一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法.pdf

一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法，适合于中低温煤焦油的重馏分HS和轻馏分LS的联合加氢过程，重馏分HS在预加氢精制反应过程R1在适宜低的温度条件下进行包括加氢脱金属和胶状沥青状组分加氢解聚的预加氢过程；轻馏分LS和预加氢精制反应产物R1PS进入中间加氢精制反应过程RM，利用轻馏分LS预加氢反应RMLSR的反应热逐步加热R1PS形成总体上升的反应温度曲线，对包含稠环芳烃的R1PS形成逐级升温的中间加氢精制反应RMHSR，利于回收轻馏分LS预加氢反应过程RMLSR的反应热，利于降低稠环芳烃的热缩合物产量；中间加氢精制反应产物RMPS进入深度加氢精制反应过程R2进行深度加氢精制反应R2R。

权利要求书
1.  一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在氢气和预加氢精制催化剂R1C存在条件下，高芳烃重馏分HS进行包含加氢脱金属反应的预加氢精制反应R1R得到预加氢精制反应流出物R1P；基于预加氢精制反应流出物R1P的包含至少一部分预加氢精制生成油的物流R1PS进入中间加氢精制反应过程RM；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在氢气和中间加氢精制催化剂RMC存在条件下，高芳烃轻馏分LS和物流R1PS进行中间加氢精制反应RMR得到中间加氢精制反应流出物RMP；中间加氢精制反应流出物RMP的操作温度高于预加氢精制反应流出物R1P的操作温度；轻馏分LS的平均常规沸点低于重馏分HS的平均常规沸点；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，在深度加氢精制催化剂R2C存在条件下，所述中间加氢精制反应流出物RMP进行深度加氢精制反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的深度加氢精制反应流出物R2P；
(4)在分离部分HPS，分离深度加氢精制反应流出物R2P得到主要由氢气组成的富氢气气体HPV和深度加氢精制生成油R2P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用。

2.  根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在氢气和预加氢精制催化剂R1C存在条件下，重馏分HS进行包含加氢脱金属反应和胶状沥青状组分加氢解聚反应的预加氢精制反应R1R得到预加氢精制反应流出物R1P；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在氢气和中间加氢精制催化剂RMC存在条件下，轻馏分LS和和物流R1PS进行中间加氢精制反应RMR得到中间加氢精制反应流出物RMP；利用轻馏分LS的反应热逐步加热R1P形成总体上升的反应温度曲线，包含稠环芳烃的R1PS进行中间加氢精制反应RMHSR；中间加氢精制反应流出物RMP的操作温度高于预加氢精制反应流出物R1P的操作温度；轻馏分LS的平均常规沸点低于重馏分HS的平均常规沸点至少50℃。

3.  根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，中间加氢精制反应过程RM的起点温度低于预加氢精制反应过程R1的终点温度，中间加氢精制反应过程RM的终点温度高于深度加氢精制反应过程R2的起点温度；轻馏分LS的平均常规沸点低于重馏分HS的平均常规沸点至少100℃。

4.  根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在热高压分离步骤1THPS，预加氢精制反应流出物R1P分离为热高分气气体1THPV和热高分油1THPL；至少一部分热高分气1THPV进入中间加氢精 制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；热高分油1THPL脱除固体颗粒后得到脱固体烃油1THPL-L，至少一部分脱固体烃油1THPL-L进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触。

5.  根据权利要求2所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在热高压分离步骤1THPS，预加氢精制反应流出物R1P分离为热高分气气体1THPV和热高分油1THPL；至少一部分热高分气1THPV进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；热高分油1THPL脱除固体颗粒后得到脱固体烃油1THPL-L，至少一部分脱固体烃油1THPL-L进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触。

6.  根据权利要求3所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在热高压分离步骤1THPS，预加氢精制反应流出物R1P分离为热高分气气体1THPV和热高分油1THPL；至少一部分热高分气1THPV进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；热高分油1THPL脱除固体颗粒后得到脱固体烃油1THPL-L，至少一部分脱固体烃油1THPL-L进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触。

7.  根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在热高压分离步骤MTHPS，中间加氢精制反应流出物RMP分离为热高分气气体MTHPV和热高分油MTHPL；至少一部分热高分气MTHPV进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；热高分油MTHPL脱除固体颗粒后得到脱固体烃油MTHPL-L，至少一部分脱固体烃油MTHPL-L进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触。

8.  根据权利要求2所述方法，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在热高压分离步骤MTHPS，中间加氢精制反应流出物RMP分离为热高分气气体MTHPV和热高分油MTHPL；至少一部分热高分气MTHPV进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；热高分油MTHPL脱除固体颗粒后得到脱固体烃油MTHPL-L，至少一部分脱固体烃油MTHPL-L进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触。

9.  根据权利要求3所述方法，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在热高压分离步骤MTHPS，中间加氢精制反应流出物RMP分离为热高分气气体MTHPV和热高分油MTHPL；至少一部分热高分气MTHPV进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；热高分油MTHPL脱除固体颗粒后得到 脱固体烃油MTHPL-L，至少一部分脱固体烃油MTHPL-L进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触。

10.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1的浅度预加氢精制反应过程R11，进行易氢解金属的加氢脱金属反应即浅度预加氢精制反应R11R，使用无加氢活性的床层填料R11C；填料R11C床层R11CB的工作方式，选自下列型式中的一种或几种：
①上流式悬浮床；
②上流式沸腾床；
③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式鼓泡床；
⑤上流式移动床；
⑥上流式固定床；
⑦下流式固定床；
⑧下流式移动床；
⑨水平式床层；
⑩倾斜式床层。

11.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
在预加氢精制反应过程R1，在浅度预加氢精制反应过程R11之前，串联使用下列型式床层中的一种或几种的前置预加氢催化剂床层，前置预加氢催化剂颗粒不进入浅度预加氢精制反应过程R11：
①上流式沸腾床；
②上流式鼓泡床；
③上流式为膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式固定床；
⑤上流式移动床；
⑥下流式固定床；
⑦下流式移动床；
⑧水平式床层；
⑨倾斜式床层。

12.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1的深度预加氢精制反应过程R12，使用有加氢活性的床层填料R12C，进行催化加氢脱金属反应和或加氢脱残炭反应即深度预加氢精制反应R12R；填料R12C床层R12CB的工作方式，选自下列型式中的一种或几种：
①上流式悬浮床；
②上流式沸腾床；
③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式鼓泡床；
⑤上流式移动床；
⑥上流式固定床；
⑦下流式固定床；
⑧下流式移动床；
⑨水平式床层；
⑩倾斜式床层。

13.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，使用的中间加氢精制催化剂RMC的床层RMCB的工作方式，选自下列型式中的一种或几种：
①上流式悬浮床；
②上流式沸腾床；
③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式鼓泡床；
⑤上流式移动床；
⑥上流式固定床；
⑦下流式固定床；
⑧下流式移动床；
⑨水平式床层；
⑩倾斜式床层。

14.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
深度加氢精制反应过程R2的催化剂床层工作方式，选自下列型式中的一种或几种：
①上流式沸腾床；
②上流式鼓泡床；
③上流式为膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式固定床；
⑤上流式移动床；
⑥下流式固定床；
⑦下流式移动床；
⑧水平式床层；
⑨倾斜式床层。

15.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
重馏分HS、轻馏分LS选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。

16.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
重馏分HS，以其所含易氢解金属化合物为基准计算的易氢解金属浓度低于50PPm。

17.  根据权利要求4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
重馏分HS，以其所含易氢解金属化合物为基准计算的易氢解金属浓度高于100PPm。

18.  根据权利要求4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
重馏分HS，以其所含易氢解金属化合物为基准计算的易氢解金属浓度高于200PPm。

19.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
供氢烃物流进入预加氢精制反应过程R1，与烃原料HMS接触并联合加工。

20.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于5；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26。

21.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于10；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35。

22.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏组成分；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于5；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26。

23.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于10；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35。

24.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(5)设置加氢裂化反应过程R3，以分离深度加氢精制反应流出物R2P的加氢生成油R2P0所得主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢改质重油R2P0-D0为原料，在加氢裂化反应过程R3转化为加氢裂化反应流出物R3P。

25.  根据权利要求15所述方法，其特征在于：
(5)设置加氢裂化反应过程R3，以分离深度加氢精制反应流出物R2P的加氢生成油R2P0所得主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢改质重油R2P0-D0为原料，在加氢裂化反应过程R3转化为加氢裂化反应流出物R3P。

26.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(5)设置加氢裂化反应过程R3，以分离深度加氢精制反应流出物R2P的加氢生成油R2P0所得主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢改质重油R2P0-D0为原料，在加氢裂化反应过程R3转化为加氢裂化反应流出物R3P，加氢裂化反应流出物R3P与加氢反应流出物R2P混合后分离。

27.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(4)分离部分HPS包含冷高压分离部分LHPS，在冷高压分离部分LHPS，分离深度加氢精制反应流出物R2P得到主要由氢气组成的冷高分气气体HPV和冷高分油LHPL，冷高分油LHPL作为深度加氢精制生成油R2P0。

28.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(4)分离部分HPS包含热高压分离部分THPS和冷高压分离部分LHPS；
在热高压分离部分THPS，分离深度加氢精制反应流出物R2P得到热高分气气体THPV和热高分油THPL；
在冷高压分离部分LHPS，分离热高分气气体THPV得到主要由氢气组成的冷高分气气体HPV和冷高分油LHPL，深度加氢精制生成油R2P0包括热高分油THPL和冷高分油LHPL。

29.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为170～350℃、压力为4.0～30.0MPa、 预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.15～2.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于5；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为260～380℃、压力为4.0～30.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为300～450℃、压力为4.0～30.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。

30.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为210～330℃、压力为、预加氢催化剂R1C体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为200∶1～2000∶1，化学纯氢耗量为0.35～1.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于10；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为280～350℃、12.0～18.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为330～420℃、压力为12.0～18.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1。

31.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为170～350℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.15～2.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应 流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于5；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为260～380℃、压力为4.0～30.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为300～450℃、压力为4.0～30.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。

32.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为210～330℃、压力为、预加氢催化剂R1C体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为200∶1～2000∶1，化学纯氢耗量为0.35～1.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于10；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为280～350℃、12.0～18.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为330～420℃、压力为12.0～18.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1。

33.  根据权利要求4或5或6所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1的热高压分离步骤1THPS，热高分油1THPL主要由常规沸点高于330℃的烃组成。

34.  根据权利要求4或5或6所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1的热高压分离步骤1THPS，热高分油1THPL主要由常规沸点高于380℃的烃组成。

35.  根据权利要求4或5或6所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在热高压分离步骤1THPS，预加氢精制反应流出物R1P分离为热高分气气体1THPV和热高分油1THPL；至少一部分热高分气1THPV进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；热高分油1THPL与富氢气气提气VH1接触后分离为脱轻组分热高分油1THPLV-L和气提脱出气1THPLV-V；至少一部分气提脱出气 1THPLV-V进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；脱轻组分热高分油1THPLV-L脱除固体颗粒后得到脱固体烃油1THPLV-L，至少一部分脱固体烃油1THPLV-L进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触。

36.  根据权利要求7或8或9所述方法，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM的热高压分离步骤MTHPS，热高分油MTHPL主要由常规沸点高于330℃的烃组成。

37.  根据权利要求7或8或9所述方法，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM的热高压分离步骤MTHPS，热高分油MTHPL主要由常规沸点高于380℃的烃组成。

38.  根据权利要求7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在中间加氢精制反应过程RM，在热高压分离步骤MTHPS，中间加氢精制反应流出物RMP分离为热高分气气体MTHPV和热高分油MTHPL；至少一部分热高分气MTHPV进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；热高分油MTHPL与富氢气气提气VH2接触后分离为脱轻组分热高分油MTHPLV-L和气提脱出气MTHPLV-V；
至少一部分气提脱出气MTHPLV-V进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；脱轻组分热高分油MTHPLV-L脱除固体颗粒后得到脱固体烃油MTHPLV-L，至少一部分脱固体烃油MTHPLV-L进入深度加氢精制催化剂R2C接触。

39.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，注入预加氢精制反应器的富氢气物流为新氢。

40.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，注入床层填料R11C的富氢气物流为新氢。

41.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，预加氢精制反应器内气相中硫化氢体积浓度为0.1～5％。

42.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，预加氢精制反应器内气相中硫化氢体积浓度为0.3～1.0％。

43.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，将填料R11C床层和填料R12C床层组合形成一体化反应器。

44.  根据权利要求36所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，将填料R11C床层和填料R12C床层组合形成一体化反应 器；一体化上流式反应器含有1个或2个或多个填料R11C床层，一体化反应器含有1个或2个或多个填料R12C床层。

45.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在浅度预加氢精制反应过程R11，使用无加氢活性的床层填料R11C，填料R11C分为2层串联装填的填料床层。

46.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在浅度预加氢精制反应过程R11，使用无加氢活性的床层填料R11C，填料R11C分为3层串联装填的填料床层。

47.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式微膨胀床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式微膨胀床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。

48.  根据权利要求47所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，管内介质流速大于0.3米/秒。

49.  根据权利要求47所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，管内介质流速大于0.8米/秒。

50.  根据权利要求47所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，管内介质流速大于1.5米/秒。

51.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式沸腾床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式沸腾床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。

52.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式悬浮床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式悬浮床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。

53.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式固定床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式固定床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。

54.  根据权利要求53所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式固定床，使用大孔隙率床层填料。

55.  根据权利要求53所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式固定床，使用的大孔隙率床层填料，选自下列型式中的一种或几种：
①多孔球；
②拉西环；
③四叶轮；
④四叶草；
⑤其它大孔隙率床层填料。

56.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，浅度预加氢精制反应过程R11，使用无加氢活性的床层填料R11C。

57.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，浅度预加氢精制反应过程R11，使用有加氢活性的床层填料R11CH。

58.  根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9所述方法，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，设置轻馏分预加氢精制反应过程LSR1，在氢气和轻馏分预加氢精制催化剂LSRMC存在条件下，轻馏分LS进行轻馏分预加氢精制反应LSR1R得到轻馏分预加氢精制反应流出物LSR1P；基于轻馏分预加氢精制反应流出物LSR1P的包含至少一部分轻馏分预加氢精制生成油的物流LSR1PS进入中间加氢精制反应过程RM。

说明书一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法
技术领域
本发明涉及一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法，适合于中低温煤焦油的重馏分HS和轻馏分LS的联合加氢过程，重馏分HS在预加氢精制反应过程R1在适宜低的温度条件下进行包括加氢脱金属和胶状沥青状组分加氢解聚的预加氢过程；轻馏分LS和预加氢精制反应产物R1PS进入中间加氢精制反应过程RM，利用轻馏分LS预加氢反应RMLSR的反应热逐步加热R1PS形成总体上升的反应温度曲线，对包含稠环芳烃的R1PS形成逐级升温的中间加氢精制反应RMHSR，利于回收轻馏分LS预加氢反应过程RMLSR的反应热，利于降低稠环芳烃的热缩合物产量；中间加氢精制反应产物RMPS进入深度加氢精制反应过程R2进行深度加氢精制反应R2R。
背景技术
以下描述现有的富含胶状沥青状组分和或富含易氢解金属化合物的中低温煤焦油HMS的深度加氢改质过程。
本发明所述中低温煤焦油HMS，可以是全馏分中低温煤焦油或中低温煤焦油的馏分油比如中低温煤焦油的煤沥青，通常含有预加氢易反应组分如金属、烯烃、酚、多环芳烃、胶状沥青状组分、灰分等，所述的预加氢易反应组分通常在反应条件下造成催化剂表面结焦或固体沉积。中低温煤焦油HMS，通常含有多环芳烃、稠环芳烃、胶状沥青状组分。本文所说的稠环芳烃的芳环数大于5，而多环芳烃的芳环数为3～5。
对于预加氢易反应组分含量高的富含胶状沥青状组分的劣质中低温煤焦油HMS，其目标产品为柴油馏分的深度加氢改质过程通常包括煤焦油HMS的预加氢反应过程R1和预加氢反应流出物R1P的深度加氢改质反应过程R2，为了最大限度获得轻质产品如汽油、柴油馏分，通常对胶状沥青状组分的深度加氢改质生成油中的常规沸点高于350℃的烃组分进行包含热裂化反应的二次热加工(比如加氢裂化或加氢裂解或焦化或催化裂化或催化裂解等)。
在中低温煤焦油HMS的预加氢反应过程R1，通常使用预加氢催化剂R1C，预加氢催化剂R1C可以是加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂、芳烃加氢部分饱和催化剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合，在预加氢催化剂R1C存在条件下，所述中低温煤焦油HMS与氢气进行加氢反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的预加氢反应流出物R1P；基于预加氢反应过程R1的目的是过滤脱除机械杂质、烯烃饱和、脱除金属、脱除部分有机氧(比如有机酚)、脱除部分有机硫以及对其它部分易反应组分加氢(比如多环芳烃中的第一个芳环的加氢饱和)，因此预加氢反应过程 R1的反应条件比深度加氢改质反应过程R2的反应条件较为缓和，通常，预加氢反应过程R1的较好的操作条件为：温度为170～350℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～4000∶1，通常化学纯氢耗量为0.15～2.5％(对中低温煤焦油HMS的重量)。
在深度加氢改质反应过程R2，在深度加氢改质催化剂R2C(通常至少使用具备加氢精制功能的深度加氢精致催化剂R21C、有时联合使用具备加氢裂化功能的催化剂R22C)存在条件下，所述预加氢反应流出物R1P进行深度加氢改质反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的深度加氢改质反应流出物R2P：基于深度加氢改质反应过程R2预期的改质产物的指标要求，深度加氢改质反应过程R2通常必须脱除大部分硫、脱除大部分氮、显著降低芳烃浓度、提高十六烷值、降低密度，通常化学纯氢耗量为2.5～7.5％(对煤焦油HMS的重量)，深度加氢改质反应过程R2的反应温度比预加氢反应过程R1的反应温度一般高20℃以上、通常高50℃以上、特别地高90℃以上。深度加氢改质反应过程R2的深度加氢精致催化剂R21C的操作条件通常为：温度为300～450℃、压力为4.0～30.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。深度加氢改质反应过程R2有时联合使用具备加氢裂化功能的催化剂R22C，催化剂R22C的操作条件通常为：温度为330～440℃、压力为4.0～30.0MPa、催化剂R22体积空速为0.5～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
中低温煤焦油全馏分为宽馏分混合物，包含重馏分HS和轻馏分LS。
所述中低温煤焦油重馏分HS，指的是通常常规沸点高于350℃特别地常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分，通常含有较多的热缩合倾向严重的胶质沥青质组分，同时含有较多金属。对中低温煤焦油HMS而言，其所含金属化合物的大部分或绝大部分集中于常规沸点高于350℃特别是高于450℃的重馏分HS中，其所含稠环芳烃等残炭前身物的绝大部分集中于常规沸点高于350℃特别是高于450℃的重馏分HS中。
所述中低温煤焦油轻馏分LS，指的是通常常规沸点低于350℃特别地常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分，通常含有较多的烯烃、酚类，同时含有较少金属。
以下详细分析煤焦油重馏分的预加氢反应过程R1和深度加氢改质反应过程R2之间的反应温度匹配问题。
在中低温煤焦油HMS的预加氢反应过程R1，通常发生金属有机物的加氢脱金属反应，按照金属自金属化合物中脱出的难易程度，本发明将其大体分为两类：易氢解的金属化合物如环烷酸盐等，难氢解的金属化合物如络合物卟啉镍、卟啉钒、卟啉铁等。通常，中低温煤焦油中含有的金属化合物以易氢解的金属化合物为主，这一点与石油基渣油的金属组成以络合 物卟啉镍、卟啉钒为主刚好相反。
易氢解金属化合物如环烷酸盐，包括环烷酸铁、环烷酸钙等，其氢解通常属于非催化热反应，即在一定的温度条件下、在氢气环境中可以快速氢解出金属，在硫化氢存在条件下，通常快速转化为硫化物如硫化铁、硫化钙，钙加氢氢解过程基本不需要加氢催化剂的活性金属提供的加氢功能。难氢解的金属化合物如络合物的脱除过程通常是必须在具有相当强度加氢功能的加氢脱金属剂表面才能完成的催化加氢脱金属过程，且需要较高的反应温度，其反应的启动温度较易氢解金属化合物的加氢脱除反应启动温度高一些，比如高出30～70℃。二者的加氢分解条件如温度、催化剂活性存在明显差别。
实验研究和工业装置运转均表明，中低温煤焦油的预加氢反应过程R1，原料不同组分反应温度按照由低到高分为以下步骤大体是符合实际的：①易氢解金属热分解＜②高活性稠环芳烃热缩合和加氢饱和＜③低级硫化合物加氢脱硫、有机金属络合物催化氢解、低级有机酚催化脱氧、多环芳烃脱残炭；上述温度范围一般为220～330℃，很明显，这是一个宽范围的反应温度区间，宜控制为不同温度段的第一、第二、第三步骤按照由低到高分阶段进行，利于降低金属硫化物生成速度、降低热缩合物生成速度、防止形成叠加峰值，实现易氢解金属沉积物在催化剂床层的纵深分布，提高沉积反应的可控性。
另一方面，实验研究和工业装置运转均表明，中低温煤焦油的深度加氢改质反应过程R2的反应温度比如330～420℃远高于预加氢反应过程R1的反应温度如210～330℃，在R1和R2之间存在着升温幅度达30～70℃的明显的升温步骤，常用提温方法是使用加热炉加热预加氢反应产物R1P，或注入高温热物流如热氢气、热油，这类方法的缺点在于：
①向放热量大的深度加氢改质反应过程R2加入了热能，增加了深度加氢改质反应过程的反应热的回收负荷，必将增加投资、降低反应热的回收率；
②向放热量大的深度加氢改质反应过程R2加入了热能，增加了深度加氢改质反应过程的控制催化剂平均温度过程使用的急冷氢和或急冷油的数量，必将增加投资，降低反应热的回收率；
③由于无法对稠环芳烃等大分子形成逐级升温的中间加氢精制反应过程，其深度加氢精制反应形成了事实上的温度过高的起始反应段，增加了这类组分在深度加氢精制反应过程R2热缩合物的产量，缩短了相关催化剂的寿命；
④深度加氢精制反应过程R2存在飞温危险：一旦预加氢反应产物R1P原料油中断，不可避免低将形成深度加氢改质反应过程R2入口温度的快速上升，其幅度可达40～60℃甚至更高，极易诱发深度加氢改质反应过程R2形成飞温，对R2反应器的机械性能和催化剂性能形成強烈危害；
⑤常规方法中，轻组分LS进入预加氢反应过程R1，轻馏分LS中烯烃、酚类与重馏分HS中的胶质沥青质组分共存易增加热缩合反应，必然增加预加氢反应过程R1的热缩合物产量；
⑥常规方法中，轻组分LS进入预加氢反应过程R1，轻馏分所含的较多的酚加氢生成的水组分增加水蒸气分压，不利于预加氢反应过程R1实施低氢油比操作。
由于中低温煤焦油重馏分，其沸点越高、金属含量越高、胶状沥青状组分芳环数越多，其预加氢反应过程R1的起始反应温度随之降低，但是其深度加氢精制过程的平均温度会随之升高，预加氢精制反应过程R1与深度加氢精制反应过程R2之间存在的反应温度差值，将随之增大，上述工艺缺点将更加明显。
为了降低上述“预加氢精制反应过程R1与深度加氢精制反应过程R2之间存在的反应温度差值”，尽可能实现反应温度的“连续过渡和衔接”，本发明提出了一种“设置中间加氢精制反应过程RM”的概念，属于沸程不同的煤焦油馏分的联合加氢方法，其基本设想是：重馏分HS在预加氢精制反应过程R1在适宜低的温度条件下进行包括加氢脱金属和胶状沥青状组分加氢解聚的预加氢过程；轻馏分LS和预加氢精制反应产物R1PS进入中间加氢精制反应过程RM，利用轻馏分LS预加氢反应RMLSR的反应热逐步加热R1PS形成总体上升的反应温度曲线，对包含稠环芳烃的R1PS形成逐级升温的中间加氢精制反应RMHSR，利于回收轻馏分LS预加氢反应过程RMLSR的反应热，利于降低稠环芳烃的热缩合物产量；中间加氢精制反应产物RMPS进入深度加氢精制反应过程R2进行深度加氢精制反应R2R。
本发明特别适合于金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油的深度加氢改质过程，优点在于：可以降低劣质烃原料预热温度、利于实现原料油中金属化合物和胶状沥青状组分的分步反应，利于使金属沉积、热缩合物沉积在催化剂床层形成纵深分布、利于提高反应热回收率、利于降低催化剂平均反应温度、利于优化催化剂功能、利于延长催化剂寿命、利于减少燃料消耗、利于降低工程投资。
本发明的一种应用形式是，对于金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油，先将中低温煤焦油全馏分分离为轻馏分和重馏分，然后应用本发明，即组成了新型中低温煤焦油全馏分加氢工艺。
本发明所述方法未见报道。
本发明的第一目的在于提出一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法。
本发明的第二目的在于提出一种不同馏分煤焦油的联合加氢方法。
本发明的第三目的在于提出一种不同馏分中低温煤焦油的联合加氢方法。
对于金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的烃物料HMS的深度加氢改质过程特别，本发明均可应用，这些物流可以选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥石油砂基重油或其热加工过程所得油品；
⑦乙烯裂解焦油；
⑧石油基蜡油热裂化焦油；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它易氢解金属含量高的烃油。
发明内容
本发明一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在氢气和预加氢精制催化剂R1C存在条件下，高芳烃重馏分HS进行包含加氢脱金属反应的预加氢精制反应R1R得到预加氢精制反应流出物R1P；基于预加氢精制反应流出物R1P的包含至少一部分预加氢精制生成油的物流R1PS进入中间加氢精制反应过程RM；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在氢气和中间加氢精制催化剂RMC存在条件下，高芳烃轻馏分LS和物流R1PS进行中间加氢精制反应RMR得到中间加氢精制反应流出物RMP；中间加氢精制反应流出物RMP的操作温度高于预加氢精制反应流出物R1P的操作温度；轻馏分LS的平均常规沸点低于重馏分HS的平均常规沸点；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，在深度加氢精制催化剂R2C存在条件下，所述中间加氢精制反应流出物RMP进行深度加氢精制反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的深度加氢精制反应流出物R2P；
(4)在分离部分HPS，分离深度加氢精制反应流出物R2P得到主要由氢气组成的富氢气气体HPV和深度加氢精制生成油R2P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用。
通常，本发明预加氢精制反应过程R1还包括胶状沥青状组分加氢解聚反应，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在氢气和预加氢精制催化剂R1C存在条件下，重馏分HS进行包含加氢脱金属反应和胶状沥青状组分加氢解聚反应的预加氢精制反应R1R得到预加氢精制反应流出物R1P；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在氢气和中间加氢精制催化剂RMC存在条件下，轻馏分 LS和和物流R1PS进行中间加氢精制反应RMR得到中间加氢精制反应流出物RMP；利用轻馏分LS的反应热逐步加热R1P形成总体上升的反应温度曲线，包含稠环芳烃的R1PS进行中间加氢精制反应RMHSR；中间加氢精制反应流出物RMP的操作温度高于预加氢精制反应流出物R1P的操作温度；轻馏分LS的平均常规沸点低于重馏分HS的平均常规沸点至少50℃。
通常，本发明的较佳的反应温度分布为：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，中间加氢精制反应过程RM的起点温度低于预加氢精制反应过程R1的终点温度，中间加氢精制反应过程RM的终点温度高于深度加氢精制反应过程R2的起点温度；轻馏分LS的平均常规沸点低于重馏分HS的平均常规沸点至少100℃。
本发明，在预加氢精制反应过程R1可以设置热高压分离步骤1THPS，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在热高压分离步骤1THPS，预加氢精制反应流出物R1P分离为热高分气气体1THPV和热高分油1THPL；至少一部分热高分气1THPV进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；热高分油1THPL脱除固体颗粒后得到脱固体烃油1THPL-L，至少一部分脱固体烃油1THPL-L进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触。
本发明，在中间加氢精制反应过程RM可以设置热高压分离步骤MTHPS，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在热高压分离步骤MTHPS，中间加氢精制反应流出物RMP分离为热高分气气体MTHPV和热高分油MTHPL；至少一部分热高分气MTHPV进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；热高分油MTHPL脱除固体颗粒后得到脱固体烃油MTHPL-L，至少一部分脱固体烃油MTHPL-L进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触。
本发明，在预加氢精制反应过程R1的浅度预加氢精制反应过程R11，进行易氢解金属的加氢脱金属反应即浅度预加氢精制反应R11R，可以使用无加氢活性的床层填料R11C；填料R11C床层R11CB的工作方式，可以选自下列型式中的一种或几种：
①上流式悬浮床；
②上流式沸腾床；
③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式鼓泡床；
⑤上流式移动床；
⑥上流式固定床；
⑦下流式固定床；
⑧下流式移动床；
⑨水平式床层；
⑩倾斜式床层。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，在浅度预加氢精制反应过程R11之前，可以串联使用下列型式床层中的一种或几种的前置预加氢催化剂床层，主要用于进行烯烃加氢饱和反应等，前置预加氢催化剂颗粒不进入浅度预加氢精制反应过程R11：
①上流式沸腾床；
②上流式鼓泡床；
③上流式为膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式固定床；
⑤上流式移动床；
⑥下流式固定床；
⑦下流式移动床；
⑧水平式床层；
⑨倾斜式床层。
本发明，在预加氢精制反应过程R1的深度预加氢精制反应过程R12，使用有加氢活性的床层填料R12C，进行催化加氢脱金属反应和或加氢脱残炭反应即深度预加氢精制反应R12R；填料R12C床层R12CB的工作方式，可以选自下列型式中的一种或几种：
①上流式悬浮床；
②上流式沸腾床；
③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式鼓泡床；
⑤上流式移动床；
⑥上流式固定床；
⑦下流式固定床；
⑧下流式移动床；
⑨水平式床层；
⑩倾斜式床层。
本发明，在中间加氢精制反应过程RM，使用的中间加氢精制催化剂RMC的床层RMCB的工作方式，可以选自下列型式中的一种或几种：
①上流式悬浮床；
②上流式沸腾床；
③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式鼓泡床；
⑤上流式移动床；
⑥上流式固定床；
⑦下流式固定床；
⑧下流式移动床；
⑨水平式床层；
⑩倾斜式床层。
本发明，深度加氢精制反应过程R2的催化剂床层工作方式，可以选自下列型式中的一种或几种：
①上流式沸腾床；
②上流式鼓泡床；
③上流式为膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式固定床；
⑤上流式移动床；
⑥下流式固定床；
⑦下流式移动床；
⑧水平式床层；
⑨倾斜式床层。
本发明，重馏分HS、轻馏分LS选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。
本发明的重馏分HS，以其所含易氢解金属化合物为基准计算的易氢解金属浓度，可以低于50PPm或高于100PPm或高于200PPm。
本发明，可以将供氢烃物流引入预加氢精制反应过程R1，与烃原料HMS接触并联合加工。
重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的操作目标通常为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于5；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26。
重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的操作目标一般为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于10；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35。
重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的操作目标通 常为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏组成分；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于5；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26。
重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的操作目标一般为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于10；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35。
本发明，可以设置加氢裂化反应过程R3，以分离深度加氢精制反应流出物R2P的加氢生成油R2P0所得主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢改质重油R2P0-D0为原料，在加氢裂化反应过程R3转化为加氢裂化反应流出物R3P；加氢裂化反应流出物R3P可以与加氢反应流出物R2P混合后分离。
本发明，分离部分HPS通常包含冷高压分离部分LHPS，在冷高压分离部分LHPS，分离深度加氢精制反应流出物R2P得到主要由氢气组成的冷高分气气体HPV和冷高分油LHPL，冷高分油LHPL作为深度加氢精制生成油R2P0。
本发明，分离部分HPS包含热高压分离部分THPS和冷高压分离部分LHPS时，在热高压分离部分THPS，分离深度加氢精制反应流出物R2P得到热高分气气体THPV和热高分油THPL；在冷高压分离部分LHPS，分离热高分气气体THPV得到主要由氢气组成的冷高分气气体HPV和冷高分油LHPL，深度加氢精制生成油R2P0包括热高分油THPL和冷高分油LHPL。
重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的详细操条件通常为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为170～350℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.15～2.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于5；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为260～380℃、压力为4.0～30.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为300～450℃、压力为4.0～30.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的详细操条件一般为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为210～330℃、压力为、预加氢催化剂R1C体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为200∶1～2000∶1，化学纯氢耗量为0.35～1.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于10；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为280～350℃、12.0～18.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为330～420℃、压力为12.0～18.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1。
重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的详细操条件通常为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为170～350℃、压力为4.0～30.0MPa、预 加氢催化剂R1C体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.15～2.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于5；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为260～380℃、压力为4.0～30.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为300～450℃、压力为4.0～30.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的详细操条件一般为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为210～330℃、压力为、预加氢催化剂R1C体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为200∶1～2000∶1，化学纯氢耗量为0.35～1.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于10；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为280～350℃、12.0～18.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为330～420℃、压力为12.0～18.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1。
本发明，预加氢精制反应过程R1的热高压分离步骤1THPS的热高分油1THPL，通常主要由常规沸点高于330℃的烃组成、一般主要由常规沸点高于380℃的烃组成。
本发明，在热高压分离步骤1THPS，可以设置热高分油1THPL的气提步骤：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在热高压分离步骤1THPS，预加氢精制反应流出物R1P分离为热高分气气体1THPV和热高分油1THPL；至少一部分热高分气1THPV进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；热高分油1THPL与富氢气气提气VH1接触后分离为脱轻组分热高分油1THPLV-L和气提脱出气1THPLV-V；至少一部分气提脱出气1THPLV-V 进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；脱轻组分热高分油1THPLV-L脱除固体颗粒后得到脱固体烃油1THPLV-L，至少一部分脱固体烃油1THPLV-L进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触。
本发明，中间加氢精制反应过程RM的热高压分离步骤MTHPS的热高分油MTHPL，通常主要由常规沸点高于330℃的烃组成、一般主要由常规沸点高于380℃的烃组成。
本发明，在热高压分离步骤MTHPS，可以设置热高分油MTHPL的气提步骤：
(1)在中间加氢精制反应过程RM，在热高压分离步骤MTHPS，中间加氢精制反应流出物RMP分离为热高分气气体MTHPV和热高分油MTHPL；至少一部分热高分气MTHPV进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；热高分油MTHPL与富氢气气提气VH2接触后分离为脱轻组分热高分油MTHPLV-L和气提脱出气MTHPLV-V；至少一部分气提脱出气MTHPLV-V进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；脱轻组分热高分油MTHPLV-L脱除固体颗粒后得到脱固体烃油MTHPLV-L，至少一部分脱固体烃油MTHPLV-L进入深度加氢精制催化剂R2C接触。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，注入预加氢精制反应器的富氢气物流优先使用新氢。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，注入床层填料R11C的富氢气物流优先使用新氢。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，预加氢精制反应器内气相中硫化氢体积浓度，通常为0.1～5％、一般为0.3～1.0％。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，可将填料R11C床层和填料R12C床层组合形成一体化反应器；一体化上流式反应器含有1个或2个或多个填料R11C床层，一体化反应器含有1个或2个或多个填料R12C床层。
本发明，在预加氢精制反应过程R1的浅度预加氢精制反应过程R11，可以使用无加氢活性的床层填料R11C，填料R11C可以分为2层或3层串联装填的填料床层。
本发明，各反应过程填料床层型式的第一种组合方案为：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；管式反应器的管内介质流速，通常大于0.3米/秒、一般大于0.8米/秒、特别地大于1.5米/秒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式微膨胀床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式微膨胀床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。
本发明，各反应过程填料床层型式的第二种组合方案为：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式沸腾床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式沸腾床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。
本发明，各反应过程填料床层型式的第三种组合方案为：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式悬浮床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式悬浮床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。
本发明，各反应过程填料床层型式的第四种组合方案为：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式固定床，使用大孔隙率床层填料，可以选自下列型式中的一种或几种：
①多孔球；
②拉西环；
③四叶轮；
④四叶草；
⑤其它大孔隙率床层填料；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式固定床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。
本发明，在预加氢精制反应过程R1的浅度预加氢精制反应过程R11，可以使用1种或2种或多种无加氢活性的床层填料R11C，也可以使用有加氢活性的床层填料R11CH。
本发明，在中间加氢精制反应过程RM，可以设置轻馏分预加氢精制反应过程LSR1，在氢气和轻馏分预加氢精制催化剂LSRMC存在条件下，轻馏分LS进行轻馏分预加氢精制反应LSR1R得到轻馏分预加氢精制反应流出物LSR1P；基于轻馏分预加氢精制反应流出物LSR1P的包含至少一部分轻馏分预加氢精制生成油的物流LSR1PS进入中间加氢精制反应过程RM。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
本发明所述的压力，指的是绝对压力。
本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。
本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。
本发明所述的石脑油指的是常规沸点低于180℃的常规液体烃。
本发明所述的柴油组分指的是常规沸点为180～355℃的烃类。
本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为355～490℃的烃类。
本发明所述的重油组分指的是常规沸点高于350℃的烃类。
本文所说的稠环芳烃的芳环数大于5，而多环芳烃的芳环数为3～5。
本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。
本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。
本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。
本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。
本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。
本发明所述的易氢解金属组分，指的是在一定高的温度和氢气存在条件下能够快速发生氢解反应的金属化合物，通常指的是油溶性金属化合物如环烷酸铁、环烷酸钙等，这些组分在硫化氢存在条件下会快速转化为硫化物如硫化铁、硫化钙，并能够形成颗粒状沉淀物或共沉淀物，在一定条件下，颗粒物粒径会长大。
本发明所述煤焦油，指的是来自煤热解或煤干馏或煤造气过程的热解步骤等过程的煤焦油或其馏分，可以是煤造气的副产物低温煤焦油或其馏分，也可以是煤炼焦煤热解过程(包括低温炼焦、中温炼焦、高温炼焦过程)副产物煤焦油或其馏分，本发明所述煤焦油还可以是上述煤焦油的混合油，本发明所述煤焦油还可以是上述煤焦油经轻质烃溶剂抽提所获得的抽提油比如脱沥青煤焦油或其馏分油。
高温炼焦属于煤高温热解过程，热解过程的最终温度一般大于900℃，通常在1000～1400℃之间。所述高温煤焦油指的是煤高温热解制取焦炭和/或城市煤气过程生产的副产物粗焦油。高温煤焦油在初级蒸馏过程，通常生产以下产品：轻油(拔顶焦油)、酚油、萘油、轻质洗油、重质洗油、轻质蒽油、重质蒽油、沥青等产品，酚油可进一步分离为粗酚和脱酚油，萘油可进一步分离为粗萘和脱萘油。本发明所述高温煤焦油轻馏分指的是：蒽油、沈油、萘油、脱萘油、酚油、脱酚油、轻油及其混合油。
由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。煤焦油初级蒸馏过程的工艺条件和产品要求也在一定范围内变化，故煤焦油轻馏分的性质也在一定范围内变化。煤焦油轻馏分的性质，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般 为60～500℃通常为120～460℃，通常金属含量为5～80PPm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～9.0％，通常水含量为0.2～5.0％，残炭含量通常为0.5～13％。
通常煤焦油轻馏分的烯烃含量高、酚含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分，因此，本发明所述的煤焦油轻馏分的预加氢过程，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合。
煤焦油重馏分特别是煤沥青馏分，其金属含量高、胶质含量高、沥青质含量高，因此，本发明所述的煤焦油重馏分的预加氢过程，通常使用加氢保护剂、加氢脱金属剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合
由于金属的绝大部分集中在常规沸点高于350℃特别是高于450℃的馏分中，因此本发明主要分析煤焦油重馏分的预加氢过程。
实验研究和工业装置运转均表明，中低温煤焦油的预加氢反应过程R1，原料不同组分反应温度按照由低到高分为以下步骤大体是符合实际的：
易氢解金属热分解＜高活性稠环芳烃热缩合和加氢饱和＜低级硫化合物加氢脱硫、有机金属络合物催化氢解、低级有机酚催化脱氧、多环芳烃脱残炭
上述温度范围通常为170～350℃、一般为210～330℃，很明显，这是一个宽范围的反应温度区间，宜控制为不同温度段的第一、第二、第三步骤按照由低到高分阶段进行，利于降低金属硫化物生成速度、降低热缩合物生成速度、防止形成叠加峰值，实现易氢解金属沉积物在催化剂床层的纵深分布，提高沉积反应的可控性。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明一种不同馏分高芳烃的联合加氢方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在氢气和预加氢精制催化剂R1C存在条件下，高芳烃重馏分HS进行包含加氢脱金属反应的预加氢精制反应R1R得到预加氢精制反应流出物R1P；基于预加氢精制反应流出物R1P的包含至少一部分预加氢精制生成油的物流R1PS进入中间加氢精制反应过程RM；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在氢气和中间加氢精制催化剂RMC存在条件下，高芳烃轻馏分LS和物流R1PS进行中间加氢精制反应RMR得到中间加氢精制反应流出物RMP；中间加氢精制反应流出物RMP的操作温度高于预加氢精制反应流出物R1P的操作温度；轻馏分LS的平均常规沸点低于重馏分HS的平均常规沸点；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，在深度加氢精制催化剂R2C存在条件下，所述中间加氢精制反应流出物RMP进行深度加氢精制反应，生成一个由氢气、杂质组份、常规气体烃、常规液体烃组成的深度加氢精制反应流出物R2P；
(4)在分离部分HPS，分离深度加氢精制反应流出物R2P得到主要由氢气组成的富氢气气体HPV和深度加氢精制生成油R2P0，至少一部分富氢气气体HPV返回加氢反应过程循环使用。
通常，本发明预加氢精制反应过程R1还包括胶状沥青状组分加氢解聚反应，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在氢气和预加氢精制催化剂R1C存在条件下，重馏分HS进行包含加氢脱金属反应和胶状沥青状组分加氢解聚反应的预加氢精制反应R1R得到预加氢精制反应流出物R1P；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在氢气和中间加氢精制催化剂RMC存在条件下，轻馏分LS和和物流R1PS进行中间加氢精制反应RMR得到中间加氢精制反应流出物RMP；利用轻馏分LS的反应热逐步加热R1P形成总体上升的反应温度曲线，包含稠环芳烃的R1PS进行中间加氢精制反应RMHSR；中间加氢精制反应流出物RMP的操作温度高于预加氢精制反应流出物R1P的操作温度；轻馏分LS的平均常规沸点低于重馏分HS的平均常规沸点至少50℃。
通常，本发明的较佳的反应温度分布为：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，中间加氢精制反应过程RM的起点温度低于预加氢精制反应过程R1的终点温度，中间加氢精制反应过程RM的终点温度高于深度加氢精制反应过程R2的起点温度；轻馏分LS的平均常规沸点低于重馏分HS的平均常规沸点至少100℃。
本发明，在预加氢精制反应过程R1可以设置热高压分离步骤1THPS，其特征在于：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在热高压分离步骤1THPS，预加氢精制反应流出物R1P分离为热高分气气体1THPV和热高分油1THPL；至少一部分热高分气1THPV进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；热高分油1THPL脱除固体颗粒后得到脱固体烃油1THPL-L，至少一部分脱固体烃油1THPL-L进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触。
本发明，在中间加氢精制反应过程RM可以设置热高压分离步骤MTHPS，其特征在于：
(2)在中间加氢精制反应过程RM，在热高压分离步骤MTHPS，中间加氢精制反应流出物RMP分离为热高分气气体MTHPV和热高分油MTHPL；至少一部分热高分气MTHPV进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；热高分油MTHPL脱除固体颗粒后得到脱固体烃油MTHPL-L，至少一部分脱固体烃油MTHPL-L进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触。
本发明，在预加氢精制反应过程R1的浅度预加氢精制反应过程R11，进行易氢解金属的加氢脱金属反应即浅度预加氢精制反应R11R，可以使用无加氢活性的床层填料R11C；填料R11C床层R11CB的工作方式，可以选自下列型式中的一种或几种：
①上流式悬浮床；
②上流式沸腾床；
③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式鼓泡床；
⑤上流式移动床；
⑥上流式固定床；
⑦下流式固定床；
⑧下流式移动床；
⑨水平式床层；
⑩倾斜式床层。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，在浅度预加氢精制反应过程R11之前，可以串联使用下列型式床层中的一种或几种的前置预加氢催化剂床层，主要用于进行烯烃加氢饱和反应等，前置预加氢催化剂颗粒不进入浅度预加氢精制反应过程R11：
①上流式沸腾床；
②上流式鼓泡床；
③上流式为膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式固定床；
⑤上流式移动床；
⑥下流式固定床；
⑦下流式移动床；
⑧水平式床层；
⑨倾斜式床层。
本发明，在预加氢精制反应过程R1的深度预加氢精制反应过程R12，使用有加氢活性的床层填料R12C，进行催化加氢脱金属反应和或加氢脱残炭反应即深度预加氢精制反应R12R；填料R12C床层R12CB的工作方式，可以选自下列型式中的一种或几种：
①上流式悬浮床；
②上流式沸腾床；
③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的 工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式鼓泡床；
⑤上流式移动床；
⑥上流式固定床；
⑦下流式固定床；
⑧下流式移动床；
⑨水平式床层；
⑩倾斜式床层。
本发明，在中间加氢精制反应过程RM，使用的中间加氢精制催化剂RMC的床层RMCB的工作方式，可以选自下列型式中的一种或几种：
①上流式悬浮床；
②上流式沸腾床；
③上流式微膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式鼓泡床；
⑤上流式移动床；
⑥上流式固定床；
⑦下流式固定床；
⑧下流式移动床；
⑨水平式床层；
⑩倾斜式床层。
本发明，深度加氢精制反应过程R2的催化剂床层工作方式，可以选自下列型式中的一种或几种：
①上流式沸腾床；
②上流式鼓泡床；
③上流式为膨胀床，所述上流式微膨胀床，其反应器的催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度CWH与反应器的催化剂床层的空床静置状态的高度CUH之比值KBED定义为床层膨胀比，KBED低于1.10；
④上流式固定床；
⑤上流式移动床；
⑥下流式固定床；
⑦下流式移动床；
⑧水平式床层；
⑨倾斜式床层。
本发明，重馏分HS、轻馏分LS选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油；
⑤页岩油或其馏分油；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基蜡油热裂化焦油；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑩其它芳烃重量含量高于50％的胶状沥青状组分重量含量高于15％的烃油。
本发明的重馏分HS，以其所含易氢解金属化合物为基准计算的易氢解金属浓度，可以低于50PPm或高于100PPm或高于200PPm。
本发明，可以将供氢烃物流引入预加氢精制反应过程R1，与烃原料HMS接触并联合加工。
重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的操作目标通常为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于5；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26。
重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的操作目标一般为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于10；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35。
重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的操作目标通常为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏组成分；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于5；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26。
重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的操作目标一般为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP的全馏分柴油的十六烷值高于10；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35。
本发明，可以设置加氢裂化反应过程R3，以分离深度加氢精制反应流出物R2P的加氢生成油R2P0所得主要由常规沸点高于350℃烃组成的加氢改质重油R2P0-D0为原料，在加氢裂化反应过程R3转化为加氢裂化反应流出物R3P；加氢裂化反应流出物R3P可以与加氢反应流出物R2P混合后分离。
本发明，分离部分HPS通常包含冷高压分离部分LHPS，在冷高压分离部分LHPS，分离深度加氢精制反应流出物R2P得到主要由氢气组成的冷高分气气体HPV和冷高分油LHPL，冷高分油LHPL作为深度加氢精制生成油R2P0。
本发明，分离部分HPS包含热高压分离部分THPS和冷高压分离部分LHPS时，在热高压分离部分THPS，分离深度加氢精制反应流出物R2P得到热高分气气体THPV和热高分油THPL； 在冷高压分离部分LHPS，分离热高分气气体THPV得到主要由氢气组成的冷高分气气体HPV和冷高分油LHPL，深度加氢精制生成油R2P0包括热高分油THPL和冷高分油LHPL。
重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的详细操条件通常为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为170～3500℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.15～2.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于5；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为260～380℃、压力为4.0～30.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为300～450℃、压力为4.0～30.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的详细操条件一般为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于450℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为210～330℃、压力为、预加氢催化剂R1C体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为200∶1～2000∶1，化学纯氢耗量为0.35～1.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于450℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于10；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为280～350℃、12.0～18.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为330～420℃、压力为12.0～18.0MPa、 精制催化剂R21C体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1。
重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的详细操条件通常为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于10PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于1.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为170～350℃、压力为4.0～30.0MPa、预加氢催化剂R1C体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～4000∶1，化学纯氢耗量为0.15～2.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于5；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为260～380℃、压力为4.0～30.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.05～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于26；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为300～450℃、压力为4.0～30.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～4.0hr-1、氢气/原料油体积比为500∶1～4000∶1。
重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成时，本发明的详细操条件一般为：
(1)在预加氢精制反应过程R1，重馏分HS主要由常规沸点高于350℃的中低温煤焦油馏分组成；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的金属含量低于5PPm；预加氢精制反应流出物R1P中的常规液体烃的残炭含量低于0.5％；
预加氢精制反应过程R1的操作条件为：温度为210～330℃、压力为、预加氢催化剂R1C体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为200∶1～2000∶1，化学纯氢耗量为0.35～1.5％(对重馏分HS的重量)；
(2)轻馏分LS主要由常规沸点低于350℃的中低温煤焦油馏分组成；中间加氢精制反应流出物RMP中的全馏分柴油的十六烷值高于10；
中间加氢精制反应过程RM的操作条件为：温度为280～350℃、12.0～18.0MPa、中间加氢精制催化剂RMC体积空速为0.2～5.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1；
(3)深度加氢精制反应流出物R2P中的全馏分柴油的十六烷值高于35；
深度加氢精制反应过程R2的操作条件为：温度为330～420℃、压力为12.0～18.0MPa、精制催化剂R21C体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为800∶1～3000∶1。
本发明，预加氢精制反应过程R1的热高压分离步骤1THPS的热高分油1THPL，通常主要由常规沸点高于330℃的烃组成、一般主要由常规沸点高于380℃的烃组成。
本发明，在热高压分离步骤1THPS，可以设置热高分油1THPL的气提步骤：
(1)在预加氢精制反应过程R1，在热高压分离步骤1THPS，预加氢精制反应流出物R1P分离为热高分气气体1THPV和热高分油1THPL；至少一部分热高分气1THPV进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；热高分油1THPL与富氢气气提气VH1接触后分离为脱轻组分热高分油1THPLV-L和气提脱出气1THPLV-V；至少一部分气提脱出气1THPLV-V进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触；脱轻组分热高分油1THPLV-L脱除固体颗粒后得到脱固体烃油1THPLV-L，至少一部分脱固体烃油1THPLV-L进入中间加氢精制反应过程RM与中间加氢精制催化剂RMC接触。
本发明，中间加氢精制反应过程RM的热高压分离步骤MTHPS的热高分油MTHPL，通常主要由常规沸点高于330℃的烃组成、一般主要由常规沸点高于380℃的烃组成。
本发明，在热高压分离步骤MTHPS，可以设置热高分油MTHPL的气提步骤：
(1)在中间加氢精制反应过程RM，在热高压分离步骤MTHPS，中间加氢精制反应流出物RMP分离为热高分气气体MTHPV和热高分油MTHPL；至少一部分热高分气MTHPV进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；热高分油MTHPL与富氢气气提气VH2接触后分离为脱轻组分热高分油MTHPLV-L和气提脱出气MTHPLV-V；至少一部分气提脱出气MTHPLV-V进入深度加氢精制反应过程R2与深度加氢精制催化剂R2C接触；脱轻组分热高分油MTHPLV-L脱除固体颗粒后得到脱固体烃油MTHPLV-L，至少一部分脱固体烃油MTHPLV-L进入深度加氢精制催化剂R2C接触。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，注入预加氢精制反应器的富氢气物流优先使用新氢。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，注入床层填料R11C的富氢气物流优先使用新氢。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，预加氢精制反应器内气相中硫化氢体积浓度，通常为0.1～5％、一般为0.3～1.0％。
本发明，在预加氢精制反应过程R1，可将填料R11C床层和填料R12C床层组合形成一体化反应器；一体化上流式反应器含有1个或2个或多个填料R11C床层，一体化反应器含有1个或2个或多个填料R12C床层。
本发明，在预加氢精制反应过程R1的浅度预加氢精制反应过程R11，可以使用无加氢活性的床层填料R11C，填料R11C可以分为2层或3层串联装填的填料床层。
本发明，各反应过程填料床层型式的第一种组合方案为：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒； 管式反应器的管内介质流速，通常大于0.3米/秒、一般大于0.8米/秒、特别地大于1.5米/秒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式微膨胀床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式微膨胀床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。
本发明，各反应过程填料床层型式的第二种组合方案为：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式沸腾床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式沸腾床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。
本发明，各反应过程填料床层型式的第三种组合方案为：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式悬浮床；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式悬浮床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。
本发明，各反应过程填料床层型式的第四种组合方案为：
(1)浅度预加氢精制反应过程R11，使用管式反应器，以易氢解金属转化物为悬浮颗粒；
深度预加氢精制反应过程R12，加氢催化剂床层工作方式为上流式固定床，使用大孔隙率床层填料，可以选自下列型式中的一种或几种：
①多孔球；
②拉西环；
③四叶轮；
④四叶草；
⑤其它大孔隙率床层填料；
(2)在中间加氢精制反应过程RM，加氢催化剂床层工作方式为上流式固定床；
(3)在深度加氢精制反应过程R2，加氢催化剂床层工作方式为下流式固定床。
本发明，在预加氢精制反应过程R1的浅度预加氢精制反应过程R11，可以使用1种或2种或多种无加氢活性的床层填料R11C，也可以使用有加氢活性的床层填料R11CH。
本发明，在中间加氢精制反应过程RM，可以设置轻馏分预加氢精制反应过程LSR1，在氢气和轻馏分预加氢精制催化剂LSRMC存在条件下，轻馏分LS进行轻馏分预加氢精制反应LSR1R得到轻馏分预加氢精制反应流出物LSR1P；基于轻馏分预加氢精制反应流出物LSR1P的包含 至少一部分轻馏分预加氢精制生成油的物流LSR1PS进入中间加氢精制反应过程RM。
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。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。当预加氢反应过程R1的稀释烃以含硫化氢的加氢反应流出物形式提供时，如果其中的硫化氢数量满足预加氢反应过程R1的需要，可以不再使用补硫剂。
以下详细描述本发明的加氢反应流出物的高压分离过程的一般原则。
加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离时，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，或对该循环油进行循环加氢。
加氢反应流出物或热高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。所述 的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2MPa、通常为0.5～1.5MPa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入预加氢反应过程R1。
本发明，对于金属、烯烃、酚、胶质、沥青质等预加氢易反应组分含量高的中低温煤焦油的深度加氢改质过程，设置中间加氢精制反应过程RM，对预加氢精制反应过程R1与深度加氢精制反应过程R2，利于实现反应温度的“连续过渡和衔接”，其优点在于：可以降低劣质烃原料预热温度、利于实现原料油中金属化合物和胶状沥青状组分的分步反应，利于使金属沉积、热缩合物沉积在催化剂床层形成纵深分布、利于提高反应热回收率、利于降低催化剂平均反应温度、利于优化催化剂功能、利于延长催化剂寿命、利于减少燃料消耗、利于降低工程投资。
本发明，可以应用于任何合适的不同馏分高芳烃的联合加氢过程。