艺。其它渣油悬浮床加氢裂化技术，有英国石油公司的BPVCC技术路线，有英国石油公司的BPVCC技术、委内瑞拉国家石油公司(PDVSA)的HDHPLUS技术、美国UOP公司的Uniflex技术、美国Chevron的VRSH技术等等。

为了克服颗粒催化剂加氢技术的缺点，悬浮床加氢技术彻底抛弃了“使用颗粒催化剂的巨量内表面作为加氢反应场所”的模式，其技术要点是“使用高分散度微粒催化剂的外表面作为加氢反应场所”，从而彻底消除了胶质沥青质到达加氢反应场所的扩散路径问题，使其能够处理金属含量更高、残炭含量更高的劣质重油，当然，金属含量极高、残炭含量极高的劣质重油最好用焦化工艺如延迟焦化工艺处理；悬浮床加氢反应器的反应空间，其床层膨胀率已经达到极大值，固体催化剂加入量通常低于10％(以原料油重量计)，形成了“具有结焦物载体能力”和“悬浮颗粒杂质的排出自由通道”的优点。然而事实上，悬浮床加氢反应器不具有床层概念，反应空间彻底丧失了固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点，转而具有高度的“液相返混”和“液相短路”的双重特征，因此，其产品质量较固定床技术已经下降极多，所以悬浮床加氢技术只能用作劣质油的预处理过程，而不可能生产出高质量产品。

悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，强烈地依赖催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率，因此，催化剂表面的更新手段和催化剂置换手段是一个重要的不可缺失的提高催化剂效率的技术手段，目前有的工业化重油悬浮床加氢装置的反应器采用鼓泡床而不设置循环泵，这是一个巨大的技术缺陷，其结果是：内返混液相量不可控、内返混催化剂量(催化剂沉积量)不可控、催化剂适宜粒度范围太窄而难以控制、液相停留时间不可控，并且随着反应器直径的扩大其不可控性更加强烈，这些效应已经为试产的劣质重油悬浮床加氢装置的工业运行结果所证实。本发明推荐使用带液体产物循环的悬浮床反应器，以实现预期的催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率。

悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，也受到反应器内气相中的极性杂质的吸附占据的影响，煤焦油加氢过程、焦油与煤共炼过程产生大量的极性杂质如H₂O、NH₃、CO、CO₂会强烈地吸附于催化剂表面形成遮蔽效应，因此国际知名油品技术供应商CHEVRON公司提出了在反应器中间设置气液分离器的及时排杂质气体的方案并在后续悬浮床加氢反应器的下部引入高纯度氢气，但是设置独立的气液分离器投资大、液位控制困难、操作危险性大；为此，本项目推荐可以采用“气体短流程”技术，在不增加气液分离器的条件下，将含气体的气液混相物料引入悬浮床反应器顶部的空间进行气液分离，气相直接排出，而液相的大部分通过循环管进入液相反应空间，在后续悬浮床加氢反应器的下部，引入高纯度氢气物流，形成极低杂质的气相环境，同时形成了氢气体积浓度高的条件，为充分发挥催化剂活性创造了条件，利于降低装置总压、提高单程转化率、降低热裂解造气反应、降低热缩合反应；上述的及时排杂质气体的方案，还具有及时排出低沸点烃组分、降低其热裂解率的优点，利于提高液收、降低氢耗。

劣质重油的悬浮床加氢反应器内部发生的典型的重油轻质化反应，本质上是一个在液相中进行的液相大分子的双键加氢成单键、单键裂化成自由基、自由基加氢稳定的串联过程，高的热裂解温度(400～480℃)在整个聚集态液相中产生大量自由基并相对均匀分布于整个液相空间，为了阻止热缩合需要最快速度使自由基加氢稳定，很明显，依靠催化剂表面的活性氢无法达到目的(因为催化剂接触的液相烃分子的概率太低、活性氢移动过程也会组合为无活性的氢分子)，最好是活性氢与自由基均匀相邻存在，并在自由基产生时同步释放，以实现高效供活性氢。适时加入沸点适宜的供氢剂正好能过满足这一要求，阻止热缩合、提高轻产物保留率，这些效应已经为运行8年的使用供氢剂的神华煤加氢直接液化装置的成功长期运行结果所证实。对于常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，如果不能适时提供活性氢，大量胶质、沥青质的热裂化自由基将缩合较其裂化前身物更大的缩合物从而降低加氢热裂化馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)收率，甚至产生超出反应过程液相所能溶解、携带的热缩合物如焦炭或焦炭前驱体导致装置快速停工，这些效应已经为大量实验结果所证实。本发明使用足量供氢剂的操作模式，目的在于通过适时提供活性氢足量抑制结焦，提供渣油的热裂化转化率或加工性质更为苛刻的原料渣油，扩大工艺的适用范围、提高过程的操作稳定性、经济性。

以下详细描述本发明的热高压分离过程或温高压分离过程的可能使用气提过程XHBM。

本发明所述气提过程XHBM，液体烃W物料与气提氢气XBH的逆流接触分离次数：一般为1～8次、通常为2～4次；气提氢气XBH的数量，根据气提过程XHBM组分分离目标的需要确定；气提过程XHBM的操作压力，通常稍低于其进料的操作压力；气提过程XHBM的操作温度，根据气提过程XHBM组分分离目标的需要确定，通常为180～480℃、一般为250～440℃。

本发明所述反应分离节，指的是包含含煤沥青烃油R10F的加氢改质反应过程(或称为反应段)和加氢改质反应产物中的重油烃组分与更低沸点烃组分的分离过程(或称为分离段)的流程；重油烃组分与更低沸点烃组分的分离过程，可以是渣油与蜡油组分的分离过程(通常包含减压分馏过程)，也可以是重蜡油组分与轻蜡油组分的分离过程(通常包含减压分馏过程)的流程，也可以是柴油与蜡油组分的分离过程(可以包含或者不包含减压分馏过程)。

本发明所述一个反应分离节流程，包含含煤沥青烃油R10F的第一加氢改质反应过程和第一加氢改质反应产物的重油烃组分与更低沸点烃组分的第一分离过程，流程上可以包括第一分离过程(通常包含减压分馏过程)排出的未转化渣油或其改性油循环返回第一加氢改质反应过程进行循环加氢改质的循环流程。

现有的重油或渣油的悬浮床加氢改质或加氢热裂化反应分离方法有多种，多数属于一个反应分离节流程，其中有工业化运转业绩的渣油悬浮床加氢裂化反应分离方法有加拿大CANMET渣油悬浮床加氢热裂化工艺(后来被整合为美国UOP公司的Uniflex技术)、意大利埃尼公司的EST渣油悬浮床加氢热裂化工艺。其它渣油悬浮床加氢裂化反应分离方法，有英国石油公司的BPVCC技术、委内瑞拉国家石油公司(PDVSA)的HDHPLUS技术、美国Chevron的VRSH技术等等。

可能需要将悬浮床加氢产物首先分馏，然后对得到的加氢后煤沥青分离为一次氢化精制沥青和一次氢化重质沥青，然后将一次氢化重质沥青返回悬浮床加氢改质过程进行二次加工，从而提高有益的总体热裂化转化率。就煤沥青一次加氢热裂化和煤沥青一次加氢热裂化尾油的再次加氢热裂化的总体效果而言，使用供氢溶剂可以有效提高总体加氢热裂化转化率，有效降低外甩含固尾油的收率，从而提高过程的经济性。

本发明，可以通过变化各反应段或分离段的流程形式，可以通过联合加工其它适于联合加工的含烃物料，可以通过联合多种热高分气中烃油的后续加工方法，形成多种组合工艺。

本发明，各反应段可以使用稀释油或供氢溶剂。

本发明补充加氢反应过程BRK所得油品，可能包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)BRK-P-Y-N01、第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)BRK-P-Y-N02、第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)BRK-P-Y-N03、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)BRK-P-Y-N04、轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)BRK-P-Y-N05、重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)BRK-P-Y-N06、渣油(常规沸点高于530℃的烃类)BRK-P-Y-N07，上述名称只是一种称呼，也可以称为轻油(常规沸程60～180℃馏分)BRK-P-Y-N01、第一洗油(常规沸程180～220℃馏分)BRK-P-Y-N02、第二洗油(常规沸程220～265℃馏分)BRK-P-Y-N03、蒽油(常规沸程265～350℃馏分)BRK-P-Y-N04、轻质沥青(常规沸程350～480℃馏分)BRK-P-Y-N05、中质沥青(常规沸程480～530℃馏分)BRK-P-Y-N06、重质沥青(常规沸点高于530℃的烃类)BRK-P-Y-N07。

本发明所得产物中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)BRK-P-Y-N01，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，加氢精制后的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)可以用作催化重整原料制备芳烃。

本发明所得产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)BRK-P-Y-N02或其加氢稳定油，通常不适合进入上流式加氢改质反应过程R10或和BRK，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入上流式加氢改质反应过程R10或和BRK，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(常规沸程180～220℃馏分)BRK-P-Y-N02通常不宜进入上流式加氢改质反应过程R10或和BRK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。

本发明组合工艺煤加氢直接液化所得产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)BRK-P-Y-N03，其加氢稳定油品，是上流式加氢改质反应过程R10或和BRK需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于上流式加氢改质反应过程R10或和BRK，第二轻柴油或其加氢稳定油，在上流式加氢改质反应过程R10或和BRK的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在上流式加氢改质反应过程R10或和BRK的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是上流式加氢改质反应过程R10或和BRK存在余量的资源故属于上流式加氢改质反应过程R10或和BRK的产品，因此，第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)BRK-P-Y-N03或其加氢稳定油，通常部分用作轻质供氢溶剂油用于上流式加氢改质反应过程R10或和BRK，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。

本发明组合工艺煤加氢直接液化所得产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)BRK-P-Y-N04，其加氢稳定油品，是上流式加氢改质反应过程R10或和BRK最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于上流式加氢改质反应过程R10或和BRK，重柴油或其加氢稳定油，在上流式加氢改质反应过程R10或和BRK的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是上流式加氢改质反应过程R10或和BRK存在余量的资源故属于上流式加氢改质反应过程R10或和BRK的主要产品，因此，重柴油(常规沸程265～350℃馏分)BRK-P-Y-N04或其加氢稳定油，通常部分用作重质供氢溶剂油用于上流式加氢改质反应过程R10或和BRK，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。

本发明所得产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)BRK-P-Y-N05，只要其杂质含量满足作为针状焦原料的需要，通常不宜返回是上流式加氢改质反应过程R10或和BRK二次加氢。本发明组合工艺煤加氢直接液化所得产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)BRK-P-Y-N05或其加氢稳定油品，根据需要液可以返回是上流式加氢改质反应过程R10或和BRK二次加氢。

本发明所得产物中的重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)BRK-P-Y-N06，只要其杂质含量满足作为针状焦原料的需要，通常不宜返回上流式加氢改质反应过程R10或和BRK二次加氢。本发明组合工艺煤加氢直接液化所得产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)BRK-P-Y-N05或其加氢稳定油品，根据需要液可以返回是上流式加氢改质反应过程R10或和BRK二次加氢。通常，重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)BRK-P-Y-N06会携带少量固体颗粒，并且属于严重缺氢的残炭含量高的物料，过度的热裂化将产生热缩合物甚至形成焦炭。

由于本发明所得产物中常规沸点渣油(常规沸点高于530℃的烃类)BRK-P-Y-N07，通常存在于减压塔塔底重沥青物流中，通常排出系统不再循环加工，当然，根据需要可以部分循环返回上流式加氢改质反应过程R10或和BRK。

如前所述，本发明的主要目标是生产适合作为针状焦原料轻质沥青的加氢改质沥青组分，因此，在上流式加氢改质反应过程BRK的产物BRK-P的分离分馏过程，常规沸点高于350℃的不同馏分的切割方案可以根据需要调整，比如可以是分离为常规沸程350～400℃的轻质馏分和主要由常规沸点高于400℃的剩余馏分组成的塔底油，可以是分离为常规沸程350～450℃的轻质馏分和主要由常规沸点高于450℃的剩余馏分组成的塔底油，可以是分离为常规沸程350～500℃的轻质馏分和主要由常规沸点高于500℃的剩余馏分组成的塔底油，当然也可以是直接得到主要由常规沸点高于350℃的剩余馏分组成的塔底油，上述分离方案需要考虑提取针状焦原料操作过程的可行性和稳定性、塔底油的流动性等相关技术问题。

以下详细描述本发明的第二加氢反应流出物BRK-P的热高压分离过程S10的气提过程1HBM。

本发明所述气提过程1HBM，液体烃BRK-P-L与气提氢气1BH的逆流接触分离次数：一般为1～8次、通常为2～4次；气提氢气1BH的数量，根据气提过程1HBM组分分离目标的需要确定；气提过程1HBM的操作压力，稍低于补充加氢反应过程BRK的操作压力；气提过程1HBM的操作温度，根据气提过程1HBM组分分离目标的需要确定，通常为220～400℃、一般为280～380℃。

以下详细描述本发明的使用固定床加氢反应器的加氢提质反应过程HT66。

加氢提质反应过程HT66，使用的固定床反应器可以是1台或2台或多台；加氢提质反应过程HT66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，可以是下流式固定床反应器，也可以是上流式固定床反应器，甚至可以是上流式微膨胀床，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床。使用固定床加氢反应器的加氢提质反应过程，使用固定床催化剂床层，可以是1个、2个或多个床层，第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气或和冷油。

使用固定床加氢反应器的加氢提质反应过程HT66，使用的加氢提质催化剂，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。

使用固定床加氢反应器的加氢提质反应过程HT66，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特征部分。

高沸点烃组分HAC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；

含高沸点烃组分HAC的物料BRF，经过加氢反应过程BR；

原料BRK-FEED，可能包含固体颗粒原料BRK-FEEDS；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，可能包含固体颗粒原料BRA-AP-XO-TOBRA-BS；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，包含常规沸点高于450℃的烃组分HAC；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，可能包含固体颗粒原料BRA-AP-XO-TOBRA-BS；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，包含常规沸点高于450℃的烃组分HAC；

选项1，胶状沥青状组分含量高的烃油；

选项2，灰分含量高的烃油；

选项3，易结焦组分含量高的烃油；

选项4，高温易反应物含量高的烃油；

选项5，高芳碳率的烃油。

选项8，乙烯裂解焦油的加氢过程；

选项1，有机硫的加氢脱硫反应；

选项2，有机氮的加氢脱氮反应；

选项3，有机氧的加氢脱氧反应；

选项4，有机金属的加氢脱金属反应；

选项5，芳烃的加氢部分饱和反应或芳烃的加氢饱和反应；

选项7，烃类的加氢裂化反应。

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；

选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项17，气液逆流反应器；

选项18，液料产物循环式气液逆流反应器。

选项1，液料串联、氢气顺流的气液并流串联反应过程；

选项2，液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

选项3，液料串联、氢气并联操作的反应过程；

选项4，液料串联、有氢气逆流操作步骤的反应过程。

选项2，自反应段的最后反应器中排出；

选项3，自反应器内的集液杯经导流管排出；

选项1，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，大于75％；

选项2，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，大于80％；

选项3，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，大于85％。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

本发明，通常，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

含催化剂的烃物料RKKC，可以选自下列物料中的一种或几种：

原料BRK-FEED，可能包含固体颗粒原料BRK-FEEDS；

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

回收加氢提质反应产物HT66-P。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

回收加氢提质反应产物HT66-P。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

回收加氢提质反应产物HT66-P。

本发明，(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

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需要补充硫的加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口以便串联使用硫，以保证加氢反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(体积)或1000PPm(体积)或3000PPm(体积)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫或硫磺(比如液硫)等。当加氢反应过程BRK、R70的气相中的硫化氢数量满足需要时，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。

实施例

实施例一

高温煤焦油原料性质见表1～表6。

表1为高温煤焦油A的一般性质分析。

表2为高温煤焦油A的各窄馏分的收率。

表3为高温煤焦油A的＜180℃馏分的性质。

表4为高温煤焦油A的窄馏分性质1。

表5为高温煤焦油A的窄馏分性质2。

表6为高温煤焦油A的焦油沥青的性质分析。

从表2可以看出＞450℃的高温煤焦油A的煤沥青的收率为44.31％。

采用本发明，目标是对＞420℃的高温煤焦油A的蒸馏塔塔底煤沥青BSK(收率为高温煤焦油A的46％)进行加氢改质，使用供氢溶剂稀释的高温煤焦油A的煤沥青进行悬浮床加氢热裂化反应进行改质，生产优质针状焦原料并对重质沥青进行加氢热裂化和加氢改性(增加氢含量、增加流动性、降低粘度、降低软化点)，同时尽可能降低重质沥青中的催化剂含量，即将部分原生的重质沥青组分转化为小分子的优质针状焦原料组分。

采用本发明，使用专利ZL201210022921.9一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法记载的方法即煤焦油重质馏分进行非均相催化剂的悬浮床(或鼓泡床或浆态床)加氢裂化反应，其中供氢溶剂为常规沸点为260～320℃的高温焦油馏分的固定床加氢后的供氢剂(氢含量为8.5％～9.0％)，供氢溶剂的重量流量为煤沥青的重量流量的0.65～0.75倍(按0.7计算)，步骤如下：

a、煤沥青、供氢溶剂、钼基分散型催化剂、硫化剂配浆步骤：将一定量的配剂油(供氢溶剂)、粒度小于5μm的粉状催化剂颗粒(复合型高活性加氢催化剂，金属钨与金属钼的质量比为0.5∶100～3.5∶100)及硫化剂(液硫)一起在80℃～200℃的搅拌条件下混合均匀制得催化剂油浆，控制催化剂油浆的固体浓度在20％～35％范围，硫化剂也可以单独加压后进入煤沥青油浆加热炉进料煤沥青油浆中；

b、前置加氢反应过程BRA；

催化剂油浆与其余悬浮床加氢裂化混合原料R10F和含有催化剂的循环油(催化剂回收循环量约为添加量的25％～35％)混和为混合料，混合料经原料泵升压、混氢、加热炉升温后进入悬浮床(或鼓泡床或浆态床)加氢反应器进行加氢裂化反应，催化剂的加入量以活性金属组分流化态化合物重量计算占悬浮床加氢反应器原料浆料的200～300PPm，以250PPm为基准；

在前置加氢反应过程BRA，悬浮床加氢反应温度为420～440℃、反应压力为16～19MPa、体积空速0.45～0.5h^-1、氢油体积比500～800，催化剂为配套的复合金属活性组分的粉状颗粒煤焦油加氢催化剂；

c、补充加氢反应过程BRK；

前置加氢反应流出物BRA-P的温度为440℃，不必经过降温步骤，直接进入补充加氢反应过程BRK的逆流床加氢反应器，进行后置加氢精制反应；

在补充加氢反应过程BRK，反应温度398～408℃，反应压力16～19MPa，体积空速1.8～2.0h^-1，氢油体积比50～100；补充加氢反应液相产物BRK-NLE-LP中烃类的烯烃浓度，低于第一加氢反应产物BASE-R10P中烃类的烯烃浓度的65％；从而制得热稳定性更高的针状焦原料理轻组分；

补充加氢反应上部气体产品BRK-NLE-VP，经过温高压分离器、冷高压分离器后得到液固相高低分油混合物流和富氢气体二部分。富氢气体用作循环氢，返回反应过程循环使用。

补充加氢反应液相产物BRK-NLE-LP，经过热低压分离器后得到的液固相热低分油，流经分馏塔分馏后，得到小于370～400℃轻馏分油，塔底得到含有催化剂的塔底重油(大于370～400℃的馏分油)，小部分常底重油可以作为循环油直接循环到悬浮床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应；大部分至全部的塔底重油作为软沥青使用，根据需要，可能用蒽油调节软沥青的软化点和流动性；

悬浮床加氢反应产物中常规沸点小于370～400℃的轻馏分油进入专门的加氢提质过程生产出气体、液化气、石脑油、柴油组分等产品。

d、在沥青预处理部分UT1，含沥青组分的油料R10P-HS-VS分离为针状焦原料精制沥青UT1-LP和重质沥青UT1-HP，针状焦原料精制沥青UT1-LP的喹啉不溶物浓度低于重质沥青UT1-HP的喹啉不溶物浓度，针状焦原料精制沥青UT1-LP的平均常规沸点低于重质沥青UT1-HP的平均常规沸点；

沥青预处理部分UT1工作方法为溶剂-沉降法，包含溶剂萃取分离步骤UT1-10、萃取分离排出轻液的蒸馏步骤UT1-20和萃取分离排出重液的蒸馏步骤UT1-30；

在溶剂萃取分离步骤UT1-10，含沥青组分的油料R10P-HS-VS与溶剂UT1-10-SF进行连续混合接触沉降分离，溶剂UT1-10-SF萃取含沥青组分的油料R10P-HS-VS中的轻质组分并形成轻液相，含沥青组分的油料R10P-HS-VS中的重质组分形成重液相，轻液相和重液相沉降分离后分别排出，得到含加氢改质催化剂R10C含溶剂的轻质沥青UT1-10-L和含加氢改质催化剂R10C含溶剂的重质沥青UT1-10-H；

在轻质沥青UT1-10-L的蒸馏分离步骤UT1-20，含加氢改质催化剂R10C含溶剂的轻质沥青UT1-10-L分离为溶剂UT1-10-L-S、低加氢改质催化剂R10C含量的轻质沥青蒸馏油UT1-10-L-LP和富集加氢改质催化剂R10C的液料UT1-10-L-HP；

基于溶剂UT1-10-L-S的物料返回溶剂萃取分离步骤UT1-10循环使用，当溶剂UT1-10-L-S损失量明显时，需要间断补充溶剂UT1-10-L-S；

富集加氢改质催化剂R10C的液料UT1-10-L-HP全部返回R10与R10F或其加氢转化物接触，可以返回R10的低压原料煤沥青中，然后一并进入反应过程R10循环使用；

可以将一部分富集加氢改质催化剂R10C的液料UT1-10-L-HP返回剂萃取分离步骤UT1-10与含沥青组分的油料R10P-HS-VS或和与UT1-10-SF接触；

基于低加氢改质催化剂R10C含量的全部轻质沥青蒸馏油UT1-10-L-LP的物料，作为精制沥青UT1-LP，用作生产针状焦的原料UT2-TF，收率为收率为高温煤焦油A的33％，为煤沥青BSK的72％。

在重质沥青UT1-10-H的蒸馏步骤UT1-30，含加氢改质催化剂R10C含溶剂的重质沥青UT1-10-H分离为溶剂UT1-10-H-S、含加氢改质催化剂R10C的重质沥青UT1-10-H-HP；

基于溶剂UT1-10-H-S的物料返回溶剂萃取分离步骤UT1-10循环使用；

可以将部分部分含加氢改质催化剂R10C的重质沥青UT1-10-H-HP返回R10与R10F或其加氢转化物接触；

可以部分含加氢改质催化剂R10C的重质沥青UT1-10-H-HP返回剂萃取分离步骤UT1-10与含沥青组分的油料R10P-HS-VS或和与UT1-10-SF接触；

35％～100％的含加氢改质催化剂R10C的重质沥青UT1-10-H-HP，用作重质沥青UT1-HP，作为其他煤沥青材料使用。

液料UT1-10-L-HP中加氢改质催化剂R10C的数量占轻质沥青UT1-10-L中加氢改质催化剂R10C数量的重量比例SK100≥0.98。

液料UT1-10-L-HP中烃类重量占轻质沥青UT1-10-L中烃类重量的重量比例SK300≤0.05。

液料UT1-10-L-HP中加氢改质催化剂R10C的重量比例SK500≥0.005。

萃取溶剂UT1-10-SF，为脂肪烃与芳香烃的重量比例为1.0∶1.0～1.0∶1.2的混合油，其中脂肪烃溶剂是正庚烷或和航空煤油，其中芳香烃溶剂为苯或和甲苯或和二甲苯或和洗油；

在溶剂萃取分离步骤UT1-10，萃取温度为60～80℃，萃取时间为8～10h，溶剂UT1-10-SF的重量流量与含沥青组分的油料R10P-HS-VS的重量流量的比例为1.0～1.2。

对于30万吨/年煤沥青加工量的悬浮床加氢装置，供氢剂流量为21万吨/年，控制悬浮床加氢进料总浆料中催化剂金属的浓度250PPm，则需要催化剂(以金属计算)125吨/年，催化剂回收循环量约为添加量的30％以上即37.5吨/年以上。

本发明利于使用高分散度的微米级或纳米级高活性催化剂(钼基催化剂)，可降低悬浮床加氢改质反应过程R10气体产率，显著改善悬浮床加氢产物重沥青性质并限制最终的重沥青产品中的催化剂数量，尽可能减少污染物的引入。

表1高温煤焦油A的一般性质分析

表2高温煤焦油A的各窄馏分的收率

馏程范围℃	窄馏分收率，m％	累计收率，m％
			＜180	1.85	1.85
180～210	3.34	5.19
			210～230	16.84	22.03
230～280	5.71	27.74
			280～330	6.60	34.34
330～360	4.66	39.00
			360～450	16.20	55.20
＞450	44.31	99.51
			损失	0.49	100.00

表3高温煤焦油A的＜180℃馏分的性质

表4高温煤焦油A的窄馏分性质1

表5高温煤焦油A的窄馏分性质2

表6高温煤焦油A的焦油沥青的性质分析

Claims

1.含重烃料的悬浮床加氢和逆流床补充加氢的组合方法，其特征在于：

高沸点烃组分HAC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；

含高沸点烃组分HAC的物料BRF，经过加氢反应过程BR；

原料BRK-FEED，可能包含固体颗粒原料BRK-FEEDS；

2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

4.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

反应器BRK-NLE的工作方式，选自下列选项中的1种或几种：

5.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

反应器BRK-NLE的工作方式，选自下列选项中的1种或几种：

6.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，前置加氢反应BRA-R主要为加氢精制反应。

7.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，前置加氢反应BRA-R主要为加氢热裂化反应。

8.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

前置加氢反应过程BRA，包含串联操作的前置加氢反应过程BRA前部反应段BRA-A和前置加氢反应过程BRA后部反应段BRA-B；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，可能包含固体颗粒原料BRA-AP-XO-TOBRA-BS；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，包含常规沸点高于450℃的烃组分HAC；

9.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，可能包含固体颗粒原料BRA-AP-XO-TOBRA-BS；

物流BRA-AP-XO-TOBRA-B，包含常规沸点高于450℃的烃组分HAC；

10.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

含高沸点烃组分HAC的物料BRF，选自下列物料中的一种或几种：

选项1，胶状沥青状组分含量高的烃油；

选项2，灰分含量高的烃油；

选项3，易结焦组分含量高的烃油；

选项4，高温易反应物含量高的烃油；

选项5，高芳碳率的烃油。

11.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

选项8，乙烯裂解焦油的加氢过程；

12.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①前置加氢反应过程BRA，前置加氢反应BRA-R选自下列中的1种或几种：

选项1，有机硫的加氢脱硫反应；

选项2，有机氮的加氢脱氮反应；

选项3，有机氧的加氢脱氧反应；

选项4，有机金属的加氢脱金属反应；

选项5，芳烃的加氢部分饱和反应或芳烃的加氢饱和反应；

选项7，烃类的加氢裂化反应。

13.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，使用至少1台加氢反应器BRA-XE，操作方式选自下列的1种或几种：

选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；

选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

选项17，气液逆流反应器；

选项18，液料产物循环式气液逆流反应器。

14.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

加氢反应过程BR，包含2个或多个反应段，其中反应段之间存在可能含固体的液料的串联流动，以可能含固体的液料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式，选自下述方式的1种或几种：

选项1，液料串联、氢气顺流的气液并流串联反应过程；

选项2，液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；

选项3，液料串联、氢气并联操作的反应过程；

选项4，液料串联、有氢气逆流操作步骤的反应过程。

15.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，反应段排出可能含固体的液料产物的方式，选自下述方式的1种或几种：

选项2，自反应段的最后反应器中排出；

选项3，自反应器内的集液杯经导流管排出；

16.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，分离回收加氢反应过程BR的反应流出物BR-ENDP，得到体积上主要由氢气组成的富氢气气体SRV和主要由常规液态烃组成的可能含有固体颗粒的液体物流SRL，至少一部分富氢气气体SRV进入加氢反应过程BR作为富氢气SRV-RH二次使用；

17.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的芳碳率的降低幅度绝对值，选自下述方式的1种：

18.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机硫的脱出比率，选自下述方式的1种：

19.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的有机氮的脱出比率，选自下述方式的1种：

20.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，物料BRF中的高沸点烃组分HAC的裂化转化率，选自下述方式的1种：

21.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

②在补充加氢反应过程BRK，补充加氢反应流出物BRK-P中烃类的烯烃浓度，低于前置加氢反应流出物BRA-P中烃类的烯烃浓度的相对幅度，选自下述的1种：

22.根据权利要求1或2或3所述方法，其特征在于：

①前置加氢反应BRA-R的氢耗中，加氢热裂化反应的氢耗、加氢精制反应的氢耗的分布，选自下述方式的1种：

23.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，选自下述方式的1种：

选项1，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，大于75％；

选项2，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，大于80％；

选项3，富氢气气体SRV的H₂体积浓度，大于85％。

24.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂BRA-C，为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂、氧化铁、黄铁矿、赤铁矿、氧化钼、硫化钼、钼酸铵、硫化镍中的一种或几种。

25.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂BRA-C，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BRA-C水含量低于2wt％；BRA-C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；

26.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

前置加氢反应过程BRA的操作条件为：温度为360～460℃、压力为6.0～22.0MPa、氢气/原料油体积比为50∶1～2000∶1、加氢催化剂BRA-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～5.0％、体积空速为0.2～5.0hr^-1；含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量化学氢耗量为0.25％～3.0％。

27.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

前置加氢反应过程BRA的操作条件为：温度为360～460℃、压力为8.0～16.0MPa、氢气/原料油体积比为200∶1～1200∶1、加氢催化剂BRA-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.5～3.0hr^-1；含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量化学氢耗量为0.25％～2.5％。

28.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

②补充加氢反应过程BRK，使用逆流加氢反应器，操作条件为：温度为280～440℃、压力为4.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为0.01∶1～800∶1、加氢催化剂BRK-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.3～10.0hr^-1；

29.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

②补充加氢反应过程BRK，使用逆流加氢反应器，操作条件为：温度为300～420℃、压力为6.0～22.0MPa、氢气/原料油体积比为10∶1～300∶1、加氢催化剂BRK-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.6～5.0hr^-1；

30.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

②补充加氢反应过程BRK，使用的逆流加氢反应器，操作条件为：温度为300～420℃、压力为8.0～16.0MPa、氢气/原料油体积比为20∶1～100∶1、加氢催化剂BRK-C的存在重量为含高沸点烃组分HAC的物料BRF重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.3～2.0hr^-1；

31.根据权利要求8或9所述方法，其特征在于：

32.根据权利要求8或9所述方法，其特征在于：

33.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

至少一部分热高分油BRAGP-THPS-L作为循环油BRAGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRAGP-THPS的上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间与加氢催化剂BRA-C接触或者经过至少一部分补充加氢反应过程BRK的反应空间与加氢催化剂BRK-C接触。

34.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

至少一部分热高分油BRAGP-THPS-L作为循环油BRAGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRAGP-THPS的上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间；

35.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L作为循环油BRKGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRKGP-THPS的上游经过至少一部分补充加氢反应过程BRK的反应空间。

36.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L作为循环油BRKGP-THPS-LR返回热高压分离过程BRKGP-THPS的上游经过至少一部分补充加氢反应过程BRK的反应空间；

37.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

在热高压分离过程BRKGP-THPS，自中间反应产物BRKGP中分离出热高分油BRKGP-THPSL，至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L作为循环油BRKGP-THPS-LR-TOBRA返回上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间。

38.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

在热高压分离过程BRKGP-THPS，自中间反应产物BRKGP中分离出热高分油BRKGP-THPSL，至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L作为循环油BRKGP-THPS-LR-TOBRA返回上游经过至少一部分前置加氢反应过程BRA的反应空间；

39.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

至少一部分热高分油BRAGP-THPS-L作为收集液BRAGP-THPS-LP进入热高压分离过程BRAGP-THPS的下游反应过程的反应空间中或进入前置加氢反应过程BRA的最终反应产物的热高压气液分离器中；

40.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

至少一部分热高分油BRKGP-THPS-L作为收集液BRKGP-THPS-LP进入热高压分离过程BRKGP-THPS的下游反应过程的反应空间中；

41.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

分离回收热高分液体THPS-L，得到主要由常规沸点为250～530℃的烃组分组成的蒸馏油BR-P-ML，至少一部分蒸馏油BR-P-ML进入加氢反应过程BRA或和BRK。

42.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

43.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

含催化剂的烃物料RKKC，选自下列物料中的一种或几种：

44.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

含催化剂的烃物料RKKC，选自下列物料中的一种或几种：

45.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

含高沸点烃组分HAC的物料BRF来自高温煤焦油，含有煤沥青组分；

含催化剂的烃物料RKKC，选自下列物料中的一种或几种：

46.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

含催化剂的烃物料RKKC，选自下列物料中的一种或几种：

47.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

原料BRK-FEED，可能包含固体颗粒原料BRK-FEEDS；

基于前置加氢反应流出物BRA-P的包含至少一部分常规液态烃的物流用作补充加氢反应过程BRK的含液相烃的含烯烃组分的原料BRK-FEED的工作方式，选自下列中的1种或几种：

48.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，使用供氢烃物料DSF与含高沸点烃组分HAC的物料BRF或其中间加氢产物接触。

49.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，使用供氢烃物料DSF与含高沸点烃组分HAC的物料BRF或其中间加氢产物接触的工作方式，选自下列中的一种或几种：

50.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

基于加氢稳定反应过程MR的含氢气物料，进入加氢反应过程BR串联使用；

51.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

基于热高分气体THPS-V的含氢气物料，进入加氢稳定反应过程MR串联使用；

52.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

基于热高分气体THPS-V的含氢气、含烃油物料，进入加氢提质反应过程HT66进行加氢提质反应HT66-R，转化为加氢提质反应产物HT66-P；

回收加氢提质反应产物HT66-P。

53.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

回收加氢提质反应产物HT66-P。

54.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

基于加氢提质反应产物HT66-P的含氢气物料，进入加氢反应过程BR串联使用；

回收加氢提质反应产物HT66-P。

55.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

在分离分馏过程，分离热高分液体THPS-L得到的窄馏分油的至少一部分，返回加氢反应过程BR的反应过程的开始位置或中间位置，进行循环加氢。

56.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

在分离分馏过程，分离热高分液体THPS-L得到的主要由蜡油组分或和渣油组分组成的窄馏分烃料的至少一部分，返回加氢反应过程BR的反应过程的开始位置或中间位置，进行循环加氢。

57.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

①在前置加氢反应过程BRA，使用稀释烃WWF与含高沸点烃组分HAC的物料BRF或其中间加氢产物接触，稀释烃WWF的芳碳率的绝对值比物料BRF的芳碳率的绝对值至少低0.1。

58.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

59.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

含高沸点烃组分HAC的物料BRF，分为至少2路分路原料进入前置加氢反应过程BRA的串联操作的不同子加氢反应区。

60.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

(2)在回收过程SR，设置热高压分离过程THPS；

在热高压分离过程THPS，对于基于加氢反应过程BR流出物BR-ENDP分离出的热高分气体BASE-THPS-V，设置气相脱固体的液体洗涤沉降段DWU66，得到固体含量更低的气体；