法律状态公告日
法律状态信息
法律状态
2018-11-23
专利权的转移 IPC(主分类):C10G65/02 登记生效日:20181102 变更前: 变更后: 申请日:20120112
专利申请权、专利权的转移
2014-06-04
授权
授权
2012-11-14
实质审查的生效 IPC(主分类):C10G65/02 申请日:20120112
实质审查的生效
2012-07-18
公开
公开
技术领域
本发明涉及一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法；特别地讲，本发明涉及 一种使用供氢烃的煤焦油重油(常规沸点通常大于450℃的富含胶质、沥青质的煤焦油馏分) 的加氢轻质化方法，在加氢轻质化反应过程中，供氢烃的存在具有分散煤焦油重油及其裂解 小分子降低其缩聚几率、提高总体原料烃氢含量从而降低加氢负荷、加快氢转移速度抑制煤 焦油重油热解碎片的缩合等作用，具有提高热解分子的保留率(即提高轻质油品产率)、降低 缩合固体产率、缩短反应过程时间、降低反应总温升、延长催化剂操作周期、提高操作稳定 性等效果。
背景技术
本文所述供氢烃，指的是在低氢含量烃油比如煤焦油重油的加氢轻质化反应过程中具有 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，与煤液化使用 的供氢烃的种类和功能相同或相近。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：
本发明所述煤焦油重油指的是来自煤焦油的常规沸点高于450℃馏分，通常富含多环芳 烃、胶质和沥青质。
本发明所述煤焦油重油加氢轻质化过程，指的是煤焦油重油加氢转化生产常规沸点低于 450℃馏分的过程，该过程通常包含加氢裂化反应，适宜的反应器形式是悬浮床加氢反应器。
专利申请201010217358.1记载了一种使用悬浮床加氢反应器的煤焦油重油加氢轻质化 方法，包括煤焦油原料预处理及蒸馏分离、煤焦油重质馏分悬浮床加氢裂化和轻质馏分油常 规提质加工过程。CN201010217358.1专利申请的工艺特点是把煤焦油中大于370℃的部分作 为加氢裂化的原料，采用悬浮床或鼓泡床加氢裂化反应器进行加氢裂化反应，反应生成物大 于370℃的重质油(沥青)的大部分(大约80％)直接循环回炼再裂化，小部分(大约20％) 进行固液分离，分离固体催化剂后循环回炼再裂化，目的是把煤焦油中大分子沥青尽可能多 的裂化成小分子轻质油产品，分出的催化剂外甩，外甩的目的是除去在裂化过程中生成的少 量高分子聚合物和已经失活的催化剂。该技术由于把几乎全部的的重沥青回炼裂化成了小分 子产品，轻油收率要显著提高，最高油收率在93％以上。各步骤主要特征如下：
①煤焦油脱杂和分馏：将煤焦油原料进行常规脱水和脱除机械杂质；将预处理后的煤焦 油采用蒸馏的方法分离为小于260℃、260～370℃和大于370℃三个馏分，对煤焦油小于260℃ 馏分采用传统煤焦油脱酚方法进行脱酚处理，获得脱酚油和粗酚，粗酚可进一步精馏精制、 精馏分离获得酚类化合物如苯酚、甲酚、二甲酚等；
②煤焦油重质馏分非均相催化剂的悬浮床(或鼓泡床或浆态床)的加氢裂化：
a、油、催化剂、硫化机配浆步骤：将一定量的配剂油(脱除了催化剂的循环油和/或大 于370℃的煤焦油重馏分油)、粒度小于100μm的粉状催化剂颗粒(复合型加氢催化剂，其 中高活性组分金属与低活性组分金属的质量比为1∶1000至1∶10)及硫化剂一起在80℃～ 200℃的搅拌条件下混合均匀制得催化剂油浆，控制催化剂油浆的固体浓度在20～45％范围；
b、催化剂油浆与其余大于370℃的煤焦油重馏分和含有催化剂的循环油(加氢反应生成 物经常压塔分馏所得常底重油，约占五分之四的数量)混和为混合料，混合料经原料泵升压、 混氢、升温后进入悬浮床(或鼓泡床或浆态床)加氢反应器进行加氢裂化反应，催化剂的加 入量以控制活性组分的金属与煤焦油原料质量之比为0.1∶100至4∶100，反应器反应流出物 经过高温分离器、低温分离器后得到液固相高低分油混合物流和富氢气体二部分。富氢气体 用作循环氢。液固相高低分油混合物流经常压塔分馏后，得到小于370℃轻馏分油，塔底得 到含有催化剂的常底重油(大于于370℃馏分油)，其中大部分(大约五分之四)常底重油作 为循环油直接循环到悬浮床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应；其余小部分(大约五 分之一)的常底重油采用过滤或蒸馏的方法进行固液分离，分离后得到催化剂残渣和悬浮床 加氢重馏分油，这部分重馏分油或者直接和悬浮床的反应原料混合或者作为催化剂油浆制备 的部分溶剂，循环进入悬浮床或鼓泡床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应，脱出的催 化剂外甩或再生；其中悬浮床加氢反应温度320～480℃，反应压力8～19MPa，体积空速0.3～ 3.0h-1，氢油体积比500～2000，催化剂为配套的复合多金属活性组分的粉状颗粒煤焦油加 氢催化剂，其中高活性组分金属与低活性组分金属的质量比为1∶1000至1∶10，加入量为活 性组分金属量与煤焦油原料质量比为0.1∶100至4∶100，加氢反应产物分出轻质油后的含有 催化剂的尾油大部分直接循环至反应器，少部分尾油进行脱除催化剂处理后再循环至反应器， 进一步轻质化，重油全部或最大量循环，实现了煤焦油最大量生产轻质油和催化剂循环利用 的目的，大大提高原料和催化剂的利用效率；
③轻质油的提质加工：将上述得到的全部轻质馏分油进行常规提质加工，即悬浮床或鼓 泡床加氢反应产物小于370℃轻馏分油和煤焦油分馏步骤得到的260～370℃馏分及小于 260℃脱酚油一起作为馏分油提质加工的原料油，加工生产燃料油和化工原料，其中的石脑油 馏分可采用催化重整或催化重整-芳烃抽提联合工艺生产汽油或芳烃产品，煤柴馏分可采用加 氢精制或选择性加氢裂化技术生产航空煤油、柴油产品。
专利申请201010217358.1的一个重大特征是把煤焦油中的370～480℃馏分和大于480℃ 的煤焦油重油全部引入悬浮床加氢裂化过程。
实际上，专利申请201010217358.1所述悬浮床加氢裂化过程的目标反应是完成目标裂解 物即常规沸点大于450℃的煤焦油重油(沥青质、胶质、多环芳烃等大分子或基团)的热裂 解和最高效率的实现裂解碎片的“加氢稳定”，降低热缩合成炭反应和裂化造气反应的几率， 为了实现上述意图，基于目标裂解物(沥青质、胶质、多环芳烃等大分子或基团)具有的粘 度高、易缩合以及裂解碎片“加氢稳定”需要快速大量供氢的特点，在目标裂解物的预热过 程和加氢裂化反应过程中，必须使用合适的溶剂油充当“分散剂、载热剂、供氢剂”，以阻止 目标裂解物的热缩聚、降低反应过程温升、快速供氢实现“稳定裂解碎片、阻止其热缩聚”。
专利申请201010217358.1使用的溶剂油是常规沸点为370～450℃的煤焦油馏分，具有 以下特点：
①优点之一是来源方便，是煤焦油重油的伴生物；
②优点之二是“常规沸点为370～450℃的煤焦油馏分”富含多环芳烃、胶质，与煤焦油 重油具有良好的互溶性，是较好的分散剂；
③缺点之一是“常规沸点为370～450℃的煤焦油馏分”富含多环芳烃、胶质，热稳定性 较差、供氢能力较差，在目标裂化组分即中低温煤焦油重油的加热过程抑制结焦能力差，煤 焦油重油加氢反应进料煤焦油重油加热炉炉管易结焦；
④缺点之二是“常规沸点为370～450℃的煤焦油馏分”富含多环芳烃、胶质、供氢能力 较差，在目标裂化组分即中低温煤焦油重油的加氢裂化过程不能有效抑制裂化碎片的“热缩 合反应”，焦炭产率高、气体产率高；
⑤缺点之三是其中的“常规沸点为370～450℃的煤焦油馏分”富含多环芳烃、胶质，本 身是优良的加氢精制原料，经过加氢精制可以转化为优良的加氢裂化原料，如此加工其液体 收率高、气体产率低；专利申请201010217358.1把煤焦油中的370～450℃馏分直接引入加 氢裂化的过程，使其经历了非理想的加氢精制-加氢裂化过程，因为专利申请201010217358.1 的悬浮床加氢裂化过程的主导功能是“裂化”，适合于煤焦油重油的悬浮床加氢催化剂和反应 系统功能(表观加氢精制功能与加氢裂化功能)，对370～450℃煤焦油馏分而言通常不是最 佳的，比如煤焦油重油的悬浮床加氢过程的区域操作温度通常高达420～450℃远高出煤焦油 馏分的固定床加氢精制过程、固定床加氢裂化过程的370～420℃的通常操作温度范围，其裂 化反应几率必然是较高的；
⑥缺点之四是，与石油基重油加氢裂化过程相比，溶剂油氢含量低得多，溶剂油加氢反 应耗氢量大得多、反应热大得多，也就是说其载热剂效率(控制总体反应过程温升幅度能力) 低得多；
⑦缺点之五是，“常规沸点为370～450℃的煤焦油馏分”含有的多环芳烃、胶质分子大、 粘度大、热运动速度低；。
在石油基重油悬浮床加氢裂化过程中，充当溶剂油的组分氢含量高、含有丰富的双环或 多环结构烃、含有丰富的部分饱和的芳烃大分子，溶剂油本身包含丰富的传氢烃和或供氢烃， 热加工过程抗结焦功能强、加氢裂化过程耗氢量小、反应热较少，对照前述专利申请 201010217358.1所述中低温煤焦油重油的加氢裂化方法，专利申请201010217358.1使用的 溶剂油氢含量低、供氢能力差低下，其热加工过程抗结焦功能差、加氢裂化过程耗氢量大、 反应热较大的缺点是明显的。
本发明认为，前述专利申请201010217358.1方法存在一个使用“氢含量低、受热易缩合、 供氢能力低”的溶剂油的技术缺陷，基于这一概念性认识，本发明提出一种改进“溶液油特 性”的方案即改用性能优良的供氢溶剂油，方便易得的供氢溶剂油可以是“常规沸点为370～ 450℃的煤焦油馏分的加氢精制油(或加氢改性油)，因其富含多环烃和部分饱和的芳烃类物 质而具备与煤焦油重油良好的互溶性(该特点决定了分散剂、载热剂功能)，因其氢含量高且 富含部分饱和的芳烃类物质而具备良好的热稳定性和良好的供氢能力(该特点决定了结焦抑 制剂、供氢剂功能)，可以实现以下主要目的：
①提高悬浮床加氢裂化总体原料油在热加工过程的抗结焦(或者说抑制结焦)能力，即 降低换热器、加热炉炉管的结垢或结焦速度，延长操作周期；
②提高悬浮床加氢裂化总体原料油氢含量，降低加氢裂化过程总体耗氢量、减少反应热 量、降低反应温升、稳定操作温度；
③在悬浮床加氢裂化过程实现快速供氢，抑制煤焦油重油的“裂解碎片”的“热缩聚” 反应，具有提高热解分子的保留率(即提高轻质油品产率)同时减少缩合固体产率、缩短反 应过程时间、提高催化剂效率等效果，即实现煤焦油重油的高选择性、高效加氢裂化反应；
④在悬浮床加氢裂化过程，抑制或降低溶剂油的热缩和反应、提高溶剂油的热运动速度；
⑤悬浮床加氢裂化反应流出物分馏以450℃为分界点，370～450℃馏分去加氢精制过程， 增强整体工艺中的加氢精制功能的比重，优化了整体工艺中加氢功能的分配，降低了悬浮床 加氢裂化过程负荷，利于提高整体工艺过程液体收率。
从以上对比可以看出，专利申请201010217358.1方法中，“常规沸点为370～450℃的煤 焦油馏分的加工流程”整体功能中，“悬浮床加氢裂化”即加氢裂化所占比重更大；本发明方 法中，“常规沸点为370～450℃的煤焦油馏分的加工流程”刚好相反：固定床加氢精制B1即 加氢精制所占比重更大。
本发明与专利申请201010217358.1方法相比，“常规沸点为370～450℃的煤焦油馏分的 加工流程”刚好相反：专利申请201010217358.1中“常规沸点为370～450℃的煤焦油馏分” 的加工流程是“先经过悬浮床加氢裂化(包括大于370℃馏分的循环裂化)、然后悬浮床加氢 裂化生成油的低于370℃馏分经过加氢提质”，本发明中“常规沸点为370～450℃的煤焦油馏 分”的加工流程是“先经过固定床加氢精制B1、然后固定床加氢精制生成油经过悬浮床加氢 裂化B2、最后悬浮床加氢裂化生成油进入固定床加氢精制B1循环加氢精制”。这就是两种方 法的根本不同
因此，本发明的第一目的在于提供一种使用供氢烃的煤焦油重油制取清洁燃料油的加氢 轻质化方法。
本发明的第二目的在于提供一种全馏分煤焦油加氢转化制取液体燃料的方法。
本发明的第三目的在于提供一种全馏分中低温煤焦油加氢转化制取液体燃料的方法。
本发明的第四目的在于提供一种高温煤焦油馏分和全馏分中低温煤焦油联合加氢转化制 取液体燃料的方法。
本发明的第五目的在于提供一种富含双环芳烃和/或多环芳烃的劣质石油基烃类和中低 温煤焦油沥青的联合加氢转化制取液体燃料的方法。
本发明的第六目的在于提供一种高温焦油蒽油或洗油加氢转化制取液体燃料的方法。
本发明的第七目的在于提供一种使用供氢烃的劣质重油加氢轻质化方法。
本发明的第八目的在于提供一种将富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃油的加氢改性过程 与低氢含量烃油加氢轻质化过程进行组合加工的方法。
事实上，煤焦油重油的综合特性是：氢含量很低(中低温煤焦油氢含量通常低于7％、一 般低于6.5％)而碳含量高，较高温度(比如250℃)时呈高粘度流体，但是常温下呈固态， 高温受热易分解结焦，可以视之为“煤挥发份中高沸点烃构成的拟煤体”。借助“拟煤体”这 一概念，本发明认为煤加氢直接液化过程使用供氢溶剂油这一技术概念可以移植使用于煤焦 油重油的加氢裂化过程，从而对专利申请201010217358.1方法实现工艺流程的改进，如果按 照上述“拟煤体”概念观察本发明，本发明构思则是自然而然的。对比专利申请201010217358.1 方法的煤焦油重油的加氢裂化反应过程，本发明强化了溶剂油的供氢能力、提高了溶剂油的 氢含量。
煤焦油重油加工装置的一个重要特点是规模小，例如大规模中低温煤焦油加工量按100 万吨/年计算，煤焦油重油数量也仅仅10～20万吨/年，由于工程技术必须尽可能降低投资， 故煤焦油重油的加氢裂化反应过程与煤焦油轻馏分的加氢改质过程的组合也是必然的。
发明内容
本发明一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法，包括如下步骤：
重油物流HDS主要由常规沸点高于450℃的烃组分HD组成，重油物流HDS选自下列物料 中的一种或几种：
①低温煤焦油重油馏分；
②中温煤焦油重油馏分；
③高温煤焦油重油馏分；
④石油基重油热加工过程所得重油馏分产品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂 化过程或重油催化裂解过程；
⑤页岩油基重油热加工过程所得重油馏分产品；
⑥石油砂基重油热加工过程所得重油馏分产品；
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在氢气和催化剂存在条件下，重油物流HDS 进行包含加氢裂化反应的加氢轻质化反应HPU21R，至少一部分烃组分HD完成加氢裂化反应 得到反应流出物HPU21P，其特征在于含有供氢烃SH的供氢烃物流SHS进入加氢反应区HPU21， 在加氢反应HPU21R过程中供氢烃SH与烃组分HD接触；
所述供氢烃SH指的是部分饱和的双环芳烃和或部分饱和的多环芳烃；物流SHS中胶质含 量低于10重量％，沥青质含量低于1重量％；物流SHS中供氢烃SH重量与物流SHS中常规液 态烃组分总重量之比值高出重油物流HDS中供氢烃SH重量与重油物流HDS中常规液态烃组分 总重量之比值至少3重量％；物流SHS中常规液态烃组分氢元素平均重量含量高出重油物流 HDS的氢元素重量含量至少2重量％；
供氢烃物流SHS来自加工供氢烃前身物物流SHSBF的以供氢烃制备为目标的加氢反应区 HPU1的加氢反应流出物HPU1P；物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于 6重量％；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与重油物流HDS中常规沸点高于450℃的烃组分 HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.1～10。
本发明特别适合于重油物流HDS为中低温煤焦油重油、而供氢烃前身物物流SHSBF为中 低温煤焦油轻馏分的联合加工，其特征在于：氢含量低于8重量％的重油物流HDS主要由常规 沸点高于450℃的烃组分HD组成；重油物流HDS选自下列物料中的一种或两种：
①低温煤焦油重油馏分；
②中温煤焦油重油馏分；
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，使用悬浮床反应器HPU21-SB，进料自反应 器HPU21-SB下部进入，在温度为300～500℃、压力为6.0～28.0MPa、氢气/原料油体积比为 500∶1～4000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HDS重量的0.01～5.0％、体积空速为0.1～ 10.0hr-1的反应条件下，完成包含加氢裂化反应的加氢轻质化反应得到加氢轻质化反应流出物 HPU21P，反应流出物HPU21P自反应器HPU21-SB上部流出；
供氢烃物流SHS来自加工供氢烃前身物物流SHSBF的以供氢烃制备为目标的加氢反应区 HPU1的加氢反应流出物HPU1P；物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于 10重量％；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与重油物流HDS中常规沸点高于450℃的烃组分 HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.2～5；
供氢烃前身物物流SHSBF选自下列物流中的一种或几种：
①主要由常规沸点为350～450℃的低温煤焦油馏分组成的物流；
②主要由常规沸点为350～450℃的中温煤焦油馏分组成的物流；
③主要由常规沸点为230～450℃的高温煤焦油馏分组成的物流；
④主要由包含常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的低温煤焦油 馏分组成的物流；
⑤主要由包含常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的中温煤焦油 馏分组成的物流；
⑥主要由脱酚后的常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的低温煤 焦油馏分组成的物流；
⑦主要由脱酚后的常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的中温煤 焦油馏分组成的物流。
本发明供氢烃前身物物流SHSBF为350～450℃的中低温煤焦油馏分时，供氢烃物流SHS 的选择是：在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～ 450℃的烃MF组成的物流MFS进行制供氢烃加氢反应HPU1R，至少一部分烃组分MF完成加氢 改性反应得到加氢反应流出物HPU1P，基于加氢反应流出物HPU1P得到的供氢烃物流SHS选 自下列物流的一个或几个：
①反应流出物HPU1P用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入 加氢反应区HPU21；
②反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气 HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
③反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气 HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS进入加氢反 应区HPU21，至少一部分热高分油HPU1-HSO降压、脱气后所得液体HPU1-HSOA与重油物流HDS 混合后进入加氢反应区HPU21；
④反应流出物HPU1P进入冷高压分离过程HPU1-CS分离为冷高分油HPU1-CSO和冷高分气 HPU1-CSV，至少一部分冷高分油HPU1-CSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
⑤分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分 馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的 物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
⑥分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分 馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分主要由常规沸点为 350～450℃的富含供氢烃组分组成的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21。
本发明供氢烃前身物物流SHSBF为60～450℃的中低温煤焦油馏分时，供氢烃物流SHS 的选择是：在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的含有常规沸点为60～ 450℃烃LMF的物流LMFS完成深度加氢精制反应HPU1R转化为加氢反应流出物HPU1P，常规 沸点为60～350℃的烃转化为石脑油和柴油组分，常规沸点为350～450℃的烃转化为富含供 氢烃SH的加氢尾油，基于加氢反应流出物HPU1P得到的供氢烃物流SHS选自下列物流的一个 或几个：
①反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气 HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
②以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的中间反应流出物HPU1MP进入热高压分离过 程HPU1M-HS分离为热高分油HPU1M-HSO和热高分气HPU1MP-HSV，至少一部分热高分油 HPU1M-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS进入加氢反应区HPU21，至少一部分热高分 油HPU1M-HSO降压脱气后所得脱气油HPU1M-HSOA与重油物流HDS混合后进入加氢反应区 HPU21；
③分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分 馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的 物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
④分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分 馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分主要由常规沸点为 350～450℃的富含供氢烃组分组成的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21。
本发明供氢烃前身物物流SHSBF为60～450℃的中低温煤焦油馏分时，在以供氢烃制备 为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为60～450℃烃LMF组成的物流LMFS 进行的加氢改性反应HPU1R，可以选择以最大限度制取供氢烃为目标。
本发明重油物流HDS主要由常规沸点高于450℃的的氢含量低于6.5重量％的煤焦油重馏 分HD组成时，以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在温度为320～480℃、压力为10.0～ 20.0MPa、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重 量的0.1～2.0％、体积空速为0.2～5.0hr-1的反应条件下操作；物流SHS中供氢功能烃组分 SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于10重量％；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与常 规沸点高于450℃的煤焦油重馏分HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.3～3。
本发明设置以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3时，第一种工作方式是：
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于450℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油轻质化为 目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂PU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反应 条件下完成加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
本发明设置以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3时，第二种工作方式是：
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的物流去以重油轻质化为 目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
本发明设置以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3时，第三种工作方式是：
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点为350～450℃的烃组成的物流去以供氢烃制备 为目标的加氢反应区HPU1；至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
本发明设置加氢提质串联反应区HPU22时，特征在于：
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的加氢反应流出物HPU21P进入热态高压分离器 HPU21P-HS分离为热高分气HPU21P-HSV和可能含有固体颗粒的热高分油液体HPU21P-HSL，热 态高压分离器HPU21P-HS在温度为350～500℃、压力为6.0～28.0MPa的条件下操作；分离 热高分油液体HPU21P-HSL得到的主要由常规沸点高于450℃的烃组成的油品进入以重油轻质 化为目标的加氢反应区HPU21与催化剂HPU21-CAT接触；
热高分气HPU21P-HSV进入加氢提质串联反应区HPU22，分离热高分油HPU21P-HSL得到 的主要由常规沸点低于450℃的烃组成的液体烃进入加氢提质串联反应区HPU22，可能存在的 来自煤焦油的主要由常规沸点低于350℃的烃LF组成的物流LFS进入加氢提质串联反应区 HPU22，加氢提质串联反应区HPU22操作条件为：温度为280～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU22-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1，完 成加氢提质串联反应得到加氢提质串联反应流出物HPU22P；
在加氢提质串联反应流出物HPU22P的分离部分HPU22P-S，分离加氢提质串联反应流出 物HPU22P得到富氢气体HPU22PH和加氢生成油HPU22PO，至少一部分富氢气体HPU22PH返回 以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21循环使用；
在加氢生成油HPU22PO分离部分HPU22PO-FS，分离加氢生成油HPU22PO得到气体和窄馏 分油品。
本发明设置加氢提质串联反应区HPU22时，在加氢生成油HPU22PO分离部分HPU22PO-FS， 分离加氢生成油HPU22PO得到的主要由常规沸点高于350℃的烃组成的油品，进入以重油轻 质化为目标的加氢反应区HPU21与催化剂HPU21-CAT接触或者进入以供氢烃制备为目标的加 氢反应区HPU1与催化剂HPU1-CAT接触。
本发明设置的加氢提质串联反应区HPU22宜使用沸腾床反应器或悬浮床反应器，以适应 含有细小固体颗粒的原料。
为了简化流程，本发明可以将重油轻质化生成油引入分离以供氢烃制备为目标的加氢反 应区HPU1完成提质目的，其第一种流程是：
以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢改性反应得到加氢反应流出物HPU1P；
分离以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO 和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分 的物流，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的富含供氢烃组分的物流用作供氢 烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于450℃的烃组成的物流去以供氢烃制备为目标的加 氢反应区HPU1，至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油轻质化为目 标的加氢反应区HPU21。
为了简化流程，本发明可以将重油轻质化生成油引入分离以供氢烃制备为目标的加氢反 应区HPU1完成提质目的，其第二种流程是：
以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢改性反应得到加氢反应流出物HPU1P；
分离以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO 和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分 的物流，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的富含供氢烃组分的物流用作供氢 烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以供氢烃制备为目标的加 氢反应区HPU1，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的物流去以重油轻质化为目 标的加氢反应区HPU21。
供氢烃前身物物流SHSBF为350～450℃的中低温煤焦油馏分时，为了简化流程，本发明 第一种流程是：
在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～450℃ 的烃MF组成的物流MFS完成加氢改性反应HPU1R得到反应流出物HPU1P，至少一部分反应流 出物HPU1P用作供氢烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的物流HPU3-F1去以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下操作，物流HPU3-F1和可能存在的来自煤焦油的主要由常规沸点低于350℃的烃LF 组成的物流LFS进行加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
供氢烃前身物物流SHSBF为350～450℃的中低温煤焦油馏分时，为了简化流程，本发明 第二种流程是：
在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～450℃ 烃MF组成的物流MFS完成加氢改性反应HPU1R得到反应流出物HPU1P，，至少一部分反应流 出物HPU1P用作供氢烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点为350～450℃的烃组成的物流去以供氢烃制备 为目标的加氢反应区HPU1；至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下操作，物流HPU3-F1和可能存在的来自煤焦油的主要由常规沸点低于350℃的烃LF 组成的物流LFS进行加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
供氢烃前身物物流SHSBF为350～450℃的中低温煤焦油馏分时，为了简化流程，本发明 第三种流程是：
在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～450℃ 的烃MF组成的物流MFS完成加氢改性反应HPU1R得到反应流出物HPU1P，至少一部分反应流 出物HPU1P用作供氢烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于450℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油轻质化为 目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下操作，物流HPU3-F1和可能存在的来自煤焦油的主要由常规沸点低于350℃的烃LF 组成的物流LFS进行加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
本发明设置加氢裂化反应过程HPU4处理以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的加氢 生成油HPU1PO分离所得由常规沸点高于350℃烃组成的油品HPU1PO-DO时，为了简化流程， 本发明特征在于：
以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢改性反应得到加氢反应流出物HPU1P；
分离以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO 和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到气体、窄馏分油 品，部分主要由常规沸点高于350℃烃组成的富含供氢烃组分的物流用作供氢烃物流SHS；部 分主要由常规沸点高于350℃烃组成的油品HPU1PO-DO去加氢裂化反应过程HPU4转化为加氢 裂化反应流出物HPU4P，加氢裂化反应流出物HPU4P与下列物流中的一个或几个混合：
①以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的加氢反应流出物HPU1P；
②可能存在的加氢提质串联反应流出物HPU22P；
③可能存在的以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3的加氢反应流出物HPU3P。
本发明以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21存在中间循环油系统时，其特征在于：
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，主要由常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分 HD组成的重油物流HDS进入第一反应区HPU211，在温度为300～500℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量的0.05～ 5％、体积空速为0.2～5.0hr-1的反应条件下，完成浅度加氢裂化反应得到中间反应流出物 HPU211P；第一部分中间反应流出物HPU211P1被分离为中间气体和中间烃油(含有催化剂)， 中间烃油作为中间循环烃油返回以第一反应区HPU211与加氢催化剂HPU211-CAT接触；第二 部分中间反应流出物HPU211P2和中间气体进入加氢反应区HPU21的第二反应区HPU212进行 深度加氢裂化反应得到加氢反应流出物HPU212P，反应流出物HPU212P用作以重油轻质化为 目标的加氢反应区的加氢反应流出物HPU21P；第一部分中间反应流出物HPU211P1的重量流 量HPU211P1W与第二部分中间反应流出物HPU211P2的重量流量HPU211P2W之比K＝ HPU211P1W/HPU211P2W，通常K＝0.5～2。
本发明存在两路供氢烃物流时，第一种流程方案是：
存在两路供氢烃前身物物料：轻质供氢烃前身物SHB1和重质供氢烃前身物SHB2，SHB1 主要由常规沸点为60～350℃的馏分组成，SHB1经过芳烃加氢部分饱和过程HPU11得到加氢 反应流出物HPU11P，芳烃加氢部分饱和过程HPU11在温度为200～420℃、压力为6.0～ 28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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，加氢反应流出物HPU11P进入以重油轻质化为目标的加氢反应区 HPU21使供氢烃与煤焦油烃组分HD接触；
SHB2主要由常规沸点为350～450℃的馏分组成，SHB2经过芳烃加氢部分饱和过程HPU12 得到加氢反应流出物HPU12P，芳烃加氢部分饱和过程HPU12在温度为250～440℃、压力为 6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-CAT体积空速为0.03～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为 300∶1～3000∶1的反应条件下操作，加氢反应流出物HPU12P进入以重油轻质化为目标的加氢 反应区HPU21使供氢烃与煤焦油烃组分HD接触。
本发明存在两路供氢烃物流时，第二种流程方案是：
存在两路供氢烃前身物物料SHB1和SHB2，SHB1主要由常规沸点为60～350℃的馏分组 成，SHB1经过芳烃加氢部分饱和过程HPU11所得加氢反应流出物HPU11P的分离过程所得常 规沸点为60～350℃的馏分油HPU11PSP，芳烃加氢部分饱和过程HPU11在温度为200～420℃、 压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；馏分油HPU11PSP进入以重油轻质化为目标的加氢反 应区HPU21使供氢烃与煤焦油烃组分HD接触；
SHB2主要由常规沸点为350～450℃的馏分组成，SHB2经过芳烃加氢部分饱和过程HPU12 所得加氢反应流出物HPU12P的分离过程所得常规沸点为350～450℃的馏分油HPU12PSP，芳 烃加氢部分饱和过程HPU12在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂 HPU21-CAT体积空速为0.03～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1的反应条件下操 作；馏分油HPU12PSP进入以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21使供氢烃与煤焦油烃组分 HD接触。
本发明存在两路供氢烃物流时，第三种流程方案是：
存在两路供氢烃前身物物料SHB1和SHB2，SHB1主要由常规沸点为60～350℃的馏分组 成，SHB1经过芳烃加氢部分饱和过程HPU11得到加氢反应流出物HPU11P，芳烃加氢部分饱和 过程HPU11在温度为200～420℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；
SHB2主要由常规沸点为350～450℃的馏分组成，SHB2经过芳烃加氢部分饱和过程HPU12 得到加氢反应流出物HPU12P，芳烃加氢部分饱和过程HPU12在温度为250～440℃、压力为 6.0～20.0MPa、加氢催化剂HPU21-CAT体积空速为0.03～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为 300∶1～3000∶1的反应条件下操作；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21存在串联操作的第一反应区HPU211和第二反应 区HPU212，煤焦油重油HDS进入第一反应区HPU211，SHB1转化得到的反应流出物HPU11P进 入第一反应区HPU211使供氢烃与煤焦油烃组分HD或其中间产物接触，得到第一反应区HPU211 反应流出物HPU211P；反应流出物HPU211P进入第二加氢反应区HPU212，SHB2转化得到的反 应流出物HPU12P进入第二加氢反应区HPU212使供氢烃与煤焦油烃组分HD的中间产物接触， 第二反应区HPU212操作温度较第一反应区HPU211操作温度高至少10℃。
本发明存在两路供氢烃物流时，第四种流程方案是：
存在两路供氢烃前身物物料SHB1和SHB2，SHB1主要由常规沸点为60～350℃的馏分组 成，SHB1经过芳烃加氢部分饱和过程HPU11所得加氢反应流出物HPU11P的分离过程所得常 规沸点为60～350℃的馏分油HPU11PSP，芳烃加氢部分饱和过程HPU11在温度为200～420℃、 压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；
SHB2主要由常规沸点为350～450℃的馏分组成，SHB2经过芳烃加氢部分饱和过程HPU12 所得加氢反应流出物HPU12P的分离过程所得常规沸点为350～450℃的馏分油HPU12PSP，芳 烃加氢部分饱和过程HPU12在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂 HPU21-CAT体积空速为0.03～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1的反应条件下操 作；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21存在串联操作的第一反应区HPU211和第二反应 区HPU212，煤焦油烃组分HD进入第一反应区HPU211，SHB1转化得到的馏分油HPU11PSP进 入第一反应区HPU211使供氢烃与煤焦油烃组分HD或其中间产物接触，得到第一反应区HPU211 反应流出物HPU211P；反应流出物HPU211P进入第二加氢反应区HPU212，SHB2转化得到的馏 分油HPU12PSP进入第二加氢反应区HPU212使供氢烃与煤焦油烃组分HD的中间产物接触，第 二反应区HPU212操作温度较第一反应区HPU211操作温度高至少15℃。
本发明加工全馏分煤焦油的第一种流程方案是：
在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规沸点低于 450℃的烃组成的轻馏分LMFS和主要由常规沸点高于450℃的烃组成的重馏分HS，重馏分HS 用作重油物流HDS，轻馏分12S用作供氢烃前身物物料SHB；
SHB在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1完成深度加氢精制反应部分得到加氢反应 流出物HPU1P，以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为200～440℃、压力为6.0～ 28.0MPa、HPU21-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，加氢反应流出物HPU1P中全馏分柴油的十六烷值高于24；
分离加氢反应流出物HPU1P得到气体、主要由常规沸点低于350℃的烃组成的馏分油 HPU1P-FLO和主要由常规沸点高于350℃的烃组成的馏分油HPU1P-FHO，至少一部分馏分油 HPU1P-FHO用作物流SHS与重油物流HDS混合后进入以重油轻质化为目标的加氢反应区 HPU21，物流SHS中供氢功能烃组分SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于6重量％；
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在温度为350～500℃、压力为3.0～ 28.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量 的0.01～2％、体积空速为0.1～10.0hr-1的反应条件下，进行加氢轻质化反应得到加氢轻质化 反应流出物HPU21P；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分 HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.2～5；加氢轻质化反应流出物HPU21P进入热态高 压分离器HPU21-HPS分离为热高分气HPU21-HPV和可能含有固体颗粒的热高分油液体 HPU21-HPL，热高分气HPU21-HPV进入冷态高压分离器HPU21-CPS分离为冷高分气HPU21-CPV 和冷高分油液体HPU21-CPL，至少一部分冷高分气HPU21-CPV返回加氢反应区HPU21循环使 用；
分馏热高分油液体HPU21-HP和或冷高分油液体HPU21-CPL，得到的油品分为进入以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21的循环油和外排油WPY(加氢轻质化反应生成油)；外排油 WPY进入深度加氢精制反应部分HPU1与其加氢精制催化剂接触，外排油WPY完成加氢提质反 应，得到的加氢提质反应流出物进入加氢反应流出物HPU1P中。
本发明加工全馏分煤焦油的第一种流程方案包括提取酚组分过程时，其特征是：
在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规沸点为160～ 250℃的烃组成的酚油，酚油经过含碱水溶液萃取步骤后成为脱酚油，脱酚油进入精制塔，将 常规沸点为100～140℃的与水易分离的烃油作为间隔烃引入精制塔，精制塔塔低油数量为脱 酚油的5～20％，其余脱酚油自精制塔侧线抽出，主要由间隔烃和水蒸汽组成的塔顶油气离开 精制塔顶冷却后分离为水和油；精制塔塔低油去煤焦油分馏塔；精制塔侧线油作为精制后脱 酚油用作加氢原料进入加氢反应部分HPU1与其加氢催化剂接触。
本发明加工全馏分煤焦油的第一种流程方案优选的操作条件是：
以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～420℃、压力为10.0～25.0MPa、 加氢催化剂HPU21-CAT体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1的反 应条件下操作，加氢反应流出物HPU1P中全馏分柴油的十六烷值高于28；
物流SHS中供氢功能烃组分SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于10重量％；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在温度为350～480℃、压力为10.0～25.0MPa、 氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量的0.01～ 2％、体积空速为0.1～10.0hr-1的反应条件下操作，加氢反应区HPU21全部烃类进料中常规沸 点高于450℃的烃组份的裂化率大于40重量％。
本发明加工全馏分煤焦油的第一种流程方案时，供氢烃SH的重量流量SHW与常规沸点高 于450℃的煤焦油重馏分HD的重量流量HDW之比K＝SHW/HDW，通常K＝0.3～3。
本发明加工全馏分煤焦油的第二种流程方案是：
在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规沸点低于 350℃的烃组成的第一馏分LFS、主要由常规沸点为350～450℃的烃组成的第二馏分MFS和主 要由常规沸点高于450℃的烃组成的重馏分HS，重馏分HS用作重油物流HDS，第二馏分MFS 用作供氢烃前身物物料SHB；
SHB在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1转化为加氢反应流出物HPU1P，加氢反应 区HPU1在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；
至少一部分加氢反应流出物HPU1P用作物流SHS与重油物流HDS混合后进入以重油轻质 化为目标的加氢反应区HPU21，物流SHS中供氢烃SH重量占物流SHS中常规液态烃组分总重 量比例高于6重量％；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21在温度为350～500℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量的0.01～ 2％、体积空速为0.1～10.0hr-1的反应条件下完成加氢轻质化反应得到加氢反应流出物 HPU21P；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分HD的重量 流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.1～10；在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，使用悬 浮床反应器，进料自反应器下部进入，加氢轻质化反应流出物HPU21P自反应器上部流出；
反应流出物HPU21P进入热态高压分离器HPU21-HPS分离为热高分气HPU21-HPV和可能含 有固体颗粒的热高分油液体HPU21-HPL，热高分气HPU21-HPV进入冷态高压分离器HPU21-CPS 分离为冷高分气HPU21-CPV和冷高分油液体HPU21-CPL，至少一部分冷高分气HPU21-CPV返 回以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21循环使用；
分馏热高分油液体HPU21-HPL和或冷高分油液体HPU21-CPL，得到的油品分为进入以重 油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的循环油和外排油WPY(加氢轻质化生成油)；
在外排油WPY加氢提质反应区以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3，在温度为260～ 440℃、压力为6.0～28.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT 体积空速为0.05～5.0hr-1的反应条件下，外排油WPY和可能联合加工的第一馏分LFS完成加 氢提质制反应，得到加氢提质反应流出物HPU3P；
在加氢提质反应流出物的分离部分HPU3P-HS，分离加氢提质反应流出物HPU3P得到富氢 气体HPU3P-HSV和提质生成油HPU3P-OP，至少一部分富氢气体HPU3P-HSV返回以轻质化油提 质为目标的加氢反应区HPU3循环使用；
分离提质生成油HPU3P-OP，得到气体产品和窄馏分油品。
本发明加工全馏分煤焦油的第三种流程方案是：
在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规沸点低于 450℃的烃组成的轻馏分LMFS和主要由常规沸点高于450℃的烃组成的重馏分HS，重馏分HS 用作重油物流HDS，轻馏分LMFS用作供氢烃前身物物料SHB；
SHB经过以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1转化为加氢反应流出物HPU1P，加氢反 应区HPU1在温度为200～440℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；
至少一部分加氢反应流出物HPU1P与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21用作物 流SHS，物流SHS中供氢功能烃组分SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于6重量％；
加氢反应区HPU21在温度为300～550℃、压力为6.0～28.0MPa、氢气/原料油体积比为 300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量的0.01～2％、体积空速为0.1～ 10.0hr-1的反应条件下，进行加氢轻质化反应得到加氢轻质化反应流出物HPU21P；供氢烃物 流SHS的重量流量SHSW与常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分HD的重量流量HDW之比 K＝SHSW/HDW，K＝0.1～10；在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，使用悬浮床反应器， 进料自反应器下部进入，加氢轻质化反应流出物HPU21P自反应器上部流出；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P进入热态高压分离器 HPU21-HPS分离为热高分气HPU21-HPV和可能含有固体颗粒的热高分油液体HPU21-HPL，热高 分气HPU21-HPV进入冷态高压分离器HPU21-CPS分离为冷高分气HPU21-CPV和冷高分油液体 HPU21-CPL，至少一部分冷高分气HPU21-CPV返回以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21循 环使用；
分馏热高分油液体HPU21-即和或冷高分油液体HPU21-CPL，得到的油品分为进入以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21的循环油和外排油WPY(加氢轻质化反应生成油)；
外排油WPY加氢提质反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、氢气/ 原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反应条件 下，外排油WPY完成加氢提质制反应，得到加氢提质反应流出物HPU3P；
在加氢提质反应流出物的分离部分HPU3P-HS，分离加氢提质反应流出物HPU3P得到富氢 气体2CHPV和提质生成油HPU3P-OP，至少一部分富氢气体2CHPV返回以轻质化油提质为目标 的加氢反应区HPU3循环使用；
分离提质生成油HPU3P-OP，得到气体产品和窄馏分油品。
使用本发明加工全馏分煤焦油的第二种流程方案或第三种流程方案时，
分离以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3产生的加氢提质生成油HPU3P-OP，得到 的常规沸点高于350℃的馏分油，可以进入以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1与加氢催 化剂HPU1-CAT接触，或者进入以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21与加氢裂化催化剂 HPU21-CAT接触。
使用本发明加工全馏分煤焦油的第二种流程方案或第三种流程方案包括提取酚组分过程 时，其特征是：在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规 沸点为160～250℃的烃组成的酚油，酚油经过含碱水溶液萃取步骤后成为脱酚油，脱酚油进 入精制塔，将常规沸点为100～140℃的与水易分离的烃油作为间隔烃引入精制塔，精制塔塔 低油数量为脱酚油的5～20％，其余脱酚油自精制塔侧线抽出，主要由间隔烃和水蒸汽组成的 塔顶油气离开精制塔顶冷却后分离为水和油；精制塔塔低油去煤焦油分馏塔；精制塔侧线油 作为精制后脱酚油用作加氢原料进入以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3与加氢催化 剂HPU3-CAT接触。
本发明加工全馏分煤焦油的第二种流程方案或第三种流程方案的优选操作条件是：以供 氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～420℃、压力为10.0～20.0MPa、加氢催化 剂HPU21-CAT体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1的反应条件下 操作；
物流SHS中供氢功能烃组分SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于10重量％；
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在温度为350～480℃、压力为10.0～ 20.0MPa、氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量 的0.03～2％、体积空速为0.1～10.0hr-1的反应条件下操作；供氢烃物流SH的重量流量SHSW 与常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.3～3；
在以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3，在温度为300～420℃、压力为10.0～ 20.0MPa、氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.15～ 2.0hr-1的反应条件下操作。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
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 杂质组分指的是原料油中非氢、非碳元素的加氢产物，包括水、硫化氢、氨、氯化氢等。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值，除非特别说明，均为重量基准 值，重量百分率表示为重量％。
本发明所述煤焦油，通常是包含常规沸程为120～450℃烃组分和常规沸点高于450℃烃 组分的混合物，通常包含40～60％的常规沸程为120～330℃的馏分(含双环芳烃馏分)、包含 20～35％的常规沸程为330～450℃的馏分(含双环至四环芳烃馏分)和8～20％的常规沸程高 于450℃的重馏分(即煤沥青馏分)。本发明所述煤焦油，指的是来自煤热解或煤造气或其它 过程的煤焦油产品，可以是来自来自低温炼焦过程(干馏温度低于700℃)的低温煤焦油或 中温炼焦过程的中温煤焦油(干馏温度介于700～950℃)或它们的混合油，通常含有煤焦油 重油组分。由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一 定范围内变化。本发明所述煤焦油的性质比重通常为0.89～1.15，通常金属含量为5～80PPm、 硫含量为0.1～0.4％、氮含量为0.6～1.6％。本发明所述煤焦油，有时无机水含量为0.2～5.0 ％，有时有机氧含量为2.5～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％。按照本发明， 所述煤焦油进行分离之前，通常经过过滤除固体颗粒的过程。本发明所述煤焦油，通常含有 酚类化合物，在进入加氢过程之前，通常提取其中的酚类化合物比如低级酚。本发明所述煤 焦油轻质馏份油，指的是常规沸点一般为60～480℃、通常为60～450℃的煤焦油馏份油。本 发明所述煤焦油重油指的是来自煤焦油的主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成的馏分， 富含多环芳烃、胶质、沥青质。
本发明所述石脑油馏份指的是常规沸点一般为60～190℃、通常为60～180℃的烃类。本 发明所述柴油馏份指的是常规沸点一般为160～390℃、通常为180～370℃的烃类。
表1 典型芳烃组分及其对比氢化物沸点、凝点和密度汇总表
本发明所述供氢烃SH指的是部分饱和的双环芳烃和部分饱和的多环芳烃。
表1列出了煤焦油中存在的部分芳烃组分及其对比氢化物沸点、凝点和密度数据，用于 说明典型芳烃组分与对比氢化物沸点、凝点和密度的变化。
按照本发明，煤焦油的全馏分(需分离提取的特定组分如酚除外)均需经过加氢转化过 程，表1所列沸点数据暗示：参考蒽常规沸点(340℃)和丁省常规沸点(450℃)，以350℃ 和450℃为分界点，大约常规沸点为350～450℃的馏分含有大量三、四环结构的芳烃，五环 及其更多环数结构的芳烃绝大多数集中存在于常规沸点高于450℃的馏分中构成煤沥青馏分， 煤沥青馏分通常难以采用常规固定床技术实现长周期、高收率加氢轻质化故采用悬浮床加氢 技术转化之。因此可以提出以下操作原则：将常规沸点高于450℃的馏分定义为煤焦油重油 馏分即煤沥青馏分，将常规沸点介于350～450℃的馏分定义为伴生的供氢体前身物，然后使 用本发明将供氢体前身物加氢转化为供氢烃、然后将供氢烃导入煤沥青馏分的加氢轻质化反 应过程，改善煤沥青馏分的加氢轻质化反应过程，形成煤焦油的新型加氢转化组合工艺。
将常规沸点介于350～450℃的煤焦油馏分定义为伴生的供氢体前身物，是基于以下考虑 确定的：其加氢精制产物含有大量供氢烃，馏分转化为柴油等轻质油品必须经过加氢裂化过 程。
至此，本发明提出了以下“全馏分煤焦油加氢转化”工艺原则：对于中、低温煤焦油全 馏分转化过程，将中低温煤焦油分离为常规沸程为160～245℃的酚油、常规沸程低于350℃ 烃的第一馏分、常规沸程为350～450℃的第二馏分和常规沸点高于450℃的第三馏分即煤沥 青；从酚油中提取低沸点酚，脱酚油和第一馏分用作轻质馏分，经过深度加氢精制即可成为 清洁油品；常规沸程为350～450℃烃组分的第二馏分用作供氢体前身物，使用本发明转化为 供氢烃、然后将供氢烃导入煤沥青馏分的加氢轻质化反应过程，改善煤沥青馏分的加氢轻质 化反应过程，煤沥青馏分的加氢轻质化反应生成油可以进入第一馏分的加氢精制过程和或第 二馏分的加氢精制过程完成提质，形成煤焦油的新型加氢转化组合工艺。
常规沸程为350～450℃烃组分制备供氢烃的过程，可以是专用加氢过程、便于在最佳条 件下最大限度提高供氢烃浓度、通常适用于较大规模全馏分煤焦油的加工，也可以是与常规 沸程低于350℃烃的第一馏分共同使用的联合加氢过程、实现简化流程的目的、通常适用于 较小规模全馏分煤焦油加工。
与煤沥青制取清洁燃料油的加氢轻质化反应过程相近的过程有很多，本文以低氢含量烃 油的概念表示之，本文所述低氢含量烃油具备以下特点：在低氢含量烃油制取清洁燃料油的 加氢轻质化反应过程中，供氢烃的存在具有提高热解分子的保留率(即提高轻质油品产率) 同时减少固体产率、缩短反应过程时间、降低反应总温升、提高操作稳定性等效果，因此本 文所述低氢含量烃油指的是任意一种合适的低氢含量烃油，比如可以是氢含量低于9％的主要 由常规沸点高于450℃的烃组成的物流，可以选自低温煤焦油馏分、中温煤焦油馏分、高温 煤焦油馏分、石油渣油、石油催化裂化油浆、石油催化裂解油浆、石油砂基重油、页岩油中 的一种或几种。通常，随着氢含量的降低，低氢含量烃油中的芳烃含量或胶质含量或沥青质 含量随之增大。
供氢烃的工业制备方案通常是对富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃类完成预期程度的加 氢部分饱和反应使其最大量的转化为部分饱和的双环芳烃或部分饱和的多环芳烃，所得加氢 反应流出物或其分离过程所得油品即可用作供氢烃物流。作为供氢烃前身物的富含双环芳烃 和/或多环芳烃的物流，可以选自原油热加工过程馏份(比如石油重油催化裂化过程常规沸点 为250～370℃馏份、石油渣油延迟焦化过程常规沸点为350～450℃馏份)中的一种或几种， 但是最好选自煤焦油馏份(通常常规沸点为160～480℃、最好常规沸点为370～450℃)，也 可以选自煤焦油重馏分加氢转化产物、煤焦油重馏分加氢转化产物的分离过程所得馏分油中 的一种或几种(此时形成循环流程)。比如，对于中低温煤焦油重油(比如常规沸点高于450 ℃的中低温煤焦油沥青)制取清洁燃料油的加氢轻质化反应过程，工业上方便可得的供氢烃 前身烃就是与煤沥青伴生的沸点较低的煤焦油馏份，此时，方案之一是分离中低温煤焦油得 到主要由常规沸点低于350℃的烃组成的轻馏分、主要由常规沸点为350～450℃的烃组成的 中馏分和主要由常规沸点高于450℃的烃组成的重馏分，中馏分用作供氢烃前身烃，重馏分 用作煤沥青；方案之二是分离中低温煤焦油得到主要由常规沸点低于450℃的烃组成的前馏 分和主要由常规沸点高于450℃的烃组成的重馏分，前馏分用作供氢烃前身烃，重馏分用作 煤沥青。由于中低温煤焦油含有大量酚类，通常在焦油分馏过程抽出酚油，酚油分离为粗酚 和脱酚油，脱酚油可以进一步加氢处理。当需要同时加工高温煤焦油的常规沸点为230～480 ℃馏分(及通常所述的洗油和或蒽油)时，可以将其作为供氢烃前身烃一并使用。
生产供氢烃的加氢改性步骤的主要目标是提高供氢烃物流中“供氢烃”的含量，比如提 高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤焦油含有大量双环结构芳烃、三环结构芳 烃和四环及其以上结构芳烃这一事实，煤焦油加氢改性过程是一个芳烃加氢不完全饱和过程 或者说是一个芳烃加氢适度饱和过程。
关于生产供氢烃的加氢改性过程，有多种煤液化粗油加氢生产煤液化溶剂油的工艺技术 可以借鉴，其反应器形式可以是固定床、沸腾床、逆流床等，催化剂多为高活性载体催化剂。
以下描述本发明的特征部分。
本发明一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法，包括如下步骤：
重油物流HDS主要由常规沸点高于450℃的烃组分HD组成，重油物流HDS选自下列物料 中的一种或几种：
①低温煤焦油重油馏分；
②中温煤焦油重油馏分；
③高温煤焦油重油馏分；
④石油基重油热加工过程所得重油馏分产品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂 化过程或重油催化裂解过程；
⑤页岩油基重油热加工过程所得重油馏分产品；
⑥石油砂基重油热加工过程所得重油馏分产品；
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在氢气和催化剂存在条件下，重油物流HDS 进行包含加氢裂化反应的加氢轻质化反应HPU21R，至少一部分烃组分HD完成加氢裂化反应 得到反应流出物HPU21P，其特征在于含有供氢烃SH的供氢烃物流SHS进入加氢反应区HPU21， 在加氢反应HPU21R过程中供氢烃SH与烃组分HD接触；
所述供氢烃SH指的是部分饱和的双环芳烃和或部分饱和的多环芳烃；物流SHS中胶质含 量低于10重量％，沥青质含量低于1重量％；物流SHS中供氢烃SH重量与物流SHS中常规液 态烃组分总重量之比值高出重油物流HDS中供氢烃SH重量与重油物流HDS中常规液态烃组分 总重量之比值至少3重量％；物流SHS中常规液态烃组分氢元素平均重量含量高出重油物流 HDS的氢元素重量含量至少2重量％；
供氢烃物流SHS来自加工供氢烃前身物物流SHSBF的以供氢烃制备为目标的加氢反应区 HPU1的加氢反应流出物HPU1P；物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于 6重量％；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与重油物流HDS中常规沸点高于450℃的烃组分 HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.1～10。
本发明特别适合于重油物流HDS为中低温煤焦油重油、而供氢烃前身物物流SHSBF为中 低温煤焦油轻馏分的联合加工，其特征在于：氢含量低于8重量％的重油物流HDS主要由常规 沸点高于450℃的烃组分HD组成；重油物流HDS选自下列物料中的一种或两种：
①低温煤焦油重油馏分；
②中温煤焦油重油馏分；
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，使用悬浮床反应器HPU21-SB，进料自反应 器HPU21-SB下部进入，在温度为300～500℃、压力为6.0～28.0MPa、氢气/原料油体积比为 500∶1～4000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HDS重量的0.01～5.0％、体积空速为0.1～ 10.0hr-1的反应条件下，完成包含加氢裂化反应的加氢轻质化反应得到加氢轻质化反应流出物 HPU21P，反应流出物HPU21P自反应器HPU21-SB上部流出；
供氢烃物流SHS来自加工供氢烃前身物物流SHSBF的以供氢烃制备为目标的加氢反应区 HPU1的加氢反应流出物HPU1P；物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于 10重量％；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与重油物流HDS中常规沸点高于450℃的烃组分 HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.2～5；
供氢烃前身物物流SHSBF选自下列物流中的一种或几种：
①主要由常规沸点为350～450℃的低温煤焦油馏分组成的物流；
②主要由常规沸点为350～450℃的中温煤焦油馏分组成的物流；
③主要由常规沸点为230～450℃的高温煤焦油馏分组成的物流；
④主要由包含常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的低温煤焦油 馏分组成的物流；
⑤主要由包含常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的中温煤焦油 馏分组成的物流；
⑥主要由脱酚后的常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的低温煤 焦油馏分组成的物流；
⑦主要由脱酚后的常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的中温煤 焦油馏分组成的物流。
本发明供氢烃前身物物流SHSBF为350～450℃的中低温煤焦油馏分时，供氢烃物流SHS 的选择是：在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～ 450℃的烃MF组成的物流MFS进行制供氢烃加氢反应HPU1R，至少一部分烃组分MF完成加氢 改性反应得到加氢反应流出物HPU1P，基于加氢反应流出物HPU1P得到的供氢烃物流SHS选 自下列物流的一个或几个：
①反应流出物HPU1P用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入 加氢反应区HPU21；
②反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气 HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
③反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气 HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS进入加氢反 应区HPU21，至少一部分热高分油HPU1-HSO降压、脱气后所得液体HPU1-HSOA与重油物流HDS 混合后进入加氢反应区HPU21；
④反应流出物HPU1P进入冷高压分离过程HPU1-CS分离为冷高分油HPU1-CSO和冷高分气 HPU1-CSV，至少一部分冷高分油HPU1-CSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
⑤分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分 馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的 物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
⑥分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分 馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分主要由常规沸点为 350～450℃的富含供氢烃组分组成的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21。
本发明供氢烃前身物物流SHSBF为60～450℃的中低温煤焦油馏分时，供氢烃物流SHS 的选择是：在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的含有常规沸点为60～ 450℃烃LMF的物流LMFS完成深度加氢精制反应HPU1R转化为加氢反应流出物HPU1P，常规 沸点为60～350℃的烃转化为石脑油和柴油组分，常规沸点为350～450℃的烃转化为富含供 氢烃SH的加氢尾油，基于加氢反应流出物HPU1P得到的供氢烃物流SHS选自下列物流的一个 或几个：
①反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气 HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
②以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的中间反应流出物HPU1MP进入热高压分离过 程HPU1M-HS分离为热高分油HPU1M-HSO和热高分气HPU1MP-HSV，至少一部分热高分油 HPU1M-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS进入加氢反应区HPU21，至少一部分热高分 油HPU1M-HSO降压脱气后所得脱气油HPU1M-HSOA与重油物流HDS混合后进入加氢反应区 HPU21；
③分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分 馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的 物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；
④分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分 馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分主要由常规沸点为 350～450℃的富含供氢烃组分组成的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流 HDS混合后进入加氢反应区HPU21。
本发明供氢烃前身物物流SHSBF为60～450℃的中低温煤焦油馏分时，在以供氢烃制备 为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为60～450℃烃LMF组成的物流LMFS 进行的加氢改性反应HPU1R，可以选择以最大限度制取供氢烃为目标。
本发明重油物流HDS主要由常规沸点高于450℃的的氢含量低于6.5重量％的煤焦油重馏 分HD组成时，以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在温度为320～480℃、压力为10.0～ 20.0MPa、氢气/原料油体积比为1000∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重 量的0.1～2.0％、体积空速为0.2～5.0hr-1的反应条件下操作；物流SHS中供氢功能烃组分 SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于10重量％；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与常 规沸点高于450℃的煤焦油重馏分HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.3～3。
本发明设置以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3时，第一种工作方式是：
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于450℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油轻质化为 目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂PU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反应 条件下完成加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
本发明设置以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3时，第二种工作方式是：
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的物流去以重油轻质化为 目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
本发明设置以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3时，第三种工作方式是：
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点为350～450℃的烃组成的物流去以供氢烃制备 为目标的加氢反应区HPU1；至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
本发明设置加氢提质串联反应区HPU22时，特征在于：
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的加氢反应流出物HPU21P进入热态高压分离器 HPU21P-HS分离为热高分气HPU21P-HSV和可能含有固体颗粒的热高分油液体HPU21P-HSL，热 态高压分离器HPU21P-HS在温度为350～500℃、压力为6.0～28.0MPa的条件下操作；分离 热高分油液体HPU21P-HSL得到的主要由常规沸点高于450℃的烃组成的油品进入以重油轻质 化为目标的加氢反应区HPU21与催化剂HPU21-CAT接触；
热高分气HPU21P-HSV进入加氢提质串联反应区HPU22，分离热高分油HPU21P-HSL得到 的主要由常规沸点低于450℃的烃组成的液体烃进入加氢提质串联反应区HPU22，可能存在的 来自煤焦油的主要由常规沸点低于350℃的烃LF组成的物流LFS进入加氢提质串联反应区 HPU22，加氢提质串联反应区HPU22操作条件为：温度为280～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU22-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1，完 成加氢提质串联反应得到加氢提质串联反应流出物HPU22P；
在加氢提质串联反应流出物HPU22P的分离部分HPU22P-S，分离加氢提质串联反应流出 物HPU22P得到富氢气体HPU22PH和加氢生成油HPU22PO，至少一部分富氢气体HPU22PH返回 以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21循环使用；
在加氢生成油HPU22PO分离部分HPU22PO-FS，分离加氢生成油HPU22PO得到气体和窄馏 分油品。
本发明设置加氢提质串联反应区HPU22时，在加氢生成油HPU22PO分离部分HPU22PO-FS， 分离加氢生成油HPU22PO得到的主要由常规沸点高于350℃的烃组成的油品，进入以重油轻 质化为目标的加氢反应区HPU21与催化剂HPU21-CAT接触或者进入以供氢烃制备为目标的加 氢反应区HPU1与催化剂HPU1-CAT接触。
本发明设置的加氢提质串联反应区HPU22宜使用沸腾床反应器或悬浮床反应器，以适应 含有细小固体颗粒的原料。
为了简化流程，本发明可以将重油轻质化生成油引入分离以供氢烃制备为目标的加氢反 应区HPU1完成提质目的，其第一种流程是：
以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢改性反应得到加氢反应流出物HPU1P；
分离以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO 和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分 的物流，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的富含供氢烃组分的物流用作供氢 烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于450℃的烃组成的物流去以供氢烃制备为目标的加 氢反应区HPU1，至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油轻质化为目 标的加氢反应区HPU21。
为了简化流程，本发明可以将重油轻质化生成油引入分离以供氢烃制备为目标的加氢反 应区HPU1完成提质目的，其第二种流程是：
以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢改性反应得到加氢反应流出物HPU1P；
分离以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO 和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分 的物流，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的富含供氢烃组分的物流用作供氢 烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以供氢烃制备为目标的加 氢反应区HPU1，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的物流去以重油轻质化为目 标的加氢反应区HPU21。
供氢烃前身物物流SHSBF为350～450℃的中低温煤焦油馏分时，为了简化流程，本发明 第一种流程是：
在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～450℃ 的烃MF组成的物流MFS完成加氢改性反应HPU1R得到反应流出物HPU1P，至少一部分反应流 出物HPU1P用作供氢烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点高于350℃的烃组成的物流HPU3-F1去以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下操作，物流HPU3-F1和可能存在的来自煤焦油的主要由常规沸点低于350℃的烃LF 组成的物流LFS进行加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
供氢烃前身物物流SHSBF为350～450℃的中低温煤焦油馏分时，为了简化流程，本发明 第二种流程是：
在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～450℃ 烃MF组成的物流MFS完成加氢改性反应HPU1R得到反应流出物HPU1P，，至少一部分反应流 出物HPU1P用作供氢烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于350℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点为350～450℃的烃组成的物流去以供氢烃制备 为目标的加氢反应区HPU1；至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下操作，物流HPU3-F1和可能存在的来自煤焦油的主要由常规沸点低于350℃的烃LF 组成的物流LFS进行加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
供氢烃前身物物流SHSBF为350～450℃的中低温煤焦油馏分时，为了简化流程，本发明 第三种流程是：
在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～450℃ 的烃MF组成的物流MFS完成加氢改性反应HPU1R得到反应流出物HPU1P，至少一部分反应流 出物HPU1P用作供氢烃物流SHS；
分离以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P得到加氢生成油 HPU21PO和富氢气体；在加氢生成油HPU21PO分馏部分，分离加氢生成油HPU21PO得到窄馏 分油品，至少一部分主要由常规沸点低于450℃的烃组成的物流去以轻质化油提质为目标的 加氢反应区HPU3，至少一部分主要由常规沸点高于450℃的烃组成的物流去以重油轻质化为 目标的加氢反应区HPU21；
以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下操作，物流HPU3-F1和可能存在的来自煤焦油的主要由常规沸点低于350℃的烃LF 组成的物流LFS进行加氢提质反应得到加氢反应流出物HPU3P。
本发明设置加氢裂化反应过程HPU4处理以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的加氢 生成油HPU1PO分离所得由常规沸点高于350℃烃组成的油品HPU1PO-DO时，为了简化流程， 本发明特征在于：
以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反 应条件下完成加氢改性反应得到加氢反应流出物HPU1P；
分离以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO 和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到气体、窄馏分油 品，部分主要由常规沸点高于350℃烃组成的富含供氢烃组分的物流用作供氢烃物流SHS；部 分主要由常规沸点高于350℃烃组成的油品HPU1PO-DO去加氢裂化反应过程HPU4转化为加氢 裂化反应流出物HPU4P，加氢裂化反应流出物HPU4P与下列物流中的一个或几个混合：
①以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的加氢反应流出物HPU1P；
②可能存在的加氢提质串联反应流出物HPU22P；
③可能存在的以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3的加氢反应流出物HPU3P。
本发明以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21存在中间循环油系统时，其特征在于：
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，主要由常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分 HD组成的重油物流HDS进入第一反应区HPU211，在温度为300～500℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量的0.05～ 5％、体积空速为0.2～5.0hr-1的反应条件下，完成浅度加氢裂化反应得到中间反应流出物 HPU211P；第一部分中间反应流出物HPU211P1被分离为中间气体和中间烃油(含有催化剂)， 中间烃油作为中间循环烃油返回以第一反应区HPU211与加氢催化剂HPU211-CAT接触；第二 部分中间反应流出物HPU211P2和中间气体进入加氢反应区HPU21的第二反应区HPU212进行 深度加氢裂化反应得到加氢反应流出物HPU212P，反应流出物HPU212P用作以重油轻质化为 目标的加氢反应区的加氢反应流出物HPU21P；第一部分中间反应流出物HPU211P1的重量流 量HPU211P1W与第二部分中间反应流出物HPU211P2的重量流量HPU211P2W之比K＝ HPU211P1W/HPU211P2W，通常K＝0.5～2。
本发明存在两路供氢烃物流时，第一种流程方案是：
存在两路供氢烃前身物物料：轻质供氢烃前身物SHB1和重质供氢烃前身物SHB2，SHB1 主要由常规沸点为60～350℃的馏分组成，SHB1经过芳烃加氢部分饱和过程HPU11得到加氢 反应流出物HPU11P，芳烃加氢部分饱和过程HPU11在温度为200～420℃、压力为6.0～ 28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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，加氢反应流出物HPU11P进入以重油轻质化为目标的加氢反应区 HPU21使供氢烃与煤焦油烃组分HD接触；
SHB2主要由常规沸点为350～450℃的馏分组成，SHB2经过芳烃加氢部分饱和过程HPU12 得到加氢反应流出物HPU12P，芳烃加氢部分饱和过程HPU12在温度为250～440℃、压力为 6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-CAT体积空速为0.03～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为 300∶1～3000∶1的反应条件下操作，加氢反应流出物HPU12P进入以重油轻质化为目标的加氢 反应区HPU21使供氢烃与煤焦油烃组分HD接触。
本发明存在两路供氢烃物流时，第二种流程方案是：
存在两路供氢烃前身物物料SHB1和SHB2，SHB1主要由常规沸点为60～350℃的馏分组 成，SHB1经过芳烃加氢部分饱和过程HPU11所得加氢反应流出物HPU11P的分离过程所得常 规沸点为60～350℃的馏分油HPU11PSP，芳烃加氢部分饱和过程HPU11在温度为200～420℃、 压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；馏分油HPU11PSP进入以重油轻质化为目标的加氢反 应区HPU21使供氢烃与煤焦油烃组分HD接触；
SHB2主要由常规沸点为350～450℃的馏分组成，SHB2经过芳烃加氢部分饱和过程HPU12 所得加氢反应流出物HPU12P的分离过程所得常规沸点为350～450℃的馏分油HPU12PSP，芳 烃加氢部分饱和过程HPU12在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂 HPU21-CAT体积空速为0.03～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1的反应条件下操 作；馏分油HPU12PSP进入以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21使供氢烃与煤焦油烃组分 HD接触。
本发明存在两路供氢烃物流时，第三种流程方案是：
存在两路供氢烃前身物物料SHB1和SHB2，SHB1主要由常规沸点为60～350℃的馏分组 成，SHB1经过芳烃加氢部分饱和过程HPU11得到加氢反应流出物HPU11P，芳烃加氢部分饱和 过程HPU11在温度为200～420℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；
SHB2主要由常规沸点为350～450℃的馏分组成，SHB2经过芳烃加氢部分饱和过程HPU12 得到加氢反应流出物HPU12P，芳烃加氢部分饱和过程HPU12在温度为250～440℃、压力为 6.0～20.0MPa、加氢催化剂HPU21-CAT体积空速为0.03～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为 300∶1～3000∶1的反应条件下操作；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21存在串联操作的第一反应区HPU211和第二反应 区HPU212，煤焦油重油HDS进入第一反应区HPU211，SHB1转化得到的反应流出物HPU11P进 入第一反应区HPU211使供氢烃与煤焦油烃组分HD或其中间产物接触，得到第一反应区HPU211 反应流出物HPU211P；反应流出物HPU211P进入第二加氢反应区HPU212，SHB2转化得到的反 应流出物HPU12P进入第二加氢反应区HPU212使供氢烃与煤焦油烃组分HD的中间产物接触， 第二反应区HPU212操作温度较第一反应区HPU211操作温度高至少10℃。
本发明存在两路供氢烃物流时，第四种流程方案是：
存在两路供氢烃前身物物料SHB1和SHB2，SHB1主要由常规沸点为60～350℃的馏分组 成，SHB1经过芳烃加氢部分饱和过程HPU11所得加氢反应流出物HPU11P的分离过程所得常 规沸点为60～350℃的馏分油HPU11PSP，芳烃加氢部分饱和过程HPU11在温度为200～420℃、 压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；
SHB2主要由常规沸点为350～450℃的馏分组成，SHB2经过芳烃加氢部分饱和过程HPU12 所得加氢反应流出物HPU12P的分离过程所得常规沸点为350～450℃的馏分油HPU12PSP，芳 烃加氢部分饱和过程HPU12在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂 HPU21-CAT体积空速为0.03～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1的反应条件下操 作；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21存在串联操作的第一反应区HPU211和第二反应 区HPU212，煤焦油烃组分HD进入第一反应区HPU211，SHB1转化得到的馏分油HPU11PSP进 入第一反应区HPU211使供氢烃与煤焦油烃组分HD或其中间产物接触，得到第一反应区HPU211 反应流出物HPU211P；反应流出物HPU211P进入第二加氢反应区HPU212，SHB2转化得到的馏 分油HPU12PSP进入第二加氢反应区HPU212使供氢烃与煤焦油烃组分HD的中间产物接触，第 二反应区HPU212操作温度较第一反应区HPU211操作温度高至少15℃。
本发明加工全馏分煤焦油的第一种流程方案是：
在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规沸点低于 450℃的烃组成的轻馏分LMFS和主要由常规沸点高于450℃的烃组成的重馏分HS，重馏分HS 用作重油物流HDS，轻馏分12S用作供氢烃前身物物料SHB；
SHB在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1完成深度加氢精制反应部分得到加氢反应 流出物HPU1P，以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为200～440℃、压力为6.0～ 28.0MPa、HPU21-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，加氢反应流出物HPU1P中全馏分柴油的十六烷值高于24；
分离加氢反应流出物HPU1P得到气体、主要由常规沸点低于350℃的烃组成的馏分油 HPU1P-FLO和主要由常规沸点高于350℃的烃组成的馏分油HPU1P-FHO，至少一部分馏分油 HPU1P-FHO用作物流SHS与重油物流HDS混合后进入以重油轻质化为目标的加氢反应区 HPU21，物流SHS中供氢功能烃组分SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于6重量％；
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在温度为350～500℃、压力为3.0～ 28.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量 的0.01～2％、体积空速为0.1～10.0hr-1的反应条件下，进行加氢轻质化反应得到加氢轻质化 反应流出物HPU21P；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分 HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.2～5；加氢轻质化反应流出物HPU21P进入热态高 压分离器HPU21-HPS分离为热高分气HPU21-HPV和可能含有固体颗粒的热高分油液体 HPU21-HPL，热高分气HPU21-HPV进入冷态高压分离器HPU21-CPS分离为冷高分气HPU21-CPV 和冷高分油液体HPU21-CPL，至少一部分冷高分气HPU21-CPV返回加氢反应区HPU21循环使 用；
分馏热高分油液体HPU21-HP和或冷高分油液体HPU21-CPL，得到的油品分为进入以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21的循环油和外排油WPY(加氢轻质化反应生成油)；外排油 WPY进入深度加氢精制反应部分HPU1与其加氢精制催化剂接触，外排油WPY完成加氢提质反 应，得到的加氢提质反应流出物进入加氢反应流出物HPU1P中。
本发明加工全馏分煤焦油的第一种流程方案包括提取酚组分过程时，其特征是：
在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规沸点为160～ 250℃的烃组成的酚油，酚油经过含碱水溶液萃取步骤后成为脱酚油，脱酚油进入精制塔，将 常规沸点为100～140℃的与水易分离的烃油作为间隔烃引入精制塔，精制塔塔低油数量为脱 酚油的5～20％，其余脱酚油自精制塔侧线抽出，主要由间隔烃和水蒸汽组成的塔顶油气离开 精制塔顶冷却后分离为水和油；精制塔塔低油去煤焦油分馏塔；精制塔侧线油作为精制后脱 酚油用作加氢原料进入加氢反应部分HPU1与其加氢催化剂接触。
本发明加工全馏分煤焦油的第一种流程方案优选的操作条件是：
以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～420℃、压力为10.0～25.0MPa、 加氢催化剂HPU21-CAT体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1的反 应条件下操作，加氢反应流出物HPU1P中全馏分柴油的十六烷值高于28；
物流SHS中供氢功能烃组分SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于10重量％；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在温度为350～480℃、压力为10.0～25.0MPa、 氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量的0.01～ 2％、体积空速为0.1～10.0hr-1的反应条件下操作，加氢反应区HPU21全部烃类进料中常规沸 点高于450℃的烃组份的裂化率大于40重量％。
本发明加工全馏分煤焦油的第一种流程方案时，供氢烃SH的重量流量SHW与常规沸点高 于450℃的煤焦油重馏分HD的重量流量HDW之比K＝SHW/HDW，通常K＝0.3～3。
本发明加工全馏分煤焦油的第二种流程方案是：
在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规沸点低于 350℃的烃组成的第一馏分LFS、主要由常规沸点为350～450℃的烃组成的第二馏分MFS和主 要由常规沸点高于450℃的烃组成的重馏分HS，重馏分HS用作重油物流HDS，第二馏分MFS 用作供氢烃前身物物料SHB；
SHB在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1转化为加氢反应流出物HPU1P，加氢反应 区HPU1在温度为250～440℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；
至少一部分加氢反应流出物HPU1P用作物流SHS与重油物流HDS混合后进入以重油轻质 化为目标的加氢反应区HPU21，物流SHS中供氢烃SH重量占物流SHS中常规液态烃组分总重 量比例高于6重量％；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21在温度为350～500℃、压力为6.0～28.0MPa、 氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量的0.01～ 2％、体积空速为0.1～10.0hr-1的反应条件下完成加氢轻质化反应得到加氢反应流出物 HPU21P；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分HD的重量 流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.1～10；在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，使用悬 浮床反应器，进料自反应器下部进入，加氢轻质化反应流出物HPU21P自反应器上部流出；
反应流出物HPU21P进入热态高压分离器HPU21-HPS分离为热高分气HPU21-HPV和可能含 有固体颗粒的热高分油液体HPU21-HPL，热高分气HPU21-HPV进入冷态高压分离器HPU21-CPS 分离为冷高分气HPU21-CPV和冷高分油液体HPU21-CPL，至少一部分冷高分气HPU21-CPV返 回以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21循环使用；
分馏热高分油液体HPU21-HPL和或冷高分油液体HPU21-CPL，得到的油品分为进入以重 油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的循环油和外排油WPY(加氢轻质化生成油)；
在外排油WPY加氢提质反应区以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3，在温度为260～ 440℃、压力为6.0～28.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT 体积空速为0.05～5.0hr-1的反应条件下，外排油WPY和可能联合加工的第一馏分LFS完成加 氢提质制反应，得到加氢提质反应流出物HPU3P；
在加氢提质反应流出物的分离部分HPU3P-HS，分离加氢提质反应流出物HPU3P得到富氢 气体HPU3P-HSV和提质生成油HPU3P-OP，至少一部分富氢气体HPU3P-HSV返回以轻质化油提 质为目标的加氢反应区HPU3循环使用；
分离提质生成油HPU3P-OP，得到气体产品和窄馏分油品。
本发明加工全馏分煤焦油的第三种流程方案是：
在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规沸点低于 450℃的烃组成的轻馏分LMFS和主要由常规沸点高于450℃的烃组成的重馏分HS，重馏分HS 用作重油物流HDS，轻馏分LMFS用作供氢烃前身物物料SHB；
SHB经过以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1转化为加氢反应流出物HPU1P，加氢反 应区HPU1在温度为200～440℃、压力为6.0～28.0MPa、加氢催化剂HPU21-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；
至少一部分加氢反应流出物HPU1P与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21用作物 流SHS，物流SHS中供氢功能烃组分SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于6重量％；
加氢反应区HPU21在温度为300～550℃、压力为6.0～28.0MPa、氢气/原料油体积比为 300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量的0.01～2％、体积空速为0.1～ 10.0hr-1的反应条件下，进行加氢轻质化反应得到加氢轻质化反应流出物HPU21P；供氢烃物 流SHS的重量流量SHSW与常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分HD的重量流量HDW之比 K＝SHSW/HDW，K＝0.1～10；在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，使用悬浮床反应器， 进料自反应器下部进入，加氢轻质化反应流出物HPU21P自反应器上部流出；
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的反应流出物HPU21P进入热态高压分离器 HPU21-HPS分离为热高分气HPU21-HPV和可能含有固体颗粒的热高分油液体HPU21-HPL，热高 分气HPU21-HPV进入冷态高压分离器HPU21-CPS分离为冷高分气HPU21-CPV和冷高分油液体 HPU21-CPL，至少一部分冷高分气HPU21-CPV返回以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21循 环使用；
分馏热高分油液体HPU21-HP和或冷高分油液体HPU21-CPL，得到的油品分为进入以重油 轻质化为目标的加氢反应区HPU21的循环油和外排油WPY(加氢轻质化反应生成油)；
外排油WPY加氢提质反应区HPU3在温度为260～440℃、压力为6.0～28.0MPa、氢气/ 原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1的反应条件 下，外排油WPY完成加氢提质制反应，得到加氢提质反应流出物HPU3P；
在加氢提质反应流出物的分离部分HPU3P-HS，分离加氢提质反应流出物HPU3P得到富氢 气体2CHPV和提质生成油HPU3P-OP，至少一部分富氢气体2CHPV返回以轻质化油提质为目标 的加氢反应区HPU3循环使用；
分离提质生成油HPU3P-OP，得到气体产品和窄馏分油品。
使用本发明加工全馏分煤焦油的第二种流程方案或第三种流程方案时，
分离以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3产生的加氢提质生成油HPU3P-OP，得到 的常规沸点高于350℃的馏分油，可以进入以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1与加氢催 化剂HPU1-CAT接触，或者进入以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21与加氢裂化催化剂 HPU21-CAT接触。
使用本发明加工全馏分煤焦油的第二种流程方案或第三种流程方案包括提取酚组分过程 时，其特征是：在使用煤焦油分馏塔的煤焦油分馏部分，分离中低温煤焦油得到主要由常规 沸点为160～250℃的烃组成的酚油，酚油经过含碱水溶液萃取步骤后成为脱酚油，脱酚油进 入精制塔，将常规沸点为100～140℃的与水易分离的烃油作为间隔烃引入精制塔，精制塔塔 低油数量为脱酚油的5～20％，其余脱酚油自精制塔侧线抽出，主要由间隔烃和水蒸汽组成的 塔顶油气离开精制塔顶冷却后分离为水和油；精制塔塔低油去煤焦油分馏塔；精制塔侧线油 作为精制后脱酚油用作加氢原料进入以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3与加氢催化 剂HPU3-CAT接触。
本发明加工全馏分煤焦油的第二种流程方案或第三种流程方案的优选操作条件是：以供 氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1在温度为250～420℃、压力为10.0～20.0MPa、加氢催化 剂HPU21-CAT体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1的反应条件下 操作；
物流SHS中供氢功能烃组分SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于10重量％；
在以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21，在温度为350～480℃、压力为10.0～ 20.0MPa、氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1、加氢催化剂HPU21-CAT加入重量为HD重量 的0.03～2％、体积空速为0.1～10.0hr-1的反应条件下操作；供氢烃物流SH的重量流量SHSW 与常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K＝0.3～3；
在以轻质化油提质为目标的加氢反应区HPU3，在温度为300～420℃、压力为10.0～ 20.0MPa、氢气/原料油体积比为800∶1～2500∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.15～ 2.0hr-1的反应条件下操作。
以下详细描述本发明的各步骤。
以下结合低温煤焦油详细描述本发明的以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21。
主要由常规沸点高于450℃的低温煤焦油重馏分HD组成的物流HDS进入以重油轻质化为 目标的加氢反应区HPU21，进行重油轻质化加氢反应得到加氢反应流出物HPU21P，其特征在 于含有供氢烃SH的物流SHS进入加氢反应区HPU21使供氢烃SH与煤焦油重馏分HD接触。
含有供氢烃SH的物流SHS进入加氢反应区HPU21使供氢烃SH与煤焦油重馏分HD接触的 方式不受限制，为了使二者充分混合均匀，含有供氢烃SH的物流SHS通常与煤焦油重馏分 HD完成接触(即混合)之后进入加氢反应区HPU21，可以是采用以下一种或几种方式：
①第一种方式，包含供氢烃的加氢反应流出物直接与煤沥青物流HDS完成接触(如充分 混合)之后进入加氢反应区HPU21；
②第二种方式，包含供氢烃的加氢反应流出物在高压条件下分离为气体G和液体L，液 体L与加压后的煤沥青物流HDS完成接触(如充分混合或混合后停留一定时间)之后进入加 氢反应区HPU21，气体G也进入加氢反应区HPU21；
③第三种方式，包含供氢烃的加氢反应流出物与加压后的煤沥青物流HDS完成接触形成 混合物，然后在高压条件下混合物分离为气体G和液体L，液体L停留一定时间之后进入加 氢反应区HPU21，气体G也进入加氢反应区HPU21；
④第四种方式，包含供氢烃的加氢反应流出物在高压条件下分离为气体G和液体L，液 体L降压、脱气后所得液体LA与煤沥青物流HDS完成接触(如充分混合)之后经过加压进入 加氢反应区HPU21，气体G也进入加氢反应区HPU21；
⑤第五种方式，分离包含供氢烃的加氢反应流出物得到包含供氢烃的窄馏分油品，窄馏 分油品与煤沥青物流HDS完成接触(如充分混合)之后经过加压进入加氢反应区HPU21。
加氢反应区HPU21，其使用的反应器系统技术可以是悬浮床反应器(包括强制循环悬浮 床反应器)系统技术、沸腾床反应器系统技术、逆流床反应器系统技术中的一种或几种，反 应器个数可以是一个或几个，反应器个数通常为1～3个。
本发明推荐加氢反应区HPU21的反应器系统技术使用悬浮床反应器(包括强制循环悬浮 床反应器)系统技术，反应器个数通常为1～2个，以适应低温煤焦油沥青含有大量沥青质、 胶质和一定量灰分等特点。
本发明推荐加氢反应区HPU21的反应器系统技术使用悬浮床反应器(包括强制循环悬浮 床反应器)系统技术，加氢反应区HPU2使用的加氢催化剂可以是任何一种合适的催化剂及其 相关系统技术，比如可以是专利申请201010217358.1记载的方法，包括催化剂、操作条件、 运行方式，当然具体数值需要结合试验或生产情况相应调整。
所述加氢改性反应部分HPU21，使用的加氢催化剂HPU21-CAT可以是一种或两种或多种 加氢催化剂的组合。
本发明所述的加氢反应区HPU21发生的煤沥青加氢轻质化反应，指的是在氢气、合适的 加氢催化剂HPU21-CAT和供氢烃存在条件下煤沥青发生的耗氢的轻质化反应过程，其最低的 反应深度应具备最低限度的工业意义：即对煤沥青HDS完成预期的裂化反应和加氢反应，该 加氢反应深度应根据煤沥青HDS中烃组分结构和预期的裂化程度来确定，煤沥青的裂化率X 以生成的常规沸点小于450℃的烃重量与煤沥青HDS中常规沸点大于450℃的烃重量比值表 示，X通常为0.25～0.95、一般为0.55～0.85，转化率过高时会增加气体产率。
所述的加氢反应区HPU21，因原料性质(金属含量、残碳含量、硫含量、氮含量、芳烃 含量、馏程、比重)的不同和加氢反应(加氢脱硫、加氢脱氮、加氢饱和、加氢裂化等)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。
根据需要可以将任一种补充硫加入加氢反应区HPU21，以保证反应过程必须的最低硫化 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。 当供氢烃以加氢反应流出物形式提供时，如果其中的硫化氢数量满足加氢反应区HPU2的需 要，可以不再使用补硫剂。
以下详细描述以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1。
按照本发明，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HPU1转化所得加氢反应流出物HPU1P的 物流；以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1通常在温度为280～440℃、压力为6.0～ 20.0MPa、加氢催化剂HPU1-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。
本发明所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1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HPU1-CAT(芳烃加氢部分饱和催化剂)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HPU1P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HPU1，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。
所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，使用的加氢催化剂HPU1-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HPU1，使用的加氢催化剂HPU1-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HPU1，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。
本发明应用于低温煤焦油的煤沥青加氢轻质化过程时，其主要优点在于：
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固体产率，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本发明适合于新建装置或已有装置改造；
⑥适合于大规模加工装置。
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的加氢反应产物HPU21P中常规沸点高于450℃ 或480℃的馏分油通常进入以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21进行循环裂化。
以重油轻质化为目标的加氢反应区HPU21的加氢反应产物HPU21P中常规沸点小于450℃ 或480℃的轻馏分油通常进入加氢提质过程(HPU3或HPU1或HPU22)生产出气体、液化气、 石脑油、柴油组分等产品。
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均包含冷高压分离器，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(比如油炭体在较高温 度下流动性较好、在较低温度下流动性差)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(可能含有固体颗粒)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或油炭体具有较好流动性易于排出体系。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。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原料性质，或对该循环油进行循环 加氢。
加氢反应流出物或热高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应 部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)， 然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其 它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后 加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃 和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有硫化氢、氨的冷高分水。所述冷高 分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收 加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系 统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出 物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方 面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性， 通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。所述 的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与 加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2MPa、通常为0.5～1.5MPa。所述 的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、 宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分 气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装 置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应 条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的 冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分 分离，并将回收的氢气用作新氢。
新氢进入加氢部分以补充加氢部分消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％ (v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分。
实施例一
本实施例以中钢集团鞍山热能研究院和湖北黄冈华兴冶金窑炉有限责任公司的大型直立 炉兰炭产能装置副产的性质如表2的低温煤焦油为例说明本发明。
以50万吨/年低温煤焦油加工为例，分馏低温煤焦油得到约7.5万吨/年的常规沸点高于 482℃的煤基重油以及常规沸点低于482℃的煤焦油轻馏分。
常规沸点低于482℃的煤焦油轻馏分进入煤焦油轻馏分加氢精制过程HPU1，加氢装置工 艺条件见表3至表7，分离加氢精制生成油得到气体、液化气、石脑油、加氢精制柴油、9.07 万吨/年加氢精制尾油(其中常规沸点高于350℃的馏分为6.3万吨/年)，全部加氢精制尾油 用作供氢溶剂油去悬浮床加氢裂化装置。
本实施例中加氢精制尾油与煤沥青混合为悬浮床加氢裂化混合原料F100，悬浮床加氢裂 化过程采用专利申请201010217358.1记载的方法即煤焦油重质馏分进行非均相催化剂的悬 浮床(或鼓泡床或浆态床)加氢裂化反应，步骤如下：
a、油、催化剂、硫化机配浆步骤：将一定量的配剂油(脱除了催化剂的循环油和/或悬 浮床加氢裂化混合原料F100)、粒度小于100μm的粉状催化剂颗粒(复合型加氢催化剂，其 中高活性组分金属与低活性组分金属的质量比为1∶1000至1∶10)及硫化剂一起在80℃～ 200℃的搅拌条件下混合均匀制得催化剂油浆，控制催化剂油浆的固体浓度在20～45％范围；
b、催化剂油浆与其余悬浮床加氢裂化混合原料F100和含有催化剂的循环油(加氢反应 生成物经常压塔分馏所得常底重油，约占五分之四的数量)混和为混合料，混合料经原料泵 升压、混氢、升温后进入悬浮床(或鼓泡床或浆态床)加氢反应器进行加氢裂化反应，催化 剂的加入量以控制活性组分的金属与煤焦油原料质量之比为0.1∶100至4∶100，反应器反应 流出物经过高温分离器、低温分离器后得到液固相高低分油混合物流和富氢气体二部分。富 氢气体用作循环氢。液固相高低分油混合物流经常压塔分馏后，得到小于370℃轻馏分油， 塔底得到含有催化剂的常底重油(大于于370℃馏分油)，其中大部分(大约五分之四)常底 重油作为循环油直接循环到悬浮床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应；其余小部分(大 约五分之一)的常底重油采用过滤或蒸馏的方法进行固液分离，分离后得到催化剂残渣和悬 浮床加氢重馏分油，这部分重馏分油或者直接和悬浮床的反应原料混合或者作为催化剂油浆 制备的部分溶剂，循环进入悬浮床或鼓泡床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应，脱出 的催化剂外甩或再生；其中悬浮床加氢反应温度320～480℃，反应压力8～19MPa，体积空速 0.3～3.0h-1，氢油体积比500～2000，催化剂为配套的复合多金属活性组分的粉状颗粒煤焦 油加氢催化剂，其中高活性组分金属与低活性组分金属的质量比为1∶1000至1∶10，加入量 为活性组分金属量与煤焦油原料质量比为0.1∶100至4∶100，加氢反应产物分出轻质油后的 含有催化剂的尾油大部分直接循环至反应器，少部分尾油进行脱除催化剂处理后再循环至反 应器，进一步轻质化，重油全部或最大量循环，实现了煤焦油最大量生产轻质油和催化剂循 环利用的目的，大大提高原料和催化剂的利用效率；
悬浮床或鼓泡床加氢反应产物中常规沸点小于370℃的轻馏分油进入专门的加氢提质过 程HPU3生产出气体、液化气、石脑油、柴油组分等产品。
实施例二
基于实施例一，悬浮床或鼓泡床加氢反应产物中小于370℃轻馏分油进入煤焦油馏分油 加氢精制过程HPU1联合加工，生产出气体、液化气、石脑油、柴油组分、加氢精制尾油等。 悬浮床或鼓泡床加氢反应产物中常规沸点大于370℃的馏分油进入悬浮床或鼓泡床加氢反应 过程HPU21进行循环裂化。
与实施例一相比，悬浮床加氢裂化生成油的轻质油的提质加工过程与煤焦油馏分油加氢 精制过程HPU1实现了合并，简化了流程。
实施例三
基于实施例二，提高悬浮床加氢裂化生成油的轻质油终馏点，即悬浮床或鼓泡床加氢反 应产物中常规沸点小于450℃的轻馏分油进入前面所述的煤焦油馏分油加氢精制过程HPU1联 合加工，生产出气体、液化气、石脑油、柴油组分、加氢精制尾油等。
与实施例二相比，提高了加氢精制过程HPU1的加氢负荷，提高了悬浮床加氢裂化过程 HPU21原料油中溶剂油比例，减轻了悬浮床加氢裂化过程的加氢负荷。
实施例四
基于实施例三，将部分加氢精制尾油(约3～4万吨/年)送入加氢精制尾油加氢裂化过 程HPU4(不同于悬浮床加氢裂化过程HPU21)生产十六烷值大于45的柴油组分，HPU4单程 转化率60～70重量％，至少一部分HPU4加氢裂化生成油蜡油组分(常规沸点高于350℃组分) 返回HPU4与加氢裂化催化剂接触。HPU4反应流出物与加氢精制过程HPU1反应流出物混合后 联合分离。
与实施例三相比，增加了加氢精制尾油加氢裂化过程HPU4，减轻了悬浮床加氢裂化过程 HPU21的加氢裂化负荷，降低了悬浮床加氢裂化原料油中溶剂油比例。
实施例五
基于实施例一，分馏低温煤焦油得到常规沸点为165～245℃的酚油，酚油经过碱水溶液 萃取后分离为酚钠溶液和脱酚油，脱酚油脱水、脱杂后用作加氢精制过程HPU1的原料油。
尽管本文仅列举五个实施例，但足以表明本发明的效果。
表2无水煤焦油主要性质
表3煤焦油加氢精制工艺条件
表4煤焦油加氢精制产品分布
表5煤焦油加氢精制石脑油馏分性质
表6煤焦油加氢精制柴油馏分性质
表7煤焦油加氢精制尾油性质
机译： 烃原料加氢异构化加氢转化催化剂和重油烃馏分加氢异构化处理方法
机译： 加氢轻质烃油的催化剂，其生产方法以及使用该催化剂加氢轻质烃油的方法
机译： 从低压和低氢含量的氢和烃混合物中回收氢
