CN109762598A

CN109762598A - 串联用供氢烃的碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法

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Publication number: CN109762598A
Application number: CN201810211521.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: 2018-03-11
Filing date: 2018-03-11
Publication date: 2019-05-17

Abstract

串联用供氢烃的碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法，劣质烃HDS上流式加氢反应过程RX的反应产物RX‑P中的供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的至少一部分进入R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10与R10F或其加氢转化物接触参与反应，R10F是重油和或煤；R10可分为前部反应段R10A和后部反应段R10B，在分离过程MTHS将前部反应段产物R10A‑P分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体MTHS‑V和液体MTHS‑L，至少一部分气体MTHS‑V不进入R10B，至少一部分液体MTHS‑L进入R10B完成反应；RX‑P中重烃的至少一部分可以进入R10A或R10B。

Description

串联用供氢烃的碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法

技术领域

本发明涉及串联用供氢烃的碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法，劣质烃HDS上流式加氢反应过程RX的反应产物RX-P中的供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的至少一部分进入R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10与R10F或其加氢转化物接触参与反应，R10F是重油和或煤；RX-P中重烃的至少一部分可以进入R10，合理控制RX-P中重烃的热裂化率；R10可分为前部反应段R10A和后部反应段R10B，可在分离过程MTHS将前部反应段产物R10A-P分离为含溶剂烃ADSC的气体MTHS-V和液体MTHS-L，至少一部分气体MTHS-V不进入R10B，至少一部分液体MTHS-L进入R10B完成反应；劣质烃HDS可以是基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料比如分馏尾油；基于气体MTHS-VK得到含ADSC的物料RLK或者RLK加氢得到的供氢烃物流RLKH可以返回RX和或R10A参与反应；溶剂烃ADSC，可以是RX、R10的外供供氢烃的转化物和或碳氢料HDS、R10F的自产烃类；在R10A发挥烃组分ADSC的抑制结焦功能的同时，在R10B中减少抑制热裂化功能的ADSC数量、提高R10B重烃的加氢热裂化率、降低烃组分ADSC的热裂化率，实现操作条件的优化。

背景技术

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。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。

本文所述溶剂烃ADSC，指的是是供氢烃组分和或供氢烃的失氢后组分或供氢烃前身物，在碳氢料R10F比如重油和或煤的上流式加氢热裂化反应过程R10，充当供氢烃或氢传递烃。

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。

本发明的第一目的是提高供氢烃的使用效率，降低供氢烃的使用量，即实现供氢烃的串联使用。

本发明的第二目的是，基于供氢烃的作用特点，扬长抑短优化使用效果。

本发明所述碳氢料R10F，包括碳氢液料如重油和或碳氢粉料如煤。

本发明所述碳氢料R10F的上流式加氢热裂化过程R10，使用上流式加氢反应器，发生至少一部分碳氢料R10F的热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物，可以是劣质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。

本发明的基本设想是：串联用供氢烃的碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法，劣质烃HDS上流式加氢反应过程RX的反应产物RX-P中的供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的至少一部分进入R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10与R10F或其加氢转化物接触参与反应，R10F是重油和或煤；RX-P中重烃的至少一部分可以进入R10，合理控制RX-P中重烃的热裂化率；R10可分为前部反应段R10A和后部反应段R10B，可在分离过程MTHS将前部反应段产物R10A-P分离为含溶剂烃ADSC的气体MTHS-V和液体MTHS-L，至少一部分气体MTHS-V不进入R10B，至少一部分液体MTHS-L进入R10B完成反应；劣质烃HDS可以是基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料比如分馏尾油；基于气体MTHS-VK得到含ADSC的物料RLK或者RLK加氢得到的供氢烃物流RLKH可以返回RX和或R10A参与反应；溶剂烃ADSC，可以是RX、R10的外供供氢烃的转化物和或碳氢料HDS、R10F的自产烃类；在R10A发挥烃组分ADSC的抑制结焦功能的同时，在R10B中减少抑制热裂化功能的ADSC数量、提高R10B重烃的加氢热裂化率、降低烃组分ADSC的热裂化率，实现操作条件的优化。

由于供氢溶剂组成的特殊性，其价格较高，因此通常尽可能降低外购供氢溶剂用量，设法循环使用供氢溶剂，这样，在加工过程中供氢溶剂的加氢转化物和同沸点的其它重油加氢裂化产物必然混合，也就是说必然会被一定程度地污染从而降低纯度，因此，循环供氢溶剂通常是一种含有一定浓度供氢溶剂或供氢溶剂转化物的平衡混合物料，也就是说需要在合适的流程点分离出供氢溶剂，这是一个涉及供氢溶剂循环过程的平衡组成问题。

关于供氢溶剂循环过程的加氢深度问题，通常由于供氢溶剂的芳碳率宜为0.45～0.55，因此，不希望供氢溶剂在缺乏夺氢剂的加氢或加氢热裂化环境中长期存留，因为会造成供氢溶剂转化物的过度加氢饱和甚至加氢热裂化分解，这些均是减少供氢剂的化学反应，因此，供氢溶剂循环回路的反应过程存在加氢深度的合理控制问题，或者说需要在合适的流程点分离出供氢溶剂。

关于供氢溶剂循环过程的流程长度问题，通常希望该循环回路尽可能短，以便降低投资、降低能耗，因此，需要在尽可能短的流程点分离出供氢溶剂，当然最好是在高压系统内部形成循环，尽可能避免物料的降压过程、升压过程、升温过程、降温过程、分离和或分馏步骤，这些过程通常是投资大、能耗高、产生设备磨蚀的步骤。

本发明所述其它需要供氢烃的劣质烃加氢过程RX，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、加氢芳烃饱和或部分饱和反应、加氢脱残炭反应)和或加氢裂化反应，但是在本发明的组合工艺中，RX的第一反应任务通常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。

因此，RX加工的重油RXF，通常较本发明所述重烃上流式加氢热裂化过程R10加工的重油R10FL质量更差，通常重油RXFL的氢含量更低和或残炭更高和或更易结焦。为了进行有效的重质芳烃或胶质、沥青质的加氢饱和反应，保证其后续加氢热裂化反应过程稳定长周期运行，首先必须形成抑制结焦的溶液条件和快速提供活性氢溶液条件，因此，加氢改质过程RX在高的剂油比条件下操作即使用大量供氢溶剂，就成为了必然选择。

重油悬浮床加氢热裂化过程R10的产物重油R10-HO，通常指的是常规沸点＞470℃烃类、一般指的是常规沸点＞500℃烃类、特别地指的是常规沸点＞530℃烃类，在工艺流程中通常成为减压分馏塔塔底渣油，这种渣油R10-HO通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼、来自重油R10FL的R10产物金属硫化物，渣油R10-HO中的这些含金属固体的浓度远高于重油悬浮床加氢热裂化过程R10的金属催化剂的浓度，这是一个进行渣油加氢饱和反应的有利条件。

本发明的第一个重要目的是，串联使用供氢烃，，降低供氢烃的使用量。

本发明的第二个重要目的是，对于使用供氢溶剂的碳氢料上流式加氢热裂化反应过程，将前部反应过程R10A-P中的至少一部分过剩供氢烃分离出去，使其不通过后部反应过程R10B，从而可以提高后部反应过程R10B的热裂化率。

本发明的第三个重要目的是，降低供氢烃的热裂化率。

本发明的第四个重要目的是，分离出的供氢烃或其恢复供氢能力的加氢稳定物，可以返回R10和或通过其它需要供氢烃的劣质烃加氢过程RX循环使用或串联使用。

本发明的第五个重要目的是，降低供氢烃循环回路的长度，降低投资和能耗。

本发明的第六个重要目的是，提出碳氢料上流式加氢热裂化过程R10与其产物重油R10-HO上流式加氢改质过程RX的组合方法，R10的原料碳氢料可以是煤和或油，特别适合加工劣质重油；很明显，如果能主动地提高产物重油R10-HO的质量(如提高氢含量、降低胶质含量、降低沥青质含量)，必然可以有效降低劣质重烃上流式加氢改质过程RX的加氢苛刻度，有效提高工艺的总体加氢转化率和经济性，这涉及重油R10FL上流式加氢热裂化过程R10的浅度加氢热裂化段R10A的加氢效果，即对于初始原料R10FL中的胶质、沥青质的热裂化自由基提供活性氢的数量和速度；而使用供氢剂或供氢剂前身物可以加快活性氢的传递速度、增加活性氢的数量是公知的技术手段，供氢剂或供氢剂前身物的用量越大，快活性氢的传递速度、增加活性氢的数量越多，但是加工过程的成本越高。

本发明主要目的是提出经济的高效组合工艺，控制和降低反应过程生焦量、提高组合工艺的总体加氢热裂化率，其中的核心问题是供氢剂的串联或循环串联利用方式，以及重烃热裂化转化率的控制。

中国专利ZL200810228415.9重油改质组合工艺方法，重油原料的悬浮床加氢裂化反应流出物进行分离，悬浮床加氢裂化未转化的尾油与供氢溶剂混合进行超临界处理，供氢溶剂包括四氢萘或十氢萘，超临界处理条件为在压力15～40MPa和温度为300～500℃下处理0.2～5小时，加氢热裂化转化率通常为40～80％，处理产物分离出固体杂质后进行分馏处理；该发明将悬浮床加氢裂化和超临界处理有机结合，具有协同效应，可降低结焦倾向，提高脱杂质能力，可提高悬浮床加氢裂化反应过程的操作稳定性，可以处理更劣质的原料。

中国专利ZL200810228415.9的优点在于：

①使用供氢溶剂，有效改质悬浮床加氢裂化未转化的尾油；

②悬浮床加氢裂化处理后反应物料分离出固体后进行分馏处理，可以和超临界反应处理后的物料在一个分馏系统中分离，简化流程；

③超临界反应流出物分离出的含有供氢溶剂或失氢供氢溶剂的馏分部分或全部循环回悬浮床加氢裂化进行处理，补充在超临界过程失去的氢，恢复供氢功能，然后用于超临界反应过程，不必建设单独的供氢溶剂复活反应过程；

④超临界反应的混合物中采用分馏方法将包括过剩的供氢溶剂或失氢的供氢溶剂进行分离，分离后直接循环使用，或补充新鲜供氢溶剂后循环使用，或将其经过悬浮床加氢裂化过程后循环使用；

⑤超临界反应器为连续搅拌槽反应器或间歇式反应器。

中国专利ZL200810228415.9的缺点在于：

①供氢溶剂用量按重油原料(不是悬浮床尾油)与供氢溶剂的重量比为1∶0.5～1∶10，而尾油收率通常为20～40％，这样供氢溶剂用量按悬浮床尾油与供氢溶剂的重量比为1∶1.2～1∶50，使用的供氢溶剂数量太大，不经济；

②悬浮床加氢裂化处理后反应物料分离出固体后进行分馏处理，限制了工艺的组合方式；

③没有多次利用超临界反应产物中富集的催化剂；

④超临界反应流出物分离出的含有供氢溶剂或失氢供氢溶剂的馏分部分或全部循环回悬浮床加氢裂化进行处理，恢复供氢功能；由于悬浮床加氢裂反应过程，而是一个存在大量热裂化自由基即夺氢剂的反应过程，因此，不可能实现供氢溶剂的最佳复活效果，不利于目标原料重油在初期热裂化反应阶段的快速获得活性氢；

⑤采用分馏方法分离出超临界反应的混合物中包括过剩的供氢溶剂或失氢的供氢溶剂组分，然后循环使用，但是该组分已经被重油悬浮床加氢热裂化产物中的同沸程组分所污染，平衡态的循环供氢溶剂中含有大量非理想的烃组分；

⑥不能将超临界反应产物中的全部供氢溶剂组分二次用于悬浮床加氢热裂化过程，因为这不是中国专利ZL200810228415.9的目标，或者说至少不是其主要目标。

中国专利ZL200910204290.0一种重油加氢改质方法，将重油原料与均相催化剂混合，并与超临界供氢溶剂(包括四氢萘或十氢萘)混合，供氢溶剂在重油原料中的含量为50PPm～5wt％；重油原料与催化剂及供氢溶剂的混合物在氢气存在下，在一定反应条件下进行重油的加氢裂化反应，加氢热裂化转化率通常为40～80％。该发明重油改质方法将悬浮床加氢裂化和超临界处理有机结合，具有协同效应，可降低结焦倾向，提高脱杂质能力，可提高悬浮床加氢裂化反应过程的操作稳定性。但是该方法存在以下缺点：

①使用的供氢溶剂数量太少，抑制结焦的幅度不大；

②采用萃取或分馏方法将反应产物中包括过剩的供氢溶剂或失氢的供氢溶剂的供氢溶剂进行分离，由于供氢溶剂添加量少、而悬浮床加氢热裂化产物产量大，所述萃取或分馏方法的效率太低，其回收率不会很高或者回收物纯度较低；

③供氢溶剂的循环路径过长；

④悬浮床加氢尾油直接返回悬浮床加氢热裂化过程直接进行二次加氢热裂化过程，而不是先经过加氢饱和脱残炭过程，不利于悬浮床加氢热裂化过程抑制结焦。

中国专利ZL201210022921.9一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法，将富含供氢烃的供氢烃物流用于重油比如煤沥青的加氢轻质化过程，具有抑制缩合结焦速度、提高煤焦油重油加氢转化过程液体产品收率、提高产品质量、降低反应温升、增强装置操作平稳性和安全性的效果，但是没有提出悬浮床加氢渣油的加氢稳定过程的概念，也没有提出类似本发明的组合工艺。

中国专利ZL201610525311.9一种高芳碳率劣质烃分路进料的上流式加氢热裂化方法，适合于高芳碳率劣质烃如金属、多环芳烃、胶质、沥青质含量高的常规沸点高于450℃的煤焦油重油HDS的悬浮床加氢热裂化反应过程R10，R10包含2个或多个串联操作的第一、第二子加氢反应区R101、R102等，劣质烃HDS分为两路或多路分路原料HDS1、HDS2，HDS1进入R101所得反应流出物R101P或含其加氢生成油的物流R101PX进入R102与HDS2接触，可降低新鲜原料HDS2在R102液相中的浓度，在R101使用供氢烃物流SHS时，可显著提高SHS流过反应区中“供氢烃重量/新鲜原料HDSX重量”之比值，可降低热缩合结焦速度，但是没有提出悬浮床加氢渣油的加氢稳定过程的概念，也没有提出类似本发明的组合工艺。

上述中国专利ZL200910204290.0一种重油加氢改质方法、中国专利ZL200810228415.9重油改质组合工艺方法以及类似的工艺方法、中国专利ZL201210022921.9一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法、中国专利ZL201610525311.9一种高芳碳率劣质烃分路进料的上流式加氢热裂化方法，与本发明的主要目标不同，不能实现本发明的目的，因此是与本发明不同的技术方案。

实际上，重油悬浮床加氢热裂化工艺的大致有7个关键问题：

①防止重油加热炉结焦，这涉及如何降低重油加热炉出口温度的问题，也涉及如何使用结焦抑制剂如供氢溶剂的问题；

②抑制重油原料的初期热裂化过程的热缩合，这涉及如何快速提供活性氢的问题，也涉及如何使用供氢溶剂的问题；

③防止热裂化反应过程末期溶液体系出现超饱和沥青相即第二液相，这涉及合理控制单程转化率问题，也涉及如何及时排出轻质饱和烃防止其降低溶液芳香度问题；

④降低尾油产率，提高过程经济性，这涉及重油新鲜料的一次热裂化过程的后半程热裂化率的提高问题，也涉及如何使用供氢溶剂的问题；

⑤降低尾油产率，提高过程经济性，这涉及尾油改质和循环加氢热裂化问题，也涉及如何使用供氢溶剂的问题；

⑥降低尾油加氢热裂化循环过程成本，提高过程经济性，这涉及尾油改质和循环加氢热裂化反应过程，与新鲜重油悬浮床加氢热裂化反应过程的组合方法，也涉及如何高效使用供氢溶剂的问题；

⑦如果使用供氢溶剂，采用何种方法缩短其循环路径、降低被污染程度、提高使用效率。

而本发明是涉及上述多个问题的一种综合解决方案。

与其它常规方案相比，本发明可以构成下述组合工艺：

①新鲜重油的悬浮床加氢过程，使用液体产物循环反应器，将初期加氢热裂化反应热传递至原料重油，从而将其预热温度降低至360～380℃，防止重油加热炉炉管结焦，也可使用少量(如重油量的5～10％的)供氢溶剂进一步预防结焦；

②使用高分散高活性催化剂如钼系催化剂，同时使用供氢溶剂，快速提供活性氢，抑制重油原料的初期热裂化过程的热缩合，这是一种本质上的主动方案，可以显著改善一次加氢热裂化尾油性质；

③防止热裂化反应过程末期溶液体系出现超饱和沥青相即第二液相，这要求合理控制单程转化率在65～80％范围，使用液体产物循环反应器，提高反应器出口处液相烃的芳香度，同时采用反应器出口喷入气提氢气及时排出轻质饱和烃防止其降低溶液芳香度问题，也防止其过度循环热裂化降低液体收率；而减少过度多的供氢溶剂的存在，即可以提高热裂化率、又可以降低供氢溶剂的热裂化率；

④降低尾油产率，提高过程经济性，设置尾油加氢改质反应过程RX，在高的剂油比、高的催化剂浓度、低的反应温度的条件下，进行以芳烃加氢饱和反应为主要目标反应的加氢改质过程，然后将产物RX-P导入悬浮床加氢热裂化反应过程R10中的后部反应区R12进行适度的加氢热裂化反应，防止改质尾油R20-HO单程热裂化率太高引发过量的热缩合反应，控制一次尾油R10-HO的整体循环加氢过程中反应类型的比例，适当提高加氢饱和比例，降低加氢热裂化比例，通过增加循环量的方式，实现多次分批转化，控制溶液的稳定性，降低外排尾油数量，提高外排尾油质量；最理想的结果是外排尾油量很少(比如低于3～5％)，仅用于排出固体颗粒(包括催化剂颗粒、原料重油金属硫化物、极少量的结焦颗粒)防止其在反应系统中过度积累；

同时，可以采用分批供料技术，进一步提高抑制尾油循环加氢过程的生焦倾向；

⑤本发明的尾油循环加氢改质反应过程与新鲜重油悬浮床加氢热裂化反应过程的组合方法，可降低尾油循环加氢改质反应过程成本、提高过程经济性，由于形成了供氢溶剂的二次使用，因此显著提高供氢溶剂的循环路径的总体供氢能力，提高了循环利用效率；

⑥提供了供氢溶剂的高效循环路径，可缩短其循环路径长度、降低循环回路投资和能耗，降低供氢溶剂被污染程度，可有效降低循环成本；

⑦可将供氢溶剂的专用复活步骤与馏分油加氢提质步骤组合，进一步提高流程集成度，降低总体工艺的投资和能耗；

⑦重油加氢过程使用悬浮床加氢反应器，最好使用液体产物循环式悬浮床加氢反应器。

本发明在重油悬浮床加氢热裂化反应过程中表现出的工艺优点或特点，非常显著，这些优点同样存在于其它同类碳氢料(如煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程)的加氢反应过程中。

如果从组分特性的角度看，重油悬浮床加氢热裂化循环尾油RKL本身就是重油中大分子的残余物或转化物，或者更准确地讲是重油中大分子未轻质化的残余物或转化物的浓缩物，因为其数量较重油原料已经很少比如通常为重油重量的0.15～0.40，因此便于形成高剂油比溶剂条件比如达到0.5～1.00进行悬浮床加氢得到加氢饱和产物RX-P，然后可以进入反应过程R10A实现供氢溶剂的二次串联使用，或者进入MTH分离出供氢溶剂后进入反应过程R10B二次串联加工进行适度加氢热裂化，循环尾油RKL中富集的有催化剂作用的颗粒用于产生活性氢、富集的其它固体颗粒用于携带可能的生焦，上述要素之间的协同作用是客观存在的，因此，本发明提出的问题和解决方案是碳氢料加氢热裂化反应过程存在的一个普遍问题和普遍使用的技术方案，由于本发明的效果影响巨大，本发明的出现是必然的。

本发明，可以通过变化各级加氢反应过程的流程形式，可以通过联合加工其它适于联合加工的碳氢物料，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。

对于具体的应用对象，根据需要，本发明对已有碳氢料加氢技术均可以合理选择使用或配合使用。

本发明所述方法未见报道。

因此，本发明的第一目的是提出串联用供氢烃的碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法，碳氢料可以是煤和或油。

本发明的第二目的是提出串联用供氢烃的碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法，碳氢料可以是煤和或油，劣质重烃可以是煤和或油的一次加氢热裂化转化物的含渣油物料，从而构成组合工艺。

本发明的第三目的是提出劣质重烃上流式加氢改质过程、碳氢料上流式加氢热裂化过程、外甩含固渣油焦化过程的组合方法，外甩含固渣油作为焦化原料可以去硫化焦化过程加工、可以去延迟焦化过程作为掺和原料加工、可以去煤炼焦过程作为掺和原料加工，而煤炼焦过程产生的煤气可以作为制氢原料制取氢气，而煤炼焦过程产生的焦油或焦油的馏分油可以作为优质的供氢溶剂前身物进入本发明的组合工艺中联合加工，从而构成一种炼焦过程与重油加工过程的大组合。外甩含固渣油作为煤炼焦过程配料使用时，作为常温固体的含固渣油单独粉碎后与炼焦煤掺混用作炼焦原料，或者常温为固体的含固渣油与炼焦煤掺混后一起粉碎用作炼焦原料，由于含固渣油富含胶质、沥青质，在高温炼焦过程相当于富含胶质体的煤使用，与煤颗粒内部的胶质体相比，来自渣油的胶质体的比例更大、流动性更好，能填充固体颗粒间隙，具有良好的粘结作用；与煤颗粒内部的胶质体相比，第一，来自渣油的胶质体的分子量更小，所以其被加热具有流动性的临界转变温度更低即在加热过程会提前进入流动状态，第二来自渣油的胶质体的氢含量更高，所以其脱氢固化的时间更长即胶体状态存在时间更长，因此具有更好的粘结效果；含固渣油的焦化产物，第一部分产物即焦化固体成为焦炭的组成部分，第二部分产物即炼焦过程高温热裂化反应产生粗煤气，粗煤气是包含氢气、常规气体烃、焦油等组分的气体，分离煤气可以得到焦油，焦油或焦油馏分进入劣质重烃上流式加氢改质过程和或碳氢料上流式加氢热裂化过程联合加工。

本发明的第四目的是提出重油催化裂化过程、劣质重烃上流式加氢改质过程、碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法，将重油催化裂化过程(或重油催化热裂解过程)产生的富含2～4环结构芳烃的烃油(催化裂化柴油和或催化裂化蜡油和或碳氢料上流式加氢热裂化过程的重蜡油)集中改性为供氢溶剂使用，外甩含固渣油作为焦化原料可以去流化焦化过程、可以去延迟焦化过程作为掺和原料加工、可以去煤炼焦过程作为掺和原料加工，而焦化过程产生的气体可以作为制氢原料制取氢气，焦化过程产生的馏分油可以进入本发明的组合工艺中联合加工比如可能用作优质的供氢溶剂前身物，从而构成一种重油催化剂、渣油悬浮床加氢热烈化、焦化过程的大组合。

发明内容

本发明串联用供氢烃的碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法，其特征在于包含以下步骤：

在上流式加氢反应过程RX，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃HDS进行加氢反应RX-R发生至少一部分芳烃加氢饱和反应、至少一部分热裂化反应、至少一部分自由基的加氢稳定反应转化为加氢反应产物RX-P；

在碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分碳氢料R10F进行加氢反应R10-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物R10-P；反应过程R10，可能接收其它含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的物料；

在加氢反应产物RX-P的后续加工过程RX-P-P100，使加氢反应产物RX-P中的至少一部分溶剂烃ADSC组分通过反应过程R10的至少部分反应过程，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触；

所述溶剂烃ADSC组分，是供氢烃组分和或供氢烃的失氢后组分；

加氢反应过程的溶剂烃ADSC组分，是加氢反应产物RX-P过程的外供供氢烃或外供供氢烃的失氢转化物和或其它原料的自产烃类。

本发明，通常，在加氢反应产物RX-P的后续加工过程RX-P-P100，使加氢反应产物RX-P中的至少一部分溶剂烃ADSC组分通过反应过程R10的至少部分反应过程，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触，其工作方式，选自下列中的1种或几种：

①至少一部分加氢反应产物RX-P，通过反应过程R10的至少部分反应过程；

②至少一部分基于加氢反应产物RX-P得到的含溶剂烃ADSC组分的气体，通过反应过程R10的至少部分反应过程；

③至少一部分基于加氢反应产物RX-P得到的含溶剂烃ADSC组分的可能含固体的液体，通过反应过程R10的至少部分反应过程；

④至少一部分基于加氢反应产物RX-P得到的含溶剂烃ADSC组分的可能含固体的气液混相物料，通过反应过程R10的至少部分反应过程。

②分离加氢反应产物RX-P得到含溶剂烃ADSC组分的气体RX-P-ADSC-V，至少一部分气体RX-P-ADSC-V通过反应过程R10的至少部分反应过程；

③分离加氢反应产物RX-P得到含溶剂烃ADSC组分的可能含固体的液体RX-P-ADSC-L，至少一部分液体RX-P-ADSC-L通过反应过程R10的至少部分反应过程；

④分离加氢反应产物RX-P得到的含溶剂烃ADSC组分的可能含固体的气液混相物料RX-P-ADSC-M，至少一部分气液混相物料RX-P-ADSC-M通过反应过程R10的至少部分反应过程。

本发明，通常，在加氢反应产物RX-P的后续加工过程RX-P-P100，使加氢反应产物RX-P中的至少一部分常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC通过上流式加氢热裂化反应过程R10的至少部分反应过程，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触，其工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

②至少一部分基于加氢反应产物RX-P得到的含常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC的可能含固体的液体，通过反应过程R10的至少部分反应过程；

③至少一部分基于加氢反应产物RX-P得到的含常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC的可能含固体的气液混相物料，通过反应过程R10的至少部分反应过程。

②分离加氢反应产物RX-P得到的含常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC的可能含固体的液体RX-P-VRC-L，至少一部分液体RX-P-VRC-L通过反应过程R10的至少部分反应过程；

③分离加氢反应产物RX-P得到的含常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC的可能含固体的气液混相物料RX-P-VRC-M，至少一部分气液混相物料RX-P-VRC-M通过反应过程R10的至少部分反应过程。

本发明，碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10可以分为前部反应段R10A和后部反应段R10B；

在前部反应段R10A，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分碳氢料R10F进行加氢反应R10B-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物R10A-P；前部反应段R10A，可能接收其它含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的物料；

在分离过程MTHS，前部反应段产物R10A-P分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体MTHS-V和液体MTHS-L，至少一部分气体MTHS-V用作MTHS-VK不进入后部反应段R10B；

在后部加氢反应段R10B，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分液体MTHS-L进行加氢反应R10B-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物R10B-P；后部加氢反应段R10B，可能联合加工其它烃物料。

本发明，通常，基于气体MTHS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料RLK或者基于RLK加氢过程MR产物MRP得到的供氢烃物流RLKH，可以返回上流式加氢反应过程RX参与反应，与劣质烃HDS或其加氢转化物接触；上流式加氢反应过程RX，可能接收其它含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的物料；

加氢过程MR，可能同时接收其它含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的物料。

本发明，通常，基于气体MTHS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料RLK或者基于RLK加氢过程MR产物MRP得到的供氢烃物流RLKH，可以返回前部反应段R10A参与反应，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触；前部反应段R10A，可能接收其它含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的物料；

本发明，在加氢反应产物RX-P的后续加工过程RX-P-P100，工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①基于反应产物RX-P的含常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC的物料，进入反应过程R10A与碳氢料R10F或其加氢转化物接触参与反应；

②基于反应产物RX-P的含常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC的物料，进入分离过程MTHS与前部反应段产物R10A-P联合进行气液分离；

③基于反应产物RX-P的含常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC的物料，进入后部反应段R10B参与反应；

④基于反应产物RX-P的含常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC的物料，与后部加氢反应段R10B的反应产物R10B-P混合。

本发明，劣质烃HDS，可以是基于劣质烃HDS和或碳氢料R10F的最终加氢产物得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，可能含有固体。

本发明，劣质烃HDS，可以是基于劣质烃HDS和或碳氢料R10F的最终加氢产物的分离过程得到的主要由常规沸点高于520℃烃类组成的物料，可能含有固体。

本发明，劣质烃HDS，可以是基于劣质烃HDS和或碳氢料R10F的最终加氢产物的分离过程得到的主要由常规沸点高于500℃烃类组成的物料，可能含有固体。

本发明，劣质烃HDS，可以是基于劣质烃HDS和或碳氢料R10F的最终加氢产物的分离过程得到的主要由常规沸点高于480℃烃类组成的物料，可能含有固体。

本发明，通常，劣质烃HDS主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成。

本发明，通常，碳氢料R10F是重油和或煤，所述重油主要由常规沸点高于530℃的烃组分。

本发明，通常，在上流式加氢反应过程RX和可能通过的上流式加氢热裂化反应过程R10中，劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的总体热裂化率为15～65重量％。

本发明，通常，在上流式加氢反应过程RX和可能通过的上流式加氢热裂化反应过程R10中，劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的总体热裂化率为20～75重量％；

在上流式加氢热裂化反应过程R10中，碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分的热裂化率为50～85重量％；

在上流式加氢热裂化反应过程R10和可能组合应用的上流式加氢反应过程RX中，劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的总体热裂化率为80～97重量％。

本发明，一般，在上流式加氢反应过程RX和可能通过的上流式加氢热裂化反应过程R10中，劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的总体热裂化率为40～60重量％；

在上流式加氢热裂化反应过程R10中，碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分的热裂化率为60～78重量％；

在上流式加氢热裂化反应过程R10和可能组合应用的上流式加氢反应过程RX中，劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的总体热裂化率为88～95重量％。

通常，碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分，在上流式加氢热裂化反应过程R10的热裂化率为50～85重量％；

通常，碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分，在前部反应段R10A的热裂化率为30～50重量％，在后部反应段R10B的热裂化率为20～40重量％。

本发明，通常，供氢烃物流RLKH的芳碳率为0.4～0.6。

本发明，劣质烃HDS，可以选自下列物料中的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石油基重油或其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。

本发明，通常，劣质烃HDS含有加氢催化剂颗粒固体。

本发明，通常，在分离过程MTHS，前部反应段产物R10A-P分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体MTHS-V和液体MTHS-L，至少一部分气体MTHS-V用作MTHS-VK不进入后部反应段R10B；

前部反应段产物R10A-P的常规沸点为230～400℃的烃组分的至少40重量％进入到气体MTHS-V中。

本发明，一般，在分离过程MTHS，前部反应段产物R10A-P分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体MTHS-V和液体MTHS-L，至少一部分气体MTHS-V用作MTHS-VK不进入后部反应段R10B；

前部反应段产物R10A-P的常规沸点为230～400℃的烃组分的至少70重量％进入到气体MTHS-V中。

本发明，基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，可以进入上流式加氢热裂化反应过程R10参与反应，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触。

本发明，基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，可以进入前部反应段R10A参与反应，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触。

本发明，基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，可以进入分离过程MTHS与前部反应段产物R10A-P联合进行气液分离。

本发明，基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，可以进入后部反应段R10B参与反应。

本发明，通常，上流式加氢反应过程RX，使用1台或2台或多台串联操作的上流式反应器。

通常，前部反应段R10A，使用1台或2台或多台串联操作的上流式反应器；

通常，后部反应段R10B，使用1台或2台或多台串联操作的上流式反应器。

本发明，通常，上流式加氢反应过程RX，劣质烃HDS中供氢剂重量与劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的重量之比为0.3～3.0。

一般，前部反应段R10A，供氢剂重量与碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分的重量之比R10A-DSK为0.07～2.0；

一般，后部反应段R10B，供氢剂重量与碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分的重量之比R10B-DSK为0.03～1.0，且R10B-DSK低于R10A-DSK至少10％。

本发明，溶剂烃ADSC，可以选自下列常规沸程中的1种或几种：

①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；

②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；

③常规沸点为230～300℃的常规液态烃。

本发明，碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10为煤加氢直接液化反应过程，可以选自下列工艺过程中的1种或几种：

①使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

②不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

③煤油共炼过程；

④煤临氢热溶液化过程。

本发明，碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，使用的加氢反应器XR10E的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器即浆态床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床和沸腾床组合式反应器。

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XR10E，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XR10E原料进口的沸腾床反应器；

选项3，反应器XR10E，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XR10E原料进口的悬浮床反应器；

选项4，反应器XR10E，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XR10E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XR10E，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XR10E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XR10E，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XR10E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XR10E，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XR10E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XR10E，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XR10E，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XR10E，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XR10E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XR10E，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XR10E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XR10E，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XR10E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。

本发明，劣质烃HDS在上流式加氢反应过程RX，使用的加氢反应器XRXE的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器即浆态床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床和沸腾床组合式反应器。

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XRXE，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XRXE原料进口的沸腾床反应器；

选项3，反应器XRXE，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XRXE原料进口的悬浮床反应器；

选项4，反应器XRXE，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XRXE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XRXE，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XRXE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XRXE，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XRXE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XRXE，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XRXE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XRXE，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XRXE，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XRXE，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XRXE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XRXE，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XRXE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XRXE，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XRXE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15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；

本发明，通常的操作方式是：

劣质烃HDS，主要由常规沸点高于480℃烃类组成的物料，可能含有固体；

碳氢料R10F是主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的重油；

所述溶剂烃ADSC组分，是供氢烃组分和或失氢后的供氢烃组分；

加氢反应过程的溶剂烃ADSC组分，是加氢反应产物RX-P过程的外供供氢烃或外供供氢烃的失氢转化物和或其它原料的自产烃类；

在加氢反应产物RX-P的后续加工过程RX-P-P100，使加氢反应产物RX-P中的至少一部分常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC通过上流式加氢热裂化反应过程R10的至少部分反应过程，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触；

碳氢料R10F上流式加氢热裂化反应过程R10分为前部反应段R10A和后部反应段R10B；

在后部加氢反应段R10B，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分液体MTHS-L进行加氢反应R10B-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物R10B-P；后部加氢反应段R10B，可能联合加工其它烃物料；

可能有基于气体MTHS-VK得到含ADSC的物料RLK或者基于RLK加氢得到的供氢烃物流RLKH，返回前部反应段R10A参与反应，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触；

可能有基于气体MTHS-VK得到含ADSC的物料RLK或者RLK加氢得到的供氢烃物流RLKH，作为供氢剂与劣质烃HDS在上流式加氢反应过程RX接触，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，进行加氢反应RX-R发生至少一部分加氢脱残炭反应转化为反应产物RX-P；上流式加氢反应过程RX，可能接收其它含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的物料；

劣质烃HDS，是基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，可能含有固体；通常，劣质烃HDS，是基于反应过程R10产物R10-P的分离过程得到的主要由常规沸点高于500℃烃类组成的物料，可能含有固体；

碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分，在上流式加氢热裂化反应过程R10的热裂化率为60～85重量％；

碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分，在前部反应段R10A的热裂化率为30～50重量％，在后部反应段R10B的热裂化率为20～40重量％；

50％～100％的气体MTHS-V用作MTHS-VK不进入后部反应段R10B；

劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分，在一个单程的全部上流式加氢反应过程中的热裂化率为40～55重量％；

碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分的总体加氢热裂化反应转化率为85～96重量％。

本发明，反应过程R10，可以向加氢反应过程RX输送含有重油的可能含有固体的液体烃物料。

本发明，碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的操作条件通常为：反应温度为400～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm³/t，催化剂添加量为重油FD重量的0.001～5质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，反应停留时间为0.1～5小时，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.07～0.50。

本发明，劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的操作条件通常为：反应温度为380～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm³/t，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.20～0.80。

本发明，通常，分离碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的最终加氢产物和或劣质烃HDS上流式加氢反应过程RX的最终加氢产物得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的外甩渣油ZVR；

通常，外甩渣油ZVR去焦化反应过程R90，转化为焦炭、焦化生成油、焦化气体；

通常，外甩渣油ZVR去向焦化反应过程R90，可以选自下列中的一种或几种：

①作为焦化原料去硫化焦化过程；

②作为掺和原料去延迟焦化过程加工；

③作为掺和原料去煤炼焦过程加工；

焦化反应过程R90产生的煤气作为制氢原料制取氢气，焦化反应过程R90产生的焦油或焦油的馏分油进入碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10和或劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX联合加工，从而构成一种炼焦过程与重油加氢热裂化过程的大组合；

外甩含固渣油作为煤炼焦过程配料使用时，作为常温固体的含固渣油单独粉碎后与炼焦煤掺混用作炼焦原料，或者常温为固体的含固渣油与炼焦煤掺混后一起粉碎用作炼焦原料。

本发明，可以将重油催化裂化反应过程或重油催化热裂解反应过程产生的富含2～4环结构芳烃的烃油和或碳氢料上流式加氢热裂化过程生成油的重蜡油改性为供氢溶剂使用，进入碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10和或劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX；

通常，分离碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的最终加氢产物和或劣质烃HDS上流式加氢反应过程RX的最终加氢产物得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的外甩渣油ZVR，可以作为焦化原料去焦化反应过程R90加工。

本发明，通常，碳氢料R10F为主要由常规沸点高于500℃烃类组成的重油，其残炭值为15～35％。

本发明，通常，劣质烃HDS为主要由常规沸点高于500℃烃类组成的重油，其残炭值为20～60％。

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。

加氢反应空间，指的是发生所述加氢反应的流体流动空间，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。

本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。

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。

以下详细描述本发明的各部分。

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和进行失氢供氢溶剂MFS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和或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其它富含供氢烃组分DS和或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和或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和或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，本发明即是在该指导思想下提出的。

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，均匀地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；

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，本发明正式利用这一特点而提出的。

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可以缩短反应过程时间，提高催化剂效率；

②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，即提高轻质油品产率、节省固液分离耗能；

③可以降低反应总温升；

④可以提高操作稳定性、延长操作周期；

⑤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SH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；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300∶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350～480℃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(流程位置可能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。

在劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX、碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10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；而劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX、碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10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。就重油一次热裂化和重油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，从而提高过程的经济性。

以下详细描述本发明的劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX。

本发明所述劣质烃HDS，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，劣质烃HDS在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向，比碳氢料R10F包含的重油R10FL在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向更严重，即生焦率更高和或加氢热裂化转化率更低；通常，劣质烃HDS中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值比碳氢料R10F中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值更高。

本发明所述劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，其主要目标是，与常规的加氢热裂化反应过程相比，在催化剂和供氢溶剂存在条件下，使劣质烃HDS首先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，从而有效降低劣质烃HDS的残炭值，使其中的常规沸点高于530℃地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，本发明所述劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX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、加氢芳烃饱和或部分饱和反应、加氢脱残炭反应)和或加氢裂化反应。劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的典型原料就是碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10中的尾油组分，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R10-HO通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼等、来自重油R10FL的R10产物金属硫化物、可能积累的焦炭。

当劣质烃HDS包含来自碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10产物R10-P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液态原料R10FL，或者说碳氢料上流式加氢热裂化反应过程R10中的液相适合于作为劣质烃HDS的加氢热裂化溶液，因此，本发明将劣劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX反应产物中的重烃引入碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程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烃HDS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。

在劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，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。

本发明所述劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的反应器形式，可以是任意合适的形式，可以是沸腾床反应器、悬浮床反应器、沸腾床与悬浮床的组合床反应器中的一种或几种的组合。

本发明所述劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，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，可以被认为划分为2个或多个反应区。本发明上流式膨胀床反应器的任意反应区的入口温度的控制方式，可以是调节氢气的温度和或流量，可以是调节油品的温度和或流量。

劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，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R10FL引入劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX。

为了调整反应进料性质，或者为了控制反应过程液相性质，可以将碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的中间液体产物如前部反应段的一部分液体产物，引入劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，特别是当劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX反应产物RX-P中的重油组分直接引入碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的后部反应段R10B而不经过前部反应段R10A进行加工时。

为了缩短碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应产物R10-P中的渣油组分进入劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的路径，当反应产物R10-P的液相含有的馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)富含供氢剂或供氢剂前身物时，可以直接将部分反应产物R10-P的液相引入劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，此时，形成了尾油高压短循环回路；当反应产物R10-P的液相含有的馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)仅含有少量供氢剂或供氢剂前身物时，通常需要在反应产物R10-P的生成油分离回收系统得到渣油或渣油和重蜡油的混合油作为劣质重烃引入上流式加氢反应过程RX，此时，形成了常规的尾油长循环回路。

以下详细描述本发明的劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX反应产物RX-P中供氢溶剂组分、重油组分的去向。

本发明的关键目的是，重复使用反应产物RX-P中供氢溶剂组分(循环使用、串联循环使用)，并使反应产物RX-P中的重油组分在碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10(后部反应段)进行联合加氢热裂化，工作方式可以是任意合适形式，本发明列出了一些常用方案。

以下详细描述本发明的碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10。

以下描述本发明碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10可能进行的重油加氢热裂化反应过程。

本发明所述碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的原料重油R10FL的烃类的常规沸点通常＞470℃、一般＞500℃、特别地＞530℃；本发明所述碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，发生至少一部分重油R10FL的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物；重油上流式加氢热裂化反应过程R10，通常无法实现单程反应全部轻质化，即通常其合理高的热裂化深度通常为70～85％的单程转化率，这样加氢热裂化反应产物R10-P中存在一定数量比如15～30％的尾油，而为了降低外排尾油数量，通常必须设置尾油的加氢热裂化反应过程比如RX，而为了简化总体流程、降低投资和能耗，通常将RX与碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10形成组合工艺。

尽管碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10以大分子烃类的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应为目标反应，但是由于碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程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，在碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10中，也必然发生一些加氢精制反应。

在碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程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碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程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；碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程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，可以被认为划分为2个或多个反应区。本发明上流式膨胀床反应器的任意反应区的入口温度的控制方式，可以是调节氢气的温度和或流量，可以是调节油品的温度和或流量。

碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程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。

当碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的后半程反应过程R10B联合加工劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的反应产物RX-P中的重油组分RX-PVR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RX-PVR的加氢热裂化率的要求，通常设置重油组分RX-PVR的加氢热裂化率上限以防止单程转化率过高。

本发明所述重油上流式加氢热裂化反应过程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和或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，所用分散的催化剂和或添加剂，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。

以下描述本发明碳氢料上流式加氢热裂化反应过程R10可能进行的煤加氢直接液化过程。

本发明所述煤加氢直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤加氢直接液化的方法，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l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；

⑥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。

煤直接液化方法中，多数属于煤加氢直接液化制油过程，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200～450℃、多数为200～400℃，溶剂油多数为蒸馏油，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加氢直接液化油(通常为煤加氢直接液化轻油)或煤加氢直接液化油改性油，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行加工。

专利CN100547055C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，包括煤加氢直接液化反应过程和煤加氢直接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加氢直接液化反应器，煤炭进入煤加氢直接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、加热后进入煤加氢直接液化反应器。

本发明所述煤加氢直接液化反应过程，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油品(通常为煤加氢直接液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、加氢直接液化的反应过程。

本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢直接液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢直接液化反应流出物中，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运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢直接液化反应过程自产的煤加氢直接液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤加氢直接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，基于煤加氢直接液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤加氢直接液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。

煤加氢直接液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤加氢直接液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤加氢直接液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤加氢直接液化制油过程外排油。通常，煤加氢直接液化反应过程产生的至少一部分煤加氢直接液化轻油用作煤制油过程外排油A，其余的煤加氢直接液化油用作煤加氢直接液化油加氢改性过程原料油生产煤加氢直接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。

到目前为止，已经出现了多种煤加氢直接液化工艺，其中集合近代煤加氢直接液化先进工艺特征并有所创新的典型工艺，是应用在中国神华鄂尔多斯煤制油分公司的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置上的中国神华煤加氢直接液化工艺，它于2009年投产，最长单次连续正常生产运行周期已经超过8000小时。

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，该煤加氢直接液化项目包含煤加氢直接液化反应过程RU、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，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》；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。

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，其煤浆的剂煤重量比约为供氢溶剂∶煤粉＝54.95∶45.05；其煤浆悬浮床加氢反应系统设置2台油煤浆悬浮床加氢反应器，每台油煤浆悬浮床加氢反应器各使用一台油煤浆循环泵，将反应器出口产物的高浓度的含固液流返回该反应器进口原料中形成液流循环，以控制反应器内液流流速防止反应器内固体沉积，同时将反应器出口物流携带的反应热带入反应器进口的原料物流中加热之，介质为含有少量气体的气、液、固三相复杂介质系统，并且过流介质在泵体流道中也持续进行着加氢热裂化反应。多年的生产实践表明，在其使用的高效煤加氢直接液化催化剂等操作条件下，该剂煤重量比的油煤浆的煤加氢直接液化反应过程中的供氢溶剂的数量是充分的、过剩的，因为连续正常生产操作8000小时的长周期生产停工后发现，反应器内的分配盘、集液杯、器壁上的沉积物不是结焦堆积物而是颗粒沉积物。也就是说，该装置使用供氢溶剂成功地将热缩合生焦反应控制在了装置长周期运转许可的范围内。神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的成功工业化，标志者现代大型悬浮床加氢技术的成功。

对于煤加氢直接液化反应过程，为了降低液化反应器后部的系统的腐蚀，可能需要向最终反应产物中注入碳酸钠，以中和腐蚀性组分如氯化氢、氟化氢、硫化氢等，将其阴离子固定。

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。

以下详细描述本发明的特征部分。

本发明，通常，供氢烃物流RLKH的芳碳率为0.4～0.6。

本发明，劣质烃HDS，可以选自下列物料中的1种或几种：

本发明，通常，劣质烃HDS含有加氢催化剂颗粒固体。

①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；

②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；

③常规沸点为230～300℃的常规液态烃。

①使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

②不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

③煤油共炼过程；

④煤临氢热溶液化过程。

①悬浮床反应器即浆态床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床和沸腾床组合式反应器。

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；

①悬浮床反应器即浆态床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床和沸腾床组合式反应器。

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；

本发明，通常的操作方式是：

碳氢料R10F是主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的重油；

50％～100％的气体MTHS-V用作MTHS-VK不进入后部反应段R10B；

①作为焦化原料去硫化焦化过程；

②作为掺和原料去延迟焦化过程加工；

③作为掺和原料去煤炼焦过程加工；

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。对于循环使用的冷高分气，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RU，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。

Claims

1.串联用供氢烃的碳氢料上流式加氢热裂化过程的组合方法，其特征在于包含以下步骤：

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在加氢反应产物RX-P的后续加工过程RX-P-P100，使加氢反应产物RX-P中的至少一部分溶剂烃ADSC组分通过反应过程R10的至少部分反应过程，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触，其工作方式，选自下列中的1种或几种：

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在加氢反应产物RX-P的后续加工过程RX-P-P100，使加氢反应产物RX-P中的至少一部分常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC通过上流式加氢热裂化反应过程R10的至少部分反应过程，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在加氢反应产物RX-P的后续加工过程RX-P-P100，使加氢反应产物RX-P中的至少一部分常规沸点高于500℃的烃组分RX-P-VRC通过上流式加氢热裂化反应过程R10的至少部分反应过程，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触，其工作方式，选自下列中的1种或几种：

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10分为前部反应段R10A和后部反应段R10B；

8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

基于气体MTHS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料RLK或者基于RLK加氢过程MR产物MRP得到的供氢烃物流RLKH，返回上流式加氢反应过程RX参与反应，与劣质烃HDS或其加氢转化物接触；上流式加氢反应过程RX，可能接收其它含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的物料；

9.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

基于气体MTHS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料RLK或者基于RLK加氢过程MR产物MRP得到的供氢烃物流RLKH，返回前部反应段R10A参与反应，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触；前部反应段R10A，可能接收其它含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的物料；

10.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

在加氢反应产物RX-P的后续加工过程RX-P-P100，工作方式，选自下列中的1种或几种：

11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS，是基于劣质烃HDS和或碳氢料R10F的最终加氢产物得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，可能含有固体。

12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS，是基于劣质烃HDS和或碳氢料R10F的最终加氢产物的分离过程得到的主要由常规沸点高于520℃烃类组成的物料，可能含有固体。

13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS，是基于劣质烃HDS和或碳氢料R10F的最终加氢产物的分离过程得到的主要由常规沸点高于500℃烃类组成的物料，可能含有固体。

14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS，是基于劣质烃HDS和或碳氢料R10F的最终加氢产物的分离过程得到的主要由常规沸点高于480℃烃类组成的物料，可能含有固体。

15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成。

16.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢料R10F是重油和或煤，所述重油主要由常规沸点高于530℃的烃组分。

17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在上流式加氢反应过程RX和可能通过的上流式加氢热裂化反应过程R10中，劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的总体热裂化率为15～65重量％。

18.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在上流式加氢反应过程RX和可能通过的上流式加氢热裂化反应过程R10中，劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的总体热裂化率为20～75重量％；

19.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在上流式加氢反应过程RX和可能通过的上流式加氢热裂化反应过程R10中，劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的总体热裂化率为40～60重量％；

20.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分，在上流式加氢热裂化反应过程R10的热裂化率为50～85重量％；

碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分，在前部反应段R10A的热裂化率为30～50重量％，在后部反应段R10B的热裂化率为20～40重量％。

21.根据权利要求8或9所述的方法，其特征在于：

供氢烃物流RLKH的芳碳率为0.4～0.6。

22.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS，选自下列物料中的1种或几种：

23.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS，含有加氢催化剂颗粒固体。

24.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

25.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

26.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，进入上流式加氢热裂化反应过程R10参与反应，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触。

27.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，进入前部反应段R10A参与反应，与碳氢料R10F或其加氢转化物接触。

28.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，进入分离过程MTHS与前部反应段产物R10A-P联合进行气液分离。

29.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，进入后部反应段R10B参与反应。

30.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

上流式加氢反应过程RX，使用1台或2台或多台串联操作的上流式反应器。

31.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

前部反应段R10A，使用1台或2台或多台串联操作的上流式反应器；

后部反应段R10B，使用1台或2台或多台串联操作的上流式反应器。

32.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

上流式加氢反应过程RX，劣质烃HDS中供氢剂重量与劣质烃HDS中常规沸点高于530℃的烃组分的重量之比为0.3～3.0。

33.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

前部反应段R10A，供氢剂重量与碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分的重量之比R10A-DSK为0.07～2.0；

后部反应段R10B，供氢剂重量与碳氢料R10F中常规沸点高于530℃的烃组分的重量之比R10B-DSK为0.03～1.0，且R10B-DSK低于R10A-DSK至少10％。

34.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

溶剂烃ADSC，选自下列常规沸程中的1种或几种：

①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；

②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；

③常规沸点为230～300℃的常规液态烃。

35.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10为煤加氢直接液化反应过程，选自下列工艺过程中的1种或几种：

①使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

②不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；

③煤油共炼过程；

④煤临氢热溶液化过程。

36.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，使用的加氢反应器XR10E的工作方式选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器即浆态床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床和沸腾床组合式反应器。

37.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

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；

38.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS在上流式加氢反应过程RX，使用的加氢反应器XRXE的工作方式选自下列中的1种或几种：

①悬浮床反应器即浆态床反应器；

②沸腾床反应器；

③悬浮床和沸腾床组合式反应器。

39.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

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；

40.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢料R10F是主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的重油；

劣质烃HDS，是基于反应过程R10产物R10-P得到的含有常规沸点高于520℃烃类的物料，可能含有固体；

50％～100％的气体MTHS-V用作MTHS-VK不进入后部反应段R10B；

41.根据权利要求40所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS，是基于反应过程R10产物R10-P的分离过程得到的主要由常规沸点高于500℃烃类组成的物料，可能含有固体。

42.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

反应过程R10，向加氢反应过程RX输送含有重油的可能含有固体的液体烃物料。

43.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：反应温度为400～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm³/t，催化剂添加量为重油FD重量的0.001～5质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，反应停留时间为0.1～5小时，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.07～0.50。

44.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的操作条件为：反应温度为380～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm³/t，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.20～0.80。

45.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

分离碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的最终加氢产物和或劣质烃HDS上流式加氢反应过程RX的最终加氢产物得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的外甩渣油ZVR；

外甩渣油ZVR去焦化反应过程R90，转化为焦炭、焦化生成油、焦化气体。

46.根据权利要求45所述的方法，其特征在于：

外甩渣油ZVR去向焦化反应过程R90，选自下列中的一种或几种：

①作为焦化原料去硫化焦化过程；

②作为掺和原料去延迟焦化过程加工；

③作为掺和原料去煤炼焦过程加工；

47.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

将重油催化裂化反应过程或重油催化热裂解反应过程产生的富含2～4环结构芳烃的烃油和或碳氢料上流式加氢热裂化过程生成油的重蜡油改性为供氢溶剂使用，进入碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10和或劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX；

分离碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的最终加氢产物和或劣质烃HDS上流式加氢反应过程RX的最终加氢产物得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的外甩渣油ZVR，作为焦化原料去焦化反应过程R90加工。

48.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

碳氢料R10F为主要由常规沸点高于500℃烃类组成的重油，其残炭值为15～35％。

49.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

劣质烃HDS为主要由常规沸点高于500℃烃类组成的重油，其残炭值为20～60％。