首页 / 专利分类库 / 石油、煤气及炼焦工业；含一氧化碳的工业气体；燃料；润滑剂；泥煤 / 烃油裂化；液态烃混合物的制备，例如用破坏性加氢反应、低聚反应、聚合反应（裂解成氢或合成气入C01B；气态烃裂化或高温热解成一定或特定结构的单个烃或其混合物入C07C；裂化成焦炭入C10B）；从油页岩、油矿或油气中回收烃油；含烃类为主的混合物的精制；石脑油的重整；地蜡 / 一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法

一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法
申请号 CN202410018912.5 申请日 2024-01-05 公开(公告)号 CN117925271A 公开(公告)日 2024-04-26
申请人 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司; 发明人 何艺帆; 王嘉恺; 马策旻; 刘湘扬; 何巨堂;
摘要 一种用低压差循环冷凝油的 碳 氢料氢化流出物高压分离方法，适用于油 煤 浆加氢直接 液化 或渣油浆态床加氢裂化过程，含有污染组分如粉尘、 沥青 质、高芳 烃 蜡油 的高温态碳氢料氢化流出物在热高压分离过程分离为热高分气和热高分油，基于热高分气的冷凝油如温高压分离油和/或冷高压分离油经低压差升压 泵 作为循环急冷油用于基于氢化流出物的物流如氢化流出物或/和下游反应过程进料或/和热高分气或/和温高分气的降温；因升压泵功率小故其不间断电源容量低、成本低、维护 费用 低，可低成本形成事故停工过程氢化流出物的长周期持续安全急冷即防污染物扩大流径的系统，确保冷高压分离过程及下游过程的净洁化操作，具有装置安全功能和优化全厂总流程功能。
权利要求

1.一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法，其特征在于包含以下步骤：
⑴在第一加氢反应过程R10，使用加氢反应器RE10X，加氢反应器RE10X至少包含一台上流式膨胀床加氢反应器RE10K，加氢反应器RE10X数量多于1台且串联操作时，以原料R10F的加工过程正流向为基准，流程最下游的加氢反应器RE10X为上流式膨胀床加氢反应器；
在第一加氢反应过程R10，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的原料R10F进入第一加氢反应过程R10进行第一加氢反应R10R得到第一加氢反应产物BASE‑R10P；
原料R10F，由液态原料R10FL和存在或不存在的固体颗粒原料R10FS组成；
基于第一加氢反应产物BASE‑R10P的含有氢气、液相烃同时含有或不含有固体颗粒的物料用作第一加氢反应流出物R10P；
第一加氢反应过程R10中，存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒；
第一加氢反应R10R，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，包含或不包含至少一部分液态原料R10FL的加氢热裂化反应，包含或不包含至少一部分固态物料R10FS的生产常规液态烃的加氢热裂化反应；
第一加氢反应过程R10，使用或不使用催化剂R10C；
第一加氢反应产物BASE‑R10P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的混相物料；
第一加氢反应流出物R10P用于排出第一加氢反应产物BASE‑R10P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
第一加氢反应流出物R10P，以1路或2路或多路物料的形式出现；
第一加氢反应产物BASE‑R10P，含有污染组分；
所述污染组分，指的是易于沉积在设备内表面的组分，选自固体颗粒和/或沥青质组分和/或粘度高的常规沸点高于530℃烃类和/或难以与水清晰分离的常规沸点介于350～530℃烃类组分和/或难以与水清晰分离的常规沸点介于250～350℃烃类组分；
⑵在热高压分离过程S10，基于混合物料M01‑P的气液混相物流M01‑PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油S10‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气S10‑V；
在热高压分离过程S10，包含热高压闪蒸过程S101、包含或不包含热高压闪蒸气洗涤分馏过程S102，包含或不包含热高压闪蒸液的气提过程S103；
在热高压闪蒸过程S101，基于第一加氢反应流出物R10P的物流闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的热高压闪蒸油S101‑L和热高压闪蒸气S101‑V；
使用热高压闪蒸气洗涤分馏过程S102时，基于热高压闪蒸气S101‑V的气相物流与洗涤油S102‑SL01至少发生一次接触，分离为热高压闪蒸气洗涤分馏油S102‑L和热高压闪蒸气洗涤分馏气S102‑V；
使用热高压闪蒸液的气提过程S103时，基于热高压闪蒸油S101‑L的液相物流与富氢气气提气S103‑BV01至少发生一次接触，分离为热高压提余油S103‑L和热高压提出气S103‑V；
基于热高压闪蒸气S101‑V和/或热高压闪蒸气洗涤分馏气S102‑V和/或热高压提出气S103‑V的物流作为热高压分离气S10‑V；
基于热高压闪蒸油S101‑L和/或热高压闪蒸气洗涤分馏油S102‑L和/或热高压提余油S103‑L的物流，用作热高压分离油S10‑L；
⑶在后处理过程U100，包含后高压分离过程S20，基于热高压分离气S10‑V的物流U100‑F，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的后高分油S20‑L和后高分气S20‑V；
后高压分离过程S20，设置冷高压分离过程S23；
在冷高压分离过程S23，基于热高压分离气S10‑V的物流U100‑F降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
基于冷高分油S23‑L和/或其它存在的冷凝油的物流作为后高分油S20‑L；
基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V；
当物流U100‑F含有氨气时，使用或不使用洗涤水洗涤冷高分气S23‑V或产生冷高分气S23‑V的上游物流，产生冷高分酸性水物流S23‑W；
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B‑B；
至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
⑸在降温过程MDT10，温度为T11的热物流BS101与温度为T2的循环急冷油RCL00混合降温为温度为T12的混合物流BS102，温度T12低于温度T11的差值定义为热物流BS101的降温幅度DTA，温度T12高于温度T2的差值定义为循环急冷油RCL00的升温幅度DTB；
热物流BS101，选自下列物流中的一种或几种：
①第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
热物流BS101，选自待降温的上游加氢反应器的反应流出物；
②第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
热物流BS101，选自待降温的下游加氢反应器的进料物流；
③热物流BS101，选自待降温的热高压分离过程S10的进料物流；
④热物流BS101，选自待降温的基于离开热高压分离过程S10的热高压分离气S10‑V的含气相物流，该物流降温后产生冷凝油。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B‑B；
至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
⑸在降温过程MDT10，温度为T11的热物流BS101与温度为T2的循环急冷油RCL00混合降温为温度为T12的混合物流BS102，温度T12低于温度T11的差值定义为热物流BS101的降温幅度DTA，温度T12高于温度T2的差值定义为循环急冷油RCL00的升温幅度DTB；
热物流BS101，选自下列物流中的一种或几种：
①第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
热物流BS101，选自待降温的上游加氢反应器的反应流出物；
②第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
热物流BS101，选自待降温的下游加氢反应器的进料物流；
③热物流BS101，选自待降温的热高压分离过程S10的进料物流；
④热物流BS101，选自待降温的基于离开热高压分离过程S10的热高压分离气S10‑V的含气相物流，该物流降温后产生冷凝油；
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，物流S20‑LX经低压差升压泵PUMP10的升压幅度选自下列之一：
①0.20～0.50MPa；
②0.50～0.80MPa；
③0.80～1.10MPa；
④1.10～2.00MPa。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑹至少一部分基于后高分气S20‑V的富氢气物流S20‑VX，返回第一加氢反应过程R10循环使用，富氢气物流S20‑VX的氢气体积浓度选自下列之一：
①65～75体积％；
②75～85体积％；
③85～95体积％；
④高于95体积％。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10选自油煤浆加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程和/或渣油沸腾床加氢裂化反应过程和/或富芳烃蜡油的悬浮床加氢裂化反应过程；
⑹至少一部分基于后高分气S20‑V的富氢气物流S20‑VX，返回第一加氢反应过程R10循环使用。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度DTA选自下列之一：
①5～10℃；
②10～25℃；
③25～40℃；
④44～60℃；
⑤高于60℃。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～480℃，以新鲜
3
进料液相体积流率计算的液相反应时间为0.25～10.0小时，气液体积比为50～3000Nm/t，新鲜进料中常规沸点高于530℃的碳氢料的裂化转化率为10～98重量％；
⑵热高压分离过程S10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～450℃；
使用的洗涤油S102‑SL01来自循环急冷油RCL00；
⑶在后处理过程U100，冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为20～70℃，冷高分气S40‑V的氢气体积浓度高于65体积％；
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，物流S20‑LX经低压差升压泵PUMP10的升压幅度为
0.2～0.8MPa。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：
⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度DTA为5～70℃，循环急冷油RCL00的升温幅度DTB为80～220℃。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑶在后高压分离过程S20，设置第一温高压分离过程S21、冷高压分离过程S23；
在第一温高压分离过程S21，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
在第一温高压分离过程S21，包含第一温高压闪蒸过程S211，包含或不包含第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，包含或不包含第一温高压闪蒸液的气提过程S213在第一温高压闪蒸过程S211，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的第一温高压闪蒸油S211‑L和第一温高压闪蒸气S211‑V；
使用第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212时，至少一部分基于第一温高压闪蒸气S211‑V的含气相物流S211‑VX与洗涤油S212‑SL01至少发生一次接触，分离为第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V，至少一部分含气相物流S211‑VX的气相中的污染组分进入第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L中；
使用第一温高压闪蒸液的气提过程S213时，基于第一温高压闪蒸油S211‑L的含液相物流S211‑LX与富氢气气提气S213‑BV01至少发生一次接触，分离为第一温高压提余油S213‑L和第一温高压提出气S213‑V，至少一部分含液相物流S211‑LX的液相中的低沸点组分汽化后进入第一温高压提出气S213‑V中；
基于第一温高压闪蒸气S211‑V和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V和/或第一温高压提出气S213‑V的物流作为第一温高压分离气S21‑V；
基于第一温高压闪蒸油S211‑L和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和/或第一温高压提余油S213‑L的物流，用作第一温高压分离油S21‑L；
在冷高压分离过程S23，基于第一温高压分离气S21‑V的物流降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
基于第一温高压分离油S21‑L和/或冷高分油S23‑L的物流作为后高分油S20‑L；
基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～480℃，以新鲜
3
进料液相体积流率计算的液相反应时间为0.25～10.0小时，气液体积比为50～3000Nm/t，新鲜进料中常规沸点高于530℃的碳氢料的裂化转化率为10～98重量％；
⑵热高压分离过程S10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～450℃；
使用的洗涤油S102‑SL01来自循环急冷油RCL00；
⑶在后处理过程U100，
第一温高压分离过程S21的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为200～390℃；
使用的洗涤油S212‑SL01来自循环急冷油RCL00；
冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为20～70℃，冷高分气S40‑V的氢气体积浓度高于65体积％；
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，低压差升压泵PUMP10的升压幅度为0.2～0.8MPa。
10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于：
⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度为5～70℃，循环急冷油RCL00的升温幅度DTB为80～220℃。
11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑶在后高压分离过程S20，设置第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
在第一温高压分离过程S21，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
在第一温高压分离过程S21，包含第一温高压闪蒸过程S211，包含或不包含第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，包含或不包含第一温高压闪蒸液的气提过程S213在第一温高压闪蒸过程S211，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的第一温高压闪蒸油S211‑L和第一温高压闪蒸气S211‑V；
使用第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212时，至少一部分基于第一温高压闪蒸气S211‑V的含气相物流S211‑VX与洗涤油S212‑SL01至少发生一次接触，分离为第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V，至少一部分含气相物流S211‑VX的气相中的污染组分进入第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L中；
使用第一温高压闪蒸液的气提过程S213时，基于第一温高压闪蒸油S211‑L的含液相物流S211‑LX与富氢气气提气S213‑BV01至少发生一次接触，分离为第一温高压提余油S213‑L和第一温高压提出气S213‑V，至少一部分含液相物流S211‑LX的液相中的低沸点组分汽化后进入第一温高压提出气S213‑V中；
基于第一温高压闪蒸气S211‑V和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V和/或第一温高压提出气S213‑V的物流作为第一温高压分离气S21‑V；
基于第一温高压闪蒸油S211‑L和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和/或第一温高压提余油S213‑L的物流，用作第一温高压分离油S21‑L；
在第二温高压分离过程S22，基于第一温高压分离气S21‑V的物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的第二温高压分离油S22‑L和第二温高压分离气S22‑V；
在第二温高压分离过程S22，包含第二温高压闪蒸过程S221，包含或不包含第二温高压闪蒸气洗涤分馏过程S222，包含或不包含第二温高压闪蒸液的气提过程S223在第二温高压闪蒸过程S221，基于第一温高压分离气S21‑V的物流，降温冷凝后闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的第二温高压闪蒸油S221‑L和第二温高压闪蒸气S221‑V；
使用第二温高压闪蒸气洗涤分馏过程S222时，至少一部分基于第二温高压闪蒸气S221‑V的含气相物流S221‑VX与洗涤油S222‑SL01至少发生一次接触，分离为第二温高压闪蒸气洗涤分馏油S222‑L和第二温高压闪蒸气洗涤分馏气S222‑V，至少一部分含气相物流S221‑VX的气相中的污染组分进入第二温高压闪蒸气洗涤分馏油S222‑L中；
使用第二温高压闪蒸液的气提过程S223时，基于第二温高压闪蒸油S221‑L的含液相物流S221‑LX与富氢气气提气S223‑BV01至少发生一次接触，分离为第二温高压提余油S223‑L和第二温高压提出气S223‑V，至少一部分含液相物流S221‑LX的液相中的低沸点组分汽化后进入第二温高压提出气S223‑V中；
基于第二温高压闪蒸气S221‑V和/或第二温高压闪蒸气洗涤分馏气S222‑V和/或第二温高压提出气S223‑V的物流作为第二温高压分离气S22‑V；
基于第二温高压闪蒸油S221‑L和/或第二温高压闪蒸气洗涤分馏油S222‑L和/或第二温高压提余油S223‑L的物流，用作第二温高压分离油S22‑L；
在冷高压分离过程S23，基于第二温高压分离气S22‑V的物流降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
基于第一温高压分离油S21‑L和/或第二温高压分离油S22‑L和/或冷高分油S23‑L的物流作为后高分油S20‑L；
基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～480℃，以新鲜
3
进料液相体积流率计算的液相反应时间为0.25～10.0小时，气液体积比为50～3000Nm/t，新鲜进料中常规沸点高于530℃的碳氢料的裂化转化率为10～98重量％；
⑵热高压分离过程S10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～450℃；
使用的洗涤油S102‑SL01来自循环急冷油RCL00；
⑶在后处理过程U100，第一温高压分离过程S21的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为300～390℃；使用的洗涤油S212‑SL01来自循环急冷油RCL00；
第二温高压分离过程S21的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为200～300℃；使用的洗涤油S222‑SL01来自循环急冷油RCL00；
冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为20～70℃，冷高分气S40‑V的氢气体积浓度高于65体积％；
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，物流S20‑LX经低压差升压泵PUMP10的升压幅度为
0.2～0.8MPa；
⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度为5～70℃，循环急冷油RCL00的升温幅度DTB为80～220℃。
13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑶在后高压分离过程S20，冷高分油S23‑L中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于5％。
14.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
⑶在后高压分离过程S20，第二温高压分离过程分离出的气体，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于330℃的烃类的重量比例低于5％，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于400℃的烃类的重量比例低于1.0％。
15.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：
⑶在后高压分离过程S20，第二温高压分离过程分离出的气体，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于330℃的烃类的重量比例低于2％，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于400℃的烃类的重量比例低于0.5％。
16.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢改质反应过程R11、后高压分离过程S20；
在加氢改质反应过程R11，至少一部分基于热高压分离气S10‑V的物流至少进行加氢精制反应完成至少一部分有机氮的加氢脱除生成加氢改质反应流出物R11P；
有或没有常规沸点低于365℃的其它烃类物流，进入加氢改质反应过程R11；
至少一部分基于加氢改质反应流出物R11P的物流进入后高压分离过程S20；
基于热高压分离气S10‑V的物流，经过或不经过气液分离过程脱除较重烃组分后进入加氢改质反应过程R11。
17.根据权利要求16所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于1000ppm重量。
18.根据权利要求16所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于50ppm重量。
19.根据权利要求16所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于20ppm重量、有机硫的重量浓度低于2.0ppm重量。
20.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是油煤浆加氢直接液化反应过程，反应器压力为10～25MPa，
3
反应温度为400～465℃，气液体积比为600～1500Nm /t，含铁元素的液化催化剂R10C添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为45～50质量％。
21.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是油煤浆加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂R10C，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l：10至l0：l；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；催化剂R10C粒子直径为l～100μm的粉状颗粒。
22.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是油煤浆加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂R10C为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。
23.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是渣油悬浮床加氢裂化反应过程，第一加氢反应过程R10的操
3
作条件为：压力为8.0～25.0MPa、温度为380～460℃、氢气/原料油体积比为50～4000Nm /‑1
t、体积空速为0.1～10.0hr ；重油R10F的重量化学氢耗量为0.05～4.00重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的加氢裂化转化率为35～85重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的比例高于70％。
24.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是渣油悬浮床加氢裂化反应过程，渣油悬浮床加氢裂化反应过程中使用的固体颗粒催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10中的主体工作形态为M0S2。
25.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是渣油悬浮床加氢裂化反应过程，渣油悬浮床加氢裂化反应过程中使用的固体颗粒催化剂R10C包括微晶M0S2，微晶M0S2在反应液相中的重量比例为
0.15重量％～0.35重量％。
26.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是渣油沸腾床加氢裂化反应过程，第一加氢反应过程R10的操
3
作条件为：压力为12.0～25.0MPa、温度为400～450℃、氢气/原料油体积比为50～4000Nm /‑1
t、床层膨胀比为1.20～1.45，催化剂R10C体积空速为0.1～10.0hr ；重油R10F的重量化学氢耗量为0.05～4.00重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的加氢裂化转化率为25～75重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的比例高于50％。
27.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是渣油沸腾床加氢裂化反应过程，使用的渣油沸腾床加氢催化剂R10C的形状为圆柱条状或球状。
28.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是渣油沸腾床加氢裂化反应过程，使用的渣油沸腾床加氢催化剂R10C的形状为圆柱条状或球状，其直径为0.5～1.5毫米，长度为1.5～10毫米。
29.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，基于冷高分油S23‑L的物流，经过脱除石脑油过程SECT01得到柴油馏分。
30.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，基于后高分油S20‑L的物流降压后分离为主要由常规液态烃组成的后低分油和后低分气；
基于后低分油的物流，经过脱除石脑油过程得到柴油馏分。
31.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置水蒸气发生器EX01；
基于热高压分离气S10‑V的物流，经过水蒸气发生器EX01降温后进入后高压分离过程S20。
32.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置第一温高压分离过程S21、水蒸气发生器EX01、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
在第一温高压分离过程S21，基于热高压分离气S10‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
基于第一温高压分离气S21‑V的物流，经过水蒸气发生器EX02降温后成为低温物流S21‑VC进入第二温高压分离过程S22；
在第二温高压分离过程S22，基于低温物流S21‑VC的物流分离出主要由常规液态烃组成的第二温高压分离油S22‑L和第二温高压分离气S22‑V；
在冷高压分离过程S23，基于第二温高压分离气S22‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V。
33.根据权利要求32所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，基于热高分气S10‑V的物流，经过导热油换热器EX05降温后进入后续流程；
所述导热油换热器EX05，属于导热油系统SYS01；
正常生产时，基于第一温高压分离气S20‑V的物流与冷导热油换热，冷导热油升温成为热导热油；
导热油循环系统，包含冷导热油循环罐DV1、热导热油循环罐DV2和导热油循环泵DRP；
冷导热油进入冷导热油循环罐DV1，冷导热油循环罐DV1排出的冷导热油与基于第一温高压分离气S20‑V的物流换热升温成为热导热油，冷导热油循环罐DV1使用第一背压气体控制压力；
基于热导热油的物流进入热导热油循环罐DV2，热导热油循环罐DV2使用第二背压气体控制压力；
导热油循环泵DRP，用于冷导热油或热导热油的循环加压输送；
在装置动力电停电事故后，电力驱动的压缩机和/或泵停运，造成第一加氢反应过程R10的氢气进料和/或碳氢反应料的至少一部分流量的中断从而引发高压系统URHPS的紧急泄压过程中，基于第一温高压分离气S20‑V的物流持续流动；
装置动力电停电事故引发的高压系统紧急泄压过程中，冷导热油循环罐DV1的第一背压气体操作压力高于热导热油循环罐DV2的第二背压气体操作压力，冷导热油循环罐DV1中的冷导热油在第一背压气推动下持续流动，经导热油换热器EX05与基于第一温高压分离气S20‑V的物流的换热时间至少持续tm，基于热导热油的物流进入热导热油循环罐DV2，该过程中进行第一加氢反应过程R10的高压系统URHPS的紧急降压程序，使高压系统URHPS压力降低至安全压力PS以下，同时对基于第一温高压分离气S20‑V的物流进行有效降温；
tm为10～600分钟；
PS低于4.0～10.0MPa。
34.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
在第一温高压分离过程S21，在第一温高压分离过程S20，基于热高压分离气S10‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
在第二温高压分离过程S22，基于第一温高压分离气S21‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的第二温高压分离油S22‑L和第二温高压分离气S22‑V；
在冷高压分离过程S23，基于第二温高压分离气S22‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V。
35.根据权利要求34所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，第二温高压分离油S22‑L，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于5％。
36.根据权利要求34所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，第二温高压分离油S22‑L，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于5％，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于400℃的烃类的重量比例低于2％。
37.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是油煤浆加氢直接液化反应过程或渣油悬浮床加氢反应过程或渣油沸腾床加氢反应过程
⑶在后处理过程U100，设置加氢改质反应过程R30；
在加氢改质反应过程R30，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流完成加氢精制反应转化为低有机硫、低有机氮、低芳烃烃类，得到加氢改质反应流出物R30P。
38.根据权利要求37所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢改质反应过程R30、加氢开环反应过程R40；
基于加氢改质反应流出物R30P的含有常规沸点高于250℃烃类的物流，在加氢开环反应过程R40发生至少一部分双环烃的单环开环反应生成加氢开环反应流出物R30P。
39.根据权利要求38所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢改质反应过程R30、加氢开环反应过程R40；
加氢改质反应流出物R30P进入加氢开环反应过程R40发生至少一部分双环烃的单环开环反应生成加氢开环反应流出物R30P。
40.根据权利要求37所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢改质反应过程R30；
至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，在不经历大幅度降压过程并且经过升温或不经过升温过程的条件下，直接进入或经泵加压后进入加氢改质反应过程R30完成加氢精制反应。
41.根据权利要求37所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢改质反应过程R30；
至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，经过缓冲容器后，在不经历大幅度降压过程并且经过升温或不经过升温过程的条件下，直接进入或经泵加压后进入加氢改质反应过程R30完成加氢精制反应。
42.根据权利要求37所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢改质反应过程R30；
至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，经过缓冲容器后分离出缓冲分离油；
缓冲分离油，在不经历大幅度降压过程并且经过升温或不经过升温过程的条件下，直接进入或经泵加压后进入加氢改质反应过程R30完成加氢精制反应。
43.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10是油煤浆加氢直接液化反应过程；
⑶在后处理过程U100，设置加氢稳定反应过程R70；
至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，去加氢稳定反应过程R70完成至少一部分双环芳烃的部分加氢饱和反应转化为供氢烃比例更高的烃类生成加氢稳定反应产物R70P。
44.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢稳定反应过程R70；
加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例，比加氢稳定反应过程R70新鲜烃进料中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例至少高4％；
加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类中的部分饱和芳烃的重量含量大于
15％、芳碳率为0.35～0.70。
45.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢稳定反应过程R70；
加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例，比加氢稳定反应过程R70新鲜烃进料中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例至少高出7％；
加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类中的部分饱和芳烃的重量含量大于
20％、芳碳率为0.40～0.65。
46.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢稳定反应过程R70；
加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例大于20重量％。
47.根据权利要求43所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置加氢稳定反应过程R70；
加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例大于25重量％。
48.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B；
至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
装置紧急停电情况下，循环急冷油RCL00的紧急循环量按正常循环量的40～70％输送；
低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区的停留时间，满足正常情况下循环急冷油RCL00按正常循环量输送的15～300分钟使用量的储存时间，或者紧急停工情况下循环急冷油RCL00按紧急循环量的30～600分钟使用量的储存时间；
低压差升压泵PUMP10配置不间断应急电源POWER01，装置紧急停电情况下，不间断应急电源POWER01可持续工作30～750分钟，驱动升压泵PUMP10输送循环洗涤油。
49.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B；
至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
装置紧急停电情况下，循环急冷油RCL00的紧急循环量按正常循环量的50％输送；
低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区的停留时间，满足正常情况下循环急冷油RCL00按正常循环量输送的30～300分钟使用量的储存时间，或者紧急停工情况下循环急冷油RCL00按紧急循环量的30～600分钟使用量的储存时间；
低压差升压泵PUMP10配置不间断应急电源POWER01，装置紧急停电情况下，不间断应急电源POWER01持续工作时间为60～600分钟，驱动升压泵PUMP10输送循环洗涤油。
50.根据权利要求48所述的方法，其特征在于：
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区。
51.根据权利要求48所述的方法，其特征在于：
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区；
循环急冷油紧急补充液的常规沸点高于360℃的烃组分的含量低于1重量％。
52.根据权利要求48所述的方法，其特征在于：
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区；
循环急冷油紧急补充液的常规沸点高于360℃的烃组分的含量低于1重量％，来自系统的冲洗油升压泵PUMP05；
冲洗油升压泵PUMP05，配置不间断应急电源POWER05时，装置紧急停电情况下，不间断应急电源POWER05持续工作30～600分钟，驱动冲洗油升压泵PUMP05输送循环急冷油紧急补充液。
53.根据权利要求48所述的方法，其特征在于：
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区；
循环急冷油紧急补充液的常规沸点高于360℃的烃组分的含量低于1重量％，来自柴油加氢反应过程的柴油原料升压泵。
54.根据权利要求16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置使用层状催化剂床层的加氢改质反应过程R100；
至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，在高压状态下或加压后进入下游加氢改质反应过程R100；
基于后高分油S20‑L的液体S20‑LB，经低压差升压泵PUMP10加压后至少分为2路：
第一路流体S20‑LB1用作循环急冷油RCL00；
第二路流体S20‑LB2进入加氢改质反应过程R100。
55.根据权利要求16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑶在后处理过程U100，设置使用层状催化剂床层的加氢裂化反应过程R80；
至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，在高压状态下或加压后进入加氢裂化反应过程R80完成至少一部分柴油加氢裂化反应生产石脑油。
56.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10在2个或多个并联的系列进行；
⑵在热高压分离过程S10，基于不同第一加氢反应过程R10系列的2路或多路或全部的第一加氢反应流出物R10P的物流，在一个热高压分离过程S10中联合进行。
57.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10在2个或多个并联的系列进行；
⑶在后处理过程U100，2路或多路或全部基于热高压分离气S10‑V的物流，在一个后高压分离过程S20中联合进行。
58.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10在2个或多个并联的系列进行；
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，用1台低压差升压泵PUMP10对所有的基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX进行升压。
59.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴第一加氢反应过程R10在2个或多个并联的系列进行；
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区所在容器为1台。
60.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑸在降温过程MDT10，循环急冷油RCL00的重量流率RCL00‑W与热物流BS101的重量流率BS101‑W的比值为K100，K100＝(RCL00‑W)/(BS101‑W)，K100选自下列之一：
①0.01～0.10；
②0.10～0.20；
③0.20～0.30；
④0.30～0.40；
⑸高于0.40。
61.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑴在第一加氢反应过程R10，使用加氢反应器RE10X，加氢反应器RE10X至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器RE10K，加氢反应器RE10X数量多于1台且串联操作时，以原料R10F的加工过程正流向为基准，流程最下游的加氢反应器RE10X为上流式膨胀床加氢反应器；
第一加氢反应过程R10，包含液相物料串联操作的至少2个反应分离节即第一反应分离节UT10、第二反应分离节UT20；
第一反应分离节UT10，包含第一反应段UR101、第一热高压分离段US101；
第二反应分离节UT20，包含第二反应段UR201、第二热高压分离段US201；
在第一反应段UR101，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的原料R10F进行第一反应段加氢反应UR101R得到第一反应段反应产物BASE‑UR101P；
第一反应段反应流出物UR101P用于排出第一反应段反应产物BASE‑UR101P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
在第一热高压分离段US101，基于第一反应段反应流出物UR101P的气液混相物流UR101PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油US101‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气US101‑V；
基于热高压分离油US101‑L的含液相物流US101‑LX，进入第二反应段UR201；
在第二反应段UR201，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，含液相物流US101‑LX进行第二反应段加氢反应UR201R得到第二反应段反应产物BASE‑UR201P；
第二反应段反应流出物UR201P用于排出第二反应段反应产物BASE‑UR201P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
在第二热高压分离段US201，基于第二反应段反应流出物UR201P的气液混相物流UR201PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油US201‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气US201‑V；
使用或不使用第三反应分离节UT30；
使用第三反应分离节UT30时，包含第三反应段UR301、第三热高压分离段US301；
使用第三反应分离节UT30时，基于热高压分离油US201‑L的含液相物流US201‑LX，进入第三反应段UR301；
在第三反应段UR301，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，含液相物流US201‑LX进行第三反应段加氢反应UR301R得到第三反应段反应产物BASE‑UR301P；
第三反应段反应流出物UR301P用于排出第三反应段反应产物BASE‑UR301P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
在第三热高压分离段US301，基于第三反应段反应流出物UR301P的气液混相物流UR301PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油US301‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气US301‑V；
第一加氢反应过程R10的最下游反应分离节的热高压分离段用作热高压分离过程S10；
⑶在后处理过程U100，包含后高压分离过程S20，基于任意一个或几个反应分离节的热高压分离段的热高压分离气的含气相物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的后高分油S20‑L和后高分气S20‑V；
后高压分离过程S20，设置冷高压分离过程S23；
在冷高压分离过程S23，基于热高压分离气S10‑V的物流降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
基于冷高分油S23‑L的物流作为后高分油S20‑L；
基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V；
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B；
至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10。
62.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B‑B；
至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
物流S20‑LX经过间接换热器HX71降低温度和/或物流RCL00‑X经过间接换热器HX72降低温度。
63.根据权利要求62所述的方法，其特征在于：
⑷在冷凝油低压差升压过程U200，间接换热器HX71和/或间接换热器HX72操作方式选自下列中的一种：
①冷流一侧用于加热第一加氢反应过程R10的原料油或基于冷高分油S23‑L的物流；
②冷流一侧用于加热导热油；
③冷流一侧用于产生水蒸气；
④冷流一侧用于产生热水；
⑤间接换热器HX71为空气冷却器，冷流一侧用于向大气散热。
64.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
⑹至少一部分基于后高分气S20‑V的富氢气物流S20‑VX，返回第一加氢反应过程R10循环使用；
基于后高分气S20‑V的物流S20‑VX经过氢气提浓过程PU100得到富氢气物流S20‑VX和包含来自物流S20‑VX中大部分常规气体烃组分的物流；
富氢气物流S20‑VX的氢气体积浓度大于物流S20‑VX的氢气体积浓度；
氢气提浓过程PU100，选自下列过程中的一种或几种：
①膜分离氢气渗透提纯过程；
②变压吸附氢气提纯过程；
③油洗脱常规气体烃的氢气提纯过程。
65.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14或15或16或17或18或19所述的方法，其特征在于：
至少一部分冷高分油S23‑L经过液力透平降压回收压力能后成为液力透平排出料S23‑L‑HTP。
66.根据权利要求11或12所述的方法，其特征在于：
第二温高压分离油S22‑L经过液力透平降压回收压力能后成为液力透平排出料S23‑L‑HTP。
说明书全文

一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法，适用于油煤浆加氢直接液化、渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化等过程的富含污染组分(粉尘、沥青质、富芳烃蜡油组分甚至重柴油组分)的反应流出物的高压分离过程，涉及正常操作过程以及事故停工过程的热敏组分的降温稳定、热高分气中的污染组分流径范围的严格控制，进而以隐含的方式影响大量下游过程的工艺方法的选择，涉及全厂总流程的优化。

背景技术

[0002] 现有的油煤浆加氢直接液化工程技术如中国神华集团油煤浆加氢直接液化工程技术，已经实现了长期连续运转，但是一直没有实现大规模推广应用，其中主要原因在于现有技术存在以下2个重大工程技术缺点，相应地要求提出对应的工艺改进技术：
[0003] ①第一，油煤浆加氢直接液化反应过程操作压力高，导致油煤浆加氢直接液化装置投资高、能耗大、高压差热高分油降压阀寿命短(阀芯磨损速度快)；
[0004] 作为对策，中国专利申请号202310229274.7碳氢料上流膨胀床分级串联加氢反应过程用连通器的控制方法，提供了串联多级的反应模式的气液分离界面的简单、安全、可靠控制方法，可实现及时排放反应初期水蒸气、不凝气，且工艺控制系统结构简单、成本低、安全性高，是操作压力更低、液相反应效率更高的分级串联式油煤浆悬浮床加氢直接液化反应过程需要的基本控制技术，是一种热力学概念(流体流动体积连续性)下的本征方法；
[0005] ②油煤浆加氢直接液化反应产物含有大量污染性组分(粉尘、沥青质、富芳烃蜡油组分甚至重柴油组分)，生产过程的操作波动，极易导致污染性组分的流径范围扩大，从而导致被污染范围的工艺过程出现污染物沉积、聚集，一方面导致设备性能下降导致开工率降低、运行周期缩短，甚至为了确保全厂的连续运转被迫建立下游装置的备用系列，导致油煤浆加氢直接液化工程整体投资进一步增加、开工率远远低于设计值，另一方面导致物料被污染、产品质量下降，从而降低整体工程的经济竞争力，一句话，作为全厂工艺源头过程的油煤浆加氢直接液化反应产物的高压分离过程的设计理念和设计标准，需要进行改进，需要提出能够在任意工况下有效限制污染物组分的流径范围的油煤浆加氢直接液化反应产物的高压分离方法；
[0006] 作为对策，本发明提供一种本征性碳氢料氢化流出物高压分离方法，通过分析、挖掘隐形原因，提出一种强化型“控制污染组分流径范围”的设计理念，使其具备在任意工况下均能有效限制污染物组分的流径范围，从而克服现有工艺方法产生的缺点，也是煤浆悬浮床加氢直接液化工程的全厂性工艺优化的基本方法，是一种热力学概念(污染性组分的体积熵值最小化)下的本征方法，是一种对现有设计理念的模糊区的清晰化或空白区的补充。
[0007] 本发明的主要目标是提出一种适用于油煤浆加氢直接液化过程或渣油浆态床加氢裂化过程的低成本、高可靠性、多功能的用低压差循环冷凝油的高压反应分离系统，可以用1台升压泵PUMP10同时提供几种不同冷却用途的低压差循环冷凝油，具有装置紧急事故停工过程的安全功能(设置液料储备空间、低电耗持续循环供料)从而具备优化全厂总流程功能。
[0008] 所述污染组分，指的是易于沉积在操作温度高的设备内表面的组分以及难以与水清晰分离的极性烃类、高芳烃烃类，选自固体颗粒和/或沥青质组分和/或粘度高的常规沸点高于530℃的烃类和/或难以与水清晰分离的常规沸点介于350～530℃烃类组分和/或难以与水清晰分离的常规沸点介于250～350℃烃类组分。
[0009] 表1列出了中国神华集团鄂尔多斯煤制油分公司108万吨/年煤加氢直接液化装置原料干煤粉粒度分布，可以看出原料干煤粉粒度很小，而煤浆加氢直接液化反应产物中的固体颗粒的粒径则比表1所列颗粒的粒径分布值更小，极易被气体携带。
[0010] 本发明所述碳氢料氢化流出物R10P，指的是第一加氢反应过程R10的第一加氢反应流出物R10P，第一加氢反应过程R10包括油煤浆加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程和/或渣油沸腾床加氢裂化反应过程和/或富芳烃蜡油的悬浮床加氢裂化反应过程，第一加氢反应流出物R10P含有大量污染组分如粉尘和/或沥青质和/或高芳烃蜡油组分和/或高芳烃重柴油组分。
[0011] 本发明所述重质碳氢料，指的是加氢反应原料油中含有煤粉和/或重质烃料。
[0012] 本发明所述重质烃料，指的是含有常规沸点高于530℃的烃类且含有沥青质。
[0013] 本发明所述重质碳氢料的上流式加氢反应流出物含有大量污染组分如粉尘和/或沥青质和/或高芳烃蜡油组分和/或高芳烃重柴油组分；本发明所述重质碳氢料氢化反应过程，包括煤浆加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程和/或渣油沸腾床加氢裂化反应过程。
[0014] 对于重质碳氢料氢化流出物R10P，其中的渣油组分含有沥青质且含有大量热敏沥青烯组分，导致重质碳氢料氢化流出物R10P在工程上不能采用间接换热器降温以防止沥青质结垢、生焦以及沉积固体，这样要求使用急冷物料如急冷氢气、急冷油；对于氢化流出物R10P等热物流的冷却过程，由于气体压缩机使用温度的限制，使用循环急冷氢气这必然导致这部分循环急冷氢气经历250～50℃或150～50℃的降温冷却阶段使用空气冷却器或水冷器，导致该温度段的热能损失温度，并且急冷氢气循环系统流经太长，涉及的设备太多因此投资增加额度大，因此把不便采用，从热量回收角度和投资增加额度角度讲使用温度适宜的循环过程不存在向环境传递热能的冷却介质循环(也就是基于热高分气的降温物流的冷凝油循环料)就成为必然选择。
[0015] 对于重质碳氢料氢化流出物R10P如油煤浆加氢直接液化、渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化的反应流出物而言，其中的常规沸点介于350～530℃的蜡油烃类组分芳香度高难以与水清晰分离，因此需要设置温高压分离过程将蜡油组分冷凝分离，以防止这些蜡油组分进入冷高压分离过程S23污染分离产物如冷高分油S23‑L、冷高分气S23‑V、冷高分水S23‑W，即需要限制污染组分的流径，至少实现冷高压分离过程S23的清洁化操作；这样，设置热高分气的降温物流的温高压分离过程脱除污染组分就成为必然选择。
[0016] 对于重质碳氢料氢化流出物R10P如油煤浆加氢直接液化、渣油悬浮床加氢裂化过程的反应流出物而言，其中的常规沸点介于300～350℃的重柴油组分芳香度高难以与水清晰分离，因此需要设置温度较低的温高压分离过程将重柴油组分冷凝分离，以防止这些重柴油组分进入冷高压分离过程S23污染分离产物如冷高分油S23‑L、冷高分气S23‑W；这样，设置热高分气的降温物流的温高压分离过程脱除污染组分就成为必然选择。
[0017] 对于重质碳氢料氢化流出物R10P如油煤浆加氢直接液化、渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化的反应流出物而言，其中的常规沸点介于350～530℃的蜡油烃类组分、常规沸点介于300～350℃的重柴油组分的芳香度高难以与水清晰分离，因此需要设置温高压分离过程将蜡油组分、重柴油组分冷凝分离，以防止这些蜡油组分、重柴油组分进入冷高压分离过程S23污染分离产物如冷高分油S23‑L、冷高分气S23‑W、高分水S23‑W，即需要限制污染组分的流径，至少实现冷高压分离过程S23的清洁化操作；同时，为了实现温高分油的清洁化便于简化下游工艺操作如直接进入使用层状催化剂床层的加氢反应过程，需要设置2级温高压分离过程：第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22，因为热高分气含有污染组分故第一温高压分离油S21‑L必然含有污染组分，2级温高压分离过程可保证第二温高压分离油S22‑L不被污染。
[0018] 现有的一种碳氢料氢化流出物的热高压分离过程使用洗涤油洗涤热高压闪蒸汽，然而，第一，由于热高压分离过程操作温度高(通常高达360～440℃)，无法保证全部污染组分被洗涤油脱除进入液体中，第二，为脱除全部污染组分使用大量高沸点洗涤油如蜡油，则导致富洗涤油的降压后物流的分离、减压分馏过程负荷的增加，其影响的流径更加广泛，投资大、能耗高，不经济，因此需要找到一种流径范围小、投资低、能耗低的基本在热高分气的降温冷凝过程形成的清洁冷凝油，加压后循环使用，同时不过多增加基于热高压分离气S10‑V的污染冷凝油，为此，需要设置2级温高压分离过程：第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22，因为热高分气含有污染组分故第一温高压分离油S21‑L必然含有污染组分，2级温高压分离过程可保证第二温高压分离油S22‑L不被污染，第二温高压分离油S22‑L仅小部分在热高压分离过程、第一温高压分离过程S21发生冷凝，如此可保证循环冷凝油的循环量可在大范围内灵活增加调整。
[0019] 需要说明的一点是，对于本发明所述碳氢料氢化流出物R10P的闪蒸或洗涤分离过程，流程模拟工艺计算的冷凝或洗涤分离结果(物料组分组成)往往是不可靠的，在热高分气、温高分气流率巨大的条件下，在热高分分离罐直径、温高分分离罐直径不可能随意放大的条件下，气相对凝点高、易发泡的液相的夹带量通常是很大的；而对于煤浆加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程的碳氢料氢化流出物R10P的闪蒸或洗涤分离过程，还存在大量粒度极细的固体颗粒的夹带问题。
[0020] 对于重质碳氢料氢化流出物R10P如油煤浆加氢直接液化、渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化的反应流出物而言，为了得到不被污染组分污染、且烃类组成比例被严格控制符合特定指标(比如第二温高分油S22‑L、冷高分油S23‑L最终产物不经过柴油与蜡油的高耗能分离过程就适宜作为柴油产物)，需要设置2级温高压分离过程：第一温高压分离/洗涤分馏过程S21、第二温高压分离过程S22，因为热高分气S10‑V含有污染组分故第一温高压分离油S21‑L必然含有污染组分，2级温高压分离过程可保证第二温高压分离油S22‑L不被污染，同时需要设置第一温高压闪蒸气S211‑V的第一温高压洗涤分馏过程S212，在洗涤分馏塔使用净洁洗涤油多次逆流接触第一温高压闪蒸气S211‑V实现冷却洗涤分馏的目的，严格控制第一温高压闪蒸气S211‑V的第一温高压洗涤分馏过程S212的排出气即第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V中常规沸点高于165℃烃类中的常规沸点高于330℃烃类的比例以及常规沸点高于350℃烃类的比例，这实质上就是要求形成高压条件下的精馏系统，其中第一温高压分离/洗涤分馏过程S21提供高压精馏塔的功能，第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V的换热降温过程提供精馏塔塔顶蒸汽的冷凝冷却作用，第二温高压分离过程S22提供精馏塔塔顶回流罐功能，低压差升压泵PUMP10输送循环洗涤油起着精馏塔塔顶回流泵作用。当第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V进入使用层状催化剂床层的加氢反应过程时，必须严格保证第一温高压洗涤分馏过程S212的洗涤分馏效果(特别是脱污染物组分效果)。当油煤浆加氢直接液化、渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化等过程出现紧急停工事故比如全装置动力电停电(不简断电源除外)，此时，装置通常进入安全泄压联锁程序，以油煤浆加氢直接液化装置冷高压分离器操作压力为18.55MPaG、启动0.75MPa/min联锁降压系统需要40分钟才能将冷高压分离器操作压力降低到4.00MPaG，在整个安全泄压过程中，正常的换热冷物流几乎全部停止流动而反应器连续排出反应产物特别是连续排出气相反应产物，热高压分离器的温度具有上升趋势，为第一温高压分离气S20‑V携带更多的污染组分，此时必须保证第一温高压洗涤分馏过程S212排出气即第一温高压洗涤气S212‑V中污染组分的控制，即必须在适当长的应急周期内保证第一温高压洗涤分馏过程S212的有效洗涤，也就是要保证低压差升压泵PUMP10在应急周期内连续供电即使用长应急周期的连续供电的不简单电源，同时需要配置适应应急周期的连续提供循环急冷油的体积足够的低压差升压泵PUMP10急冷油进料缓冲区。
[0021] 本发明的基本构想是：一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法，可构成油煤浆加氢直接液化或渣油浆态床加氢裂化的低成本、高可靠性、多功能的高压反应分离系统，含有污染组分如粉尘、沥青质、高芳烃蜡油的高温态碳氢料氢化流出物在热高压分离过程分离为热高分气和热高分油，基于热高分气的冷凝油如温高压分离油和/或冷高压分离油经低压差升压泵作为循环急冷油用于基于氢化流出物的物流如氢化流出物或/和下游反应过程进料或/和热高分气或/和温高分气的降温；因升压泵功率小故其不间断电源容量低、成本低、维护费用低，可低成本形成事故停工过程氢化流出物的长周期持续安全急冷即防污染物扩大流径的系统，确保冷高压分离过程及下游过程的净洁化操作，具有装置安全功能和优化全厂总流程功能。
[0022] 本发明所述方法未见报道。
[0023] 因此，本发明的第一目的是提出一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法，适用于煤浆加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程和/或渣油沸腾床加氢裂化反应过程和/或富芳烃蜡油的悬浮床加氢裂化反应过程，基于热高分气的冷凝油如温高压分离油和/或冷高压分离油经低压差升压泵作为循环急冷油用于基于氢化流出物的物流如氢化流出物或/和下游反应过程进料或/和热高分气或/和温高分气的降温。
[0024] 本发明的第二目的是提出一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物的四级高压分离方法，设置热高压分离过程S10、第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23，第二温高压分离油S22‑L经低压差升压泵作为循环急冷油用于第一温高压闪蒸汽的洗涤分馏，控制冷高压分离过程S10进料中的冷污染组分含量，实现冷高压分离过程S10以及下游处理过程的净洁化操作。
[0025] 本发明的第三目的是提出一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物的四级高压分离方法，设置热高压分离过程S10、第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23，第二温高压分离油S22‑L经低压差升压泵作为循环急冷油用于第一温高压闪蒸汽的洗涤分馏，控制第二温高压分离油S22‑L和/或冷高分油S23‑L中的粉尘含量，便于通过液力透平回收第二温高压分离油S22‑L、冷高压分离油S23‑L的压力能。
[0026] 本发明的第四目的是提出一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物的四级高压分离方法，设置热高压分离过程S10、第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23，第二温高压分离油S22‑L经低压差升压泵作为循环急冷油用于第一温高压闪蒸汽的洗涤分馏，控制第二温高压分离油S22‑L和/或冷高分油S23‑L中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例，简化后续分馏过程流程，避免出现蜡油组分与柴油组分的分离过程。
[0027] 本发明的第五目的是提出一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物的四级高压分离方法，设置热高压分离过程S10、第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23，第二温高压分离油S22‑L经低压差升压泵作为循环急冷油用于第一温高压闪蒸汽的洗涤分馏，控制第二温高压分离油S22‑L和/或冷高分油S23‑L中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例，简化后续加氢反应过程的流程，避免出现高压物流先大幅度降压脱气后再次大幅度升压进入后续加氢反应过程的流程复杂、投资高、能耗高的流程衔接过程。
[0028] 本发明的第五目的是提出一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法，适用于煤浆加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程和/或渣油沸腾床加氢裂化反应过程和/或富芳烃蜡油的悬浮床加氢裂化反应过程，基于热高分气的冷凝油如温高压分离油和/或冷高压分离油经低压差升压泵作为循环急冷油用于基于氢化流出物的物流如氢化流出物或/和下游反应过程进料或/和热高分气或/和温高分气的降温，低压差升压泵采用无轴封泵升压循环，其驱动机功率很小。
[0029] 本发明的第六目的是提出一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法，配制的循环急冷油缓冲区的体积可以满足装置紧急停工工况下升压泵长周期输送循环急冷油，确保装置安全停工或安全调整装置运行状态。

发明内容

[0030] 本发明一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法，其特征在于包含以下步骤：
[0031] ⑴在第一加氢反应过程R10，使用加氢反应器RE10X，加氢反应器RE10X至少包含一台上流式膨胀床加氢反应器RE10K，加氢反应器RE10X数量多于1台且串联操作时，以原料R10F的加工过程正流向为基准，流程最下游的加氢反应器RE10X为上流式膨胀床加氢反应器；
[0032] 在第一加氢反应过程R10，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的原料R10F进入第一加氢反应过程R10进行第一加氢反应R10R得到第一加氢反应产物BASE‑R10P；
[0033] 原料R10F，由液态原料R10FL和存在或不存在的固体颗粒原料R10FS组成；
[0034] 基于第一加氢反应产物BASE‑R10P的含有氢气、液相烃同时含有或不含有固体颗粒的物料用作第一加氢反应流出物R10P；
[0035] 第一加氢反应过程R10中，存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒；
[0036] 第一加氢反应R10R，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，包含或不包含至少一部分液态原料R10FL的加氢热裂化反应，包含或不包含至少一部分固态物料R10FS的生产常规液态烃的加氢热裂化反应；
[0037] 第一加氢反应过程R10，使用或不使用催化剂R10C；
[0038] 第一加氢反应产物BASE‑R10P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的混相物料；
[0039] 第一加氢反应流出物R10P用于排出第一加氢反应产物BASE‑R10P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
[0040] 第一加氢反应流出物R10P，以1路或2路或多路物料的形式出现；
[0041] 第一加氢反应产物BASE‑R10P，含有污染组分；
[0042] 所述污染组分，指的是易于沉积在设备内表面的组分，选自固体颗粒和/或沥青质组分和/或粘度高的常规沸点高于530℃烃类和/或难以与水清晰分离的常规沸点介于350～530℃烃类组分和/或难以与水清晰分离的常规沸点介于250～350℃烃类组分；
[0043] ⑵在热高压分离过程S10，基于混合物料M01‑P的气液混相物流M01‑PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油S10‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气S10‑V；
[0044] 在热高压分离过程S10，包含热高压闪蒸过程S101、包含或不包含热高压闪蒸气洗涤分馏过程S102，包含或不包含热高压闪蒸液的气提过程S103；
[0045] 在热高压闪蒸过程S101，基于第一加氢反应流出物R10P的物流闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的热高压闪蒸油S101‑L和热高压闪蒸气S101‑V；
[0046] 使用热高压闪蒸气洗涤分馏过程S102时，基于热高压闪蒸气S101‑V的气相物流与洗涤油S102‑SL01至少发生一次接触，分离为热高压闪蒸气洗涤分馏油S102‑L和热高压闪蒸气洗涤分馏气S102‑V；
[0047] 使用热高压闪蒸液的气提过程S103时，基于热高压闪蒸油S101‑L的液相物流与富氢气气提气S103‑BV01至少发生一次接触，分离为热高压提余油S103‑L和热高压提出气S103‑V；
[0048] 基于热高压闪蒸气S101‑V和/或热高压闪蒸气洗涤分馏气S102‑V和/或热高压提出气S103‑V的物流作为热高压分离气S10‑V；
[0049] 基于热高压闪蒸油S101‑L和/或热高压闪蒸气洗涤分馏油S102‑L和/或热高压提余油S103‑L的物流，用作热高压分离油S10‑L；
[0050] ⑶在后处理过程U100，包含后高压分离过程S20，基于热高压分离气S10‑V的物流U100‑F，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的后高分油S20‑L和后高分气S20‑V；
[0051] 后高压分离过程S20，设置冷高压分离过程S23；
[0052] 在冷高压分离过程S23，基于热高压分离气S10‑V的物流U100‑F降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
[0053] 基于冷高分油S23‑L和/或其它存在的冷凝油的物流作为后高分油S20‑L；
[0054] 基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V；
[0055] 当物流U100‑F含有氨气时，使用或不使用洗涤水洗涤冷高分气S23‑V或产生冷高分气S23‑V的上游物流，产生冷高分酸性水物流S23‑W；
[0056] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B‑B；
[0057] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0058] ⑸在降温过程MDT10，温度为T11的热物流BS101与温度为T2的循环急冷油RCL00混合降温为温度为T12的混合物流BS102，温度T12低于温度T11的差值定义为热物流BS101的降温幅度DTA，温度T12高于温度T2的差值定义为循环急冷油RCL00的升温幅度DTB；
[0059] 热物流BS101，选自下列物流中的一种或几种：
[0060] ①第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
[0061] 热物流BS101，选自待降温的上游加氢反应器的反应流出物；
[0062] ②第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
[0063] 热物流BS101，选自待降温的下游加氢反应器的进料物流；
[0064] ③热物流BS101，选自待降温的热高压分离过程S10的进料物流；
[0065] ④热物流BS101，选自待降温的基于离开热高压分离过程S10的热高压分离气S10‑V的含气相物流，该物流降温后产生冷凝油。
[0066] 本发明，通常，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B‑B；
[0067] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0068] ⑸在降温过程MDT10，温度为T11的热物流BS101与温度为T2的循环急冷油RCL00混合降温为温度为T12的混合物流BS102，温度T12低于温度T11的差值定义为热物流BS101的降温幅度DTA，温度T12高于温度T2的差值定义为循环急冷油RCL00的升温幅度DTB；
[0069] 热物流BS101，选自下列物流中的一种或几种：
[0070] ①第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
[0071] 热物流BS101，选自待降温的上游加氢反应器的反应流出物；
[0072] ②第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
[0073] 热物流BS101，选自待降温的下游加氢反应器的进料物流；
[0074] ③热物流BS101，选自待降温的热高压分离过程S10的进料物流；
[0075] ④热物流BS101，选自待降温的基于离开热高压分离过程S10的热高压分离气S10‑V的含气相物流，该物流降温后产生冷凝油。
[0076] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，物流S20‑LX经低压差升压泵PUMP10的升压幅度选自下列之一：
[0077] ①0.20～0.50MPa；
[0078] ②0.50～0.80MPa；
[0079] ③0.80～1.10MPa；
[0080] ④1.10～2.00MPa。
[0081] 本发明，通常，⑹至少一部分基于后高分气S20‑V的富氢气物流S20‑VX，返回第一加氢反应过程R10循环使用，富氢气物流S20‑VX的氢气体积浓度选自下列之一：
[0082] ①65～75体积％；
[0083] ②75～85体积％；
[0084] ③85～95体积％；
[0085] ④高于95体积％。
[0086] 本发明，通常，⑴第一加氢反应过程R10选自油煤浆加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程和/或渣油沸腾床加氢裂化反应过程和/或富芳烃蜡油的悬浮床加氢裂化反应过程；
[0087] ⑹至少一部分基于后高分气S20‑V的富氢气物流S20‑VX，返回第一加氢反应过程R10循环使用。
[0088] 本发明，通常，⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度DTA选自下列之一：
[0089] ①5～10℃；
[0090] ②10～25℃；
[0091] ③25～40℃；
[0092] ④44～60℃；
[0093] ⑤高于60℃。
[0094] 本发明，各步骤操作条件通常为：
[0095] ⑴第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～480℃，以新鲜进料液相体积流率计算的液相反应时间为0.25～10.0小时，气液体积比为50～3
3000Nm/t，新鲜进料中常规沸点高于530℃的碳氢料的裂化转化率为10～98重量％；
[0096] ⑵热高压分离过程S10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～450℃；
[0097] 使用的洗涤油S102‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0098] ⑶在后处理过程U100，冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为20～70℃，冷高分气S40‑V的氢气体积浓度高于65体积％；
[0099] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，物流S20‑LX经低压差升压泵PUMP10的升压幅度为0.2～0.8MPa。
[0100] 本发明，各步骤操作条件通常为：
[0101] ⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度DTA为5～70℃，循环急冷油RCL00的升温幅度DTB为80～220℃。
[0102] 本发明，操作方式可以为：
[0103] ⑶在后高压分离过程S20，设置第一温高压分离过程S21、冷高压分离过程S23；
[0104] 在第一温高压分离过程S21，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
[0105] 在第一温高压分离过程S21，包含第一温高压闪蒸过程S211，包含或不包含第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，包含或不包含第一温高压闪蒸液的气提过程S213[0106] 在第一温高压闪蒸过程S211，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的第一温高压闪蒸油S211‑L和第一温高压闪蒸气S211‑V；
[0107] 使用第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212时，至少一部分基于第一温高压闪蒸气S211‑V的含气相物流S211‑VX与洗涤油S212‑SL01至少发生一次接触，分离为第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V，至少一部分含气相物流S211‑VX的气相中的污染组分进入第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L中；
[0108] 使用第一温高压闪蒸液的气提过程S213时，基于第一温高压闪蒸油S211‑L的含液相物流S211‑LX与富氢气气提气S213‑BV01至少发生一次接触，分离为第一温高压提余油S213‑L和第一温高压提出气S213‑V，至少一部分含液相物流S211‑LX的液相中的低沸点组分汽化后进入第一温高压提出气S213‑V中；
[0109] 基于第一温高压闪蒸气S211‑V和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V和/或第一温高压提出气S213‑V的物流作为第一温高压分离气S21‑V；
[0110] 基于第一温高压闪蒸油S211‑L和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和/或第一温高压提余油S213‑L的物流，用作第一温高压分离油S21‑L；
[0111] 在冷高压分离过程S23，基于第一温高压分离气S21‑V的物流降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
[0112] 基于第一温高压分离油S21‑L和/或冷高分油S23‑L的物流作为后高分油S20‑L；
[0113] 基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V。
[0114] 本发明，操作条件可以为：
[0115] ⑴第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～480℃，以新鲜进料液相体积流率计算的液相反应时间为0.25～10.0小时，气液体积比为50～3
3000Nm/t，新鲜进料中常规沸点高于530℃的碳氢料的裂化转化率为10～98重量％；
[0116] ⑵热高压分离过程S10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～450℃；
[0117] 使用的洗涤油S102‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0118] ⑶在后处理过程U100，
[0119] 第一温高压分离过程S21的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为200～390℃；
[0120] 使用的洗涤油S212‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0121] 冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为20～70℃，冷高分气S40‑V的氢气体积浓度高于65体积％；
[0122] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，低压差升压泵PUMP10的升压幅度为0.2～0.8MPa。
[0123] 本发明，操作条件可以为：
[0124] ⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度为5～70℃，循环急冷油RCL00的升温幅度DTB为80～220℃。
[0125] 本发明，操作方式可以为：
[0126] ⑶在后高压分离过程S20，设置第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
[0127] 在第一温高压分离过程S21，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
[0128] 在第一温高压分离过程S21，包含第一温高压闪蒸过程S211，包含或不包含第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，包含或不包含第一温高压闪蒸液的气提过程S213[0129] 在第一温高压闪蒸过程S211，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的第一温高压闪蒸油S211‑L和第一温高压闪蒸气S211‑V；
[0130] 使用第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212时，至少一部分基于第一温高压闪蒸气S211‑V的含气相物流S211‑VX与洗涤油S212‑SL01至少发生一次接触，分离为第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V，至少一部分含气相物流S211‑VX的气相中的污染组分进入第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L中；
[0131] 使用第一温高压闪蒸液的气提过程S213时，基于第一温高压闪蒸油S211‑L的含液相物流S211‑LX与富氢气气提气S213‑BV01至少发生一次接触，分离为第一温高压提余油S213‑L和第一温高压提出气S213‑V，至少一部分含液相物流S211‑LX的液相中的低沸点组分汽化后进入第一温高压提出气S213‑V中；
[0132] 基于第一温高压闪蒸气S211‑V和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V和/或第一温高压提出气S213‑V的物流作为第一温高压分离气S21‑V；
[0133] 基于第一温高压闪蒸油S211‑L和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和/或第一温高压提余油S213‑L的物流，用作第一温高压分离油S21‑L；
[0134] 在第二温高压分离过程S22，基于第一温高压分离气S21‑V的物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的第二温高压分离油S22‑L和第二温高压分离气S22‑V；
[0135] 在第二温高压分离过程S22，包含第二温高压闪蒸过程S221，包含或不包含第二温高压闪蒸气洗涤分馏过程S222，包含或不包含第二温高压闪蒸液的气提过程S223；
[0136] 在第二温高压闪蒸过程S221，基于第一温高压分离气S21‑V的物流，降温冷凝后闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的第二温高压闪蒸油S221‑L和第二温高压闪蒸气S221‑V；
[0137] 使用第二温高压闪蒸气洗涤分馏过程S222时，至少一部分基于第二温高压闪蒸气S221‑V的含气相物流S221‑VX与洗涤油S222‑SL01至少发生一次接触，分离为第二温高压闪蒸气洗涤分馏油S222‑L和第二温高压闪蒸气洗涤分馏气S222‑V，至少一部分含气相物流S221‑VX的气相中的污染组分进入第二温高压闪蒸气洗涤分馏油S222‑L中；
[0138] 使用第二温高压闪蒸液的气提过程S223时，基于第二温高压闪蒸油S221‑L的含液相物流S221‑LX与富氢气气提气S223‑BV01至少发生一次接触，分离为第二温高压提余油S223‑L和第二温高压提出气S223‑V，至少一部分含液相物流S221‑LX的液相中的低沸点组分汽化后进入第二温高压提出气S223‑V中；
[0139] 基于第二温高压闪蒸气S221‑V和/或第二温高压闪蒸气洗涤分馏气S222‑V和/或第二温高压提出气S223‑V的物流作为第二温高压分离气S22‑V；
[0140] 基于第二温高压闪蒸油S221‑L和/或第二温高压闪蒸气洗涤分馏油S222‑L和/或第二温高压提余油S223‑L的物流，用作第二温高压分离油S22‑L；
[0141] 在冷高压分离过程S23，基于第二温高压分离气S22‑V的物流降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
[0142] 基于第一温高压分离油S21‑L和/或第二温高压分离油S22‑L和/或冷高分油S23‑L的物流作为后高分油S20‑L；
[0143] 基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V。
[0144] 本发明，操作条件可以为：
[0145] ⑴第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～480℃，以新鲜进料液相体积流率计算的液相反应时间为0.25～10.0小时，气液体积比为50～3
3000Nm/t，新鲜进料中常规沸点高于530℃的碳氢料的裂化转化率为10～98重量％；
[0146] ⑵热高压分离过程S10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～450℃；
[0147] 使用的洗涤油S102‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0148] ⑶在后处理过程U100，第一温高压分离过程S21的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为300～390℃；使用的洗涤油S212‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0149] 第二温高压分离过程S21的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为200～300℃；使用的洗涤油S222‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0150] 冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为20～70℃，冷高分气S40‑V的氢气体积浓度高于65体积％；
[0151] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，物流S20‑LX经低压差升压泵PUMP10的升压幅度为0.2～0.8MPa；
[0152] ⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度为5～70℃，循环急冷油RCL00的升温幅度DTB为80～220℃。
[0153] 本发明，操作方式可以为：
[0154] ⑶在后高压分离过程S20，冷高分油S23‑L中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于5％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0155] 本发明，操作方式可以为：
[0156] ⑶在后高压分离过程S20，第二温高压分离过程分离出的气体，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于330℃的烃类的重量比例低于5％，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于400℃的烃类的重量比例低于1.0％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0157] 本发明，操作方式可以为：
[0158] ⑶在后高压分离过程S20，第二温高压分离过程分离出的气体，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于330℃的烃类的重量比例低于2％，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于400℃的烃类的重量比例低于0.5％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0159] 本发明，操作方式可以为：
[0160] ⑶在后处理过程U100，设置加氢改质反应过程R11、后高压分离过程S20；
[0161] 在加氢改质反应过程R11，至少一部分基于热高压分离气S10‑V的物流至少进行加氢精制反应完成至少一部分有机氮的加氢脱除生成加氢改质反应流出物R11P；
[0162] 有或没有常规沸点低于365℃的其它烃类物流，进入加氢改质反应过程R11；
[0163] 至少一部分基于加氢改质反应流出物R11P的物流进入后高压分离过程S20；
[0164] 基于热高压分离气S10‑V的物流，经过或不经过气液分离过程脱除较重烃组分后进入加氢改质反应过程R11；以实现深度脱除杂质有机氮以及有机氧、有机硫、芳烃饱和。
[0165] 本发明，操作条件可以为：
[0166] ⑶在后处理过程U100，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于1000ppm重量。
[0167] 本发明，操作条件可以为：
[0168] ⑶在后处理过程U100，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于50ppm重量。
[0169] 本发明，操作条件可以为：
[0170] ⑶在后处理过程U100，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于20ppm重量、有机硫的重量浓度低于2.0ppm重量。
[0171] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是油煤浆加氢直接液化反应过程，反应器压3
力为10～25MPa，反应温度为400～465℃，气液体积比为600～1500Nm /t，含铁元素的液化催化剂R10C添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为45～50质量％。
[0172] 本发明，⑴第一加氢反应过程R100可以是油煤浆加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂R10C，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l：10至l0：l；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；催化剂R10C粒子直径为l～100μm的粉状颗粒。
[0173] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是油煤浆加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂R10C为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。
[0174] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油悬浮床加氢裂化反应过程，第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8.0～25.0MPa、温度为380～460℃、氢气/原料油体积比3 ‑1
为50～4000Nm/t、体积空速为0.1～10.0hr ；重油R10F的重量化学氢耗量为0.05～4.00重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的加氢裂化转化率为35～85重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的比例高于70％。
[0175] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油悬浮床加氢裂化反应过程，渣油悬浮床加氢裂化反应过程中使用的固体颗粒催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10中的主体工作形态为M0S2。
[0176] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油悬浮床加氢裂化反应过程，渣油悬浮床加氢裂化反应过程中使用的固体颗粒催化剂R10C包括微晶M0S2，微晶M0S2在反应液相中的重量比例为0.15重量％～0.35重量％。
[0177] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是可以渣油沸腾床加氢裂化反应过程，第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为12.0～25.0MPa、温度为400～450℃、氢气/原料油3
体积比为50～4000Nm /t、床层膨胀比为1.20～1.45，催化剂R10C体积空速为0.1～10.0hr‑1
；重油R10F的重量化学氢耗量为0.05～4.00重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的加氢裂化转化率为25～75重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的比例高于50％。
[0178] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油沸腾床加氢裂化反应过程，使用的渣油沸腾床加氢催化剂R10C的形状为圆柱条状或球状。
[0179] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油沸腾床加氢裂化反应过程，使用的渣油沸腾床加氢催化剂R10C的形状为圆柱条状或球状，其直径为0.5～1.5毫米，长度为1.5～10毫米。
[0180] 本发明，⑶在后处理过程U100，基于冷高分油S23‑L的物流，可以经过脱除石脑油过程SECT01得到柴油馏分。
[0181] 本发明，⑶在后处理过程U100，基于后高分油S20‑L的物流可以降压后分离为主要由常规液态烃组成的后低分油和后低分气；
[0182] 基于后低分油的物流，经过脱除石脑油过程得到柴油馏分。
[0183] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置水蒸气发生器EX01；
[0184] 基于热高压分离气S10‑V的物流，经过水蒸气发生器EX01降温后进入后高压分离过程S20。
[0185] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置第一温高压分离过程S21、水蒸气发生器EX01、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
[0186] 在第一温高压分离过程S21，基于热高压分离气S10‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
[0187] 基于第一温高压分离气S21‑V的物流，经过水蒸气发生器EX02降温后成为低温物流S21‑VC进入第二温高压分离过程S22；
[0188] 在第二温高压分离过程S22，基于低温物流S21‑VC的物流分离出主要由常规液态烃组成的第二温高压分离油S22‑L和第二温高压分离气S22‑V；
[0189] 在冷高压分离过程S23，基于第二温高压分离气S22‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V。
[0190] 本发明，⑶在后处理过程U100，基于热高分气S10‑V的物流，经过导热油换热器EX05降温后进入后续流程；
[0191] 所述导热油换热器EX05，属于导热油系统SYS01；
[0192] 正常生产时，基于第一温高压分离气S20‑V的物流可以与冷导热油换热，冷导热油升温成为热导热油；
[0193] 导热油循环系统，包含冷导热油循环罐DV1、热导热油循环罐DV2和导热油循环泵DRP；
[0194] 冷导热油进入冷导热油循环罐DV1，冷导热油循环罐DV1排出的冷导热油与基于第一温高压分离气S20‑V的物流换热升温成为热导热油，冷导热油循环罐DV1使用第一背压气体控制压力；
[0195] 基于热导热油的物流进入热导热油循环罐DV2，热导热油循环罐DV2使用第二背压气体控制压力；
[0196] 导热油循环泵DRP，用于冷导热油或热导热油的循环加压输送；
[0197] 在装置动力电停电事故后，电力驱动的压缩机和/或泵停运，造成第一加氢反应过程R10的氢气进料和/或碳氢反应料的至少一部分流量的中断从而引发高压系统URHPS的紧急泄压过程中，基于第一温高压分离气S20‑V的物流持续流动；
[0198] 装置动力电停电事故引发的高压系统紧急泄压过程中，冷导热油循环罐DV1的第一背压气体操作压力高于热导热油循环罐DV2的第二背压气体操作压力，冷导热油循环罐DV1中的冷导热油在第一背压气推动下持续流动，经导热油换热器EX05与基于第一温高压分离气S20‑V的物流的换热时间至少持续tm，基于热导热油的物流进入热导热油循环罐DV2，该过程中进行第一加氢反应过程R10的高压系统URHPS的紧急降压程序，使高压系统URHPS压力降低至安全压力PS以下，同时对基于第一温高压分离气S20‑V的物流进行有效降温；
[0199] tm为10～600分钟；
[0200] PS低于4.0～10.0MPa。
[0201] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
[0202] 在第一温高压分离过程S21，在第一温高压分离过程S20，基于热高压分离气S10‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
[0203] 在第二温高压分离过程S22，基于第一温高压分离气S21‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的第二温高压分离油S22‑L和第二温高压分离气S22‑V；
[0204] 在冷高压分离过程S23，基于第二温高压分离气S22‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V。
[0205] 本发明，通常，⑶在后处理过程U100，第二温高压分离油S22‑L，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于5％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0206] 本发明，通常，⑶在后处理过程U100，第二温高压分离油S22‑L，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于5％，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于400℃的烃类的重量比例低于2％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0207] 本发明，通常，⑴第一加氢反应过程R10是油煤浆加氢直接液化反应过程或渣油悬浮床加氢反应过程或渣油沸腾床加氢反应过程
[0208] ⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30；
[0209] 在加氢改质反应过程R30，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流完成加氢精制反应转化为低有机硫、低有机氮、低芳烃烃类，得到加氢改质反应流出物R30P，以实现深度脱除杂质有机氧、有机硫、有机氮、芳烃。
[0210] 本发明，通常，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30、加氢开环反应过程R40；
[0211] 基于加氢改质反应流出物R30P的含有常规沸点高于250℃烃类的物流，在加氢开环反应过程R40发生至少一部分双环烃的单环开环反应生成加氢开环反应流出物R30P，以提高十六烷值、降低密度。
[0212] 本发明，通常，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30、加氢开环反应过程R40；
[0213] 加氢改质反应流出物R30P进入加氢开环反应过程R40发生至少一部分双环烃的单环开环反应生成加氢开环反应流出物R30P，以提高十六烷值、降低密度。
[0214] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30；
[0215] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，在不经历大幅度降压过程并且经过升温或不经过升温过程的条件下，直接进入或经泵加压后进入加氢改质反应过程R30完成加氢精制反应。
[0216] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30；
[0217] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，经过缓冲容器后，在不经历大幅度降压过程并且经过升温或不经过升温过程的条件下，直接进入或经泵加压后进入加氢改质反应过程R30完成加氢精制反应。
[0218] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30；
[0219] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，经过缓冲容器后分离出缓冲分离油；
[0220] 缓冲分离油，在不经历大幅度降压过程并且经过升温或不经过升温过程的条件下，直接进入或经泵加压后进入加氢改质反应过程R30完成加氢精制反应。
[0221] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是油煤浆加氢直接液化反应过程；
[0222] ⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0223] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，去加氢稳定反应过程R70完成至少一部分双环芳烃的部分加氢饱和反应转化为供氢烃比例更高的烃类生成加氢稳定反应产物R70P，可以实现供氢烃的制备，同时脱除部分杂质如有机氧、有机硫、有机氮。
[0224] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0225] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例，比加氢稳定反应过程R70新鲜烃进料中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例至少高4％；
[0226] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类中的部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
[0227] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0228] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例，比加氢稳定反应过程R70新鲜烃进料中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例至少高出7％；
[0229] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类中的部分饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65。
[0230] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0231] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例大于20重量％。
[0232] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0233] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例大于25重量％。
[0234] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，可以经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B；
[0235] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0236] 装置紧急停电情况下，循环急冷油RCL00的紧急循环量按正常循环量的40～70％输送；
[0237] 低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区的停留时间，满足正常情况下循环急冷油RCL00按正常循环量输送的15～300分钟使用量的储存时间，或者紧急停工情况下循环急冷油RCL00按紧急循环量的30～600分钟使用量的储存时间；
[0238] 低压差升压泵PUMP10配置不间断应急电源POWER01，装置紧急停电情况下，不间断应急电源POWER01可持续工作30～750分钟，驱动升压泵PUMP10输送循环洗涤油。
[0239] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，可以经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B；
[0240] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0241] 装置紧急停电情况下，循环急冷油RCL00的紧急循环量按正常循环量的50％输送；
[0242] 低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区的停留时间，满足正常情况下循环急冷油RCL00按正常循环量输送的30～300分钟使用量的储存时间，或者紧急停工情况下循环急冷油RCL00按紧急循环量的30～600分钟使用量的储存时间；
[0243] 低压差升压泵PUMP10配置不间断应急电源POWER01，装置紧急停电情况下，不间断应急电源POWER01持续工作时间为60～600分钟，驱动升压泵PUMP10输送循环洗涤油。
[0244] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，可以接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区。
[0245] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，可以接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区；
[0246] 循环急冷油紧急补充液的常规沸点高于360℃的烃组分的含量低于1重量％。
[0247] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，可以接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区；
[0248] 循环急冷油紧急补充液的常规沸点高于360℃的烃组分的含量低于1重量％，来自系统的冲洗油升压泵PUMP05；
[0249] 冲洗油升压泵PUMP05，配置不间断应急电源POWER05时，装置紧急停电情况下，不间断应急电源POWER05持续工作30～600分钟，驱动冲洗油升压泵PUMP05输送循环急冷油紧急补充液。
[0250] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，可以接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区；
[0251] 循环急冷油紧急补充液的常规沸点高于360℃的烃组分的含量低于1重量％，来自柴油加氢反应过程的柴油原料升压泵。
[0252] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置使用层状催化剂床层的加氢改质反应过程R100；
[0253] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，在高压状态下或加压后进入下游加氢改质反应过程R100；
[0254] 基于后高分油S20‑L的液体S20‑LB，经低压差升压泵PUMP10加压后至少分为2路：
[0255] 第一路流体S20‑LB1用作循环急冷油RCL00；
[0256] 第二路流体S20‑LB2进入加氢改质反应过程R100。
[0257] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置使用层状催化剂床层的加氢裂化反应过程R80；
[0258] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，在高压状态下或加压后进入加氢裂化反应过程R80完成至少一部分柴油加氢裂化反应生产石脑油。
[0259] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以在2个或多个并联的系列进行；
[0260] ⑵在热高压分离过程S10，基于不同第一加氢反应过程R10系列的2路或多路或全部的第一加氢反应流出物R10P的物流，在一个热高压分离过程S10中联合进行。
[0261] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以在2个或多个并联的系列进行；
[0262] ⑶在后处理过程U100，2路或多路或全部基于热高压分离气S10‑V的物流，在一个后高压分离过程S20中联合进行。
[0263] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以在2个或多个并联的系列进行；
[0264] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，用1台低压差升压泵PUMP10对所有的基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX进行升压。
[0265] 本发明，⑴第一加氢反应过程R1可以0在2个或多个并联的系列进行；
[0266] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区所在容器为1台。
[0267] 本发明，通常，⑸在降温过程MDT10，循环急冷油RCL00的重量流率RCL00‑W与热物流BS101的重量流率BS101‑W的比值为K100，K100＝(RCL00‑W)/(BS101‑W)，K100选自下列之一：
[0268] ①0.01～0.10；
[0269] ②0.10～0.20；
[0270] ③0.20～0.30；
[0271] ④0.30～0.40；
[0272] ⑸高于0.40。
[0273] 本发明，操作方式可以为：
[0274] ⑴在第一加氢反应过程R10，使用加氢反应器RE10X，加氢反应器RE10X至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器RE10K，加氢反应器RE10X数量多于1台且串联操作时，以原料R10F的加工过程正流向为基准，流程最下游的加氢反应器RE10X为上流式膨胀床加氢反应器；
[0275] 第一加氢反应过程R10，包含液相物料串联操作的至少2个反应分离节即第一反应分离节UT10、第二反应分离节UT20；
[0276] 第一反应分离节UT10，包含第一反应段UR101、第一热高压分离段US101；
[0277] 第二反应分离节UT20，包含第二反应段UR201、第二热高压分离段US201；
[0278] 在第一反应段UR101，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的原料R10F进行第一反应段加氢反应UR101R得到第一反应段反应产物BASE‑UR101P；
[0279] 第一反应段反应流出物UR101P用于排出第一反应段反应产物BASE‑UR101P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
[0280] 在第一热高压分离段US101，基于第一反应段反应流出物UR101P的气液混相物流UR101PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油US101‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气US101‑V；
[0281] 基于热高压分离油US101‑L的含液相物流US101‑LX，进入第二反应段UR201；
[0282] 在第二反应段UR201，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，含液相物流US101‑LX进行第二反应段加氢反应UR201R得到第二反应段反应产物BASE‑UR201P；
[0283] 第二反应段反应流出物UR201P用于排出第二反应段反应产物BASE‑UR201P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
[0284] 在第二热高压分离段US201，基于第二反应段反应流出物UR201P的气液混相物流UR201PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油US201‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气US201‑V；
[0285] 使用或不使用第三反应分离节UT30；
[0286] 使用第三反应分离节UT30时，包含第三反应段UR301、第三热高压分离段US301；
[0287] 使用第三反应分离节UT30时，基于热高压分离油US201‑L的含液相物流US201‑LX，进入第三反应段UR301；
[0288] 在第三反应段UR301，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，含液相物流US201‑LX进行第三反应段加氢反应UR301R得到第三反应段反应产物BASE‑UR301P；
[0289] 第三反应段反应流出物UR301P用于排出第三反应段反应产物BASE‑UR301P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
[0290] 在第三热高压分离段US301，基于第三反应段反应流出物UR301P的气液混相物流UR301PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油US301‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气US301‑V；
[0291] 第一加氢反应过程R10的最下游反应分离节的热高压分离段用作热高压分离过程S10；
[0292] ⑶在后处理过程U100，包含后高压分离过程S20，基于任意一个或几个反应分离节的热高压分离段的热高压分离气的含气相物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的后高分油S20‑L和后高分气S20‑V；
[0293] 后高压分离过程S20，设置冷高压分离过程S23；
[0294] 在冷高压分离过程S23，基于热高压分离气S10‑V的物流降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
[0295] 基于冷高分油S23‑L的物流作为后高分油S20‑L；
[0296] 基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V；
[0297] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B；
[0298] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10。
[0299] 本发明，操作方式可以为：
[0300] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B‑B；
[0301] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0302] 物流S20‑LX经过间接换热器HX71降低温度和/或物流RCL00‑X经过间接换热器HX72降低温度。
[0303] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，间接换热器HX71和/或间接换热器HX72操作方式可以选自下列中的一种：
[0304] ①冷流一侧用于加热第一加氢反应过程R10的原料油或基于冷高分油S23‑L的物流；
[0305] ②冷流一侧用于加热导热油；
[0306] ③冷流一侧用于产生水蒸气；
[0307] ④冷流一侧用于产生热水；
[0308] ⑤间接换热器HX71为空气冷却器，冷流一侧用于向大气散热。
[0309] 本发明，操作方式可以为：
[0310] ⑹至少一部分基于后高分气S20‑V的富氢气物流S20‑VX，返回第一加氢反应过程R10循环使用；
[0311] 基于后高分气S20‑V的物流S20‑VX经过氢气提浓过程PU100得到富氢气物流S20‑VX和包含来自物流S20‑VX中大部分常规气体烃组分的物流；
[0312] 富氢气物流S20‑VX的氢气体积浓度大于物流S20‑VX的氢气体积浓度；
[0313] 氢气提浓过程PU100，选自下列过程中的一种或几种：
[0314] ①膜分离氢气渗透提纯过程；
[0315] ②变压吸附氢气提纯过程；
[0316] ③油洗脱常规气体烃的氢气提纯过程。
[0317] 本发明，操作方式可以为：
[0318] 至少一部分冷高分油S23‑L经过液力透平降压回收压力能后成为液力透平排出料S23‑L‑HTP。
[0319] 本发明，操作方式可以为：
[0320] 第二温高压分离油S22‑L经过液力透平降压回收压力能后成为液力透平排出料S23‑L‑HTP。

具体实施方式

[0321] 以下详细描述本发明。
[0322] 本发明所述的压力，等同于标准物理术语压强，指的是绝对压力。
[0323] 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。
[0324] 本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。
[0325] 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。
[0326] 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。
[0327] 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。
[0328] 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。
[0329] 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。
[0330] 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。
[0331] 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。
[0332] 本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～350℃的烃类。
[0333] 本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为350～530℃的烃类。
[0334] 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。
[0335] 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。
[0336] 本发明所述上流式膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床催化反应器；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。
[0337] 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。
[0338] 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。
[0339] 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。
[0340] 本发明所述上流式膨胀床加氢反应器，基本部件通常有：
[0341] ①反应器壳体；
[0342] ②反应器壳体上的开口(或称为接管)；
[0343] ③布置于反应器壳体内的上流式加氢主反应空间，工作状态时通常使用催化剂，[0344] 通常使用进料分布元件用于均匀分布进料；
[0345] ④布置于反应器壳体内底部的进料分布器；
[0346] ⑤布置于反应器壳体内上段或中上段的液体收集杯LD和液体导管LK；
[0347] ⑥反应器中间进料分布器(或分配器)，催化剂床层间的混合器，如冷氢箱；
[0348] ⑦出口整流部件，如收集器、液相排料用防涡流器、混相产物引出管。
[0349] ⑧可能安装的测量仪表：测试催化剂床层温度的测温部件如热电偶，测量反应器系统特定位置压力的压力表，测量液位的液位仪表比如玻璃板、浮筒、双法兰差压计、导波雷达、射线料位计等；
[0350] 本发明所述上流式反应器，辅助部件为外部保温材料、支撑件(裙座或支耳)、基础、梯子、操作平台及可能存在的消防配件如蒸汽消防环。根据建设地地质、气象等条件，结合设备重量、高度等条件，本发明所述上流式反应器根据需要其基础之下需要打桩以控制其基础的沉降速度。
[0351] 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。
[0352] 本发明所述第一原料R1F，指的是含碳、氢元素的液体和/或固体，如油和/或煤。
[0353] 本发明油煤浆加氢直接液化反应过程，使用上流式膨胀床加氢反应器，工作方式可以选择：
[0354] ①悬浮床加氢反应器；
[0355] 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；
[0356] ③联合使用悬浮床、沸腾床的组合床加氢反应器、。
[0357] 以下描述供氢烃。
[0358] 本文所述供氢烃，指的是在煤和/或重油加氢直接液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。
[0359] 以下描述油煤浆加氢直接液化反应过程或煤加氢直接液化反应过程。
[0360] 本发明所述油煤浆加氢直接液化反应过程，指的是在溶剂油存在条件下煤加氢液化的方法，溶剂油可以是经过加氢稳定过程提高供氢能力的供氢溶剂油或没有经过加氢稳定过程改性的溶剂油，根据溶剂油、催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，比如以下几种工艺：
[0361] ①溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法Ⅰ和Ⅱ(SRC‑Ⅰ和SRC‑Ⅱ)，供氢溶剂法EDS、日本新能源开发机构液化法(NEDOL)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；
[0362] ②高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(IG和NewIG)和美国的氢煤法(H‑Coal)等都属于这一类；
[0363] ③煤和渣油联合加工法(co·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油；渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油；美国、加拿大、德国和苏联等各有不同的工艺；
[0364] ④中国神华集团煤直接液化方法；
[0365] ⑤专利CN100547055C载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法，属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。
[0366] 油煤浆加氢直接液化反应过程中，无论何种煤临氢直接液化反应过程，其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～530℃、多数为200～450℃、最佳者为265～430℃，溶剂油多数为蒸馏油或其加氢改性油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。
[0367] 本发明所述油煤浆加氢直接液化反应过程，通常指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油品(通常为煤液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、自由基加氢稳定等加氢液化的反应过程。
[0368] 本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。
[0369] 在油煤浆加氢直接液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢液化反应过程自产的煤液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤加氢直接液化反应过程用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。
[0370] 以下详细描述3级复合循环流程的油煤浆分级串联式悬浮床加氢直接液化反应过程的工作机制。
[0371] 为了降低后反应区R2的操作总压、提高后反应区R2的液相体积比率，需要设置前分离区S1，将前反应区R1反应产物R1NP分离为前分离气S1V和前分离液S1L，然后将前分离液S1L和高纯度氢气引入后反应区R2进行高效反应，其效果在于：
[0372] ①在后反应区R2，因为提高了气相氢气浓度，在反应氢气分压一定条件下可大幅度降低其操作总压；
[0373] 在后反应区R2，因为避免了前反应区的大量杂质气体过流，可以节省为稀释杂质气体维持预期气相气体积浓度而添加的高纯度氢气用量；
[0374] 设置前分离区S1后，后反应区R2的高纯度氢气进料流率仅需满足后反应区R2的化学耗氢、后反应区R2杂质气体产物的稀释氢气用量，所以大幅度减少了后反应区R2的气相进料流率、产物气相流率，后反应区R2的液体体积流率/气体体积流率的比值可大幅度提高，在后反应区R2液相反应时间规定值一定条件下可大幅度降低后反应器体积；
[0375] ②在期望的前反应区R1的液体体积流率/气体体积流率的比值条件下，前反应区R1氢气进料流率是一定的，如果前反应区R1反应深度太深、累积的杂质气体产率太高，将导致前反应区R1的液体体积流率/气体体积流率的比值低于期望值；
[0376] 因为，在前反应区R1氢气进料流率一定条件下，前反应区R1的前段反应空间中的产物杂质气体的流率较低故气相氢气浓度足够高且气相氢气分压是高于规定值的，随着反应时间的延长、反应深度的加深，因为化学反应耗氢越来越多导致气相氢气数量减少、同时杂质气体产物产量积累量越来越大达到一定数值后，可能出现气相氢气分压开始低于规定值的状态，此时，为了保证气相氢气分压，必须补充高纯度氢气来稀释杂质气体浓度，这样期望的前反应区R1的液体体积流率/气体体积流率的比值将不能保证，也就是说，为了防止出现液体体积流率/气体体积流率的比值处于低水平的反应区，需要进行反应区间的分级，及时分离出前反应区R1的气体产物；
[0377] ③根据具体的煤性质，油煤浆悬浮床加氢直接液化反应过程的总体杂质气体产物的产率很高时，为了防止出现液体体积流率/气体体积流率的比值处于低水平的反应区，必须使用更多的反应级，使用更多的中间反应产物气液分离器以控制每个反应级的反应区的液体体积流率/气体体积流率的比值不低于预期值，在保持气相氢气浓度处于规定的高水平规定值的条件下，比如需要设置3级油煤浆悬浮床分级加氢直接液化反应系统，它包含3个液料串联反应级，在第一反应级，第一反应区反应产物进入第一分离器分离为第一分离气和第一分离液；在第二反应级，第一分离液与第二反应级高纯度氢气进料反应在第二反应区转化为第二反应级反应产物，第二反应级反应产物进入第二分离器分离为第二分离气和第二分离液；在第三反应级，第二分离液与第三反应级高纯度氢气进料反应转化为第三反应级反应产物，第三反应级反应产物进入第三分离器分离为第三分离气和第三分离液；第一分离气不经过第二反应区、第三反应区；第二分离气不经过第三反应区；
[0378] ④对于3级油煤浆悬浮床分级加氢直接液化反应系统，为了回收一定高比例的反应热加热原料油煤浆，控制原料油煤浆加热炉出口温度数值处于合理低的水平，可能需要将第二反应级液相产物循环返回第一反应级的初始反应位置，这样第一反应级、第二反应级仅使用一台循环油煤浆泵，但同时带来一个问题，第一分离液的流率很大、输液管道直径很大。
[0379] 从工艺流程角度讲，上述流程与3台悬浮床油煤浆加氢直接液化反应器之间不设置中间反应产物分离区的串联流程相比，增加了2台中间反应产物分离器，并可以维持相邻反应级的前后分离气并气形成节点的特点，这样上游反应产物分离器与下游反应产物分离器构成的流程段节点之间的输送物料的功能就不是气液混相反应产物的直接输送，而是气液混相反应产物先完成气液分离然后进行分相输送，但是必然保持着物料平衡、流体流动连续性的特征，上游反应产物分离液离开上游反应产物分离后连续稳定流经下游反应区转化为下游反应区反应产物，下游反应区反应产物进入下游反应产物分离区完成气液分离过程。
[0380] 本发明所述重质碳氢料加氢反应流出物的富含柴油组分的热高分气的分离方法，其所述重质碳氢料加氢反应流出物的分离过程的热高压分离器分离出的热高分气富含柴油组分。
[0381] 本发明所述热高分气富含的柴油组分，可以来自加氢反应原料油、加氢反应过程，对于渣油加氢反应流出物的富含柴油组分的热高分气而言，这些柴油组分主要地甚至全部地来自加氢反应过程。
[0382] 在本发明所述重质碳氢料加氢反应流出物的高压分离过程，分离出未反应的高压氢气循环利用，同时分离出热高压分离油S10‑L、可能存在的第一温高压分离油S21‑L、可能存在的第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L，发明的主要目标在于任意工况下实现第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23的净洁化操作，实现第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L干点的精确控制，并且仅使用低压差冷凝油作循环急冷油。
[0383] 本发明所述烃类加氢反应流出物的分离过程，至少包含热高压分离过程S10、冷高压分离过程S23，在冷高压分离过程S23进行基于热高压分离气S10‑V的物流的气、油、水三相分离，然而，由于高芳烃的渣油、高芳烃的蜡油甚至是高芳烃的重柴油，均可以与水形成乳化或难分离的互溶效应，它们的冷高压分离过程S23无法实现净洁化操作，即冷高分气S23‑V、冷高分油S23‑L、冷高分酸性水流S23‑W含有严重影响下游流程净洁化操作的污染组分。
[0384] 以下详细描述油煤浆加氢直接液化反应过程即油煤浆悬浮床加氢直接液化反应过程的氢化流出物的现有高压分离方法存在的缺点。
[0385] 本发明所述重质碳氢料上流式加氢反应流出物的富含柴油组分的热高分气的清晰洗涤分馏过程，一个典型案例是油煤浆加氢直接液化反应流出物的分离过程，其工艺目标是为了控制冷高压分离器分离出的冷高分气不含粉尘、不含沥青质、不含高芳烃蜡油组分、不含高芳烃重柴油组分以保证膜分离过程渗透膜不被污染从而实现长期正常操作，也是为了控制冷高压分离器分离出的冷高分水不含粉尘、不含沥青质、不含高芳烃蜡油组分、不含高芳烃重柴油组分以保正酸性水分离装置不被污染导致酸性水脱油率低、酸性水汽提塔塔底重沸器结构、酸性气产物含油量高导致硫磺发黑，这些问题不仅导致酸性水分离装置无法长期连续运行被迫建设备用切换装置增加投资，也导致硫磺产物只能低价销售甚至无法销售，另一方面冷低分油含有粉尘和/或沥青质和/或高芳烃蜡油组分，将导致后续分馏过程产物被粉尘和/或沥青质污染。总之，冷高压分离过程S23的污染性操作，会对下游流程的正常操作带来严重危害。
[0386] 以下结合油煤浆加氢直接液化反应流出物的高压分离过程描述本发明，现有技术的煤浆加氢直接液化反应流出物的高压分离方法存在的缺点，也不同程度地在现有技术的渣油悬浮床加氢裂化反应流出物的高压分离方法、渣油沸腾床加氢裂化反应流出物的高压分离方法中存在，因此，本发明方法具有一定的普遍实用性
[0387] 以下详细描述油煤浆加氢直接液化反应过程即油煤浆悬浮床加氢直接液化反应过程的氢化流出物的现有高压分离方法存在的缺点。
[0388] 在已知的油煤浆加氢直接液化反应流出物的高压分离方式，是中国神华鄂尔多斯煤制油分公司运行的108万吨/年煤加氢直接液化装置中，在油煤浆悬浮床加氢液化产物的高压分离系统(操作压力约19MPa)，使用操作温度为415℃的高温高压分离器、操作温度为285℃的中温高压分离器、操作温度为54℃的冷高压分离器这样的三级串联高压分离工艺，相关设计操作条件的信息见文献A01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》(出版时间2015年02月)，流程描述见196页至224页；②检索用图书编码：ISBN编码：9‑78703‑04308‑
23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。
[0389] 文献A02：①出版物名称：《石油炼制与化工》(出版时间2008年6月第39卷第6期)，第26页至29页；②文章名称：神华煤炭直接液化项目氢气系统优化；③编著：吴秀章，该文献描述了华煤炭直接液化项目必须使用膜分离系统分离冷高气实现高纯度氢气循环使用，提高反应过程气相氢气分压从而降低装置总压，从而降低投资和氢耗的必要性；文献A02说明了用膜分离系统分离冷高气通常是一种必然选择。
[0390] 然而，文献A01描述的工艺不具备本发明功能，无法对热高分气进行高效的洗涤脱尘、脱重烃，实际运行中，存在以下严重问题：
[0391] ①文献A03：①出版物名称：《石油和化工设备》(出版时间2013年第16卷)，第76页至79页；②文章名称：神华煤直接液化装置膜分离系统优化方案；③编著：王喜武，该文献描述了渗透膜被煤粉、重烃污染的情况，该污染导致膜分离系统能力下降、氢气回收率降低、膜组件寿命缩短，甚至导致装置降量操作，影响巨大；文献A02说明了冷高分气膜分离系统被煤粉、重烃污染后的严重不利后果，说明需要从源头上不仅要消除煤粉、重烃的夹带，更要限制平衡闪蒸气相温高分气(冷高压分离器的进料)的污染物组分含量；
[0392] 处理冷高分气的膜分离系统被污染物(煤粉、重烃)污染后，导致处理能力下降、影响装置开工率，或者造成大量排废氢，形成氢气或压力能损失；
[0393] ②文献A04：①出版物名称：《山东化工》(出版时间2015年第44卷)，第109页至112页、116页；②文章名称：浅谈神华煤直接液化装置循环氢气系统条件优化；③编著：郭运超、张洪伟、王喜武，该文献描述如下：
[0394] “膜分离渗透气介质中有异物，异物包括气体中残留的固体颗粒(煤粉)、气流夹带的液体、润滑油焦化形成的积炭，以及腐蚀性化学物质等；固体颗粒会加剧阀座、阀片等过流零件的磨损；弹簧圈间的固体颗粒会使弹簧迅速损坏，并对其他零件的使用寿命产生直接影响；固体颗粒会在气阀的密封面上和槽道中积聚，造成气阀泄漏，严重时会将槽道完全堵塞；固体颗粒主要是指铁锈、细小的砂粒或腐蚀性粉粒，通往压缩机气流通道时脱落的各种颗粒，有时甚至是上一次阀门故障时遗留在压缩机气缸内的残留物。类似此类污染物会显著加剧阀件的磨损，同时也会增加气缸、活塞环、填料的磨损；更严重的，会有管路中阀门零部件脱落，也会造成气阀流通能力降低，从而加剧阀件磨损。如含不饱和烃，其遇高温还可能发生聚合反应，进一步炭化同样也会加速气阀的磨损；化工、炼油、油气开采等行业的压缩气体中往往会夹带有一定量的液体，可能是介质本身含有的水分，或是介质中的某些成分(如C4、C5、C6等烃类)因冷凝而生成凝析液；这些不可压缩的液体会随气体进入气阀，对气阀造成液击，使气阀由于承受很大的附加载荷而快速失效；气流中夹带的凝析液、水分还会稀释压缩机的润滑油并使其乳化变质，加速相关气阀零件的磨损；压缩机运行时活塞与气缸之间需要注入一定量的润滑油，过量的润滑油被压缩气体带走会污染排气阀，由于排气阀温度较高，润滑油易在此焦化，这将导致气阀不能严密关闭，使排气量显著降低，致使压缩机消耗功率增加，加快气阀阀片的磨损和损坏；因此在保证气缸润滑的要求下，应尽量减少注油量；腐蚀性化学物质会对气阀零件产生腐蚀作用，削弱零件强度，损害密封面，使气阀失效。”；
[0395] 文献A04说明了冷高分气渗透氢气压缩机被煤粉、重烃污染后的严重不利后果，说明需要从源头上不仅要消除煤粉、重烃的夹带，更要限制平衡闪蒸气相温高分气(冷高压分离器的进料)的污染物组分含量；
[0396] ③文献A05：①出版物名称：《净洁煤技术》(出版时间2015年第11月第21卷第6期)，第63页至66页、第71页；②文章名称：煤粉漂移对神华煤直接液化工艺影响及预防；③编著：王喜武、刘东明、安亮、杨东，该文献描述如下：
[0397] “热高压分离器气相煤粉漂移至冷高、中压分离器，使冷高、中压分离器内煤粉沉积，油水分离空间减小，沉降时间缩短，堵塞下部酸性水抽出口，并将煤粉夹带至气相，污染膜分离组件使膜分离效率降低、寿命缩短，甚至带至循环氢压缩机使其入口过滤器堵塞、气阀损坏，也会使急冷油泵低流量线高压差返回角阀阀芯套筒堵塞、阀芯磨损。常压塔顶、洗涤塔气相煤粉漂移至常压塔顶罐及洗涤塔顶罐，使其中水相中夹带煤粉至污水处理装置，造成汽提塔塔盘堵塞。高中温冲洗油罐内的冲洗油夹带煤粉，使高温高压冲洗油泵返回线高压差角阀磨损，同时磨损阀前后管线，严重时将管线磨穿发生泄漏着火事故，冲洗油中夹带煤粉也会造成较细的冲洗油管线堵塞，注入点阀门磨损导致内漏严重无法控制，转动设备机械密封损坏，测量仪表失灵对装置生产带来严重波动。煤液化生成油中尤其是常三线、减二线油中夹带煤粉使加氢稳定装置从原料油缓冲罐到反应器，再到分馏塔底贯通整个流程，其中加氢稳定装置又将夹带煤粉的高、中温溶剂返送回煤直接液化装置，如此循环给装置运行带来隐患，同时加剧了管线、阀门等设备的磨损，其中部分煤粉穿过加氢稳定装置造成加氢改质、轻烃回收装置产物石脑油、柴油、液化气受到污染，使煤液化终端产物的质量下降。加氢改质装置出现煤粉，最重要的影响是将使煤粉沉积在固定床反应器床层中，使床层压降迅速上升，缩短装置运行周期，甚至覆盖在催化剂空隙内，降低催化剂的比表面积及活性。煤粉带入轻烃回收装置后，颗粒较小的煤粉随着最终产物轻石脑油、液化气等直接带到罐区和脱硫装置(检修时分别在加氢改质装置分馏塔顶回流罐和轻烃回收装置稳定塔顶回流罐中发现较多煤粉)，增加了产物再处理的成本。”；
[0398] “煤粉漂移产生的原因：
[0399] 1)热高压分离器液位波动及气相流速大。热高分底液控阀Cv值(Cv值表示元件对介质的流通能力，即流量系数。)为68.5，开度只有20％左右，液位不宜控制且加快了阀芯的磨损；热高分进料分布器设置较低，当物料液位上升到一定高度后，易将进料分布器淹没，引起液位的大幅波动，降低气液固三相的分离空间，使煤粉易于被气液相夹带，严重时会造成热高分的溢流，即含固油煤浆溢流到高压换热器内堵塞换热器，最终将导致装置的停工；液位采用全开、全关两位式脉冲控制，使液位在20％～80％，同时易造成高压串低压、溢流等安全事故；热高分气相抽出无气液固分离设施，分离器内上升的气体直接输送到温高压分离器，热高分顶气相流速达5.48m/s，流速过大。
[0400] 2)常压分馏塔顶气相煤粉漂移。常压分馏塔停留时间短，由于塔径只有1.525m，且原设计塔底停留时间只有2min，导致煤浆物料没有足够的分离空间和时间，使一部分煤粉被上升的气液相夹带至分馏塔顶气相中；常压分馏塔顶气相流速较大，最高达14.76m/s，进而使煤粉被气体夹带到轻烃回收装置。
[0401] 3)煤液化生成油煤粉漂移。加氢稳定装置原料油缓冲罐、反应器、分馏塔，加氢改质、轻烃回收装置均发现了煤粉漂移，说明煤液化生成油中煤粉漂移量较大且贯穿渗透性很强。这是由于煤粉粒度很细，同时煤液化生成油过滤精度低没有有效过滤煤粉。来自加氢稳定装置分馏塔塔底的高、中温冲洗油夹带着部分煤粉又返回煤液化装置，以此循环对装置设备运行带来堵塞、磨损等安全隐患。
[0402] 4)煤直接液化装置外排酸性水煤粉漂移。主要是洗涤塔、常压塔顶罐、冷中分中酸性水夹带的煤粉造成。外排酸性水中漂移的煤粉是由洗涤塔、热高压分离器、常压塔顶气相的煤粉漂移携带到煤浆洗涤塔顶罐、冷中压分离器及常压塔顶罐内而产生的，最终使外排酸性水漂移携带煤粉。煤直接液化项目自运行以来，污水汽提装置经常性出现污水进料换热器堵塞、汽提塔塔盘堵塞情况，每次堵塞都是煤粉造成的。
[0403] 5)煤粉粒径分布。煤粉粒径分布设计为≤200μm(100％)、≤90μm(86％)、≤45μm(45％)、≤5μm(0)。可见煤粉粒径并非越细越好。粒径越小，煤粉的穿透力越强，重力也越小，更容易被漂移。
[0404] 通过分析煤粉漂移部位及规律发现，煤粉漂移问题的产生主要是热高压分离器、常压塔气相及煤液化生成油的过滤精度低夹带共同作用的结果。”。
[0405] 当神华煤直接液化装置的热高分气夹带杂质(煤粉、重烃)严重时，温高压分离器仅仅依靠进料自身的少量冷凝液不能高效脱尘、脱重质烃，因此，温高分气夹带有大幅度超标的未液化煤粉、芳炭率高的重质烃，冷高压分离器排出的冷高分酸性水中的煤粉、含重质烃油超标严重，该酸性水的脱硫化氢、脱氨装置难以连续稳定操作，后来新建设一套该酸性水的脱硫化氢、脱氨的备用装置，来保证全厂流程的8000小时/年正常开工率。
[0406] 另外，对文献A01描述的神华煤直接液化装置而言，因为冷高分油、温高分油、冷高分水含有粉尘，因此，高压液体难以使用液力透平回收液体压力能，因为粉尘会快速磨损液力透平叶轮甚至承压外壳的薄弱位置。
[0407] 实际上，神华煤直接液化装置存在上述问题的根本性原因在于：
[0408] ①热高压分离器洗涤无法实现彻底脱粉尘、脱重烃目标
[0409] 由于煤直接液化装置规模均很大，以获得规模效益，因此煤直接液化装置的热高分气的流率不可能太大，而热高压分离器的直径又受到制造限制(比如现阶段很难把直径提高到6米以上)，因此热高压分离器内气相流速大是一个现实问题；
[0410] 煤直接液化装置的热高压分离器的操作温度很难降得很低，因为煤直接液化装置反应流出物换热器很容易结焦；如果使用大量冷氢气降温则加剧热高分气携带煤粉、重烃情况；如果使用大量外来急冷油比如煤直接液化生成油的分馏部分的蒸馏油，则大幅度增加系统规模，导致投资、能耗的大幅度上升；因此，煤直接液化装置的热高压分离器的操作温度通常很高比如410～420℃；
[0411] 煤直接液化装置的热高压分离器的操作温度很高比如为410～420℃，如果使用大流率的柴油烃油比如煤直接液化生成油的分馏部分的蒸馏油柴油，则因为沸点低二大量汽化，无法实现提高洗涤油喷淋密度的效果，即无法保证洗涤效果，如果大量使用柴油洗涤油则大幅度增加系统规模，导致投资、能耗的大幅度上升；
[0412] 煤直接液化装置的热高压分离器的操作温度很高比如为410～420℃，这样在热高压分离器采用洗涤手段，为了提高外来洗涤油喷淋密度，必须是使用大流率的高沸点烃油比如煤直接液化生成油的分馏部分的蒸馏油蜡油，由于蜡油与减压塔塔底残渣的分离代价太大，这种方法会大幅度增加系统规模，导致投资、能耗的大幅度上升；
[0413] 文献A06：①出版物名称：《煤炭学报》(出版时间2016年4月第41卷第4期)，第1004页至1010页；②文章名称：煤液化热高压分离器煤粉漂移特性数值模拟与优化；③编著：金浩哲、陈小平、郑智剑、偶国富、王超、舒歌平、易玉微，该文献描述了热高压分离器设置斜板降低粉尘含量的方法，在热高分上部增加45°倾斜挡板，发现气相出口处煤粉漂移率可以从2.03％下降到0.88％，无法彻底消除粉尘，更不用说消除沥青质、渣油组分、重蜡油组分；
[0414] ②热高压分离气的温高压分离过程，缺乏深度洗涤脱尘(使用足够数量的洗涤油和足够数量的气液接触理论版数有效洗涤)，即没有油洗脱尘概念，仅仅依靠热高分气冷却降温形成的液相的洗涤作用，最多只能实现一个理论级的洗涤，而且该洗涤油还是含煤粉、含沥青质、含重蜡油的污油；
[0415] ③温高压分离气进入冷高压分离过程之前，没有实现烃类干点控制即脱除蜡油甚至重柴油，而是直接进入了冷高压分离过程，从而必然造成上述文献描述的不利后果。
[0416] 类似地，对于劣质渣油(比重大、氢含量低、芳香度高、沥青质含量高)悬浮床加氢裂化反应流出物而言，由于渣油组分中含有粘度大、表面张力大的沥青质分子以及液相焦炭甚至固体焦粉，物料具有强烈的发泡特性，这样热高压分离气S10‑V携带的沥青质、渣油组分、高芳烃蜡油组分、高芳烃重柴油组分很多，即使在热高压分离器进料中添加阻泡剂，也只能是缓解发泡现象不能彻底根绝发泡现象；由于重质渣油悬浮床加氢裂化反应过程产生大量甲烷、乙烷，因此，为了提高反应过程的气相的氢气浓度，通常30～100％的冷高分气或30～100％的脱硫后冷高分气经过膜分离过程分离为高纯度渗透氢气和富含甲烷、乙烷组分的尾气，然后高纯度渗透氢气循环使用，因此，重质渣油悬浮床加氢裂化反应流出物的分离过程面临与煤直接液化反应流出物的分离过程相同的问题：在热高压分离气的分离过程如何彻底脱除固体焦粉、液相焦炭、沥青质分子、渣油组分、蜡油组分甚至重柴油组分，确保冷高压分离过程净洁化。
[0417] 类似地，对于高转化率的劣质渣油(比重大、氢含量低、芳香度高、沥青质含量高)沸腾床加氢裂化反应流出物而言，由于高转化率的渣油沸腾床加氢裂化反应过程产生大量甲烷、乙烷，因此，为了提高反应过程的气相的氢气浓度，通常30～100％的冷高分气或30～100％的脱硫后冷高分气经过膜分离过程分离为高纯度渗透氢气和富含甲烷、乙烷组分的尾气，然后高纯度渗透氢气循环使用，因此，高转化率的渣油悬浮床加氢裂化反应流出物的分离过程面临与煤直接液化反应流出物的分离过程部分相同的问题：在热高压分离气的分离过程如何彻底脱除沥青质分子、渣油组分、蜡油组分，确保冷高压分离过程净洁化。
[0418] 一种渣油悬浮床加氢裂化反应流出物的热高分气的高压分离过程是设置温高压洗涤过程，它使用来自热高分气的高压分离过程外部的洗涤油洗涤，通常是使用加氢反应生成油的降压后物流的分馏过程(常压分馏过程或减压分馏过程)排出的窄馏分烃油比如减压塔排出的柴油作为温高压洗涤过程的吸收油，经过高扬程升压泵加压后进入温高压分离过程，这种方案的缺点在于：
[0419] ①吸收油的高扬程升压过程从高压差如0.5MPa升压至高压比如17.0MPa，投资大、能耗高，比如60t/h的柴油的离心泵加压过程，其理论功率消耗269.7KW，离心泵组效率按40％计算，泵驱动机电机轴功能需要674.1KW，，电机功率安全系数最大按1.15倍选取电机功率需要775.2KW；相关系统包括2台高扬程升压泵、泵入口缓冲罐、高压泵出口流量控制阀系统，特别是如果配置大功率UPS或EPS不间断电源，总投资高昂，且离心泵随着反应系统压力的不断降低泵出口流量调节阀压差逐步变大会剧烈震动难以稳定操作；如果采用往复泵，泵组效率按70％计算，泵驱动机电机轴功能需要385.2KW，电机功率安全系数最大按
1.15倍选取电机功率需要443.0KW，相关系统包括2台高扬程升压泵、泵入口缓冲罐、高压泵出口流量控制阀系统，特别需要配置大功率UPS或EPS不间断电源，总投资高昂；
[0420] 相比之下，本发明采用低压差冷凝油循环，按照低压差0.5MPa计算，即使使用60t/h的循环油的离心泵加压过程，其理论功率消耗8.17KW，离心泵组效率按40％计算，泵驱动机电机轴功能需要20.43KW，电机功率安全系数最大按1.5倍选取仅需要30.7KW，仅为高压差冷油工况的3.96～6.93％；相关系统包括1台低扬程无轴封离心式升压泵、泵入口缓冲罐(借用第二温高压分离罐)、高压泵出口流量控制阀系统，仅需配置小功率UPS或EPS不间断电源，总之投资低廉，且可以形成可靠的事故应急系统，且系统压力的变化不影响压差冷凝油循环泵操作；
[0421] ②由于循环吸收油的存在导致低压分馏系统形成长程循环物流的循环系统，循环吸收油的流率不能大幅度增加，否者会大幅度增加额外的分馏负荷，既大幅度增加分馏系统投资、又大幅度增加分馏系统能耗，成本太高；
[0422] ③需要说明的一点是，流程模拟显示的是平衡吸收分离结果，对于液气体积比低的工况，难以实现平衡态(需要无限时间和绝对充分均匀的气液接触)洗涤吸收效果，未充分接触液体的气体实质上形成旁路或短路流动，加上气体携带液体现象的存在，工业实际运行结果通常远低于计算结果，特别是进料气中含有粒度很小的煤粉、焦粉情况下，液气体积比低的工况，工业实际运行结果通常更是远低于计算结果，是不理想的。
[0423] 以下详细描述一些现有的相近的碳氢料氢化流出物高压分离方法。
[0424] 中国专利申请号201610028729.9一种碳氢料加氢反应三相产物的热高压分离气体脱尘方法，其加工原料为含碳、氢元素的原料如油和或煤，涉及一种烃加氢反应三相产物的热高压分离气体脱尘方法；热高分气冷凝油作为循环洗涤油S2LR进入加压临氢反应流出物R10P的热高压分离气体脱尘过程S1DS，冲洗来自R10P的含固体颗粒的闪蒸气体R10PV以降低热高分气S1V中固体含量，适合于中低温煤焦油悬浮床加氢热裂化过程、煤加氢直接液化制油过程的三相产物的热高压分离气体脱尘过程，适合于构建热高分气在高压、热态进入加氢改质过程的单一高压操作系统，利于简化流程、提高操作安全性；该方法不涉及2个温高压分离过程，也无法保证第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23的净洁化操作，也不能实现第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L干点的精确控制，也不涉及反应产物的急冷稳定，也不涉及应急冷却系统的配置和操作，该方法于本发明存在本质不同。
[0425] 中国专利申请号201610040754.9一种碳氢料加氢反应三相产物的热高压分离气体脱尘方法，其加工原料可为含碳、氢元素的液体和或固体如油和或煤；来自加氢反应产物BASE‑R10PR10P的含固体气体R10PXV经脱尘过程S1DS成为热高分气S1V，S1V冷凝油作为循环洗涤油SC不经过泵加压过程进入脱尘过程S1DS洗涤气体R10PV，适合于中低温煤焦油悬浮床加氢热裂化过程、煤加氢直接液化制油过程的三相产物的热高压分离气体脱尘过程，比如利用重力自流节省高压泵、节省气液分离空间，利于热高分气在高压、热态进入加氢改质过程从而构建单一高压操作系统，利于提高操作安全性；该方法不涉及2个温高压分离过程，也无法保证第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23的净洁化操作，也不能实现第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L干点的精确控制，也不涉及反应产物的急冷稳定，也不涉及应急冷却系统的配置和操作，该方法于本发明存在本质不同。
[0426] 中国专利申请号201610073792.4一种碳氢料加氢方法及其组合式膨胀床加氢反应器，适合于中低温煤焦油重馏分加氢热裂化过程、煤直接加氢制油过程，可实现反应段和反应产物R1P综合分离段的一体化，可在第一时间对R1P实施降温以抑制重组分热缩合反应和或洗涤以降低气体产物中固体含量和或溶解、精馏以降低气体产物中重烃含量，反应器R1E设置下段R1DS即膨胀床反应区和上段R1US即热高压分离气体洗涤区，R1P进入R1US在闪蒸空间分离为可能含固体的气体R1PV和可能含固体的液体物流S1L，气体R1PV与洗涤油SX接触洗涤后分离为富洗涤油SXK和气体S1V，至少一部分物流S1L或其馏分油返回下段R1DS循环反应；该方法不涉及2个温高压分离过程，也无法保证第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23的净洁化操作，也不能实现第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L干点的精确控制，也不涉及反应产物的急冷稳定，也不涉及应急冷却系统的配置和操作；该方法于本发明存在本质不同。
[0427] 中国专利申请号201610073792.4一种碳氢料加氢方法及其组合式膨胀床加氢反应器，其缺点在于：
[0428] ①反应器与热高压分离器一体化，由于反应器顶部需要布置大量监视操作状态的仪表如温度计、压力计、核密度计，将反应器功能与分离器功能组合在在一个组合设备上，难以实施；
[0429] ②反应器与热高压分离器一体化，如果洗涤降温过程形成大的温降操作，则功能过渡区存在极大的温度分布梯度，威胁设备机械安全性；
[0430] ③由于热高分气操作温度太高，难以将分馏切割点控制在蜡油与柴油的分界线；
[0431] ④由于热高分气操作温度太高，与本发明的先降温冷凝大部分沥青质、蜡油，然后将脱除大部分沥青质、蜡油的温高分闪蒸汽送入温高压洗涤过程的操作方式相比，需要更多的冷凝洗涤液，一方面增加系统处理量、增加更多投资，另一方面将更多热高分气的高温位热能转化成了低温位热能即降低了热能品位，大幅度降低了传热温差，将大幅度增加相关热高压换热器投资；换句话说，应该先对热高分气降低温度形成冷凝液的自清洗，脱除部分或大部分固体、沥青质、渣油组分，然后，相对净洁的温度适宜低的温高压闪蒸气的洗涤过程对洗涤油的蒸发量会降低，从而利于大幅度降低洗涤油的数量，且温高分气的洗涤分馏过程的大部分处于清洁化洗涤分馏过程，从而利于确保长周期运行，同时可实现对温高压分离气中烃类干点的控制。
[0432] 中国专利申请号201710027234.9一种碳氢料加氢反应三相产物的热高压分馏方法和设备，适合于煤和或油的悬浮床加氢反应过程R10的产物R10PX的含固气体R10PXV的脱尘分馏过程TS；热高压分馏过程TS使用的高压分馏塔TK的冷凝洗涤段TKA的洗涤油AL循环系统用循环泵ALSP并排出冷凝洗涤段外排油TKA‑PL，洗涤油AL可用旋流分离器排出富尘液流ALSH作为TKA‑PL；换热器TKA‑HX冷却后的循环洗涤油AL可分路返回TKA传质段的不同位置对气体多次小幅度降温以防止剧冷，TKA排出的液体可经溶剂油加氢过程R20转变为供氢剂返回加氢过程R10；可以设置2个或多个冷凝洗涤段及洗涤段；该方法不涉及2个温高压分离过程，也无法保证第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23的净洁化操作，也不能实现第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L干点的精确控制，也不涉及反应产物的急冷稳定，也不涉及应急冷却系统的配置和操作；中国专利申请号201610028729.9于本发明方法，存在本质不同。
[0433] 中国专利申请号201710436826.6一种含氯化氢的加氢反应产物的热高分气急冷方法，特别涉及高氯煤的加氢直接液化反应产物、高氯煤焦油的悬浮床加氢反应产物的热高分气急冷过程及后续空冷过程和冷高压分离过程，在不增加外供洗涤水用量的前提下，为了冲洗氯化铵结晶并抑制HCL和或H2S和或HF和或CO2形成酸性水并广泛存在，向热高分气回注冷高分油或冷高分水使其温度大幅降低如降至130℃以下，使液态水大量存在溶解氨并电离氨而形成偏碱性环境进而吸收酸性气体，急冷后物料经过空冷器冷却至常温分离为冷高分气、冷高分油、高分水，部分冷高分油或高分水作为急冷液回注，外排酸性水经净化处理过程所得净化水可作为外供洗涤水回注至空冷器前部；该方法不涉及2个温高压分离过程，也无法保证第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23的净洁化操作，也不能实现第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L干点的精确控制，也不涉及反应产物的急冷稳定，也不涉及应急冷却系统的配置和操作；中国专利申请号201610028729.9于本发明方法，存在本质不同。
[0434] 中国专利申请号201710446530.2一种悬浮床加氢热裂化反应过程的降温急冷油循环方法，特别涉及煤加氢直接液化反应过程的降温急冷油循环方法，与现有的使用热高分油的低压闪蒸油为急冷油方案相比，使用冷高分油作为急冷油循环时固体含量低、循环油不必单独冷却，循环油不经过热高分油降压阀从而可以降低减压阀尺寸、减少热高分油减压阀空蚀介质数量并延长寿命、降低溶解氢气损失，可以使用高压屏蔽泵进行低增压值的高压回路循环从而降低电耗；该方法不涉及2个温高压分离过程，也无法保证第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23的净洁化操作，也不能实现第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L干点的精确控制，也不涉及反应产物的急冷稳定，也不涉及应急冷却系统的配置和操作；中国专利申请号201610028729.9于本发明方法，存在本质不同。
[0435] 对煤加氢直接液化装置、渣油悬浮床加氢裂化装置、渣油沸腾床加氢裂化装置，本发明的优点在于还可以灵活地对第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L进行后续加工，形成优化的组合工艺，比如：
[0436] ①温高压分离液可以在高压的热的状态下，冷高压分离液可以在高压的升温换热后热的状态下，直接或经过小幅度升压后去加氢改质装置深度处理，而不是先去沸腾床加氢稳定过程，从而可以降低沸腾床加氢稳定过程操作负荷的规模，大幅度降低投资，大幅度降低能耗；
[0437] ②对煤加氢直接液化装置，温高压分离液、冷高压分离液可以经过液力透平安全地回收压力能；
[0438] ③免除了冷高分油、温高分气冷凝油中的柴油组分与蜡油组分的二次分离过程，节省了向相关的投资和能耗。
[0439] 本发明，在温高压分离气冷凝后收集循环洗涤油的储液缓冲区，可以储存足够数量的备用洗涤油，实现时间足够的洗涤油供应过程，最终实现温高压闪蒸气的持续洗涤脱污染性组分，从而确保事故状态下温高压分离气的处理系统(包括温高压分离气的冷却、加氢反应、冷高压分离系统以及后部相关系统)不被污染。
[0440] 本发明所述热敏沥青烯组分，指的是在高温条件下比如大于390℃的温度环境中会快速热缩合产生分子量更大的沥青质甚至生焦的沥青烯组分，因此，富含热敏沥青烯组分的重质碳氢料氢化流出物需要降温稳定抑制沥青烯的热缩合，比如455～460℃的神华煤加氢直接液化反应流出物用急冷油和急冷氢气混合降温至415℃后进入热高压分离过程S10，通常渣油悬浮床加氢裂化反应流出物的操作温度宜由420～430℃降温至410～415℃后进入热高压分离过程S10。这是因为，尽管热高压分离器处于高压条件中，但是液相聚集区或缓冲区是纯液相区或少氢气气泡区，即使使用防结焦氢气鼓泡自下而上穿过热高分油液相区，也不可能形成如重质碳氢料第一加氢反应过程R10的反应器内部的高氢油比上流式(气液主体流向为并流上流式)、大量的气泡相气体流速远高于液体流速即高的气液流速差从而实现强烈地搅动、返混、过剩氢气供应等强烈的还原性、高差速抑制结焦条件，因此，必须通过适当降低温度来弥补这一差距，实现抑制结焦的目标。
[0441] 本发明所述第一加氢反应流出物R10P含有的污染组分如果进入冷高压分离过程S10，会恶化冷高压分离过程S10的气、油、水三相分离过程分离效果，导致冷高分气、冷高分油、冷高分水物流中的1个或2个或3个被污染，其不利后果在于：
[0442] ①冷高分气被污染后，冷高分气的膜分离渗透氢气系统会快速污染，堵塞渗透膜，降低渗透氢回收率，造成氢气损失，加快膜管组件的老化、导致寿命缩短、快速更替；
[0443] 冷高分气被污染后，冷高分气的有机胺液脱硫系统被污染，有机胺液系统损失增加，发泡性增加，后续的富胺液汽提分离出的硫化氢酸性气含油导致下游硫磺回收装置硫磺产物发黑，无法销售或只能大幅度降价销售；并影响全部冷高分气的脱硫系统以及下游系统的工作连续性；
[0444] 冷高分气被污染后，冷高分气循环压缩机或者脱硫化氢后的冷高分气循环压缩机或者膜分离渗透氢气压缩机的将被污染组分污染，导致频繁检修、更换膜组件；
[0445] ②冷高分水被污染后，冷高分水的储罐脱油系统负荷大幅增加，导致频繁检修；；
[0446] 冷高分水被污染后，冷高分水的分离过程(分离出硫化氢、氨气)分离出的硫化氢酸性气含油导致下游硫磺回收装置硫磺产物发黑，无法销售或只能大幅度降价销售；并影响全部冷高分气的脱硫系统以及下游系统的工作连续性；
[0447] 冷高分水被污染后，冷高分水的分离过程(分离出硫化氢、氨气)分离出的氨气含油，无法销售或只能大幅度降价销售；并影响离开汽提塔的粗氨气的氨气精制系统以及下游系统(比如氨气冷凝系统)的工作连续性；
[0448] 冷高分水被污染严重时，被迫设置2套以1开1备模式运行来保证整体全厂的连续运行；
[0449] ③冷高分油、温高分油被污染后，高压态的冷高分油、温高分油的压力能不便回收，因为液力透平会被固体颗粒严重磨损；
[0450] 冷高分油、温高分油被污染后，冷高分油、温高分油不能直接进入下游固定床加氢过程如柴油加氢过程形成组合工艺，造成投资浪费和能耗浪费，因为污染组分固体颗粒会堵塞催化剂床层、污染组分沥青质会结焦堵塞催化剂床层、污染组分蜡油会导致柴油质量不合格。
[0451] 本发明所述“重质碳氢料氢化流出物的油急冷”过程，指的是对高温态的重质碳氢料氢化流出物实现不使用间接换热器的至少使用低压差循环油急冷的降温稳定过程，它具有降温速度快、热态停留时间短从而利于抑制沥青质生焦的优点，还具有物流通道壁面面积小沉积区域小、不会堵塞、不宜沉积污垢的优点。
[0452] 本发明方法的优点在于：
[0453] ①与简单冷凝冷却分离相比，提高了洗涤油数量，可以提高气体的洗涤效果，并形成了一定的分馏能力；
[0454] ②与使用高压分离过程之外的洗涤油洗涤方案相比，洗涤油数量可高出4～10倍，提高了洗涤油数量，可以提高气体的洗涤接触效果，并形成了一定的分馏能力；
[0455] ③基于上述优点，可以精确控制第二温高压分离油S22‑L、第二温高分气S22‑V即冷高压分离过程进料的最高沸点烃的含量，实现柴油与蜡油组分的高效分离，避免第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L的后续分离过程出现大量柴油组分与少量蜡油组分的分馏过程导致的柴油组分大量蒸发的消耗大量热能的过程，从而实现简化流程、节能的效果；
[0456] ④洗涤油数量可以在宽范围内灵活调整，循环冷却油的温度可以灵活调整；
[0457] ⑤对煤直接液化装置而言，可以实现冷高分油、第二温高分油、冷高分水不含粉尘，因此，高压液体可以使用液力透平回收液体压力能；
[0458] ⑥对煤直接液化装置而言，可以实现冷高分油、第二温高分油不含粉尘且干点可以控制，因此，这些高压液体可以直接进入固定床加氢改质过程而不必经过沸腾床加氢稳定过程然后直接进入固定床加氢改质过程，从而可以降低沸腾床加氢稳定过程规模，降低投资和能耗；
[0459] ⑦对煤直接液化装置而言，可以实现冷高分油、第二温高分油不含粉尘且干点可以控制，因此，这些高压液体可以不经过不需要的降压过程直接进入固定床加氢改质过程，避免先降压后升压的过程，降低投资和能耗；
[0460] ⑧对于渣油浆态床加氢裂化装置、煤直接液化装置而言，可以实现第一温高分气不含粉尘且干点可以控制，因此，可以通过在线固定床加氢改质装置改质，简化氢气系统，降低投资和能耗；可以将对渣油浆态床加氢裂化、煤直接液化反应的生成油的分馏过程分离出的柴油、石脑油送入该在线固定床加氢改质装置改质；
[0461] ⑨对渣油浆态床加氢裂化装置、煤直接液化装置而言，第一温高分油不含粉尘且干点可以控制，因此，可以通过在线固定床加氢改质装置改质，在第二温高压分离过程分离在线固定床加氢改质反应产物，得到的液相降压后去分馏系统，可简化系统，降低投资和能耗；
[0462] ⑩对渣油浆态床加氢裂化装置、煤直接液化装置而言，第一温高分油不含粉尘且干点可以控制，因此，在第二温高压分离过程的缓冲区的体积可以满足装置紧急停工工况下长时间输送第一温高分分离过程需要的急冷油，以控制第一温高分气将夹带的煤粉、沥青质、重烃带入在线固定床加氢改质装置和/或第二温高压分离过程；
[0463] 对渣油浆态床加氢裂化装置、煤直接液化装置而言，至少一部分第二温高分油作为第一温高压分离过程洗涤油，通过无轴封泵升压循环，压差很小，能耗很小，流程简单、投资少；
[0464] 而本发明使用无轴封泵，高压系统自产低压差吸收油的增压幅度仅需0.4～0.8MPa(实际要求值仅需需0.2～0.4MPa更小)，仅为低压系统产吸收油升压压差16MPa的
2.42％，即使高压系统自产低压差吸收油的流率为低压系统产吸收油的流率的6倍，高压系统自产低压差吸收油的增压理论功率也仅为低压系统产高压差吸收油的增压理论功率的
14.55％，考虑到高压系统自产低压差吸收油的增压泵通常选用低速电机故其效率高(通常可达55％以上)，而高压系统产吸收油的低压差增压泵的效率通常高于该数据，高压系统自产低压差吸收油的增压理论功率仅为低压系统产高压差吸收油的增压理论功率的10～
20％以下；
[0465] 适合于新建装置，也适合于现有装置的改造。
[0466] 广义地讲，本发明属于加氢反应流出物的分离方法。
[0467] 以下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。
[0468] 对于氮含量高、硫含量低的重油悬浮床加氢裂化过程，为了维持起始反应过程的最低的硫化氢分压，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。
[0469] 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。
[0470] 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。
[0471] 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。
[0472] 加氢反应流出物或热高分气或温高分气进入冷高压分离过程之前，通常先降低温度(通常存在与反应过程进料的换热)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存在的其它杂质如氯化氢、硫化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收氯化氢、硫化氢。在冷高压分离过程，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过程压力减去实际压力降，冷高压分离过程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)。如前所述至少一过程、通常为85～
100％的冷高分气返回在加氢反应过程循环使用，以提供加氢反应过程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、产物分布，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。
[0473] 对于本发明碳氢料上流膨胀床分级加氢反应过程，当常规的非氢气气体产物产率大时，通常部分或全部的冷高分气比如约30～100％的冷高分气，通过膜分离工艺提纯后所得渗透氢气加压后返回加氢反应过程，未渗透气外排以控制循环气中非氢气组分的体积浓度；未渗透气外排后可以经过PSA提氢或经过“水蒸气转化制氢+PSA提氢”后获得高纯度氢气加压返回加氢反应过程循环使用。
[0474] 新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢的氢气浓度越高越好，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。
[0475] 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。
[0476] 在本发明所述重质碳氢料加氢反应流出物的分离过程中，必须将粉尘、沥青质污染与冷高压分离过程进料分离开来，然而，对于重质碳氢料加氢反应过程R10如油煤浆加氢直接液化反应过程、渣油悬浮床加氢裂化反应过程、渣油沸腾床加氢裂化反应过程，其加氢反应流出物R10P含大量杂质如粉尘(未液化煤粉、煤干馏焦粉、沥青质)，由于加氢反应流出物R10P含有大量的在高温条件下会缩合生焦的沥青质、沥青烯，因此，加氢反应流出物R10P通常不宜经过间接换热方式降温以防止高压换热器结焦、结垢不能长期稳定运行，因此，加氢反应流出物R10P通常不降低温度或仅仅通过注入冷物料(冷氢气、冷油)直接混合小幅度降低温度后进入热高压分离器S10中分离为热高分气S10V、热高分油S10L，由于减压渣油的粘度很高或者粉尘粒度很小(微米级或纳米级)，这样热高分气S10V通常平衡闪蒸就会含有大量沥青质以及粉尘，而为了节省投资通常热高压分离器S10的液相停留时间较短无法实现热力学平衡闪蒸，大规模装置的热高压分离器S10的直径不可能太大，这样热高分气S10V还会夹带大量沥青质、粉尘，为了防止这些沥青质、粉尘进入冷高压分离器中，需要考虑高效的经济的脱尘、脱沥青质方法，其中设置温高压分离器的油洗步骤就是一种常用方法。
[0477] 在已知的渣油沸腾床加氢裂化产物的分离工艺中，有使用热高压分离器、温高压分离器、冷高压分离器的三级高压分离工艺，相关设计操作条件的信息见文献A07：①出版物名称：《加氢处理工艺与工程》(出版时间2004年12月第一版)，流程描述见1163页至1166页；②检索用图书编码：ISBN编码：7‑80164‑665‑7；③主编：李大东；④出版社：中国石化出版社，根据文献A07中的图6‑10‑18所示，LC‑Fining装置的渣油沸腾床加氢裂化产物的分离工艺中使用高温高压分离器、中温高压分离器、低温高压分离器这样的三级高压分离工艺，但是没有涉及本发明所述的高压分馏系统方法。
[0478] 在已知的渣油浆态床(悬浮床)加氢裂化产物的分离工艺中，有使用热高压分离器、温高压分离器、冷高压分离器的三级高压分离工艺，相关设计操作条件的信息见文献A08：①出版物名称：《加氢精制》(出版时间2006年5月第一版)，流程描述见316页至317页；②检索用图书编码：ISBN编码：7‑80229‑026‑0；③主编：方向晨；④出版社：中国石化出版社，根据文献A08中的图4‑4‑15所示，渣油悬浮床(浆态床)加氢裂化产物的分离工艺比如Canmet工艺中，使用高温高压分离器、中温高压分离器、低温高压分离器这样的三级高压分离工艺。如上所述，简单设立温高压分离器不具备高压分馏能力，因此，即不能彻底保证冷高压分离器进料不被污染，也无法实现柴油组分与蜡油组分的严格分离，自冷高分油得到柴油馏分通常需要经过一个包含柴油组分气化过程的分馏过程实现柴油组分与蜡油组分的分离，这样既增加投资、又增加大量的能耗，
[0479] 以下描述本发明的特征部分。
[0480] 本发明一种用低压差循环冷凝油的碳氢料氢化流出物高压分离方法，其特征在于包含以下步骤：
[0481] ⑴在第一加氢反应过程R10，使用加氢反应器RE10X，加氢反应器RE10X至少包含一台上流式膨胀床加氢反应器RE10K，加氢反应器RE10X数量多于1台且串联操作时，以原料R10F的加工过程正流向为基准，流程最下游的加氢反应器RE10X为上流式膨胀床加氢反应器；
[0482] 在第一加氢反应过程R10，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的原料R10F进入第一加氢反应过程R10进行第一加氢反应R10R得到第一加氢反应产物BASE‑R10P；
[0483] 原料R10F，由液态原料R10FL和存在或不存在的固体颗粒原料R10FS组成；
[0484] 基于第一加氢反应产物BASE‑R10P的含有氢气、液相烃同时含有或不含有固体颗粒的物料用作第一加氢反应流出物R10P；
[0485] 第一加氢反应过程R10中，存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒；
[0486] 第一加氢反应R10R，包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，包含或不包含至少一部分液态原料R10FL的加氢热裂化反应，包含或不包含至少一部分固态物料R10FS的生产常规液态烃的加氢热裂化反应；
[0487] 第一加氢反应过程R10，使用或不使用催化剂R10C；
[0488] 第一加氢反应产物BASE‑R10P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的混相物料；
[0489] 第一加氢反应流出物R10P用于排出第一加氢反应产物BASE‑R10P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
[0490] 第一加氢反应流出物R10P，以1路或2路或多路物料的形式出现；
[0491] 第一加氢反应产物BASE‑R10P，含有污染组分；
[0492] 所述污染组分，指的是易于沉积在设备内表面的组分，选自固体颗粒和/或沥青质组分和/或粘度高的常规沸点高于530℃烃类和/或难以与水清晰分离的常规沸点介于350～530℃烃类组分和/或难以与水清晰分离的常规沸点介于250～350℃烃类组分；
[0493] ⑵在热高压分离过程S10，基于混合物料M01‑P的气液混相物流M01‑PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油S10‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气S10‑V；
[0494] 在热高压分离过程S10，包含热高压闪蒸过程S101、包含或不包含热高压闪蒸气洗涤分馏过程S102，包含或不包含热高压闪蒸液的气提过程S103；
[0495] 在热高压闪蒸过程S101，基于第一加氢反应流出物R10P的物流闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的热高压闪蒸油S101‑L和热高压闪蒸气S101‑V；
[0496] 使用热高压闪蒸气洗涤分馏过程S102时，基于热高压闪蒸气S101‑V的气相物流与洗涤油S102‑SL01至少发生一次接触，分离为热高压闪蒸气洗涤分馏油S102‑L和热高压闪蒸气洗涤分馏气S102‑V；
[0497] 使用热高压闪蒸液的气提过程S103时，基于热高压闪蒸油S101‑L的液相物流与富氢气气提气S103‑BV01至少发生一次接触，分离为热高压提余油S103‑L和热高压提出气S103‑V；
[0498] 基于热高压闪蒸气S101‑V和/或热高压闪蒸气洗涤分馏气S102‑V和/或热高压提出气S103‑V的物流作为热高压分离气S10‑V；
[0499] 基于热高压闪蒸油S101‑L和/或热高压闪蒸气洗涤分馏油S102‑L和/或热高压提余油S103‑L的物流，用作热高压分离油S10‑L；
[0500] ⑶在后处理过程U100，包含后高压分离过程S20，基于热高压分离气S10‑V的物流U100‑F，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的后高分油S20‑L和后高分气S20‑V；
[0501] 后高压分离过程S20，设置冷高压分离过程S23；
[0502] 在冷高压分离过程S23，基于热高压分离气S10‑V的物流U100‑F降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
[0503] 基于冷高分油S23‑L和/或其它存在的冷凝油的物流作为后高分油S20‑L；
[0504] 基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V；
[0505] 当物流U100‑F含有氨气时，使用或不使用洗涤水洗涤冷高分气S23‑V或产生冷高分气S23‑V的上游物流，产生冷高分酸性水物流S23‑W；
[0506] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B‑B；
[0507] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0508] ⑸在降温过程MDT10，温度为T11的热物流BS101与温度为T2的循环急冷油RCL00混合降温为温度为T12的混合物流BS102，温度T12低于温度T11的差值定义为热物流BS101的降温幅度DTA，温度T12高于温度T2的差值定义为循环急冷油RCL00的升温幅度DTB；
[0509] 热物流BS101，选自下列物流中的一种或几种：
[0510] ①第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
[0511] 热物流BS101，选自待降温的上游加氢反应器的反应流出物；
[0512] ②第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
[0513] 热物流BS101，选自待降温的下游加氢反应器的进料物流；
[0514] ③热物流BS101，选自待降温的热高压分离过程S10的进料物流；
[0515] ④热物流BS101，选自待降温的基于离开热高压分离过程S10的热高压分离气S10‑V的含气相物流，该物流降温后产生冷凝油。
[0516] 本发明，通常，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B‑B；
[0517] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0518] ⑸在降温过程MDT10，温度为T11的热物流BS101与温度为T2的循环急冷油RCL00混合降温为温度为T12的混合物流BS102，温度T12低于温度T11的差值定义为热物流BS101的降温幅度DTA，温度T12高于温度T2的差值定义为循环急冷油RCL00的升温幅度DTB；
[0519] 热物流BS101，选自下列物流中的一种或几种：
[0520] ①第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
[0521] 热物流BS101，选自待降温的上游加氢反应器的反应流出物；
[0522] ②第一加氢反应过程R10，串联使用2台或多台加氢反应器，上游加氢反应器的气相、液相反应流出物进入下游加氢反应器；
[0523] 热物流BS101，选自待降温的下游加氢反应器的进料物流；
[0524] ③热物流BS101，选自待降温的热高压分离过程S10的进料物流；
[0525] ④热物流BS101，选自待降温的基于离开热高压分离过程S10的热高压分离气S10‑V的含气相物流，该物流降温后产生冷凝油。
[0526] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，物流S20‑LX经低压差升压泵PUMP10的升压幅度选自下列之一：
[0527] ①0.20～0.50MPa；
[0528] ②0.50～0.80MPa；
[0529] ③0.80～1.10MPa；
[0530] ④1.10～2.00MPa。
[0531] 本发明，通常，⑹至少一部分基于后高分气S20‑V的富氢气物流S20‑VX，返回第一加氢反应过程R10循环使用，富氢气物流S20‑VX的氢气体积浓度选自下列之一：
[0532] ①65～75体积％；
[0533] ②75～85体积％；
[0534] ③85～95体积％；
[0535] ④高于95体积％。
[0536] 本发明，通常，⑴第一加氢反应过程R10选自油煤浆加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程和/或渣油沸腾床加氢裂化反应过程和/或富芳烃蜡油的悬浮床加氢裂化反应过程；
[0537] ⑹至少一部分基于后高分气S20‑V的富氢气物流S20‑VX，返回第一加氢反应过程R10循环使用。
[0538] 本发明，通常，⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度DTA选自下列之一：
[0539] ①5～10℃；
[0540] ②10～25℃；
[0541] ③25～40℃；
[0542] ④44～60℃；
[0543] ⑤高于60℃。
[0544] 本发明，各步骤操作条件通常为：
[0545] ⑴第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～480℃，以新鲜进料液相体积流率计算的液相反应时间为0.25～10.0小时，气液体积比为50～3
3000Nm/t，新鲜进料中常规沸点高于530℃的碳氢料的裂化转化率为10～98重量％；
[0546] ⑵热高压分离过程S10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～450℃；
[0547] 使用的洗涤油S102‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0548] ⑶在后处理过程U100，冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为20～70℃，冷高分气S40‑V的氢气体积浓度高于65体积％；
[0549] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，物流S20‑LX经低压差升压泵PUMP10的升压幅度为0.2～0.8MPa。
[0550] 本发明，各步骤操作条件通常为：
[0551] ⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度DTA为5～70℃，循环急冷油RCL00的升温幅度DTB为80～220℃。
[0552] 本发明，操作方式可以为：
[0553] ⑶在后高压分离过程S20，设置第一温高压分离过程S21、冷高压分离过程S23；
[0554] 在第一温高压分离过程S21，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
[0555] 在第一温高压分离过程S21，包含第一温高压闪蒸过程S211，包含或不包含第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，包含或不包含第一温高压闪蒸液的气提过程S213[0556] 在第一温高压闪蒸过程S211，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的第一温高压闪蒸油S211‑L和第一温高压闪蒸气S211‑V；
[0557] 使用第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212时，至少一部分基于第一温高压闪蒸气S211‑V的含气相物流S211‑VX与洗涤油S212‑SL01至少发生一次接触，分离为第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V，至少一部分含气相物流S211‑VX的气相中的污染组分进入第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L中；
[0558] 使用第一温高压闪蒸液的气提过程S213时，基于第一温高压闪蒸油S211‑L的含液相物流S211‑LX与富氢气气提气S213‑BV01至少发生一次接触，分离为第一温高压提余油S213‑L和第一温高压提出气S213‑V，至少一部分含液相物流S211‑LX的液相中的低沸点组分汽化后进入第一温高压提出气S213‑V中；
[0559] 基于第一温高压闪蒸气S211‑V和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V和/或第一温高压提出气S213‑V的物流作为第一温高压分离气S21‑V；
[0560] 基于第一温高压闪蒸油S211‑L和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和/或第一温高压提余油S213‑L的物流，用作第一温高压分离油S21‑L；
[0561] 在冷高压分离过程S23，基于第一温高压分离气S21‑V的物流降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
[0562] 基于第一温高压分离油S21‑L和/或冷高分油S23‑L的物流作为后高分油S20‑L；
[0563] 基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V。
[0564] 本发明，操作条件可以为：
[0565] ⑴第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～480℃，以新鲜进料液相体积流率计算的液相反应时间为0.25～10.0小时，气液体积比为50～3
3000Nm/t，新鲜进料中常规沸点高于530℃的碳氢料的裂化转化率为10～98重量％；
[0566] ⑵热高压分离过程S10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～450℃；
[0567] 使用的洗涤油S102‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0568] ⑶在后处理过程U100，
[0569] 第一温高压分离过程S21的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为200～390℃；
[0570] 使用的洗涤油S212‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0571] 冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为20～70℃，冷高分气S40‑V的氢气体积浓度高于65体积％；
[0572] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，低压差升压泵PUMP10的升压幅度为0.2～0.8MPa。
[0573] 本发明，操作条件可以为：
[0574] ⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度为5～70℃，循环急冷油RCL00的升温幅度DTB为80～220℃。
[0575] 本发明，操作方式可以为：
[0576] ⑶在后高压分离过程S20，设置第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
[0577] 在第一温高压分离过程S21，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
[0578] 在第一温高压分离过程S21，包含第一温高压闪蒸过程S211，包含或不包含第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，包含或不包含第一温高压闪蒸液的气提过程S213[0579] 在第一温高压闪蒸过程S211，基于热高压分离气S10‑V的物流，降温冷凝后闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的第一温高压闪蒸油S211‑L和第一温高压闪蒸气S211‑V；
[0580] 使用第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212时，至少一部分基于第一温高压闪蒸气S211‑V的含气相物流S211‑VX与洗涤油S212‑SL01至少发生一次接触，分离为第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V，至少一部分含气相物流S211‑VX的气相中的污染组分进入第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L中；
[0581] 使用第一温高压闪蒸液的气提过程S213时，基于第一温高压闪蒸油S211‑L的含液相物流S211‑LX与富氢气气提气S213‑BV01至少发生一次接触，分离为第一温高压提余油S213‑L和第一温高压提出气S213‑V，至少一部分含液相物流S211‑LX的液相中的低沸点组分汽化后进入第一温高压提出气S213‑V中；
[0582] 基于第一温高压闪蒸气S211‑V和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏气S212‑V和/或第一温高压提出气S213‑V的物流作为第一温高压分离气S21‑V；
[0583] 基于第一温高压闪蒸油S211‑L和/或第一温高压闪蒸气洗涤分馏油S212‑L和/或第一温高压提余油S213‑L的物流，用作第一温高压分离油S21‑L；
[0584] 在第二温高压分离过程S22，基于第一温高压分离气S21‑V的物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的第二温高压分离油S22‑L和第二温高压分离气S22‑V；
[0585] 在第二温高压分离过程S22，包含第二温高压闪蒸过程S221，包含或不包含第二温高压闪蒸气洗涤分馏过程S222，包含或不包含第二温高压闪蒸液的气提过程S223[0586] 在第二温高压闪蒸过程S221，基于第一温高压分离气S21‑V的物流，降温冷凝后闪蒸分离为主要由常规液态烃组成的第二温高压闪蒸油S221‑L和第二温高压闪蒸气S221‑V；
[0587] 使用第二温高压闪蒸气洗涤分馏过程S222时，至少一部分基于第二温高压闪蒸气S221‑V的含气相物流S221‑VX与洗涤油S222‑SL01至少发生一次接触，分离为第二温高压闪蒸气洗涤分馏油S222‑L和第二温高压闪蒸气洗涤分馏气S222‑V，至少一部分含气相物流S221‑VX的气相中的污染组分进入第二温高压闪蒸气洗涤分馏油S222‑L中；
[0588] 使用第二温高压闪蒸液的气提过程S223时，基于第二温高压闪蒸油S221‑L的含液相物流S221‑LX与富氢气气提气S223‑BV01至少发生一次接触，分离为第二温高压提余油S223‑L和第二温高压提出气S223‑V，至少一部分含液相物流S221‑LX的液相中的低沸点组分汽化后进入第二温高压提出气S223‑V中；
[0589] 基于第二温高压闪蒸气S221‑V和/或第二温高压闪蒸气洗涤分馏气S222‑V和/或第二温高压提出气S223‑V的物流作为第二温高压分离气S22‑V；
[0590] 基于第二温高压闪蒸油S221‑L和/或第二温高压闪蒸气洗涤分馏油S222‑L和/或第二温高压提余油S223‑L的物流，用作第二温高压分离油S22‑L；
[0591] 在冷高压分离过程S23，基于第二温高压分离气S22‑V的物流降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
[0592] 基于第一温高压分离油S21‑L和/或第二温高压分离油S22‑L和/或冷高分油S23‑L的物流作为后高分油S20‑L；
[0593] 基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V。
[0594] 本发明，操作条件可以为：
[0595] ⑴第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～480℃，以新鲜进料液相体积流率计算的液相反应时间为0.25～10.0小时，气液体积比为50～3
3000Nm/t，新鲜进料中常规沸点高于530℃的碳氢料的裂化转化率为10～98重量％；
[0596] ⑵热高压分离过程S10的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为390～450℃；
[0597] 使用的洗涤油S102‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0598] ⑶在后处理过程U100，第一温高压分离过程S21的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为300～390℃；使用的洗涤油S212‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0599] 第二温高压分离过程S21的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为200～300℃；使用的洗涤油S222‑SL01来自循环急冷油RCL00；
[0600] 冷高压分离过程S23的操作条件为：压力为8～25MPa、温度为20～70℃，冷高分气S40‑V的氢气体积浓度高于65体积％；
[0601] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，物流S20‑LX经低压差升压泵PUMP10的升压幅度为0.2～0.8MPa；
[0602] ⑸在降温过程MDT10，热物流BS101的降温幅度为5～70℃，循环急冷油RCL00的升温幅度DTB为80～220℃。
[0603] 本发明，操作方式可以为：
[0604] ⑶在后高压分离过程S20，冷高分油S23‑L中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于5％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0605] 本发明，操作方式可以为：
[0606] ⑶在后高压分离过程S20，第二温高压分离过程分离出的气体，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于330℃的烃类的重量比例低于5％，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于400℃的烃类的重量比例低于1.0％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0607] 本发明，操作方式可以为：
[0608] ⑶在后高压分离过程S20，第二温高压分离过程分离出的气体，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于330℃的烃类的重量比例低于2％，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于400℃的烃类的重量比例低于0.5％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0609] 本发明，操作方式可以为：
[0610] ⑶在后处理过程U100，设置加氢改质反应过程R11、后高压分离过程S20；
[0611] 在加氢改质反应过程R11，至少一部分基于热高压分离气S10‑V的物流至少进行加氢精制反应完成至少一部分有机氮的加氢脱除生成加氢改质反应流出物R11P；
[0612] 有或没有常规沸点低于365℃的其它烃类物流，进入加氢改质反应过程R11；
[0613] 至少一部分基于加氢改质反应流出物R11P的物流进入后高压分离过程S20；
[0614] 基于热高压分离气S10‑V的物流，经过或不经过气液分离过程脱除较重烃组分后进入加氢改质反应过程R11；以实现深度脱除杂质有机氮以及有机氧、有机硫、芳烃饱和。
[0615] 本发明，操作条件可以为：
[0616] ⑶在后处理过程U100，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于1000ppm重量。
[0617] 本发明，操作条件可以为：
[0618] ⑶在后处理过程U100，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于50ppm重量。
[0619] 本发明，操作条件可以为：
[0620] ⑶在后处理过程U100，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于20ppm重量、有机硫的重量浓度低于2.0ppm重量。
[0621] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是油煤浆加氢直接液化反应过程，反应器压3
力为10～25MPa，反应温度为400～465℃，气液体积比为600～1500Nm /t，含铁元素的液化催化剂R10C添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为45～50质量％。
[0622] 本发明，⑴第一加氢反应过程R100可以是油煤浆加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂R10C，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l：10至l0：l；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；催化剂R10C粒子直径为l～100μm的粉状颗粒。
[0623] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是油煤浆加氢直接液化反应过程，使用的煤加氢直接液化催化剂R10C为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。
[0624] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油悬浮床加氢裂化反应过程，第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为8.0～25.0MPa、温度为380～460℃、氢气/原料油体积比3 ‑1
为50～4000Nm/t、体积空速为0.1～10.0hr ；重油R10F的重量化学氢耗量为0.05～4.00重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的加氢裂化转化率为35～85重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的比例高于70％。
[0625] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油悬浮床加氢裂化反应过程，渣油悬浮床加氢裂化反应过程中使用的固体颗粒催化剂R10C，至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10中的主体工作形态为M0S2。
[0626] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油悬浮床加氢裂化反应过程，渣油悬浮床加氢裂化反应过程中使用的固体颗粒催化剂R10C包括微晶M0S2，微晶M0S2在反应液相中的重量比例为0.15重量％～0.35重量％。
[0627] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是可以渣油沸腾床加氢裂化反应过程，第一加氢反应过程R10的操作条件为：压力为12.0～25.0MPa、温度为400～450℃、氢气/原料油3
体积比为50～4000Nm /t、床层膨胀比为1.20～1.45，催化剂R10C体积空速为0.1～10.0hr‑1
；重油R10F的重量化学氢耗量为0.05～4.00重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的加氢裂化转化率为25～75重量％；重油R10F中的常规沸点高于530℃的烃类的比例高于50％。
[0628] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油沸腾床加氢裂化反应过程，使用的渣油沸腾床加氢催化剂R10C的形状为圆柱条状或球状。
[0629] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是渣油沸腾床加氢裂化反应过程，使用的渣油沸腾床加氢催化剂R10C的形状为圆柱条状或球状，其直径为0.5～1.5毫米，长度为1.5～10毫米。
[0630] 本发明，⑶在后处理过程U100，基于冷高分油S23‑L的物流，可以经过脱除石脑油过程SECT01得到柴油馏分。
[0631] 本发明，⑶在后处理过程U100，基于后高分油S20‑L的物流可以降压后分离为主要由常规液态烃组成的后低分油和后低分气；
[0632] 基于后低分油的物流，经过脱除石脑油过程得到柴油馏分。
[0633] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置水蒸气发生器EX01；
[0634] 基于热高压分离气S10‑V的物流，经过水蒸气发生器EX01降温后进入后高压分离过程S20。
[0635] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置第一温高压分离过程S21、水蒸气发生器EX01、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
[0636] 在第一温高压分离过程S21，基于热高压分离气S10‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
[0637] 基于第一温高压分离气S21‑V的物流，经过水蒸气发生器EX02降温后成为低温物流S21‑VC进入第二温高压分离过程S22；
[0638] 在第二温高压分离过程S22，基于低温物流S21‑VC的物流分离出主要由常规液态烃组成的第二温高压分离油S22‑L和第二温高压分离气S22‑V；
[0639] 在冷高压分离过程S23，基于第二温高压分离气S22‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V。
[0640] 本发明，⑶在后处理过程U100，基于热高分气S10‑V的物流，经过导热油换热器EX05降温后进入后续流程；
[0641] 所述导热油换热器EX05，属于导热油系统SYS01；
[0642] 正常生产时，基于第一温高压分离气S20‑V的物流可以与冷导热油换热，冷导热油升温成为热导热油；
[0643] 导热油循环系统，包含冷导热油循环罐DV1、热导热油循环罐DV2和导热油循环泵DRP；
[0644] 冷导热油进入冷导热油循环罐DV1，冷导热油循环罐DV1排出的冷导热油与基于第一温高压分离气S20‑V的物流换热升温成为热导热油，冷导热油循环罐DV1使用第一背压气体控制压力；
[0645] 基于热导热油的物流进入热导热油循环罐DV2，热导热油循环罐DV2使用第二背压气体控制压力；
[0646] 导热油循环泵DRP，用于冷导热油或热导热油的循环加压输送；
[0647] 在装置动力电停电事故后，电力驱动的压缩机和/或泵停运，造成第一加氢反应过程R10的氢气进料和/或碳氢反应料的至少一部分流量的中断从而引发高压系统URHPS的紧急泄压过程中，基于第一温高压分离气S20‑V的物流持续流动；
[0648] 装置动力电停电事故引发的高压系统紧急泄压过程中，冷导热油循环罐DV1的第一背压气体操作压力高于热导热油循环罐DV2的第二背压气体操作压力，冷导热油循环罐DV1中的冷导热油在第一背压气推动下持续流动，经导热油换热器EX05与基于第一温高压分离气S20‑V的物流的换热时间至少持续tm，基于热导热油的物流进入热导热油循环罐DV2，该过程中进行第一加氢反应过程R10的高压系统URHPS的紧急降压程序，使高压系统URHPS压力降低至安全压力PS以下，同时对基于第一温高压分离气S20‑V的物流进行有效降温；
[0649] tm为10～600分钟；
[0650] PS低于4.0～10.0MPa。
[0651] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
[0652] 在第一温高压分离过程S21，在第一温高压分离过程S20，基于热高压分离气S10‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的第一温高压分离油S21‑L和第一温高压分离气S21‑V；
[0653] 在第二温高压分离过程S22，基于第一温高压分离气S21‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的第二温高压分离油S22‑L和第二温高压分离气S22‑V；
[0654] 在冷高压分离过程S23，基于第二温高压分离气S22‑V的物流分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V。
[0655] 本发明，通常，⑶在后处理过程U100，第二温高压分离油S22‑L，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于5％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0656] 本发明，通常，⑶在后处理过程U100，第二温高压分离油S22‑L，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于5％，其中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于400℃的烃类的重量比例低于2％，以实现对冷低分油干点的控制。
[0657] 本发明，通常，⑴第一加氢反应过程R10是油煤浆加氢直接液化反应过程或渣油悬浮床加氢反应过程或渣油沸腾床加氢反应过程
[0658] ⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30；
[0659] 在加氢改质反应过程R30，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流完成加氢精制反应转化为低有机硫、低有机氮、低芳烃烃类，得到加氢改质反应流出物R30P，以实现深度脱除杂质有机氧、有机硫、有机氮、芳烃。
[0660] 本发明，通常，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30、加氢开环反应过程R40；
[0661] 基于加氢改质反应流出物R30P的含有常规沸点高于250℃烃类的物流，在加氢开环反应过程R40发生至少一部分双环烃的单环开环反应生成加氢开环反应流出物R30P，以提高十六烷值、降低密度。
[0662] 本发明，通常，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30、加氢开环反应过程R40；
[0663] 加氢改质反应流出物R30P进入加氢开环反应过程R40发生至少一部分双环烃的单环开环反应生成加氢开环反应流出物R30P，以提高十六烷值、降低密度。
[0664] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30；
[0665] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，在不经历大幅度降压过程并且经过升温或不经过升温过程的条件下，直接进入或经泵加压后进入加氢改质反应过程R30完成加氢精制反应。
[0666] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30；
[0667] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，经过缓冲容器后，在不经历大幅度降压过程并且经过升温或不经过升温过程的条件下，直接进入或经泵加压后进入加氢改质反应过程R30完成加氢精制反应。
[0668] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢改质反应过程R30；
[0669] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，经过缓冲容器后分离出缓冲分离油；
[0670] 缓冲分离油，在不经历大幅度降压过程并且经过升温或不经过升温过程的条件下，直接进入或经泵加压后进入加氢改质反应过程R30完成加氢精制反应。
[0671] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以是油煤浆加氢直接液化反应过程；
[0672] ⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0673] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，去加氢稳定反应过程R70完成至少一部分双环芳烃的部分加氢饱和反应转化为供氢烃比例更高的烃类生成加氢稳定反应产物R70P，可以实现供氢烃的制备，同时脱除部分杂质如有机氧、有机硫、有机氮。
[0674] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0675] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例，比加氢稳定反应过程R70新鲜烃进料中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例至少高4％；
[0676] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类中的部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
[0677] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0678] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例，比加氢稳定反应过程R70新鲜烃进料中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例至少高出7％；
[0679] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类中的部分饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65。
[0680] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0681] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例大于20重量％。
[0682] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置加氢稳定反应过程R70；
[0683] 加氢稳定反应产物R70P中常规沸点高于220℃烃类的供氢烃的重量比例大于25重量％。
[0684] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，可以经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B；
[0685] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0686] 装置紧急停电情况下，循环急冷油RCL00的紧急循环量按正常循环量的40～70％输送；
[0687] 低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区的停留时间，满足正常情况下循环急冷油RCL00按正常循环量输送的15～300分钟使用量的储存时间，或者紧急停工情况下循环急冷油RCL00按紧急循环量的30～600分钟使用量的储存时间；
[0688] 低压差升压泵PUMP10配置不间断应急电源POWER01，装置紧急停电情况下，不间断应急电源POWER01可持续工作30～750分钟，驱动升压泵PUMP10输送循环洗涤油。
[0689] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，可以经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B；
[0690] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0691] 装置紧急停电情况下，循环急冷油RCL00的紧急循环量按正常循环量的50％输送；
[0692] 低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区的停留时间，满足正常情况下循环急冷油RCL00按正常循环量输送的30～300分钟使用量的储存时间，或者紧急停工情况下循环急冷油RCL00按紧急循环量的30～600分钟使用量的储存时间；
[0693] 低压差升压泵PUMP10配置不间断应急电源POWER01，装置紧急停电情况下，不间断应急电源POWER01持续工作时间为60～600分钟，驱动升压泵PUMP10输送循环洗涤油。
[0694] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，可以接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区。
[0695] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，可以接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区；
[0696] 循环急冷油紧急补充液的常规沸点高于360℃的烃组分的含量低于1重量％。
[0697] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，可以接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区；
[0698] 循环急冷油紧急补充液的常规沸点高于360℃的烃组分的含量低于1重量％，来自系统的冲洗油升压泵PUMP05；
[0699] 冲洗油升压泵PUMP05，配置不间断应急电源POWER05时，装置紧急停电情况下，不间断应急电源POWER05持续工作30～600分钟，驱动冲洗油升压泵PUMP05输送循环急冷油紧急补充液。
[0700] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，紧急停工情况下，可以接收循环急冷油紧急补充液进入低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区；
[0701] 循环急冷油紧急补充液的常规沸点高于360℃的烃组分的含量低于1重量％，来自柴油加氢反应过程的柴油原料升压泵。
[0702] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置使用层状催化剂床层的加氢改质反应过程R100；
[0703] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，在高压状态下或加压后进入下游加氢改质反应过程R100；
[0704] 基于后高分油S20‑L的液体S20‑LB，经低压差升压泵PUMP10加压后至少分为2路：
[0705] 第一路流体S20‑LB1用作循环急冷油RCL00；
[0706] 第二路流体S20‑LB2进入加氢改质反应过程R100。
[0707] 本发明，⑶在后处理过程U100，可以设置使用层状催化剂床层的加氢裂化反应过程R80；
[0708] 至少一部分基于后高分油S20‑L的物流，在高压状态下或加压后进入加氢裂化反应过程R80完成至少一部分柴油加氢裂化反应生产石脑油。
[0709] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以在2个或多个并联的系列进行；
[0710] ⑵在热高压分离过程S10，基于不同第一加氢反应过程R10系列的2路或多路或全部的第一加氢反应流出物R10P的物流，在一个热高压分离过程S10中联合进行。
[0711] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以在2个或多个并联的系列进行；
[0712] ⑶在后处理过程U100，2路或多路或全部基于热高压分离气S10‑V的物流，在一个后高压分离过程S20中联合进行。
[0713] 本发明，⑴第一加氢反应过程R10可以在2个或多个并联的系列进行；
[0714] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，用1台低压差升压泵PUMP10对所有的基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX进行升压。
[0715] 本发明，⑴第一加氢反应过程R1可以0在2个或多个并联的系列进行；
[0716] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，低压差升压泵PUMP10的进料缓冲区所在容器为1台。
[0717] 本发明，通常，⑸在降温过程MDT10，循环急冷油RCL00的重量流率RCL00‑W与热物流BS101的重量流率BS101‑W的比值为K100，K100＝(RCL00‑W)/(BS101‑W)，K100选自下列之一：
[0718] ①0.01～0.10；
[0719] ②0.10～0.20；
[0720] ③0.20～0.30；
[0721] ④0.30～0.40；
[0722] ⑸高于0.40。
[0723] 本发明，操作方式可以为：
[0724] ⑴在第一加氢反应过程R10，使用加氢反应器RE10X，加氢反应器RE10X至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器RE10K，加氢反应器RE10X数量多于1台且串联操作时，以原料R10F的加工过程正流向为基准，流程最下游的加氢反应器RE10X为上流式膨胀床加氢反应器；
[0725] 第一加氢反应过程R10，包含液相物料串联操作的至少2个反应分离节即第一反应分离节UT10、第二反应分离节UT20；
[0726] 第一反应分离节UT10，包含第一反应段UR101、第一热高压分离段US101；
[0727] 第二反应分离节UT20，包含第二反应段UR201、第二热高压分离段US201；
[0728] 在第一反应段UR101，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的原料R10F进行第一反应段加氢反应UR101R得到第一反应段反应产物BASE‑UR101P；
[0729] 第一反应段反应流出物UR101P用于排出第一反应段反应产物BASE‑UR101P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
[0730] 在第一热高压分离段US101，基于第一反应段反应流出物UR101P的气液混相物流UR101PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油US101‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气US101‑V；
[0731] 基于热高压分离油US101‑L的含液相物流US101‑LX，进入第二反应段UR201；
[0732] 在第二反应段UR201，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，含液相物流US101‑LX进行第二反应段加氢反应UR201R得到第二反应段反应产物BASE‑UR201P；
[0733] 第二反应段反应流出物UR201P用于排出第二反应段反应产物BASE‑UR201P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
[0734] 在第二热高压分离段US201，基于第二反应段反应流出物UR201P的气液混相物流UR201PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油US201‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气US201‑V；
[0735] 使用或不使用第三反应分离节UT30；
[0736] 使用第三反应分离节UT30时，包含第三反应段UR301、第三热高压分离段US301；
[0737] 使用第三反应分离节UT30时，基于热高压分离油US201‑L的含液相物流US201‑LX，进入第三反应段UR301；
[0738] 在第三反应段UR301，在存在氢气、液相烃同时存在或不存在固体颗粒的混相物料条件下，含液相物流US201‑LX进行第三反应段加氢反应UR301R得到第三反应段反应产物BASE‑UR301P；
[0739] 第三反应段反应流出物UR301P用于排出第三反应段反应产物BASE‑UR301P，为含有氢气、液相烃同时包含或不包含固体颗粒的气液混相物料；
[0740] 在第三热高压分离段US301，基于第三反应段反应流出物UR301P的气液混相物流UR301PX分离为主要由常规液态烃组成的热高压分离油US301‑L和含有柴油组分、蜡油组分、渣油组分、包含或不包含固体颗粒的热高压分离气US301‑V；
[0741] 第一加氢反应过程R10的最下游反应分离节的热高压分离段用作热高压分离过程S10；
[0742] ⑶在后处理过程U100，包含后高压分离过程S20，基于任意一个或几个反应分离节的热高压分离段的热高压分离气的含气相物流，降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的后高分油S20‑L和后高分气S20‑V；
[0743] 后高压分离过程S20，设置冷高压分离过程S23；
[0744] 在冷高压分离过程S23，基于热高压分离气S10‑V的物流降温冷凝后分离出主要由常规液态烃组成的冷高分油S23‑L和在体积上主要由氢气组成的冷高分气S23‑V；
[0745] 基于冷高分油S23‑L的物流作为后高分油S20‑L；
[0746] 基于冷高分气S23‑V的物流作为后高分气S20‑V；
[0747] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B；
[0748] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10。
[0749] 本发明，操作方式可以为：
[0750] ⑷在冷凝油低压差升压过程U200，至少一部分基于后高分油S20‑L的物流S20‑LX，经低压差升压泵PUMP10升压后作为循环急冷油基础油RCL00‑B‑B；
[0751] 至少一部分基于循环急冷油基础油RCL00‑B的物流RCL00‑X，作为循环急冷油RCL00进入降温过程MDT10；
[0752] 物流S20‑LX经过间接换热器HX71降低温度和/或物流RCL00‑X经过间接换热器HX72降低温度。
[0753] 本发明，⑷在冷凝油低压差升压过程U200，间接换热器HX71和/或间接换热器HX72操作方式可以选自下列中的一种：
[0754] ①冷流一侧用于加热第一加氢反应过程R10的原料油或基于冷高分油S23‑L的物流；
[0755] ②冷流一侧用于加热导热油；
[0756] ③冷流一侧用于产生水蒸气；
[0757] ④冷流一侧用于产生热水；
[0758] ⑤间接换热器HX71为空气冷却器，冷流一侧用于向大气散热。
[0759] 本发明，操作方式可以为：
[0760] ⑹至少一部分基于后高分气S20‑V的富氢气物流S20‑VX，返回第一加氢反应过程R10循环使用；
[0761] 基于后高分气S20‑V的物流S20‑VX经过氢气提浓过程PU100得到富氢气物流S20‑VX和包含来自物流S20‑VX中大部分常规气体烃组分的物流；
[0762] 富氢气物流S20‑VX的氢气体积浓度大于物流S20‑VX的氢气体积浓度；
[0763] 氢气提浓过程PU100，选自下列过程中的一种或几种：
[0764] ①膜分离氢气渗透提纯过程；
[0765] ②变压吸附氢气提纯过程；
[0766] ③油洗脱常规气体烃的氢气提纯过程。
[0767] 本发明，操作方式可以为：
[0768] 至少一部分冷高分油S23‑L经过液力透平降压回收压力能后成为液力透平排出料S23‑L‑HTP。
[0769] 本发明，操作方式可以为：
[0770] 第二温高压分离油S22‑L经过液力透平降压回收压力能后成为液力透平排出料S23‑L‑HTP。
[0771] 对照例1
[0772] 参见文献A01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》(出版时间2015年02月)，流程描述见196页至224页；②检索用图书编码：ISBN编码：9‑78703‑04308‑23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社，煤直接液化装置原料干煤粉的性质见表1，可以看出，89重量％的煤粉粒度≤100μm，该粒径很小，极易被气体携带；
[0773] 煤直接液化装置的氢气来自煤制氢及天然气制氢装置，氢气体积浓度为99.5体积％，氢气组成见表2；煤液化产品性质见表3，其中液化重油由常压塔和减压塔侧线产品组成；液化轻油由常压塔顶油和减压塔顶油组成；表4为液体残渣的规格、数量，*为模拟软件‑5aspen中的单位，**1dyn＝10 N，液体残渣中的有机质液体部分采用常规沸点高于500℃的渣油来表征；进行流程模拟计算，对于煤加氢直接液化产物液体残渣中的固体部分，无水无灰基煤用100重量％碳元素表征，灰用Fe2O3表征，“催化剂‑Fe”和“催化剂‑其他”两项用Fe7S8表征，硫用单质硫表征，这些均为固体；表5为BSU煤炭直接液化装置物料平衡表，其中maf为无水无灰基，mf为干基；表6为反应器主要操作条件表；表7为反应部分主要容器操作
3
条件；表8为膜分离系统的操作条件表。从液化重油的标准密度值964.1kg/m可以看出，液化重油属于高芳烃油。
[0774] 表1煤直接液化装置原料干煤粉的性质
[0775]
[0776] 表2氢气组成
[0777] 组分 H2 CH4 N2 CO+CO2 合计浓度/vol％ 99.5 0.23 0.27 ≤20ppm 100
[0778] 表3煤液化产品性质
[0779]
[0780]
[0781] 表4液体残渣的规格、数量，*为模拟软件aspen中的单位，**1dyn＝10‑5N[0782]
[0783] 表5BSU煤炭直接液化装置物料平衡表
[0784]
[0785]
[0786] 表6反应器主要操作条件
[0787]
[0788] 表7反应部分主要容器操作条件
[0789]
[0790]
[0791] 关于冷高分气的膜分离系统的操作条件，参考值来自《石油和化工设备》的2013年第16卷记载了“神华煤直接液化装置膜分离系统优化方案”一文记载的膜分离系统设计数3
据，膜分离系统原料气按230000Nm/h。
[0792] 对于煤加氢直接液化产物，无水无灰基煤用100重量％碳元素表征，灰用Fe2O3表征，催化剂‑F和催化剂‑其他两项用Fe7S8表征，硫用单质硫表征，这些均为固体。
[0793] 基于上述数据进行流程模拟计算，结果见表9对照例1操作条件。
[0794] 表8对照例1膜分离系统操作条件
[0795]项目 数据
3
膜分离系统原料气流率，Nm/h 230000
[0796] 表9对照例1操作条件
[0797]
[0798]
[0799] 从表9可以看出：
[0800] ①平衡组成的热高压分离气S10‑V携带有大量污染组分(沸点高于330℃烃类)，远离相平衡态的污染组分夹带量没有列出；
[0801] ②第一温高压分离气S21‑V携带有少量污染组分(沸点高于330℃烃类)，远离相平衡态的污染组分夹带量没有列出；
[0802] ③冷高压分离过程S23无法实现净洁化操作，冷高分油含有大量重柴油组分，冷高分水含有重柴油组分；
[0803] ④一旦装置紧急停工，热高分气将在降温效应低于正常值的条件下进入温高压分离器，脱出部分重烃后，含有大量污染组分(沸点高于330℃烃类)的温高分气，经过空气冷却器降温冷凝后进入冷高压分离器，形成污染性冷高压分离过程，并对下游流程形成污染。
[0804] 由于煤粉或未液化煤粉，与高芳烃油之间有较强的亲和力，煤粉被夹带的概率很大，实际生产数据表明，简单的2级分离工艺，第一温高压分离气夹带煤粉问题很难彻底解决；
[0805] ⑤高压差升压泵的升压值为15.84MPaG，96.783t/h的循环急冷油，其理论功率消耗417.50KW，离心泵组效率按50％计算，泵驱动机电机轴功能需要835KW，，电机功率安全系数最大按1.15倍选取电机功率需要960.2KW；相关系统包括2台高扬程升压泵、泵入口缓冲罐、高压泵出口流量控制阀系统，还必须配置大功率UPS或EPS不间断电源、变频控制器，总投资高昂、维护费用高，且离心泵随着反应系统压力的不断降低、泵出口流量调节阀压差必然逐步变大会剧烈震动难以稳定操作；如果采用往复泵，泵组效率按70％计算，泵驱动机电机轴功能需要596.4KW，电机功率安全系数最大按1.15倍选取电机功率需要685.9KW，相关系统包括2台高扬程升压泵、泵入口缓冲罐、高压泵出口流量控制阀系统，还必须配置大功率UPS或EPS不间断电源、变频控制器，总投资高昂、维护费用高。
[0806] 对照例2
[0807] 基于对照例1，第一温高压分离过程S21的温度改为350℃，观察各分离器分离结果，基于上述数据进行流程模拟计算，计算结果见表10对照例2操作条件。
[0808] 表10对照例2操作条件
[0809]
[0810]
[0811] 从表10可以看出：
[0812] ①第一温高压分离气S21‑V携带的污染组分(沸点高于330℃烃类)大幅度增加到3.300t/h，是对照例1中第一温高压分离气S21‑V携带的污染组分量0.4305t/h的7.67倍；
[0813] ②冷高分气S23‑V携带的沸点高于165℃的烃类重量浓度大幅度增加到2.5％，是对照例1中冷高压分离气S23‑V携带的沸点高于165℃的烃类重量浓度0.15％的16.67倍；
[0814] ③冷高分油S23‑L携带的沸点高于330℃的烃类数量污染组分(沸点高于330℃烃类)大幅度增加到3.305t/h(重量浓度3.4％)，是对照例1中冷高分油S23‑L携带的污染组分量0.4305t/h的7.67倍；冷高压分离过程S23无法实现净洁化操作，冷高分油含有大量重柴油组分，冷高分水含有重柴油组分；
[0815] ②一旦装置紧急停工，热高分气的冷却降温用换热器的冷物流(循环氢气)的流速突然大幅度降低，第一温高压分离气将在降温效应低于正常值的条件下进入第二温高压分离器，第二温高压分离气S22‑V经过空气冷却器降温后进入冷高压分离器中，分离出的冷高分油将含有大量重柴油组分，冷高分水含有重柴油组分，冷高压分离过程S23无法实现净洁化操作，形成污染性冷高压分离过程，并对下游流程形成污染，因此，为了限制污染性组分的流径范围，必须控制冷高压分离器进料中的污染物组分含量，其根本性途径是提供一个可靠系统，在正常生产过程和事故应急过程均能提供充分的冷却控温能力，这也说明了本发明方法存在的必要性和实用性。
[0816] 对照例3
[0817] 基于对照例2，设置第二温高压分离过程S22，其操作温度为245℃，目的是使用2级温高压分离器，降低冷高压分离过程进料中污染组分量，观察各分离器分离结果，基于上述数据进行流程模拟计算，计算结果见表11对照例3操作条件。
[0818] 表11对照例3操作条件
[0819]
[0820]
[0821] 从表11可以看出：
[0822] ①由于增加了第二温高压分离器S22，第一温高压分离气S21‑V携带的污染组分(沸点高于330℃烃类)几乎全部进入了第二温高压分离油中，从而使得冷高分油中的沸点高于330℃烃类几乎为零(重量浓度为0.19重量％)，因此，正常生产过程冷高压分离器可以实现净洁化操作；
[0823] ②一旦装置紧急停工，热高分气的冷却降温用换热器的冷物流(循环氢气)的流速突然大幅度降低，第一温高压分离气将在降温效应低于正常值的条件下进入第二温高压分离器，第二温高压分离气S22‑V经过空气冷却器降温后进入冷高压分离器中，分离出的冷高分油将含有大量重柴油组分，冷高分水含有重柴油组分，冷高压分离过程S23无法实现净洁化操作，形成污染性冷高压分离过程，并对下游流程形成污染，因此，为了限制污染性组分的流径范围，必须控制冷高压分离器进料中的污染物组分含量，其根本性途径是提供一个可靠系统，在正常生产过程和事故应急过程均能提供充分的冷却控温能力，这也说明了本发明方法存在的必要性和实用性。
[0824] 实施例1
[0825] 基于对照例3，使用1台低压差升压泵PUMP10对大部分第二温高压分离油S22‑L加压后分为2路：
[0826] 第一路第二温高压分离油S22‑L‑1重量流率115.627t/h，冷却至180℃，作为反应产物急冷油，形成了循环回路；
[0827] 第二路第二温高压分离油S22‑L‑02重量流率35.000t/h，作为第一温高分闪蒸汽洗涤油，形成了循环回路；
[0828] 详细步骤如下：
[0829] ①最终煤加氢直接液化反应流出物，由455℃急冷至415℃；
[0830] ②在热高压分离过程S10，设置热高压闪蒸过程S101、不设置热高压闪蒸气洗涤分3
馏过程S102，设置热高压闪蒸液的气提过程S13，热渗透氢气物流4000Nm /h(温度为384℃)；
[0831] ③在后高压分离过程S20，设置第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
[0832] 在第一温高压分离过程S21，包含第一温高压闪蒸过程S211、第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，不设置第一温高压闪蒸液的气提过程S213；
[0833] 第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，使用逆流洗涤段，洗涤段塔盘数12块；
[0834] 第二温高压分离过程S22，包含第二温高压闪蒸过程S221、不设置第二温高压闪蒸液的气提过程S223，不设置第二温高压闪蒸气洗涤分馏过程S222；
[0835] 设置第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，使用第二温高压分离油S22‑L为洗涤分馏油急冷油，流程模拟计算结果见表12实施例1操作条件；
[0836] 从表12可以看出：
[0837] ①2条循环回路，导致热高压分离过程S10、第一温高压分离过程S21的气体中对应烃组分气相分压的上升，最终导致热高压分离油S10‑L、第一温高压分离油S21‑L流率的增加；
[0838] 上述效果，是设置的高压分馏过程使用冷回流油的必然结果；
[0839] ②第二温高压分离油S22‑L、冷高分油S23‑L的分子量进一步变小，污染组分的浓度进一步变小，污染组分被严格限制在第一温高压分离过程S21之中，第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23实现了净洁化操作；这是高压分馏系统的分离效果；
[0840] 对照例3中冷高分气S23‑V中≥250℃烃组分重量比例为15.4PPm，实施例1中冷高分气S23‑V中≥250℃烃组分重量比例仅为9.1PPm；
[0841] 对照例3中冷高分油S23‑L中≥250℃烃组分重量比例为6.77％，实施例1中冷高分油S23‑L中≥250℃烃组分重量比例仅为4.35％；
[0842] 对照例3中第二温高压分离油S22‑L中≥330℃烃组分重量比例为4.91％，实施例1中第二温高压分离油S22‑L中≥330℃烃组分重量比例仅为2.38％；
[0843] ③第二温高压分离过程S22使用的第二温高压分离器，其底部液相缓冲区的的液位与低液位之间的液体停留时间为120分钟，事故情况下正常液位对应的液体量能够满足低压差升压泵PUMP10按照正常流率持续供料120分钟或者按照正常流率的50％持续供料240分钟；
[0844] ④低压差升压泵PUMP10为无轴封电泵，升压值DP为0.30MPaG，150.627t/h的循环急冷油，其理论功率消耗12.31KW，离心泵组效率按50％计算，泵驱动机电机轴功能需要24.61KW，电机功率安全系数最大按1.30倍选取电机功率需要32.0KW；相关系统包括1台低扬程无轴封湿电机离心泵、高压泵出口流量控制阀系统，第二温高压分离器就是低压差升压泵PUMP10的进料缓冲罐，电机配置UPS或EPS不间断电源，因功率低故总投资低、维护费用低，且离心泵随着反应系统压力的不断降低泵出口流量调节阀压差基本不变，可稳定操作；
[0845] ⑤外排的第二温高压分离油S22‑L，在不经过加压的条件下，可直接进入下游的使用层状催化剂床层的加氢精制反应过程；
[0846] 冷高分油S23‑L，在不经过加压的条件下，可直接进入下游的使用层状催化剂床层的加氢精制反应过程。
[0847] 表12实施例1操作条件
[0848]
[0849]
[0850] 实施例2
[0851] 基于实施例1，设置第二温高压闪蒸液的气提过程S223，使用逆流气提段，气提段3
塔盘数5块，富氢气气提气S223‑BV01体积流率为3000Nm /h(温度为384℃)，气提油相中的氨、石脑油组分等组分。
[0852] 实施例3
[0853] 基于实施例1或实施例2，第一温高压分离气S21‑V经过加氢改质反应过程R11进行加氢精制反应完成至少一部分有机氮的加氢脱除生成加氢改质反应流出物R11P，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于20ppm重量、有机硫的重量浓度低于2.0ppm重量；
[0854] 加氢改质反应流出物R11P进入第二温高压分离过程S22，分离出的第二温高压分离油S22‑L，在不经过加压的条件下，直接进入下游的使用层状催化剂床层的加氢裂化反应过程，将部分柴油组分转化为石脑油组分；
[0855] 按照本发明设置的第二路第二温高压分离油S22‑L‑02作为第一温高分闪蒸汽洗涤油，形成了循环洗涤分馏回路，可以保证在正常操作和事故情况下第二温高压分离过程S22、加氢改质反应过程R11、冷高压分离过程S23的净洁化操作；或者说本发明是形成在线加氢改质反应过程R11操作模式的技术基础。
[0856] 实施例4
[0857] 某300万吨/年渣油悬浮床加氢裂化装置，采用“3头一尾流程”；“3头”指的是3个并联前部系列，每个前部系列使用1台反应器、1台热高分器串联工作；“一尾”指的是3个并联前部系列的3路热高压分离气，混合后经过一个后部系列处理；后部系列设置第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；操作方式为：
[0858] ①最终渣油悬浮床加氢裂化反应流出物(操作压力为15.50MPaG)，由427℃急冷至410℃，使用的急冷油为第二温高压分离油S22‑L的升压循环物流；
[0859] ②在热高压分离过程S10，操作压力为15.47MPaG，设置热高压闪蒸过程S101、不设置热高压闪蒸气洗涤分馏过程S102，设置热高压闪蒸液的气提过程S103，富氢气气提气3
S103‑BV01用热渗透氢气物流5000Nm/h(温度为378℃)；
[0860] ③在后高压分离过程S20，设置第一温高压分离过程S21、第二温高压分离过程S22、冷高压分离过程S23；
[0861] 在第一温高压分离过程S21，包含第一温高压闪蒸过程S211、第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，不设置第一温高压闪蒸液的气提过程S213；第一温高压分离过程S21进料操作温度为350℃，操作压力为15.42MPaG；
[0862] 第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，使用逆流洗涤段，洗涤段塔盘数12块；
[0863] 第二温高压分离过程S22，包含第二温高压闪蒸过程S221，不设置第二温高压闪蒸液的气提过程S223，不设置第二温高压闪蒸气洗涤分馏过程S222；第二温高压分离过程S22进料操作温度为245℃，操作压力为15.37MPaG；
[0864] 设置第一温高压闪蒸气洗涤分馏过程S212，使用第二温高压分离油S22‑L为洗涤分馏油急冷油；
[0865] 控制第二温高压分离油S22‑L中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于2％；
[0866] 控制冷高分油S23‑L中常规沸点高于165℃的烃类中的常规沸点高于350℃的烃类的重量比例低于1％；
[0867] 冷高压分离过程S23，进料操作温度为50℃，操作压力为15.20MPaG；
[0868] ④第二温高压分离过程S22使用的第二温高压分离器，其底部液相缓冲区的正常液位与低液位之间的液体停留时间为120分钟，事故情况下正常液位对应的液体量能够满足低压差升压泵PUMP10按照正常流率持续供料120分钟或者按照正常流率的50％持续供料240分钟；
[0869] ⑤低压差升压泵PUMP10使用无轴封电泵，升压值DP为0.40MPaG，该电动机配置不间断电源UPS，满足事故停电后的应急供电需要；
[0870] ⑥部分第二温高压分离油S22‑L，在不经过加压的条件下，直接进入下游的使用层状催化剂床层的加氢精制串联加氢裂化反应过程，将部分柴油组分转化为石脑油组分；
[0871] 冷高分油S23‑L，经过液力透平回收压力能后，进入分离、分馏过程，分离出石脑油、柴油。
[0872] 实施例5
[0873] 基于实施例4，设置第二温高压闪蒸液的气提过程S223，使用逆流气提段，气提段3
塔盘数5块，富氢气气提气S223‑BV01体积流率为3000Nm /h(温度为378℃)，气提油相中的氨、石脑油组分等组分。
[0874] 实施例6
[0875] 基于实施例4或实施例5，第一温高压分离气S21‑V经过加氢改质反应过程R11进行加氢精制反应完成至少一部分有机氮的加氢脱除生成加氢改质反应流出物R11P，加氢改质反应流出物R11P中常规沸点高于165℃的烃类中的有机氮的重量浓度低于20ppm重量、有机硫的重量浓度低于2.0ppm重量；
[0876] 加氢改质反应流出物R11P进入第二温高压分离过程S22，分离出的第二温高压分离油S22‑L，在不经过加压的条件下，直接进入下游的使用层状催化剂床层的加氢裂化反应过程，将部分柴油组分转化为石脑油组分；
[0877] 按照本发明设置的第二路第二温高压分离油S22‑L‑02作为第一温高分闪蒸汽洗涤油，形成了循环洗涤分馏回路，可以保证在正常操作和事故情况下第二温高压分离过程S22、加氢改质反应过程R11、冷高压分离过程S23的净洁化操作；或者说本发明是形成在线加氢改质反应过程R11操作模式的技术基础。
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