CN110819383A - 用有内部并联反应区的反应器的劣质烃上流加氢反应过程 - Google Patents
用有内部并联反应区的反应器的劣质烃上流加氢反应过程 Download PDFInfo
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Abstract
用有内部并联反应区的反应器的劣质烃上流加氢反应过程，将操作温度相近的加工相同或不同原料的2个或多个不同加氢反应区的在一台组合式反应器CRE内联合布置，减少反应器台数，实现反应器大型化，简化流程，可节省投资；在组合式反应器内，上游不同反应区产物混合后，可继续进行深度加氢反应；CRE内并联的不同反应区可以分路串联加工2路或多路原料，可位于反应过程的任意一台反应器位置，特别适合于联合加工不同原料如高残炭渣油的加氢热裂化反应过程、蜡油加氢改性反应过程的先并联后混合加工过程；可在CRE的顶部脱液空间进行气液分离得到收集杯排出的收集液等产物，收集液可经加压泵向上游反应空间循环供料或向下游反应空间供料。
Description
技术领域
本发明涉及用有内部并联反应区的反应器的劣质烃上流加氢反应过程，将操作温度相近的加工相同或不同原料的2个或多个不同加氢反应区的在一台组合式反应器CRE内联合布置，减少反应器台数，实现反应器大型化，简化流程，可节省投资，降低热能损失率；在组合式反应器内，上游不同反应区产物混合后，可继续进行深度加氢反应；CRE内并联的不同反应区可以分路串联加工2路或多路原料，可位于反应过程的任意一台反应器位置，特别适合于联合加工不同原料如高残炭渣油的加氢热裂化反应过程、蜡油加氢改性反应过程的先并联后混合加工过程；可在CRE的顶部脱液空间进行气液分离得到收集杯排出的收集液等产物，收集液可经加压泵向上游反应空间循环供料或向下游反应空间供料；CRE可有效利用串联反应器的总高度形成筒节高度叠加，增加液体循环系统的自然推动力，降低循环泵压差；组合反应器可与其它型式加氢反应器组合使用。
背景技术
对于劣质烃如减压渣油的上流式加氢热裂化反应过程，为了利用富含芳烃的蜡油的加氢稳定反应产物提供的富含部分饱和的芳烃充当供氢剂、沥青质稀释剂、载热剂、降粘度剂，按照常规工艺技术，需要设置两台不同反应器，设置独立的富含芳烃的蜡油的加氢稳定反应器，由于富含芳烃的蜡油的重量流量通常仅为劣质烃如减压渣油重量流量的5～50％，且富含芳烃的蜡油的加氢稳定反应过程的停留时间仅为减压渣油的上流式加氢热裂化反应过程的停留时间的10～50％，所以富含芳烃的蜡油的加氢稳定反应器是一个相对体积很小的高压高温加氢反应器；另一方面，富含芳烃的蜡油的加氢稳定反应产物提供的富含部分饱和的芳烃充当供氢剂、沥青质稀释剂、载热剂、降粘度剂，必须进入减压渣油的上流式加氢热裂化反应器中与减压渣油或减压渣油的加氢转化物接触混合并进行后续反应，这样必然存在反应器之间的物料输送管道，系统繁杂，并且反应器壳体以及物料输送管道的外壁必然导致热损失从而降低能量利用率。
为了简化反应系统，减少反应器台数，实现反应器大型化，简化流程，可节省投资，降低热能损失率，本发明的构想是：用有内部并联反应区的反应器的劣质烃上流加氢反应过程，将操作温度相近的加工相同或不同原料的2个或多个不同加氢反应区的在一台组合式反应器CRE内联合布置，减少反应器台数，实现反应器大型化，简化流程，可节省投资，降低热能损失率；在组合式反应器内，上游不同反应区产物混合后，可继续进行深度加氢反应；CRE内并联的不同反应区可以分路串联加工2路或多路原料，可位于反应过程的任意一台反应器位置，特别适合于联合加工不同原料如高残炭渣油的加氢热裂化反应过程、蜡油加氢改性反应过程的先并联后混合加工过程；可在CRE的顶部脱液空间进行气液分离得到收集杯排出的收集液等产物，收集液可经加压泵向上游反应空间循环供料或向下游反应空间供料；CRE可有效利用串联反应器的总高度形成筒节高度叠加，增加液体循环系统的自然推动力，降低循环泵压差；组合反应器可与其它型式加氢反应器组合使用。
本发明所述富含芳烃的蜡油，可以是劣质烃如减压渣油的上流式加氢热裂化反应过程的产物蜡油(轻蜡油或和重蜡油)，也可以是减压渣油的上流式加氢热裂化反应过程及其产物分馏系统之外的外供富含芳烃的蜡油如重油催化裂化反应过程产物蜡油、重油催化裂解反应过程产物蜡油、焦化反应过程产物蜡油，也可以是煤焦油分馏产物蜡油，换可以是煤液化产物蜡油。
当然，为了生产富含芳烃的石脑油，可以将富含芳烃的柴油，引入减压渣油的上流式加氢热裂化反应过程，并且最好引入供氢溶剂加氢稳定反应过程一并加工或者单独设立反应区联合加工，此时，在组合反应器CRE内可以设置三个存在并联操作关系的并联反应区。
当然，为了同时对减压渣油、减压渣油的上流式加氢热裂化反应产物减压渣油、减压渣油的上流式加氢热裂化反应产物重蜡油进行操作条件不同的加氢反应过程，可以在组合反应器CRE内设置三个存在并联操作关系的并联反应区，分别加工上述三种原料。
当然，为了同时对减压渣油、减压渣油的上流式加氢热裂化反应产物减压渣油、减压渣油的上流式加氢热裂化反应产物重蜡油、富芳烃柴油进行操作条件不同的加氢反应过程，可以在组合反应器CRE内设置四个个存在并联操作关系的并联反应区，分别加工上述四种原料。
本发明，在组合反应器CRE内并联的不同反应区空间内，可以分路串联加工2路或多路原料，从而降低易反应组分的集中反应数量，提高反应热利用率，降低稀释油或供氢剂的用量配比。
本发明，根据需要，组合反应器CRE内并联的不同反应区可以加工不同组成的烃原料，比如同时加工性质不同的减压渣油，形成反应条件不同的预加氢反应区，然后将不同的预加氢产物联合加工；组合反应器CRE内并联的不同反应区可以采用不同的反应条件加工相同的烃原料，比如同时加工性质相同的减压渣油，形成反应条件不同的预加氢反应区，然后将不同的预加氢产物联合加工。
本发明，根据需要，组合式反应器CRE内，上游不同反应区产物混合后，可继续进行深度加氢反应，此时组合反应器CRE内存在并联的不同反应区以及后续的联合反应区。
本发明，根据需要，可在组合式反应器CRE的顶部脱液空间进行气液分离得到收集杯排出的收集液等产物，收集液可经加压泵向上游反应空间循环供料或向下游反应空间供料，此时，CRE可有效利用组合式反应器CRE内串联反应段的总高度形成的筒节高度叠加，增加液体循环系统的自然推动力，降低循环泵提供的动力压差。
本发明，根据需要，组合反应器CRE可位于加氢反应过程的任意一台加氢反应器位置，比如可以用作最上游加氢反应器即第一加氢反应器或最下游加氢反应器即末位加氢反应器或中间位置后反应加氢反应器。
本发明，根据需要，在一个完整的减压渣油加氢反应过程中，可以使用2台或多台组合反应器CRE。
本发明，根据需要，组合反应器CRE构成并联的不同反应区的方式，可以是任意一种有效方式，可以使用分隔板或间隔筒，分隔板可以任意合适的分隔板如平板或弧形板，间隔筒可以任意合适的间隔筒如圆筒形间隔筒或方筒形间隔筒。
本发明，根据需要，组合反应器CRE构成并联的不同反应区，在任意子反应区可以布置任意合适结构的进料分布器(包括中间进料分布器)如分布板或分布圈，在任意子反应区可以布置任意合适结构的中间进料(原料油、冷却油、冷氢、稀释油等)分布器如分布板或分布圈。
本发明，根据需要，组合式反应器CRE可与其它型式加氢反应器组合使用。
本发明的核心内容是反应区的组合，形成了组合结构的反应器。
与本发明类似的技术方案未见报道。
本发明的目的在于提出用有内部并联反应区的反应器的劣质烃上流加氢反应过程，适用于减压渣油加氢热裂化反应过程。
发明内容
本发明用有内部并联反应区的反应器的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的组合结构反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口，可能存在的收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，使用有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的上部设置并联子反应区产物的混合区KCRE，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料，排出反应器KRE作为反应产物。
本发明的第1种常用方式，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的组合结构反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口，可能存在的收集液导出口，可能存在的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，使用有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的上部设置并联子反应区产物的混合区KCRE，在联合反应区顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在联合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
基于产物KCRE-P的物料，作为顶部分液空间的原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物。
本发明的第2种常用方式，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的组合结构反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口，可能存在的收集液导出口，可能存在的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，使用有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的上部设置并联子反应区产物的混合区KCRE，在联合反应区顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在联合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
基于产物KCRE-P的物料，作为顶部分液空间的原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物；
⑤在液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL返回反应器KRE的反应空间循环加工或者返回反应器KRE上游的反应空间循环加工。
本发明的第3种常用方式，，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的反应器，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
基于混合反应区产物KCRE-P的物料，排出反应器KRE作为反应器产物。
本发明的第4种常用方式，，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的反应器，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
至少一部分混合反应区产物KCRE-P作为顶部分液空间原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物。
本发明的第5种常用方式，，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的反应器，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
至少一部分混合反应区产物KCRE-P作为顶部分液空间原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物；
⑤在液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL返回反应器KRE的反应空间循环加工或者返回反应器KRE上游的反应空间循环加工。
通常，本发明，在有内部并联反应区的反应器KRE的液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL可以经循环泵加压后返回反应器KRE的反应区KARE或和反应区KBRE循环加工。
通常，本发明，在内部并联反应区的反应器KRE的液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL可以经同1台循环泵加压后分为至少2路循环料，各路循环料进入反应器KRE的不同反应区循环加工。
通常，本发明，有内部并联反应区的反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，并联反应区可以设置各自的上行反应物料分布器；
所述上行物料，指的是反应器KRE内的主体方向向上流动的反应物料。
通常，本发明，在有内部并联反应区的反应器KRE内部，在并联反应区设置各自的上行反应物料分布器，在混合区KCRE可以设置上行反应物料分布器。
通常，本发明，在内部并联反应区的反应器KRE内部，在并联反应区设置各自的上行反应物料分布器，在混合反应区KCRE设置上行反应物料分布器，从而形成串联布置的物料分布器；
在下部截面分布器到上部截面分布器之间的空间DH中，在靠近上部截面分布器的位置，可以设置含液料原料导入空间DH的物料输入管；
所述上行物料，指的是反应器KRE内的主体方向向上流动的反应物料；
所述截面分布器，指的是反应器KRE内水平布置的能够将来自其下部空间的上行物料均匀分布到分布器上部反应空间的物料分配器。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，基于内部并联反应区的反应器KRE排出的含常规沸点高于530℃烃组分的物料，可以进入下游常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应过程中进行深度加氢热裂化反应。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，内部并联反应区的反应器KRE的劣质烃进料，可以是基于上游常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应产物的物料且含有常规沸点高于530℃烃组分。
通常，本发明，内部并联反应区的反应器KRE的操作方式，可以选自下列中的1种或几种：
①悬浮床反应器；
②沸腾床反应器；
③悬浮床与沸腾床反应器，在悬浮床反应空间同时设置沸腾床反应区。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，所述进入内部并联反应区的反应器KRE的液料，在保证一个子加氢反应区加工含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF的条件下，其它并联反应区进料可以选自下列液料中的1种或几种：
①富含芳烃的蜡油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
②富含芳烃的柴油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
③组成不同于劣质烃RUF的含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFX；
④含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFY1，为劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的常压渣油；
⑤含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFY2，为劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的减压渣油。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，所述进入内部并联反应区的反应器KRE的液料，在保证一个子加氢反应区加工含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF的条件下，
组合结构反应器KRE的一个或几个并联反应区的进料中含有的富含芳烃的常规沸点为250～530℃的烃类，选自下列物料中的1种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。
通常，本发明，在劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUVF；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，存在使用内部并联反应区的反应器VRE，基于反应器VRE的反应产物得到的含常规沸点高于530℃烃组分的物流进入劣质烃上流加氢反应过程RU的第一反应器中或进入劣质烃上流加氢反应过程RU的中间反应器中或进入劣质烃上流加氢反应过程RU的最后反应器中或进入劣质烃上流加氢反应过程RU的最终产物中；
反应器VRE加工的液料，保证一个子加氢反应区加工含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUVF的条件下，其它并联反应区进料可以选自下列液料中的1种或几种：
①富含芳烃的蜡油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
②富含芳烃的柴油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
③组成不同与劣质烃RUVF的含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFM；
④含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFN1，为劣质烃RUVF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的减压渣油；
⑤含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFN2，为劣质烃RUVF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的常压渣油。
通常，本发明，劣质烃上流加氢反应过程RU，包含液体物料串联操作的至少2个反应段，使用至少1台有内部并联反应区的反应器，劣质烃上流加氢反应过程RU的流程方式，可以选自下列中的1种或几种：
①劣质烃上流加氢反应过程RU，包含液体物料串联操作的2个反应段；
第一反应段排出含气相和液相的混相产物1RTP；
设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE；第一反应段的含气相和液相的混相产物1RTP作为下进料进入反应器2RE下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2RTP排出反应器2RE；
②劣质烃上流加氢反应过程RU，包含液体物料串联操作的2个反应段；
第一反应段排出含气相和液相的混相产物1RTP、重量上主要由液料组成的液料1ALPA；
设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE，第一反应段产物液料1ALPA作为下进料进入反应器2RE下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2RTP排出反应器2RE；
同时，第一反应段的含气相和液相的混相产物1RTP，可能作为上进料进入反应器2RE上部，与反应器2RE内物料混合接触；
反应器2RE，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2RE的下部反应空间中循环加工；
上述流程属于液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程。
通常，本发明，劣质烃上流加氢反应过程RU，设置可能包含固体的液料的串联操作的至少2个反应级，其中反应级之间存在可能包含固体的液料的串联流动，以可能包含固体的液料在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，可以选自下述方式的1种或几种：
①存在至少1个反应级，其反应过程接收上游反应级的含氢气产物，与液相物料的主体流向同向并流，属于存在氢气物料顺流操作的反应过程；
②液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；
③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；
④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。
通常，本发明，劣质烃上流加氢反应过程RU为常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应过程，设置液相串联操作的多个反应级，其中反应级之间存在液相的串联流动，以液相在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，可以选自下述方式的1种或几种：
①劣质烃上流加氢反应过程RU，至少包含液相物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间氢气物料与液相的主体流向同向并流，属于液、气顺流串联反应过程；
第一反应级排出含气相和液相的混相产物1RTP；
设立第二反应级，使用至少一台上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE；第一反应级的含气相和液相的混相产物1RTP作为下进料进入反应器2RE下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2RE-TP排出反应器2RE；
②劣质烃上流加氢反应过程RU，至少包含液相物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间属于液相串联、氢气短路跨流的串联反应过程；
第一反应级排出含气相和液相的混相产物1RTP、重量上主要由液相组成的液料1RLP；
设立第二反应级，使用一台液体产物循环式上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE，第一反应级产物液料1RLP作为下进料进入反应器2RE下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2RTP排出反应器2RE；
同时，第一反应级的含气相和液相的混相产物1RTP作为上进料进入反应器2RE上部，与反应器2RE内物料混合接触；
反应器2RE，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2RE的下部反应空间中循环加工；
③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；
④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，劣质烃RUF的常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化转化率为65～98％。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，在加工劣质烃RUF的可以同时加工煤浆，煤粉加工重量为劣质烃RUF重量的0.1～5％，煤粉的加氢热裂化反应液化率为80～98％。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，劣质烃RUF的加氢热裂化反应过程的操作条件可以为：反应温度为400～490℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为50～2500Nm3/t，反应停留时间为0.5～4小时。
通常，本发明，在劣质烃悬浮床加氢反应过程RU，劣质烃RUF的加氢热裂化反应过程的操作条件可以为：反应温度为400～490℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为50～2500Nm3/t，加氢催化剂添加量为劣质烃RUF重量的0.0010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，反应停留时间为0.5～4小时。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，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的粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，使用的加氢催化剂，可以是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。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE的一个或几个并联反应区的进料中含有的供氢溶剂油，供氢溶剂油主要由常规沸点为250～530℃烃类组成。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，以全部进料计算，供氢溶剂DS的重量与劣质烃RUF的重量之比可以为0.05～3.0。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE的一个或几个并联反应区的进料中含有的供氢溶剂油，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
通常，本发明，在有内部并联反应区的反应器KRE的液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL经循环泵加压后返回反应器KRE的反应区KARE或和反应区KBRE循环加工，循环加工的收集液KRE-RL的重量流量可以是接收该循环加工收集液KRE-RL的加氢反应区的外供烃原料的重量流量的0.05～5。
通常，本发明，至少一部分收集液KRE-RL返回反应器KRE的反应空间循环加工或者返回反应器KRE上游的反应空间循环加工，循环方式为使用循环液体增压器，可以选自下列的1种或几种的组合：
①为文丘里加压器WDP；
文丘里加压器WDP，动力介质为氢气原料或浆液原料或混合原料；
②为屏蔽电机驱动的离心泵。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，可以选自下列中的1种或几种：
①使用分隔板；
②使用间隔筒。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，可以选自下列中的1种或几种：
①使用分隔板，为平板或弧形板；
②使用间隔筒，为圆筒形间隔筒或方筒形间隔筒。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，是使用间隔筒，可以为圆筒形间隔筒或方筒形间隔筒。
通常，本发明，组合加氢反应器KRE设置内置式间隔筒KARE-INS，其数量可以为1个或2个或多个。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，是使用内置式间隔筒KARE-INS，内置式间隔筒KARE-INS的相对位置，可以选自下列的1种或几种的组合：
①内置式间隔筒KARE-INS的顶沿标高，高于集液杯KBV的顶沿标高；
②内置式间隔筒KARE-INS的顶沿标高，低于集液杯KBV的顶沿标高；
③内置式间隔筒KARE-INS，与集液杯KBV和或收集液导管KBVP并列布置；
④内置式间隔筒KARE-INS，与收集液导管KBVP套筒式布置，内置式间隔筒KARE-INS位于收集液导管KBVP外侧，内置式间隔筒KARE-INS与收集液导管KBVP之间的夹层空间为第一上流反应区KARE；
⑤内置式间隔筒KARE-INS，穿越集液杯，与收集液导管KBVP并列布置；
⑥内置式间隔筒KARE-INS，穿越集液杯并与集液杯为一体化设备，与收集液导管KBVP并列布置。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，在组合加氢反应器KRE内的顶部气液分离区KRE-KD中，物料分离为液体产物收集液KRE-RL和其它含气体产物；其它含气体产物的相态可以选自下列规定中的一种：
①气液混相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为部分脱液式；
②气相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KARE内的顶部气液分离区KRE-KD中，分离出收集液KBRL和气体产物，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式，此时，反应器KRE的顶部含液料位的控制方式，可以选自下列方式中的一种：
①控制上部集液杯KBV内聚液区的液位；
②控制反应器KRE壳体内上部含液料位的界面始终高于集液杯KBV顶部边沿的高度；
③控制反应器KRE壳体内上部的专用排液斗的聚液区的液位。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE的顶部含液料位的控制方式，可以选自下列方式中的一种：
①控制集液杯KBV内部空间存液区的液位；
②控制反应器KRE壳体内上部气相区与存液区的界面始终高于集液杯顶部边沿的高度。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区，任一体积较小的子加氢反应区的体积，占组合加氢反应器KRE全部反应区体积的比例，可以选自下列规定中的一种：
①小于50％；
②小于35％；
③小于20％；
④小于10％。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在反应器KRE内设置气体的使用洗涤液的洗涤脱尘和或脱高沸点烃组分的功能，降低排出反应器中的气体产物中固体颗粒的含量和或降低高沸点烃组分的含量，可以选自下列方式中的一种或几种：
①进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用喷雾洗涤方式；
②进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用填料层逆流洗涤方式；
③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流洗涤方式，在反应器KRE内的上部气相空间，设置内置式冷却器。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在反应器KRE内设置气体的中质烃的冷凝回流功能，降低排出反应器中的气体产物内中质烃组分的含量，可以选自下列方式中的一种或几种：
①进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式
②进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；
③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在反应器KRE内的上部气相空间，设置内置式冷却器。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，设置洗涤分离器WD；
在洗涤分离器WD中，反应器KRE排出的气体KRE-VP与洗涤液WD-LF接触后分离为洗涤富液WD-LP和洗涤净化气WD-VP，洗涤净化气WD-VP中的固体颗粒的重量浓度低于气体KRE-VP中的固体颗粒的重量浓度和或洗涤净化WD-VP气中的高沸点烃组分的重量浓度低于气体KRE-VP中的高沸点烃组分的重量浓度，至少一部分洗涤富液WD-LP返回反应器KRE的反应空间循环使用，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：
①在洗涤分离器WD中，采用喷雾洗涤方式，使洗涤液WD-LF与气体KRE-VP接触；
②在洗涤分离器WD中，采用填料层逆流洗涤方式，使洗涤液WD-LF与气体KRE-VP接触；
③在洗涤分离器WD中，设置内置式冷却器，进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液充当回流洗涤液的洗涤方式。
通常，本发明，至少一部分洗涤富液WD-LP，可以自流返回反应器KRE的反应空间循环使用；
此时，洗涤分离器WD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
通常，本发明，至少一部分洗涤富液WD-LP，可以自流返回反应器KRE的集液杯内循环使用；
此时，洗涤分离器WD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
通常，本发明，至少一部分洗涤富液WD-LP，可以经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器KRE的反应空间循环使用。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，设置中质烃回收器CMLD；
在中质烃回收器CMLD中，设置回收气体产物内中质烃的冷凝回流功能，降低排出中质烃回收器CMLD中的气体产物CMLD-VP内中质烃组分的含量，得到含中质烃的凝液CMLD-LP，至少一部分凝液CMLD-LP返回反应器KRE的反应空间循环使用，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：
①进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器CMLD中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式
②进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器CMLD中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；
③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在中质烃回收器CMLD中，设置内置式冷却器。
通常，本发明，至少一部分凝液CMLD-LP，可以自流返回反应器KRE的反应空间循环使用；
此时，中质烃回收器CMLD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
通常，本发明，至少一部分凝液CMLD-LP，可以自流返回反应器KRE的集液杯内循环使用；
此时，中质烃回收器CMLD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
通常，本发明，至少一部分凝液CMLD-LP，可以经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器KRE的反应空间循环使用。
附图说明
以下以富芳烃蜡油1AF1悬浮床加氢改性反应过程使用的反应器1ARE、减压渣油1BF1的悬浮床加氢热裂化反应过程的反应器1BRE组成的耦合系统作为常规技术方案，通过对比描述本发明。
图1是富芳烃蜡油1AF1悬浮床加氢改性反应过程使用的反应器1ARE、减压渣油1BF1的悬浮床加氢热裂化反应过程的反应器1BRE组成的耦合系统的第1种流程示意图。
如图1所示流程，第一反应器1ARE是1台上流式平推流富芳烃蜡油1AF1悬浮床加氢改性反应器，使用微米级或纳米级硫化钼催化剂，经管道111输送的富芳烃蜡油1AF1、经管道115输送的原料氢气1AH1以及可能使用的经管道169输送的循环液1BRL2(可能含有气相，含有来自1ARE的液相产物和1BRE的液相产物)，混合为综合进料1ATF经管道119输送自底部进入反应器1ARE底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1AS的整个水平进料截面上；来自分配盘1AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1AS后向上流动，在反应器1ARE主反应空间的上行过程中进行富芳烃蜡油1AF1的部分芳烃加氢饱和反应即加氢稳定反应转化为反应器1ARE的顶部产物1AR-TP，自顶部排出反应器1ARE，经管道121输送进入反应器1BRE的顶部气液分离空间中。
如图1所示，在反应器1BRE系统中，经管道150输送的减压渣油1BF1、经管道151输送的氢气1BH1，与经管道165输送的循环液相1BRL1(可能含有气相，含有来自1ARE的液相产物和1BRE的液相产物)混合为混合料1BTF，经管道152输送进入反应器1BRE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1BTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1BS的整个水平进料截面上；1BTFS进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘1BS，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1BSK，每个分配单元1BSK设置分配盘1BS下部进料管(图中未示出)和分配盘1BS上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1BS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1BS下部进料管穿过分配盘1BS后进入分配盘1BS上部泡罩中，然后经过分配盘1BS上部泡罩与分配盘1BS下部进料管的穿过分配盘1BS的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器1BRE主反应空间的上行过程中进行减压渣油的加氢热裂化反应转化为反应器1BRE的主体反应空间产物1BR-INP。
如图1所示，反应器1BRE的主体反应空间产物1BR-INP通过反应器1BRE上部内壁与液体收集杯1BV外壁之间的环形间隙后，进入反应器1BRE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1BV组成的部分脱液空间，与反应器1ARE的顶部产物1AR-TP混合为混合料1BRE-TOP-MF，分离为循环液相1BRL和净产物1BR-TP，净产物1BR-TP为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1BRE顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯1BV液面之下的产物导流管181上行排出反应器1BRE，经管道182输送进入下游加工流程中。
如图1所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1BV中，并在收集杯1BV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1BRL进入收集杯1BV底部的导管1BVP中向下流动排出反应器，经过管道161进入循环加压泵1BPUMP中，加压后的循环液相1BRL分为2路；第1路作为1BRL1，经过管道165输送与物料1BH1混合为混合料1BTF，经管道152输送进入反应器1BRE中循环加工；第2路作为1BRL2，经过管道169输送与物料1AF1混合为混合料1ATF，经管道119输送进入反应器1ARE中循环加工。
如图1所示，反应器1ARE、反应器1BRE组合的耦合系统，构成了富芳烃蜡油1AF1、减压渣油1BF1的双反应器加工系统，2个反应器的反应产物，共用反应器1BRE的上部气液分离空间，因此，2个反应器的氢气物料的工作方式是并联操作；反应器1BRE属于浆液上进料的液相产物循环式上流悬浮床减压渣油加氢热裂化反应器，其目的是将反应器1ARE产物1AR-TP中的杂质气体及时排出反应过程、同时将反应器1ARE产物1AR-TP中的液相物料部分地通过收集杯1BV、导管1BVP循环泵1BPUMP实现返回1ARE的循环操作、进入1BRE的充当减压渣油1BF1的供氢溶剂油的联合加工，因此，反应器1ARE、反应器1BRE的气体产物均以一次通过流程直接排出；同时，反应器1ARE产物1AR-TP中的浆液、反应器1BRE的浆液产物，通过反应器1BRE顶部的浆液分配功能，一部分直接排出反应器1BRE，一部分通过集液杯、导液管、循环泵后循环加工；循环泵1BPUMP输送的循环液1BRL的重量流量对富芳烃蜡油1AF1的重量流量的比值称之为重量循环比K700，K700越大，反应器1ARE产物1AR-TP中的浆液直接自顶部排出反应器1BRE的比例(越过反应器1BRE反应空间的短路流量比例)越小、通过循环泵1BPUMP进入反应器1BRE、反应器1ARE的反应空间的比例越大。
如图1所示，由于反应器1ARE产物1AR-TP中的部分浆液会直接自顶部排出反应器1BRE形成短路流动，因此，图1所示流程的后部，通常必须使用后续减压渣油加氢热裂化反应器，也就是说，总体形成至少2级减压渣油加氢热裂化反应工艺。
根据需要，可以使用或不使用经过管道169输送的循环液料1BRL2。
图2是图1中反应器1BRE内部使用的产物1AR-TP的环管分布器131CP的详图。
如图2所示，是分布器131CP的顶视图，1BRE-SHELL是反应器1BRE的壳体，181是反应器1BRE的顶部气液混相料排出管，131CP是反应器1BRE的顶部进料1AR-TP的环管分布器，131CPH是环管分布器131CP的布料孔，131IN是管道131在反应器1BRE内的连接环管分布器131CP的管段。
如图2所示，管道131输送的产物1AR-TP进入环管分布器131CP中，通过布料孔131CPH喷向分离空间，具体方式不受限制。
如图2所示，管道131输送的产物1AR-TP进入环管分布器131CP，通过分布孔131CPH向下部喷出分散与其它物料混合，或者向上部喷出分散与其它物料混合，或者大体水平方向喷出分散与其它物料混合，当然也可以大体斜向外侧的下部方向喷出喷向液体收集杯中。
图3是富芳烃蜡油1AF1悬浮床加氢改性反应过程使用的反应器1ARE、减压渣油1BF1的悬浮床加氢热裂化反应过程的反应器1BRE组成的耦合系统的第2种流程示意图。
如图3所示流程，与图1所示流程的不同之处在于：来自反应器1ARE的产物1AR-TP进入反应器1BRE主体反应空间的顶部区域或中部区域，与来自反应器1BRE内部主体反应空间的上升中间产物混合后，利用反应器1BRE上部内壁与液体收集杯1BV外壁之间的环形间隙存在的强制混合作用强化混合效果。
如图3所示，在反应器1BRE系统中，来自反应器1ARE的产物1AR-TP，经管道131输送进入反应器1BRE的主体反应空间的顶部区域，通常经过分布器131CP后均匀分布喷向反应空间，与来自反应器1BRE内部主体反应空间的上升中间产物1BRL1-MP混合为KMF后，进行加氢热裂化反应转化为总体反应产物1BRE-TOP-MIX，总体反应产物1BRE-TOP-MIX上行通过反应器1BRE上部内壁与液体收集杯1BV外壁之间的环形间隙后进入反应器1BRE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1BV组成的部分脱液式气液分离空间1BRE-KD，并进行气液分离。如图3所示，主反应区被分割为两个区域，11BRE是1AR-TP入口以下的反应区，12BRE是1AR-TP入口以上的反应区。
图4是图3中反应器1BRE内部使用的产物1AR-TP的环管分布器131CP的详图。
如图4所示，是分布器131CP的顶视图，1BRE-SHELL是反应器1ARE的壳体，集液杯截面未表示，131CP是1AR-TP的环管分布器，131CPH是环管分布器131CP的布料孔。
如图4所示，管道131输送的物料1AR-TP进入环管分布器131CP中，通过布料孔131CPH喷向分离空间。
如图4所示，物料1AR-TP经管道131进入环管分布器131CP，通过分布孔131CPH向下部喷入反应空间中与中间产物1BRL1-MP混合，或者向上部喷向集液杯器壁然后与中间产物1BRL1-MP混合，或者大体水平方向喷出喷向反应器的侧壁和或集液杯器壁然后与产物1BRL1-MP混合。
图1、图3所示常规技术方案的流程示意图，适合于大规模加工即2台反应器体积均很大的情况，但是对于中、小规模加工情况，存在小直径、小体积反应器的情况，则有反应器数量多而小的缺点，流程复杂、投资大。
以下结合图5～16来描述本发明用有内部并联反应区的组合反应器的劣质烃上流加氢反应过程，对加氢反应器系统的结构和系统功能进行详述，有内部并联反应区的组合反应器使用套筒分割反应器内部并联反应区，它适用于内部并联反应区操作温度相近或相差较大的情况，适用范围宽广，但是，它不能限定本发明的内容、应用领域、应用形式。
图5是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第1种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图5所示，作为与图1流程功能等效的组合体，用于减压渣油1BF1的加氢热裂化反应过程，属于“套筒1ARE-INS内侧为第1上流反应区1ARE，套筒上部为气体脱液区1RE-KD，套筒1ARE-INS外侧、集液杯1BV外侧、导液管1BVP外侧为第2上流反应区1BRE，集液杯1BV具有液体脱气功能，相当于在液体产物循环式上流悬浮床反应器中内置了一台上流式反应器”的操作模式，适合于富芳烃蜡油加氢改性反应区1ARE体积小于减压渣油上流反应区1BRE体积的情况，通过反应器组合，实现反应器大型化，简化系统，显著节省投资、降低热量损失。
如图5所示，在反应器1RE系统中的第1上流反应区1ARE系统中，经管道111输送的富芳烃蜡油1AF、经管道115输送的含氢气物料1AH1，与可能存在的经管道169输送的循环液相1BRL2(可能含有气相)混合为下部混合进料1ATF，经管道119输送进入反应器1RE内的内置套筒1ARE-INS内侧上流反应区1ARE-URD的底部，通常经过椎体段及其前后位置设置的分配盘(图中未示出)后均匀分布分散在套筒1ARE-INS内部空间的水平截面上，在套筒1ARE-INS内部空间的上行过程中，进行上流式悬浮床芳烃部分加氢饱和反应，富芳烃蜡油1AF1产生富供氢烃的反应产物；在套筒1ARE-INS内上流反应区1ARE的顶部，反应产物1AR-TP，离开套筒1ARE-INS内部空间，向四周分散流动，气体进入空间1RE-VD与其他气体混合折流后通过导流管181上行排出反应器1RE顶部，液体进入空间1RE-VD与其他液体混合折流后下行分为2路：第1路通过导流管181上行排出反应器1RE顶部、第2路通过集液杯1BV、导液管1BVP下流排出反应器1RE底部进入循环泵1BPUMP增压。
如图5所示，在反应器1RE系统中的第2上流反应区1BRE系统中，经管道150输送的减压渣油1BF1、经管道151输送的氢气1BH1，与经管道165输送的循环液相1BRL1(可能含有气相，含有来自1ARE的液相产物和1BRE的液相产物)混合为混合料1BTF，经管道152输送进入反应器1RE内反应区1BRE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1BTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘1BS的整个水平进料截面上；1BTFS进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘1BS，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1BSK，每个分配单元1BSK设置分配盘1BS下部进料管(图中未示出)和分配盘1BS上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1BS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1BS下部进料管穿过分配盘1BS后进入分配盘1BS上部泡罩中，然后经过分配盘1BS上部泡罩与分配盘1BS下部进料管的穿过分配盘1BS的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应区1BRE主反应空间的上行过程中进行减压渣油加氢热裂化反应转化为反应区1BRE的主体反应空间产物1BR-INP。
如图5所示，反应区1BRE的主体反应空间产物1BR-INP通过反应器1RE上部内壁、内置套筒1ARE-INS外壁、液体收集杯1BV外壁之间的间隙后，进入反应器1RE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1BV组成的部分脱液空间，与反应区1ARE的顶部产物1AR-TP混合为混合料1RE-TOP-MF，分离为循环液相1BRL和净产物1BR-TP即1RE-TP，净产物1RE-TP为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1RE顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯1BV液面之下的产物导流管181上行排出反应器1BRE，经管道182输送进入下游加工流程中。
如图5所示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1BV中，并在收集杯1BV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1BRL进入收集杯1BV底部的导管1BVP中向下流动排出反应器，经过管道161进入循环加压泵1BPUMP中，加压后的循环液相1BRL分为2路；第1路作为1BRL1，经过管道165输送与物料1BH1混合为混合料1BTF，经管道152输送进入反应区1BRE中循环加工；第2路作为1BRL2，经过管道169输送与物料1AF混合为混合料1ATF，经管道119输送进入反应区1ARE中循环加工。
如图5所示，组合反应器1RE，构成了双原料的双反应区加工系统，2个反应区的反应产物，共用反应器1RE的上部气液分离空间1RE-KD，因此，2个反应区的氢气物料的工作方式是并联操作；反应区1BRE属于有浆液上进料的液相产物循环式上流悬浮床减压渣油加氢热裂化反应区，其目的是将反应区1ARE产物1AR-TP中的杂质气体及时排出反应过程，因此，反应区1ARE、反应区1BRE的气体产物均以一次通过流程直接排出；同时，反应区1ARE产物1AR-TP中的浆液、反应区1BRE的浆液产物，通过反应器1RE顶部的浆液分配功能，一部分直接排出反应器1RE，一部分通过集液杯、导液管、循环泵后循环加工；循环泵1BPUMP输送的循环液1BRL的重量流量对原料煤浆1AF的重量流量的比值称之为重量循环比K700，K700越大，反应区1ARE产物1AR-TP中的浆液直接自顶部排出反应器1RE的比例(越过反应区1BRE反应空间的短路流量比例)越小、通过循环泵1BPUMP进入反应区1BRE、反应区1ARE的反应空间的流量的比例越大。
如图5所示，由于反应区1ARE产物1AR-TP中的部分浆液会直接自顶部排出反应器1RE形成短路流动，因此，图5所示流程的后部，通常必须使用后续渣油加氢热裂化反应器，也就是说，总体形成至少2级渣油加氢热裂化反应工艺。
图6是图5中的反应器1RE内的内置套筒1ARE-INS截面、液体收集杯1BV截面、导流管1BVP、导流管181的K-K截面俯视图。
如图6所示，在反应器壳体1RE-SHELL内，中心轴线布置集液杯1BV、导流管1BVP、导流管181，中心轴线的左侧布置内置套筒1ARE-INS；内置套筒1ARE-INS的上段占据的空间，可以视为是从集液杯1BV的完整筒节中按照圆筒形挖出的空间。
图7是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第2种功能结构图和工艺原则流程示意图。
图8是图7中的反应器1RE内的内置套筒1ARE-INS截面、液体收集杯1BV截面、导流管1BVP、导流管181的K-K截面俯视图。
如图7所示设备结构和物料流程关系，与图5所示设备结构和物料流程关系的不同之处仅在于收集杯1BV结构形式的不同，详见图8。
如图8所示，在反应器壳体1RE-SHELL内，中心轴线布置集液杯1BV、导流管1BVP、导流管181，中心轴线的左侧布置内置套筒1ARE-INS；内置套筒1ARE-INS的上段占据的空间，可以视为是从集液杯1BV的完整筒节中按照弓形垂直切出的空间。
图9是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第3种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图9所示，是与图3流程功能等效的组合体，是属于套筒1ARE-INS内侧为第1上流反应区1ARE且产物混入第2上流反应区1BRE中间产物中，集液杯1BV上部为气体脱液区1RE-KD，套筒1ARE-INS外侧、集液杯1BV外侧、导液管1BVP外侧为第2上流反应区1BRE，集液杯1BV具有液体脱气功能，相当于在液体产物循环式上流悬浮床反应器中内置了一台上流式反应器”的操作模式。
如图9所示流程，与图7所示流程的不同之处在于：来自反应区1ARE的产物1AR-TP进入反应区1BRE主体反应空间的顶部区域，与来自反应区1BRE内部主体反应空间的上升中间产物混合后，利用反应器1RE上部内壁与液体收集杯1BV外壁之间的环形间隙存在的强制混合作用强化混合效果。
如图9所示本发明的典型流程，其优点在于：
①与图1所示的使用2台独立的反应器系统相比，图9所示本发明流程，RE可实现2台并联小型反应器的大型化而减少反应器台数、简化反应系统、节省投资，因此具有经济性；
②1RE可有效利用串联反应器的总高度形成筒节高度叠加，增加液体循环系统的自然推动力，降低循环泵压差；
③减少反应器的总体外表面积，降低热能损失；
④分隔筒有换热板的作用。
图10是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第4种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图10所示流程，与图9所示流程的不同之处仅在于：套筒1ARE-INS的布置位置变化为轴线布置，并置于集液杯导液管1BVP的四周形成夹套式环形柱体反应空间。
图11是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第5种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图11所示结构图和工艺原则流程示意图，与图9所示结构图和工艺原则流程示意图的不同之处仅在于：在反应器1RE的上部布置了第二分布器1BUS，以便布置中间进料的内置式套筒1ARE-INS、同时二次分布反应区1BRE的中间产物，在第二分布器1BUS上部的空间位置形成了反应区1BRE的上部子反应区12BRE；此时，反应器1RE相当于将3台小型反应组合在了一起，其优点在于：
①1RE实现了3台小型反应器的大型化而减少反应器台数，可简化流程、节省投资；
②1RE可有效利用串联反应器的总高度形成筒节高度叠加，增加液体循环系统的自然推动力，降低循环泵压差。
图12是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第6种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图12所示结构图和工艺原则流程示意图，与图9所示结构图和工艺原则流程示意图的不同之处仅在于：反应器1RE的顶部液体收集杯分割为2个空间，一个用作循环泵1BPUMP进料收集杯1BV，一个用作液体产物1BR-LP排料收集杯1BV2。液体产物1BR-LP排料收集杯1BV2，属于反应器KRE壳体内上部的专用排液斗。
图12所示，反应器1RE上部内壁与液体收集杯1BV、1BV2组成了基本脱液空间，顶部物料中的液体在重力作用下优先沉降进入液体收集杯1BV、1BV2中，并在液体收集杯1BV、1BV2内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1BRL进入收集杯1BV底部的导管1BVP中向下流动排出反应器1RE，经过管道161进入循环泵1BPUMP中。
如图12所示，顶部产物分离为循环液相1BRL、液体产物1BR-LP和顶部基本含气产物1RE-TP；在反应器1RE顶部气相压力的作用下，液体产物1BR-LP经过液体收集杯1BV2液面之下的产物导流管1BV2P下行侧排流出反应器1RE，进入下游加工流程中。
图13是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第7种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图13所示的功能结构图和工艺原则流程图，与图5所示的功能结构图和工艺原则流程图的不同之处仅在于：增大了反应器1RE内的顶部气相空间，实现气液清晰分离。
如图13所示，反应器1RE内的顶部气相空间1RE-VD进行气体深度脱液分离，自反应器1RE的顶部排出气体产物1RE-VD；同时，反应器1RE内的底部循环泵1BPUMP，排出浆液产物1BR-LP1经管道191、调节阀278、管道206输送进入下游加工系统。
如图13所示，液位控制阀278设置在排放管路206上，液位传感器275信号与液位控制阀278连接，液位传感器275通过管道2751、2755对反应器1RE的内部空间的聚液区的液位进行监控，然后液位传感器275将检测到的液位信号输送至液位控制阀278控制其开度调节产物排放速度，使得反应液位保持稳定的液位高度。
图14是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第8种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图14所示的功能结构图和工艺原则流程图，与图13所示的功能结构图和工艺原则流程图的不同之处仅在于：液位传感器275对反应器内的集液杯1BV内部空间的聚液区的液位进行监控。
如图14所示，液位控制阀278设置在排放管路206上，液位传感器275信号与液位控制阀278连接，液位传感器275通过管道2751、2755对反应器1RE的集液杯1BV内部空间的聚液区的液位进行监控，然后液位传感器275将检测到的液位信号输送至液位控制阀278控制其开度调节产物排放速度，使得反应液位保持稳定的液位高度。
图15是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第9种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图15所示的功能结构图和工艺原则流程图，与图9所示的功能结构图和工艺原则流程图的不同之处仅在于：增大了反应器1RE内的顶部气相空间，实现气液清晰分离。
如图15所示，反应器1RE内的顶部气相空间1RE-VD进行气体深度脱液分离，自反应器1RE的顶部排出气体产物1RE-VD；同时，反应器1RE内的底部循环泵1BPUMP，排出浆液产物1BR-LP1经管道191、调节阀278、管道206输送进入下游加工系统。
如图15所示，液位控制阀278设置在排放管路206上，液位传感器275信号与液位控制阀278连接，液位传感器275通过管道2751、2755对反应器1RE的内部空间的聚液区的液位进行监控，然后液位传感器275将检测到的液位信号输送至液位控制阀278控制其开度调节产物排放速度，使得反应液位保持稳定的液位高度。
图16是本发明使用分隔筒的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第10种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图16所示的功能结构图和工艺原则流程图，与图15所示的功能结构图和工艺原则流程图的不同之处仅在于：液位传感器275对反应器内的集液杯1BV内部空间的聚液区的液位进行监控。
如图16所示，液位控制阀278设置在排放管路206上，液位传感器275信号与液位控制阀278连接，液位传感器275通过管道2751、2755对反应器1RE的集液杯1BV内部空间的聚液区的液位进行监控，然后液位传感器275将检测到的液位信号输送至液位控制阀278控制其开度调节产物排放速度，使得反应液位保持稳定的液位高度。
以下结合图17～21来描述本发明用有内部并联反应区的组合反应器的劣质烃上流加氢反应过程，对加氢反应器系统的结构和系统功能进行详述，有内部并联反应区的组合反应器使用隔板分割反应器内部并联反应区，通常它适用于内部并联反应区操作温度相近或相差较小的情况，适用范围受限，但是，它不能限定本发明的内容、应用领域、应用形式；图17～21示出的分隔板为平板，实际使用时，也可以使用弧形板或异形板。
图17是本发明使用平板式分隔板的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第1种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图17所示的功能结构图和工艺原则流程图，与图9所示的功能结构图和工艺原则流程图的不同之处仅在于：使用平板式分隔板分割内部并联反应区。
如图17所示，组合反应器1RE，包括底部壳体、第一反应区1ARE、第二反应区1BRE(含11BRE、12BRE)、顶部壳体，反应器壳体设置2个底部进料口、1个顶部产品出口、1个收集杯、1个收集液导出口，反应器内部设置第一分配盘、第二分配盘。
如图17所示，在组合反应器1RE系统中，在第一反应区1ARE系统，经管道118输送的富芳烃蜡油、氢气混合物1AF，与经管道169输送的循环液相1BRL2(可能含有气相)混合为混合料1ATF，经管道119输送进入反应器1RE的内部的第一反应区1ARE，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到第一分配盘1AS的整个水平进料截面上；1ATFS进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘1AS，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1ASK，每个分配单元1ASK设置分配盘1AS下部进料管(图中未示出)和分配盘1AS上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1AS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1AS下部进料管穿过分配盘1AS后进入分配盘1AS上部泡罩中，然后经过分配盘1AS上部泡罩与分配盘1AS下部进料管的穿过分配盘1AS的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器的下端即1ARE段内的主反应空间的上行过程中进行上流式悬浮床芳烃部分加氢饱和反应，1AF中的富芳烃蜡油产生富供氢烃的反应产物；在上流反应区1ARE的顶部，反应产物1AR-TP，离开1AR内部空间，向四周分散流动
如图17所示，在组合反应器1RE系统中，在第二反应区1BRE系统，经管道149输送的减压渣油和氢气的混合物1BF，与经管道165输送的循环液相1BRL1(可能含有气相)混合为混合料1BTF，经管道152输送进入反应器1RE的底部，通常经反应器底部进料口上部安装的进料分配器1BTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到第二分配盘1BS的整个水平进料截面上；1BTFS进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘1BS，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元1BSK，每个分配单元1BSK设置分配盘1BS下部进料管(图中未示出)和分配盘1BS上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘1BS下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘1BS下部进料管穿过分配盘1BS后进入分配盘1BS上部泡罩中，然后经过分配盘1BS上部泡罩与分配盘1BS下部进料管的穿过分配盘1BS的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器的下端即11BRE段内的主反应空间的上行过程中进行减压渣油加氢热裂化反应11BRE-R转化为反应区11BRE的上部产物11BR-TP。
如图17所示，并联操作的第一反应区1ARE、第二反应区11BRE的产物1AR-TP、11BR-TP，通常在并联反应区上部的空间12BRE的上行过程中混合、反应转化为顶部产物1RE-TOP-P，空间12BRE体积在整体反应器1RE的总反应空间体积中所占比例12BREK，根据需要决定，如果空间12BRE仅仅执行混合任务则比例12BREK很低，如果空间12BRE执行混合料的较大反应深度任务则比例12BREK较大，空间12BRE可能接收反应器1RE的第三含烃液原料。
如图17所示，顶部产物顶部产物1RE-TOP-P通过反应器1RE上部内壁与液体收集杯1BV外壁之间的环形间隙后，进入反应器1RE上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯1BV组成的部分脱液空间1RE-KD。如图17示，顶部产物中的液体在重力作用下优先沉降进入收集杯1BV中，并在收集杯1BV内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相1BRL进入收集杯1BV底部的导管1BVP中向下流动排出反应器，经过管道161进入循环加压泵1BPUMP中，加压后的循环液相1BRL1经过管道165输送然后与物料1BF混合为混合料1BTF，加压后的循环液相1BRL2经过管道169输送然后与混合物1AF混合为混合料1ATF。
如图17所示，顶部产物1RE-TOP-P分离为循环液相1BRL和净产物1RE-TP，净产物1RE-TP为气、液、固体颗粒混相物料，在反应器1RE顶部气相压力的作用下，经过插入液体收集杯1BV液面之下的产物导流管181上行排出反应器1RE，进入下游加工流程中。
如图17所示，反应器1RE设置收集杯1BV并存在循环液相操作，即存在循环液相1BRL1、1BRL2；根据需要，反应器1RE可以使用或不使用循环液相1BRL2。
如图17所示本发明的典型流程，其优点在于：
①与图1、图3所示的使用2台独立的反应器系统相比，图17所示本发明流程，RE可实现2台并联小型反应器的大型化而减少反应器台数、简化反应系统、节省投资，因此具有经济性；
②1RE可有效利用串联反应器的总高度形成筒节高度叠加，增加液体循环系统的自然推动力，降低循环泵压差；
③减少反应器的总体外表面积，降低热能损失；
④分隔板有换热板的作用。
图18是本发明使用平板式分隔板的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第2种功能结构图和工艺原则流程示意图。
如图18所示的功能结构图和工艺原则流程图，与图11所示的功能结构图和工艺原则流程图的不同之处仅在于：使用平板式分隔板分割内部并联反应区。
如图18所示，在反应器1RE中部空间设置并联的第一反应区1ARE，第一原料入口位于侧壁。第一原料1ATF喷入反应器空间时通过初始分配器1ATFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到反应空间1ARE的整个水平横截面上。根据需要，该反应器可以设置多个内部并联反应区，接受多个进料，且各路液料的反应操作条件间可以不同，通常最好各并联反应区的反应温度接近。
图19是本发明使用平板式分隔板的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第3种功能结构图和工艺原则流程示意图。
图19是本发明的有内部并联反应区的反应器，与图17所示反应器结构的不同之处仅在于：在反应器中上部布置了第二分布器，以便使2个内部并联反应区的产物混合均匀，在第二分布器上部的空间位置形成了一个联合反应区12BRE；此时，反应器1RE相当于将3台小型反应组合在了一起。
图20是本发明使用平板式分隔板的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第4种功能结构图和工艺原则流程示意图。
图20所示反应器结构和系统流程示意图，与图19所示反应器结构的不同之处仅在于：在反应器的第二分布器之下，增加了位于侧壁的第三原料入口，用于输入来自管道131的第三原料1CF。
如图20所示，来自管道131的第三原料1CF进入反应器RE系统中，与反应器RE的2个并联反应器的产物混合；根据需要，第三原料1CF喷入反应器空间时通过初始分配器1CTFS(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到第二分配盘1BS的整个水平进料截面上。
图21是本发明使用平板式分隔板的有内部并联反应区的组合加氢反应器系统的第5种功能结构图和工艺原则流程示意图。
图21所示反应器结构和系统流程示意图，与图20所示反应器结构的不同之处仅在于：在反应器的第二分布器之下，位于侧壁的第三原料入口，将来自管道131的第三原料1CF不是直接引入混合空间12BRE，而是引入反应区1ARE，先与反应区1ARE中物料混合，然后再与反应区11BRE产物混合。
根据需要，组合反应器可与下游和或上游反应器组合为完整的减压渣油加氢热裂化反应过程。
图13～图16所示是本发明的反应器顶部气相空间1RE-VD，可以设置气体产物的使用洗涤液的洗涤脱尘和或脱高沸点烃组分的功能，以降低排出反应器的气体产物中固体颗粒的含量和或降低高沸点烃组分的含量。
图13～图16所示是本发明的反应器顶部气相空间1RE-VD，可以设置回收气体内中质烃的冷凝回流功能，降低排出反应器中的气体产物内的中质烃组分的含量。
图13～图16所示是本发明的反应器1RE排出的气体1RE-VP，可以在洗涤分离器WD中与洗涤液WD-LF接触，实现气体1ARE-VP的洗涤脱尘和或脱高沸点烃组分的功能，回收洗涤富液WD-LP返回反应器1RE的反应空间循环使用。
图13～图16所示是本发明的反应器1RE排出的气体1RE-VP，可以在中质烃回收器CMLD中，回收气体产物内中质烃，得到含中质烃的凝液CMLD-LP，至少一部分凝液CMLD-LP返回反应器1RE的反应空间循环使用。
图5、图7、图9～图21所示的组合反应器，用作第一减压渣油悬浮床加氢反应器系统时，可以与下游的1台或2台或多台减压渣油悬浮床加氢反应器系统组合，可以构成浆液串联加工的2级或多级减压渣油悬浮床加氢反应过程。
图5、图7、图9～图21所示的组合反应器，用作减压渣油悬浮床加氢反应过程的最后一台反应器系统时，可以与上游的1台或2台或多台减压渣油悬浮床加氢反应器系统组合，可以构成浆液串联加工的2级或多级减压渣油悬浮床加氢反应过程。
图5、图7、图9～图21所示的组合反应器，用作减压渣油悬浮床加氢反应过程的中间位置的反应器系统时，可以与上游、下游的2台或多台减压渣油悬浮床加氢反应器系统组合，可以构成浆液串联加工的2级或多级减压渣油悬浮床加氢反应过程。
在本发明的具体应用流程之中，如图5、图7、图9～图16所示的流程之中，根据操作压力的不同，某些浆液的输送可能需要使用加压泵，2路或多路来源相同去向不同的浆液的加压过程可以联合加压，以减少高压泵台数、降低投资。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
本发明所述的压力，指的是绝对压力。
本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。
本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。
本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。
本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。
本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。
本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。
本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。
本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。
本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。
本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～330℃的烃类。
本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点一般为330～570℃、通常为350～530℃的烃类。
本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于330℃的烃类。
本发明所述的常压渣油，指的是主要由常规沸点高于350℃的烃类组成且含有常规沸点高于530℃的烃类的油品。
本发明所述的减压渣油，指的是主要由常规沸点高于530℃的烃类组成的油品。
本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。
本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。
本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。
以下详细描述本发明的各部分。
以下描述供氢烃(或供氢烃组分)DS、供氢烃前身物DS-BF、供氢溶剂SHS、失氢供氢溶剂(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)MFS和进行失氢供氢溶剂MFS复活过程的加氢稳定反应过程MR。
本文所述供氢烃组分DS，指的是在重油临氢热加工反应过程(包括重油加氢热裂化反应过程)、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃(通常以三环结构烃、四环结构烃为宜)。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：
对于工业上使用的供氢溶剂SHS而言，通常是含有供氢烃组分DS和或供氢烃前身物烃组分DS-BF的混合烃，常见的供氢溶剂SHS来源有：
①低温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；
②中温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；
③高温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；
④粉煤热解焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；
⑤乙烯焦油的220～480℃的烃馏分；
⑥石油基重油热加工过程所得220～480℃的烃馏分，热加工过程是重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑦煤加氢直接液化反应过程所得220～480℃的烃馏分；
⑧其它富含供氢烃组分DS和或供氢烃前身物烃组分DS-BF的混合烃。
以重油加氢热裂化反应过程为例，在烃类临氢热裂化反应过程，在烃类热裂化自由基获得活性氢的加氢稳定过程，烃类热裂化自由基属于夺氢剂，同时供氢能力优良的供氢烃组分释放出活性氢原子(称为失氢)后成为芳碳率更高的供氢能力更差的烃类；由于供氢烃组成特殊，其价格较高，为了降低成本，对于需要存在大量供氢烃的场合，为了减少外供供氢烃的消耗量，通常需要以一定方式回收失氢供氢烃(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)DS-BF得到失氢供氢溶剂MFS，并通过加氢稳定反应过程MR恢复失氢供氢溶剂MFS的供氢能力，然后循环使用；很明显，通常失氢供氢溶剂MFS也是混合烃，并且通常会被与重油加氢过程的同沸点产物混合，这样如果重油加氢过程的同沸点产物属于供氢烃组分DS和或供氢烃前身物烃组分DS-BF则可能增加供氢溶剂数量，这样如果重油加氢过程的同沸点产物不属于供氢烃组分DS和或供氢烃前身物烃组分DS-BF则会降低供氢溶剂中供氢烃的浓度，对于存在供氢溶剂循环的稳定的生产系统，会形成一个烃组分基本稳定的循环物料。
由于供氢溶剂能够在重油临氢热加工芳烃加氢饱和反应过程、重油临氢热裂化反应过程快速提供活性氢、快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)，因此，在一个供氢溶剂的循环过程，如果能够以合理的流程方式(比如经过更多的烃类加氢反应过程)使供氢烃组分DS传递更过的活性氢，则可以提高活性氢的使用效率，从而形成活性氢的高效使用方法，本发明即是在该指导思想下提出的。
供氢烃组分DS在烃类临氢热裂化反应过程的有益作用，主要表现为：
①在合适的条件下，在转化为失氢溶剂的过程，均匀地向液相反应空间的自由基快速提供活性氢，具有供氢能力，具有供氢剂、结焦抑制剂功能；
②向烃类提供活性氢的全部过程属于烃分子之间氢转移，基本不产生反应热，具有降低目标烃油加氢过程反应热的功能；
③可以降低烃类热裂化反应温度，具有动力学结焦抑制剂功能；
④可以降低分子氢的理解能，加快分子氢的离解速度；
⑤快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)；
⑥在合适的条件下，在加氢催化剂作用下，可以多次转换“供氢烃、供氢烃前身物”状态，多次起到活性氢传递剂的作用，本发明正式利用这一特点而提出的。
供氢烃组分DS在烃类临氢热裂化反应过程的有益效果，主要表现为：
①可以缩短反应过程时间，提高催化剂效率；
②可以提高热解分子的保留率同时减少热缩合物如焦炭产率，即提高轻质油品产率、节省固液分离耗能；
③可以降低反应总温升；
④可以提高操作稳定性、延长操作周期；
⑤可以提高重油的总体热裂化转化率。
以下详细描述以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR。
按照本发明，循环使用的含有供氢烃SH的物流SHS是来自富含双环芳烃和/或多环芳烃的供氢烃前身物物流SHSBF在以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR转化所得加氢反应流出物MRP的物流；以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，可以在任何适合的条件下工作。
加氢稳定反应过程MR，可以采用颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0MPa、加氢催化剂MR-CAT体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1的反应条件下操作。
加氢稳定反应过程MR，可以采用使用颗粒催化剂的移动床或沸腾床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0MPa、加氢催化剂MR-CAT体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～1200∶1的反应条件下操作。
加氢稳定反应过程MR，甚至可以采用悬浮床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0MPa、添加的加氢催化剂宜为高分散度的油溶性催化剂或水溶性催化剂、氢气/原料油体积比为100∶1～1200∶1的反应条件下操作。
本发明所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR发生的芳烃加氢部分饱和反应，指的是在氢气和合适的加氢催化剂MR-CAT(具有芳烃加氢部分饱和功能的催化剂)存在条件下富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料SHSBF发生的耗氢的反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即对富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料SHSBF完成预期的芳烃加氢部分饱和，该加氢反应深度应根据SHSBF中芳烃组分结构和预期的芳烃部分饱和程度来确定，加氢反应流出物MRP中的常规沸点为350～480℃的烃馏分中供氢烃重量浓度值SHN期望越高越好，SHN同常大于大于6重量％、一般大于10重量％。
所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，因原料性质(金属含量、氧含量含量、烯烃含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢反应(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢部分饱和)深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。
对于颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，使用的加氢催化剂MR-CAT可以是一种或两种或多种加氢精制催化剂的串联组合和混装，可以是针对具体原料的专用催化剂，也可以是合适的石油炼制重柴油型或蜡油型的加氢精制过程使用的具有加氢脱金属或加氢脱氧或加氢脱硫或加氢脱氮或加氢饱和等功能的加氢精制催化剂及其组合。煤液化粗油生产煤液化溶剂油的芳烃加氢部分饱和反应过程用催化剂、煤焦油轻馏分深度加氢精制催化剂通常是可以使用的。
所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，使用的加氢催化剂MR-CAT，至少包含芳烃加氢饱和催化剂，通常还包含加氢脱金属催化剂(流程位置可能位于芳烃加氢饱和催化剂床层之前)。
根据需要可以将任一种补充硫加入以供氢烃制备为目标的加氢反应区MR，以保证反应部分必须的最低硫化氢浓度比如500PPm(v)或1000PPm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。
在劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX、碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10使用供氢溶剂，会快速消灭自由基，能够提高热裂化产物氢含量，但是也因此会抑制热裂化反应即降低热裂化转化率；而劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX、碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的渣油质量的提高，允许其进一步加氢热裂化(比如循环加氢热裂化)从而提高总体热裂化转化率。就重油一次热裂化和重油一次热裂化尾油的再次热裂化的总体效果而言，使用供氢溶剂可以有效提高总体加氢热裂化转化率，有效降低外甩含固尾油的收率，从而提高过程的经济性。
以下详细描述本发明的热高压分离过程或温高压分离过程的可能使用气提过程XHBM。
本发明所述气提过程XHBM，液体烃W物料与气提氢气XBH的逆流接触分离次数：一般为1～8次、通常为2～4次；气提氢气XBH的数量，根据气提过程XHBM组分分离目标的需要确定；气提过程XHBM的操作压力，通常稍低于其进料的操作压力；气提过程XHBM的操作温度，根据气提过程XHBM组分分离目标的需要确定，通常为180～480℃、一般为250～440℃。
本发明上流式反应器，工作方式可以选择：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③悬浮床和沸腾床的组合式加氢反应器
④微膨胀床。
以下详细描述本发明的碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10。
以下描述本发明碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10可能进行的重油加氢热裂化反应过程。
本发明所述碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的原料重油R10FL的烃类的常规沸点通常＞470℃、一般＞500℃、特别地＞530℃；本发明所述碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，发生至少一部分重油R10FL的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物；重油上流式加氢热裂化反应过程R10，通常无法实现单程反应全部轻质化，即通常其合理高的热裂化深度通常为70～85％的单程转化率，这样加氢热裂化反应产物R10-P中存在一定数量比如15～30％的尾油，而为了降低外排尾油数量，通常必须设置尾油的加氢热裂化反应过程比如RX，而为了简化总体流程、降低投资和能耗，通常将RX与碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10形成组合工艺。
尽管碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10以大分子烃类的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应为目标反应，但是由于碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10通常使用的加氢催化剂本身具有加氢精制功能，以及存在的活性氢也能诱导烃分子发生加氢精制反应，因此，在碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10中，也必然发生一些加氢精制反应。
在碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，当活性氢供应不及时的时候，胶质、沥青质的热裂化自由基就会发生缩合反应，生产分子量更大的分子或结构集团，反复地脱氢与缩合反应的最终结果是产生焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应。
本发明的主要应用对象是碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，使用的反应器可以是1台或2台或多台，通常使用的反应器为2～4台；碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的反应器工作方式可以是任意合适形式，通常为上流式膨胀床反应器或带液体产物循环的上流式膨胀床反应器，单台上流式膨胀床反应器的整体反应区，可以被认为划分为2个或多个反应区。本发明上流式膨胀床反应器的任意反应区的入口温度的控制方式，可以是调节氢气的温度和或流量，可以是调节油品的温度和或流量。
碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10，使用的反应器，其反应空间中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义反应空间中的“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为反应空间液相分率KL，分率KL通常大于0.45、一般大于0.55、甚至大于0.70，形成事实上的强化液相加氢模式，为了保持反应空间氢气分压足够高，可能需要在反应器的不同高度的位置2次或多次添加氢气。
当碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的后半程反应过程R10B联合加工劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的反应产物RX-P中的重油组分RX-PVR时，后半程反应过程R10B的停留时间通常首先满足控制重油组分RX-PVR的加氢热裂化率的要求，通常设置重油组分RX-PVR的加氢热裂化率上限以防止单程转化率过高。
本发明所述重油上流式加氢热裂化反应过程R10的反应器形式，可以是任意合适的形式，有多种已知的形式，比如上流式固定床反应器、上流式微膨胀床反应器、上流式移动床反应器、上流式在线置换床反应器、沸腾床反应器、悬浮床反应器、沸腾床与悬浮床的组合床反应器及其特定形式的组合，并且大多数有工业应用案例，形成了较为固定的技术特点。
石油基渣油所含的胶状沥青状组分通常是以超分子结构存在的分散相，分析数据表明其中的胶状沥青状组分散相为分子量高达几千至几万甚至几十万的稳定结构集团，当然这些集团含有大量稠环芳烃单元并含有金属、硫、氮等元素，其轻质化过程的主要任务是将这些大分子解缔、加氢饱和、裂化为较其原始物炭数少十倍、百倍甚至千倍的小分子，很明显，过程的热裂化任务占主导地位，这不可能仅仅依靠加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和来实现，石油基渣油的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和等预加氢过程实质上是为后续的加氢裂化反应准备原料油的加氢精制过程，否则常规的下流式固定床反应器中的加氢裂化催化剂活性中心因金属沉积和快速结焦被快速覆盖导致操作周期太短，无法维持工业化过程要求的最低的经济的运行周期；即使使用了常规的下流式固定床反应器中的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱等过程，也无法达到较高的转化率，因为很难克服高温热裂化过程必然产生的快速大量结焦问题，这是过程的热力学性质所决定的；为了克服上述固定床反应器系统的缺陷，反应器形式出现了上流式固定床、上流式微膨胀床、上流式在线置换床、上流式强膨胀床即沸腾床、上流式极限式膨胀床即悬浮床沸、下流式在线置换床等多种形式。
石油基渣油的加氢裂化过程中，常规沸点大于530℃馏分裂化为常规沸点小于530℃馏分的转化率通常为40～80％甚至更高，为了达到如此高的裂化率和提高反应速度，必然使用程度较强的热裂化所必需的高温条件，催化剂活性中心的快速结焦是不可避免的，为了将反应器床层内的因金属沉积、结焦使活性快速下降的催化剂移出和更换，技术人员开发了沸腾床、悬浮床这两种催化剂床层膨胀比较大的上流式膨胀床反应器，并将后续的热高压分离器与反应器合并为一个组合设备，将高粘度、易发泡、易凝固的渣油在设备之间(反应器与热高分之间)的转运系统大大简化，可以提高系统的可靠性、安全性、绝热性，提高反应器内物料温度的均匀性，节省了占地面积；从有利方面讲，渣油沸腾床加氢裂化、悬浮床加氢裂化的高转化率是固定床反应器无法达到的，将吸热的裂化反应与放热的加氢反应混合进行利于反应热的利用、利于降低反应温升，循环使用大量的热态反应生成油或中间反应生成油直接加热原料油可以降低原料油预热温度；从不利方面讲，催化剂床层膨胀比较大，与固定床反应器相比，增加了系统的复杂性，降低了操作的平稳性，大幅度增加了工程投资；因增加了催化剂的磨损和碰撞，增加了催化剂的结焦以外原因的损失；因为床层存在催化剂和液相的剧烈返混，含有部分新鲜原料低转化度产物的产品质量必然较差。
渣油沸腾床加氢裂化工业化技术有H-OIL工艺、LC-FINING工艺，为了优化和稳定控制催化剂的沸腾状态，设置有循环油循环泵系统，循环油的收集器置于反应器内催化剂床层之上，相当于把一台为循环泵提供循环油的必须置于高标高位置的高温高压分离器与沸腾床反应器组合并简化了高温高压分离器的结构，但是为了不影响沸腾床的流化状态，循环油的收集器的布置位置、大小及形式都必须仔细设计；通常均将循环油的收集器布置于反应器上部球形封头的正下方，均将循环油的收集器导液管安装在反应器内，该导液管对悬浮床或沸腾床床层的气、液、固多相流动具有一定的整流作用，解决了导液管的保温伴热问题，削弱或消除了导流管内流体流动对反应器的设备稳定性带来的不利影响；渣油沸腾床加氢反应系统，还必须设置催化剂间歇卸料系统、催化剂间歇加料系统，因系统复杂、投资大、操作繁杂；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是部分产物属于高度加氢饱和的烃类，因此产物液相溶解剩余胶质、沥青质的能力差，因此，其转化率较低，尾油产量较大，这在一定程度上限制了该工艺的经济性；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是不能处理残炭含量过高、金属含量过高的劣质重渣油，因为金属含量过高使得脱金属催化剂的耗量太大导致催化剂成本太大，残炭含量过高使得反应过程的转化率太低或者快速结焦导致快速停工，这限制了该工艺的应用范围。
上流式沸腾床加氢技术，其技术要点是用反应物料(主要是液相)的上行流动使催化剂床层产生剧烈的膨胀，其膨胀率一般介于25～45％，以损失部分固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点为代价，形成“破坏催化剂结块的能力”和“小颗粒杂质的自由排出的广域通道”，从而能够加工金属含量较高、残碳含量较高的重油，其产品质量较固定床技术已经下降太多，但是其质量远较悬浮床为好；由于沸腾床的膨胀动力主要来源于液相物料的携带，其过程通常不宜使用大量的氢气以防止反应器的液相体积效率太低，因此，也就限制了反应过程的放热效应不能过高，通常沸腾床加氢技术更适合于加工石蜡基或石蜡中间基石油基重油，热裂解反应的吸热量与自由基加氢的放热量抵消后的宏观热效应较小，反应器总温升较低，其原料油的单位重量氢耗通常为1.4～2.3％。但是，即使如此，催化剂的失活速度仍然太高，为此，通过定期排出部分活性低的老催化剂然后补入部分活性高的新催化剂来维持催化剂的平均活性，因此形成价格高昂的高活性加氢催化剂的消耗成本，事实上，加工石油基劣质渣油时已经不太经济。同时，热反应的特征导致高转化率时加氢尾油质量很差，只能做燃料油后汽化原料，因此，沸腾床加氢的原料轻质化转化率通常为60～75％，即转化率低。由于沸腾床加氢技术使用的颗粒状催化剂基本同于常规固定床颗粒状(宜为球状)加氢精制催化剂，仍然属于富含大量内孔道、高内表面积的高活性、颗粒状催化剂，无法满足劣质渣油大分子的扩散和加氢转化，常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，要么对催化剂孔道形成孔口堵塞使该孔道失去活性，要么长期吸附于内壁活性中心产生遮蔽效应，在缺乏活性氢的条件下，因难以加氢固难以解吸脱附，发生热缩合主导反应，形成孔道道中堵塞。过快的催化剂失活速度，形成无法承受的加氢催化剂消耗成本，而更为重要的是巨量的芳烃饱和氢耗所释放出的巨量反应热使得沸腾床加氢技术不具备安全性，高温诱发的胶质沥青质的快速结焦，也在反应器的底部分配盘、中心液体循环管形成大量结焦，迫使装置快速停工。如果选择上流式沸腾床加氢技术加工金属含量高、残炭含量高的劣质渣油，其结果必然是反应器器内大量生焦、运行周期太短、反应温度无法控制即不安全、催化剂失活成本奇高，这些效应已经为试产的劣质重油沸腾床加氢装置的工业运行结果所证实。
渣油悬浮床加氢裂化技术的发展，是基于20世纪40年代的煤加氢直接液化技术发展起来的，它是在临氢与充分分散的催化剂和或添加剂共存的条件下，其主导反应使在高温高压下发生的渣油热裂化反应和热裂化自由基加氢稳定反应的过程。悬浮床加氢裂化反应过程，所用分散的催化剂和或添加剂，是细颗粒的粉状物，悬浮在反应物中，可有效抑制焦炭生成。渣油悬浮床加氢技术对原料的机械杂质含量几乎没有限制，可以加工沥青和油砂。
典型的有工业化运转业绩的渣油悬浮床加氢裂化技术，有加拿大CANMET渣油悬浮床加氢热裂化工艺、意大利埃尼公司的EST渣油悬浮床加氢热裂化工艺。其它渣油悬浮床加氢裂化技术，有英国石油公司的BPVCC技术路线，有英国石油公司的BPVCC技术、委内瑞拉国家石油公司(PDVSA)的HDHPLUS技术、美国UOP公司的Uniflex技术、美国Chevron的VRSH技术等等。
为了克服颗粒催化剂加氢技术的缺点，悬浮床加氢技术彻底抛弃了“使用颗粒催化剂的巨量内表面作为加氢反应场所”的模式，其技术要点是“使用高分散度微粒催化剂的外表面作为加氢反应场所”，从而彻底消除了胶质沥青质到达加氢反应场所的扩散路径问题，使其能够处理金属含量更高、残炭含量更高的劣质重油，当然，金属含量极高、残炭含量极高的劣质重油最好用焦化工艺如延迟焦化工艺处理；悬浮床加氢反应器的反应空间，其床层膨胀率已经达到极大值，固体催化剂加入量通常低于10％(以原料油重量计)，形成了“具有结焦物载体能力”和“悬浮颗粒杂质的排出自由通道”的优点。然而事实上，悬浮床加氢反应器不具有床层概念，反应空间彻底丧失了固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点，转而具有高度的“液相返混”和“液相短路”的双重特征，因此，其产品质量较固定床技术已经下降极多，所以悬浮床加氢技术只能用作劣质油的预处理过程，而不可能生产出高质量产品。
悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，强烈地依赖催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率，因此，催化剂表面的更新手段和催化剂置换手段是一个重要的不可缺失的提高催化剂效率的技术手段，目前有的工业化重油悬浮床加氢装置的反应器采用鼓泡床而不设置循环泵，这是一个巨大的技术缺陷，其结果是：内返混液相量不可控、内返混催化剂量(催化剂沉积量)不可控、催化剂适宜粒度范围太窄而难以控制、液相停留时间不可控，并且随着反应器直径的扩大其不可控性更加强烈，这些效应已经为试产的劣质重油悬浮床加氢装置的工业运行结果所证实。本发明推荐使用带液体产物循环的悬浮床反应器，以实现预期的催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率。
悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，也受到反应器内气相中的极性杂质的吸附占据的影响，煤焦油加氢过程、焦油与煤共炼过程产生大量的极性杂质如H2O、NH3、CO、CO2会强烈地吸附于催化剂表面形成遮蔽效应，因此国际知名油品技术供应商CHEVRON公司提出了在反应器中间设置气液分离器的及时排杂质气体的方案并在后续悬浮床加氢反应器的下部引入高纯度氢气，但是设置独立的气液分离器投资大、液位控制困难、操作危险性大；为此，本顶目推荐可以采用“气体短流程”技术，在不增加气液分离器的条件下，将含气体的气液混相物料引入悬浮床反应器顶部的空间进行气液分离，气相直接排出，而液相的大部分通过循环管进入液相反应空间，在后续悬浮床加氢反应器的下部，引入高纯度氢气物流，形成极低杂质的气相环境，同时形成了氢气体积浓度高的条件，为充分发挥催化剂活性创造了条件，利于降低装置总压、提高单程转化率、降低热裂解造气反应、降低热缩合反应；上述的及时排杂质气体的方案，还具有及时排出低沸点烃组分、降低其热裂解率的优点，利于提高液收、降低氢耗。
劣质重油的悬浮床加氢反应器内部发生的典型的重油轻质化反应，本质上是一个在液相中进行的液相大分子的双键加氢成单键、单键裂化成自由基、自由基加氢稳定的串联过程，高的热裂解温度(400～480℃)在整个聚集态液相中产生大量自由基并相对均匀分布于整个液相空间，为了阻止热缩合需要最快速度使自由基加氢稳定，很明显，依靠催化剂表面的活性氢无法达到目的(因为催化剂接触的液相烃分子的概率太低、活性氢移动过程也会组合为无活性的氢分子)，最好是活性氢与自由基均匀相邻存在，并在自由基产生时同步释放，以实现高效供活性氢。适时加入沸点适宜的供氢剂正好能过满足这一要求，阻止热缩合、提高轻产物保留率，这些效应已经为运行8年的使用供氢剂的神华煤加氢直接液化装置的成功长期运行结果所证实。对于常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，如果不能适时提供活性氢，大量胶质、沥青质的热裂化自由基将缩合较其裂化前身物更大的缩合物从而降低加氢热裂化馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)收率，甚至产生超出反应过程液相所能溶解、携带的热缩合物如焦炭或焦炭前驱体导致装置快速停工，这些效应已经为大量实验结果所证实。本发明使用足量供氢剂的操作模式，目的在于通过适时提供活性氢足量抑制结焦，提供渣油的热裂化转化率或加工性质更为苛刻的原料渣油，扩大工艺的适用范围、提高过程的操作稳定性、经济性。
以下详细描述本发明的劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX。
本发明所述劣质烃HDS，通常为劣质重烃，通常的含义是：在不使用供氢溶剂条件下，在其它操作条件(反应压力、反应温度、催化剂组成和添加量及存在量、停留时间、氢油体积比、反应器操作方式)相同的条件下，劣质烃HDS在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向，比碳氢料R10F包含的重油R10FL在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向更严重，即生焦率更高和或加氢热裂化转化率更低；通常，劣质烃HDS中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值比碳氢料R10F中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值更高。
本发明所述劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，其主要目标通常是，与常规的加氢热裂化反应过程相比，在催化剂和供氢溶剂存在条件下，使劣质烃HDS首先发生较多的加氢饱和反应和充分的热裂化自由基加氢稳定反应，从而有效降低劣质烃HDS的残炭值，使其中的常规沸点高于530℃地烃类成为适当加氢热裂化度的加氢热裂化反应过程的原料。
在本发明的组合工艺中，本发明所述劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的第一反应任务是进行劣质重烃的加氢脱残炭反应即重质芳烃或胶质、沥青质的加氢饱和反应，当然，同时可以发生加氢精制反应(包括脱金属加氢氢解反应、烯烃加氢饱和反应、加氢脱杂质(氧、硫、氮)反应、加氢芳烃饱和或部分饱和反应、加氢脱残炭反应)和或加氢裂化反应。劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的典型原料就是碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10中的尾油组分，通常，在产物分馏过程它富集在减压分馏塔的塔底渣油中，这种渣油R10-HO通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼等、来自重油R10FL的R10产物金属硫化物、可能积累的焦炭。
当劣质烃HDS包含来自碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10产物R10-P中的常规沸点高于530℃的烃类R10-VR时，该部分重油R10-VR的残炭含量通常高于液态原料R10FL，或者说碳氢料上流式加氢热裂化反应过程R10中的液相适合于作为劣质烃HDS的加氢热裂化溶液，因此，本发明将劣劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX反应产物中的重烃引入碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的后半段进行适度加氢热裂化反应，可以同时控制烃类劣质烃HDS的热裂化深度，防止过高的热裂化率导致热缩合物比如沥青质的产率超过限量而导致第二液相(沥青相)的产生。
在劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，当活性氢供应不及时的时候，胶质、沥青质的热裂化自由基就会发生缩合反应，生产分子量更大的分子或结构集团，反复地脱氢与缩合反应的最终结果是产生焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应。
本发明所述劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的反应器形式，可以是任意合适的形式，可以是沸腾床反应器、悬浮床反应器、沸腾床与悬浮床的组合床反应器中的一种或几种的组合。
本发明所述劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，使用的反应器可以是1台或2台或多台，反应器工作方式可以是任意合适形式，通常为上流式膨胀床反应器或带液体产物循环的上流式膨胀床反应器，单台上流式膨胀床反应器的整体反应区，可以被认为划分为2个或多个反应区。本发明上流式膨胀床反应器的任意反应区的入口温度的控制方式，可以是调节氢气的温度和或流量，可以是调节油品的温度和或流量。
劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，使用的反应器，其反应空间中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义反应空间中的“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为反应空间液相分率KL，分率KL通常大于0.5、一般大于0.65、甚至大于0.80，形成事实上的强化液相加氢模式，为了保持反应空间氢气分压足够高，可能需要在反应器的不同高度的位置2次或多次添加氢气。
为了调整反应进料性质，或者为了控制反应过程液相性质，可以将一部分液态原料R10FL引入劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX。
为了调整反应进料性质，或者为了控制反应过程液相性质，可以将碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的中间液体产物如前部反应段的一部分液体产物，引入劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，特别是当劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX反应产物RX-P中的重油组分直接引入碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10的后部反应段R10B而不经过前部反应段R10A进行加工时。
为了缩短碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应产物R10-P中的渣油组分进入劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX的路径，当反应产物R10-P的液相含有的馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)富含供氢剂或供氢剂前身物时，可以直接将部分反应产物R10-P的液相引入劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX，此时，形成了尾油高压短循环回路；当反应产物R10-P的液相含有的馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)仅含有少量供氢剂或供氢剂前身物时，通常需要在反应产物R10-P的生成油分离回收系统得到渣油或渣油和重蜡油的混合油作为劣质重烃引入上流式加氢反应过程RX，此时，形成了常规的尾油长循环回路。
以下详细描述本发明的劣质烃HDS的上流式加氢反应过程RX反应产物RX-P中供氢溶剂组分、重油组分的去向。
本发明的关键目的是，重复使用反应产物RX-P中供氢溶剂组分(循环使用、串联循环使用)，并使反应产物RX-P中的重油组分在碳氢料R10F的上流式加氢热裂化反应过程R10(后部反应段)进行联合加氢热裂化，工作方式可以是任意合适形式，本发明列出了一些常用方案。
本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。
本发明所述膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床催化反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与该催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED，通常，KBED低于1.10时称为微膨胀床，KBED介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。
本发明所述返混流膨胀床反应区，指的是使用膨胀床反应器的反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回物流XK上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。
本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到液体和气液混相物流或得到液体和气体。
本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床反应器从而形成活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形成内部内环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外循环流的返混流型，可以是使用顶部产物液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强制内循环流的返混流型。
本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。
本发明重油加氢热裂化反应过程RU，通常使用上流式反应器，工作方式可以选择：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③微膨胀床。
本发明高芳烃加氢热裂化反应过程，使用的反应器，工作方式可以选择：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
本发明供氢溶剂油加氢稳定反应过程，使用的反应器，工作方式可以选择：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③上流式微膨胀床；
④上流式固定床；
⑤下流式固定床；
⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。
减压渣油加氢热裂化反应过程所得油品，通常包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)、轻柴油(常规沸程180～265℃馏分)、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)、轻蜡油(常规沸程350～450℃馏分)、重蜡油(常规沸程450～550℃馏分)、减压渣油(常规沸点高于530℃的烃类)。
减压渣油加氢热裂化反应过程所得油品中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)，是目标产物馏分，根据需要，可以对其进行深度加氢精制如脱硫、脱氮，通常期望尽可能少的发生苯环加氢饱和反应。
减压渣油加氢热裂化反应过程所得油品中的轻柴油(常规沸程180～260℃馏分)，通常不适合进入减压渣油加氢热裂化反应过程RU，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入减压渣油加氢热裂化反应过程RU，进一步热裂化反应的产物就是产生大量气体而不经济；因此，除非气体烃价值巨大，轻柴油通常不宜进入减压渣油加氢热裂化反应过程RU或专用加氢热裂化过程或加氢裂化过程或其它热裂化过程进行加工，通常可以进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。
减压渣油加氢热裂化反应过程所得油品中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)，通常是减压渣油加氢热裂化反应过程RU的主要产品，用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。如果该重柴油富含芳烃组分，则其加氢稳定油品，是减压渣油加氢热裂化反应过程RU需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，该重柴油或其加氢稳定油，在减压渣油加氢热裂化反应过程RU的全流程中起着液相溶剂组分的作用。
减压渣油加氢热裂化反应过程所得油品中的轻蜡油(常规沸程350～450℃馏分)，通常是减压渣油加氢热裂化反应过程RU的主要产品，用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程(包括加氢精制反应过程、加氢裂化反应过程)生产最终产品，也可用于催化裂化反应过程生产最终产品。如果该轻蜡油富含芳烃组分，则其加氢稳定油品，是减压渣油加氢热裂化反应过程RU需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，该轻蜡油或其加氢稳定油，在减压渣油加氢热裂化反应过程RU的全流程中起着液相溶剂组分的作用。
减压渣油加氢热裂化反应过程所得油品中的重蜡油(常规沸程450～550℃馏分)，这些通常含有固体颗粒、氢含量低的富芳烃物料，通常是减压渣油加氢热裂化反应过程RU的沸点最高的馏出油馏分产品，用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程(包括加氢精制反应过程、加氢裂化反应过程)生产最终产品，通常难以用于催化裂化反应过程生产最终产品。由于该重蜡油富含芳烃组分，其加氢稳定油品，是减压渣油加氢热裂化反应过程RU需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，该重蜡油或其加氢稳定油，在减压渣油加氢热裂化反应过程RU的全流程中起着液相溶剂组分的作用。
减压渣油加氢热裂化反应过程所得油品中的常规沸点高于530℃的烃类即减压渣油，存在于减压塔底物流中且通常含有固体颗粒，通常，根据需要可以部分循环返回减压渣油加氢热裂化反应过程RU循环加工，或者可以进入尾油加氢热裂化反应过程单独加工，不论何种方式，为了排出催化剂颗粒或热反应缩合物(焦炭和或沥青质)，减压渣油加氢热裂化反应过程所得油品中的均含有减压渣油或含固残渣。
以下描述本发明的特征部分。
本发明用有内部并联反应区的反应器的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的组合结构反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口，可能存在的收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，使用有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的上部设置并联子反应区产物的混合区KCRE，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料，排出反应器KRE作为反应产物。
本发明的第1种常用方式，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的组合结构反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口，可能存在的收集液导出口，可能存在的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，使用有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的上部设置并联子反应区产物的混合区KCRE，在联合反应区顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在联合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
基于产物KCRE-P的物料，作为顶部分液空间的原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物。
本发明的第2种常用方式，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的组合结构反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口，可能存在的收集液导出口，可能存在的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，使用有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的上部设置并联子反应区产物的混合区KCRE，在联合反应区顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在联合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
基于产物KCRE-P的物料，作为顶部分液空间的原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物；
⑤在液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL返回反应器KRE的反应空间循环加工或者返回反应器KRE上游的反应空间循环加工。
本发明的第3种常用方式，，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的反应器，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
基于混合反应区产物KCRE-P的物料，排出反应器KRE作为反应器产物。
本发明的第4种常用方式，，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的反应器，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
至少一部分混合反应区产物KCRE-P作为顶部分液空间原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物。
本发明的第5种常用方式，，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的反应器，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
至少一部分混合反应区产物KCRE-P作为顶部分液空间原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物；
⑤在液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL返回反应器KRE的反应空间循环加工或者返回反应器KRE上游的反应空间循环加工。
通常，本发明，在有内部并联反应区的反应器KRE的液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL可以经循环泵加压后返回反应器KRE的反应区KARE或和反应区KBRE循环加工。
通常，本发明，在内部并联反应区的反应器KRE的液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL可以经同1台循环泵加压后分为至少2路循环料，各路循环料进入反应器KRE的不同反应区循环加工。
通常，本发明，有内部并联反应区的反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，并联反应区可以设置各自的上行反应物料分布器；
所述上行物料，指的是反应器KRE内的主体方向向上流动的反应物料。
通常，本发明，在有内部并联反应区的反应器KRE内部，在并联反应区设置各自的上行反应物料分布器，在混合区KCRE可以设置上行反应物料分布器。
通常，本发明，在内部并联反应区的反应器KRE内部，在并联反应区设置各自的上行反应物料分布器，在混合反应区KCRE设置上行反应物料分布器，从而形成串联布置的物料分布器；
在下部截面分布器到上部截面分布器之间的空间DH中，在靠近上部截面分布器的位置，可以设置含液料原料导入空间DH的物料输入管；
所述上行物料，指的是反应器KRE内的主体方向向上流动的反应物料；
所述截面分布器，指的是反应器KRE内水平布置的能够将来自其下部空间的上行物料均匀分布到分布器上部反应空间的物料分配器。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，基于内部并联反应区的反应器KRE排出的含常规沸点高于530℃烃组分的物料，可以进入下游常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应过程中进行深度加氢热裂化反应。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，内部并联反应区的反应器KRE的劣质烃进料，可以是基于上游常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应产物的物料且含有常规沸点高于530℃烃组分。
通常，本发明，内部并联反应区的反应器KRE的操作方式，可以选自下列中的1种或几种：
①悬浮床反应器；
②沸腾床反应器；
③悬浮床与沸腾床反应器，在悬浮床反应空间同时设置沸腾床反应区。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，所述进入内部并联反应区的反应器KRE的液料，在保证一个子加氢反应区加工含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF的条件下，其它并联反应区进料可以选自下列液料中的1种或几种：
①富含芳烃的蜡油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
②富含芳烃的柴油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
③组成不同于劣质烃RUF的含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFX；
④含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFY1，为劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的常压渣油；
⑤含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFY2，为劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的减压渣油。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，所述进入内部并联反应区的反应器KRE的液料，在保证一个子加氢反应区加工含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF的条件下，
组合结构反应器KRE的一个或几个并联反应区的进料中含有的富含芳烃的常规沸点为250～530℃的烃类，选自下列物料中的1种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。
通常，本发明，在劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUVF；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，存在使用内部并联反应区的反应器VRE，基于反应器VRE的反应产物得到的含常规沸点高于530℃烃组分的物流进入劣质烃上流加氢反应过程RU的第一反应器中或进入劣质烃上流加氢反应过程RU的中间反应器中或进入劣质烃上流加氢反应过程RU的最后反应器中或进入劣质烃上流加氢反应过程RU的最终产物中；
反应器VRE加工的液料，保证一个子加氢反应区加工含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUVF的条件下，其它并联反应区进料可以选自下列液料中的1种或几种：
①富含芳烃的蜡油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
②富含芳烃的柴油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
③组成不同与劣质烃RUVF的含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFM；
④含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFN1，为劣质烃RUVF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的减压渣油；
⑤含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFN2，为劣质烃RUVF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的常压渣油。
通常，本发明，劣质烃上流加氢反应过程RU，包含液体物料串联操作的至少2个反应段，使用至少1台有内部并联反应区的反应器，劣质烃上流加氢反应过程RU的流程方式，可以选自下列中的1种或几种：
①劣质烃上流加氢反应过程RU，包含液体物料串联操作的2个反应段；
第一反应段排出含气相和液相的混相产物1RTP；
设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE；第一反应段的含气相和液相的混相产物1RTP作为下进料进入反应器2RE下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2RTP排出反应器2RE；
②劣质烃上流加氢反应过程RU，包含液体物料串联操作的2个反应段；
第一反应段排出含气相和液相的混相产物1RTP、重量上主要由液料组成的液料1ALPA；
设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE，第一反应段产物液料1ALPA作为下进料进入反应器2RE下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2RTP排出反应器2RE；
同时，第一反应段的含气相和液相的混相产物1RTP，可能作为上进料进入反应器2RE上部，与反应器2RE内物料混合接触；
反应器2RE，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2RE的下部反应空间中循环加工；
上述流程属于液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程。
通常，本发明，劣质烃上流加氢反应过程RU，设置可能包含固体的液料的串联操作的至少2个反应级，其中反应级之间存在可能包含固体的液料的串联流动，以可能包含固体的液料在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，可以选自下述方式的1种或几种：
①存在至少1个反应级，其反应过程接收上游反应级的含氢气产物，与液相物料的主体流向同向并流，属于存在氢气物料顺流操作的反应过程；
②液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；
③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；
④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。
通常，本发明，劣质烃上流加氢反应过程RU为常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应过程，设置液相串联操作的多个反应级，其中反应级之间存在液相的串联流动，以液相在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，可以选自下述方式的1种或几种：
①劣质烃上流加氢反应过程RU，至少包含液相物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间氢气物料与液相的主体流向同向并流，属于液、气顺流串联反应过程；
第一反应级排出含气相和液相的混相产物1RTP；
设立第二反应级，使用至少一台上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE；第一反应级的含气相和液相的混相产物1RTP作为下进料进入反应器2RE下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2RE-TP排出反应器2RE；
②劣质烃上流加氢反应过程RU，至少包含液相物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间属于液相串联、氢气短路跨流的串联反应过程；
第一反应级排出含气相和液相的混相产物1RTP、重量上主要由液相组成的液料1RLP；
设立第二反应级，使用一台液体产物循环式上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE，第一反应级产物液料1RLP作为下进料进入反应器2RE下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2RTP排出反应器2RE；
同时，第一反应级的含气相和液相的混相产物1RTP作为上进料进入反应器2RE上部，与反应器2RE内物料混合接触；
反应器2RE，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2RE的下部反应空间中循环加工；
③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；
④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，劣质烃RUF的常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化转化率为65～98％。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，在加工劣质烃RUF的可以同时加工煤浆，煤粉加工重量为劣质烃RUF重量的0.1～5％，煤粉的加氢热裂化反应液化率为80～98％。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，劣质烃RUF的加氢热裂化反应过程的操作条件可以为：反应温度为400～490℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为50～2500Nm3/t，反应停留时间为0.5～4小时。
通常，本发明，在劣质烃悬浮床加氢反应过程RU，劣质烃RUF的加氢热裂化反应过程的操作条件可以为：反应温度为400～490℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为50～2500Nm3/t，加氢催化剂添加量为劣质烃RUF重量的0.0010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，反应停留时间为0.5～4小时。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，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的粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，使用的加氢催化剂，可以是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。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE的一个或几个并联反应区的进料中含有的供氢溶剂油，供氢溶剂油主要由常规沸点为250～530℃烃类组成。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，以全部进料计算，供氢溶剂DS的重量与劣质烃RUF的重量之比可以为0.05～3.0。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE的一个或几个并联反应区的进料中含有的供氢溶剂油，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
通常，本发明，在有内部并联反应区的反应器KRE的液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL经循环泵加压后返回反应器KRE的反应区KARE或和反应区KBRE循环加工，循环加工的收集液KRE-RL的重量流量可以是接收该循环加工收集液KRE-RL的加氢反应区的外供烃原料的重量流量的0.05～5。
通常，本发明，至少一部分收集液KRE-RL返回反应器KRE的反应空间循环加工或者返回反应器KRE上游的反应空间循环加工，循环方式为使用循环液体增压器，可以选自下列的1种或几种的组合：
①为文丘里加压器WDP；
文丘里加压器WDP，动力介质为氢气原料或浆液原料或混合原料；
②为屏蔽电机驱动的离心泵。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，可以选自下列中的1种或几种：
①使用分隔板；
②使用间隔筒。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，可以选自下列中的1种或几种：
①使用分隔板，为平板或弧形板；
②使用间隔筒，为圆筒形间隔筒或方筒形间隔筒。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，是使用间隔筒，可以为圆筒形间隔筒或方筒形间隔筒。
通常，本发明，组合加氢反应器KRE设置内置式间隔筒KARE-INS，其数量可以为1个或2个或多个。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，是使用内置式间隔筒KARE-INS，内置式间隔筒KARE-INS的相对位置，可以选自下列的1种或几种的组合：
①内置式间隔筒KARE-INS的顶沿标高，高于集液杯KBV的顶沿标高；
②内置式间隔筒KARE-INS的顶沿标高，低于集液杯KBV的顶沿标高；
③内置式间隔筒KARE-INS，与集液杯KBV和或收集液导管KBVP并列布置；
④内置式间隔筒KARE-INS，与收集液导管KBVP套筒式布置，内置式间隔筒KARE-INS位于收集液导管KBVP外侧，内置式间隔筒KARE-INS与收集液导管KBVP之间的夹层空间为第一上流反应区KARE；
⑤内置式间隔筒KARE-INS，穿越集液杯，与收集液导管KBVP并列布置；
⑥内置式间隔筒KARE-INS，穿越集液杯并与集液杯为一体化设备，与收集液导管KBVP并列布置。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，在组合加氢反应器KRE内的顶部气液分离区KRE-KD中，物料分离为液体产物收集液KRE-RL和其它含气体产物；其它含气体产物的相态可以选自下列规定中的一种：
①气液混相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为部分脱液式；
②气相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KARE内的顶部气液分离区KRE-KD中，分离出收集液KBRL和气体产物，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式，此时，反应器KRE的顶部含液料位的控制方式，可以选自下列方式中的一种：
①控制上部集液杯KBV内聚液区的液位；
②控制反应器KRE壳体内上部含液料位的界面始终高于集液杯KBV顶部边沿的高度；
③控制反应器KRE壳体内上部的专用排液斗的聚液区的液位。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE的顶部含液料位的控制方式，可以选自下列方式中的一种：
①控制集液杯KBV内部空间存液区的液位；
②控制反应器KRE壳体内上部气相区与存液区的界面始终高于集液杯顶部边沿的高度。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区，任一体积较小的子加氢反应区的体积，占组合加氢反应器KRE全部反应区体积的比例，可以选自下列规定中的一种：
①小于50％；
②小于35％；
③小于20％；
④小于10％。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在反应器KRE内设置气体的使用洗涤液的洗涤脱尘和或脱高沸点烃组分的功能，降低排出反应器中的气体产物中固体颗粒的含量和或降低高沸点烃组分的含量，可以选自下列方式中的一种或几种：
①进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用喷雾洗涤方式；
②进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用填料层逆流洗涤方式；
③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流洗涤方式，在反应器KRE内的上部气相空间，设置内置式冷却器。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在反应器KRE内设置气体的中质烃的冷凝回流功能，降低排出反应器中的气体产物内中质烃组分的含量，可以选自下列方式中的一种或几种：
①进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式
②进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；
③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在反应器KRE内的上部气相空间，设置内置式冷却器。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，设置洗涤分离器WD；
在洗涤分离器WD中，反应器KRE排出的气体KRE-VP与洗涤液WD-LF接触后分离为洗涤富液WD-LP和洗涤净化气WD-VP，洗涤净化气WD-VP中的固体颗粒的重量浓度低于气体KRE-VP中的固体颗粒的重量浓度和或洗涤净化WD-VP气中的高沸点烃组分的重量浓度低于气体KRE-VP中的高沸点烃组分的重量浓度，至少一部分洗涤富液WD-LP返回反应器KRE的反应空间循环使用，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：
①在洗涤分离器WD中，采用喷雾洗涤方式，使洗涤液WD-LF与气体KRE-VP接触；
②在洗涤分离器WD中，采用填料层逆流洗涤方式，使洗涤液WD-LF与气体KRE-VP接触；
③在洗涤分离器WD中，设置内置式冷却器，进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液充当回流洗涤液的洗涤方式。
通常，本发明，至少一部分洗涤富液WD-LP，可以自流返回反应器KRE的反应空间循环使用；
此时，洗涤分离器WD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
通常，本发明，至少一部分洗涤富液WD-LP，可以自流返回反应器KRE的集液杯内循环使用；
此时，洗涤分离器WD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
通常，本发明，至少一部分洗涤富液WD-LP，可以经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器KRE的反应空间循环使用。
通常，本发明，在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，设置中质烃回收器CMLD；
在中质烃回收器CMLD中，设置回收气体产物内中质烃的冷凝回流功能，降低排出中质烃回收器CMLD中的气体产物CMLD-VP内中质烃组分的含量，得到含中质烃的凝液CMLD-LP，至少一部分凝液CMLD-LP返回反应器KRE的反应空间循环使用，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：
①进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器CMLD中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式
②进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器CMLD中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；
③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在中质烃回收器CMLD中，设置内置式冷却器。
通常，本发明，至少一部分凝液CMLD-LP，可以自流返回反应器KRE的反应空间循环使用；
此时，中质烃回收器CMLD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
通常，本发明，至少一部分凝液CMLD-LP，可以自流返回反应器KRE的集液杯内循环使用；
此时，中质烃回收器CMLD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
通常，本发明，至少一部分凝液CMLD-LP，可以经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器KRE的反应空间循环使用。
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。根据需要，可以设置循环氢气的脱硫化氢系统。
对于重油加氢热裂化反应过程RU，常规气体烃、H2S产率大时，通常部分冷高分气比如约5～30％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，未渗透气可以经过PSA提氢或经过“水蒸气转化制氢+PSA提氢”后加压返回加氢反应过程循环使用。
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入第一加氢反应器。
本发明，在任意反应过程，使用的氢气物流，可以全部是新氢，可以全部是循环氢，可以是新氢和循环氢的混合气。
Claims (50)
1.用有内部并联反应区的反应器的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的组合结构反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口，可能存在的收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，使用有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的上部设置并联子反应区产物的混合区KCRE，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料，排出反应器KRE作为反应产物。
2.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的组合结构反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口，可能存在的收集液导出口，可能存在的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，使用有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的上部设置并联子反应区产物的混合区KCRE，在联合反应区顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在联合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
基于产物KCRE-P的物料，作为顶部分液空间的原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物。
3.根据权利要求2所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的组合结构反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口，可能存在的收集液导出口，可能存在的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，使用有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的上部设置并联子反应区产物的混合区KCRE，在联合反应区顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在联合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
基于产物KCRE-P的物料，作为顶部分液空间的原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物；
⑤在液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL返回反应器KRE的反应空间循环加工或者返回反应器KRE上游的反应空间循环加工。
4.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的反应器，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
基于混合反应区产物KCRE-P的物料，排出反应器KRE作为反应器产物。
5.根据权利要求4所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的反应器，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
至少一部分混合反应区产物KCRE-P作为顶部分液空间原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物。
6.根据权利要求5所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在存在氢气、常规液态烃和可能存在催化剂的条件下，包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应RUR转化为反应产物RUP，回收反应产物RUP；
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含至少1个反应段，包含至少一个用有内部并联反应区的组合结构反应器KRE的反应段，反应器KRE的内部并联反应区中的至少一个反应区加工包含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF；
所述有内部并联反应区的反应器，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，存在并联子反应区产物的混合反应区KCRE；
所述一个反应段，指的是包含一个常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；
劣质烃上流加氢反应过程RU的反应段K，有内部并联反应区的上流式反应器KRE，在反应器KRE的反应空间中分割出至少2个并联反应区KARE和反应区KBRE，在反应器KRE的顶部分液空间设置集液杯和收集液导出系统，其工作方式如下：
①在反应区KARE，含第一液料KSF1的物料KF1进入反应区KARE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KARE-R转化为反应区产物KARE-P；
②在反应区KBRE，含第二液料KSF2的物料KF2进入反应区KBRE的下部进行主体流向向上的流动，进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应KBRE-R转化为反应区产物KBRE-P；
③在混合反应区KCRE，产物KARE-P与产物KBRE-P接触成为混合物MP-TO-TS；
基于混合物MP-TO-TS的物料进行至少一部分常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应转化为混合反应区产物KCRE-P；
至少一部分混合反应区产物KCRE-P作为顶部分液空间原料100F使用；
④在反应器KRE顶部的由反应器顶部壳体和液体收集杯组成的分液空间中，顶部分液空间原料100F进行气液分离得到收集杯排出的收集液KRE-RL和其它产物；
基于收集液KRE-RL和其它产物的物料，排出反应器KRE作为反应器产物；
⑤在液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL返回反应器KRE的反应空间循环加工或者返回反应器KRE上游的反应空间循环加工。
7.根据权利要求3或6所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在有内部并联反应区的反应器KRE的液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL经循环泵加压后返回反应器KRE的反应区KARE或和反应区KBRE循环加工。
8.根据权利要求3或6所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在内部并联反应区的反应器KRE的液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL经同1台循环泵加压后分为至少2路循环料，各路循环料进入反应器KRE的不同反应区循环加工。
9.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
有内部并联反应区的反应器KRE，包括底部壳体、含至少2个并联反应区、顶部壳体，反应器壳体设置并联反应区各自的进料口、顶部产品出口、收集液导出口，并联反应区设置各自的上行反应物料分布器；
所述上行物料，指的是反应器KRE内的主体方向向上流动的反应物料。
10.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在有内部并联反应区的反应器KRE内部，在并联反应区设置各自的上行反应物料分布器，在混合区KCRE设置上行反应物料分布器。
11.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在内部并联反应区的反应器KRE内部，在并联反应区设置各自的上行反应物料分布器，在混合反应区KCRE设置上行反应物料分布器，从而形成串联布置的物料分布器；
在下部截面分布器到上部截面分布器之间的空间DH中，在靠近上部截面分布器的位置，设置含液料原料导入空间DH的物料输入管；
所述上行物料，指的是反应器KRE内的主体方向向上流动的反应物料；
所述截面分布器，指的是反应器KRE内水平布置的能够将来自其下部空间的上行物料均匀分布到分布器上部反应空间的物料分配器。
12.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，基于内部并联反应区的反应器KRE排出的含常规沸点高于530℃烃组分的物料进入下游常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应过程中进行深度加氢热裂化反应。
13.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，内部并联反应区的反应器KRE的劣质烃进料，是基于上游常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应产物的物料且含有常规沸点高于530℃烃组分。
14.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
内部并联反应区的反应器KRE的操作方式，选自下列中的1种或几种：
①悬浮床反应器；
②沸腾床反应器；
③悬浮床与沸腾床反应器，在悬浮床反应空间同时设置沸腾床反应区。
15.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，所述进入内部并联反应区的反应器KRE的液料，在保证一个子加氢反应区加工含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF的条件下，其它并联反应区进料选自下列液料中的1种或几种：
①富含芳烃的蜡油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
②富含芳烃的柴油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
③组成不同于劣质烃RUF的含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFX；
④含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFY1，为劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的常压渣油；
⑤含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFY2，为劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的减压渣油。
16.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，所述进入内部并联反应区的反应器KRE的液料，在保证一个子加氢反应区加工含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUF的条件下，组合结构反应器KRE的一个或几个并联反应区的进料中含有的富含芳烃的常规沸点为250～530℃的烃类，选自下列物料中的1种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。
17.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUVF；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，存在使用内部并联反应区的反应器VRE，基于反应器VRE的反应产物得到的含常规沸点高于530℃烃组分的物流进入劣质烃上流加氢反应过程RU的第一反应器中或进入劣质烃上流加氢反应过程RU的中间反应器中或进入劣质烃上流加氢反应过程RU的最后反应器中或进入劣质烃上流加氢反应过程RU的最终产物中；
反应器VRE加工的液料，保证一个子加氢反应区加工含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUVF的条件下，其它并联反应区进料选自下列液料中的1种或几种：
①富含芳烃的蜡油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
②富含芳烃的柴油，来自劣质烃RUF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程或为外来蜡油；
③组成不同与劣质烃RUVF的含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFM；
④含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFN1，为劣质烃RUVF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的减压渣油；
⑤含常规沸点高于530℃烃组分的劣质烃RUFN2，为劣质烃RUVF上流加氢反应过程RU产物的分馏过程得到的常压渣油。
18.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
劣质烃上流加氢反应过程RU，包含液体物料串联操作的至少2个反应段，使用至少1台有内部并联反应区的反应器，劣质烃上流加氢反应过程RU的流程方式，选自下列中的1种或几种：
①劣质烃上流加氢反应过程RU，包含液体物料串联操作的2个反应段；
第一反应段排出含气相和液相的混相产物1RTP；
设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE；第一反应段的含气相和液相的混相产物1RTP作为下进料进入反应器2RE下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2RTP排出反应器2RE；
②劣质烃上流加氢反应过程RU，包含液体物料串联操作的2个反应段；
第一反应段排出含气相和液相的混相产物1RTP、重量上主要由液料组成的液料1ALPA；
设立第二反应段，使用一台上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE，第一反应段产物液料1ALPA作为下进料进入反应器2RE下部向上流动穿过主反应区，转化为反应产物2RTP排出反应器2RE；
同时，第一反应段的含气相和液相的混相产物1RTP，可能作为上进料进入反应器2RE上部，与反应器2RE内物料混合接触；
反应器2RE，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2RE的下部反应空间中循环加工；
上述流程属于液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程。
19.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
劣质烃上流加氢反应过程RU，设置可能包含固体的液料的串联操作的至少2个反应级，其中反应级之间存在可能包含固体的液料的串联流动，以可能包含固体的液料在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，选自下述方式的1种或几种：
①存在至少1个反应级，其反应过程接收上游反应级的含氢气产物，与液相物料的主体流向同向并流，属于存在氢气物料顺流操作的反应过程；
②液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；
③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；
④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。
20.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
劣质烃上流加氢反应过程RU为常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应过程，设置液相串联操作的多个反应级，其中反应级之间存在液相的串联流动，以液相在反应级之间的流动为正向，任意二个反应级的反应器之间氢气物料的流动方式，选自下述方式的1种或几种：
①劣质烃上流加氢反应过程RU，至少包含液相物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间氢气物料与液相的主体流向同向并流，属于液、气顺流串联反应过程；
第一反应级排出含气相和液相的混相产物1RTP；
设立第二反应级，使用至少一台上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE；第一反应级的含气相和液相的混相产物1RTP作为下进料进入反应器2RE下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2RE-TP排出反应器2RE；
②劣质烃上流加氢反应过程RU，至少包含液相物料串联操作的2个反应级，第一反应级与第二反应级之间属于液相串联、氢气短路跨流的串联反应过程；
第一反应级排出含气相和液相的混相产物1RTP、重量上主要由液相组成的液料1RLP；
设立第二反应级，使用一台液体产物循环式上流式膨胀床常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化反应器2RE，第一反应级产物液料1RLP作为下进料进入反应器2RE下部反应空间向上流动穿过上部反应空间，转化为反应产物2RTP排出反应器2RE；
同时，第一反应级的含气相和液相的混相产物1RTP作为上进料进入反应器2RE上部，与反应器2RE内物料混合接触；
反应器2RE，设置顶部液体收集杯，收集液循环返回反应器2RE的下部反应空间中循环加工；
③存在至少1个反应级，其气相产物不进入其它任意反应级的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应级的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；
④存在至少1个反应级，其反应过程接收下游反应级的含氢气产物，属于在反应级之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。
21.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，劣质烃RUF的常规沸点高于530℃烃组分的加氢热裂化转化率为65～98％。
22.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在加工劣质烃RUF的同时加工煤浆，煤粉加工重量为劣质烃RUF重量的0.1～5％，煤粉的加氢热裂化反应液化率为80～98％。
23.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，劣质烃RUF的加氢热裂化反应过程的操作条件为：反应温度为400～490℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为50～2500Nm3/t，反应停留时间为0.5～4小时。
24.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃悬浮床加氢反应过程RU，劣质烃RUF的加氢热裂化反应过程的操作条件为：反应温度为400～490℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为50～2500Nm3/t，加氢催化剂添加量为劣质烃RUF重量的0.0010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，反应停留时间为0.5～4小时。
25.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，使用的加氢催化剂，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，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的粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。
26.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，使用的加氢催化剂，是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。
27.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE的一个或几个并联反应区的进料中含有的供氢溶剂油，供氢溶剂油主要由常规沸点为250～530℃烃类组成。
28.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，以全部进料计算，供氢溶剂DS的重量与劣质烃RUF的重量之比为0.05～3.0。
29.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE的一个或几个并联反应区的进料中含有的供氢溶剂油，所述供氢剂主要由常规沸点为250～530℃的烃类组成，供氢剂中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
30.根据权利要求3或6所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在有内部并联反应区的反应器KRE的液料循环系统，至少一部分收集液KRE-RL经循环泵加压后返回反应器KRE的反应区KARE或和反应区KBRE循环加工，循环加工的收集液KRE-RL的重量流量是接收该循环加工收集液KRE-RL的加氢反应区的外供烃原料的重量流量的0.05～5。
31.根据权利要求3或6所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
至少一部分收集液KRE-RL返回反应器KRE的反应空间循环加工或者返回反应器KRE上游的反应空间循环加工，循环方式为使用循环液体增压器，选自下列的1种或几种的组合：
①为文丘里加压器WDP；
文丘里加压器WDP，动力介质为氢气原料或浆液原料或混合原料；
②为屏蔽电机驱动的离心泵。
32.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，选自下列中的1种或几种：
①使用分隔板；
②使用间隔筒。
33.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，选自下列中的1种或几种：
①使用分隔板，为平板或弧形板；
②使用间隔筒，为圆筒形间隔筒或方筒形间隔筒。
34.根据权利要求3或6所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，是使用间隔筒，为圆筒形间隔筒或方筒形间隔筒。
35.根据权利要求33所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
组合加氢反应器KRE设置内置式间隔筒KARE-INS，其数量为1个或2个或多个。
36.根据权利要求2或5所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区的方式，是使用内置式间隔筒KARE-INS，内置式间隔筒KARE-INS的相对位置，选自下列的1种或几种的组合：
①内置式间隔筒KARE-INS的顶沿标高，高于集液杯KBV的顶沿标高；
②内置式间隔筒KARE-INS的顶沿标高，低于集液杯KBV的顶沿标高；
③内置式间隔筒KARE-INS，与集液杯KBV和或收集液导管KBVP并列布置；
④内置式间隔筒KARE-INS，与收集液导管KBVP套筒式布置，内置式间隔筒KARE-INS位于收集液导管KBVP外侧，内置式间隔筒KARE-INS与收集液导管KBVP之间的夹层空间为第一上流反应区KARE；
⑤内置式间隔筒KARE-INS，穿越集液杯，与收集液导管KBVP并列布置；
⑥内置式间隔筒KARE-INS，穿越集液杯并与集液杯为一体化设备，与收集液导管KBVP并列布置。
37.根据权利要求2或4所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在组合加氢反应器KRE内的顶部气液分离区KRE-KD中，物料分离为液体产物收集液KRE-RL和其它含气体产物；其它含气体产物的相态选自下列规定中的一种：
①气液混相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为部分脱液式；
②气相，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式。
38.根据权利要求2或4所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KARE内的顶部气液分离区KRE-KD中，分离出收集液KBRL和气体产物，此时，反应器顶部气液分离操作方式为清晰脱液式，此时，反应器KRE的顶部含液料位的控制方式，选自下列方式中的一种：
①控制上部集液杯KBV内聚液区的液位；
②控制反应器KRE壳体内上部含液料位的界面始终高于集液杯KBV顶部边沿的高度；
③控制反应器KRE壳体内上部的专用排液斗的聚液区的液位。
39.根据权利要求2或4所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE的顶部含液料位的控制方式，选自下列方式中的一种：
①控制集液杯KBV内部空间存液区的液位；
②控制反应器KRE壳体内上部气相区与存液区的界面始终高于集液杯顶部边沿的高度。
40.根据权利要求1所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合结构反应器KRE构成并联的不同反应区，任一体积较小的子加氢反应区的体积，占组合加氢反应器KRE全部反应区体积的比例，选自下列规定中的一种：
①小于50％；
②小于35％；
③小于20％；
④小于10％。
41.根据权利要求2或4所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，组合反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在反应器KRE内设置气体的使用洗涤液的洗涤脱尘和或脱高沸点烃组分的功能，降低排出反应器中的气体产物中固体颗粒的含量和或降低高沸点烃组分的含量，选自下列方式中的一种或几种：
①进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用喷雾洗涤方式；
②进行气体脱除固体颗粒的洗涤脱尘步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的洗涤脱尘段，采用填料层逆流洗涤方式；
③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流洗涤方式，在反应器KRE内的上部气相空间，设置内置式冷却器。
42.根据权利要求2或4所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，在反应器KRE内设置气体的中质烃的冷凝回流功能，降低排出反应器中的气体产物内中质烃组分的含量，选自下列方式中的一种或几种：
①进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式
②进行气体冷凝中质烃步骤，在反应器KRE内的上部气相空间设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；
③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在反应器KRE内的上部气相空间，设置内置式冷却器。
43.根据权利要求2或4所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，设置洗涤分离器WD；
在洗涤分离器WD中，反应器KRE排出的气体KRE-VP与洗涤液WD-LF接触后分离为洗涤富液WD-LP和洗涤净化气WD-VP，洗涤净化气WD-VP中的固体颗粒的重量浓度低于气体KRE-VP中的固体颗粒的重量浓度和或洗涤净化WD-VP气中的高沸点烃组分的重量浓度低于气体KRE-VP中的高沸点烃组分的重量浓度，至少一部分洗涤富液WD-LP返回反应器KRE的反应空间循环使用，工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①在洗涤分离器WD中，采用喷雾洗涤方式，使洗涤液WD-LF与气体KRE-VP接触；
②在洗涤分离器WD中，采用填料层逆流洗涤方式，使洗涤液WD-LF与气体KRE-VP接触；
③在洗涤分离器WD中，设置内置式冷却器，进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液充当回流洗涤液的洗涤方式。
44.根据权利要求43所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
至少一部分洗涤富液WD-LP，自流返回反应器KRE的反应空间循环使用；
此时，洗涤分离器WD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
45.根据权利要求43所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
至少一部分洗涤富液WD-LP，自流返回反应器KRE的集液杯内循环使用；
此时，洗涤分离器WD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
46.根据权利要求43所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
至少一部分洗涤富液WD-LP，经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器KRE的反应空间循环使用。
47.根据权利要求2或4所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
在劣质烃上流加氢反应过程RU，反应器KRE顶部气液分离操作方式为清晰脱液式；
在劣质烃上流加氢反应过程RU，设置中质烃回收器CMLD；
在中质烃回收器CMLD中，设置回收气体产物内中质烃的冷凝回流功能，降低排出中质烃回收器CMLD中的气体产物CMLD-VP内中质烃组分的含量，得到含中质烃的凝液CMLD-LP，至少一部分凝液CMLD-LP返回反应器KRE的反应空间循环使用，工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器CMLD中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用喷雾直接冷凝方式
②进行气体冷凝中质烃步骤，在中质烃回收器CMLD中，设置洗涤液与气体进行接触和分离的接触冷凝段，采用填料层逆流接触冷凝方式；
③进行气体间接冷却产生含中质烃冷凝液体的凝液回流方式，在中质烃回收器CMLD中，设置内置式冷却器。
48.根据权利要求47所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
至少一部分凝液CMLD-LP，自流返回反应器KRE的反应空间循环使用；
此时，中质烃回收器CMLD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
49.根据权利要求47所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
至少一部分凝液CMLD-LP，自流返回反应器KRE的集液杯内循环使用；
此时，中质烃回收器CMLD的底部液面标高，高于反应器KRE内液相物料存在区域的标高。
50.根据权利要求47所述的劣质烃上流加氢反应过程，其特征在于：
至少一部分凝液CMLD-LP，经过屏蔽式电动离心泵加压后返回反应器KRE的反应空间循环使用。
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Cited By (2)
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|---|---|---|---|---|
| CN113862117A (zh) * | 2021-10-26 | 2021-12-31 | 华南理工大学 | 一种多液相体系连续化酶法拆分手性物质的装置及方法 |
| CN114471375A (zh) * | 2020-10-23 | 2022-05-13 | 中国石油化工股份有限公司 | 混合c4物流全加氢的装置和方法 |
Citations (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN102102025A (zh) * | 2009-12-17 | 2011-06-22 | 中国石油大学(北京) | 一种重油串并联多区催化裂化的方法和装置 |
| CN107267211A (zh) * | 2016-04-06 | 2017-10-20 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种劣质原料油的加工方法和系统 |
| CN107892945A (zh) * | 2016-10-01 | 2018-04-10 | 何巨堂 | 用气提氢气和液体收集杯的碳氢料膨胀床加氢反应器系统 |
-
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Patent Citations (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN102102025A (zh) * | 2009-12-17 | 2011-06-22 | 中国石油大学(北京) | 一种重油串并联多区催化裂化的方法和装置 |
| CN107267211A (zh) * | 2016-04-06 | 2017-10-20 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种劣质原料油的加工方法和系统 |
| CN107892945A (zh) * | 2016-10-01 | 2018-04-10 | 何巨堂 | 用气提氢气和液体收集杯的碳氢料膨胀床加氢反应器系统 |
Cited By (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN114471375A (zh) * | 2020-10-23 | 2022-05-13 | 中国石油化工股份有限公司 | 混合c4物流全加氢的装置和方法 |
| CN114471375B (zh) * | 2020-10-23 | 2023-02-24 | 中国石油化工股份有限公司 | 混合c4物流全加氢的装置和方法 |
| CN113862117A (zh) * | 2021-10-26 | 2021-12-31 | 华南理工大学 | 一种多液相体系连续化酶法拆分手性物质的装置及方法 |
| CN113862117B (zh) * | 2021-10-26 | 2024-03-12 | 华南理工大学 | 一种多液相体系连续化酶法拆分手性物质的装置及方法 |
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