CN110387260A - 一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法 - Google Patents

一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法 Download PDF

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Abstract

一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法，适用于碳氢料ARF上流式膨胀床加氢热裂化反应过程AR，ARF可为重油ARFL和或煤ARFS，ARFL通常是主要由常规沸点高于530℃的烃类组成的减压渣油，高芳烃蜡油BRF是主要由常规沸点为350～570℃的烃类组成的富含双环芳烃和或多环芳烃且可以含有固体颗粒的蜡油；BRF在加氢改性反应过程BRA如上流式膨胀床加氢改性反应过程发生加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分的供氢溶剂BRA‑DS；BRA‑DS的加氢热裂化过程BRB，可与ARF或AR生成油的渣油CRF的上流式加氢热裂化反应过程CR联合，或者BRB产物与AR产物或CR产物联合回收。

Description

一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法
技术领域
本发明涉及一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法，适用于碳氢料ARF上流式膨胀床加氢热裂化反应过程AR，ARF可为重油ARFL和或煤ARFS，ARFL通常是主要由常规沸点高于530℃的烃类组成的减压渣油，高芳烃蜡油BRF是主要由常规沸点为350～570℃的烃类组成的富含双环芳烃和或多环芳烃且可以含有固体颗粒的蜡油；BRF在加氢改性反应过程BRA如上流式膨胀床加氢改性反应过程发生加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分的供氢溶剂BRA-DS；BRA-DS的加氢热裂化过程BRB，可与ARF或AR生成油的渣油CRF的上流式加氢热裂化反应过程CR联合，或者BRB产物与AR产物或CR产物联合回收；高芳烃蜡油BRF可以是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、碳氢料加氢热裂化反应过程产生的双环芳烃和多环芳烃含量高的重蜡油，劣质烃CRF可以是主要由常规沸点高于530℃的烃组成的富含胶质沥青质的通常含有固体颗粒的重油加氢热裂化减压渣油ARP-VR。
背景技术
本发明所述碳氢料ARF，包括碳氢液料ARFL如重油和或碳氢粉料ARFS如煤，因此碳氢料ARF可以是重油ARFL和或煤ARFS，重油ARFL通常是主要由常规沸点高于530℃的烃类组成的减压渣油。
本发明所述碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR，使用上流式加氢反应器，发生至少一部分碳氢料ARF(油和或煤)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，因此，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR，可以是劣质重油加氢热裂化反应过程、煤油共炼加氢反应过程、煤加氢直接液化反应过程。
在碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR，根据需要可能使用供氢溶剂AR-DS。
本发明所述高芳烃蜡油BRF-AVGO，是主要由常规沸点为350～570℃的烃组成的富含双环芳烃和或多环芳烃且可以含有固体颗粒的蜡油，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。
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和或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。
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和或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。
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和或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时，可以采用固定床加氢改质反应过程进行加工，可以采用沸腾床加氢改质反应过程进行加工但是成本高，也可以采用上流式膨胀床加氢反应方式进行加工。当含有一定少量的固体颗粒时，通常不宜采用固定床加氢改质反应过程进行加工，可以采用沸腾床加氢改质反应过程进行加工但是成本高，而采用本发明的上流式膨胀床加氢反应方式进行组合工艺加工则成本很低。
本发明所述高芳烃蜡油BRF-AVGO，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蜡油BRF-AVGO的加氢改质反应，因此，允许高芳烃蜡油BRF-AVGO含有一定数量的固体、夹带一定量的胶质、沥青质，也就是说，高芳烃蜡油BRF-AVGO可以含有少量的渣油组分，因此，本发明高芳烃蜡油BRF-AVGO可以是劣质重蜡油，如此，有利于得到高芳烃蜡油BRF-AVGO的分离或分馏步骤提高高芳烃蜡油BRF-AVGO收率，降低渣油的收率。
本发明的基本设想是：一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法，适用于碳氢料ARF上流式膨胀床加氢热裂化反应过程AR，ARF可为重油ARFL和或煤ARFS，ARFL通常是主要由常规沸点高于530℃的烃类组成的减压渣油，高芳烃蜡油BRF是主要由常规沸点为350～570℃的烃类组成的富含双环芳烃和或多环芳烃且可以含有固体颗粒的蜡油；BRF在加氢改性反应过程BRA如上流式膨胀床加氢改性反应过程发生加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分的供氢溶剂BRA-DS；BRA-DS的加氢热裂化过程BRB，可与ARF或AR生成油的渣油CRF的上流式加氢热裂化反应过程CR联合，或者BRB产物与AR产物或CR产物联合回收；高芳烃蜡油BRF可以是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、碳氢料加氢热裂化反应过程产生的双环芳烃和多环芳烃含量高的重蜡油，劣质烃CRF可以是主要由常规沸点高于530℃的烃组成的富含胶质沥青质的通常含有固体颗粒的重油加氢热裂化减压渣油ARP-VR。
本发明一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法应用于重油加氢热裂化过程时，其主要目的在于获得下述目标效果中的1个或几个：
①为了改善BRF-AVGO的加氢热裂化反应效果，通过对BRF-AVGO进行芳烃加氢部分饱和反应实现加氢改性，使其中的一些双环芳烃和或多环芳环转化为部分饱和的芳烃即将部分芳碳转化为环烷碳降低碳碳键离解能，从而利于提高后续的加氢热裂化反应过程的热裂化速度即利于提高热裂化单程转化率，从而利于降低加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的二次加氢热裂化的循环量，降低反应系统规模和分馏系统规模，降低能耗，降低热缩合物(胶质、沥青质)产量，延长操作周期；并且通过灵活控制加氢饱和深度，灵活调节总体加氢反应过程的热裂化单程转化率，控制BRF-AVGO的二次循环裂化过程的循环比或循环量；
②为了改善与BRF-AVGO进行联合加氢热裂化反应的重油(重油ARF和或加氢热裂化减压渣油THC-VR或其它重油)中的胶质、沥青质的加氢热裂化反应效果，通过对BRF-AVGO进行加氢改性，是其中的一些多环芳烃转化为部分饱和的芳烃即具有供氢功能的供氢烃，从而在后续的联合加氢热裂化反应过程中充当胶质、沥青质的热裂化自由基的供氢剂；
第一，利于抑制胶质、沥青质的热裂化自由基的热缩合，从而利于降低后续的加氢热裂化反应过程的生焦量；
第二，利于降低后续的加氢热裂化反应过程的温升，这是因为供氢烃与夺氢剂之间的氢转移几乎没有热效应，并且供氢烃本身可以充当热载体，从而抑制胶质、沥青质的加氢热裂化过程的温升，利于实现反应温度的最佳化，利于减少热缩合反应数量；
第三，反应过程BRA中发生的加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的多环芳烃的部分加氢饱和反应，是加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO加氢热裂化总体反应过程无法避免的先导性反应过程，它为热裂化反应过程制造碳碳亚甲基桥键，提供加氢热裂化反应断裂位；由于加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的多环芳烃的部分加氢饱和反应过程的反应温度，一般低于其产物的加氢热裂化反应温度20～70℃，因此，可以自然地利用反应过程BRA的反应热生产温度更高的加氢热裂化原料，从而回收了反应过程BRA的反应热；
总之，利于提高重油(重油ARF和或加氢热裂化减压渣油THC-VR或其它重油)的热裂化转化率，从而利于降低加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的二次加氢热裂化的循环量，降低反应系统规模和分馏系统规模，降低能耗，降低热缩合物(胶质、沥青质)产量，延长操作周期；
③在利于降低BRF-AVGO热缩反应产物量，同时利于提高其它重油的胶质沥青质加氢热裂化转化率(降低自身热缩反应产物量)的条件下，充当胶质、沥青质甚至液相焦炭的分散溶剂油，在重油ARF上流式加氢热裂化反应过程AR以及加氢热裂化减压渣油THC-VR的上流式加氢热裂化反应过程CR中，高芳烃重蜡油BRF-AVGO的加氢稳定油或其加氢稳定油的脱氢油，充当额外增加的富含芳烃而基本不结焦的加氢物料，它是重油ARF上流式加氢热裂化反应过程AR或者加氢热裂化减压渣油THC-VR的上流式加氢热裂化反应过程CR的最终产物中的胶质沥青质的循环分散溶剂，具有降低液相溶液中胶质沥青质浓度、防止胶质沥青质析出成为第二液相的稳定剂作用；
与常规的简单循环加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的重油加氢热裂化方法相比，本发明将加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO转化为供氢溶剂BRA-DS后，在保留其对胶质沥青质溶解能力强的重质溶剂优点的前提下，至少增加了抑制热缩合、富于供氢能力、易于加氢热裂化3项有利的特性，实际上变成了不易热缩合(即不宜生成胶质、沥青质甚至焦炭)甚至不生成胶质、沥青质的改性循环重质溶剂，从而将重油ARF上流式加氢热裂化反应过程AR以及加氢热裂化减压渣油THC-VR的上流式加氢热裂化反应过程CR的最终产物中的胶质、沥青质安全地带出加氢热裂化反应器、安全地将带入减压分馏塔，最后在分离过程将未转化的胶质、沥青质富集在油渣中排出循环加工系统；
④改善了加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO质量，主要是增加了氢含量；
⑤改善了加氢热裂化渣油THC-VR质量(主要是增加了氢含量)，利于提高其进入加氢热裂化反应过程、催化热裂化反应过程、焦化反应过程的热裂化转化率；对于加氢热裂化渣油THC-VR的循环加氢热裂化反应过程，利于提高循环加氢热裂化反应过程的热裂化速度即利于提高热裂化单程转化率，从而利于降低THC-VR的二次加氢热裂化的循环量，降低反应系统规模和分馏系统规模，降低能耗，降低热缩合物(胶质、沥青质)产量，延长操作周期；
⑥改善加氢热裂化渣油THC-VR质量，在保证沥青质不快速结焦影响正常连续操作的前提下，可以提高减压分馏过程的进料加热炉温度、可以提高减压分馏塔塔底操作温度，利于提高重油加氢热裂化生成油的分馏过程的减压分馏过程加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的拔出率，降低伴随外排催化剂固体颗粒、胶质沥青质、热缩合液相焦而必须排放的渣油(或沥青)的数量；
⑦在重油加工的总流程中，与重油催化裂化过程和或重油焦化过程组成联合工艺，降低焦炭收率、增加轻质油产率、提高加氢热裂化反应过程的重油原料的加氢热裂化转化率、延长重油加氢热裂化反应过程的操作周期。
中国专利ZL200980118107.3用于重质油转化和减压瓦斯油处理的优化整合的选择性重质瓦斯油再循环，公开了一种用于重质油转化和提质的改进方法和一种用于重质油转化和减压瓦斯油处理的组合方法。该方法利用了从减压蒸馏釜产生单独的产物并且将其循环，其随后再循环回到重质油转化反应器，结果是生产了品质高于整个减压瓦斯油产物的中间瓦斯油产物(其在典型的减压瓦斯油处理方法中使用是可接受的)；此外，这里具有来自该重质油转化单元的更高的柴油产率选择性，即可以明显地提高柴油收率。中国专利ZL200980118107.3的主要特征是：重减压瓦斯油物流的大于90wt％的组分的沸点处于840-1050°F(449～566℃)范围的，将其中的一部分随后再循环回到重质油转化步骤。
中国专利ZL200980118107.3的优点是：
①将重减压瓦斯油物流循环回到重质油转化步骤执行加氢热裂化，从而不向外部系统排出富含多环芳烃、含有固体颗粒的重减压瓦斯油物流，不需要设置重减压瓦斯油物流的其它加氢改质反应过程如固定床加氢裂化反应过程、沸腾床加氢裂化反应过程、悬浮床加氢裂化反应过程，流程简单；
②循环存在的重减压瓦斯油物流，对重油加氢热裂化过程的胶质沥青质具有良好的溶解能力，是一种优良的重质溶剂，具有降低液相溶液中胶质沥青质浓度、防止胶质沥青质析出成为第二液相的作用。
与本发明相比，中国专利ZL200980118107.3的缺点在于：
①重减压瓦斯油是富含多环芳烃的重蜡油，芳烃难以热裂化，重减压瓦斯油的热裂化转化率必然较低，这样为了实现预期数量的重减压瓦斯油的热裂化，其循环比必然较大，从而增大了的二次加氢热裂化的循环量和循环热裂化次数，增大反应系统规模和分馏系统规模，提加了能耗，热裂化反应必然集中在断侧链反应方面从而倾向于多产小分子产物、少侧链的多环芳烃，也必然增加热缩合物(多环缩合芳烃、胶质、沥青质等渣油组分)产量，缩短操作周期；一句话，是一个单程热裂化转化率低、产品分布选择性较差的反应模式；
②重减压瓦斯油是重油加氢热裂化反应过程产生的富含多环芳烃的重蜡油，其供氢烃组分浓度较低，不是性能优良的供氢溶剂，实际上是耗氢的夺氢剂，在与重油联合进行加氢热裂化反应过程中，与重油携带的胶质、沥青质的热裂化自由基争夺活性氢以实现加氢稳定。
中国专利ZL201080035430.7用于从淤浆加氢裂化的减压瓦斯油和组合物中分离沥青的方法和设备，公开了一种用于将重质烃进料转化成较轻烃产物的方法和设备，将重质烃进料用颗粒固体材料浆化以形成重质烃淤浆并在淤浆加氢裂化单元中加氢裂化以产生减压瓦斯油(VGO)和沥青。第一真空塔将VGO与沥青分离，第二真空塔进一步将更重质的VGO与沥青分离。差不多15重量％的VGO可通过第二真空塔回收并再循环至淤浆加氢裂化装置。得到可制成颗粒且运输时不粘在一起的沥青组合物。与本发明相比，中国专利ZL201080035430.7存在类同于中国专利ZL200980118107.3的缺点。
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，但是没有提出类似本发明的加氢热裂化重蜡油的悬浮床加氢稳定过程的概念及其组合工艺。
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CRF的悬浮床加氢热裂化反应过程AR，AR包含2个或多个串联操作的第一、第二子加氢反应区AR1、AR2等，劣质烃CRF分为两路或多路分路原料CRF1、CRF2，CRF1进入AR1所得反应流出物AR1P或含其加氢生成油的物流AR1PX进入AR2与CRF2接触，可降低新鲜原料CRF2在AR2液相中的浓度，在AR1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CRFX重量”之比值，可降低热缩合结焦速度，但是没有提出类似本发明的加氢热裂化重蜡油的悬浮床加氢稳定过程的概念及其组合工艺。
上述中国专利ZL200980118107.3用于重质油转化和减压瓦斯油处理的优化整合的选择性重质瓦斯油再循环、中国专利ZL201080035430.7用于从淤浆加氢裂化的减压瓦斯油和组合物中分离沥青的方法和设备、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大致有8个关键问题：
①防止重油原料加热炉结焦，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；
⑧在提高重油加氢热裂化转化率和延长操作周期的操作目标下，如何降低液相溶液中胶质沥青质浓度、防止胶质沥青质析出成为第二液相，这涉及如何形成高性能的重质循环溶剂油(抗结焦、富余供氢能力、对胶质沥青质溶解能力强)的问题。
而本发明是涉及上述问题中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360～400℃，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，同时采用反应器末端反应区喷入气提氢气及时排出饱和程度高的轻质烃防止其降低溶液芳香度，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，既可以提高热裂化率、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，设置使用供氢溶剂油的尾油加氢改质反应过程CR，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CRP导入悬浮床加氢热裂化反应过程AR中的后部反应区ARB进行适度的加氢热裂化反应，防止改质尾油单程热裂化率太高引发过量的热缩合反应，控制一次尾油THC-VR的整体循环加氢过程中反应类型(加氢饱和、加氢裂化)的比例，适当提高加氢饱和反应比例，降低加氢热裂化反应比例，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甚至多次串联循环使用，因此可显著提高供氢溶剂的循环路径的加氢区供氢速度、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；
⑧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；
⑨在重油加工的总流程中，与重油催化裂化过程和或重油焦化过程组成联合工艺，降低焦炭收率、增加轻质油产率、提高加氢热裂化反应过程的重油原料的加氢热裂化转化率、延长重油加氢热裂化反应过程的操作周期。
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。
本发明一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法可以应用于煤加氢直接液化反应过程，其主要目的在于获得下述目标效果中的1个或几个：
①为深拔煤加氢直接液化生成油中的重蜡油创造条件
在现有的煤加氢直接液化工艺中，分离煤加氢直接液化生成油得到的重蜡油的后续加工处理方式，一种是通过固定床加氢稳定过程或固定床加氢提质过程深度加工，一种是通过沸腾床加氢稳定过程或沸腾床加氢提质过程深度加工，但是，固定床加氢反应过程无法处理含有固体夹带胶质、沥青质的富含多环芳烃的高芳烃蜡油，而沸腾床加氢反应过程处理含有固体夹带胶质、沥青质的富含多环芳烃的高芳烃蜡油过程则工程投资高、催化剂损耗量大因而极不经济，本发明使用悬浮床加氢稳定过程及悬浮床加氢热裂化过程进行深度加工，则可以实现降低投资、降低操作费用的目标；本发明允许在分馏部分深拔煤加氢直接液化生成油中的重蜡油，从而提高液化油收率；
②当煤加氢直接液化生成油中的重蜡油采用本发明的悬浮床加氢反应过程加工时，剩余的煤加氢直接液化生成油中的柴油、轻蜡油的加氢反应过程的操作条件则大幅度缓和、操作周期大幅度延长、单位体积反应器的油品加工量大幅度提高、催化剂总寿命大幅度提高，通常可以采用高效固定床加氢反应模式，大幅度降低投资和能耗；由于煤加氢直接液化净生成油中重蜡油重量比例仅占10～25％，但是，严重恶化了全体柴油、轻蜡油馏分在供氢溶剂加氢稳定反应过程的操作条件，因此，本发明的改善效果是巨大的；
③高芳烃蜡油的上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的产物BRAP中的氢气、催化剂，可以实现串联二次使用，这是固定床加氢过程、沸腾床加氢过程无法实现的。
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未轻质化的残余物或转化物或热缩合物大分子的浓缩物，因为其数量较重油原料已经很少比如通常为重油重量的0.15～0.30，因此便于使用供氢溶剂在高剂油比比如达到0.5～2.0的高剂油比条件下，进行悬浮床加氢饱和反应得到加氢饱和产物CRAP，然后可以进入反应过程AR实现供氢溶剂的二次串联使用。CR反应过程中的供氢溶剂的二次串联使用方式，可以是CRP进入反应过程ARA，或者可以是进入分离过程ARAP-MTHPS分离出供氢溶剂后进入反应过程ARB二次串联加工进行适度加氢热裂化，循环用加氢热裂化减压渣油THC-VR中富集的有加氢催化剂作用的颗粒循环使用能够强化氢气的活化和供氢反应，富集的其它固体颗粒具有可能生焦的携带能力，上述要素之间的协同作用是有利的、客观存在的。
如果从组分特性的角度看，加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO本身就是加氢热裂化反应难度仅次于加氢热裂化减压渣油THC-VR的富集多环芳烃的烃馏分，其进一步热缩合物就是胶质、沥青质、甚至焦炭，因此在期望他们充当胶质沥青质的分散溶剂油的同时，就必须设法抑制其中的多环芳烃发生不期望的热缩合反应，以降低重油加氢热裂化过程额外多产生的胶质、沥青质、甚至焦炭的数量，以保证必要长的连续运转周期、必要低的外排渣油比率，因此，安排加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO先经过一个增加氢含量、降低残炭的加氢改质反应过程BRA就成为必然，这要求在加氢改质反应过程BRA进行多环芳烃的部分加氢饱和反应过程或加氢饱和反应过程，由于多环芳烃的部分加氢饱和反应过程的产物部分饱和的多环结构芳烃具有多种溶剂功能(结焦抑制剂、载热剂、供氢剂、沥青质分散溶剂)，也就成为一种优选的操作方案，根据需要可以维持必要大的胶质沥青质的分散溶剂油的循环量(循环比)，形成胶质、沥青质的稀溶液。
本发明提出的问题和解决方案是重油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(包括中国专利ZL201210022921.9、中国专利ZL201610525311.9)均可以合理选择使用或配合使用。
本发明，高芳烃蜡油BRF为重油催化裂化产物蜡油(重循环油、澄清油)时，实际上组成了重油催化裂化过程与重油加氢热裂化过程的组合工艺，实现了重油催化裂化产物蜡油(重循环油、澄清油)的加氢改性和加氢热裂化，一方面降低了催化裂化反应过程的加工负荷、降低了焦炭产率、增加了液收，另一方面增加了重油加氢热裂化过程的供氢溶剂数量、降低了重油加氢热裂化反应过程的热缩合物(胶质、沥青质、焦炭)的产率、增加了液收，增加了重油加氢热裂化产物中胶质沥青质的携带溶剂油的数量，利于提高重油加氢热裂化转化率，总体而言，利于提高馏分油收率，降低焦炭产量，显著提高过程的经济性。
重油加氢热裂化产物轻蜡油，可以去催化裂化反应过程或催化裂解反应过程，以多产催化裂化汽油和或催化裂化柴油，而催化裂化柴油可以用作轻质供氢溶剂的前身物使用。
本发明，高芳烃蜡油为焦化产物重蜡油时，实际上组成了重油焦化过程与重油加氢热裂化过程的组合工艺，实现了焦化重蜡油的加氢改性和加氢热裂化，一方面降低了焦化反应过程的加工负荷、降低了焦炭产率、增加了液收，另一方面增加了重油加氢热裂化过程的供氢溶剂数量、降低了重油加氢热裂化反应过程的热缩合物(胶质、沥青质、焦炭)的产率、增加了液收，增加了重油加氢热裂化产物中胶质沥青质的携带溶剂油的数量，利于提高重油加氢热裂化转化率，总体而言，利于提高馏分油收率，降低焦炭产量，显著提高过程的经济性。
特别地，使用供氢溶剂的重油加氢热裂化反应过程，与不使用供氢溶剂的常规重油加氢热裂化反应过程相比，在相同的加氢热裂化转化率条件下，其加氢热裂化渣油的氢含量会显著增加、残炭值会显著降低，该加氢热裂化渣油作为循环加氢热裂化渣油则更易于加氢热裂化，该加氢热裂化渣油作为外排油用作焦化过程原料时则焦炭产率更低，从而利于提高焦化馏分油收率，如果焦化过程比如延迟焦化过程的原料油中，也掺炼一定比例的高芳烃蜡油的加氢改性油作为供氢溶剂，则形成了供氢性焦化反应过程，该组合工艺允许重油加氢热裂化反应过程加工更劣质(残炭含量更高)、价格更低的渣油。该重油加氢热裂化过程与重油焦化过程的组合工艺，特别适合于新建重油加氢热裂化过程与已有重油焦化过程的组合。
重油加氢热裂化重蜡油或其加氢改性油，重油催化裂化产物蜡油(重循环油、澄清油)的加氢改性油，重油焦化产物重蜡油的加氢改性油，可以去焦化反应过程如延迟焦化反应过程或流化焦化反应过程或灵活焦化反应过程，充当具有一定供氢能力的供氢溶剂油使用，与重油加氢热裂化渣油联合进行焦化反应过程，该焦化反应过程通常还联合加工直馏减压渣油以控制总体焦化原料油的残炭含量和或产物焦炭中的灰分含量、金属含量，而重油加氢热裂化过程使用供氢溶剂后可以降低重油加氢热裂化催化剂固体以及焦炭携带剂固体的用量，从而利于优化重油加氢热裂化渣油的焦化反应过程的操作效果。
本发明所述方法未见报道。
因此，本发明的第一目的是提出一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法，碳氢料可以是重油和或煤。
本发明的第二目的是提出一种共炼高芳烃蜡油的改性油的重油加氢热裂化方法，重油原料可以是重油加氢热裂化渣油，从而构成组合工艺。
本发明的第三目的是提出高芳烃蜡油上流式加氢改质过程、重油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流化焦化过程或和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，而炼焦过程产生的气体可以作为制氢原料制取氢气，炼焦过程产生的富含双环芳烃和或多环芳烃的烃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、重油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，而重油加氢热裂化产物轻蜡油可以去催化裂化反应过程以多产催化裂化汽油和或催化裂化柴油，从而构成一种重油催化热裂化过程、渣油悬浮床加氢热烈化过程的组合。
发明内容
本发明一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分碳氢料ARF进行加氢反应ARR发生至少一部分重烃加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARP；
基于加氢反应产物ARP的物料用作第一物流ARPX；
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；富含双环芳烃和或多环芳烃的可能含有固体颗粒的高芳烃蜡油BRF在加氢改性反应过程BRA发生至少一部分加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分BRA-DSC的加氢改性反应产物BRAP，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物BRBP；
在加氢改性反应过程BRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分高芳烃蜡油BRF发生至少一部分加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分BRA-DSC的加氢改性反应产物BRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物BRBP；
基于加氢热裂化反应产物BRBP的物料用作第二物流BRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第一物流ARPX和至少一部分第二物流BRBPX的物料M120分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S100V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L。
本发明，通常，(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S100V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF。
本发明，一种可能的操作方式是：
(1)碳氢料加氢热裂化过程AR为上流式加氢热裂化反应过程AR，包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP。
本发明，一种可能的操作方式是：
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-RP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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，一种可能的操作方式是：
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA、气液分离步骤BRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
在分离过程BRAP-THPS，加氢改性反应产物BRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体BRAP-THPS-V和液体BRAP-THPS-L，至少一部分气体BRAP-THPS-V用作BRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程BRB；在分离过程BRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程BRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
本发明，一种可能的操作方式是：
基于气体BRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料BRAP-THPS-RLK或者基于BRAP-THPS-RLK加氢过程BRAP-THPS-MR产物BRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流BRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应，循环使用；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
加氢过程BRAP-THPS-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，一种可能的操作方式是：
得到包含至少一部分第一物流ARPX和至少一部分第二物流BRBPX的物料M120的工作方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第一物流ARPX与第二物流BRBPX混合得到物料M120；
②部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，与部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB联合进行形成联合反应区MIX-R，基于联合反应区MIX-R的物料用作物料M120。
本发明，一种可能的操作方式是：
得到包含至少一部分第一物流ARPX和至少一部分第二物流BRBPX的物料M120的工作方式，是部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR与部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB联合进行形成联合反应区MIX-R，基于联合反应区MIX-R的物料用作物料M120，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR完全联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，与至少一部分碳氢料ARF接触后，进入碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应；
②上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
基于加氢反应产物ARAP的含烃液物料ARAP-LX进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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，至少一部分含烃液物料ARAP-LX进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
③上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应产物ARAP的气液分离步骤ARAP-THPS及后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入气液分离步骤ARAP-THPS，至少一部分来自前部反应产物ARAP的液相和至少一部分来自物流BRAP-X的液相进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
④上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA在碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
⑤上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应；
在分离过程BRAP-TPHS，产物BRAP分离为气体BRAP-TPHS-V和液体BRAP-TPHS-L，至少一部分液体BRAP-TPHS-L作为物流BRAP-X进入碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应。
本发明，一种可能的操作方式是：
(4)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，去加氢过程进行再加氢，工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①去高芳烃蜡油加氢改质过程KR的加氢改性反应过程BRA；
②去高芳烃蜡油加氢改质过程KR的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，不经过加氢改性反应过程BRA；
③去碳氢料加氢热裂化过程AR的后部反应段ARB；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
基于加氢反应产物ARAP的含烃液物料ARAP-LX进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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，至少一部分含烃液物料ARAP-LX进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
④去碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA的反应产物ARAP的气液分离步骤MTHPS；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA的反应产物ARAP的气液分离步骤ARAP-THPS及后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入气液分离步骤ARAP-THPS，至少一部分来自前部反应产物ARAP的液相和至少一部分来自物流BRAP-X的液相进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
⑤去碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR分为前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
基于加氢反应产物ARAP的含烃液物料ARAP-LX进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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，至少一部分含烃液物料ARAP-LX进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP。
本发明，第二种基本操作方式是：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC的加氢改性反应产物CRAP转化为加氢改性反应产物CRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物CRBP；
基于加氢热裂化反应产物CRBP的物料用作第三物流CRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第三物流CRBPX、至少一部分第二物流BRBPX的物料M230分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S230V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S230L；
本发明，通常，(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S230V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用；
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S230L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，联合共用构成联合加氢反应区BRB-CRB-MIXU，即至少一部分物流BRAP-X或其加氢转化物与至少一部分物流CRAP-X或其加氢转化物在联合加氢反应区BRB-CRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA、气液分离步骤BRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
在分离过程BRAP-THPS，加氢改性反应产物BRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体BRAP-THPS-V和液体BRAP-THPS-L，至少一部分气体BRAP-THPS-V用作BRAP-THPS-VK不进入后部反应段BRB；在分离过程BRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程BRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃。
至少一部分物流CRAP-X进入分离过程BRAP-THPS，至少一部分分离出的气体进入气体BRAP-THPS-V中，至少一部分分离出的液体进入液体BRAP-THPS-L中。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体BRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料BRAP-THPS-RLK或者基于BRAP-THPS-RLK加氢过程BRAP-THPS-MR产物BRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流BRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程BRAP-THPS-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，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分物流CRAP-X，进入加工高芳烃蜡油BRF的加氢改性反应过程BRA中，与至少一部分加工高芳烃蜡油BRF或其加氢转化物接触进行加氢反应。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分物流CRAP-X，进入加工高芳烃蜡油BRF的加氢改性反应过程BRA中，与至少一部分高芳烃蜡油BRF或其加氢转化物接触进行加氢反应；
(2)在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA、气液分离步骤CRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在气液分离步骤CRAP-THPS，加氢改性反应产物CRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体CRAP-THPS-V和液体CRAP-THPS-L，至少一部分气体CRAP-THPS-V用作物流CRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程CRB；在分离过程CRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程CRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体物流CRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料CRAP-THPS-RLK或者基于CRAP-THPS-RLK加氢过程CRAP-THPS-MR产物CRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流CRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
CRAP-THPS-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，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
得到包含至少一部分第三物流CRBPX、至少一部分第二物流BRBPX的物料M230的工作方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第二物流BRPX与第三物流CRBPX混合得到物料M230；
②部分或全部高芳烃蜡油加氢改质过程BR，与部分或全部劣质烃CRF加氢改质过程CR联合进行形成联合反应区MIX-R，基于联合反应区MIX-R的物料用作物料M230。
本发明，第三种基本操作方式是：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC的加氢改性反应产物CRAP转化为加氢改性反应产物CRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物CRBP；
基于加氢热裂化反应产物CRBP的物料用作第三物流CRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第三物流CRBPX和至少一部分第一物流ARPX的物料M130分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S130V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S130V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，与加工物流ARF的部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，联合共用构成联合加氢反应区AR-CRB-MIXU，即至少一部分物流CRAP-X的或其加氢转化物与至少一部分物流ARF或其加氢转化物在联合加氢反应区AR-CRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程MTHS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入加工物流ARF的加氢热裂化过程AR中，与至少一部分物流ARF或其加氢转化物接触进行加氢反应。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入加工物流ARF的加氢热裂化过程AR中，与至少一部分物流ARF或其加氢转化物接触进行加氢反应；
(2)在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA、气液分离步骤CRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在气液分离步骤CRAP-THPS，加氢改性反应产物CRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体CRAP-THPS-V和液体CRAP-THPS-L，至少一部分气体CRAP-THPS-V用作物流CRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程CRB；在分离过程CRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程CRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分液体CRAP-THPS-L，进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体物流CRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料CRAP-THPS-RLK或者基于CRAP-THPS-RLK加氢过程CRAP-THPS-MR产物CRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流CRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程CRAP-THPS-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，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
得到包含至少一部分第一物流ARPX、至少一部分第三物流CRBPX的物料M130的工作方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第一物流ARPX与第三物流CRBPX混合得到物料M130；
②部分或全部碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR，与部分或全部加氢改质过程CRB联合进行形成联合反应区AR-CRB-TMIXU，基于联合反应区AR-CRB-TMIXU的物料用作物料M130。
本发明，第四种基本操作方式是：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC的加氢改性反应产物CRAP转化为加氢改性反应产物CRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物CRBP；
基于加氢热裂化反应产物CRBP的物料用作第三物流CRBPX；
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程，上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB与劣质烃CRF加氢改质过程CR联合进行；
在加氢改性反应过程BRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分高芳烃蜡油BRF发生至少一部分加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分BRA-DSC的加氢改性反应产物BRAP；
至少一部分基于加氢改性反应产物BRAP的包含供氢烃组分BRA-DSC的物流BRAP-X，进入劣质烃CRF加氢改质过程CR发生至少一部分加氢热裂化反应；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第三物流CRBPX和至少一部分第一物流ARPX的物料M130分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S130V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S130V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，与加工物流ARF的部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，联合共用构成联合加氢反应区AR-CRB-MIXU，即至少一部分物流CRAP-X的或其加氢转化物与至少一部分物流ARF或其加氢转化物在联合加氢反应区AR-CRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
部分或全部的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，与部分或全部的后部加氢反应段ARB，联合共用构成联合加氢反应区CRB-ARB-MIXU，即至少一部分物流CRAP-X的或其加氢转化物与至少一部分物流ARAP-THPS-L或其加氢转化物在联合加氢反应区CRB-ARB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA、气液分离步骤CRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在气液分离步骤CRAP-THPS，加氢改性反应产物CRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体CRAP-THPS-V和液体CRAP-THPS-L，至少一部分气体CRAP-THPS-V用作物流CRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程CRB；在分离过程CRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程CRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分液体CRAP-THPS-L用作物流CRAP-X进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体物流CRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料CRAP-THPS-V-RLK或者基于CRAP-THPS-V-RLK加氢过程CRAP-THPS-MR产物CRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流CRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程CRAP-THPS-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，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-SF进入分离过程ARAP-THPS，至少一部分分离出的含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体进入气体ARAP-THPS-V中，至少一部分分离出的液体进入液体ARAP-THPS-L中。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-SF进入前部反应段ARA，在碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢反应。
本发明，第五种基本操作方式是：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应生成低芳碳率重烃组分KVRC转化为加氢改性反应产物CRAP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入高芳烃蜡油加氢改质过程BR发生至少一部分加氢热裂化反应；
基于加氢热裂化反应产物BRBP的物料用作第二物流BRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第二物流BRBPX和至少一部分第一物流ARPX的物料M120分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S120V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S120L。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S120V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S120L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入高芳烃蜡油加氢改质过程BR的上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA，转化为产物BRAP；
至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物BRBP；
加工物流BRAP-X的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与加工物流ARF的部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，联合共用构成联合加氢反应区AR-BRB-MIXU，即至少一部分物流BRAP-X或其加氢转化物与至少一部分物流ARF或其加氢转化物在联合加氢反应区AR-BRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
加工物流BRAP-X的部分或全部的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与部分或全部的后部加氢反应段ARB，联合共用构成联合加氢反应区BRB-ARB-MIXU，即至少一部分物流BRAP-X或其加氢转化物与至少一部分物流ARAP-THPS-L或其加氢转化物在联合加氢反应区BRB-ARB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA、气液分离步骤BRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
在分离过程BRAP-THPS，加氢改性反应产物BRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体BRAP-THPS-V和液体BRAP-THPS-L，至少一部分气体BRAP-THPS-V用作BRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程BRB；在分离过程BRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程BRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分液体BRAP-THPS-L用作物流BRAP-X进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体BRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料BRAP-THPS-V-RLK或者基于BRAP-THPS-V-RLK加氢过程BRAP-THPS-MR产物BRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流BRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程BMR，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，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARA-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-SF，进入分离过程ARAP-THPS，至少一部分分离出的含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体进入气体ARAP-THPS-V中，至少一部分分离出的液体进入液体ARAP-THPS-L中。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPSV和液体ARAP-THPSL，至少一部分气体ARAP-THPSV用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入前部反应段ARA与物料ARF或其加氢转化物接触，在碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢反应。
本发明，碳氢料ARF是油和或碳氢粉料。
本发明，碳氢料ARF可以是重油和或碳氢粉料，所述重油主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成。
本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程AR，碳氢粉料可以选自下列中的1种或几种：
①煤粉；
②塑料粉；
③橡胶粉；
④煤加氢直接液化反应过程RU掺炼的其它碳氢粉料。
本发明，在碳氢料加氢热裂化过程AR，加工的粉料可以选自下列中的1种或几种：
①煤粉；
②催化剂固体颗粒；
③硫磺粉；
④烃油结焦物载体半焦颗粒；
⑤塑料粉；
⑥橡胶粉；
⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU需要输入的其它固体粉料。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为碳氢粉料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使用供氢溶剂油的碳氢粉料加氢直接液化制油过程；
②不使用供氢溶剂油的碳氢粉料加氢直接液化制油过程；
③碳氢粉料与油共炼过程；
④碳氢粉料临氢热溶液化过程。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为碳氢粉料加氢直接液化反应过程，使用的加氢直接液化反应器ARUE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。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为碳氢粉料加氢直接液化反应过程，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器ARUE的工作方式，可以选自下列中的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ARUE，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ARUE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器ARUE，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ARUE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE，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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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，反应器ARUE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，反应段得到浆液产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，煤粉的液化率通常为85～98％。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，可以同时掺炼非煤基重油FD；重油FD的裂化转化率通常大于90％。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，操作条件可以为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3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，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间TRU为0.5～4小时。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或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％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂可以包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR可以为粉煤加氢直接液化反应过程，进入煤加氢直接液化反应过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS；
供氢溶剂AR-DS，可能是基于分离碳氢料加氢热裂化过程AR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂AR-DS，可能是基于分离碳氢料ARF的加氢热裂化反应产物ARP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂AR-DS，可能是基于高芳烃蜡油BRF在加氢改质过程BR生成的供氢烃组分BRA-DSC；
供氢溶剂AR-DS，可能是外来供氢烃OUT-TO-AR-DS。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR可以为粉煤加氢直接液化反应过程，进入碳氢料加氢热裂化过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS，供氢溶剂AR-DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂AR-DS的重量流率AR-DS-W与煤粉ARFS的重量流率ARFS-W的比值为剂煤比K100＝(AR-DS-W)/(ARFS-W)，K100为0.5～2.0。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR可以为粉煤加氢直接液化反应过程，进入碳氢料加氢热裂化过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS，供氢溶剂AR-DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂AR-DS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。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR可以为粉煤加氢直接液化反应过程，进入碳氢料加氢热裂化过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS，供氢溶剂AR-DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂AR-DS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25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，(1)碳氢料加氢热裂化过程AR可以为重油加氢反应过程，原料ARFL为主要由重质烃HNBPC组成的重油ARFL；所述重质烃HNBPC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；
在碳氢料加氢热裂化过程AR，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃AR-DS；
供氢烃AR-DS的重量流率AR-DS-W与重油ARFL的重量流率重油ARFL-W的比值为剂油比KP80，KP80＝(AR-DS-W)/(ARFL-W)，KP70为0.05～1.5。
本发明，(1)碳氢料加氢热裂化过程AR可以为重油加氢反应过程，原料ARFL为主要由重质烃HNBPC组成的重油ARFL；所述重质烃HNBPC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；
在碳氢料加氢热裂化过程AR，前部反应区ARA的重质烃HNBPC加氢热裂化反应转化率，选自下列中的一种或几种：
①加氢热裂化反应转化率达到35％的反应阶段；
②加氢热裂化反应转化率达到45％的反应阶段；
③加氢热裂化反应转化率达到55％的反应阶段。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用循环进入碳氢料加氢热裂化过程AR；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR，用作排放胶质、沥青质及可能存在的固体的伴随物料THC-VR-TO-OUT，物料THC-VR-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的10％。
本发明，较佳者，物料THC-VR-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的5％。
本发明，通常，(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S100V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用，富氢气气体HPV的氢气体积浓度大于75％。
本发明，较佳者，(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S100V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用，富氢气气体HPV的氢气体积浓度大于85％。
本发明，通常，在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料可以包含下列物料中的一种或几种：
选择1，中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
选择2，高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择3，煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，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；
选择4，页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择5，乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择6，石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
选择7，石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流。
本发明，通常，在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料可以包含下列物料中的一种或几种：
选择1，石油基稠油的重蜡油；
选择2，重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化重循环油；
选择3，重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化澄清油；
选择4，重油焦化反应产物分馏过程得到的焦化重蜡油；
选择5，重油加氢热裂化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
选择6，煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
选择7，煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的重蜡油。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为350～470℃的烃组成的加氢热裂化轻蜡油THC-LVGO；
至少一部分加氢热裂化轻蜡油THC-LVGO，可以去催化裂化反应过程UNIT600参与反应转化为常规气体烃、常规液体烃和可能生成的焦炭。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR和或至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，可以去焦化反应过程UNIT800参与反应转化为常规气体烃、常规液体烃、焦炭；
焦化反应过程UNIT800，可能同时加工其它原料油。
本发明，通常，焦化反应过程UNIT800采用的工艺，选自下列中的一种或几种：
①延迟焦化工艺；
②流化焦化工艺；
③灵活焦化工艺。
本发明，通常，高芳烃蜡油BRF，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且可能含有固体颗粒，可以选自下列物料中的一种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；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；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
③煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，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；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑤乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，通常，高芳烃蜡油BRF是含有固体颗粒的高芳烃蜡油，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成，可以选自下列物料中的一种或几种：
①石油基稠油的重蜡油；
②重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化重循环油；
③重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化澄清油；
④重油焦化反应产物分馏过程得到的焦化重蜡油；
⑤重油加氢热裂化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑥煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑦煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的重蜡油。
本发明，通常，高芳烃蜡油BRF，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且含有固体颗粒。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO；
部分或全部加氢热裂化重蜡油THC-HVGO用作高芳烃蜡油BRF进入高芳烃蜡油加氢改质过程BR参与反应。
本发明，通常，在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，可以存在的固体颗粒选自下列中的1种或几种：
①催化剂固体颗粒；
②主要由碳组成的颗粒；
③硫磺粉；
④高芳烃蜡油加氢改质过程BR需要输入的其它固体粉料。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用的高芳烃重蜡油加氢改质反应器BRUE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；
④下流式固定床反应器；
⑤上流式固定床反应器；
⑥上流式微膨胀床反应器；
⑦移动床反应器。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用的高芳烃重蜡油加氢改质反应器BRUE的工作方式选自下列中的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BRUE，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BRUE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器BRUE，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BRUE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE，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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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，反应器BRUE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，通常，在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，反应段得到可能含有固体的液体产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的可能含有固体的液体，作为最后反应段的可能含有固体的液体产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为待脱气的可能含有固体的液体；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，通常，在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，高芳烃蜡油BRF的加氢热裂化率为35～70％。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的操作条件为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂BRA-CAT添加量为高芳烃蜡油BRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作条件为：反应温度为420～480℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢热裂化催化剂BRB-CAT添加量为高芳烃蜡油BRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA使用的加氢催化剂BRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB使用的加氢催化剂BRB-CAT，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1000∶1；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分含有氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂水含量低于2wt％；液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA使用的加氢催化剂BRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB使用的加氢催化剂BRB-CAT，可以包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂BR-DS，可能是基于分离碳氢料加氢热裂化过程AR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂BR-DS，可能是基于分离碳氢料ARF的加氢热裂化反应最终产物ARP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂BR-DS，可能是基于高芳烃蜡油BRF在加氢改质过程BR生成的供氢烃组分BRA-DSC；
供氢溶剂BR-DS，可能是外来供氢烃OUT-TO-BR-DS。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂物流BR-DS的重量流率BR-DS-W与高芳烃重蜡油W物流BRF的重量流率BRF-W的比值为剂油比BK100＝(BR-DS-W)/(BRF-W)，BK100为0.1～10.0。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂BR-DS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。
本发明，一般，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂BR-DS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25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～30质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～50质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.2质量％～2.5质量％，加氢热裂化反应转化率为30～75质量％。
本发明，一般，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.3质量％～1.0质量％，加氢热裂化反应转化率为5～20质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.3质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～50质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.6质量％～2.0质量％，加氢热裂化反应转化率为30～60质量％。
本发明，通常，劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流，其残炭含量为20～65重量％。
本发明，一般固体颗粒的烃物流，其残炭含量为30～45重量％。
本发明，通常，劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.010重量％～40.0重量％。
本发明，一般，劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～20.0重量％。
本发明，较佳者，劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～5.0重量％。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点高于500℃的烃组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的第一加氢热裂化减压渣油THC-VR1，得到主要由常规沸点高于550℃的烃组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2；第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2中常规沸点低于550℃的烃的重量浓度低于第一加氢热裂化减压渣油THC-VR1中常规沸点低于550℃的烃的重量浓度；
部分或全部第一加氢热裂化减压渣油THC-VR1，用作劣质烃CRF进入劣质烃CRF加氢改质过程CR参与反应；
部分第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2，用作劣质烃CRF进入劣质烃CRF加氢改质过程CR参与反应；
部分第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2-TO-OUT，用作排放胶质、沥青质、固体的外排渣油THC-VR-TO-OUT排出加工系统而不进入加氢转化过程。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，物料THC-VR2-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的10％。
本发明，加工劣质烃CRF时，一般，(5)在液料回收部分S100L-GU，物料THC-VR2-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的5％。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，存在的固体颗粒可以
①催化剂固体颗粒；
②主要由碳组成的颗粒；
③硫磺粉；
④劣质烃CRF加氢改质过程CR需要输入的其它固体粉料。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用的加氢改质反应器CRUE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。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用的加氢改质反应器CRUE的工作方式可以选自下列中的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CRUE，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CRUE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器CRUE，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CRUE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE，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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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，反应器CRUE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，反应段得到可能含有固体的液体产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的可能含有固体的液体，作为最后反应段的可能含有固体的液体产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为待脱气的可能含有固体的液体；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，劣质烃CRF的加氢热裂化率为30～60％。
本发明，加工劣质烃CRF时，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，可以设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA的操作条件为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂CRA-CAT添加量为劣质烃CRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的操作条件为：反应温度为420～480℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢热裂化催化剂CRB-CAT添加量为劣质烃CRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟。
本发明，加工劣质烃CRF时，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，可以设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA使用的加氢催化剂CRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB使用的加氢催化剂CRB-CAT，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1000∶1；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分含有氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂水含量低于2wt％；液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，可以设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA使用的加氢催化剂CRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB使用的加氢催化剂CRB-CAT，包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离碳氢料加氢热裂化过程AR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离碳氢料ARF的加氢热裂化反应最终产物ARP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离高芳烃蜡油加氢改质过程BR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离高芳烃蜡油加氢改质过程BR最终产物BRP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离劣质烃CRF加氢改质过程CR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离劣质烃CRF加氢改质过程CR的最终产物CRP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于劣质烃CRF加氢改质过程CR生成的供氢烃组分BRA-DSC；
供氢溶剂BR-DS，可能是外来供氢烃OUT-TO-BR-DS。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS的重量流率CR-DS-W与劣质烃物流CRF的重量流率CRF-W的比值为剂油比BK100＝(CR-DS-W)/(CRF-W)，CK100通常为0.05～5.0。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS的重量流率CR-DS-W与劣质烃物流CRF的重量流率CRF-W的比值为剂油比BK100＝(CR-DS-W)/(CRF-W)，CK100一般为0.5～1.5。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS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。
本发明，加工劣质烃CRF时，一般，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS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25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～20质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为20～50质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.2质量％～2.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～65质量％。
本发明，加工劣质烃CRF时，一般，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～15质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为20～35质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.2质量％～2.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～50质量％。
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，其所含烃类的常规沸点通常为155～375℃、一般为200～350℃。
本发明所述的蜡油组分，其所含烃类的常规沸点通常为330～575℃、一般为350～530℃。
本发明所述的重油组分，其所含烃类的常规沸点通常大于350℃、一般大于450℃、特别地大于530℃、更特别地大于575℃。
本发明所述的常压渣油组分，通常是常压分馏塔塔底油，其所含烃类的常规沸点通常大于330℃、一般大于350℃、特别地大于370℃。
本发明所述的减压渣油组分，通常是减压分馏塔塔底油，其所含烃类的常规沸点通常大于450℃、一般大于530℃、特别地大于575℃。
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。
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器，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返回流程点K的上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。
本发明所述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。
本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。
本发明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、氢元素的液体和或固体如油和或煤发生的加氢反应，对于烃油加氢过程其原料油发生加氢精制和或加氢热裂化反应生成至少一部分更低分子量的产物，对于煤制油加氢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、油煤共炼加氢反应过程、石油基重油悬浮床或沸腾床加氢裂化反应过程。
本发明所述碳氢料加氢反应，其反应产物BASE-ARP，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ARP-X用于排出加氢反应产物BASE-ARP，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常规沸点为450～570℃的烃馏分；
⑨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，本发明也利用了这种理念。
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，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。
在重油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；而重油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。
以下详细描述高芳烃重蜡油BRF-AVGO在加氢热裂化反应过程中的反应趋向。
本发明所述高芳烃重蜡油BRF-AVGO，从组分特性的角度看，是加氢热裂化反应难度仅次于加氢热裂化减压渣油THC-VR的富集多环芳烃的烃馏分，具有较高的残炭值、热缩合敏感性，在加氢热裂化反应过程中，加氢反应与热缩合反应并行存在，即存在着并行的加氢轻质化反应和脱氢缩合重质化反应，这两种反应方向是：
①加氢轻质化反应即抑制结焦的反应，方向为“稠环芳烃→多环芳烃→部分饱和的多环结构芳烃→含氢量更高的烃类”；
②脱氢反应即结焦反应，方向为“焦炭←炭质中间相←沥青质组分←胶质←稠环芳烃←多环芳烃”。
对于高芳烃重蜡油BRF-AVGO，为了改善联合加氢热裂化反应过程的伴随加氢热裂化物料重油的反应环境，在期望高芳烃重蜡油BRF-AVGO充当胶质沥青质的分散溶剂油的同时，就必须设法抑制其中的多环芳烃发生不期望的热缩合反应，以实现重油加氢热裂化过程以外附加反应过程不增加胶质、沥青质、焦炭的产量的第一目的，最好实现降低重油加氢热裂化过程的胶质、沥青质、甚至焦炭的产量的第二目的，以保证必要长的连续运转周期、必要低的外排渣油比率，因此，安排高芳烃重蜡油BRF-AVGO先经过一个增加氢含量、降低残炭的加氢改质反应过程BRA就成为必然，这要求在加氢改质反应过程BRA进行多环芳烃的部分加氢饱和反应过程或加氢饱和反应过程，由于多环芳烃的部分加氢饱和反应过程的产物部分饱和的多环结构芳烃具有多种溶剂功能(结焦抑制剂、载热剂、供氢剂、胶状沥青状物质的分散溶剂)，也就成为一种优选的操作方案，也利于维持必要大的胶质沥青质的分散溶剂油的循环量(循环比)，防止这些循环溶剂油的单程转化率过高导致胶质沥青质的分散溶剂油的循环量太低。
以下详细描述高芳烃重蜡油BRF-AVGO的加氢改质反应过程BRA，通常以最大限度制备供氢烃为优选目标的。
本发明所述高芳烃重蜡油BRF-AVGO如加氢热裂化产物重蜡油的加氢改质反应过程BRA，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，使高芳烃重蜡油BRF-AVGO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，从而有效降低高芳烃重蜡油BRF-AVGO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(通常尽可能降低之)的加氢热裂化反应过程的原料。
在本发明的组合工艺中，本发明所述高芳烃重蜡油BRF-AVGO的加氢反应过程BRA的第一反应任务是进行加氢脱残炭反应即重质芳烃的部分加氢饱和反应，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、加氢芳烃饱和反应、加氢脱残炭反应)和或加氢裂化反应。加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO，作为重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR的产物，在分馏过程的减压分馏步骤中被蒸发而与渣油组分完成分离，通常在减压闪蒸汽的回收步骤或减压闪蒸汽的分馏步骤被冷凝成为“加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO馏分或物流”，由于它是与加氢热裂化减压渣油THC-VR相邻的分馏馏分，它通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼等、来自重油ARFL的AR产物金属硫化物、可能积累的焦炭、夹带的胶质和沥青质；如果从加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO馏分中严格地分离出上述固体和高残炭组分，则大幅度增加分离能耗并增加渣油产率；而将加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO馏分引入上流式加氢改质反应过程BRA或重油加氢热裂化反应过程AR，则不需要严格地分离出上述固体和高残炭组分，因而可以大幅度降低分离能耗并可降低渣油产率。
当加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO是富集多环芳烃、并夹带一定量的催化剂固体和高残炭组分时，加氢改质反应过程BRA通常宜选择上流式膨胀床加氢反应器系统。
在加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的上流式加氢反应过程BRA，当活性氢供应不及时的时候，多环芳烃、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胶质、沥青质甚至焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应，这样可能需要使用分子量较小比如常规沸点通常为230～450℃、一般为230～380℃的供氢溶剂。
本发明所述高芳烃重蜡油BRF-AVGO的加氢反应过程BRA的反应器形式，可以是任意合适的形式，可以是固定床反应器、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中的一种或几种的组合。
本发明所述高芳烃重蜡油BRF-AVGO的加氢反应过程BRA，使用的加氢改质催化剂，可以是1种或2种或多种的组合，可以是任意合适形式。
根据具体油品性质，加氢反应过程BRA可以是沸腾床加氢反应过程，使用的加氢改质催化剂是沸腾床加氢催化剂。
根据具体油品性质，加氢反应过程BRA可以是悬浮床加氢反应过程，使用的加氢改质催化剂是悬浮床分散型油品加氢催化剂。
本发明所述加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的加氢反应过程BRA，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，可以是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。本发明加氢反应过程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。
加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的加氢反应过程BRA，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ARFL引入加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的上流式加氢反应过程BRA。
为了重复使用加氢热裂化减压渣油THC-VR中的具有加氢热裂化催化剂作用的固体物，可以将一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR引入高芳烃重蜡油BRF-AVGO的上流式加氢反应过程BRA中。
以下详细描述本发明的加氢改质反应过程BRA的反应产物BRAP中供氢溶剂组分、重油组分、氢气组分的去向。
本发明的一个关键目的是，将高芳烃重蜡油BRF-AVGO改造为供氢溶剂BRA-DS，并将供氢溶剂BRA-DS引入加氢热裂化减压渣油THC-VR的上流式加氢反应过程CR中或引入重油上流式加氢热裂化反应过程AR中使用或循环使用，或者引入包含加氢热裂化减压渣油THC-VR的上流式加氢反应过程CR、重油上流式加氢热裂化反应过程AR的串联加工过程串联使用或循环串联使用，使反应产物BRAP中的重油组分在后续的上流式加氢热裂化反应过程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。
本发明的另一个重要目的是，将加氢改质反应过程BRA的反应产物BRAP中的氢气，引入加氢热裂化减压渣油THC-VR的上流式加氢反应过程CR中或引入重油上流式加氢热裂化反应过程AR中二次使用或循环使用，或者引入包含加氢热裂化减压渣油THC-VR的上流式加氢反应过程CR、重油上流式加氢热裂化反应过程AR的串联加工过程二次串联使用或循环使用，同时简化物料传输流程。
本发明的又一个重要目的是，将加氢改质反应过程BRA的反应产物BRAP中的分散状加氢催化剂，引入加氢热裂化减压渣油THC-VR的上流式加氢反应过程CR中或引入重油上流式加氢热裂化反应过程AR中二次使用或循环使用，或者引入包含加氢热裂化减压渣油THC-VR的上流式加氢反应过程CR、重油上流式加氢热裂化反应过程AR的串联加工过程二次串联使用或循环使用，同时简化物料传输流程。
以下详细描述本发明的劣质烃CRF上流式加氢反应过程CR，劣质烃CRF可以是加氢热裂化减压渣油THC-VR。
本发明所述劣质烃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，劣质烃CRF在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向，比重油ARF包含的重油ARFL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CRF中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值比重油ARF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CRF的上流式加氢反应过程CR，其主要目标是，与常规的加氢热裂化反应过程相比，在催化剂和供氢溶剂存在条件下，使劣质烃CRF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CRF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CRF的上流式加氢反应过程CR的第一反应过程CRA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CRF的上流式加氢反应过程CR的典型原料就是重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR中的渣油组分，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THC-VR通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼等、来自重油ARFL的AR产物金属硫化物、可能积累的焦炭。
当劣质烃CRF包含来自重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR产物ARP中的常规沸点高于530℃的烃类AR-VR时，该部分重油AR-VR的残炭含量通常高于液态原料ARFL，或者说碳氢料上流式加氢热裂化反应过程AR中的液相适合于作为劣质烃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，本发明将劣质烃CRF的上流式加氢反应过程CR反应产物中的重烃引入重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR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。
在劣质烃CRF的上流式加氢反应过程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。
本发明所述劣质烃CRF的上流式加氢反应过程CR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CRF的上流式加氢反应过程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CRF的上流式加氢反应过程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ARFL引入劣质烃CRF的上流式加氢反应过程CR。
为了调整反应进料性质，或者为了控制反应过程液相性质，可以将重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR的中间液体产物如前部反应段的一部分液体产物或者最终液体产物如后部反应段的一部分液体产物，在高温高压状态下直接引入劣质烃CRF的上流式加氢反应过程CR，特别是当劣质烃CRF的上流式加氢反应过程CR反应产物CRP中的重油组分直接引入重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB而不经过前部反应段ARA进行加工时。
为了缩短重油ARF的上流式加氢热裂化反应产物ARP中的渣油组分进入劣质烃CRF的上流式加氢反应过程CR的路径，当反应产物ARP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ARP的液相引入劣质烃CRF的上流式加氢反应过程CR，此时，形成了尾油高压短循环回路；当反应产物ARP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ARP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CR，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CRF的上流式加氢反应过程CRA反应产物CRAP中供氢溶剂组分、重油组分的去向，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。本发明的一个关键目的是，根据需要，重复使用反应产物CRAP中供氢溶剂组分(循环使用、串联循环使用)，可以使反应产物CRAP中的重油组分在重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR(后部反应段)进行联合加氢热裂化。
以下详细描述本发明的重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR。
以下描述本发明重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR可能进行的重油加氢热裂化反应过程。
本发明所述重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR的原料重油ARFL的烃类的常规沸点通常＞470℃、一般＞500℃、特别地＞530℃；本发明所述重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR，发生至少一部分重油ARFL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AR，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ARP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CR，而为了简化总体流程、降低投资和能耗，通常将CR与重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR形成组合工艺。
尽管重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR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，但是由于重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR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，在重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR中，也必然发生一些加氢精制反应。
在重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR，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重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR，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；重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR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。
重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR，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。
当重油ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR的后半程反应过程ARB联合加工劣质烃CRF的上流式加氢反应过程CR的反应产物CRP中的重油组分CRPVR时，后半程反应过程ARB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。
本发明所述重油上流式加氢热裂化反应过程AR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AR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1和II(SRC-1和SRC-II)，供氢溶剂法EDS、日本新能源开发机构液化法(NEDOL)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；
③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewlG)和美国的氢煤法(H-Coal)等都属于这一类；
④煤和渣油联合加工法(C0·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油。渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；
⑤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。
本发明所述烃类催化热裂化反应过程，指的是在热裂化催化剂存在条件下原料烃发生的以碳碳键断裂为主要目的热裂化反应过程，包括通常所述的催化裂化反应过程或催化裂解反应过程，通常加工的主体原料油是蜡油、常压渣油，记载这类技术的一个文献T001是：①出版物名称：《催化裂化工艺与工程》；②检索用图书编码：ISBN编码：7-80043-537-7；中国版本图书馆CIP数据核字：(2004)第131193号；③主编：陈俊武；④出版社：中国石化出版社。文献T001《催化裂化工艺与工程》的459页至488页，记载了典型的催化裂化轻柴油(轻循环油)、催化裂化回炼油(重循环油)、催化裂化澄清油的物性数据。根据具体装置的操作条件和产品分离方案的不同，催化裂化轻柴油(轻循环油)、催化裂化回炼油(重循环油)、催化裂化澄清油的沸程范围在一定范围内波动，而基于本发明，可以提高催化热裂化反应生成油的重质蜡油的收率，然后去上流式加氢改性过程进行加氢反应。
本发明所述重油焦化反应过程，指的是以贫氢的重质油(如减压渣油、裂化渣油等)为原料，在高温和长反应时间条件下，进行深度热裂化和缩合反应的热加工过程，原料转化为气体、石脑油、汽油、柴油、重质馏分油(焦化轻蜡油、焦化重蜡油)和焦炭。焦化过程的工艺类型包括釜式焦化、平炉焦化、延迟焦化、接触焦化、流化焦化、灵活焦化。现代重质油焦化过程，包括延迟焦化、接触焦化、流化焦化、灵活焦化等工艺。记载这类技术的一个文献T002是：①出版物名称：《延迟焦化工艺与工程》；②检索用图书编码：ISBN编码：978-7-80229-456-1；中国版本图书馆CIP数据核字：(2007)第168082号；③主编：瞿国华；④出版社：中国石化出版社。文献T002《延迟焦化工艺与工程》的188页至254页，记载了典型的延迟焦化蜡油的物性数据。根据具体装置的操作条件和产品分离方案的不同，焦化蜡油的沸程范围在一定范围内波动，而基于本发明，可以提高焦化生成油的重质蜡油的收率，然后去上流式加氢改性过程进行加氢反应。
由于催化裂化回炼油(重循环油)、催化裂化澄清油、焦化蜡油质量很差，难以直接催化裂化或加氢裂化，而采用本发明进入高芳烃重蜡油加氢改性反应过程BRA则实现了优化加工。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分碳氢料ARF进行加氢反应ARR发生至少一部分重烃加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARP；
基于加氢反应产物ARP的物料用作第一物流ARPX；
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；富含双环芳烃和或多环芳烃的可能含有固体颗粒的高芳烃蜡油BRF在加氢改性反应过程BRA发生至少一部分加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分BRA-DSC的加氢改性反应产物BRAP，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物BRBP；
在加氢改性反应过程BRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分高芳烃蜡油BRF发生至少一部分加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分BRA-DSC的加氢改性反应产物BRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物BRBP；
基于加氢热裂化反应产物BRBP的物料用作第二物流BRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第一物流ARPX和至少一部分第二物流BRBPX的物料M120分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S100V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L。
本发明，通常，(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S100V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF。
本发明，一种可能的操作方式是：
(1)碳氢料加氢热裂化过程AR为上流式加氢热裂化反应过程AR，包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP。
本发明，一种可能的操作方式是：
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-RP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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，一种可能的操作方式是：
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA、气液分离步骤BRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
在分离过程BRAP-THPS，加氢改性反应产物BRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体BRAP-THPS-V和液体BRAP-THPS-L，至少一部分气体BRAP-THPS-V用作BRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程BRB；在分离过程BRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程BRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
本发明，一种可能的操作方式是：
基于气体BRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料BRAP-THPS-RLK或者基于BRAP-THPS-RLK加氢过程BRAP-THPS-MR产物BRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流BRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应，循环使用；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
加氢过程BRAP-THPS-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，一种可能的操作方式是：
得到包含至少一部分第一物流ARPX和至少一部分第二物流BRBPX的物料M120的工作方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第一物流ARPX与第二物流BRBPX混合得到物料M120；
②部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，与部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB联合进行形成联合反应区MIX-R，基于联合反应区MIX-R的物料用作物料M120。
本发明，一种可能的操作方式是：
得到包含至少一部分第一物流ARPX和至少一部分第二物流BRBPX的物料M120的工作方式，是部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR与部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB联合进行形成联合反应区MIX-R，基于联合反应区MIX-R的物料用作物料M120，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR完全联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，与至少一部分碳氢料ARF接触后，进入碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应；
②上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
基于加氢反应产物ARAP的含烃液物料ARAP-LX进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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，至少一部分含烃液物料ARAP-LX进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
③上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应产物ARAP的气液分离步骤ARAP-THPS及后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入气液分离步骤ARAP-THPS，至少一部分来自前部反应产物ARAP的液相和至少一部分来自物流BRAP-X的液相进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
④上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA在碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
⑤上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应；
在分离过程BRAP-TPHS，产物BRAP分离为气体BRAP-TPHS-V和液体BRAP-TPHS-L，至少一部分液体BRAP-TPHS-L作为物流BRAP-X进入碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应。
本发明，一种可能的操作方式是：
(4)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，去加氢过程进行再加氢，工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①去高芳烃蜡油加氢改质过程KR的加氢改性反应过程BRA；
②去高芳烃蜡油加氢改质过程KR的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，不经过加氢改性反应过程BRA；
③去碳氢料加氢热裂化过程AR的后部反应段ARB；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
基于加氢反应产物ARAP的含烃液物料ARAP-LX进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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，至少一部分含烃液物料ARAP-LX进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
④去碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA的反应产物ARAP的气液分离步骤MTHPS；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA的反应产物ARAP的气液分离步骤ARAP-THPS及后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入气液分离步骤ARAP-THPS，至少一部分来自前部反应产物ARAP的液相和至少一部分来自物流BRAP-X的液相进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
⑤去碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR分为前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
基于加氢反应产物ARAP的含烃液物料ARAP-LX进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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，至少一部分含烃液物料ARAP-LX进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP。
本发明，第二种基本操作方式是：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC的加氢改性反应产物CRAP转化为加氢改性反应产物CRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物CRBP；
基于加氢热裂化反应产物CRBP的物料用作第三物流CRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第三物流CRBPX、至少一部分第二物流BRBPX的物料M230分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S230V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S230L；
本发明，通常，(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S230V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用；
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S230L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，联合共用构成联合加氢反应区BRB-CRB-MIXU，即至少一部分物流BRAP-X或其加氢转化物与至少一部分物流CRAP-X或其加氢转化物在联合加氢反应区BRB-CRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA、气液分离步骤BRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
在分离过程BRAP-THPS，加氢改性反应产物BRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体BRAP-THPS-V和液体BRAP-THPS-L，至少一部分气体BRAP-THPS-V用作BRAP-THPS-VK不进入后部反应段BRB；在分离过程BRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程BRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分物流CRAP-X进入分离过程BRAP-THPS，至少一部分分离出的气体进入气体BRAP-THPS-V中，至少一部分分离出的液体进入液体BRAP-THPS-L中。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体BRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料BRAP-THPS-RLK或者基于BRAP-THPS-RLK加氢过程BRAP-THPS-MR产物BRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流BRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程BRAP-THPS-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，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分物流CRAP-X，进入加工高芳烃蜡油BRF的加氢改性反应过程BRA中，与至少一部分加工高芳烃蜡油BRF或其加氢转化物接触进行加氢反应。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分物流CRAP-X，进入加工高芳烃蜡油BRF的加氢改性反应过程BRA中，与至少一部分高芳烃蜡油BRF或其加氢转化物接触进行加氢反应；
(2)在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA、气液分离步骤CRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在气液分离步骤CRAP-THPS，加氢改性反应产物CRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体CRAP-THPS-V和液体CRAP-THPS-L，至少一部分气体CRAP-THPS-V用作物流CRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程CRB；在分离过程CRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程CRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃。
本发明，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体物流CRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料CRAP-THPS-RLK或者基于CRAP-THPS-RLK加氢过程CRAP-THPS-MR产物CRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流CRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
CRAP-THPS-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，采用第二种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
得到包含至少一部分第三物流CRBPX、至少一部分第二物流BRBPX的物料M230的工作方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第二物流BRPX与第三物流CRBPX混合得到物料M230；
②部分或全部高芳烃蜡油加氢改质过程BR，与部分或全部劣质烃CRF加氢改质过程CR联合进行形成联合反应区MIX-R，基于联合反应区MIX-R的物料用作物料M230。
本发明，第三种基本操作方式是：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC的加氢改性反应产物CRAP转化为加氢改性反应产物CRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物CRBP；
基于加氢热裂化反应产物CRBP的物料用作第三物流CRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第三物流CRBPX和至少一部分第一物流ARPX的物料M130分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S130V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S130V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，与加工物流ARF的部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，联合共用构成联合加氢反应区AR-CRB-MIXU，即至少一部分物流CRAP-X的或其加氢转化物与至少一部分物流ARF或其加氢转化物在联合加氢反应区AR-CRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程MTHS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入加工物流ARF的加氢热裂化过程AR中，与至少一部分物流ARF或其加氢转化物接触进行加氢反应。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入加工物流ARF的加氢热裂化过程AR中，与至少一部分物流ARF或其加氢转化物接触进行加氢反应；
(2)在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA、气液分离步骤CRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在气液分离步骤CRAP-THPS，加氢改性反应产物CRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体CRAP-THPS-V和液体CRAP-THPS-L，至少一部分气体CRAP-THPS-V用作物流CRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程CRB；在分离过程CRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程CRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分液体CRAP-THPS-L，进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB。
本发明，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体物流CRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料CRAP-THPS-RLK或者基于CRAP-THPS-RLK加氢过程CRAP-THPS-MR产物CRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流CRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程CRAP-THPS-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，采用第三种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
得到包含至少一部分第一物流ARPX、至少一部分第三物流CRBPX的物料M130的工作方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第一物流ARPX与第三物流CRBPX混合得到物料M130；
②部分或全部碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR，与部分或全部加氢改质过程CRB联合进行形成联合反应区AR-CRB-TMIXU，基于联合反应区AR-CRB-TMIXU的物料用作物料M130。
本发明，第四种基本操作方式是：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC的加氢改性反应产物CRAP转化为加氢改性反应产物CRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物CRBP；
基于加氢热裂化反应产物CRBP的物料用作第三物流CRBPX；
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程，上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB与劣质烃CRF加氢改质过程CR联合进行；
在加氢改性反应过程BRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分高芳烃蜡油BRF发生至少一部分加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分BRA-DSC的加氢改性反应产物BRAP；
至少一部分基于加氢改性反应产物BRAP的包含供氢烃组分BRA-DSC的物流BRAP-X，进入劣质烃CRF加氢改质过程CR发生至少一部分加氢热裂化反应；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第三物流CRBPX和至少一部分第一物流ARPX的物料M130分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S130V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S130V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，与加工物流ARF的部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，联合共用构成联合加氢反应区AR-CRB-MIXU，即至少一部分物流CRAP-X的或其加氢转化物与至少一部分物流ARF或其加氢转化物在联合加氢反应区AR-CRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
部分或全部的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，与部分或全部的后部加氢反应段ARB，联合共用构成联合加氢反应区CRB-ARB-MIXU，即至少一部分物流CRAP-X的或其加氢转化物与至少一部分物流ARAP-THPS-L或其加氢转化物在联合加氢反应区CRB-ARB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA、气液分离步骤CRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在气液分离步骤CRAP-THPS，加氢改性反应产物CRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体CRAP-THPS-V和液体CRAP-THPS-L，至少一部分气体CRAP-THPS-V用作物流CRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程CRB；在分离过程CRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程CRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分液体CRAP-THPS-L用作物流CRAP-X进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体物流CRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料CRAP-THPS-V-RLK或者基于CRAP-THPS-V-RLK加氢过程CRAP-THPS-MR产物CRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流CRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程CRAP-THPS-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，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-SF进入分离过程ARAP-THPS，至少一部分分离出的含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体进入气体ARAP-THPS-V中，至少一部分分离出的液体进入液体ARAP-THPS-L中。
本发明，采用第四种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-SF进入前部反应段ARA，在碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢反应。
本发明，第五种基本操作方式是：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应生成低芳碳率重烃组分KVRC转化为加氢改性反应产物CRAP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入高芳烃蜡油加氢改质过程BR发生至少一部分加氢热裂化反应；
基于加氢热裂化反应产物BRBP的物料用作第二物流BRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第二物流BRBPX和至少一部分第一物流ARPX的物料M120分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S120V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S120L。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S120V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S120L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入高芳烃蜡油加氢改质过程BR的上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA，转化为产物BRAP；
至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物BRBP；
加工物流BRAP-X的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与加工物流ARF的部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，联合共用构成联合加氢反应区AR-BRB-MIXU，即至少一部分物流BRAP-X或其加氢转化物与至少一部分物流ARF或其加氢转化物在联合加氢反应区AR-BRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
加工物流BRAP-X的部分或全部的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与部分或全部的后部加氢反应段ARB，联合共用构成联合加氢反应区BRB-ARB-MIXU，即至少一部分物流BRAP-X或其加氢转化物与至少一部分物流ARAP-THPS-L或其加氢转化物在联合加氢反应区BRB-ARB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA、气液分离步骤BRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
在分离过程BRAP-THPS，加氢改性反应产物BRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体BRAP-THPS-V和液体BRAP-THPS-L，至少一部分气体BRAP-THPS-V用作BRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程BRB；在分离过程BRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程BRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分液体BRAP-THPS-L用作物流BRAP-X进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
基于气体BRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料BRAP-THPS-V-RLK或者基于BRAP-THPS-V-RLK加氢过程BRAP-THPS-MR产物BRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流BRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程BMR，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，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARA-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-SF，进入分离过程ARAP-THPS，至少一部分分离出的含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体进入气体ARAP-THPS-V中，至少一部分分离出的液体进入液体ARAP-THPS-L中。
本发明，采用第五种基本操作方式，一种可能的具体操作方式是：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPSV和液体ARAP-THPSL，至少一部分气体ARAP-THPSV用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入前部反应段ARA与物料ARF或其加氢转化物接触，在碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢反应。
本发明，碳氢料ARF是油和或碳氢粉料。
本发明，碳氢料ARF可以是重油和或碳氢粉料，所述重油主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成。
本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程AR，碳氢粉料可以选自下列中的1种或几种：
①煤粉；
②塑料粉；
③橡胶粉；
④煤加氢直接液化反应过程RU掺炼的其它碳氢粉料。
本发明，在碳氢料加氢热裂化过程AR，加工的粉料可以选自下列中的1种或几种：
①煤粉；
②催化剂固体颗粒；
③硫磺粉；
④烃油结焦物载体半焦颗粒；
⑤塑料粉；
⑥橡胶粉；
⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU需要输入的其它固体粉料。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为碳氢粉料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使用供氢溶剂油的碳氢粉料加氢直接液化制油过程；
②不使用供氢溶剂油的碳氢粉料加氢直接液化制油过程；
③碳氢粉料与油共炼过程；
④碳氢粉料临氢热溶液化过程。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为碳氢粉料加氢直接液化反应过程，使用的加氢直接液化反应器ARUE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。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为碳氢粉料加氢直接液化反应过程，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器ARUE的工作方式，可以选自下列中的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ARUE，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ARUE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器ARUE，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ARUE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE，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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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，反应器ARUE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，反应段得到浆液产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，煤粉的液化率通常为85～98％。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，可以同时掺炼非煤基重油FD；重油FD的裂化转化率通常大于90％。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，操作条件可以为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3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，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间TRU为0.5～4小时。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或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％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂可以包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR可以为粉煤加氢直接液化反应过程，进入煤加氢直接液化反应过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS；
供氢溶剂AR-DS，可能是基于分离碳氢料加氢热裂化过程AR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂AR-DS，可能是基于分离碳氢料ARF的加氢热裂化反应产物ARP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂AR-DS，可能是基于高芳烃蜡油BRF在加氢改质过程BR生成的供氢烃组分BRA-DSC；
供氢溶剂AR-DS，可能是外来供氢烃OUT-TO-AR-DS。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR可以为粉煤加氢直接液化反应过程，进入碳氢料加氢热裂化过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS，供氢溶剂AR-DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂AR-DS的重量流率AR-DS-W与煤粉ARFS的重量流率ARFS-W的比值为剂煤比K100＝(AR-DS-W)/(ARFS-W)，K100为0.5～2.0。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR可以为粉煤加氢直接液化反应过程，进入碳氢料加氢热裂化过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS，供氢溶剂AR-DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂AR-DS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。
本发明，碳氢料加氢热裂化过程AR可以为粉煤加氢直接液化反应过程，进入碳氢料加氢热裂化过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS，供氢溶剂AR-DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂AR-DS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25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，(1)碳氢料加氢热裂化过程AR可以为重油加氢反应过程，原料ARFL为主要由重质烃HNBPC组成的重油ARFL；所述重质烃HNBPC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；
在碳氢料加氢热裂化过程AR，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃AR-DS；
供氢烃AR-DS的重量流率AR-DS-W与重油ARFL的重量流率重油ARFL-W的比值为剂油比KP80，KP80＝(AR-DS-W)/(ARFL-W)，KP70为0.05～1.5。
本发明，(1)碳氢料加氢热裂化过程AR可以为重油加氢反应过程，原料ARFL为主要由重质烃HNBPC组成的重油ARFL；所述重质烃HNBPC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；
在碳氢料加氢热裂化过程AR，前部反应区ARA的重质烃HNBPC加氢热裂化反应转化率，选自下列中的一种或几种：
①加氢热裂化反应转化率达到35％的反应阶段；
②加氢热裂化反应转化率达到45％的反应阶段；
③加氢热裂化反应转化率达到55％的反应阶段。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用循环进入碳氢料加氢热裂化过程AR；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR，用作排放胶质、沥青质及可能存在的固体的伴随物料THC-VR-TO-OUT，物料THC-VR-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的10％。
本发明，较佳者，物料THC-VR-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的5％。
本发明，通常，(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S100V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用，富氢气气体HPV的氢气体积浓度大于75％。
本发明，较佳者，(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S100V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用，富氢气气体HPV的氢气体积浓度大于85％。
本发明，通常，在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料可以包含下列物料中的一种或几种：
选择1，中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
选择2，高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择3，煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，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；
选择4，页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择5，乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择6，石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
选择7，石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流。
本发明，通常，在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料可以包含下列物料中的一种或几种：
选择1，石油基稠油的重蜡油；
选择2，重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化重循环油；
选择3，重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化澄清油；
选择4，重油焦化反应产物分馏过程得到的焦化重蜡油；
选择5，重油加氢热裂化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
选择6，煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
选择7，煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的重蜡油。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为350～470℃的烃组成的加氢热裂化轻蜡油THC-LVGO；
至少一部分加氢热裂化轻蜡油THC-LVGO，可以去催化裂化反应过程UNIT600参与反应转化为常规气体烃、常规液体烃和可能生成的焦炭。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR和或至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，可以去焦化反应过程UNIT800参与反应转化为常规气体烃、常规液体烃、焦炭；
焦化反应过程UNIT800，可能同时加工其它原料油。
本发明，通常，焦化反应过程UNIT800采用的工艺，选自下列中的一种或几种：
①延迟焦化工艺；
②流化焦化工艺；
③灵活焦化工艺。
本发明，通常，高芳烃蜡油BRF，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且可能含有固体颗粒，可以选自下列物料中的一种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；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；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
③煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，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；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑤乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，通常，高芳烃蜡油BRF是含有固体颗粒的高芳烃蜡油，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成，可以选自下列物料中的一种或几种：
①石油基稠油的重蜡油；
②重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化重循环油；
③重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化澄清油；
④重油焦化反应产物分馏过程得到的焦化重蜡油；
⑤重油加氢热裂化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑥煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑦煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的重蜡油。
本发明，通常，高芳烃蜡油BRF，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且含有固体颗粒。
本发明，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO；
部分或全部加氢热裂化重蜡油THC-HVGO用作高芳烃蜡油BRF进入高芳烃蜡油加氢改质过程BR参与反应。
本发明，通常，在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，可以存在的固体颗粒选自下列中的1种或几种：
①催化剂固体颗粒；
②主要由碳组成的颗粒；
③硫磺粉；
④高芳烃蜡油加氢改质过程BR需要输入的其它固体粉料。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用的高芳烃重蜡油加氢改质反应器BRUE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；
④下流式固定床反应器；
⑤上流式固定床反应器；
⑥上流式微膨胀床反应器；
⑦移动床反应器。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用的高芳烃重蜡油加氢改质反应器BRUE的工作方式选自下列中的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BRUE，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BRUE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器BRUE，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BRUE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE，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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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，反应器BRUE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，通常，在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，反应段得到可能含有固体的液体产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的可能含有固体的液体，作为最后反应段的可能含有固体的液体产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为待脱气的可能含有固体的液体；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，通常，在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，高芳烃蜡油BRF的加氢热裂化率为35～70％。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的操作条件为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂BRA-CAT添加量为高芳烃蜡油BRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作条件为：反应温度为420～480℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢热裂化催化剂BRB-CAT添加量为高芳烃蜡油BRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA使用的加氢催化剂BRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB使用的加氢催化剂BRB-CAT，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1000∶1；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分含有氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂水含量低于2wt％；液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA使用的加氢催化剂BRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB使用的加氢催化剂BRB-CAT，可以包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂BR-DS，可能是基于分离碳氢料加氢热裂化过程AR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂BR-DS，可能是基于分离碳氢料ARF的加氢热裂化反应最终产物ARP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂BR-DS，可能是基于高芳烃蜡油BRF在加氢改质过程BR生成的供氢烃组分BRA-DSC；
供氢溶剂BR-DS，可能是外来供氢烃OUT-TO-BR-DS。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂物流BR-DS的重量流率BR-DS-W与高芳烃重蜡油W物流BRF的重量流率BRF-W的比值为剂油比BK100＝(BR-DS-W)/(BRF-W)，BK100为0.1～10.0。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂BR-DS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。
本发明，一般，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂BR-DS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25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，通常，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～30质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～50质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.2质量％～2.5质量％，加氢热裂化反应转化率为30～75质量％。
本发明，一般，高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.3质量％～1.0质量％，加氢热裂化反应转化率为5～20质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.3质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～50质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.6质量％～2.0质量％，加氢热裂化反应转化率为30～60质量％。
本发明，通常，劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流，其残炭含量为20～65重量％。
本发明，一般固体颗粒的烃物流，其残炭含量为30～45重量％。
本发明，通常，劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.010重量％～40.0重量％。
本发明，一般，劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～20.0重量％。
本发明，较佳者，劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～5.0重量％。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点高于500℃的烃组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的第一加氢热裂化减压渣油THC-VR1，得到主要由常规沸点高于550℃的烃组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2；第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2中常规沸点低于550℃的烃的重量浓度低于第一加氢热裂化减压渣油THC-VR1中常规沸点低于550℃的烃的重量浓度；
部分或全部第一加氢热裂化减压渣油THC-VR1，用作劣质烃CRF进入劣质烃CRF加氢改质过程CR参与反应；
部分第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2，用作劣质烃CRF进入劣质烃CRF加氢改质过程CR参与反应；
部分第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2-TO-OUT，用作排放胶质、沥青质、固体的外排渣油THC-VR-TO-OUT排出加工系统而不进入加氢转化过程。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，(5)在液料回收部分S100L-GU，物料THC-VR2-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的10％。
本发明，加工劣质烃CRF时，一般，(5)在液料回收部分S100L-GU，物料THC-VR2-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的5％。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，存在的固体颗粒可以
①催化剂固体颗粒；
②主要由碳组成的颗粒；
③硫磺粉；
④劣质烃CRF加氢改质过程CR需要输入的其它固体粉料。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用的加氢改质反应器CRUE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。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用的加氢改质反应器CRUE的工作方式可以选自下列中的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CRUE，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CRUE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器CRUE，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CRUE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE，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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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，反应器CRUE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，反应段得到可能含有固体的液体产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的可能含有固体的液体，作为最后反应段的可能含有固体的液体产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为待脱气的可能含有固体的液体；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，劣质烃CRF的加氢热裂化率为30～60％。
本发明，加工劣质烃CRF时，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，可以设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA的操作条件为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂CRA-CAT添加量为劣质烃CRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的操作条件为：反应温度为420～480℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢热裂化催化剂CRB-CAT添加量为劣质烃CRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟。
本发明，加工劣质烃CRF时，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，可以设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA使用的加氢催化剂CRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB使用的加氢催化剂CRB-CAT，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1000∶1；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分含有氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂水含量低于2wt％；液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，可以设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA使用的加氢催化剂CRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB使用的加氢催化剂CRB-CAT，包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离碳氢料加氢热裂化过程AR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离碳氢料ARF的加氢热裂化反应最终产物ARP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离高芳烃蜡油加氢改质过程BR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离高芳烃蜡油加氢改质过程BR最终产物BRP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离劣质烃CRF加氢改质过程CR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离劣质烃CRF加氢改质过程CR的最终产物CRP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于劣质烃CRF加氢改质过程CR生成的供氢烃组分BRA-DSC；
供氢溶剂BR-DS，可能是外来供氢烃OUT-TO-BR-DS。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS的重量流率CR-DS-W与劣质烃物流CRF的重量流率CRF-W的比值为剂油比BK100＝(CR-DS-W)/(CRF-W)，CK100通常为0.05～5.0。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS的重量流率CR-DS-W与劣质烃物流CRF的重量流率CRF-W的比值为剂油比BK100＝(CR-DS-W)/(CRF-W)，CK100一般为0.5～1.5。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS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。
本发明，加工劣质烃CRF时，一般，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS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25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，加工劣质烃CRF时，通常，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～20质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为20～50质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.2质量％～2.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～65质量％。
本发明，加工劣质烃CRF时，一般，在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～15质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为20～35质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.2质量％～2.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～50质量％。
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
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。
对于煤加氢直接液化反应过程，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。
对照例
表1为减压渣油的性质表。
表2为悬浮床加氢热裂化反应实验结果。
表3为悬浮床加氢热裂化产物柴油(180～350℃)性质。
表4为悬浮床加氢热裂化产物蜡油馏分(350～485℃)性质。
表5为悬浮床加氢热裂化产物残渣油(＞485℃)性质。
以性质如表1的减压渣油为悬浮床加氢裂化原料，采用高分散加入法把磷钼酸铵水溶液催化剂添加分散到原料渣油中，磷钼酸铵添加量为渣油的0.10质量％，使其在反应过程转化为MoS2；加氢实验在高压搅拌反应釜中进行，氢气初压为9.0MPa、正常反应过程平均压力为14.0～14.5MPa、反应时间为设定值，搅拌次数为180次/min，反应温度为436℃、气体产物经气相色谱分析，液固产物离心分离出苯不溶物(焦炭)，苯可溶物经克氏蒸馏分成石脑油(C5～180℃)、柴油馏分(180～350℃)、蜡油馏分(350～485℃)和残渣油(＞485℃)。
表1 减压渣油的性质表
表2 悬浮床加氢热裂化反应实验结果
序号 物性 单位 数值
1 催化剂加入方式 高分散度加入
2 磷钼酸铵添加量 渣油质量％ 0.10
3 反应时间 分钟 65
4 反应压力 MPa 14.0～14.5MPa
5 反应温度 ℃ 436
6 渣油转化率 质量％ 71.9
7 氢气耗量 m<sup>3</sup>/t 141
8 产物产率
8.1 C<sub>1</sub>～C<sub>4</sub> 对原料质量％ 2.55
8.2 H<sub>2</sub>S 对原料质量％ 1.22
8.3 石脑油 对原料质量％ 23.1
8.4 柴油 对原料质量％ 19.8
8.5 蜡油(350～485℃) 对原料质量％ 25.0
8.6 残渣油(＞485℃) 对原料质量％ 26.0
8.7 苯不溶物 对原料质量％ 2.23
表3 悬浮床加氢热裂化产物柴油(180～350℃)性质
序号 物性 单位 数值
1 转化率 对原料质量％ 71.9
2 折光率(n<sup>20</sup><sub>D</sub>) 1.4862
3 20℃相对密度 g/cm<sup>3</sup> 0.871
4 凝点 ℃ 7.3
5 碘值 g碘/100g油 141
6 苯胺点 ℃ 66.0
7 十六烷值 43.7
8 元素组成
8.1 C 质量％ 85.37
8.2 H 质量％ 12.73
8.3 N 质量％ 0.60
8.4 S 质量％ 0.89
表4 悬浮床加氢热裂化产物蜡油馏分(350～485℃)性质
序号 物性 单位 数值
1 转化率 对原料质量％ 71.9
2 折光率(n<sup>20</sup><sub>D</sub>) 1.5024
3 粘度(100℃) mm<sup>2</sup>/s 7.21
4 粘度(50℃) mm<sup>2</sup>/s 36.6
5 20℃相对密度 g/cm<sup>3</sup> 0.9424
6 凝点 ℃ 48.5
7 残炭 质量％ 0.44
8 分子量(VPO) 363
9 元素组成
9.1 C 质量％ 85.30
9.2 H 质量％ 11.82
9.3 N 质量％ 0.98
9.4 S 质量％ 0.87
10 结构族组成 n-d-M法
10.1 C<sub>P</sub> 质量％ 36.1
10.2 C<sub>N</sub> 质量％ 44.4
10.3 C<sub>A</sub> 质量％ 19.5
表5 悬浮床加氢热裂化产物残渣油(＞485℃)性质。
序号 物性 单位 数值
1 转化率 对原料油质量％ 71.9
2 20℃相对密度 g/cm<sup>3</sup> 1.06
3 软化点 ℃ 76
4 残炭(电炉法) 质量％ 30.6
5 分子量(VPO) 810
6 元素组成
6.1 C 对质量％ 86.41
6.2 H 对质量％ 9.27
6.3 N 对质量％ 1.81
6.4 S 对质量％ 1.29
7 四组分分析
7.1 饱和分 质量％ 16.2
7.2 芳香分 质量％ 23.0
7.3 胶质 质量％ 32.3
7.4 n-C7沥青质 质量％ 28.5
实施例一
基于对照例，为了提高加氢热裂化原料油减压渣油的总体转化率，采用本发明深度转化加氢热裂化反应过程AR的产物重蜡油THC-VR，其步骤如下：
①减压分馏深拔加氢热裂化重蜡油THC-VR
在减压分馏过程将悬浮床加氢热裂化产物残渣油(＞475℃)分离为两个馏分，一个是加氢热裂化重蜡油ARP-HVGO(主要由常规沸点为475～550℃的烃组成，单程收率为5.5～6.0对原料质量％，考虑循环热裂化率为50％，则循环量后收率为11.0～12.0对原料质量％)，一个是加氢热裂化渣油THC-VR(主要由常规沸点高于550℃的烃组成，收率为20.0～20.5对原料质量％)；
②使用上流式膨胀床(悬浮床)加氢改性反应过程BRA，对加氢热裂化重蜡油ARP-HVGO进行加氢改质
在上流式膨胀床(悬浮床)加氢改性反应过程BRA进行以多环芳烃组分的部分加氢饱和反应为主要目标的加氢饱和反应，转化为富含供氢烃组分的供氢溶剂BRA-DS，加氢改性反应过程产物BRAP在高压高温状态下全部直接进入减压渣油加氢热裂化反应过程AR中，加氢改性反应过程产物BRAP中的改性重蜡油充当供氢剂使用，氢气、分散状颗粒催化剂均实现了二次串联使用，提高了这些氢气、催化剂的利用率；
加氢改性反应过程BRA，使用的催化剂是与减压渣油加氢热裂化反应过程AR使用的主体催化剂相同的加氢催化剂；
由于加氢热裂化重蜡油使用悬浮床加氢稳定过程BRA进行加氢改质，允许在分馏部分深拔加氢热裂化生成油中的重蜡油(允许夹带固体、胶质、沥青质)，从而能够提高加氢热裂化生成油分馏过程的馏分油的拔出率，因此，相当于把减压渣油的加氢热裂化率提高了5.5～6.0对原料质量％。
在加氢改性反应过程BRA、减压渣油加氢热裂化反应过程AR组成的串联加氢过程中，加氢热裂化重蜡油ARP-HVGO进行循环加氢改质和加氢热裂化，加氢热裂化重蜡油ARP-HVGO的单程总体加氢热裂化转化率约为50％，加氢热裂化重蜡油ARP-HVGO的95％以上全部转化为轻蜡油、柴油等低分子量产物，占加氢热裂化重蜡油ARP-HVGO重量比低于5％的加氢热裂化重蜡油ARP-HVGO转化为渣油。
表6为加氢热裂化重蜡油ARP-HVGO的悬浮床加氢稳定过程BRA的反应条件汇总表。
表6 加氢热裂化重蜡油ARP-HVGO的悬浮床加氢稳定过程BRA的反应条件汇总表
实施例二
基于实施例一，为了进一步提高减压渣油ARF的总体转化率，采用本发明，组合使用外供的轻质供氢溶剂，使用供氢溶剂四氢萘，其添加量为原料渣油的15重量％，在减压渣油ARF的加氢热裂化反应生成油中的苯不溶物产率不增加(不大于2.2对原料油质量％)条件下，减压渣油ARF的单程转化率可以提高5～6对原料减压渣油质量％。
实施例三
基于实施例二，为了进一步提高减压渣油ARF的总体转化率，采用本发明提高外供轻质供氢溶剂DS的供氢效率，将供氢溶剂四氢萘首先引入上流式膨胀床(悬浮床)加氢改性反应过程BRA，从而改善了加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的加氢改质效果，加氢改性反应过程BRA原料油的氢耗量由0.50～0.7重量％(对BRF-AVGO重量)，提高到0.80～0.95重量％(对BRF-AVGO重量)，供氢溶剂四氢萘重量对加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO重量的比例为1.25～1.36，其余操作条件同实施例二。
加氢改性反应过程产物BRAP，在高压高温状态下全部直接进入减压渣油加氢热裂化反应过程AR中，加氢改性反应过程产物BRAP中的基于轻质供氢溶剂DS的烃组分(轻质供氢烃和失氢供氢烃)，作为供氢溶剂、氢传递剂实现了二次串联使用，提高了供氢效率，提高了氢传递效率，在减压渣油ARF的加氢热裂化反应生成油中的苯不溶物产率不增加(不大于2.2对原料油质量％)条件下，减压渣油ARF的单程转化率可以进一步提高1.5～2.0对原料减压渣油质量％。
实施例四
基于实施例三，采用本发明提高外供轻质供氢溶剂DS的供氢效率，在加氢改性反应过程BRA与加氢热裂化反应过程AR之间，串联加入加氢热裂化渣油THC-VR的加氢改性反应过程CRA，将加氢热裂化渣油THC-VR(主要由常规沸点高于550℃的烃组成，单程收率为17对原料减压渣油质量％，考虑加氢热裂化渣油THC-VR循环加氢热裂化存在的循环量后收率为32对原料减压渣油质量％)中的7质量％(对原料减压渣油)外排用作外甩渣油(用于排放固体和胶质、沥青质)，将加氢热裂化渣油THC-VR中的25质量(对原料减压渣油)％引入加氢改性反应过程CRA。
在加氢热裂化渣油THC-VR的上流式膨胀床(悬浮床)加氢改性反应过程CRA，进行以多环芳烃、胶质、沥青质组分的加氢饱和反应为主要目标的加氢饱和反应(或加氢脱残炭反应)，在适宜低的反应温度、较高的供氢溶剂比的条件下，抑制热缩合反应，将加氢热裂化渣油THC-VR转化为低残炭的较高氢含量的改质渣油，得到加氢改性反应过程CRA产物CRAP。
加氢改性反应过程CRA产物CRAP，在高压高温状态下全部直接进入减压渣油加氢热裂化反应过程AR中(可以进入AR的前部反应区)，加氢改性反应过程CRA产物CRAP中的供氢溶剂、氢传递剂、氢气、加氢催化剂均实现了二次串联使用，提高了供氢效率，提高了氢传递效率，在减压渣油ARF的加氢热裂化反应生成油中的苯不溶物产率不增加(不大于2.2对原料油质量％)条件下，减压渣油ARF的单程转化率可以进一步提高7.5～8.5对原料减压渣油质量％。
在加氢改性反应过程CRA、减压渣油加氢热裂化反应过程AR组成的串联加氢过程中，加氢热裂化渣油THC-VR进行循环加氢改质和加氢热裂化，加氢热裂化渣油THC-VR的单程总体加氢热裂化转化率约为40％，循环加氢热裂化渣油THC-VR的95％以上全部转化为重蜡油、轻蜡油、柴油等低分子量产物，循环加氢热裂化渣油THC-VR的5％以下转化为更劣质缩合物，最后水外甩渣油排出循环加工系统。
实施例五
基于实施例四，为了缓和减压渣油加氢热裂化反应过程AR的后部反应段操作条件(降低操作温度)，为进一步提高加氢热裂化原料油减压渣油ARF的总体转化率，在多环芳烃、胶质、沥青质数量多的前部加氢反应段ARA的反应器充分提高外供轻质供氢溶剂DS的供氢效率、传递氢气效率的前提下，在多环芳烃、胶质、沥青质数量少的尾端加氢反应器(减压渣油加氢热裂化反应过程AR的后部反应区ARB)抑制轻质供氢溶剂DS对热裂化反应的抑制作用而适当提高反应过程AR的后部反应区的热裂化转化率。
采用本发明，把减压渣油加氢热裂化反应过程AR设置为前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃DSTC的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP。
与实施例四相比，减压渣油ARF的单程转化率略降低了2.1～2.5对原料减压渣油质量％。
实施例六
基于实施例五，为了进一步提高加氢热裂化原料油减压渣油ARF的总体转化率，采用本发明方法，将基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃DSTC的物料ARAP-RLK或者基于ARAP-RLK加氢稳定过程ARAP-MR产物ARAP-MRP得到的供氢烃物流ARAP-RLKH，返回反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，与碳氢料ARF或其加氢转化物接触。
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃DSTC的物料ARAP-RLK的加氢过程ARAP-MR产物ARAP-MRP得到的供氢烃物流ARAP-RLKH，其中的供氢烃流率为外供的轻质供氢溶剂四氢萘流率的50％，该数量相当于原料渣油的7.5重量％，
与实施例五相比，在加氢过程AR，减压渣油ARF的单程转化率增加了1.5～2.0质量％(对原料减压渣油)。
此时，外甩渣油(不计固体)的数量降低至7.5～8.6质量％(对原料减压渣油)。
实施例七
基于实施例六，为了进一步提高加氢热裂化原料油减压渣油ARF的总体转化率，采用本发明方法，将基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃DSTC的物料ARAP-RLK或者基于ARAP-RLK加氢过程ARAP-MR产物ARAP-MRP得到的供氢烃物流ARAP-RLKH，返回到加氢热裂化渣油THC-VR的加氢改性反应过程CRA参与反应，与加氢热裂化渣油THC-VR或其加氢转化物接触，增加该反应过程中的供氢溶剂、氢传递剂的数量，提高了供氢效率，提高了氢传递效率。
基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃DSTC的物料ARAP-RLK的加氢过程ARAP-MR产物ARAP-MRP得到的供氢烃物流ARAP-RLKH，其中的供氢烃流率为外供的轻质供氢溶剂四氢萘流率的约50％，该数量相当于原料渣油ARF重量的7.5重量％。
与实施例六相比，在加氢过程AR，减压渣油ARF的单程转化率增加了2.0～2.5对原料减压渣油质量％。
此时，外甩渣油(不计固体)的数量降低至5.5～6.5质量％(对原料减压渣油)。
实施例八
基于实施例七，为了进一步提高加氢热裂化原料油减压渣油ARF的总体转化率，采用本发明方法，将基于气体ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃DSTC的物料ARAP-RLK或者基于ARAP-RLK加氢过程ARAP-MR产物ARAP-MRP得到的供氢烃物流ARAP-RLKH，返回到加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的加氢改性反应过程BRA参与反应，与加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO或其加氢转化物接触，增加该反应过程中的供氢溶剂、氢传递剂的数量，提高了供氢效率，提高了氢传递效率。
与实施例七相比，减压渣油ARF的单程转化率可进一步提高，外甩渣油(不计固体)的数量可进一步降低，并且大幅度缓和了加氢热裂化重蜡油BRF-AVGO的加氢改性反应过程BRA的反应条件，付出的代价是增加了加氢改性反应过程BRA物料量、增加了系统投资。
实施例九
基于实施例五，改变操作方案，将反应过程CRA的产物CRAP引入渣油加氢热裂化反应过程的后部反应段ARB中联合进行加氢热裂化反应。
实施例十
基于实施例九，改变操作方案，设置产物CRAP的热高压分离过程CRAP-THPS，将产物CRAP分离为气体CRAP-THPS-V和含固体的液体CRAP-THPS-L。
将含固体的液体CRAP-THPS-L，全部引入渣油加氢热裂化反应过程的后部反应段ARB中联合进行加氢热裂化反应。
实施例十一
某炼油厂，已有150万吨/年的蜡油催化裂化装置，存在催化裂化柴油、催化裂化重循环油、催化裂化澄清油，后建设180万吨/年的减压渣油悬浮床加氢热裂化装置，采用本发明方法构成组合工艺：
①将催化裂化柴油经过固定床加氢改性反应过程LMR转化为含有轻质供氢溶剂LDS的反应产物LMR-P；
②在高芳烃蜡油的悬浮床加氢改性反应过程BRA，在使用轻质供氢溶剂LDS的条件下(将反应产物LMR-P直接引入反应过程BRA)，对催化裂化重循环油、催化裂化澄清油、减压渣油悬浮床加氢热裂化反应产物BRAP的分馏物重蜡油进行加氢改性反应以增加氢含量、降低残炭值，转化为供氢能力更强的重质供氢溶剂BRA-DS；
③在加氢热裂化循环渣油THC-VR的悬浮床加氢改性反应过程CRA，在使用轻质供氢溶剂LDS、重质供氢溶剂BRA-DS的条件下(将反应产物BRAP直接引入反应过程CRA)，对加氢热裂化循环渣油THC-VR进行加氢改性反应CRA以增加氢含量、降低残炭值转化为改性渣油，得到CRA反应产物CRAP；
④在减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程AR的前部反应过程ARA，在使用轻质供氢溶剂LDS、重质供氢溶剂KDS的条件下(将反应产物CRAP直接引入反应过程ARA)，将改性渣油与减压渣油ARF联合进行加氢热裂化反应过程AR的前部反应过程ARA，得到反应产物ARAP；
⑤在分离过程ARA-THPS，反应产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARA-THPS-V和液体ARA-THPS-L，气体ARA-THPS-V用作ARA-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARA-THPS，使用富氢气气提气与分离过程ARA-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
⑥在后部加氢反应段ARB，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，液体ARA-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
⑦基于气体ARA-THPS-VK得到含溶剂烃DSTC的物料ARA-RLK或者基于ARA-RLK加氢稳定反应过程ARA-RLK-MR产物ARA-RLK-MRP得到的含供氢烃物流ARA-RLK-MRP-DS，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
选择1，进入固定床加氢改性反应过程LMR参与反应；
选择2，进入高芳烃蜡油上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA参与反应；
选择3，进入加氢热裂化循环渣油AR-VR的悬浮床加氢改性反应过程CRA参与反应；
选择4，进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应。
实施例十二
基于实施例十一，重油加氢热裂化轻蜡油(主要由常规沸点为370～450℃的烃组成)，去催化裂化反应过程，转化为催化裂化汽油、催化裂化柴油，催化裂化柴油返回固定床加氢改性反应过程LMR转化为含有轻质供氢溶剂LDS的反应产物LMR-P，去高芳烃蜡油的悬浮床加氢改性反应过程BRA使用。
实施例十三
基于实施例十二，重油加氢热裂化重蜡油(主要由常规沸点为370～450℃的烃组成)或其加氢改性油(供氢能力高于重油加氢热裂化重蜡油)，去延迟焦化反应过程充当具有一定供氢能力的供氢溶剂油使用，与重油加氢热裂化外排渣油焦化料、石油直馏减压渣油联合进行焦化反应过程，可降低焦化反应过程的生焦量，提高液体收率。
焦化装置产物的蜡油，进入重油加氢热裂化过程AR联合加工。
实施例十四
某炼油厂，催化裂化装置产生的轻循环油(催化柴油)十六烷值约为20、芳烃含量约70％(以萘系物为主)，将其经过固定床加氢稳定反应过程改性为供氢溶剂，然后引入高芳烃重蜡油加氢改性反应过程BRA中使用。
高芳烃重蜡油加氢改性反应过程BRA，第一路原料是重油加氢热裂化产物加氢热裂化重蜡油。
高芳烃重蜡油加氢改性反应过程BRA，第二路原料是催化裂化重循环油，其95％蒸馏点温度是510℃，芳烃含量58～62重量％，胶质含量3～4重量％，含有少量沥青质。
高芳烃重蜡油加氢改性反应过程BRA，第三路原料是催化裂化澄清油，其90％蒸馏点温度是550℃，芳烃含量73～76重量％，胶质含量8～10重量％，含有1～1.5重量％的沥青质，残炭值为7.1～7.6重量％。
实施例十五
基于实施例十四，高芳烃重蜡油加氢改性反应过程BRA，第四路原料是焦化装置产物的蜡油，芳烃含量33重量％，胶质和沥青质总含量13重量％。
实施例十六
煤加氢直接液化过程，分离煤加氢直接液化生成油得到的加氢热裂化重蜡油(主要由常规沸点为500～550℃的烃组)，在上流式膨胀床(悬浮床)加氢改性反应过程BRA进行以多环芳烃组分的部分加氢饱和反应为主要目标的加氢饱和反应，转化为富含供氢烃组分的供氢溶剂BRA-DS，加氢改性反应过程产物BRAP在高压高温状态下全部直接进入煤加氢直接液化反应过程AR中，加氢改性反应过程产物BRAP中的改性重蜡油充当供氢剂使用，氢气、分散状颗粒催化剂均实现了二次串联使用。
加氢改性反应过程BRA，使用的催化剂是与煤加氢直接液化反应过程AR使用的主体催化剂(纳米级水合氧化铁)相同的加氢催化剂。
由于加氢热裂化重蜡油使用悬浮床加氢稳定过程BRA进行加氢改质，允许在分馏部分深拔煤加氢直接液化生成油中的重蜡油，从而能够提高液化油分馏过程的收率。
于此同时，剩余的煤加氢直接液化生成油中的柴油、轻蜡油的生产轻质供氢溶剂的加氢改性反应过程MR的操作条件则大幅度缓和(温度降低10～20℃)、操作周期大幅度延长且催化剂总寿命大幅度提高(因为原料残炭含量降低90％以上，颗粒催化剂总体寿命由2年延长至3年以上)、单位体积反应器的油品加工量大幅度提高(空速提高30～35％)、，以采用高效固定床加氢反应模式，大幅度降低投资和能耗；
高芳烃蜡油的上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的产物BRAP中的氢气、催化剂，实现了二次串联使用，提高了这些催化剂的利用率。
表7为煤加氢直接液化反应条件汇总表。
表8为加氢热裂化重蜡油的悬浮床加氢稳定过程BRA的反应条件汇总表。
表7 煤加氢直接液化反应条件汇总表
项目 数据
反应总压，MPa 18～20
反应氢气分压，MPa 最小13.0
平均反应温度，℃ 430～455
氢油体积比 600～800
煤液化催化剂 纳米级水合氧化铁
煤液化催化剂添加量，(Fe/干煤)，wt％ 1.00
助剂 液流
助剂用量 S/Fe原子比≥2
反应空间气相硫化氢体积浓度 大于3000PPm
液化反应器的油煤浆表观停留时间(对油煤浆标准状态体积) 145分钟
无水无灰基煤的液化率，重量％ 大于90
表8 加氢热裂化重蜡油的悬浮床加氢稳定过程BRA的反应条件汇总表
实施例十七
基于实施例十六，在加氢热裂化重蜡油的悬浮床加氢稳定过程BRA，在使用等量纳米级水合氧化铁这一种加氢催化剂的同时，组合使用高活性组分钼加氢催化剂，形成复合型加氢催化剂使用方案。
所述高活性组分为钼的油溶性盐类化合物或其混合物；所述高活性组分金属钼与低活性组分金属铁的重量比为1∶1000至1∶100，即金属钼添加量对加氢热裂化重蜡油的重量比为20～300PPm。
反应产物BRAP中的高活性组分钼加氢催化剂，全部直接进入煤加氢直接液化反应过程AR中，实现了二次串联使用，利于提高煤加氢直接液化反应的液化率，利于提高煤加氢直接液化的液化油收率。

Claims (119)

1.一种共炼高芳烃蜡油的改性油的碳氢料加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分碳氢料ARF进行加氢反应ARR发生至少一部分重烃加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARP；
基于加氢反应产物ARP的物料用作第一物流ARPX；
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；富含双环芳烃和或多环芳烃的可能含有固体颗粒的高芳烃蜡油BRF在加氢改性反应过程BRA发生至少一部分加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分BRA-DSC的加氢改性反应产物BRAP，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物BRBP；
在加氢改性反应过程BRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分高芳烃蜡油BRF发生至少一部分加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分BRA-DSC的加氢改性反应产物BRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物BRBP；
基于加氢热裂化反应产物BRBP的物料用作第二物流BRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第一物流ARPX和至少一部分第二物流BRBPX的物料M120分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S100V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S100V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(1)碳氢料加氢热裂化过程AR为上流式加氢热裂化反应过程AR，包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
基于气体物流ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-RP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA、气液分离步骤BRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
在分离过程BRAP-THPS，加氢改性反应产物BRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体BRAP-THPS-V和液体BRAP-THPS-L，至少一部分气体BRAP-THPS-V用作BRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程BRB；在分离过程BRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程BRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
基于气体BRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料BRAP-THPS-RLK或者基于BRAP-THPS-RLK加氢过程BRAP-THPS-MR产物BRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流BRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应，循环使用；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
加氢过程BRAP-THPS-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。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
得到包含至少一部分第一物流ARPX和至少一部分第二物流BRBPX的物料M120的工作方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第一物流ARPX与第二物流BRBPX混合得到物料M120；
②部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，与部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB联合进行形成联合反应区MIX-R，基于联合反应区MIX-R的物料用作物料M120。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
得到包含至少一部分第一物流ARPX和至少一部分第二物流BRBPX的物料M120的工作方式，是部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR与部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB联合进行形成联合反应区MIX-R，基于联合反应区MIX-R的物料用作物料M120，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR完全联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，与至少一部分碳氢料ARF接触后，进入碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应；
②上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
基于加氢反应产物ARAP的含烃液物料ARAP-LX进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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，至少一部分含烃液物料ARAP-LX进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
③上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应产物ARAP的气液分离步骤ARAP-THPS及后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入气液分离步骤ARAP-THPS，至少一部分来自前部反应产物ARAP的液相和至少一部分来自物流BRAP-X的液相进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
④上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA在碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
⑤上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应；
在分离过程BRAP-TPHS，产物BRAP分离为气体BRAP-TPHS-V和液体BRAP-TPHS-L，至少一部分液体BRAP-TPHS-L作为物流BRAP-X进入碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢热裂化反应。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(4)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，去加氢过程进行再加氢，工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①去高芳烃蜡油加氢改质过程KR的加氢改性反应过程BRA；
②去高芳烃蜡油加氢改质过程KR的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，不经过加氢改性反应过程BRA；
③去碳氢料加氢热裂化过程AR的后部反应段ARB；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
基于加氢反应产物ARAP的含烃液物料ARAP-LX进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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，至少一部分含烃液物料ARAP-LX进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
④去碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA的反应产物ARAP的气液分离步骤MTHPS；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA的反应产物ARAP的气液分离步骤ARAP-THPS及后部反应段ARB联合，至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，进入气液分离步骤ARAP-THPS，至少一部分来自前部反应产物ARAP的液相和至少一部分来自物流BRAP-X的液相进入后部反应段ARB进行加氢热裂化反应；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有供氢烃或供氢烃前身物的溶剂烃ADSC的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
⑤去碳氢料加氢热裂化过程AR的前部反应段ARA；
碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR分为前部反应段ARA和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
基于加氢反应产物ARAP的含烃液物料ARAP-LX进入后部反应段ARB；
在后部加氢反应段ARB，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，至少一部分含烃液物料ARAP-LX进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP。
11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC的加氢改性反应产物CRAP转化为加氢改性反应产物CRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物CRBP；
基于加氢热裂化反应产物CRBP的物料用作第三物流CRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第三物流CRBPX、至少一部分第二物流BRBPX的物料M230分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S230V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S230L。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S230V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
13.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S230L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
14.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，联合共用构成联合加氢反应区BRB-CRB-MIXU，即至少一部分物流BRAP-X或其加氢转化物与至少一部分物流CRAP-X或其加氢转化物在联合加氢反应区BRB-CRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
15.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA、气液分离步骤BRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
在分离过程BRAP-THPS，加氢改性反应产物BRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体BRAP-THPS-V和液体BRAP-THPS-L，至少一部分气体BRAP-THPS-V用作BRAP-THPS-VK不进入后部反应段BRB；在分离过程BRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程BRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分物流CRAP-X进入分离过程BRAP-THPS，至少一部分分离出的气体进入气体BRAP-THPS-V中，至少一部分分离出的液体进入液体BRAP-THPS-L中。
16.根据权利要求15所述的方法，其特征在于：
基于气体BRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料BRAP-THPS-RLK或者基于BRAP-THPS-RLK加氢过程BRAP-THPS-MR产物BRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流BRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程BRAP-THPS-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。
17.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
至少一部分物流CRAP-X，进入加工高芳烃蜡油BRF的加氢改性反应过程BRA中，与至少一部分加工高芳烃蜡油BRF或其加氢转化物接触进行加氢反应。
18.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
至少一部分物流CRAP-X，进入加工高芳烃蜡油BRF的加氢改性反应过程BRA中，与至少一部分高芳烃蜡油BRF或其加氢转化物接触进行加氢反应；
(2)在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA、气液分离步骤CRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在气液分离步骤CRAP-THPS，加氢改性反应产物CRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体CRAP-THPS-V和液体CRAP-THPS-L，至少一部分气体CRAP-THPS-V用作CRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程CRB；在分离过程CRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程CRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃。
19.根据权利要求18所述的方法，其特征在于：
基于气体CRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料CRAP-THPS-RLK或者基于CRAP-THPS-RLK加氢过程CRAP-THPS-MR产物CRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流CRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
CRAP-THPS-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。
20.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
得到包含至少一部分第三物流CRBPX、至少一部分第二物流BRBPX的物料M230的工作方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第二物流BRPX与第三物流CRBPX混合得到物料M230；
②部分或全部高芳烃蜡油加氢改质过程BR，与部分或全部劣质烃CRF加氢改质过程CR联合进行形成联合反应区MIX-R，基于联合反应区MIX-R的物料用作物料M230。
21.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC的加氢改性反应产物CRAP转化为加氢改性反应产物CRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物CRBP；
基于加氢热裂化反应产物CRBP的物料用作第三物流CRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第三物流CRBPX和至少一部分第一物流ARPX的物料M130分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S130V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L。
22.根据权利要求21所述的方法，其特征在于：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S130V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
23.根据权利要求21所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
24.根据权利要求21所述的方法，其特征在于：
部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，与加工物流ARF的部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，联合共用构成联合加氢反应区AR-CRB-MIXU，即至少一部分物流CRAP-X的或其加氢转化物与至少一部分物流ARF或其加氢转化物在联合加氢反应区AR-CRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
25.根据权利要求21所述的方法，其特征在于：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程MTHS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP。
26.根据权利要求25所述的方法，其特征在于：
基于气体物流ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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。
27.根据权利要求21所述的方法，其特征在于：
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入加工物流ARF的加氢热裂化过程AR中，与至少一部分物流ARF或其加氢转化物接触进行加氢反应。
28.根据权利要求21所述的方法，其特征在于：
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入加工物流ARF的加氢热裂化过程AR中，与至少一部分物流ARF或其加氢转化物接触进行加氢反应；
(2)在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA、气液分离步骤CRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在气液分离步骤CRAP-THPS，加氢改性反应产物CRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体CRAP-THPS-V和液体CRAP-THPS-L，至少一部分气体CRAP-THPS-V用作CRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程CRB；在分离过程CRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程CRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分液体CRAP-THPS-L，进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB。
29.根据权利要求28所述的方法，其特征在于：
基于气体CRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料CRAP-THPS-RLK或者基于CRAP-THPS-RLK加氢过程CRAP-THPS-MR产物CRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流CRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程CRAP-THPS-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。
30.根据权利要求21所述的方法，其特征在于：
得到包含至少一部分第一物流ARPX、至少一部分第三物流CRBPX的物料M130的工作方式，选自下列方式中的一种或几种：
①第一物流ARPX与第三物流CRBPX混合得到物料M130；
②部分或全部碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR，与部分或全部加氢改质过程CRB联合进行形成联合反应区AR-CRB-TMIXU，基于联合反应区AR-CRB-TMIXU的物料用作物料M130。
31.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应转化为低芳碳率重烃组分KVRC的加氢改性反应产物CRAP转化为加氢改性反应产物CRAP；
在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物CRBP；
基于加氢热裂化反应产物CRBP的物料用作第三物流CRBPX；
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程，上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB与劣质烃CRF加氢改质过程CR联合进行；
在加氢改性反应过程BRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分高芳烃蜡油BRF发生至少一部分加氢饱和反应转化为富含供氢烃组分BRA-DSC的加氢改性反应产物BRAP；
至少一部分基于加氢改性反应产物BRAP的包含供氢烃组分BRA-DSC的物流BRAP-X，进入劣质烃CRF加氢改质过程CR发生至少一部分加氢热裂化反应；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第三物流CRBPX和至少一部分第一物流ARPX的物料M130分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S130V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L。
32.根据权利要求31所述的方法，其特征在于：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S130V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
33.根据权利要求31所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S130L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
34.根据权利要求31所述的方法，其特征在于：
部分或全部上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，与加工物流ARF的部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，联合共用构成联合加氢反应区AR-CRB-MIXU，即至少一部分物流CRAP-X的或其加氢转化物与至少一部分物流ARF或其加氢转化物在联合加氢反应区AR-CRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
35.根据权利要求31所述的方法，其特征在于：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
部分或全部的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB，与部分或全部的后部加氢反应段ARB，联合共用构成联合加氢反应区CRB-ARB-MIXU，即至少一部分物流CRAP-X的或其加氢转化物与至少一部分物流ARAP-THPS-L或其加氢转化物在联合加氢反应区CRB-ARB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
36.根据权利要求35所述的方法，其特征在于：
基于气体物流ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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。
37.根据权利要求31所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA、气液分离步骤CRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
在气液分离步骤CRAP-THPS，加氢改性反应产物CRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体CRAP-THPS-V和液体CRAP-THPS-L，至少一部分气体CRAP-THPS-V用作CRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程CRB；在分离过程CRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程CRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分液体CRAP-THPS-L用作物流CRAP-X进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB。
38.根据权利要求37所述的方法，其特征在于：
基于气体CRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料CRAP-THPS-V-RLK或者基于CRAP-THPS-V-RLK加氢过程CRAP-THPS-MR产物CRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流CRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程CRAP-THPS-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。
39.根据权利要求31所述的方法，其特征在于：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-SF进入分离过程ARAP-THPS，至少一部分分离出的含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体进入气体ARAP-THPS-V中，至少一部分分离出的液体进入液体ARAP-THPS-L中。
40.根据权利要求31所述的方法，其特征在于：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-SF进入前部反应段ARA，在碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢反应。
41.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
劣质烃CRF是富含胶质、沥青质且含有常规沸点高于570℃的烃组分的可能含有固体颗粒的高残炭烃，劣质烃CRF残炭含量高于碳氢料ARF中烃物流ARFL的残炭含量，劣质烃CRF残炭含量高于高芳烃蜡油BRF的残炭含量；
在上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少一部分劣质烃CRF发生至少一部分胶质、沥青质的加氢脱残炭反应生成低芳碳率重烃组分KVRC转化为加氢改性反应产物CRAP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入高芳烃蜡油加氢改质过程BR发生至少一部分加氢热裂化反应；
基于加氢热裂化反应产物BRBP的物料用作第二物流BRBPX；
(3)在分离部分S100，包含至少一部分第二物流BRBPX和至少一部分第一物流ARPX的物料M120分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体S120V和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S120L。
42.根据权利要求41所述的方法，其特征在于：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S120V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用。
43.根据权利要求41所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S120L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用作劣质烃CRF。
44.根据权利要求41所述的方法，其特征在于：
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入高芳烃蜡油加氢改质过程BR的上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA，转化为产物BRAP；
至少一部分基于产物BRAP的包含重蜡油组分的物流BRAP-X，在上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢热裂化反应产物BRBP；
加工物流BRAP-X的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与加工物流ARF的部分或全部碳氢料加氢热裂化过程AR，联合共用构成联合加氢反应区AR-BRB-MIXU，即至少一部分物流BRAP-X或其加氢转化物与至少一部分物流ARF或其加氢转化物在联合加氢反应区AR-BRB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
45.根据权利要求41所述的方法，其特征在于：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
加工物流BRAP-X的部分或全部的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB，与部分或全部的后部加氢反应段ARB，联合共用构成联合加氢反应区BRB-ARB-MIXU，即至少一部分物流BRAP-X或其加氢转化物与至少一部分物流ARAP-THPS-L或其加氢转化物在联合加氢反应区BRB-ARB-MIXU接触并进行至少一部分加氢热裂化反应。
46.根据权利要求45所述的方法，其特征在于：
基于气体物流ARAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料ARAP-THPS-RLK或者基于ARAP-THPS-RLK加氢过程ARAP-THPS-MR产物ARAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流ARAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程ARAP-THPS-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。
47.根据权利要求41所述的方法，其特征在于：
(2)在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA、气液分离步骤BRAP-THPS和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
在分离过程BRAP-THPS，加氢改性反应产物BRAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体BRAP-THPS-V和液体BRAP-THPS-L，至少一部分气体BRAP-THPS-V用作BRAP-THPS-VK不进入加氢热裂化反应过程BRB；在分离过程BRAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程BRAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
至少一部分液体BRAP-THPS-L用作物流BRAP-X进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB。
48.根据权利要求47所述的方法，其特征在于：
基于气体BRAP-THPS-VK得到含溶剂烃ADSC的物料BRAP-THPS-V-RLK或者基于BRAP-THPS-V-RLK加氢过程BRAP-THPS-MR产物BRAP-THPS-MRP得到的含供氢烃物流BRAP-THPS-RLKH，进入加氢反应过程参与反应，其工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的前部反应段ARA参与反应，循环使用；
②进入碳氢料ARF上流式加氢热裂化反应过程AR的后部反应段ARB参与反应；
③进入加氢改性反应过程BRA参与反应；
④进入上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB参与反应；
⑤进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA参与反应；
⑥进入上流式膨胀床加氢改性反应过程CRB参与反应；
加氢过程BMR，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。
49.根据权利要求41所述的方法，其特征在于：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARA-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPS-V和液体ARAP-THPS-L，至少一部分气体ARAP-THPS-V用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-SF，进入分离过程ARAP-THPS，至少一部分分离出的含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体进入气体ARAP-THPS-V中，至少一部分分离出的液体进入液体ARAP-THPS-L中。
50.根据权利要求41所述的方法，其特征在于：
(1)在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料ARF的上流式加氢热裂化反应过程AR包含前部反应段ARA、气液分离步骤ARAP-THPS和后部反应段ARB；
在前部反应段ARA，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ARF进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARAP；
在分离过程ARAP-THPS，前部反应段产物ARAP分离为含有常规沸点为220～430℃烃组分的气体ARAP-THPSV和液体ARAP-THPSL，至少一部分气体ARAP-THPSV用作物流ARAP-THPS-VK不进入后部反应段ARB；在分离过程ARAP-THPS，可能使用富氢气气提气与分离过程ARAP-THPS存在的液体接触以气提低沸点烃；
在后部加氢反应段ARB，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ARAP-THPS-L进行加氢反应ARB-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物ARBP；
至少一部分基于产物CRAP的包含渣油组分的物流CRAP-X，进入前部反应段ARA与物料ARF或其加氢转化物接触，在碳氢料加氢热裂化过程AR进行加氢反应。
51.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料ARF是油和或碳氢粉料。
52.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料ARF是重油和或碳氢粉料，所述重油主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成。
53.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在碳氢粉料加氢直接液化反应过程AR，碳氢粉料选自下列中的1种或几种：
①煤粉；
②塑料粉；
③橡胶粉；
④煤加氢直接液化反应过程RU掺炼的其它碳氢粉料。
54.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在碳氢料加氢热裂化过程AR，加工的粉料选自下列中的1种或几种：
①煤粉；
②催化剂固体颗粒；
③硫磺粉；
④烃油结焦物载体半焦颗粒；
⑤塑料粉；
⑥橡胶粉；
⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU需要输入的其它固体粉料。
55.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为碳氢粉料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使用供氢溶剂油的碳氢粉料加氢直接液化制油过程；
②不使用供氢溶剂油的碳氢粉料加氢直接液化制油过程；
③碳氢粉料与油共炼过程；
④碳氢粉料临氢热溶液化过程。
56.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为碳氢粉料加氢直接液化反应过程，使用的加氢直接液化反应器ARUE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。
57.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为碳氢粉料加氢直接液化反应过程，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器ARUE的工作方式，选自下列中的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ARUE，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ARUE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器ARUE，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ARUE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE，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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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ARUE，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ARUE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，反应器ARUE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
58.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU，反应段得到浆液产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
59.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，煤粉的液化率为85～98％。
60.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，同时掺炼非煤基重油FD；重油FD的裂化转化率大于90％。
61.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3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，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间TRU为0.5～4小时。
62.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或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％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
63.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
64.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，进入煤加氢直接液化反应过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS；
供氢溶剂AR-DS，可能是基于分离碳氢料加氢热裂化过程AR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂AR-DS，可能是基于分离碳氢料ARF的加氢热裂化反应产物ARP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂AR-DS，可能是基于高芳烃蜡油BRF在加氢改质过程BR生成的供氢烃组分BRA-DSC；
供氢溶剂AR-DS，可能是外来供氢烃OUT-TO-AR-DS。
65.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，进入碳氢料加氢热裂化过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS，供氢溶剂AR-DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂AR-DS的重量流率AR-DS-W与煤粉ARFS的重量流率ARFS-W的比值为剂煤比K100＝(AR-DS-W)/(ARFS-W)，K100为0.5～2.0。
66.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，进入碳氢料加氢热裂化过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS，供氢溶剂AR-DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂AR-DS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。
67.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化过程AR为粉煤加氢直接液化反应过程，进入碳氢料加氢热裂化过程AR参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂AR-DS，供氢溶剂AR-DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂AR-DS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25％、芳碳率为0.45～0.60。
68.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
(1)碳氢料加氢热裂化过程AR为重油加氢反应过程，原料ARFL为主要由重质烃HNBPC组成的重油ARFL；所述重质烃HNBPC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；
在碳氢料加氢热裂化过程AR，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃AR-DS；
供氢烃AR-DS的重量流率AR-DS-W与重油ARFL的重量流率重油ARFL-W的比值为剂油比KP80，KP80＝(AR-DS-W)/(ARFL-W)，KP70为0.05～1.5。
69.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
(1)碳氢料加氢热裂化过程AR为重油加氢反应过程，原料ARFL为主要由重质烃HNBPC组成的重油ARFL；所述重质烃HNBPC，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；
在碳氢料加氢热裂化过程AR，前部反应区ARA的重质烃HNBPC加氢热裂化反应转化率，选自下列中的一种或几种：
①加氢热裂化反应转化率达到35％的反应阶段；
②加氢热裂化反应转化率达到45％的反应阶段；
③加氢热裂化反应转化率达到55％的反应阶段。
70.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO可能用作高芳烃蜡油BRF；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR可能用循环进入碳氢料加氢热裂化过程AR；
一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR，用作排放胶质、沥青质及可能存在的固体的伴随物料THC-VR-TO-OUT，物料THC-VR-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的10％。
71.根据权利要求70所述的方法，其特征在于：物料THC-VR-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的5％。
72.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S100V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用，富氢气气体HPV的氢气体积浓度大于75％。
73.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
(4)在气体回收部分S100V-GU，分离气体S100V得到富氢气体HPV，至少一部分富氢气气体HPV进入加氢反应过程使用，富氢气气体HPV的氢气体积浓度大于85％。
74.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料包含下列物料中的一种或几种：
选择1，中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
选择2，高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择3，煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，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；
选择4，页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择5，乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
选择6，石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
选择7，石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流。
75.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在碳氢料加氢热裂化过程AR，碳氢料包含下列物料中的一种或几种：
选择1，石油基稠油的重蜡油；
选择2，重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化重循环油；
选择3，重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化澄清油；
选择4，重油焦化反应产物分馏过程得到的焦化重蜡油；
选择5，重油加氢热裂化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
选择6，煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
选择7，煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的重蜡油。
76.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为350～470℃的烃组成的加氢热裂化轻蜡油THC-LVGO；
至少一部分加氢热裂化轻蜡油THC-LVGO，去催化裂化反应过程UNIT600参与反应转化为常规气体烃、常规液体烃和可能生成的焦炭。
77.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油THC-VR；
至少一部分加氢热裂化减压渣油THC-VR和或至少一部分加氢热裂化重蜡油THC-HVGO，去焦化反应过程UNIT800参与反应转化为常规气体烃、常规液体烃、焦炭；
焦化反应过程UNIT800，可能同时加工其它原料油。
78.根据权利要求77所述的方法，其特征在于：
焦化反应过程UNIT800采用的工艺，选自下列中的一种或几种：
①延迟焦化工艺；
②流化焦化工艺；
③灵活焦化工艺。
79.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油BRF，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且可能含有固体颗粒，选自下列物料中的一种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；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；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
③煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，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；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑤乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
80.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油BRF是含有固体颗粒的高芳烃蜡油，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成，选自下列物料中的一种或几种：
①石油基稠油的重蜡油；
②重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化重循环油；
③重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化澄清油；
④重油焦化反应产物分馏过程得到的焦化重蜡油；
⑤重油加氢热裂化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑥煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑦煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的重蜡油。
81.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油BRF，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且含有固体颗粒。
82.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点为450～570℃的烃组成的富含多环芳烃的可能含有固体颗粒的加氢热裂化重蜡油THC-HVGO；
部分或全部加氢热裂化重蜡油THC-HVGO用作高芳烃蜡油BRF进入高芳烃蜡油加氢改质过程BR参与反应。
83.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，存在的固体颗粒选自下列中的1种或几种：
①催化剂固体颗粒；
②主要由碳组成的颗粒；
③硫磺粉；
④高芳烃蜡油加氢改质过程BR需要输入的其它固体粉料。
84.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用的高芳烃重蜡油加氢改质反应器BRUE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；
④下流式固定床反应器；
⑤上流式固定床反应器；
⑥上流式微膨胀床反应器；
⑦移动床反应器。
85.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用的高芳烃重蜡油加氢改质反应器BRUE的工作方式选自下列中的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BRUE，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BRUE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器BRUE，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BRUE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE，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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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BRUE，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BRUE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，反应器BRUE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
86.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，反应段得到可能含有固体的液体产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的可能含有固体的液体，作为最后反应段的可能含有固体的液体产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为待脱气的可能含有固体的液体；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
87.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
在高芳烃蜡油加氢改质过程BR，高芳烃蜡油BRF的加氢热裂化率为35～70％。
88.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的操作条件为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂BRA-CAT添加量为高芳烃蜡油BRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作条件为：反应温度为420～480℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢热裂化催化剂BRB-CAT添加量为高芳烃蜡油BRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟。
89.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA使用的加氢催化剂BRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB使用的加氢催化剂BRB-CAT，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1000∶1；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分含有氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂水含量低于2wt％；液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
90.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA使用的加氢催化剂BRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB使用的加氢催化剂BRB-CAT，包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
91.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂BR-DS，可能是基于分离碳氢料加氢热裂化过程AR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂BR-DS，可能是基于分离碳氢料ARF的加氢热裂化反应最终产物ARP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂BR-DS，可能是基于高芳烃蜡油BRF在加氢改质过程BR生成的供氢烃组分BRA-DSC；
供氢溶剂BR-DS，可能是外来供氢烃OUT-TO-BR-DS。
92.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂物流BR-DS的重量流率BR-DS-W与高芳烃重蜡油W物流BRF的重量流率BRF-W的比值为剂油比BK100＝(BR-DS-W)/(BRF-W)，BK100为0.1～10.0。
93.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂BR-DS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。
94.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，使用至少一部分供氢溶剂BR-DS；
供氢溶剂BR-DS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25％、芳碳率为0.45～0.60。
95.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～30质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～50质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.2质量％～2.5质量％，加氢热裂化反应转化率为30～75质量％。
96.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
高芳烃蜡油加氢改质过程BR，包含上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程BRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.3质量％～1.0质量％，加氢热裂化反应转化率为5～20质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.3质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～50质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.6质量％～2.0质量％，加氢热裂化反应转化率为30～60质量％。
97.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流，其残炭含量为20～65重量％。
98.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流，其残炭含量为30～45重量％。
99.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.010重量％～40.0重量％。
100.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～20.0重量％。
101.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
劣质烃CRF是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～5.0重量％。
102.根据权利要求13所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料S100L，得到主要由常规沸点高于500℃的烃组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的第一加氢热裂化减压渣油THC-VR1，得到主要由常规沸点高于550℃的烃组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2；第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2中常规沸点低于550℃的烃的重量浓度低于第一加氢热裂化减压渣油THC-VR1中常规沸点低于550℃的烃的重量浓度；
部分或全部第一加氢热裂化减压渣油THC-VR1，用作劣质烃CRF进入劣质烃CRF加氢改质过程CR参与反应；
部分第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2，用作劣质烃CRF进入劣质烃CRF加氢改质过程CR参与反应；
部分第二加氢热裂化减压渣油THC-VR2-TO-OUT，用作排放胶质、沥青质、固体的外排渣油THC-VR-TO-OUT排出加工系统而不进入加氢转化过程。
103.根据权利要求102所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，物料THC-VR2-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的10％。
104.根据权利要求102所述的方法，其特征在于：
(5)在液料回收部分S100L-GU，物料THC-VR2-TO-OUT中的来自碳氢料ARF的烃组分的重量低于碳氢料ARF的烃组分的重量的5％。
105.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，存在的固体颗粒包括下列中的1种或几种：
①催化剂固体颗粒；
②主要由碳组成的颗粒；
③硫磺粉；
④劣质烃CRF加氢改质过程CR需要输入的其它固体粉料。
106.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用的加氢改质反应器CRUE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。
107.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用的加氢改质反应器CRUE的工作方式选自下列中的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CRUE，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CRUE原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器CRUE，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CRUE原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE，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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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CRUE，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CRUE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，反应器CRUE内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
108.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，反应段得到可能含有固体的液体产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：
①自反应段反应产物的气液分离过程排出的可能含有固体的液体，作为最后反应段的可能含有固体的液体产物；
②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为反应段的可能含有固体的液体产物；
④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的可能含有固体的液体，作为待脱气的可能含有固体的液体；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段的可能含有固体的液体产物；
⑤反应段的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
109.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，劣质烃CRF的加氢热裂化率为30～60％。
110.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA的操作条件为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂CRA-CAT添加量为劣质烃CRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的操作条件为：反应温度为420～480℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢热裂化催化剂CRB-CAT添加量为劣质烃CRF的重量的0.001质量％～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TRU为5分钟～120分钟。
111.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA使用的加氢催化剂CRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB使用的加氢催化剂CRB-CAT，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1000∶1；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分含有氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂水含量低于2wt％；液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
112.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA使用的加氢催化剂CRA-CAT和或上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB使用的加氢催化剂CRB-CAT，包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍。
113.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离碳氢料加氢热裂化过程AR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离碳氢料ARF的加氢热裂化反应最终产物ARP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离高芳烃蜡油加氢改质过程BR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离高芳烃蜡油加氢改质过程BR最终产物BRP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离劣质烃CRF加氢改质过程CR的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于分离劣质烃CRF加氢改质过程CR的最终产物CRP所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂CR-DS，可能是基于劣质烃CRF加氢改质过程CR生成的供氢烃组分BRA-DSC；
供氢溶剂BR-DS，可能是外来供氢烃OUT-TO-BR-DS。
114.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS的重量流率CR-DS-W与劣质烃物流CRF的重量流率CRF-W的比值为剂油比BK100＝(CR-DS-W)/(CRF-W)，CK100为0.05～5.0。
115.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS的重量流率CR-DS-W与劣质烃物流CRF的重量流率CRF-W的比值为剂油比BK100＝(CR-DS-W)/(CRF-W)，CK100为0.5～1.5。
116.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS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。
117.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，使用至少一部分供氢溶剂CR-DS；
供氢溶剂物流CR-DS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25％、芳碳率为0.45～0.60。
118.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～20质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为20～50质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.2质量％～2.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～65质量％。
119.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
在劣质烃CRF加氢改质过程CR，设置上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA和上流式膨胀床加氢热裂化反应过程CRB的液相串联加工过程；
上流式膨胀床加氢改性反应过程CRA的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～15质量％；
上流式膨胀床加氢热裂化反应过程BRB的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为20～35质量％；
高芳烃蜡油加氢改质过程BR的总体操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油BRF重量的0.2质量％～2.5质量％，加氢热裂化反应转化率为25～50质量％。
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