碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法与流程

本发明涉及碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，适用于使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程的前反应段rua的反应产物rua-p的气相rua-hs-v中的中质烃的加氢稳定转化物循环至rua回用，形成了两段式工艺即“催化反应中间气相产物的加氢稳定产物所得供氢烃循环使用和或配输目标碳氢原料循环使用”，可设置rua的含液相产物的气提步骤增加半程供氢溶剂循环量，可充分发挥气相rua-hs-v中半程供氢溶剂的供氢能力或降低二次热裂化反应时间或降低长循环回路供氢溶剂用量或降低重质供氢溶剂反应时间，大幅度降低供氢溶剂循环成本、提高工艺经济性。
背景技术：
：首先描述本发明的应用对象。本文所述供氢烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：本发明所述碳氢料，指的是含碳、氢元素的液体和或固体，如油和或煤。本发明所述碳氢料加氢反应过程ru，指的是以碳氢料为原料的加氢反应过程，包括碳氢料的加氢精制反应和或催化加氢裂化反应和或加氢热裂化反应和或热裂化自由基碎片的加氢稳定反应等反应过程。本发明所述碳氢粉料加氢直接液化过程，主要指的是煤加氢直接液化过程，但是可以包括与煤粉联合液化的主要由碳元素、氢元素组成的其它碳氢粉料，比如废塑料、废橡胶等固体制成的可用于液化的粉料。通常，为了加快供氢速度、抑制热缩合反应、降低反应热量、改善反应可操作性，高效的碳氢粉料加氢直接液化过程使用供氢溶剂油。本发明所述重油，指的是主要由常规沸点高于350℃的烃类，较佳者主要是由常规沸点高于450℃的烃类组成的重质烃油，最好主要是由常规沸点高于530℃的烃类组成的重质烃油，特别地宜为主要是由常规沸点高于530℃的氢含量低的富含芳香结构单元的重质烃类组成的劣质重油；对于劣质重油的加氢反应过程特别是加氢热裂化反应过程，为了加快供氢速度、抑制热缩合反应、降低反应热量、改善反应可操作性，高效的劣质重油加氢反应过程需要使用供氢溶剂油。所述碳氢料的加氢精制反应，可以是加氢脱杂质反应如加氢脱金属反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机硫反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机氯反应、加氢脱有机氟反应，可以是不饱和碳碳键的加氢饱和反应如烯烃加氢饱和反应、炔烃加氢饱和反应、芳烃加氢饱和反应，可以是上述反应中的一种或几种。所述碳氢料的加氢热裂化反应和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，通常总是相伴出现的，它普遍地存在于煤和或重油的高温加氢热裂化反应过程中，如煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼的加氢反应过程、重油加氢热裂化反应过程、重油加氢化反应过程中。因此，本发明所述的碳氢料加氢反应过程，可以是煤和或劣质重油的高温加氢反应过程，甚至于，可以是超重油加氢脱金属反应过程、加氢脱硫反应过程、加氢脱氮反应过程，可以是超重油加氢裂化反应过程的前部加氢精制反应段如加氢脱金属反应段、加氢脱硫反应段和或加氢脱氮反应段。以下描述液料(包括浆液)串联操作的2个或多个反应段组成的碳氢料加氢反应系统。本发明所述一个反应段，指的是包含碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程。以煤加氢直接液化反应过程为例，它属于氢气耗量高的碳氢料深度加氢反应过程，由于易反应组分总是在前部反应区快速完成主体反应，也因常规工艺中前部反应区总是氢气纯度高、有害杂质气体浓度最低、易反应物浓度最高的反应区，因此，从加氢反应速度、反应耗氢量上讲，等液相反应体积的反应空间，前部反应区消耗的氢气量远大于后部反应区消耗的氢气量，并通常释放大量反应热；同时杂质元素与碳元素之间的键强度较低的化学键易于发生断裂反应，因此，前部反应区产生的杂质气体量，通常也远大于后部反应区产生的杂质气体量，是杂质气体的主生成区；随着反应历程的延伸，固体和或高沸点烃组分逐步转化为低沸点、中沸点的烃类，这样液体(包括浆液)的平均分子量越来越小、平均沸点越来越低。基于上述分析，通常可以将所述整体加氢反应过程宏观地分为：第一加氢反应过程即氢气耗量高、杂质气体产量高、液料高沸点组分多的前部反应过程，第二加氢反应过程即氢气耗量低、杂质气体产量低、液料高沸点组分少的后部反应过程。本文所述中质烃，指的是常规沸程为230～400℃的烃类，该沸程范围的供氢烃通常是理想的供氢溶剂组分。无论是煤加氢直接液化反应过程、还是大分子的劣质重油的加氢热裂化反应过程，其中的大分子断裂转化为合适分子量的中质烃的过程，是一个多步骤的串联反应过程，因此，在尚未形成大量常规沸点低于400℃烃产物、但是已经使重质目标原料的初期轻质化任务基本完成的反应进程位置(这个转变点一定存在)，可以将整体反应过程分割为前部反应区、后部反应区，此时前部反应区产物中的中质烃，将主要地由供氢溶剂或供氢溶剂转化物组成。这样，从蒸发或气提汽化的角度讲，供氢溶剂与固体颗粒、高沸点的沥青质和重油、常规沸点高于400℃特别是高于530℃的烃类，就存在着明显或巨大的沸点差。由于强放热的加氢反应过程通常使用大量的氢气，因此，在氢气和其它气体组分的气提作用下，所述供氢溶剂油的中质烃，将在反应物料的气相和液相之间进行平衡分配，在操作压力、操作温度、物料组成、反应深度一定的条件下，将形成一定分配比，这是煤和或重油的加氢轻质化反应过程存在的一种特定的气液平衡性质。而对于主要是由常规沸点高于530℃的烃类组成的重油的加氢精制过程，这种特性表现的更为明显：供氢溶剂与重烃原料、重烃产物之间，最少存在100～150℃的沸点差。无论是中低温煤焦油的常规沸点高于350℃或高于450℃或高于530℃的重馏分组成的原料烃ru-f1的加氢热裂化过程，还是煤加氢直接液化反应过程，优化的操作方案通常使用至少2台上流式膨胀床反应器，此时大体前部加氢反应器进行浅度加氢过程rua、后部加氢反应器进行深度加氢过程rub；由于易反应组分已经在前部反应区完成大部分反应，因此，后部反应过程通常进行化学键键强度更高的碳碳键的断裂反应，这样后部反应过程的操作温度通常更高一些；浅度加氢过程rua，操作温度通常相对较低，通常为350～470℃、一般为380～460℃，但是该反应温度值一般较深度加氢过程rub的反应温度值低一些，比如通常低出5～50℃；深度加氢过程rub，操作温度通常更高，通常高达410～480℃、一般高达425～475℃，该反应温度一般较浅度加氢过程rua的反应温度高一些比如通常高出5～50℃或更高。这样，供氢溶剂油进入后部反应区后，如果不能与夺氢剂配对反应，那么它将发生以热裂化反应为主导的加氢热裂化反应；由于后部反应区的夺氢剂数量远少于前部反应区，且部分反应产物已经转化为中质烃或供氢剂，因此，通常后部反应区的进料中，不需要前部反应区等量多的供氢剂，也就是说需要将过量的供氢剂或供氢剂转化物，排出反应系统。无论是煤加氢直接液化悬浮床反应过程、还是大分子的劣质重油的加氢热裂化悬浮床反应过程，供氢溶剂油在前部反应区的主导反应是供氢的芳构化反应，因此，其分子量和平均沸点变化很小，考虑到碳氢料加氢反应过程的前部反应区，通常本质上是一个发生大量脱杂质反应和芳烃饱和反应的反应区，因此，前部反应区的气相产物中的烃类，通常一定是主要由供氢溶剂或供氢溶剂转化物组成的，也就是说，存在一种供氢溶剂与重质原料、重质产物的相对分离效果，通常20～50％的供氢溶剂或供氢溶剂转化物存在于反应介质的气相中，如此巨大的分配比形成了惊人的分离效果，而本发明的任务是，充分利用这种相对分离效果，提出改良工艺。与常规的反应介质液相中的供氢溶剂属于“液相反应的高效供氢溶剂”一词相对应，本发明将常规的反应介质气相中的供氢溶剂称为“半程供氢溶剂或高效守氢溶剂”。以下详细描述碳氢料加氢反应过程的不同进程中，反应产物的组成。本发明所述碳氢料加氢反应，指的是在氢气存在和加压条件下，含碳、氢元素的液体和或固体如油和或煤发生的加氢反应，对于烃油加氢过程其原料油发生加氢精制和或加氢热裂化反应生成至少一部分更低分子量或常规沸点低于450℃的烃产物，对于煤加氢直接液化反应过程其原料煤发生热溶胀、一次热解、中间产物二次热裂化、自由基加氢稳定、热缩合等反应生成至少一部分常规沸点低于450℃的烃产物。本发明所述碳氢料加氢反应过程，典型例子是高温煤焦油悬浮床加氢深度精制反应过程、中低温煤焦油悬浮床加氢热裂化反应过程、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程、石油基重油悬浮床或沸腾床加氢裂化反应过程，通常使用供氢溶剂油或稀释油。本发明所述碳氢料加氢反应，其反应产物base-ru-p，至少为气液两相物流，多数情况属于气、液、固三相物流。本发明所述加氢反应流出物ru-p-x用于排出加氢反应产物base-ru-p，以1路或2路或多路物料的形式出现，为气相或液相或气液混相或气液固三相物流。本发明所述碳氢料加氢热裂化反应过程，包括碳氢料热裂化反应和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，存在于煤加氢直接液化反应过程、重油加氢热裂化反应过程、煤油共加工加氢热裂化反应过程等反应过程中。本发明所述碳氢料加氢热裂化反应过程，通常使用上流式膨胀床加氢反应器本发明所述膨胀床反应器，为立式上流式反应器，使用催化剂时属于膨胀床反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度cwh与该催化剂床层的空床静置状态的高度cuh之比值kbed，通常，kbed低于1.10时称为微膨胀床，kbed介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。本发明所述返混流膨胀床反应区，指的是使用膨胀床反应器的反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点k处的中间产物xk或最终产物xk中的至少一部分液相xk-l作为循环液流xk-lr返回物流xk上游反应区，循环液流xk-lr的反应产物流过k点并存在于xk之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如反应器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。在上述工况条件下，由于液相产物或中间液相产物的多次循环操作，使得气相产物中的供氢溶剂油相对液相中的供氢溶剂油而言经历了更少的热反应，因此剩余较多的供氢能力，更适合使用本发明。本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于输送或排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到含有少量气泡的液体和气液混相物流或得到液体和气体。典型的例子是h-oil工艺使用的重油沸腾床加氢反应器。本发明所述热高分器，指的是用于分离高温气液物料的气液分离设备。本发明所述二段或多段加氢方法，指的是包含二个反应段或多个反应段的加氢方法。本发明所述一个加氢反应段，指的是自碳氢原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应段的加氢反应过程和该段的加氢反应产物的气液分离过程。因此，一段加氢方法，通常指的是初始烃原料的加工过程只包含一个加氢反应段和一个加氢产物气液分离过程的流程方式，所述的一个加氢反应段，根据需要可以使用1台或2台或多台串联操作的加氢反应器，因此反应器个数和形式不是决定反应段的依据，一个或一些串联反应器组成的反应步骤与其产物分离器共同组合才能组成一个完整意义上的加氢反应段。本发明所述二段加氢方法，指的是初始碳氢原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由二个不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一段加氢生成油组成的物流进入二段加氢反应过程。本发明所述三段加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一段加氢生成油组成的物流进入二段加氢反应过程，至少一部分二段加氢生成油组成的物流进入三段加氢反应过程。更多段数的加氢方法的流程结构，照上述原则类推。多段加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个或更多不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式。三段加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式，根据该定义，很明显，所述不同段加氢产物的气液分离过程，可以独立进行，也可以部分或全部联合进行。以下结合煤加氢直接液化反应过程、中低温煤焦油重油ru-f1的加氢反应过程进行描述。为了分析问题，本发明将排出煤加氢直接液化反应过程的不能液化的煤组分(包括灰分、惰质组分)，视为不可液化煤组分。对于煤加氢直接液化反应过程，本发明将可液化煤组分和煤加氢直接液化产物沥青质视为供氢溶剂的主要供氢对象或者夺氢剂，将具体反应过程点反应介质中的供氢溶剂/(可液化煤组分+沥青质)的比值视为煤加氢直接液化反应过程的过程点的可操作性特征值k300，它是反应过程点的供氢烃与夺氢物的数量比。对于煤加氢直接液化反应过程，本发明将具体反应过程点反应介质中的煤粉和煤加氢直接液化产物沥青质视为液相分散介质，将(供氢溶剂+煤加氢直接液化产物可蒸馏油)视为潜在的溶剂相，将(供氢溶剂+煤加氢直接液化产物可蒸馏油)/(可液化煤组分+沥青质)的比值视为煤加氢直接液化反应过程点的潜在溶液稀释度特征值k700，它是热缩合潜在物的稀释度。对于使用供氢溶剂的重油加氢反应过程，本发明将排出反应过程的不能降低沸点的油组分(包括残炭、沥青质、金属、固体)，视为不可轻质化组分。对于使用供氢溶剂的重油加氢反应过程，本发明将可轻质化烃组分(原始可轻质化油及其发生二次轻质化反应的中间产物)视为供氢溶剂的主要供氢对象，将供氢溶剂/(可轻质化烃组分)的比值视为重油加氢反应过程的可操作性特征值k300，主要用于存在大量夺氢剂的反应阶段分析问题。对于使用供氢溶剂的重油加氢反应过程，本发明将未轻质化重油组分和热缩合产物视为液相分散介质，将(供氢溶剂+重油轻质化产物可蒸馏油)视为潜在的溶剂相，将(供氢溶剂+重油轻质化产物可蒸馏油)/(未轻质化重油组分和热缩合产物)的比值视为重油加氢反应过程的潜在溶液稀释度特征值k700，主要用于存在大量夺氢剂的反应阶段分析问题。本发明所述碳氢料加氢反应过程ru，包含浅度加氢反应过程或前部反应过程或前部反应段rua、深度加氢反应过程或后部反应过程或后部反应段rub，本发明所述的二段加氢方法，利用中质烃在前部反应段rua的总体反应物料的气相与液相中的分配比相对接近1(通常为0.5～2.0)的特征，通过前部反应段rua的气相产物中的中质溶剂烃的循环利用途径，提高前部反应段rua的可操作性特征值k300或提高潜在溶液稀释度特征值k700或降低外供长循环供氢溶剂油的比例；同时，调节或降低后部反应段rub进料的中质烃的数量以降低其相对过剩的k300或k700，提高液相中高沸点烃浓度即提高加氢反应选择性、提高液相中催化剂浓度、提高活性氢供应速度、提高目标反应速度即缩短热反应时间等；即通过调节中质烃在前部反应段rua、后部反应段rub的反应物料中的分布，实现前部反应段rua和后部反应段rub的k300或k700的相对均衡，提高总体反应过程溶剂油的反应选择性(减少负反应)和供氢效率，优化整体反应过程，使加氢热裂化反应速度、供氢速度(供氢剂供氢反应、夺氢剂夺氢反应)相对均衡，抑制热缩合反应、减少过度热裂化反应、使中沸点供氢剂与高沸点供氢剂的供氢深度相对均衡，进而实现整体加氢反应过程操作条件的优化。中低温煤焦油的常规沸点高于350℃或高于450℃或高于530℃的重馏分组成的原料烃ru-f1，因包含煤沥青和一定的固体，其适宜的加氢方法是使用上流式膨胀床的加氢反应过程ru；加氢反应过程ru可以是以加氢精制反应为主的过程即发生大量的加氢精制反应和相对少量的加氢裂化反应；加氢反应过程ru也可以是加氢热裂化过程即发生大量的热裂化反应和大量的加氢稳定反应。煤加氢直接液化反应过程，因包含煤粉和可能的循环油渣，其适宜的加氢方法是使用上流式膨胀床的加氢反应过程ru；加氢反应过程ru通常是以溶胀反应、热解反应、加氢热裂化反应、自由基加氢稳定反应为主的反应过程，但是也发生热解中间产物重烃的热缩合反应生成沥青烯、前沥青烯甚至焦炭，发生热解中间烃产物的二次热裂解反应即生成小分子烃和气体。所述浅度加氢过程rua，指的是其液相产物还需要深度加氢转化，而不能理解为该步骤的氢耗量低；同理，深度加氢过程rub，指的是其液相原料发生了进一步的加氢转化，而不能理解为该步骤的氢耗量高。由于易反应组分多数在前部反应段集中进行加氢反应，多数情况下，如果按照反应停留时间平均划分前部反应段rua和后部反应段，浅度加氢过程即前部反应过程rua的单位原料氢耗量通常远大于后部反应过程rub的单位原料氢耗量。使用常规沸点为230～400℃供氢溶剂油的重油的加氢热裂化反应过程，其前部反应段需要供氢溶剂油以液相供氢方式供氢以加快活性氢的供应速度、降低液相粘度、降低液膜表面张力、降低反应热、增加热载体数量即降低反应温升；但是，当大分子的初期热裂化反应已经发生相当程度，比如重油的轻质化率达到50～65％时，其轻质烃产物已经能够对剩余的未轻质化的重油提供数量充分的溶剂油时，这样后部反应段rub中的溶剂油会出现大量过剩，需要设法将其分离出反应系统，因为这些过量的溶剂油会发生大量的热裂化负反应，其结果是降低液体收率、增加反应空间、稀释目标原料浓度等负作用，并增加投资和能耗。中低温煤焦油的常规沸点高于350℃或高于450℃或高于530℃的重馏分原料烃ru-f1，其中的中间产物的低沸点烃馏分即常规沸点低于330℃的烃组分与高沸点烃馏即常规沸点高于330℃的烃组分相比，通常杂质元素含量较低、残碳含量较低，在使用上流式膨胀床如悬浮床的加氢精制反应过程中，低沸点烃馏分与高沸点的烃馏分相比，通常其中的杂质元素更容易加氢氢解脱出、其中的胶质更容易加氢脱残碳，因此随着加氢程度加深，低沸点烃馏分的加氢脱杂质、加氢脱残碳任务首先完成，但是此时高沸点烃馏分的加氢脱杂质、加氢脱残碳任务尚未完成，如果继续联合深度加氢，势必造成低沸点馏分的过度加氢、过度热裂化，而高沸点的烃馏分的深度加氢过程势必需要更多的后续反应空间，并且低沸点馏分的中间加氢产物作为稀释剂降低高沸点烃馏分的浓度故降低反应速度，且低沸点馏分的中间加氢产物参与催化剂表面的竞争吸附和对活性氢的争夺，此时，为了提高高沸点烃加氢过程的选择性，工艺上希望将低沸点中间产物如常规气态烃、石脑油组分、柴油等烃组分和杂质气体及时排出反应过程，而将高沸点中间产物继续进行深度加氢反应或循环加氢反应；循环加氢，可以利用低沸点原料组分存在条件下总体液相的粘度大幅度降低、高沸点组分的扩散速度加快的优势加速加氢反应，而高沸点烃组分的加氢最终产品的质量可以通过灵活的调整循环比、反应温度等实现控制，换句话说，此时必然存在由重馏分未转化油组成的加氢循环油。这些循环重油返回加氢反应过程的前部反应段进行反应，将消耗相应的供氢溶剂油。中低温煤焦油的常规沸点高于350℃或高于450℃或高于530℃的重馏分组成的原料烃ru-f1，在使用上流式膨胀床如悬浮床的单段单程加氢热裂化反应过程ru中，通常不可能实现100％全转化，因为过高的加氢热裂化单程转化率会导致原料和中间加氢产物中的低沸点烃过度裂化多产气体、高沸点烃过度热缩合多生焦炭，严重恶化产品分布、缩短连续运行周期，换句话说，为了最大限度利用原料油、提高液体收率改善、延长反应过程连续运行周期，通常必然存在重馏分未转化油的深度加氢裂化过程。这些循环重油返回加氢反应过程的前部反应段进行反应，将消耗相应的供氢溶剂油。煤加氢直接液化反应过程中，为了提高煤的液化率即提高液体收率，通常希望煤中活性组分(镜质组、壳质组)近于全部液化、而惰性组分(惰质组)适度液化，但是因为煤中活性组分(镜质组、壳质组)易于液化、而惰性组分(惰质组)难以液化，所以，惰性组分(惰质组)的适度液化的后部反应段，就是活性组分液化产物的二次热解反应段，必然导致原料供氢剂和中间产物烃的过度裂化多产气体、多耗氢气、降低液收，严重恶化产品分布，换句话说，常规气液并流式煤加氢直接液化加氢过程通常必然存在一个中质烃的非理想的深度加氢裂化反应过程。在存在深度加氢裂化反应过程的前提下，深度加氢热裂化反应过程的原料烃组分浓度(中沸点烃、高沸点烃)，直接强烈影响加氢反应选择性、目标物反应时间、催化剂浓度、反应器体积等，进而直接强烈影响中质烃二次热解反应数量，决定着工艺过程的优劣成败。而对于碳氢粉料加氢直接液化过程而言，现有技术还存在着难以实现用供氢溶剂配制输送超高浓度粉料浆技术问题，制约着过程的经济性。本发明所述配输煤浆剂煤比，指的是煤浆进入高压系统的起始位置(通常是煤浆泵排出口位置)时，所具有的剂煤比，是衡量煤浆配制方法的效率高低的指标，通常希望剂煤比合理降低(即煤剂比合理提高)，以降低溶剂油用量。这种溶剂油被称为配浆溶剂油。本发明所述煤加氢直接液化反应剂煤比，指的是进入反应过程参与反应的来自煤浆溶剂油的总体常规液体烃与进入反应过程参与反应的煤粉的重量比值，是衡量煤加氢直接液化工艺的溶剂油效率高低的指标，通常希望反应剂煤比合理降低，以降低反应过程使用的长循环溶剂油用量。这种溶剂油被称为反应溶剂油。本发明所述煤加氢直接液化反应液相剂煤比，指的是进入反应过程参与反应的存在于液相中的来自煤浆溶剂油的总体常规液体烃与进入反应过程参与反应的煤粉的重量比值，是衡量煤加氢直接液化工艺的核心反应即液相加氢反应过程的溶剂油效率高低的指标，通常希望反应剂煤比合理降低，以降低溶剂油用量；反应液相剂煤比，存在下限值，低于该下线值操作，将突变性地导致反应条件恶化，将引发明显的重质烃如沥青烯、前沥青烯的热缩合反应，降低煤加氢直接液化可蒸馏油收率，缩短操作周期。这种溶剂油被称为液相反应溶剂油。在煤加氢直接液化反应过程，由于煤粉几乎全部存在于液相中，而煤浆溶剂油总是会部分地汽化进入气相中，因此，在煤加氢直接液化反应过程，反应液相剂煤比总是低于反应剂煤比；在其它条件不变的条件下，溶剂油中的低沸点烃越多，则反应液相剂煤比、反应剂煤比二者的差额越大，总体供氢溶剂油的循环过程的供氢效率越低，导致溶剂油加氢稳定反应系统的规模越高，增大其投资和能耗。中国神华鄂尔多斯煤制油分公司拥有世界唯一的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置，该煤加氢直接液化项目包含煤加氢直接液化反应过程ru、供氢溶剂油的加氢稳定过程、加氢稳定馏分油的加氢提质过程，记载这类数据的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》；②检索用图书编码：isbn编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。中国神华鄂尔多斯煤制油分公司拥有世界唯一的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置，其煤浆的剂煤重量比约为供氢溶剂∶煤粉＝54.95∶45.05，多年的生产实践表明，在其使用的高效煤加氢直接液化催化剂等操作条件下，该剂煤重量比的油煤浆的煤加氢直接液化反应过程中的供氢溶剂的数量是充分的、过剩的，因为长周期生产停工后发现，反应器内的分配盘、集液杯、器壁上的沉积物不是结焦堆积物而是颗粒沉积物。也就是说，该装置使用的供氢溶剂油的数量较多，而造成供氢溶剂过剩或利用率低下的原因，不是因为煤加氢直接液化反应过程中的本征需求，实际上主要是因为煤浆配输送过程、加热过程的其它限制性要求，导致溶剂油或供氢剂用量过多。现有的煤加氢直接液化工艺，包括气液顺流(并流式)反应式煤加氢直接液化过程和溶剂油加氢稳定过程，其中存在着供氢溶剂油的长循环回路，该回路起始于溶剂油配煤浆、煤浆加压、煤浆升温、全部进入并全程通过煤加氢直接液化反应过程、离开煤加氢直接液化反应过程进入并全程通过煤加氢直接液化产物分离/分馏过程分馏得到溶剂油前身物、溶剂油前身物通过加氢稳定过程完成芳烃的部分加氢饱和反应转化为加氢稳定产物、加氢稳定产物的分馏过程分离出供氢溶剂循环使用；在煤加氢直接液化装置的全过程，包括溶剂油配煤浆、煤浆加压、煤浆升温、全部进入并全程通过煤加氢直接液化反应过程、离开煤加氢直接液化过程进入并全程通过液化产物分离/分馏过程，供氢溶剂油实际上是全程伴随溶剂。现有的气液并流反应式煤加氢直接液化反应过程，从外部向煤加氢直接液化反应器内输入煤粉(或称之为携带煤粉)、从煤加氢直接液化反应器内向外部输送液化产物(携带液化残余固体)、液化产物分馏过程的携带液化残余固体效果上讲，大体而言，使用长循环回路供氢溶剂油，输送煤粉进入高压系统过程使用的配浆溶剂油数量，等同于进入反应过程参与反应的溶剂油数量，等同于液化产物的配浆溶剂油数量，等同于液化产物的分馏过程溶剂油数量，等同于溶剂油加氢稳定过程的溶剂油前身物数量，这样供氢溶剂油实际上是一种全程全量伴随溶剂；这样，煤加氢直接液化过程，成为“全程全量伴随溶剂”概念下的“煤浆加氢直接液化过程、溶剂油前身物分馏过程(煤加氢直接液化生成油分馏过程)和溶剂油循环加氢稳定过程”组合过程，并且溶剂循环量被配浆输煤工艺所限定，换句话说，煤加氢直接液化反应过程这样一个化学过程中需要的反应剂煤比，已经被配浆输煤这样一个物理过程中的配浆剂煤比所制约，这当然是一个包含了部分错误的概念，就最佳反应剂煤比指标而言，配浆剂煤比通常不是其本征需求的最佳值，而事实上，是一个过量值，它的过量部分降低了煤加氢直接液化过程的经济性，并且剂煤比的操作控制灵活性很差(不能合理降低)。现有的煤加氢直接液化工艺即气液顺流反应式煤加氢直接液化工艺，之所以不能大规模商业化推广，一个重要的因素是使用大量的长循环回路供氢溶剂油，增加了工程投资和运行成本，降低了工艺的经济性，具有表现为如下所述无法避免的缺陷：①过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，将发生大量的非目标性热裂化负反应，损失液体烃，降低总体煤加氢直接液化过程的液体烃收率；②由于过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程，为了抑制过度热裂化反应则必然导致煤加氢直接液化转化率降低；为了保证合理高的煤加氢直接液化转化率，必然导致溶剂油过度热裂化，溶剂油反复循环的结果是，系统中存在的循环溶剂油数量不足并且沸点趋于变低，即循环溶剂油存在数量不足、组分变轻的倾向，严重时需要外部供应溶剂油，这种情况已经在工业装置上长期存在；③过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程、煤加氢直接液化生成油分馏过程，或者同时经过进行芳烃部分饱和反应的溶剂油加氢稳定反应过程，大幅度增大了过程规模，大幅度增加系统投资和能耗；④过量的溶剂油伴随煤粉通过煤加氢直接液化反应过程、煤加氢直接液化生成油分馏过程，或者同时经过进行芳烃部分饱和反应的溶剂油加氢稳定反应过程，大幅度增大了化学耗氢量、物理溶解氢气量及氢气提浓过程的排放尾气含氢气数量，大幅度增加氢气成本。大量实验证明，适合于煤加氢直接液化的常规原料煤，以煤加氢直接液化率达到90％为目标，在加氢直接液化反应过程总反应时间的20～40％的初期反应阶段，即完成了煤的大部分热解任务和对应的自由基稳定任务，煤加氢直接液化率通常可以达到50～75％；记载这类数据的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化》，第37页～第38页；②检索用图书编码：isbn编码：978-7-122-02151-9；③编著：吴春来；④出版社：化学工业出版社。大量实验证明，适合于煤加氢直接液化的常规原料煤，以煤加氢直接液化率达到90％为目标，在加氢直接液化反应过程总反应时间的20～40％的初期反应阶段，通常消耗掉总耗氢的40～60％，随着煤加氢直接液化反应过程的时间延伸，可热解的煤的有机质的数量越来越少，因此煤一次热解自由基碎片、沥青类物质的热解自由基碎片的浓度越来越低，煤热解碎片稳定物转化所得稳定分子越来越多，可以充当供氢溶剂的物质越来越多，这样，与煤加氢直接液化反应过程总反应时间的20～40％的初期反应阶段的供氢溶剂数量相比，后期阶段的供氢溶剂数量出现了相对的富余(实际上通常是大量的富余)，为了提高供氢物质的利用率，可以将煤加氢直接液化反应过程ru的固体浓度远低于进料煤浆固体浓度的中间液相产物或最终液相产物，作为上游浆料稀释剂使用，比如以逆流返回方式提供某路进料煤浆在煤加氢直接液化初期反应过程中需要的部分供氢溶剂，也就是说，是一种实现高浓度煤浆即稠煤浆的煤加氢直接液化初期反应过程的经济方法，这样的煤加氢直接液化反应过程的高浓度煤浆的有效进料方法，将具有重大的经济价值。实际上，使用液体产物强循环式反应器，就是一种有效的二次使用溶剂油或供氢溶剂油的方式，它循环的供氢溶剂油主要是难汽化的高沸点烃组分，本文称之为溶剂油短循环回路(更准确的说法是高沸点重质烃短循环回路)，这也是中国神华鄂尔多斯煤制油分公司的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置的运行方式。本发明的目的在于，在现有技术基础上，进一步降低长循环回路的供氢溶剂油数量。以下以中国神华100万吨/年煤加氢直接液化装置煤加氢直接液化反应过程为对象，分析k300、k700在煤加氢直接液化反应历程中的变化趋势。表1是中国神华100万吨/年煤加氢直接液化装置煤加氢直接液化反应过程的物料分类平衡表、k300、k700数值统计表。如果把煤加氢直接液化反应过程分为前反应段和后反应段，并分析供氢溶剂油、可蒸馏油、沥青质、未液化煤固体(包括未液化碳氢组分和灰分)在反应过程中的相对数量的变化趋势，则会发现，后反应段出口k300是前反应段入口k300的6.7倍，后反应段出口k700是前反应段入口k700的9.4倍，因此，随着反应的进程，k300、k700发生了剧烈的变化，其主体趋势是：①与后反应段相比，前反应段形成了“煤粉+沥青质”的浓溶液，其溶剂相是相对缺乏的；②与前反应段相比，后反应段形成了“煤粉+沥青质”稀溶液，其溶剂相是大量过量的。因此，在可行的条件下，设法降低后反应段的k300或k700，将具有如下优势：①减少了过量的溶剂油，可以减少该部分溶剂油的热裂化负反应，减少液体烃损失，相对而言可以提高总体煤加氢直接液化过程的液体烃收率；过量的溶剂油，因为缺乏夺氢剂(受氢体)的夺氢作用，其主导热反应将不再是供活性氢(失去活性氢)的芳构化反应，而是热裂化反应，会大量产生气体，并消耗过量氢气；②由于避免了过量反应溶剂油的使用，在保证合理高的煤加氢直接液化转化率的同时，减少了溶剂油过度热裂化，循环过程的结果是，系统中存在的循环溶剂油数量会变得相对充分甚至过剩，且循环溶剂油的平均沸点会相对趋于变高，即循环溶剂油形成数量充分、沸程相对较高的合理状态，不需要外部供应溶剂油，事实上这种情况已经在工业装置上的低煤转化率工况得到验证(降低反应温度、降低了油品热裂化率)；③由于避免了过量反应溶剂油的使用，可以大幅度降低煤加氢直接液化反应过程、溶剂油加氢稳定反应过程的规模，相应大幅度降低所述系统的能耗；④由于避免了过量反应溶剂油的使用，可以大幅度降低煤氢耗；⑤减少过剩的溶剂油，从而提高了沥青质的浓度、提高了催化剂的浓度，利于提高热裂化反应选择性和反应速度，利于提高操作温度；⑥降低了过剩的溶剂油，从而利于缩小后反应段的反应器体积。表1中国神华100万吨/年煤加氢直接液化装置煤加氢直接液化反应过程的物料分类平衡表、k300、k700数值统计表项目进/maf.wt％入口，对供氢溶剂油出/maf.wt％出口，对溶剂油原料气体0014.200.1420溶剂122.221.000000.0000油(＜220℃)00.000024.090.1971油(＞220℃)00.000028.540.2335溶剂原料00.0000122.221.0000h2o00.000011.670.0955538℃以上馏分00.000014.460.1183h25.370.043900.0000无水无灰基煤95.10.77818.350.0683灰4.90.04014.90.0401催化剂-fe10.008210.0082催化剂-其他0.580.00470.220.0018硫1.140.00930.660.0054dmkds00.000000.0000合计230.321.8845230.321.8845可蒸馏油合计11.4306沥青质00.1183固体0.84040.1238可操作性特征值k3001.2828.45＝1.282×6.7溶液稀释度特征值k7001.28212.09＝1.282×9.4事实上，从夺氢物浓度分析，在煤加氢直接液化反应过程的中期，存在一个“(供氢溶剂+煤加氢直接液化产物可蒸馏油)/(可液化煤组分固相的可接触面积+沥青质的可接触面积)”比值最低(夺氢物最多、分散最广)的反应区间，也就是煤加氢直接液化反应过程的相对供氢能力最小的反应区间，本发明认为，这是煤液加氢直接液化反应过程的瓶颈点。这是因为，在煤加氢直接液化反应过程的中期，大约煤加氢直接液化率为70～80％的反应阶段，部分煤比如20～30％的煤尚未液化即仍为固体，气体收率约10～15％，煤加氢直接液化产物大部分是大分子量的沥青类物质比如收率为40～45％，而可蒸馏液化油收率很低比如仅为20～25％，且常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类收率很低比如通常为煤粉的5～8％；在该中期之前，未液化煤比例较高，但是作为大量分子集合体的煤粉的外表面积(即与供氢溶剂分子的接触面积)远小于煤加氢直接液化产物沥青质的外表面积(即与供氢溶剂分子的接触面积)，因此中期之前的夺氢反应相对较少；在该中期之后，煤加氢直接液化产生沥青质的速度和产物数量，远少于沥青质转化为可蒸馏油的速度和产物数量，在煤加氢直接液化催化剂作用下，更多的可蒸馏油转化为了供氢剂，随着反应深度加深，k700会加速变大，因此中期之后的夺氢反应相对快速减少。在本文中，加入煤加氢直接液化反应过程的新鲜供氢溶剂被称为长循环供氢溶剂或富活性氢溶剂，离开煤加氢直接液化反应过程的沸点最高、停留时间最长的供氢溶剂转化物被称为贫活性氢溶剂。以下分析煤加氢直接液化反应过程中，不同沸程不同相态溶剂油组分的热力学行为，分析其离开煤加氢直接液化反应过程的剩余供氢能力，进而提出半程供氢溶剂概念，通过循环使用半程供氢溶剂，使其在煤加氢直接液化反应过程的充分供氢。现行的煤加氢直接液化反应过程，使用的溶剂油是常规沸程为200～530℃的烃类，其中的主体组分是常规沸程为230～400℃的烃类，可以大体划分为常规沸程为200～230℃的轻质烃类、230～400℃的中质烃类、常规沸程为400～530℃的重质烃类；按照它们在煤加氢直接液化反应过程中的相态变化趋势，分析如下：①常规沸程为400～530℃的重质烃类，通常气液分配比较小比如低于0.1～0.5，是煤加氢直接液化过程的基本液相组分，也是最理想的液相组分；这些组分的大部分，通常自最后一台反应器的出口排出，其液相中的来自供氢溶剂油的烃组分，已经转变为贫活性氢溶剂；②常规沸程为280～400℃的高沸点中质烃类，在初期反应过程会部分汽化，在操作温度高的后期反应过程会大部分汽化，通常气液分配比在1附近比如介于0.5～2.0之间，是煤加氢直接液化过程的重要液相组分，是供氢功能优良的溶剂油；这些组分中，未汽化的高沸点中质烃类在反应器内的停留时间，与常规沸程为400～530℃的重质烃类几乎相同，通常自最后一台反应器的出口排出，其液相中的来自供氢溶剂油的烃组分，已经转变为贫活性氢溶剂；这些组分中，在反应过程中汽化进入气相的高沸点中质烃类，随气相快速通过反应器；其一，其在反应器内的停留时间短于常规沸程为400～530℃的重质烃类的停留时间；其二，由于气相中分子之间的距离远大于液相中分子之间距离，因此，气相中分子发生热运动碰撞的几率远低于液相中分子发生热运动碰撞的几率；其三，气相中存在的其它分子的平均分子量远小于液相中存在的其余分子的平均分子量，碰撞引起化学反应的几率远低于液相中的碰撞引起化学反应的几率；其四，气相中存在的夺氢剂的分子浓度远小于液相中存在的夺氢剂的分子浓度，碰撞夺氢剂引起供氢反应的几率远低于液相中的碰撞引起化学反应的几率；总之，与液相中的高沸点中质烃类相比，气相中的高沸点中质烃类保留其固有属性的能力强得多，因此，通常自最后一台反应器的出口排出的这些已经汽化的高沸点中质烃类，这些来自供氢溶剂油的烃组分，尚未完全已经转变为贫活性氢溶剂，仍然具有一定的剩余供氢能力；③常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类，在煤加氢直接液化过程，在初期反应过程会部分汽化，在操作温度高的后期反应过程会大部分汽化，通常气液分配比在4附近比如介于2～6之间；因此，常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类，是煤粉的配浆输送溶剂组分，但是，它并不全是反应过程液相组分；但是，常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类的供氢溶剂，通常是双环结构的部分饱和的芳烃如四氢萘或四氢萘系物，是载氢量高的被重点使用的理性供氢溶剂组分；基于前述分析，气相中的低沸点中质烃类有保留其固有属性的能力，因此，通常自最后一台反应器的出口排出的这些已经汽化的低沸点中质烃类，这些来自供氢溶剂油的烃组分，尚保留相当程度的剩余供氢能力，本文称之为半程供氢溶剂；特别地，在使用2个或多个反应段的煤加氢直接液化反应过程中，当采用氢气并流或逆流操作方式时，煤加氢直接液化反应过程的第一反应段将直接排出前段气相产物，这种前反应段的气相产物中的低沸点中质烃类(以及更高沸点的烃类)，尚保留相当程度的供氢能力，本文称之为半程供氢溶剂；④常规沸程为200～230℃的轻质烃类，在煤加氢直接液化过程，在初期反应过程会大部分汽化，在操作温度更高的在中期反应过程会几乎全部汽化，通常气液分配比大于6；因此，常规沸程为200～230℃的轻质烃类，是煤粉的配浆输送溶剂组分，但是，它不是反应过程液相组分，因此，不需要它具有良好的供氢能力。从以上分析可以看出，现行的煤加氢直接液化反应过程使用的溶剂油中的低沸点烃比如常规沸程为200～230℃的烃类，不应该通过煤加氢直接液化反应过程，但是需要保留其配输煤粉的功能；对于不通过煤加氢直接液化反应过程的溶剂油组分而言，不需要使用成本高昂的供氢溶剂。现行的煤加氢直接液化反应过程的气相产物中的常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类，它主要由基于供氢溶剂油的转化物组成，这是因为通常的煤加氢直接液化反应过程的供氢溶剂油重量与煤粉重量的比值即剂煤比为1.5～2.0倍，而神华煤加氢直接液化装置的剂煤比为1.22是非常先进的水平，其中230～280℃馏分段比例为20～25％；而煤加氢直接液化反应产物中的可蒸馏油收率为煤粉的50～60％，其中230～280℃馏分段比例为30～35％，这样，煤加氢直接液化反应产物中230～280℃馏分段的收率为煤粉的15～21％；这样，在煤加氢直接液化反应过程的最终总体气相产物中的常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类中，供氢溶剂的转化物也占有50～70％的比例。特别地，在使用2个或多个反应段的煤加氢直接液化反应过程中，当采用氢气并流或逆流操作方式时，煤加氢直接液化过程的第一反应段将直接排出前段气相产物，这种前反应段的气相产物中的常规沸程为230～400℃的中质烃类(以及更高沸点的烃类)，供氢溶剂的转化物的比例将更高，可达75～90％甚至更高，且保留几乎约一半左右的供氢能力，是名副其实的半程供氢溶剂；这是因为，在煤加氢直接液化前半程反应过程，通常其反应器体积仅为总体反应器体积的30～60％，煤粉的液化反应时间仅为总体反应时间的30～60％，在煤加氢直接液化前半程反应产物中，部分煤比如20～30％的煤尚未液化即仍为固体，气体收率约10～15％，煤加氢直接液化物大部分是大分子量的沥青类物质比如收率为40～45％，可蒸馏液化油收率很低比如仅为20～25％，其中常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类收率很低比如通常为煤粉的5～8％；考虑到通常的煤加氢直接液化反应过程的供氢溶剂油数量重量与煤粉重量的比值即剂煤比为1.0～2.0倍，其中200～280℃馏分段比例为20～25％；很明显，煤加氢直接液化前半程反应过程直接排出的前段气相产物中，其中的常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类中，供氢溶剂的转化物占有75～90％的份额。分析表明，其中的常规沸程280～400℃的中质烃类中，供氢溶剂的转化物占有50～70％的份额。从以上分析可以看出，现行的煤加氢直接液化反应过程的气相产物(特别是前半程反应过程的气相产物)中的常规沸程为230～280℃的低沸点中质烃类、常规沸程为280～350℃的高沸点中质烃类及其常规沸程为350～500℃的烃类，特别是常规沸程为230～400℃的中质烃类，主要由供氢溶剂的半程转化物组成，有一定的残留供氢能力，是一种半程供氢溶剂，可以通过循环使用的方式充分发挥这种剩余供氢能力，进而减少长循环回路供氢溶剂数量，从而提高过程的经济性。半程供氢溶剂，循环通过前部反应段，增加了前部反应段中的中质供氢溶剂总量，基于相平衡规律的作用，进而增加了中质供氢溶剂在液相中的数量，从而充分发挥其供氢能力，可以提高前段反应过程的剂煤比，或者允许加工更多的煤粉，或者允许降低长循环供氢溶剂油比例。至此，本发明人已经发现，在所述煤加氢直接液化反应过程，循环使用“半程供氢溶剂，提高反应液相剂煤比或降低长循环供氢溶剂比，特别是提高前部反应段的反应液相剂煤比或降低前部反应段的长循环供氢溶剂比”具有重大经济价值，而现有煤加氢直接液化技术并未出现这一概念，因而也没有提出相应的利用方案。本发明人正是在明确“半程供氢溶剂”这一概念的同时，提出了本发明。为了充分利用“半程供氢溶剂”的供氢能力，提出本发明是一件自然而然的事件。本发明的本质是，通过人为干预(建立中程循环)，增加中质供氢剂组分在煤加氢直接液化反应过程中的热供氢反应次数，使其与重质供氢剂组分在供氢过程中的热反应次数接近，从而提高供氢效率，大体可以用反应停留时间或循环次数来表征；从形式上看，本发明对不同沸程的供氢溶剂的循环路径进行了分类管理，从而提高了供氢溶剂使用效率，可降低长循环回路供氢溶剂用量，或者可以降低重质供氢剂反应时间降低其裂化率。对于含有至少2个反应段的煤加氢直接液化反应过程，使用本发明人提出的液料串联、氢气跨流短路操作的反应方式，可以较多地保留低沸点中质溶剂烃的供氢能力，因而可以增加循环次数。对于含有至少2个反应段的煤加氢直接液化反应过程，使用本发明人提出的液料串联、氢气并联操作的反应方式，或者使用本发明人提出的液料串联、有氢气逆流操作步骤的反应方式，必须使用煤加氢直接液化初期反应产物的热高压分离罐系统、热高分气洗涤脱尘系统、热高压分离罐液相的返回反应系统的加压系统等，这样，实施本发明“碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法”几乎不增加新的系统，因此本发明的出现已经成为必然，二种工艺的组合使用，形成了集成度更高的煤加氢直接液化反应过程。事实上，本发明人正是在提出“反应段间氢气逆流操作的煤加氢直接液化反应方法”的同时，提出了本发明；采用本发明的煤加氢直接液化反应过程ru，在输送等量煤粉条件下可以降低大循环回路的供氢溶剂量的约20～35％甚至更多，或者说在使用等量大循环回路的供氢溶剂量的条件下可以多液化煤粉约20～35％甚至更多，从而大幅度提升工艺过程的经济效益。本发明的基本设想是：碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，适用于使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程的前反应段rua的反应产物rua-p的气相rua-hs-v中的中质烃的加氢稳定转化物循环至rua回用，形成了两段式工艺即“催化反应中间气相产物的加氢稳定产物所得供氢烃循环使用和或配输目标碳氢原料循环使用”，可设置rua的含液相产物的气提步骤增加半程供氢溶剂循环量，可充分发挥气相rua-hs-v中半程供氢溶剂的供氢能力或降低二次热裂化反应时间或降低长循环回路供氢溶剂用量或降低重质供氢溶剂反应时间，大幅度降低供氢溶剂循环成本、提高工艺经济性。本发明所述的半程供氢溶剂循环回路，可以应用于煤加氢直接液化反应过程的任意阶段；但是，由于煤加氢直接液化反应过程的后半程本身溶剂油数量过剩，因此本发明，最好应用于煤加氢直接液化反应过程的前半程，这样也可以避免这些中馏分溶剂油进入煤加氢直接液化反应过程的后半程发生过多的负反应而降低工艺效率。本发明所述碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，存在并有效使用半程供氢溶剂油的根本原因在于：在碳氢料加氢反应过程ru的前部反应段rua中，液相中的组分kc的停留时间长于气相中同组分kc的停留时间，且液相中的组分kc与夺氢剂的碰撞次数、反应频率远大于气相中同组分kc的碰撞次数、反应频率，因此，气相产物中的供氢溶剂油相对而言保留着较多的供氢能力，故本文称之为半程供氢溶剂油或半程供氢溶剂。本发明的关键在于提出了供氢溶剂的有效供氢过程的热反应次数的控制概念，它大体可用反应停留时间来表征。本发明特别适合于2个或多个反应段组成的反应系统的前部反应段，因为前部反应段气相产物中的供氢溶剂组分经历的热反应的次数远少于最后一个反应器排出的液料中的供氢溶剂组分经历的热反应的次数，通常，保留着大部分供氢能力，只有多次循环使用，才能与最后一个反应器排出的液料中的供氢溶剂组分经历的热反应的次数接近，即实现热反应次数的相对均衡，从而达到反应历程的近视均一性、同步性，这样重质供氢溶剂转化物、中质供氢溶剂转化物同步经过加氢稳定反应过程实现部分芳环的加氢饱和，再次转化为供氢溶剂循环使用，可以降低半程供氢溶剂的循环量，降低溶剂油加氢稳定反应过程规模，从而降低投资、降低能耗、降低氢耗、降低溶剂油热解率等；另一方面，热高分油中的循环溶剂前身物，作为使用多孔道的颗粒催化剂的溶剂油加氢稳定反应过程的原料，必须尽可能地脱净半焦、催化剂等固体颗粒，在分馏过程中必须通过蒸发过程才能与固体颗粒、沥青质相互分离，这是一个高耗能的分离过程，而中质烃与重质烃的分馏过程也消耗热能；而本发明，利用煤加氢直接液化反应过程的高温、大量氢气的气提蒸发条件，实现了循环半程溶剂与固体颗粒、沥青质相互分离，只需要脱除轻组分如常规沸程为200℃或低于230℃的烃类，即可作为煤浆溶剂油使用，并不需要干净地脱除固体，因此，可以大幅度降低煤加氢直接液化生成油的分离过程的投资和能耗；本发明对于使用中沸点供氢溶剂的煤和或重油的加氢反应过程，均具有类似的效果。从输煤浆的角度讲，本发明可以在高压状态下，使用离心式屏蔽式增加小额增压幅度，实现半程供氢溶剂返回前部反应段rua，从而为超高浓度的配煤浆技术提供了应用空间，因为超高浓度煤浆的加压泵技术已经成功，超高浓度煤浆经加压泵输入高压系统后，即可立即与半程供氢溶剂循环液混合为常规浓度的煤浆，这样可以大幅度降低长循环供氢溶剂油用量，减少煤浆加压过程的能耗，减少价格昂贵的煤浆增压泵的数量，降低投资。煤加氢直接液化生成油的分馏过程是高温操作步骤，存在长停留时间的高温操作过程且与缺氢的煤加氢直接液化生成油共存，倾向于使得半程供氢溶剂组分失去供氢能力；煤加氢直接液化反应过程的后半程，在过量溶剂油存在的条件下，由于缺乏夺氢剂，过量溶剂油将发生热裂化反应及热裂化产物自由基的高耗氢的加氢稳定反应，比如产生大量氢含量高的常规气体烃，使得半程供氢溶剂组分失去供氢能力并转化为小分子减少循环溶剂量，降低总体工艺过程的液化油收率；因此，使高温状态的半程供氢溶剂经过短时间的中转返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应区，或者使高温状态的半程供氢溶剂经过短时间的快速冷却降温保持其供氢能力作为配煤浆溶剂油重复或多次重复通过煤加氢直接液化反应过程的前部反应区，是较为理想的操作模式。对于煤加氢直接液化反应过程而言，前部反应区，通常指的是最后一台煤加氢直接液化反应器之前的上游煤加氢直接液化反应器构成的反应区，它可以是液料串联操作的2个反应段组成的煤加氢直接液化反应过程的第一反应段ru1，他可以是液料串联操作的多个反应段组成的煤加氢直接液化反应过程的第一反应段和或第二反应段，通常，浆液原料在前部反应区的反应停留时间占浆液原料在整体煤加氢直接液化反应过程的总体反应停留时间的30～65％。本发明所述冷凝回用气相产物内中质烃，其循环过程增加反应区液相量的机理是：在反应器内，循环半程供氢溶剂油，部分为气态、部分为液态，因而可以形成一定的液气分配比；同时，为了提高半程供氢溶剂油循环过程的选择性即提高其纯度，循环组分与需要进入深度反应过程的通常为高沸点的目标组分(如未液化煤、胶质沥青质)需要存在沸点差，因此，本发明选择中质烃一词来描述循环烃mkds必须存在的烃组分，中质烃通常也是循环料的主体烃组分，但是，这不能被理解为是为了限制循环料的烃组分来源，实际工况中的循环料的烃组分情况是随机的，但是必然包含中质烃且通常主体组分为中质烃。本发明提出的半程供氢溶剂油，不同于长循环回路的新鲜供氢溶剂油，因为长循环回路的新鲜供氢溶剂油的进出煤加氢直接液化反应过程的一次循环过程必须通过液化生成油的分馏过程、溶剂油加氢稳定反应过程、溶剂油生成油的分馏过程，该系统导致单位重量的供氢溶剂油的生产系统投资大、能耗高；本发明提出的半程供氢溶剂油，也不同于常规煤加氢直接液化反应产物分馏过程排出的中油，因为后者的分离过程的系统复杂、能耗较大，且氢含量低、缺乏供氢能力、已经被同沸程的低供氢能力的烃组分所污染。根据半程供氢溶剂油的供氢能力和工艺过程的需要，半程供氢溶剂油的循环次数：可以1次或2次或多次，通常为1～3次，一般为1～2次。根据半程供氢溶剂油的循环数量的要求和对后部反应区进料沸程的控制目标，可能需要使用气提气，将前部反应区液相产物中的半程供氢溶剂油汽化至气相参与半程供氢溶剂的中程循环；气提气，可以是热态富氢气物流，可以是循环氢气，可以是二次使用的富氢气物流。使用气提气适量气提半程供氢溶剂的机理是：煤加氢直接液化反应过程是氢耗量巨大的反应过程，特别是在前部反应段单位反应空间的氢气耗量更大，因此，在反应的过程中，氢气被快速逐步消耗，于此同时，存在于气相中的部分供氢溶剂组分，逐步液化进入液相中，但是其反应历程不同于不汽化的高沸点组分，从热反应次数或热反应时间量角度讲，它是一种接近半程供氢溶剂的组分，这些先汽化后液化的供氢溶剂或供氢溶剂转化物，是潜在的半程供氢溶剂的候补部分，也正是使用合适数量气提气能够气提使用的半程供氢溶剂。为了提高本发明的效率，可以组合使用氢气气提过程，提高反应产物中高沸点中质烃类的汽化率，进而提高循环流量，该气体方式多种多样，可以是任意一种有效方式，至少以下几种：①用气提气与前部反应区的气液混相产物混合，通过增加气相量的方法提高液相中半程供氢溶剂油的汽化率；②用气提气与前部反应区的浆液产物接触，气提汽化半程供氢溶剂油；③将前部反应区分为2级反应过程，每个反应级均排出气体产物，用增加气相量的方法分步汽化液相中的不同反应历程的半程供氢溶剂油，同时可以提高反应过程液含率和或降低杂质气体浓度(提高氢气浓度)。对于煤加氢直接液化反应过程，在其他条件不变的条件下，通过循环半程供氢溶剂油，可以提高前部反应区、后部反应区的液相溶剂油数量，降低固体如灰分的浓度，改善浆液的流动性；同时，使用氢气并流或逆流流程，可将上游反应区的杂质气体排出反应系统而不进入下游反应区，从而可以大幅度降低下游反应区的氢气用量减少烃油汽化率，即可以大幅度提高液相量、降低固体如灰分的浓度，因此，本发明也是一种高灰煤加氢直接液化反应的有效方法。本发明半程供氢溶剂油的循环过程，可以作为配煤浆溶剂油完成进出煤加氢直接液化反应过程的步骤，因此，本发明也是一种具有经济性优势的特殊的煤浆配置与输送方法。在使用气提气的条件下，前部反应区的高温浆料反应产物中的中质烃汽化进入气体中，同时将部分反应热带入了气相中，这些气提汽化蒸汽，在冷凝冷却过程释放出携带的热量并被有效回收，然后半程供氢溶剂油循环料以液态原料形式返回煤加氢直接液化前部反应系统，在前部反应系统中吸收反应热再次升温并部分汽化，因此收集半程供氢溶剂油循环料的过程也是反应热的回收过程，而半程供氢溶剂油循环料起到了反应热的高效携带剂的作用，因此，本发明也是一种高效转移反应热的方法，适合于强放热的煤加氢直接液化反应过程，比如氢耗高的煤加氢直接液化反应过程、浓煤浆加氢直接液化反应过程等。本发明在煤加氢直接液化反应过程的前反应段循环使用“半程供氢溶剂”的供氢能力，至少具有如下优势或特点：①提高了的低沸点中质溶剂油的供氢效率，减少了大循环回路供氢溶剂油数量，可以大幅度降低煤加氢直接液化反应过程、溶剂油加氢稳定反应过程的规模，相应大幅度降低所述系统的投资和运转成本；②提高了的低沸点中质溶剂油的供氢效率，使用等量的大循环回路供氢溶剂油，可以加工更多的原料煤粉；③减少了后反应段流动的低沸点中质溶剂油数量，可以减少该部分溶剂油的热裂化负反应，减少液体烃损失，相对而言可以提高总体煤加氢直接液化过程的液体烃收率；与后反应段相比，前反应段是“煤粉和沥青质”总体夺氢剂浓度高、操作温度较低的场所，供氢的热热力学行为以分子碳数不变的供氢芳构化反应为主，其热裂化产气负反应被大幅度抑制，因此，可以减少该部分溶剂油的热裂化负反应，减少液体烃损失，相对而言可以提高总体煤加氢直接液化过程的液体烃收率；④由于抑制了低沸点中质溶剂油的热裂化负反应，在保证合理高的煤加氢直接液化转化率的同时，减少了溶剂油过度热裂化，循环过程的结果是，系统中存在的循环溶剂油数量会变得相对充分甚至过剩，且循环溶剂油的平均沸点会相对趋于变高，即循环溶剂油形成数量充分、沸程相对较高的合理状态，不需要外部供应溶剂油，事实上这种情况已经在工业装置上的低煤转化率工况得到验证(降低反应温度、降低了油品热裂化率)；⑤由于减少了低沸点中质溶剂油在煤加氢直接液化反应过程中的热裂化反应时间，减少了大循环回路供氢溶剂油数量，可以大幅度降低煤加氢直接液化反应过程、溶剂油加氢稳定反应过程的化学耗氢量、物理溶解氢气量及氢气提浓过程的排放尾气含氢气数量，大幅度降低氢气成本；⑥需要扩大前半程反应空间体积，相当于把后半程反应过程的反应体积，转移给前半程反应过程使用，从而提高了总体反应器效率；⑦可充分发挥中质供氢溶剂的供氢能力，降低重质供氢剂反应时间降低其裂化率。组合使用本发明“碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法”与“反应段间氢气逆流操作的煤加氢直接液化反应方法”，所构成的煤加氢直接液化集成工艺，对现有的煤加氢直接液化工艺，具有压倒性的技术经济优势，本发明人称之为第四代煤加氢直接液化工艺。本质上讲，本发明发现了半程供氢溶剂的存在并循环使用之，纠正了传统气液顺流(并流)式煤加氢直接液化反应方法形成的“全程全量伴随溶剂”这一概念中包含的部分错误，进而自然地提出了一种降低长循环回路供氢溶剂量的方法，因此，本发明的商业价值巨大，其出现是必然的，可称之为第四代煤加氢直接液化工艺的一块奠基石。以中国神华鄂尔多斯煤制油分公司的产油100万吨/年的100万吨/年煤加氢直接液化装置为例，如果减少20～25％的长循环回路溶剂油用量，用半程供氢剂代替之，通过煤加氢直接液化反应过程的前半程，则可显著降低液化产物分馏系统、溶剂油加氢稳定反应系统、溶剂油加氢分馏系统的规模，降低工程投资和运转成本；或者说，在长循环回路供氢溶剂油数量不变的条件下，即在同等规模的液化产物分馏系统、溶剂油加氢稳定反应系统、溶剂油加氢分馏系统的条件下，可以多加工20～25％的原料煤，即可以大幅度提高供氢溶剂油效率；同时，因为半程供氢溶剂的循环回路是循环操作，其操作的灵活性巨大。循环烃mr-krds的循环方式不受限制，具体方式很多，至少有以下几种方法：①返回煤加氢直接液化反应过程的前半程；可以增加油气分压进而增加液态数量，可以作为反应过程中间加入的急冷油使用降低温升；配合高浓度煤浆配浆输浆技术使用，多加工煤粉；②加压后，直接返回煤加氢直接液化反应过程的前半程；③加压后，经过换热升温后，直接返回煤加氢直接液化反应过程的前半程；可以协调反应部分的热平衡；配合高浓度煤浆配浆输浆技术使用，多加工煤粉；④用作煤浆配制溶剂油配浆输煤，降低长循环回路供氢溶剂油数量，降低投资和能耗；⑤冷凝油，作为前部反应产物ruap的热高压分离器或反应器的排出气体的喷淋洗涤油使用，在完成洗涤脱尘的同时，将气相中的部分烃类冷凝为液相，从而直接返回或用泵输送去煤加氢直接液化反应过程的前半程的任意位置；⑥冷凝油，用作管道冲洗油、或机泵冲洗油、或仪表冲洗油等，并最终进入煤加氢直接液化反应过程的前半程的任意位置。中循环回路溶剂油，可以与部分或全部长循环回路供氢溶剂油(或高沸点溶剂组分)hc混合作为配浆溶剂油，也可以独立使用作为专用的低沸点配浆溶剂油。半程供氢溶剂mkds，独立使用作为专用的低沸点配浆溶剂油时，与高沸点溶剂组分hc的配浆过程相比，其操作温度通常会降低以降低挥发、增大液相粘度，配制的煤浆的煤浓度通常会低一些。煤加氢直接液化反应过程，实现本发明的方式不受限制，具体方式很多，半程供氢溶剂mkds配制的煤浆，可以与其它煤浆同步或不同步参与反应，比如，半程供氢溶剂mkds配制的煤浆，可以与其它煤浆的中间反应产物混合后联合反应，从而缩短中循环回路溶剂油mc在反应过程的停留时间。本发明的使用，可以在不改变现有的煤浆配制和增压输送技术的前提下完成，因此，是一项独立的煤加氢直接液化反应过程的供氢溶剂油使用方法，也是一种独立的煤加氢直接液化反应器进煤浆技术。本发明可以应用在各种流程的煤加氢直接液化反应过程、重油加氢热裂化反应过程中，比如用于常规的液气并流串联反应过程，用于液料串联、氢气跨流操作的反应过程，用于液料串联、氢气并联操作的反应过程；用于液料串联、氢气逆流操作的逆流式反应过程，这也是本发明的推荐使用方式。本发明结合煤加氢直接液化反应过程、重油加氢热裂化反应过程使用的原料、产品，提出了具体的流程，也暗示(暗含)了可能的潜在的流程方式。与本发明流程形式相近的工艺技术有多种，有重油膨胀床加氢裂化技术工艺技术、煤加氢直接液化技术、煤油共炼加氢技术，以下列出有代表性的技术类型进行对比。第1种与本发明具有部分相似性的工艺技术，是重油沸腾床加氢裂化技术lc-fining，记载这类信息的一个文献见：①出版物名称：《加氢精制》，308页至315页；②检索用图书编码：isbn编码：978-7-80229-026-6；③主编：方向晨；④出版社：中国石化出版社。在重油沸腾床加氢裂化技术lc-fining的工艺流程中，最后一台沸腾床加氢裂化反应器的反应产物，进入热高压分离器中分离为热高分气和热高分油，含大量烃油的热高分气以及来自热高分油降压闪蒸气冷凝液的烃油(蜡油及其沸点更低的油)进入热高分气加氢改质反应器中生产低硫、低氮、低烯烃的高饱和度、低芳烃、高十六烷的柴油。该工艺中的热高分气的加氢改质反应过程，与本发明的中间产物热高分气rua-ps-v的加氢稳定反应过程，存在以下本质区别：①原料高分气来源位置不同，lc-fining工艺中的原料高分气是最终加氢裂化产物的热高分气，本发明的原料高分气是中间产物热高分气rua-ps-v；②原料高分气携带的烃类的组成区别巨大，lc-fining工艺中的原料高分气携带的待加氢烃类是高度饱和的芳炭率很低的烃类，本发明的原料高分气携带的待加氢烃类是芳炭率很高的烃类；③加氢改质反应过程发生的主导加氢反应的类型区别巨大，lc-fining工艺中的加氢改质反应过程发生的主导加氢反应是中质烃的深度加氢精制(包括深度烯烃加氢饱和、深度加氢脱硫、深度加氢脱氮、深度芳烃饱和、甚至缓和加氢裂化如选择性开环加氢裂化)，其目标是生产低硫、低氮、低烯烃的高饱和度、低芳烃、高十六烷的柴油，柴油产品的十六烷值期望达到45～59，芳炭率通常低于20％甚至低于5％；本发明工艺中的加氢改质反应过程发生的主导加氢反应是中质烃的适度芳烃加氢饱和反应(通常称为加氢稳定反应)，以恢复供氢烃的供氢性，供氢烃的芳炭率通常为44～55％，柴油馏分的十六烷值通常低于25；上述两个加氢改质反应过程使用的催化剂、反应条件等，均存在本质性差别；④加氢改质反应产物的去向区别巨大，lc-fining工艺中的加氢改质反应产物作为优质柴油产品销售；本发明工艺中的加氢改质反应产物作为优质供氢烃，部分(通常是大部分)返回前段加氢反应过程作为液体供氢剂循环使用，部分(通常是少部分)进入其他加氢提质过程进一步提高质量后作为清洁油品使用。本发明工艺中的热高分气加氢改质反应过程，与重油沸腾床加氢裂化技术lc-fining中的热高分气加氢改质反应过程，在流程位置、原料来源、待加氢烃类组成、加氢改质主导加氢反应类型、加氢生成油性质、加氢生成油去向和用途等方面均存在着本质的差异，很明显，是两个不同的工艺过程。第2种与本发明具有部分相似性的工艺技术，是重油悬浮床加氢裂化技术canmet的联合加氢处理过程，记载这类信息的一个文献见：①出版物名称：《加氢精制》，315页至318页；②检索用图书编码：isbn编码：978-7-80229-026-6；③主编：方向晨；④出版社：中国石化出版社。在重油悬浮床加氢裂化技术canmet的联合加氢处理过程工艺流程中，最后一台悬浮床加氢裂化反应器的反应产物，进入热高压分离器中分离为热高分气和热高分油，含大量烃油的热高分气进入热高分气加氢改质反应器中生产低硫、低氮、低烯烃的高饱和度、低芳烃、高十六烷的柴油。该工艺中的热高分气的加氢改质反应过程的功能近视于前述的重油沸腾床加氢裂化技术lc-fining中的热高分气的加氢改质反应过程，与本发明的中间产物热高分气rua-ps-v的加氢稳定反应过程，存在着本质性区别。本发明工艺中的热高分气加氢改质反应过程，与重油沸腾床加氢裂化技术lc-fining中的热高分气加氢改质反应过程，在流程位置、原料来源、待加氢烃类组成、加氢改质主导加氢反应类型、加氢生成油性质、加氢生成油去向和用途等方面均存在着本质的差异，很明显，是两个不同的工艺过程。此外，存在一些与重油悬浮床加氢裂化技术canmet的联合加氢处理过程工艺流程基本相同的工艺，如重油悬浮床加氢裂化技术vcc的联合加氢处理过程、委内瑞拉intevep与法国axens合作开发的重油悬浮床加氢裂化技术hdhplus-shp。记载重油悬浮床加氢裂化技术vcc的联合加氢处理过程这类信息的一个文献见：①出版物名称：《加氢精制》，315页至319页；②检索用图书编码：isbn编码：978-7-80229-026-6；③主编：方向晨；④出版社：中国石化出版社。在重油悬浮床加氢裂化技术vcc的联合加氢处理过程，最后一台悬浮床加氢裂化反应器的反应产物，进入热高压分离器中分离为热高分气和热高分油，含大量烃油的热高分气进入热高分气加氢改质反应器中生产低硫、低氮、低烯烃的高饱和度、低芳烃、高十六烷的柴油。该工艺中的热高分气的加氢改质反应过程的功能，与前述的重油悬浮床加氢裂化技术canmet的联合加氢处理过程工艺流程中的热高分气的加氢改质反应过程相同，与本发明的中间产物热高分气rua-ps-v的加氢稳定反应过程，存在着本质性区别，是两个不同的工艺过程。第3种与本发明具有部分相似性的工艺技术，是煤加氢直接液化技术igor+工艺，记载这类信息的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，141页至142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。在煤加氢直接液化技术igor+工艺中，最后一台悬浮床煤加氢直接液化反应器的反应产物，进入热高压分离器中分离为热高分气和热高分油，含大量烃油的热高分气进入热高分气加氢改质反应器中生产供氢烃。该工艺中的热高分气的加氢改质反应过程的功能，与本发明的中间产物热高分气rua-ps-v的加氢稳定反应过程，存在以下本质区别：①原料高分气来源位置不同，igor+工艺中的原料高分气是最后一台悬浮床煤加氢直接液化反应器的产物的热高分气，本发明的原料高分气是前部反应段悬浮床煤加氢直接液化反应器的产物即煤加氢直接液化反应中间产物的热高分气rua-ps-v；②原料高分气携带的烃类的组成区别巨大，igor+工艺中的原料高分气携带的待加氢烃类，是经历了后段煤加氢直接液化反应器的供氢烃热裂化转化物，且被大量煤液化中质烃(芳炭率较高)所污染，是供氢能力较差的烃类；本发明工艺中的原料高分气携带的待加氢烃类，没有经历后段煤加氢直接液化反应器的加氢热裂化过程，是保留了相当程度供氢能力的供氢烃供氢反应后的转化物，且仅被少量煤液化中间产物中质烃(芳炭率较高)所污染或者说基本没有被污染，是供氢能力较强的烃类；③加氢改质反应过程发生的主导加氢反应的类型区别巨大，igor+工艺中的加氢改质反应过程发生的主导加氢反应是中质烃的适度芳烃加氢饱和反应(通常称为加氢稳定反应)，以恢复供氢烃的供氢性，由于待加氢烃类是供氢烃热裂化转化物和煤液化中质烃产物的混合物，存在着同沸程不同烃类芳炭率产别大的特点，其加氢稳定反应产物，存在同沸程不同烃类芳炭率产别大的缺点，不利于调控反应条件以实现供氢烃产物中不同烃类的芳炭率同时达到最佳范围；虽然本发明工艺中的加氢改质反应过程发生的主导加氢反应也是中质烃的适度芳烃加氢饱和反应(通常称为加氢稳定反应)以恢复供氢烃的供氢性，但是，由于待加氢烃类是供氢烃的供氢反应后的转化物，仅被少量煤液化中间产物中质烃(芳炭率较高)所污染或者说基本没有被污染，因此同沸程不同烃类芳炭率产别小，其加氢稳定反应产物中，具有同沸程不同烃类具有芳炭率产别小即结构均一的优点，利于调控反应条件以实现供氢烃产物中不同烃类的芳炭率同时达到最佳范围，即具有优化操作的原料性质基础；上述两个加氢改质反应过程使用的催化剂、反应条件等，均存在相近性，但是，产物供氢烃的供氢性能，纯在较大差别；④加氢改质反应产物的循环路径区差别巨大，igor+工艺中的供氢烃，循环用作配煤浆溶剂油，然后流过前部反应段悬浮床煤加氢直接液化反应器、后部反应段悬浮床煤加氢直接液化反应器，在后部反应段悬浮床煤加氢直接液化反应器中经历了后段加氢热裂化过程，且被大量煤液化中质烃(芳炭率较高)所污染，是供氢能力较差的烃类；本发明工艺中的供氢烃，可循环用作配煤浆溶剂油，然后流过前部反应段悬浮床煤加氢直接液化反应器后，进入前段煤加氢直接液化反应产物的热高压分离过程的热高分气中，因此，不经历后部反应段悬浮床煤加氢直接液化反应器，避免了在后部反应段悬浮床煤加氢直接液化反应器中纯在的后段加氢热裂化过程，也避免被大量煤液化中质烃(芳炭率较高)所污染，是仅被少量煤液化中间产物中质烃(芳炭率较高)所污染或者说基本没有被污染，是供氢能力较强的烃类，同时不经过后部反应段悬浮床煤加氢直接液化反应器，可以降低后部反应段悬浮床煤加氢直接液化反应器体积即降低投资，可以降低供氢溶剂的热裂化造气产率即降低氢耗、提高液体收率。本发明工艺中的热高分气加氢改质反应过程，与igor+工艺中的热高分气加氢改质反应过程，在流程位置、原料来源、待加氢烃类组成、加氢改质主导加氢反应结果、加氢生成油性质、加氢生成油即供氢剂循环路径、加氢生成油即供氢剂循环路径发生的反应等方面均存在着本质的差异，很明显，是两个不同的工艺过程。此外，存在一些与igor+工艺的联合加氢处理过程工艺流程基本相同的工艺，如日本nedo开发的褐煤液化工艺即改进型bcl工艺、。记载改进型bcl工艺信息的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，152页至157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。在煤加氢直接液化技术改进型bcl工艺中，最后一台悬浮床煤加氢直接液化反应器的反应产物，进入热高压分离器中分离为热高分气和热高分油，含大量烃油的热高分气进入热高分气加氢改质反应器中生产供氢烃。该工艺中的热高分气的加氢改质反应过程的功能，与本发明的中间产物热高分气rua-ps-v的加氢稳定反应过程，存在着本质性区别，是两个不同的工艺过程。对于劣质重烃加氢热裂化反应过程而言，本发明的的另一个优点还在于，可以减少进入后部加氢裂化段即深度加氢裂化段的中馏分烃的数量，相当于减少了饱和烃萃取剂数量，利于维持劣质重油比如渣油的加氢热裂化反应物料的液相的胶体溶液体系的稳定，利于防止胶质、沥青质超饱和析出成为第二液相从而加剧热缩合、结焦反应。这一点，对于沸腾床或悬浮床劣质重烃加氢热裂化反应过程，影响重大。与本发明类似的技术方案未见报道。基于供氢溶剂在煤加氢直接液化反应过程、劣质重烃加氢热裂化反应过程的作用和作用机理具有相似或相同的特征，本发明将煤加氢直接液化反应过程、劣质重烃加氢热裂化反应过程的原料煤(通常是高氢含量、低杂质含量的煤)、劣质重油(通常是低氢含量、高杂质含量的重油)统一归类为重质碳氢料(heavyhydrocarbon)。本发明，与本发明人自2012年1月以后申请的其它相关专利技术，共同构成了体系化的高效的煤加氢直接液化技术、劣质重烃加氢热裂化技术，这些技术，均是在矩熵(矢量化熵变)理论指导下的数学计算过程的必然结论，也得到了实验的验证或同类过程的旁证，因此，本发明人将重质碳氢料加氢热裂化反应过程h-hc及其产物回收过程、能量回收过程的上述技术统称为矩(moment)熵(entropy)重质碳氢料(heavyhydrocarbon)加氢热裂化轻质化(tolighthydrocarbon)工程技术，统一简称为重质碳氢料的me-htl技术，如所述的煤加氢直接液化工程技术简称为me-ctl技术，所述的劣质重油加氢热裂化工程技术简称为me-hotl技术。本发明，是使用供氢烃的煤加氢直接液化反应方法。本发明，是使用供氢烃的重油加氢热裂化反应方法。本发明，也是重质碳氢料加氢热裂化反应过程的轻质供氢剂、重质供氢剂的平衡使用方法。本发明，也是2级或多级碳氢料加氢热裂化反应方法。本发明，也是用2个或多个加氢反应器的碳氢料加氢热裂化反应方法。本发明，也是重质碳氢料加氢热裂化反应过程的分级方法。因此，本发明的第一目的是碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，中质烃加氢稳定转化物返回前部反应区循环使用，碳氢料可以是煤和或重油，碳氢固体粉料可以是煤、废塑料、废橡胶等。本发明第二目的是提出碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，中质烃加氢稳定转化物返回前部反应区循环使用，使用2段或多段反应过程，使用氢气短路跨流的串联反应系统。本发明第三目的是提出碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，中质烃加氢稳定转化物返回前部反应区循环使用，使用2段或多段反应过程，使用氢气逆流的反应系统。本发明第四目的是提出碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，中质烃加氢稳定转化物返回前部反应区循环使用，使用2段或多段反应过程，使用氢气并联流动的反应系统。本发明第五目的是提出碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，中质烃加氢稳定转化物返回前部反应区循环使用，使用富氢气气提步骤，以提高中质供氢溶剂油在前段反应过程的循环使用量。本发明第六目的是提出碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，中质烃加氢稳定转化物返回前部反应区循环使用，二次利用富氢气物流。本发明第七目的是提出碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，中质烃加氢稳定转化物返回前部反应区循环使用，回用的中质烃用作配浆料溶剂油进入煤加氢直接液化反应过程，浆料可以是煤浆和催化剂浆料。本发明第八目的是提出碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，中质烃加氢稳定转化物返回前部反应区循环使用，反应过程使用供氢烃。本发明第九目的是提出碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，中质烃加氢稳定转化物返回前部反应区循环使用，前部反应区使用2个或多个串联操作的反应器。本发明第十目的是提出一种高灰煤的加氢直接液化反应方法。本发明第十一目的是提出一种以半程供氢溶剂为配浆溶剂油的煤浆配置与输送方法，适用于煤加氢直接液化反应过程。本发明第十二目的是提出一种高效转移反应热的煤加氢直接液化反应方法，适合于强放热的煤加氢直接液化反应过程，比如氢耗高的煤加氢直接液化反应过程、浓煤浆加氢直接液化反应过程等。技术实现要素：本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料ru-f1进行加氢反应ru-r转化为最终加氢反应产物ru-p；回收最终加氢反应产物ru-p；第一原料ru-f1，包含液态原料ru-f1l和可能存在的固体颗粒原料ru-f1s；加氢反应ru-r，包含至少一部分液态原料ru-f1l的加氢精制反应，包含至少一部分液态原料ru-f1l的加氢裂化反应，包含至少一部分热裂化反应生成的自由基的加氢稳定反应，可能包含至少一部分可能存在的固体颗粒原料ru-f1s的加氢液化反应；加氢反应ru-r，可能使用催化剂ru-cat；在碳氢料加氢反应过程ru，使用含常规沸点为230～400℃的烃组分的供氢烃；在碳氢料加氢反应过程ru，可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃sh的外来供氢烃out-to-ru-ds；在碳氢料加氢反应过程ru，可能产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分ru-pro-dsc；碳氢料加氢反应过程ru使用加氢反应器ru-xe，最终加氢反应产物ru-p，为含有氢气、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的混相物料，离开反应器ru-xe时以1路或2路或多路物料ru-p-x的形式出现，物料ru-p-x为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；在碳氢料加氢反应过程ru，设置可能包含固体的液料的串联操作的至少2个反应段；所述一个反应段，指的是包含液料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；所述碳氢料加氢反应过程ru的前部反应段rua，指的是碳氢料加氢反应过程ru的最后一个反应段ruj的任意上游反应段或全部上游反应段；在碳氢料加氢反应过程ru，使用至少2台加氢反应器ru-xe；在分离过程ruap-hs，至少一部分前段加氢反应产物ruap分离为分离液ruap-hs-l和含有常规沸点为230～400℃的烃组分的分离气ruap-hs-v；分离液ruap-hs-l，进入后部反应段rub转化为后部反应产物rubp；至少一部分基于分离气ruap-hs-v的含有常规沸点为230～400℃的烃组分的物流作为物料mr-f使用，可能存在的剩余气体ruap-hs-v作为物料ruap-hs-v-bypass使用；(2)在加氢稳定反应过程mr，在存在氢气和加氢稳定催化剂mrc的条件下，物料mr-f经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，物料mr-f中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds；(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；循环烃mr-krds进入碳氢料加氢反应过程ru；至少一部分循环烃mr-krds作为mr-krds-to-rua，返回碳氢料加氢反应过程ru的前部反应区rua参与碳氢料加氢反应rua-r。本发明，通常，在碳氢料加氢反应过程ru，使用至少2台加氢反应器ru-xe，至少1台加氢反应器为上流式膨胀床加氢反应器。本发明，通常的操作目标是：在返回过程tloop，循环烃mr-krds中的烃类在重量上主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成。本发明，在加氢稳定反应过程mr，可以同时加工供氢烃前身物mr-fk；在加氢稳定反应过程mr，在存在氢气和加氢稳定催化剂mrc的条件下，供氢烃前身物mr-fk、物料mr-f经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，物料mr-f中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应段rua的加氢反应器与分离过程ruap-hs使用的设备，可以相互独立。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应段rua的最后一台加氢反应器具有产物部分脱液分离功能，得到分离液和气液混相物料，分离过程ruap-hs可以在前部反应段rua的最后一台加氢反应器内进行。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应段rua的最后一台加氢反应器具有产物气液清晰分离功能，得到分离液和分离气，分离过程ruap-hs可以在前部反应段rua的最后一台加氢反应器内进行。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应段rua的最后一台加氢反应器具有产物气液清晰分离功能，得到分离液和分离气，分离过程ruap-hs在前部反应段rua的最后一台加氢反应器内进行，最后一台加氢反应器操作方式可以为气液逆流操作模式。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，至少一部分基于分离气ruap-hs-v可以作为物料mr-f使用。本发明，得到物料mr-f的操作模式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，至少一部分基于分离气ruap-hs-v进入热高压分离过程ap-hs，分离为热高分气ap-hs-v和热高分油ap-hs-l；至少一部分基于热高分油ap-hs-l的含有常规沸点为230～400℃的烃组分的物流作为物料mr-f使用。本发明，得到物料mr-f的操作模式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，至少一部分基于分离气ruap-hs-v进入热高压分离过程ap-hs，分离为热高分气ap-hs-v和热高分油ap-hs-l；至少一部分基于热高分气ap-hs-v的含有常规沸点为230～400℃的烃组分的物流作为物料mr-f使用。本发明，得到循环烃mr-krds的操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；至少一部分加氢稳定反应产物mrp作为循环烃mr-krds使用。本发明，得到循环烃mr-krds的操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；分离加氢稳定反应产物mrp，得到含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的液态物流xxk，至少一部分基于液态物流xxk的物流作为循环烃mr-krds使用。本发明，得到循环烃mr-krds的操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；分离加氢稳定反应产物mrp，得到含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的气态物流yyk，至少一部分基于气态物流yyk的物流作为循环烃mr-krds使用。本发明，循环烃mr-krds的循环操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；至少一部分循环烃mr-krds与第一原料ru-f1混合后进入碳氢料加氢反应过程ru。本发明，循环烃mr-krds的循环操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；至少一部分循环烃mr-krds与至少一部分固体粉料状的第一原料ru-f1混合为浆料后，进入碳氢料加氢反应过程ru。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，在前部反应段rua，使用供氢烃rua-ds；前段加氢反应rua-r，使用催化剂rua-cat；(3)在返回过程tloop，循环烃mr-krds中的烃类。在重量上主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料。本发明，操作目标可以是：前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作压力，低于加氢反应产物ruap的操作压力0～1.0mpa；前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作温度，为350～480℃。本发明，操作目标可以是：前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作压力，低于加氢反应产物ruap的操作压力0～0.5mpa；前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作温度，为400～450℃。本发明，操作目标可以是：前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作压力，低于加氢反应产物ruap的操作压力0～1.0mpa；前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作温度，比加氢反应产物ruap的操作温度低5～80℃。本发明，操作目标可以是：前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作压力，低于加氢反应产物ruap的操作压力0～1.0mpa；前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作温度，在保证物料不结焦的条件下，其操作温度与加氢反应产物ruap的操作温度的差值dt尽量小。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应段，其中反应段之间存在可能包含固体的液料的串联流动，以可能包含固体的液料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式分类，选自下述方式的1种或几种：①氢气物料，与浆液物料的主体流向同向并流，属于液、气并流串联反应过程；②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；③存在至少1个反应段，其气相产物不进入其它任意反应段的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应段的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；④存在至少1个反应段，其反应过程接收下游反应段的含氢气产物，属于在反应段之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-rua-ds。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-rua-ds；在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分分离气ruap-hs-v作为物料mr-f使用。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-rua-ds；在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；设置温高压分离部分ruap-hs-v-ms，将分离气ruap-hs-v分离为气体ruap-hs-v-ms-v和分离液ruap-hs-v-ms-l；分离液ruap-hs-v-ms-l中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分分离液ruap-hs-v-ms-l作为物料mr-f使用。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-rua-ds；在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；设置使用气提气ruap-hs-v-ms-bh的温高压分离部分ruap-hs-v-ms，将分离气ruap-hs-v分离为气体ruap-hs-v-ms-v和分离液ruap-hs-v-ms-l；分离液ruap-hs-v-ms-l与气提气ruap-hs-v-ms-bh完成接触分离，分离为气提排放气ruap-hs-v-ms-l-bv和气提液ruap-hs-v-ms-l-bl；气提液ruap-hs-v-ms-l-bl中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分气提液ruap-hs-v-ms-l-bl作为物料mr-f使用。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-rua-ds；在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；设置使用气提气ruap-hs-v-ms-bh的温高压分离部分ruap-hs-v-ms，将分离气ruap-hs-v分离为气体ruap-hs-v-ms-v和分离液ruap-hs-v-ms-l；分离液ruap-hs-v-ms-l与气提气ruap-hs-v-ms-bh完成接触分离，分离为气提排放气ruap-hs-v-ms-l-bv和气提液ruap-hs-v-ms-l-bl；气提液ruap-hs-v-ms-l-bl中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分气提液ruap-hs-v-ms-l-bl作为物料mr-f使用；(3)在加氢稳定反应过程mr，在存在氢气和加氢稳定催化剂mrc的条件下，物料mr-f经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，物料mr-f中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds；(4)在使用气提气mrp-s-bh的分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds的分离液mrp-l；分离液mrp-l与气提气mrp-s-bh完成接触分离，分离为气提排放气mrp-l-bv和气提液mrp-l-bl；气提液mrp-l-bl中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分基于气提液mrp-l-bl的物料作为循环烃mr-krds使用。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-rua-ds；(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分分离气ruap-hs-v作为物料mr-f使用，存在的剩余气体ruap-hs-v作为物料ruap-hs-v-bypass使用；物料ruap-hs-v-bypass进入分离过程，分离为气体ruap-hs-v-bypass-v和含有常规沸点为230～400℃的烃组分的凝液ruap-hs-v-bypass-l；至少一部分凝液ruap-hs-v-bypass-l，进入碳氢料加氢反应过程ru；至少一部分凝液ruap-hs-v-bypass-l，返回碳氢料加氢反应过程ru的前部反应区rua参与碳氢料加氢反应rua-r。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作目标可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru，为原料碳氢粉料ru-f1s的加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的2个或多个反应段；所述一个反应段，指的是包含浆料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；所述前部反应段rua，指的是最后一个反应段的上游任意反应段或全部上游反应段；在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，在存在氢气、包含供氢烃的常规液体烃、碳氢粉料以及可能存在催化剂的条件下，进行至少一部分碳氢粉料ru-f1s的加氢直接液化反应ru-r转化为碳氢粉料加氢直接液化最终反应产物ru-p；最终加氢反应产物ru-p，为1路或2路或多路物料；回收最终加氢反应产物ru-p；在碳氢料加氢反应过程ru，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-ru-ds；在前部反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃rua-ds；在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的前部反应段rua，在存在氢气、包含供氢烃的常规液体烃、碳氢粉料以及可能存在催化剂的条件下，碳氢粉料ru-f1s进行至少一部分碳氢粉料加氢直接液化前部反应rua-r转化为碳氢粉料加氢直接液化前部反应产物ruap；前部反应产物ruap，为1路或2路或多路物料；碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，在加工来自步骤(5)的循环烃mr-krds的同时，可能加工其它供氢溶剂油bds和碳氢粉料ks；(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分分离气ruap-hs-v作为物料mr-f使用，可能存在的剩余气体ruap-hs-v作为物料ruap-hs-v-bypass使用；(3)在加氢稳定反应过程mr，在存在氢气和加氢稳定催化剂mrc的条件下，物料mr-f经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，物料mr-f中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds；(4)在分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds的分离液mrp-l；至少一部分基于分离液mrp-l的物料作为循环烃mr-krds使用；(5)在返回过程tloop，循环烃mr-krds进入碳氢料加氢反应过程ru；至少一部分循环烃mr-krds作为mr-krds-to-rua，返回碳氢料加氢反应过程ru的前部反应区rua参与碳氢料加氢反应rua-r。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(4)在分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离液mrp-l中含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds；至少一部分基于分离液mrp-l的物料作为循环烃mr-krds使用；一部分基于分离液mrp-l的物料，去碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的后部反应段rub接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的至少2个反应段，其中反应段之间存在浆料的串联流动，以浆料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式分类，可以选自下述方式的1种或几种：①氢气物料，与浆液物料的主体流向同向并流，属于液、气并流串联反应过程；②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；③存在至少1个反应段，其气相产物不进入其它任意反应段的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应段的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；④存在至少1个反应段，其反应过程接收下游反应段的含氢气产物，属于在反应段之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，浆液原料在前部反应段rua的反应停留时间占浆液原料在整体碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的总体反应停留时间的30～65％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(4)在分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离液mrp-l中含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds；分离液mrp-l中的大部分烃类，可以选自下列常规沸程中的1种或几种：①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；③常规沸点为230～300℃的常规液态烃。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(4)在分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离液mrp-l中含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds；至少一部分基于分离液mrp-l的物料作为循环烃mr-krds使用；循环烃mr-krds的重量，为分离液mrp-l重量的5～95％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(5)在返回过程tloop，至少一部分循环烃mr-krds，通过碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的第一反应段的第一反应器的全部主体反应空间进行碳氢粉料加氢直接液化反应。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(5)在返回过程tloop，至少一部分循环烃mr-krds去碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应，工作方式，可以选自下列中的一种或几种：选择1，至少一部分循环烃mr-krds，自流返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择2，至少一部分循环烃mr-krds，返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择3，至少一部分循环烃mr-krds，换热升温后，返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择4，至少一部分循环烃mr-krds用作煤浆配制溶剂油配置煤浆mkds-mj，然后煤浆mkds-mj进入煤加氢直接液化反应过程，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择5，至少一部分循环烃mr-krds用作煤浆配制溶剂油配置煤浆mkds-mj，然后煤浆mkds-mj进入煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择6，至少一部分循环烃mr-krds，在洗涤步骤dw，作为气体ruap-hs-v的洗涤油使用以洗涤脱出气体ruap-hs-v中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体ruap-hs-v中的部分烃类冷凝为液相dwl；至少一部分液相dwl返回煤加氢直接液化反应过程，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择7，至少一部分循环烃mr-krds，在洗涤步骤dw，作为气体ruap-hs-v的洗涤油使用以洗涤脱出气体ruap-hs-v中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体ruap-hs-v中的部分烃类冷凝为液相dwl；至少一部分液相dwl返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择8，至少一部分液相dwl，返回煤加氢直接液化反应过程接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应之前，用作管道冲洗油或机泵冲洗油或仪表冲洗油。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：至少一部分循环烃mr-krds，用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆mr-krds-mj，然后碳氢粉料浆mr-krds-mj进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru-ru，进行碳氢粉料加氢直接液化反应，工作方式，可以选自下列中的一种或几种：选择1，循环烃mr-krds，与其它供氢溶剂油bds混合后配制碳氢粉料浆mr-krds-bds-mj，碳氢粉料浆mr-krds-bds-mj用作碳氢粉料浆mr-krds-mj；选择2，循环烃mr-krds，单独用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆mr-krds-mj；其它供氢溶剂油bds配制碳氢粉料浆bds-mj。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：至少一部分循环烃mr-krds，单独用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆mr-krds-mj；其它供氢溶剂油bds配制碳氢粉料浆bds-mj；在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，碳氢粉料浆mr-krds-mj的反应停留时间与碳氢粉料浆bds-mj的反应停留时间不相同。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；在洗涤过程bw10，分离气ruap-hs-v与洗涤冷却液cwl至少接触1次，分离气ruap-hs-v中的至少一部分烃气转变为烃液进入富洗涤液bw10-l中，离开洗涤过程bw10排出气体bw10-v；富洗涤液bw10-l的重量流量大于洗涤冷却液cwl的重量流量；至少一部分气体bw10-v作为物料mr-f使用。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；在洗涤过程bw10，分离气ruap-hs-v与洗涤冷却液cwl至少接触1次，分离气ruap-hs-v中的至少一部分烃气转变为烃液进入富洗涤液bw10-l中，离开洗涤过程bw10排出气体bw10-v；富洗涤液bw10-l的重量流量大于洗涤冷却液cwl的重量流量；富洗涤液bw10-l，其去向，可以选自下列中的一种或几种：①混入分离液ruap-hs-l中；②去前反应段rua；③去后反应段rub；④去碳氢粉料配浆过程作配浆溶剂使用。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)在洗涤过程bw10，分离气ruap-hs-v与洗涤冷却液cwl的接触分离操作方式，可以选自下列中的一种或几种：①混合后分离，进行1次接触1次分离；②逆流接触，进行2次接触和2次分离；③逆流接触，进行多次接触和多次分离。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)分离过程ruap-hs，在前段加氢反应过程rua的最后一台加氢反应器内进行，最后一台加氢反应器为组合设备。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，碳氢粉料ru-f1s可以选自下列中的1种或几种：①煤粉；②塑料粉；③橡胶粉；④煤加氢直接液化反应过程ru掺炼的其它碳氢粉料。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，可能存在的固体选自下列中的1种或几种：①煤粉；②催化剂固体颗粒；③硫磺粉；④烃油结焦物载体半焦颗粒；⑤塑料粉；⑥橡胶粉；⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru需要输入的其它固体粉料。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，可以选自下列工艺过程中的1种或几种：①使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；②不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；③煤油共炼过程；④煤临氢热溶液化过程。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器xrue的工作方式可以选自下列中的1种或几种：①悬浮床反应器即浆态床反应器；②沸腾床反应器；③悬浮床和沸腾床组合式反应器。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器xrue的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；选项2，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床反应器；选项3，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床反应器；选项4，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项5，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项6，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项7，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项8，反应器xrue，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；选项9，反应器xrue，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；选项10，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；选项11，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项12，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，反应段得到浆液产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；待脱气浆料，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段浆液产物。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，第一反应段的最后一台加氢反应器ru19，为顶部设置集液杯的具有部分脱液功能的反应器，集液杯导出的收集液ru19-dl-l作为第一反应段浆液产物，其去向可以选自下列中的一种或几种：①去第二反应段的反应步骤；②去第一反应段浆液产物的气液分离器，分离为脱气浆液和气体；③去第一反应段循环加工；④部分收集液ru19-dl-l经过降压阀降压后，去分离回收系统。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在分离回收过程sys300，回收最终加氢反应产物ru-p得到富氢气气体rh，至少一部分富氢气气体rh返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru用作循环氢气。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：分离回收过程sys300，包含氢气物料的氢气提浓过程h2upu，h2upu的工作方式可以选自下列中的一种或几种：①使用膜分离工艺提浓氢气；②使用psa变压吸附工艺提浓氢气；③使用深冷分离工艺提浓氢气。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在分离回收过程sys300，回收最终加氢反应产物ru-p得到富氢气气体rh，其工作方式可以选自下列中的一种或几种：①在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程ru-p-thps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程ru-p-thps，最终加氢反应产物ru-p分离为热高分气ru-p-thps-v和热高分液料ru-p-thps-l；在冷高压分离过程chps，热高分气ru-p-thps-v分离为冷高分气chps-v和冷高分液料chps-l；加工冷高分气chps-v得到富氢气气体rh；②在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程ru-p-thps、温高压分离过程mhps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程ru-p-thps，最终加氢反应产物ru-p分离为热高分气ru-p-thps-v和热高分液料ru-p-thps-l；在温高压分离过程mhps，热高分气ru-p-thps-v分离为温高分气mhps-v和温高分液料mhps-l；在冷高压分离过程chps，温高分气mhps-v分离为冷高分气chps-v和冷高分液料chps-l；加工冷高分气chps-v得到富氢气气体rh；③在分离回收过程sys300，设置带气体冷凝收集步骤lcd的热高压分离过程ru-p-thps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程ru-p-thps，最终加氢反应产物ru-p先分离为热高分气ru-p-thps-v和热高分液料ru-p-thps-l；热高分气ru-p-thps-v，在气体冷凝收集步骤lcd降温分离为冷凝液lcd-l和脱液气lcd-v；在冷高压分离过程chps，脱液气lcd-v分离为冷高分气chps-v和冷高分液料chps-l；加工冷高分气chps-v得到富氢气气体rh。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；在分离过程ruap-hs，设置气提步骤bh-s，使用气提气bh，使前段加氢反应产物ruap的液相ruap-l中的至少一部分常规沸点为230～400℃的基于供氢溶剂油的烃组分汽化进入分离气ruap-hs-v中，增加分离气ruap-hs-v中常规沸点为230～400℃的烃类的重量流量。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(1)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，气提步骤bh-s的工作方式选自下列中的一种或几种：①用气提气bh与前部反应区的气液混相产物ruap混合，气提浆液中的烃类；②用气提气bh与前部反应区的纯浆液产物ruap-lp接触；③将前部反应过程rua分为浆液串联操作的2级式前部反应过程rua1、rua2，前部反应过程rua1排出含有常规沸点为230～400℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体rua1-p-xv，前部反应过程rua2排出含有常规沸点为230～400℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体rua2-p-xv，气体rua1-p-xv和或气体rua2-p-xv，用作分离气ruap-hs-v。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(1)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，气提步骤bh-s使用的气提气bh，可以选自下列物料中的一种或几种：①碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru使用的新氢；②碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru使用的循环氢气；③碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru使用的氢气提浓后的循环氢气；④在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru中，排出浆液产物rua-lp的前部反应区的下游的反应区排出的富氢气物料或其衍生气体；⑤碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru配套的除mr反应过程之外的供氢溶剂加氢稳定反应过程的反应产物分离出的富氢气气体或其衍生气体；⑥碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru配套的碳氢粉料液化油加氢提质反应过程的反应产物分离出的富氢气气体或其衍生气体。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(4)在分离回收过程sys700，设置分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离回收过程sys700，其工作方式选自下列中的一种或几种：①在分离回收过程sys700，设置热高压分离过程mrp-thps；在热高压分离过程mrp-thps，加氢稳定反应产物mrp分离为热高分气mrp-thps-v和热高分液料mrp-thps-l；基于热高分液料mrp-thps-l，得到分离液mrp-l；②在分离回收过程sys700，设置热高压分离过程mrp-thps、冷高压分离过程mrp-chps；在热高压分离过程mrp-thps，加氢稳定反应产物mrp分离为热高分气mrp-thps-v和热高分液料mrp-thps-l；在冷高压分离过程mrp-chps，热高分气mrp-thps-v分离为冷高分气mrp-chps-v和冷高分液料mrp-chps-l；基于热高分液料mrp-thps-l和或冷高分液料mrp-chps-l，得到分离液mrp-l；③在分离回收过程sys700，设置热高压分离过程mrp-thps、温高压分离过程mrp-mhps、冷高压分离过程mrp-chps；在热高压分离过程mrp-thps，加氢稳定反应产物mrp分离为热高分气mrp-thps-v和热高分液料mrp-thps-l；在温高压分离过程mrp-mhps，热高分气mrp-thps-v分离为温高分气mrp-mhps-v和温高分液料mrp-mhps-l；在冷高压分离过程mrp-chps，温高分气mrp-mhps-v分离为冷高分气mrp-chps-v和冷高分液料mrp-chps-l；基于热高分液料mrp-thps-l和或温高分液料mrp-mhps-l，得到分离液mrp-l；④在分离回收过程sys700，设置带气体冷凝收集步骤mrp-lcd的热高压分离过程mrp-thps、冷高压分离过程mrp-chps；在热高压分离过程mrp-thps，加氢稳定反应产物mrp先分离为热高分气mrp-thps-v和热高分液料mrp-thps-l；热高分气mrp-thps-v，在气体冷凝收集步骤mrp-lcd降温分离为冷凝液mrp-lcd-l和脱液气mrp-lcd-v；在冷高压分离过程chps，脱液气mrp-lcd-v分离为冷高分气mrp-chps-v和冷高分液料mrp-chps-l；基于热高分液料mrp-thps-l和或冷凝液mrp-lcd-l，得到分离液mrp-l。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，在加工循环烃mr-krds配制的浆液mr-krds-mj的同时，加工其它供氢溶剂油bds配制的浆液bds-mj，其工作方式可以选自下列中的一种：①浆液mr-krds-mj、浆液bds-mj，混合后进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的反应器中；②浆液mr-krds-mj、浆液bds-mj，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的同一个反应器的相同反应空间中；③以浆液流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，浆液mr-krds-mj的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与浆液bds-mj混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中；④以油粉浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，浆液bds-mj的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与浆液mr-krds-mj混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，浆液mr-krds-mj进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与碳氢粉料加氢直接液化反应，首先接触的其它含浆液物料，可以选自下列中的一种或几种：①进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的其它浆液bds-mj；②碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的含浆液的循环物料；③碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的中间产物；④碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的最终产物。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的至少2个反应段，全部油粉浆原料进入第一反应段的反应过程中参与碳氢粉料加氢直接液化反应。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，煤粉的液化率大于85％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，煤粉的液化率为85～98％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，同时掺炼非煤基重油fd。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，同时掺炼非煤基重油fd；重油fd的裂化转化率大于90％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500nl/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间tru为0.5～4小时。在前反应段rua，供氢剂重量与煤粉重量的比例即剂煤比jk10为0.5～2.0；在后反应段rub，供氢剂重量与煤粉重量的比例即剂煤比jk20为0.5～2.0。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：后反应段rub的剂煤比jk20，是前反应段rua的剂煤比jk10的0.30～0.95。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：后反应段rub的剂煤比jk20，是前反应段rua的剂煤比jk10的0.45～0.80。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：后反应段rub的剂煤比jk20，是前反应段rua的剂煤比jk10的0.50～0.70。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；供氢溶剂ds的重量流率ds-w与煤粉ks的重量流率ks-w的比值为剂煤比k100＝(ds-w)/(ks-w)，k100为0.5～2.0。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化催化剂，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化催化剂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。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds。本发明的操作方式可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru为重油加氢反应过程，第一原料ru-f1为主要由重质烃hnbpc组成的重油ru-f1l；所述重质烃hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；在碳氢料加氢反应过程ru，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-ru-ds；供氢烃to-ru-ds，包括可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃sh的外来供氢烃out-to-ru-ds，包括循环烃mr-krds；供氢烃to-ru-ds的重量流率to-ru-ds-w与重油ru-f1l的重量流率重油ru-f1l-w的比值为剂油比kp80，kp80＝(to-ru-ds-w)/(ru-f1l-w)，kp70为0.05～1.0。本发明的操作方式可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru为重油加氢反应过程，第一原料ru-f1为主要由重质烃hnbpc组成的重油ru-f1l；所述重质烃hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua的重质烃hnbpc加氢热裂化反应转化率，选自下列中的一种或几种：①加氢热裂化反应转化率低于20％的反应阶段；②加氢热裂化反应转化率低于35％的反应阶段；③加氢热裂化反应转化率低于50％的反应阶段。本发明的操作方式可以是：(4)在分离回收过程sys700，设置分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离气mrp-v的去向，选自下列中的一种或几种：①至少一部分富氢气气体mrp-v，降温脱水、脱油后成为冷高压分离气mrp-v-chps-v，至少一部分mrp-v-chps-v作为循环氢使用返回煤加氢直接液化反应过程ru使用；②至少一部分富氢气气体mrp-v，降温脱水、脱油后成为冷高压分离气mrp-v-chps-v，至少一部分mrp-v-chps-v经过氢气提纯过程hupsys脱出至少一部分非氢气气体，得到高纯度氢气mrp-v-chps-v-ph；至少一部分高纯度氢气mrp-v-chps-v-ph作为循环氢使用返回煤加氢直接液化反应过程ru使用；③至少一部分富氢气气体mrp-v，降温脱水、脱油后成为温高压分离气mrp-v-kmhps-v，至少一部分温高压分离气mrp-v-kmhps-v自流进入煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力较低的反应区二次使用；④至少一部分富氢气气体mrp-v，自流进入煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力较低的反应区二次使用；⑤至少一部分富氢气气体mrp-v，进入后部反应区rub产物的回收过程。本发明的操作方式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua产物的回收过程，与后部反应区rub产物的回收过程，部分或全部共用。本发明的操作方式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua的气体产物的回收过程，与后部反应区rub的气体产物的回收过程，部分或全部共用。本发明的操作方式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua的液料产物的回收过程，与后部反应区rub的液料产物的回收过程，部分或全部共用。本发明的操作方式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua的浆液产物的回收过程，与后部反应区rub的浆液产物的回收过程，部分或全部共用。本发明的操作方式可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru为重油加氢反应过程，第一原料ru-f1为主要由重质烃hnbpc组成的重油ru-f1l；所述重质烃hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；在碳氢料加氢反应过程ru，使用主要由常规沸点为230～530℃的烃类组成的供氢烃to-ru-ds；50重量％以上的供氢烃to-ru-ds，由循环烃mr-krds提供；在碳氢料前部加氢反应过程rua，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-rua-ds；50重量％以上的供氢烃to-rua-ds，由循环烃mr-krds提供。本发明的操作方式可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru为重油加氢反应过程，第一原料ru-f1为主要由重质烃hnbpc组成的重油ru-f1l；所述重质烃hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；在碳氢料加氢反应过程ru，使用主要由常规沸点为230～530℃的烃类组成的供氢烃to-ru-ds；在碳氢料前部加氢反应过程rua，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-rua-ds；100重量％的供氢烃to-rua-ds，由循环烃mr-krds提供。附图说明以下结合煤加氢直接液化反应过程的一些具体流程类型的流程图，来描述本发明，但是，它不能限定本发明的应用领域和流程形式。本发明，所述一个反应段，至少包含一个煤加氢直接液化反应步骤和分离该反应步骤气液产物得到至少一个体积上主要由气相组成的含气物料和至少一个体积上主要由液料组成的含液物料的步骤；在所述一个反应段的反应步骤中，可以仅使用1台反应器，也可以串联使用2台或多台反应器；根据反应器是否具有气液分离功能，反应段中可能使用气液分离器或者不使用气液分离器。本发明煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化反应器系统的工作方式和结构形式，至少可以选自下列选项中的1种或几种：选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；选项2，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床反应器；选项3，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床反应器；选项4，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项5，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项6，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项7，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项8，反应器xrue，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；选项9，反应器xrue，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；选项10，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器；选项11，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项12，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流；选项17，具有2个上流反应区的顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床的组合式反应器；选项18，具有2个上流反应区的顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床的组合式反应器；选项19，具有2个上流反应区的顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床与沸腾床的组合式反应器。对煤加氢直接液化反应过程ru而言，由于纯逆流工作方式的逆流反应器本身就具有对原料煤浆中轻组分的加热、气提效果，因此，本发明特别适合于和液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器组合使用。对煤加氢直接液化反应过程ru而言，由于纯逆流工作方式的逆流反应器本身就兼有反应器、气液分离器功能，因此，1台纯逆流反应器就能构成一个完整的反应段。已知的使用气液逆流操作的加氢反应器的煤加氢直接液化反应工艺，有使用纯逆流反应器的pyrosol工艺，该工艺由德国煤液化公司gfk开发，为两段煤液化工艺，第一段为煤加氢液化，第二段为液化残渣的加氢焦化，其流程和技术描述见文献a01：①出版物名称：《煤炭直接液化》，121页至124页；②检索用图书编码：isbn978-7-122-02151-9；③编著：吴春来；④出版社：化学工业出版社本发明所述煤加氢直接液化反应过程ru，核心目的是在反应历程中煤逐步液化转变为液体油，因此，以煤粉或煤浆的主体流动方向为基准正向。这样，在1台纯逆流煤加氢直接液化反应器中，氢气主体流动方向属于逆向流动，浆液自上向下流动属于正向流动，浆液流动过程的前半段属于前反应段，浆液流动过程的后半段属于后反应段。同理，在2台纯逆流煤加氢直接液化反应器组成的2段反应过程中，第一反应器自中上部接收煤浆，第一反应器底部排出的浆液进入第二反应器中上部的流动属于正向流动，第二反应器自中下部接收氢气原料，第二反应器上部排出的气体进入第一反应器中下部的流动属于逆向流动，第一反应器属于前反应段，第二反应器属于后反应段。关于pyrosol工艺，本发明认为，其公开的逆流反应器的具有重大价值的核心工艺特点之一，其实就是逆流反应器顶部进料煤浆与热氢气逆流操作所具有的低沸点烃汽化脱离反应过程这一功能，他可以防止低沸点供氢溶剂在反应过程长期存留发生过多的热裂化反应，但是这一功能的使用价值没有被发觉，因为简单的纯逆流的气提蒸发功能导致该工艺几乎无法使用常规沸程为230～350℃的中质烃类的供氢溶剂，尽管这些供氢溶剂组分通常是双环结构的部分饱和的芳烃如四氢萘或四氢萘系物，是载氢量高的理性供氢溶剂组分；而本发明的出现，可以弥补纯逆流反应器的上述缺陷，从而对其进行技术改进。对于煤加氢直接液化反应过程，反应器内设置集液杯并使收集液通过循环泵加压形成液体产物循环操作的液体产物强制循环式悬浮床煤液化反应系统，是目前唯一被大规模工业装置成功应用的煤加氢直接液化反应器，同时它具有一项独特的优势，那就是利用液料和气相的密度差，在反应器顶部形成了液料与气相的相对分离，因此，1台这种反应器也能构成一个完整的反应段，只是其浆液产物含有少量气泡，其顶部产物是气液混相物料，当然可以控制大部分比如80～90％的浆液进入浆液产物，从而使顶部气液产物仅含有浆液产物的10～20％；由于多个反应段之间穿行的物料不是最终产品，因此，气体物料夹带一定数量的液料或者液料夹带一定数量的气料是可以接受的，气体夹带液料且被夹带液料可以循环返回时可以视之为附加的液料循环，液料夹带一定数量的气料且被夹带气料可以循环返回时可以视之为附加的气料循环，只要操作稳定，就可以省去反应器间的热高压分离器，从而可以为构建新的流程创造条件。对于煤加氢直接液化反应过程，其它不带气液分离功能的反应器排出的最终产品，均为气液混相物料，通常需要使用具有气液分离功能的分离罐，将气液混相物料分离为气体、液料分别回收；最终反应产物的气液分离罐，应使用清晰分离罐，通常希望气体产物尽可能不含有固体，希望液料产物尽可能不含气泡。从上述描述可以看出，由于在气液并流通过反应空间的反应器中无法进行最终气相产物的清晰脱尘、脱液功能，所以必须使用1台具有清晰脱尘、脱液功能的气液分离器。使用前端气液分离器、后端气液分离器共2个气液分离器的必要性和作用，在应用本发明的设置2个反应段的氢气逆流串联利用的煤加氢直接液化反应过程中，表现的更为直观，它也是最接近纯逆流反应器的最简单的近视操作流程。对于本发明煤加氢直接液化反应方法而言，涉及各种可能的流程形式，比如反应过程包含1个或2个或多个反应段。本发明煤加氢直接液化反应方法，可以含有至少2个或多个反应段，其中反应段之间存在浆液的串联流动，以浆液在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式，至少可以选择下述方式的1种或几种：①液料串联、氢气顺流的气液并流串联反应过程；②液料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；③液料串联、氢气并联操作的反应过程；④液料串联、有氢气逆流操作步骤的反应过程。对煤加氢直接液化反应过程ru而言，最后反应段排出浆液产物的方式，至少可以选择下述方式的1种或几种：①自最后反应段反应产物的气液分离过程排出，通常从热高压分离器下部排出；②自最后反应段的最后反应器中排出，比如自纯逆流反应器底部液相区排出，比如自反应器内的集液杯经导流管排出；一次浆液产物，可以经过旋流分离步骤脱出至少部分气泡后成为一次脱气浆液产物，可以经过脱气罐脱出超饱和气泡后成为一次脱气浆液产物，一次脱气浆液产物用作最终浆液产物降压后去回收系统。本发明，在许可的条件下，可以多使用循环烃mkds的加氢稳定转化物配制粉浆mkds-mj，从而降低大循环回路供氢溶剂油的数量；尽管本发明的目标是循环使用含有常规沸点为230～400℃烃组分的mr-krds，但是，允许循环物流含有常规沸程低于230℃的更轻的烃类、常规沸程高于400℃的更重的烃类。根据具体过程操作条件的变化，循环烃mr-krds中的大部分烃类，可以选自下列常规沸程中的1种或几种：①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；③常规沸点为230～300℃的常规液态烃。从以上操作目标可以看出，实现本发明目的方式至少有以下几种：在返回过程tloop，至少一部分循环烃mr-krds去碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应，工作方式，选自下列中的一种或几种：选择1，至少一部分循环烃mr-krds，自流返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择2，至少一部分循环烃mr-krds，返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择3，至少一部分循环烃mr-krds，换热升温后，返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择4，至少一部分循环烃mr-krds用作煤浆配制溶剂油配置煤浆mkds-mj，然后煤浆mkds-mj进入煤加氢直接液化反应过程，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择5，至少一部分循环烃mr-krds用作煤浆配制溶剂油配置煤浆mkds-mj，然后煤浆mkds-mj进入煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择6，至少一部分循环烃mr-krds，在洗涤步骤dw，作为气体rua-ps-v的洗涤油使用以洗涤脱出气体rua-ps-v中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体rua-ps-v中的部分烃类冷凝为液相dwl；至少一部分液相dwl返回煤加氢直接液化反应过程，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择7，至少一部分循环烃mr-krds，在洗涤步骤dw，作为气体rua-ps-v的洗涤油使用以洗涤脱出气体rua-ps-v中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体rua-ps-v中的部分烃类冷凝为液相dwl；至少一部分液相dwl返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择8，至少一部分液相dwl，返回煤加氢直接液化反应过程接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应之前，用作管道冲洗油或机泵冲洗油或仪表冲洗油。对于本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法而言，为了提高回流液收率，可以设置气提步骤bh-s气提反应产物浆液；实现浆料内中质烃组分汽化的方式不受限制，具体方式很多，按照对应的气提气物料bh的来源类型，至少可以选择下述物料的1种或几种：①碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru使用的新氢；②碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru使用的循环氢气；③碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru使用的氢气提浓后的循环氢气；④在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru中，排出浆液产物rua-lp的前部反应区的下游的反应区排出的富氢气物料或其衍生气体；⑤碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru配套的供氢溶剂加氢稳定反应过程的反应产物分离出的富氢气气体或其衍生气体；⑥碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru配套的碳氢粉料液化油加氢提质反应过程的反应产物分离出的富氢气气体或其衍生气体。使用气提氢气时，本发明形成了一种包含催化反应步骤和中馏分溶剂油的气提、加氢稳定、冷凝、回流步骤的“催化过程和高压分离”集成工艺，可充分发挥中质供氢溶剂的供氢能力，降低长循环回路供氢溶剂用量，提高过程经济性。本发明，与常规技术的煤加氢直接液化反应过程相比，流程复杂程度有所增加，但是能够有效降低长循环回路供氢溶剂油数量、降低煤液化生成油分离脱出固体过程的规模。本发明，在冷凝分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds的分离液mrp-l，分离气mrp-v的去向，选自下列中的一种或几种：①至少一部分分离气mrp-v，降温脱水、脱油后成为冷高压分离气mrp-v-chps-v，至少一部分mrp-v-chps-v作为循环氢使用返回煤加氢直接液化反应过程ru使用；②至少一部分分离气mrp-v，降温脱水、脱油后成为冷高压分离气mrp-v-chps-v，至少一部分mrp-v-chps-v经过氢气提纯过程rua-hupsys脱出至少一部分非氢气气体，得到高纯度氢气mrp-v-chps-v-ph；至少一部分高纯度氢气mrp-v-chps-v-ph作为循环氢使用返回煤加氢直接液化反应过程ru使用；③至少一部分分离气mrp-v，降温脱水、脱油后成为温高压分离气mrp-v-kmhps-v，至少一部分温高压分离气mrp-v-kmhps-v自流进入煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力较低的反应区二次使用；④至少一部分分离气mrp-v，自流进入煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力较低的反应区二次使用。对于本发明而言，对于2段反应过程，即使每段反应过程仅使用1台反应器，则仅2台反应器的不同结构形式的组合方式，至少有100多种，因此，采用穷举法列举本发明的可能流程形式，则具体形式太多。对于本发明而言，对于3段反应过程，即使每段反应过程仅使用1台反应器，则仅3台反应器的不同结构形式的组合，至少有1000多种，因此，采用穷举法列举本发明的可能流程形式，则具体形式太多，几乎无法全部描述。对于本发明而言，对于4段反应过程，即使每段反应过程仅使用1台反应器，则仅4台反应器的不同结构形式的组合，至少有10000多种，因此，采用穷举法列举本发明的可能流程形式，则具体形式太多，已经无法全部描述。对于本发明而言，对于多于4段反应过程的流程形式，采用穷举法列举其可能流程形式，则具体形式更是太多，已经无法全部描述。如果考虑在上述主流程的基础上增加重要的附加工艺特征，如至少部分气体产物越过相邻上段反应段而逆流进入更上游反应段，如多段反应过程的某一下游反应段含气产物独立回收而不参与氢气逆流串联操作，如至少部分液料产物越过相邻下游反应段而旁路进入更下游反应段，如多段反应过程的某一下游反应段液料产物返回上游反应段循环操作，等等，则采用穷举法列举其可能流程形式，则具体形式更是太多，已经无法全部描述。因此，本发明采用工艺概念文字描述和典型工艺流程图描述的组合方式，尽可能全面地表达本发明的工艺原理、流程构造原则，进而以概括性概念性语言描述本发明的基本工艺原理、流程构造基本原则；按照这些原则，可以构造出任意合适的技术应用形式，尽管它们没有在本发明说明书中全部直接描述，但是已经以隐含的方式作出了描述。图1是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的原则流程示意图。如图1所示，包含油煤浆配制过程m10、煤加氢直接液化反应过程ru的前部反应段rua、前部反应段rua产物ruap的热高压分离过程ruap-hs、煤加氢直接液化反应过程ru的后部反应段rub、后部反应段rub产物rubp的热高压分离过程rubp-hs、热高分气ruap-hs-v携带烃的加氢稳定得到循环烃mr-krds即sr-ds的过程mr-unit、热高分油rubp-hs-l的分离/分馏部分rubp-hs-l-dts、热高分气rubp-hs-v后置处理系统rubp-hs-v-gunit、加氢稳定过程mr-unit排出的富氢气体的后置处理系统ruap-hs-v-aunit、长流程循环溶剂加氢改性反应过程r20、r20产物热高压分离过程r20p-hs、热高分油r20p-hs-l的分离/分馏部分lr-dsf。如图1所示，与常规的煤加氢直接液化工艺不同，本发明设置了热高分气ruap-hs-v的加氢稳定过程mr-unit得到短流程循环烃mr-krds。如图1所示，长流程供氢溶剂lr-ds的前身物烃类r20f，经管道151进入溶剂油加氢稳定反应过程r20，在氢气、长流程溶剂油加氢稳定催化剂存在条件下发生芳烃加氢部分饱和反应，转化为富含供氢烃的产物r20p，分离产物r20p得到富含供氢烃的烃液物流ls-ds，作为煤粉sf配制油煤浆的溶剂油使用。如图1所示，根据需要，循环残液vsr经管道1451进入油煤浆配制过程m10，配入油煤浆ruf中。如图1所示，溶剂油加氢反应产物r20p，经管道155进入热高压分离过程r20p-hs分离为热高分气r20p-hs-v和热高分油r20p-hs-l。r20p-hs-v包含r20p中大部分氢气、部分低沸点烃，r20p-hs-v的回收方式有多种，可以是分离为烃油和循环使用的富氢气体。当r20p-hs-v的压力高于煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力时，至少一部分热高分气r20p-hs-v可被二次使用。如图1所示，经管道165进入煤加氢直接液化反应过程ru，比如用作煤加氢直接液化反应过程ru的前部反应器的入口氢气、后部反应器的入口添加氢气，比如用作煤加氢直接液化反应过程ru的冷却降温氢气、冲洗氢气、气提氢气；剩余热高分气r20p-hs-v，可用作热高分过程ruap-hs的气提气使用，或与基于ru产物的气相物流混合处理。如图1所示，热高分油r20p-hs-l包含r20p中部分低沸点烃、大部分高沸点烃，通常，至少一部分热高分油r20p-hs-l经管道166进入分离/分馏部分lr-dsf脱出低沸点组分后分离出长流程循环供氢溶剂lr-ds。如图1所示，长流程循环供氢溶剂lr-ds，可以经管道175、1751作为配浆溶剂油lr-ds-to-rua进入油煤浆配制过程m10，煤粉sf经管道101进入油煤浆配制过程m10，m10得到的油煤浆用作煤加氢直接液化反应过程ru的原料ruf如前部反应段进料煤浆ruaf；根据需要，在油煤浆配制过程m10，可以将煤加氢直接液化催化剂、硫化剂等配入油煤浆ruf中。如图1所示，富含供氢烃的全部油煤浆ruaf经管道111进入煤加氢直接液化反应过程ru的前部反应段rua中，在氢气、煤加氢直接液化催化剂存在条件下发生煤的溶胀、热解、加氢裂化、加氢稳定等煤液化加氢反应，同时发生可能存在的残液vsr的加氢饱和、加氢脱杂质氢解、加氢热裂化等反应，供氢溶剂ds起着供氢作用，供氢烃的脱氢产物可以再加氢转化为供氢烃重复供氢即起着传递活性氢的作用。如图1所示，全部油煤浆ruaf进入煤加氢直接液化前部反应段rua转化为煤加氢直接液化前部反应段产物ruap，产物ruap经管道121进入热高压分离过程ruap-hs分离为热高分气ruap-hs-v和热高分油ruap-hs-l。如图1所示，管道131输送的ruap-hs-v包含ruap中大部分氢气、部分低沸点烃，热高分气ruap-hs-v经过短流程循环供氢溶剂加氢改性过程mr-unit，产生短流程循环供氢溶剂sr-ds和富氢气体xh。如图1所示，富氢气体xh经管道341进入后置处理系统ruap-hs-v-aunit，分离回收富氢气体xh得到富氢气体xhv，通常还得到经管道196排出的烃油xhl。后置处理系统ruap-hs-v-aunit，通常至少包括富氢气体xh的冷却、注水洗涤、气液分离或气油水三相分离等过程，其目的是得到可以循环使用的富氢气体和回收富氢气体xh中的烃类，所述的气液分离或气油水三相分离过程的操作温度：通常为10～80℃、一般为20～70℃、宜为30～55℃。通常，至少一部分富氢气体xhv返回加氢过程循环使用，如图1所示，一部分富氢气体xhv作为rh-to-rua可通过管道195返回煤加氢直接液化前部反应段rua循环使用，一部分富氢气体xhv可以作为rh-to-r20可通过管道196进入溶剂油加氢稳定反应过程r20使用，如图1所示，新氢fh经管道250输送，一路rua-hf可通过管道251进入煤加氢直接液化前部反应段rua用作化学耗氢等使用，一路rub-hf可通过管道253进入煤加氢直接液化后部反应段rub用作化学耗氢等使用，一路r20-hf可通过管道252进入循环溶剂加氢改性反应过程r20用作化学耗氢等使用。如图1所示，热高分油ruap-hs-l经管道132进入煤加氢直接液化反应过程ru的后部反应段rub中，在氢气、煤加氢直接液化催化剂存在条件下发生煤液化加氢反应，供氢溶剂ds起着供氢作用，供氢烃的脱氢产物可以再加氢转化为供氢烃重复供氢即起着传递活性氢的作用。如图1所示，后部反应段rub转化为煤加氢直接液化后部反应段产物rubp，产物rubp经管道1401进入热高压分离过程rubp-hs分离为热高分气rubp-hs-v和热高分油rubp-hs-l。如图1所示，管道1403输送的rubp-hs-v包含rubp中大部分氢气、部分低沸点烃，热高分气rubp-hs-v进入后置处理系统rubp-hs-v-gunit，分离回收热高分气rubp-hs-v得到富氢气体rub-xhv，通常还得到经管道1415排出的烃油rub-xhl。后置处理系统rubp-hs-v-gunit，通常至少包括富氢气体rubp-hs-v的冷却、注水洗涤、气液分离或气油水三相分离等过程，其目的是得到可以循环使用的富氢气体和回收富氢气体中的烃类，所述的气液分离或气油水三相分离过程的操作温度：通常为10～80℃、一般为20～70℃、宜为30～55℃。通常，至少一部分富氢气体rub-xhv返回加氢过程ru如后部反应段rub循环使用，如图1所示，至少一部分富氢气体rub-xhv可以作为rh-to-rub可通过管道1411返回后部反应段rub循环使用，根据需要，至少一部分富氢气体rub-xhv可以进入前部反应段rua使用或进入溶剂油加氢稳定反应过程r20使用。根据需要，后置处理系统rubp-hs-v-gunit、后置处理系统ruap-hs-v-aunit，可以部分或全部共用。如图1所示，热高分油rubp-hs-l经管道1408进入热高分油rubp-hs-l的分离/分馏部分rubp-hs-l-dts分离出气体、液化产物馏分油ml、液化残渣vs。通常，部分液化产物馏分油ml作为产物tp1经管道148进入下游加工步骤，部分液化产物馏分油ml可以作为供氢剂前生物r20f-a经管道143进入溶剂油加氢稳定反应过程r20和或mr-unit中。如图1所示，通常，部分液化残渣vs作为产物vsp经管道1452进入下游加工步骤，有排出固体废料的作用，根据需要，部分液化残渣vs作为循环残液vsr经管道1451的进入油煤浆配制过程m10，配入油煤浆ruf中。煤加氢直接液化反应过程ru产生煤加氢直接液化生成油rup-o，通常，在热高分油rubp-hs-l的分离部分rubp-hs-l-dts使用的减压蒸馏塔的塔底，得到主要由常规沸点高于500～540℃的烃组分和固体组成的减压塔底含固液料vs即本发明所述残液，多数工艺将部分减压塔底含固液料vs返回煤加氢直接液化反应过程ru作为循环料vsr以多次重复利用部分催化剂颗粒、深度转化部分重质烃(胶质、沥青烯、前沥青烯)，同时排出部分减压塔底含固液料vs作为残液产品vsp以排出废催化剂颗粒、无法液化的煤碳骨架颗粒，同时残液vs中夹带着重质烃如油分、胶质、沥青烯、前沥青烯，残液vs的软化点通常高于100～150℃。返回煤加氢直接液化反应过程ru的循环残液vsr，因为含有无法液化的废催化剂颗粒、无法液化的煤碳骨架颗粒，同时夹带的部分重质烃是难以加氢轻质化的多环芳烃、胶质、沥青烯、前沥青烯，因此循环料vsr的存在，虽然能够回收部分油品，但是显著恶化了煤加氢直接液化反应过程ru及其相关系统的操作条件，缩短了连续运行周期、限制或压缩了原料煤种范围(主要是对粉煤的灰分含量和惰质组含量提出了上限要求)。如图1所示，本发明形成了煤加氢直接液化反应过程用轻质溶剂油的短循环流程。溶剂油加氢稳定反应过程r20，可以加工来自管道143的馏分油r20f-a，可以加工rubp-hs-v-gunit排出的经管道1415输送的沸程合适的馏分油r20f-b如温高分分离过程得到的温高分油，也可以加工其它合适的馏分油。溶剂油加氢稳定反应过程r20，可以加工2个或多个供氢烃前身物，可以采用混合原料烃的同步加氢方式。溶剂油加氢稳定反应过程r20，其加工的2个供氢烃前身物的沸程、分子结构可能差异较大时，这2路烃物流可以采用不同步的加氢方式，比如可以是馏分油r20f-a经过预加氢所得预加氢产物与馏分油r20f-b混合后一并加氢；比如可以是馏分油r20f-b经过预加氢所得预加氢产物与馏分油r20f-a混合后一并加氢；比如可以是馏分油r20f-a、馏分油r20f-b并联分别加氢后所得产物混合一并分离；比如可以是馏分油r20f-a、馏分油r20f-b并联分别加氢后所得产物混合一并后再次加氢；比如可以是馏分油r20f-a、馏分油r20f-b分别加氢后所得产物分别进行热高压分离，每个热高分气的至少一部分进入煤加氢直接液化反应过程ru。如图1所示，溶剂油加氢稳定反应过程r20，可以加工的2个或多个供氢烃前身物，在一套高压系统内进行，因此投资较小、能耗较低。如图1所示，本发明设置了利用热高分气ruap-hs-v中的烃组分制备短流程循环溶剂加氢改性过程mr-unit，总体目标是：①利用热高分气ruap-hs-v中的烃组分制备短流程循环供氢溶剂sr-ds；②回收热高分气ruap-hs-v中的没有进入短流程循环溶剂加氢改性过程mr-unit的旁路氢气，这些旁路氢气可经管道341进入后置处理系统rup-hs-v-aunit联合处理。如图1所示，在短流程循环溶剂加氢改性过程mr-unit，根据需要，可能使用经管道315输送的原料xf比如新氢或循环氢物流或气体氢气，根据实际流程方案的需要，可能产生经管道390输送的物料xp比如含氢气和或含烃的产物或经管道391输送进入后部反应段rub的供氢剂。如图1所示，在煤加氢直接液化反应过程ru，前部反应段rua可以仅使用供氢剂sr-ds，此时，前部反应段rua仅使用少量高沸点供氢剂。当然，前部反应段rua可以同时使用短程供氢剂sr-ds、长程供氢剂lr-ds。如图1所示，在煤加氢直接液化反应过程ru，后部反应段rub可以仅直接接受长程供氢剂lr-ds，此时，后部反应段rub可以仅使用较少的低沸点供氢剂。当然，后部反应段rub可以同时使用短程供氢剂sr-ds、长程供氢剂lr-ds。本发明的主要目的是，对于碳氢料加氢反应过程ru，基于前部反应段产物ruap得到分离气rua-ps-v，基于分离气rua-ps-v携带的烃类，经过加氢稳定反应过程mr得到含供氢烃产物mrp，基于产物mrp向前部反应段rua提供含供氢烃的循环烃物流mr-krds，附图2～图21示出了几种工作方式。图2是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃的mr-unit的第1种技术方案的原则流程示意图。如图2所示，是热高分气ruap-hs-v直接进入反应过程mr的后置式在线加氢稳定方法，其工艺目的是：分离加氢稳定产物mrp得到烃油mrp-ts-l，烃油mrp-ts-l降压后脱出低沸点组分得到循环烃物流mr-krds；其流程包括：制备短流程循环溶剂的加氢改性反应过程mr、mr产物mrp的热高压分离过程mrp-hs、可能使用的输送泵ka-pump、可能使用的分离过程s500。如图2所示，短流程供氢溶剂sr-ds的前身物是热高分气ruap-hs-v中的烃类，热高分气ruap-hs-v经管道131进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程mr，在氢气、短流程供氢溶剂油加氢稳定催化剂存在条件下发生芳烃加氢部分饱和反应，转化为富含供氢烃的产物mrp。如图2所示，根据需要，氢气物流mrhf经管道3155进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程mr。如图2所示，产物mrp经管道311进入高压分离过程mrp-ts分离为气体mrp-ts-v即xh2和液体mrp-ts-l，mrp-ts-v作为物流xh2使用。如图2所示，高压分离过程mrp-hs，可使用任意合适的操作条件，通常尽量少冷凝常规沸点低于200℃的烃类组分。通常mrp-ts-l主要由常规沸点高于280℃或者高于230℃的烃类组成，所述的气液分离过程的操作温度：可以为20～420℃、通常为150～330℃、一般为180～280℃、宜为200～250℃。如图2所示，根据需要，高压分离过程mrp-ts，可以使用经管道3158输送的气提氢气mrp-ts-bv接触热高压分离过程mrp-ts存在的液体，以气提其中的低沸点组分、杂质组分，气提气最终可以进入热高分气mrp-ts-v中。关于图2所示方案，其优点是重复使用热高分气ruap-hs-v中氢气且流程简单，其缺点是不能避免热高分气ruap-hs-v的杂质气体如h2o、nh3、co、co2、hcl的引入mr，这些杂质气体严重恶化了mr催化剂操作效能(导致mr催化剂寿命短、供氢溶剂质量不稳定)。因此，该流程特别适合于杂质气体含量低的反应过程如重油加氢热裂化反应过程的热高分气ruap-hs-v，相对而言，不太适合于杂质气体含量高的反应过程如煤加氢直接液化反应过程的热高分气ruap-hs-v。如图2所示，热高分气ruap-hs-v直接进入了反应过程mr，因此，液体mrp-ts-l的操作压力低于煤加氢直接液化前部反应段rua的操作压力，液体mrp-ts-l经管道351、降压阀f77、管道3161输送用作s500-f。如图2所示，可以设置脱轻组分步骤s500，可以将至少一部分mrp-ts-l作为脱轻组分步骤s500的进料s500-f使用，分离为主要由常规沸点高于100℃的烃组分组成的脱轻组分液s500-l和其它分离产物s500-lb。在脱轻组分步骤s500，s500-f通常分离出主要由常规沸点高于200℃、一般主要由200～400℃的烃组分组成的脱轻组分凝液s500-l。然后，至少一部分脱轻组分凝液s500-l，可以作为循环烃mr-krds使用，比如作为煤浆配制溶剂油，在煤浆配置部分m10配制煤浆，并进入煤加氢直接液化反应过程的前部反应段rua中，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。当然，部分脱轻组分凝液s500-l，可以进入煤加氢直接液化反应过程的后部反应段rub中，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。如图2所示的脱轻组分步骤s500，根据分离操作目标可使用任意合适的操作条件，通常使用分离器、汽提塔、分馏塔其中的一种或几种设备。图3是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃部分mr-unit的第2种技术方案的原则流程示意图。如图3所示，与图2所示方案相比，增加了高压分离液mrp-hs-l经过泵ka-pump增压后，经管道352输送直接作为循环烃mr-krds即sr-ds-to-rua使用。如图3所示，产物mrp经管道311进入热高压分离过程mrp-hs分离为热高分气mrp-hs-v和热高分油mrp-hs-l，热高分气mrp-hs-v作为物流xh2使用，热高分油mrp-hs-l用作物流sr-ds。如图3所示，热高压分离过程mrp-hs，其目的是得到供氢烃和分离出其它组分组成的气体，可使用任意合适的操作条件，通常尽量少冷凝常规沸点低于200℃的烃类组分。通常热高分油mrp-hs-l主要由常规沸点高于280℃或者高于230℃的烃类组成，所述的气液分离过程的操作温度：通常为150～330℃、一般为180～280℃、宜为200～250℃。如图3所示，热高分气ruap-hs-v直接进入了反应过程mr，因此，热高分油mrp-hs-l的操作压力低于煤加氢直接液化前部反应段rua的操作压力，热高分油mrp-hs-l经管道351进入泵ka-pump加压后，可以经管道352进入煤加氢直接液化前部反应段rua用作物流sr-ds。如图3所示，根据需要，热高压分离过程mrp-hs，可以使用经管道3158输送的气提氢气mrp-hs-bv接触热高压分离过程mrp-hs存在的液体，以气提其中的低沸点组分，气提气最终可以进入热高分气mrp-hs-v中。如图3所示，可以设置脱轻组分步骤s500，可以将部分mrp-hs-l作为脱轻组分步骤s500的进料s500-f使用。图4是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃部分mr-unit的第3种技术方案的原则流程示意图。如图4所示，与图3所示方案相比，增加了加氢改性反应产物mrp的预分离过程mrp-ps，预分离过程mrp-ps通常为热高压分离过程，其目的是分离出部分高沸点供氢烃组分作为预分离液mrp-ps-l单独使用。如图4所示，产物mrp经管道311进入预分离过程即热高压分离过程mrp-ps，分离为热高分气mrp-ps-v和热高分油mrp-ps-l。如图4所示，热高压分离过程mrp-ps，其目的是得到高沸点供氢烃和分离出其它组分组成的气体，可使用任意合适的操作条件，通常尽量少冷凝常规沸点低于350℃的烃类组分。通常热高分油mrp-ps-l主要由常规沸点高于300℃或者高于380℃的烃类组成，所述的气液分离过程的操作温度：通常为150～330℃、一般为180～280℃、宜为200～250℃。如图4所示，热高分气mrp-ps-v进入了热高压分离过程mrp-hs中，其中携带的供氢烃主要由常规沸点低于350℃或者低于400℃的烃类组成。如图4所示，热高分油mrp-ps-l可以经过泵ka2-pump增压后，经管道32输送作为供氢烃物流sr-ds-to-ru去后部反应段rub；当然也可以去前部反应段，其注入点位置可以不同于sr-ds-to-rua物流的注入点。如图4所示，可以设置脱轻组分步骤s520，可以将至少一部分mrp-ps-l作为脱轻组分步骤s520的进料s520-f使用，分离为主要由常规沸点高于100℃的烃组分组成的脱轻组分液s520-l和其它分离产物s520-lb。在脱轻组分步骤s520，s520-f通常分离出主要由常规沸点高于200℃、一般主要由200～400℃的烃组分组成的脱轻组分凝液s520-l。然后，至少一部分脱轻组分凝液s520-l，可以作为供氢烃物流sr-ds-to-ru使用，比如作为煤浆配制溶剂油，在煤浆配置部分m10配制煤浆，并进入煤加氢直接液化反应过程的前部反应段rua中，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。当然，部分脱轻组分凝液s520-l，可以进入煤加氢直接液化反应过程的后部反应段rub中，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。如图4所示的脱轻组分步骤s520，根据分离操作目标可使用任意合适的操作条件，通常使用分离器、汽提塔、分馏塔其中的一种或几种设备。为了克服图2～图4所示方案的缺点，提出了图5～图11所示的设置热高分气ruap-hs-v的温高压分离过程ruap-hs-v-ms的流程，热高分气ruap-hs-v在温高压分离过程ruap-hs-v-ms分离为温高分气ruap-hs-v-ms-v和温高分油ruap-hs-v-ms-l，温高分油ruap-hs-v-ms-l进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程mr，其优点避免热高分气ruap-hs-v的杂质气体如h2o、nh3、co、co2、hcl的引入mr，从而改善mr催化剂操作效能(提高催化剂工作活性、延长mr催化剂寿命短、提高供氢溶剂质量稳定性)。因此，该流程特别适合于杂质气体含量高的反应过程如煤加氢直接液化反应过程的热高分气ruap-hs-v相对而言，不太适合于杂质气体含量低的反应过程如重油加氢热裂化反应过程的热高分气ruap-hs-v。图5是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃部分mr-unit的第4种技术方案的原则流程示意图。如图5所示，与图2所示方案相比，增加了温高压分离过程ruap-hs-v-ms，热高分气ruap-hs-v经管道131进入温高压分离过程ruap-hs-v-ms，分离为温高分气ruap-hs-v-ms-v和温高分油ruap-hs-v-ms-l，温高分油ruap-hs-v-ms-l经管道305进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程mr，热高分气mrp-hs-v作为物流xh1使用。如图5所示，根据需要，温高压分离过程ruap-hs-v-ms，可以使用经管道3151输送的气提氢气ruap-hs-v-ms-bv接触温高压分离过程ruap-hs-v-ms存在的液体，以气提其中的低沸点组分、杂质组分，气提气最终可以进入温高分气ruap-hs-v-ms-v中。如图5所示，温高压分离过程ruap-hs-v-ms，其目的是得到供氢烃前身物和分离出其它组分组成的气体，可使用任意合适的操作条件。通常温高分油ruap-hs-v-ms-l主要由常规沸点高于250℃或者高于200℃的烃类组成，所述的温高压分离过程ruap-hs-v-ms的气液分离过程的操作温度：通常为150～330℃、一般为180～280℃、宜为200～250℃。关于图5所示方案，其优点是避免了热高分气ruap-hs-v的杂质气体如h2o、nh3、co、co2、hcl进入反应过程mr，其缺点是热高分气ruap-hs-v中的氢气无法重复使用，如果加氢稳定反应产物mrp中的氢气没有被重复使用，将会导致氢气系统流程复杂、投资大。图6是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃部分mr-unit的第5种技术方案的原则流程示意图。如图6所示，与图3所示方案相比，增加了温高压分离过程ruap-hs-v-ms，热高分气ruap-hs-v经管道131进入温高压分离过程ruap-hs-v-ms，分离为温高分气ruap-hs-v-ms-v和温高分油ruap-hs-v-ms-l，温高分油ruap-hs-v-ms-l经管道305进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程mr，热高分气mrp-hs-v作为物流xh1使用。图7是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃部分mr-unit的第6种技术方案的原则流程示意图。如图7所示，与图4所示方案相比，增加了温高压分离过程ruap-hs-v-ms，热高分气ruap-hs-v经管道131进入温高压分离过程ruap-hs-v-ms，分离为温高分气ruap-hs-v-ms-v和温高分油ruap-hs-v-ms-l，温高分油ruap-hs-v-ms-l经管道305进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程mr，热高分气mrp-hs-v作为物流xh1使用。图8是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃部分mr-unit的第7种技术方案的原则流程示意图。如图8所示，与图6所示方案相比，在流程上将短流程供氢溶剂的增压泵ka-pump取消，增加了温高分油kb-punp增压泵，将反应过程mr、mr产物mrp的热高压分离过程mrp-hs的操作压力提高，使其高于煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力，形成前置式在线加氢稳定方法。如图8所示，温高分油ruap-hs-v-ms-l经管道305经过泵kb-pump加压后，经管道307进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程mr。如图8所示，温高分气ruap-hs-v-ms-v经管道301进入后置处理系统ruap-hs-v-aunit。如图8所示，热高分气mrp-hs-v经管道341输送，可以进入煤加氢直接液化反应过程ru的需要位置。关于图8所示方案，其优点是避免了热高分气ruap-hs-v的杂质气体如h2o、nh3、co、co2、hcl进入mr，加氢稳定反应产物mrp中的氢气可以重复使用且流程简单，并且氢气的二次使用可以是多流程点多处作为新氢、急冷氢、冲洗氢、气提氢气等使用，短流程供氢溶剂油的使用可以是多流程点多处作为供氢剂、冲洗油、冷却油等使用，灵活性更大。图9是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃部分mr-unit的第8种技术方案的原则流程示意图。如图9所示，与图7所示方案相比，在流程上将短流程供氢溶剂的增压泵ka-pump、增压泵ka2-pump取消，增加了温高分油kb-punp增压泵，将反应过程mr、mr产物mrp的热高压分离过程mrp-hs的操作压力提高，使其高于煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力，形成前置式在线加氢稳定方法。图10是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃部分mr-unit的第9种技术方案的原则流程示意图。如图10所示，与图8所示方案相比，在流程上将mr产物mrp直接作为含供氢烃物流循环烃物流mr-krds使用，也使产物mrp中的氢气被二次使用，取消了后部的分离、输送流程。如图10所示，反应过程mr、mr产物mrp的热高压分离过程mrp-hs的操作压力，高于煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力，形成前置式在线加氢稳定方法，至少一部分产物mrp作为含供氢烃物流循环烃物流mr-krds使用，进入煤加氢直接液化反应过程ru的前部反应段rua；当然，部分产物mrp可以进入煤加氢直接液化反应过程ru的后部反应段rub。图11是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v中烃油制备短流程供氢烃部分mr-unit的第10种技术方案的原则流程示意图。如图11所示，与图9所示方案相比，在流程上将mr产物mrp直接作为含供氢烃物流循环烃物流mr-krds使用，也使产物mrp中的氢气被二次使用，取消了后部的分离、输送流程。如图11所示，反应过程mr、mr产物mrp的热高压分离过程mrp-hs的操作压力，高于煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力，形成前置式在线加氢稳定方法，至少一部分产物mrp作为含供氢烃物流循环烃物流mr-krds使用，进入煤加氢直接液化反应过程ru的前部反应段rua；当然，部分产物mrp可以进入煤加氢直接液化反应过程ru的后部反应段rub。图12是本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法的用热高分气ruap-hs-v脱出重烃后制取反应过程mr进料mr-f的原则流程示意图。如图12所示，热高分气ruap-hs-v经管道131进入热高压分离过程ap-hs，分离为热高分气ap-hs-v和热高分油ap-hs-l；热高分油ap-hs-l经管道1311输送，可以作为半程供氢剂使用，热高分气ap-hs-v作为进料mr-f经管道1312进入短流程供氢溶剂油加氢稳定反应过程mr。如图12所示，热高压分离过程ap-hs，其目的是脱出重烃后制取反应过程mr的低重质烃进料mr-f，可使用任意合适的操作条件。通常热高分油ap-hs-l主要由常规沸点高于400℃或者高于450℃的烃类组成，所述的热高压分离过程ap-hs的气液分离过程的操作温度：通常为300～480℃、一般为350～440℃、宜为380～420℃。关于图12所示方案，其优点是避免了热高分气ruap-hs-v中夹带的高沸点烃进入反应过程mr，降低操作苛刻度。如图12所示，根据需要，热高压分离过程ap-hs，可以使用经管道3152输送的气提氢气ap-hs-bv接触热高压分离过程ap-hs存在的液体，以气提其中的低沸点组分、杂质组分，气提气最终可以进入ap-hs-v中。可以使用图12所示方案，对图2～图11所示技术方案进行改造。图13是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的工艺原则流程图。如图13所示，在气提步骤bs700，来自煤加氢直接液化反应过程ru的前部反应区rua的含浆液产物的物料rua-x-lp，与含气提气物料bg10完成至少一次接触后分离为气体bs700-v和浆液bs700-l，使物料rua-x-lp的浆液中的至少一部分常规沸点为230～400℃的烃类汽化进入气体bs700-v中，气体bs700-v中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量，大于物料rua-x-lp的气相中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量、物料bg10的气相中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量之和。含浆液产物的物料rua-x-lp，可以是基本不含气泡的浆液，如气液混相反应产物的热高分离器排出的浆液；含浆液产物的物料rua-x-lp，可以是含有少量气泡的浆液，如设置集液杯的悬浮床反应器由集液杯排出的浆料；含浆液产物的物料rua-x-lp，可以是气液反应产物。含气提气物料bg10，可以是基本不含液相或浆液的气体，如新氢或循环氢气或脱液气体，也可以是下游反应段rub排出的气体或含气体物料，甚至可以是来自其它加氢过程的气体，如溶剂油加氢稳定反应过程排出的氢气(最好是脱液氢气、)、加氢提质过程排出的氢气(最好是脱液氢气)；含气提气物料bg10，可以是含有少量液相或浆液的气体，如气液反应产物的热高分离器排出的夹带液滴或浆料的气体；含气提气物料bg10，可以是气液反应产物，如设置集液杯的悬浮床反应器由集液杯排出大部分浆液产物时反应器顶部排出的气液混相产物。图14～图18是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的几种典型气提和气液分离方式的工艺原则流程图。气液分离器，可以设置隔板分隔出2个或多个气液分离子空间，比如有的子空间用于气液进料的气液分离，有的子空间用于浆液和气提气的气提操作。图14是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的第1种设备结构功能示意图。如图14所示，可能含液相或浆液的含气提气物料bg10，与可能含气泡的含浆液产物的物料rua-x-lp，在进入气液分离空间之前的混合空间混合成混合物mf700后进入气液分离空间如气液分离罐，混合位置可以是管道内或管道的混合器中甚至可以是反应器中或气液分离器内的混合器中；在气液分离空间如热高压分离器bs700中，分离为向上流动的气体bs700-v和向下流动的液体bs700-l。图15是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的第2种设备结构功能示意图。如图15所示，可能含液相或浆液的含气提气物料bg10，在热高压分离器bs700的下部空间进行气液分离，分离为向上流动的气体bg10-v和液体bg10-l；可能含气泡的含浆液产物的物料rua-x-lp在热高压分离器bs700的上部空间进行气液分离，分离为向上流动的气体rua-x-lp-v和液体rua-x-lp-l，液体rua-x-lp-l分布后向下流过设置于中上段的人字形塔板区域z1，在此与向上流动的气体bg10-v逆流接触进行汽化闪蒸后成为液体bs700-i-lp下落到下部空间da；气提传质段z1上升气相和rua-x-lp-v，混合后作为热高分气bs700-v；液体bs700-i-lp和液体bg10-l，混合后作为bs700-l。图16是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的第3种设备结构功能示意图。如图16所示，可能含液相或浆液的含气提气物料bg10，与可能含气泡的含浆液产物的物料rua-x-lp，在进入气液分离空间之前的混合空间混合成混合物mf700后进入气液分离空间如气液分离罐；在气液分离空间如热高压分离器bs700中的a区，分离为向上流动的气体mf700-v和向下流动的液体mf700-l；同时，联合分离的物料mf600，在气液分离空间如热高压分离器bs700中的b区，分离为向上流动的气体mf600-v和向下流动的液体mf600-l；气体mf700-v和气体mf600-v，混合后作为热高分气bs700-v；液体mf700-l和液体mf600-l，混合后作为bs700-l；此时的分离罐bs700e，是一种使用分隔板形成相对独立的2个分离空间的组合分离器，分隔板gb的上部、下部气相空间连通。图17是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的第4种设备结构功能示意图。图17所示是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的第4种设备结构及功能，与图6所示是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的第3种设备结构及功能的差别在于；分隔板gb的上部气相空间连通、下部气相空间不连通，分隔板gb的下部液相空间连通。图18是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的第5种设备结构功能示意图。图18所示是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的第5种设备结构及功能，与图7所示是本发明的含浆液产物的物料的清晰气提步骤bs700的第4种设备结构及功能的差别在于：分隔板gb的上部气相空间连通、下部气相空间不连通、下部液相空间也不连通，分离罐bs700e，排出2个液料产品，一个液料产品是mf700-l即bs700-l1，一个液料产品是mf600-l即bs700-l2。图19是本发明的含浆液产物的物料的模糊气提步骤bs750的工艺原则流程图。如图19所示，在气提步骤bs750，来自煤加氢直接液化反应过程ru的含浆液产物的物料rua-x-lp，与含气提气物料bg10完成至少一次接触后分离为一个相对气液体积比大的富气物料bs750-mv、一个相对气液体积比小的富液物料bs750-ml，使物料rua-x-lp的浆液中的至少一部分常规沸点为230～400℃的烃类汽化进入富气物料bs750-mv中，富气物料bs750-mv中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量流量，大于物料rua-x-lp的气相中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量流量、物料bg10的气相中的常规沸点为230～400℃的烃类的重量之和；这种工作方法存在于用于气液产物部分脱液或者部分脱气的气液分离空间，如设置集液杯的悬浮床加氢反应器在集液杯上部的气液分离空间所具有的气液产物部分脱液功能区。图20～图28是本发明的几种典型结构反应器的气提方式或和循环烃mr-krds返回方式的工艺原则流程图。气提气，可以在某一个反应段所包含的串联操作的反应器之间的输料管道中加入。气提气，可以在反应器内加入，并且根据需要可以在气提气的加入位置之后设置气液混合区和再分配盘，可以设置反应器器壁挡板、锥形开孔遮蔽挡板，减少喷出的氢气干扰下部空间的流场的对称性、稳定性。气提气，通常为富氢气气体，因此，在反应器内注入气体氢气，可以同时具有补充氢气或增加氢气分压的作用，也利于降低注入气提氢气之前的反应段的气液体积比，增加反应空间的液含率，提高反应空间效率。图20是本发明的纯逆流反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。如图20所示本发明的纯逆流反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，煤加氢直接液化反应过程使用1台煤加氢直接液化反应器ru-x，是使用液体原料上进料而液体产物下排料、含气物料原料下进料而气相产物上排料的逆流反应器；逆流反应器的底部有液料脱气泡段、上部有气体脱液段；通常，包含液体、固体同时可能夹带气相的液料原料rxlf，通过反应器中上部的分布器x51均匀分布到反应器的水平截面上；包含气体同时可能夹带浆液的氢气进料rxh，通过反应器中下部的分布器x55均匀分布到反应器的水平截面上；在逆流反应器的主反应区，液料主体流向为下行，气泡相气体主体流向为上行。如图20所示，在逆流反应器内，分布器x51以上存在大量液体的区域为液体脱气区，用于气液分离，顶部气相区即动态液面以上的区域为气体脱液区，气体产物自顶部排出反应器；分布器x55以下附近区域为产物液体脱气区，用于气液分离；逆流反应器底部区域为产物液体缓冲区，用于调节脱气液体产物的停留时间；逆流反应器底部结构，宜为锥形，液体产物的排料口最好开设在锥形底上，锥形底的锥角φ通常为30°≤φ≤120°，一般为30°至90°，宜为40°至50°。如图20所示，由于逆流反应器的底部为锥形底，当未反应完全或反应后残留的煤粉、灰分或半焦将聚集并通过该锥形底，借助于锥形底的滑动排料功能，灰分等固体能够顺利地完全排出逆流反应器，而不会在逆流反应器底部淤积，从而确保高灰煤加氢直接液化过程的连续运转。由于利用锥形底对含固液相产物进行收集、排出，因此该煤加氢直接液化反应器内没有对固体进行收集的活动部件，结构简单，固体颗粒不易在反应器筒体内沉积，从而实现煤加氢直接液化反应器长周期、平稳地运行。锥形底可将未反应的煤、催化剂、煤中的灰以及重质油有效排出煤加氢直接液化反应器，而不会沉积在反应器筒体内，如果这些固体沉积，将导致反应有效空间减小，降低煤加氢直接液化反应器的处理量，增加反应热点，增加煤加氢直接液化反应器操作风险。如图20所示，煤加氢直接液化逆流反应器系统还包括用于监测液位高度的液位传感器x75和液位控制阀x78，液相产物经过排放管路、液位控制阀、管路后，去下段反应器；最后一段反应器排出的液料产物，通常去中压或低压气液分离系统脱气后得到煤加氢直接液化生成油物料，煤加氢直接液化生成油物料通常经过分馏部分分离为窄馏分油品和含固体的残渣，合适沸程的液化生成油馏分经过部分芳烃加氢饱和的加氢稳定反应过程后，作为供氢溶剂油配制煤浆进入煤加氢直接液化反应过程使用，剩余的合适沸程的液化生成油馏分作为产品去加氢提质反应过程或者经过加氢稳定反应过程后再去加氢提质反应过程。如图20所示，液位控制阀x78设置在排放管路上，液位传感器x75信号与液位控制阀x78连接，通过液位传感器x75对反应器筒体内的液位进行监控，然后液位传感器x75将检测到的液位信号输送至液位控制阀x78，液位控制阀x78根据接受到的液位信号来控制开度调节产物排放速度，使得反应液位保持稳定的液位高度，一方面可以防止冲塔，另一方面可以有效控制物料在煤加氢直接液化反应器内的停留时间。液位传感器x75可以是放射性核料液位计、也可以是膜盒差压液位计，优选为放射性核料液位计。另外，高压差液位控制阀x78，通常使用耐高温、耐磨材料。如图20所示，在反应器ru-x系统，新鲜油煤浆rxlf进入反应器ru-x的中上部，经过分布器x51均匀分布到反应器ru-x的水平截面上，然后下行；氢气进料rxvf通过反应器ru-x中下部的分布器x55均匀分布到反应器ru-x的水平截面上，然后上行；可能使用的补充氢气rxh和其它进料气体rxv，作为rxvf使用；气体产物ru-x-pv即rua-x-pv自顶部排出反应器ru-x，液料产物ru-x-lp即rub-x-lp在调节阀x78的流量控制下自底部排出反应器ru-x，去下游操作过程。如图20所示，对于单台纯逆流反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，循环烃mr-krds进入反应器ru-x的中上部位于分界线zline之上的区间，分界线zline位于分布器x51、x55之间的大约中间位置；循环烃mr-krds的位置低于分布器x51且不能离x51太近，因为循环烃mr-krds进入反应器后，在下行过程中会逐步被逆流气体气提蒸发，循环烃mr-krds的汽化部分会快速离开反应区间而不能穿行前部反应区，从而过多的降低操作效率；循环烃mr-krds的位置高于分界线zline但是不宜或不能低于分界线zline，因为，循环烃mr-krds进入反应器后，在下行过程中不能及时汽化的组分会进入浆液产物ru-x-lp中，或者会在后部反应区经历太长停留时间发生过多的热裂化负反应，从而降低反应选择性、降低操作效率。如图20所示，对于2台或多台串联操作纯逆流反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，浆液串联操作、气体逆流串联操作时，循环烃mr-krds可以进入第一反应器的分界线zline之下的区间甚至靠近分布器x55的位置，当然也可以进入第二反应器的上部位置。如图20所示，可能使用的气提物料bg10，位于循环烃mr-krds进入反应器ru-x的位置的下部的靠近之处，用于气提前部反应段下降浆液中的中质烃。图21是本发明的设置集液杯的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。如图21所示，本发明的设置集液杯的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，煤加氢直接液化反应器rua-x是使用液体原料rxlf下进料、气体原料rxvf下进料的上流式反应器；原料上行穿过主反应区后转化为产物rua-x-p，在集液杯和反应器顶部器壁组成的部分脱液区，在重力作用下，部分液料产物rua-x-lp优先进入集液杯并经过导液管自反应器底部排出，其余气液产物rua-x-mp自反应器顶部排出。如图21所示，煤加氢直接液化反应器rua-x，使用液体产物集液杯和导液管，包含气体、液体、固体的综合反应原料自底部进入反应器，上流通过分布器(图中用虚线表示)均匀分布在反应器的水平截面上，然后上流通过主反应区，转化为产物rua-x-p；产物rua-x-p通过收集杯外侧壁与反应器内侧壁形成的环隙通道上流进入气液分离区，在重力作用下，部分液体rua-x-lp聚集在收集杯中，其余产物rua-x-mp自顶部排出反应器。如图21所示，对于单台反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，循环烃mr-krds进入反应器rua-x的底部进料中；对于2台或多台串联操作的反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，浆液串联操作、气体逆流串联操作时，循环烃mr-krds通常进入第一反应器中；当第一反应段包含串联操作的2台或多台反应器时，循环烃mr-krds可以进入第一反应段的任意反应器中。如图21所示，气提物料bg10，进入反应器rua-x内的靠近集液杯的反应空间，与反应物料充分混合后，进入顶部气液分离区，使产物中的部分中质烃汽化进入气液产物rua-x-mp中自反应器顶部排出，这样降低了液体rua-x-lp内的中质烃数量。图22是本发明的设置液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。如图22所示，本发明的设置集液杯和液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，煤加氢直接液化反应器rua-x是使用液体原料rxlf下进料、气体原料rxvf下进料的上流式反应器；原料上行穿过主反应区后转化为产物rua-x-p，在集液杯和反应器顶部器壁组成的部分脱液区，在重力作用下，部分液料产物rua-x-lp优先进入集液杯并经过导液管自反应器底部排出、经循环泵rua-x-pump加压后返回反应器rua-x底部循环加工，气液产物rua-x-mp自反应器顶部排出。如图22所示，对于单台反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，循环烃mr-krds进入反应器rua-x的底部进料中；对于2台或多台串联操作的反应器构成的煤加氢直接液化反应系统，浆液串联操作、气体逆流串联操作时，循环烃mr-krds通常进入第一反应器中；当第一反应段包含串联操作的2台或多台反应器时，循环烃mr-krds可以进入第一反应段的任意反应器中。如图22所示，本发明不考虑在反应器内设置气提位置，因为在反应器内进行气提与本发明的总体目标是矛盾的。图23是本发明的设置液体产物强制循环和排出液强制气提的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。图23所示本发明的设置液体产物强制循环和排出液强制气提的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，与图12所示本发明的设置液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图的差别仅在于：循环泵同时排出浆液产物rua-x-lp，浆液产物rua-x-lp与气提气物料bg10混合后成为物料mf700，物料mf700去气液分离罐进行气液分离。这种工作方式的优点在于，利用反应器内的气液分离功能，可以方便地实现浆液产物rua-x-lp与气提气物料bg10的强制混合比如使用管道混合器强制混合。图23所示气提方式，是高温液料产物的气提脱中质烃过程，也是中质烃汽化吸热实现高温液料产物降温的过程，是一种含易结焦组分的液料的降温和汽化中质烃的双功能方案。图24是本发明的设置液体产物强制循环和排出液的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。图24所示本发明的设置液体产物强制循环和排出液的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，可以认为是图11、图12两种流程的组合运用。如图24所示，气提物料bg10，进入反应器rua-x内的靠近集液杯的反应空间，与反应物料充分混合后，进入顶部气液分离区，使产物中的部分中质烃汽化进入气液产物rua-x-mp中自反应器顶部排出，这样降低了液体rua-x-lp中的中质烃数量。因此，该流程不适合于前部反应段或第一反应段的反应器，因为在反应器内进行气提与本发明的总体目标是矛盾的。该流程，可以应用于后部反应段或最后反应段的反应器，因为在反应器内进行气提可以将部分中质烃汽化进入气相中，并最终将这些中质烃导入第一反应段之中二次使用。图25是本发明的第一反应段使用2台串联操作的设置液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。图25所示本发明的第一反应段使用2台串联操作的设置液体产物强制循环的反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图，可以认为是图12流程的一种变种，因此，反应过程不使用气提物料，循环烃mr-krds可以进入第一反应段的第一反应器入口或第二反应器入口。如图25所示，煤加氢直接液化反应器rua-1使用液体原料rua-1-lf下进料、气体原料rua-1-vf下进料的上流式反应器；原料上行穿过主反应区后转化为产物rua-1-p，在集液杯和反应器顶部器壁组成的部分脱液区，在重力作用下，部分液料产物rua-1-lp优先进入集液杯并经过导液管自反应器底部排出，经循环泵rua-1-pump加压后返回反应器rua-1底部循环加工，气液产物rua-1-mp自反应器顶部排出。如图25所示，煤加氢直接液化反应器rua-2使用含浆液物料为rua-2-mf下进料、气体原料rua-2-vf为下进料的上流式反应器；原料上行穿过主反应区后转化为产物rua-2-p，在集液杯和反应器顶部器壁组成的部分脱液区，在重力作用下，部分液料产物rua-2-lp优先进入集液杯并经过导液管自反应器底部排出，经循环泵rua-2-pump加压后返回反应器rua-2底部循环加工，气液产物rua-2-mp自反应器顶部排出。图26是本发明的设置内部导流筒且导流筒内介质上流的内循环式悬浮床反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。如图26所示，反应器形式为设置内部导流筒的内循环式悬浮床反应器，中心上流、四周下流流场分布，反应器顶部排出气液混相产物进入对应的气液分离器中。该反应器的顶部，具有一定的气液分离功能，因此可以在此进行气提操作。图26所示，气提物料bg10，进入反应器rua-x内的靠近导流筒的顶部出口的反应空间，与反应物料充分混合后，进入顶部气液分离区，使产物中的部分中质烃汽化进入气液产物rua-x-mp中自反应器顶部排出，这样降低了回流浆液rua-x-lp中的中质烃数量。因此，该流程不适合于前部反应段或第一反应段的反应器，因为在反应器内进行气提与本发明的总体目标是矛盾的。该流程，可以应用于后部反应段或最后反应段的反应器，因为在反应器内进行气提可以将部分中质烃汽化进入气相中，并最终将这些中质烃导入第一反应段之中二次使用。图26所示，循环烃mr-krds可以进入第一反应段的起始反应位置或中间反应位置，如进入第一反应器入口或第一反应器中间。图26所示，当第一反应段使用2台或多台串联操作的反应器时，循环烃mr-krds可以进入前部反应区rua的任意反应器中。图27是本发明的设置内部导流筒且导流筒内介质下流的内循环式悬浮床反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。图27所示工艺流程图，与如图16所示工艺流程图相比，流程中设备间的物料走向相同，差别仅在于：反应器形式替换为设置内部导流筒的内循环式悬浮床反应器，中心介质下流、四周上流流场分布；当然，气提气bg10分布器的形式与位置也发生了调整。图28是本发明的空筒鼓泡床式悬浮床反应器的气提方式和凝液返回方式的工艺原则流程图。如图28所示，反应器内主体流向是上流，尽管反应器内局部空间存在液料向下的内环流，中心上流、四周下流流场分布；反应器顶部排出气液混相产物进入对应的气液分离器中。该反应器的顶部，不具有明显的气液分离功能，因此难以在反应器内进行气提操作，故不设置气提气用点。图28所示，循环烃mr-krds可以进入第一反应段的起始反应位置或中间反应位置，如进入第一反应器入口或第一反应器中间。图28所示，当第一反应段使用2台或多台串联操作的反应器时，循环烃mr-krds可以进入前部反应区rua的任意反应器中。由于纯逆流反应器的顶部气相空间、热高压分离器的顶部气相空间具有气液清晰分离空间，因此，可以布置使用洗涤油的洗涤脱尘步骤，以保证顶部气相产物的后续操作的稳定性。使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程，实现本发明的几种典型工艺流程见图29～图37。图29是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图。如图29所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图，属于气液顺流的2段反应过程，第一反应段气液混相产物通过第二反应段的全部反应过程，第二反应器usr2顶部的气液混相产物usr2-mp进入尾端气液分离器kd中。如图29所示，第一反应器usr1形式为液体产物强制循环式的内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体物料usr1-l-tor1通过强制循环泵返回第一反应器usr1循环加工。如图29所示，在反应步骤usr1，煤浆物料usr1-nmj、循环烃mkds、可能使用的氢气物流usr1-vf即新氢usr1h，自底部进入反应器usr1，上行流动通过反应区，转化为产物usr1-p；在反应器usr1内的顶部，产物usr1-p分离为液体物料usr1-l-tor1和气液混相料usr1-mp。如图29所示，第二反应器usr2形式为液体产物强制循环式的内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体物料usr2-l-tor2通过强制循环泵返回第二反应器usr2循环加工。如图29所示，在反应步骤usr2，来自第一反应器的气液混相产物usr1-mp即usr2-mf、可能使用的氢气物流usr2-vf即新氢usr2h，自底部进入反应器usr2，上行流动通过反应区，转化为产物usr2-p；在反应器usr2内的顶部，产物usr2-p分离为液体物料usr2-l-tor2和气液混相料usr2-mp。如图29所示，来自气液分离器kd的气体kd-v用作反应气体产物ru-x-pv，去冷凝过程s100得到凝液，回流到第一反应器中。图30是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第2种典型工艺流程图。如图30所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第2种典型工艺流程图，属于浆料串联、氢气短路跨流的2段串联反应过程，与图27所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图的不同之处在于：第一反应器usr1的产物进入第二反应器usr2的方式，其中第一反应段气相产物仅通过第二反应段的尾部反应过程但是脱出部分液料进入第二反应段的主体反应区；如图30所示，在反应步骤usr1，在反应器usr1内的顶部，产物usr1-p分离为气液混相料usr1-mp和集液杯排出的液体产物usr1-l；气液混相料usr1-mp自第二反应器usr2的顶部进入，与第二反应器usr2内的物料usr2-p混合后，分离为气液混合产物usr2-mp和集液杯排出的液料usr2-l-tor2，液料产物usr2-l-tor2经过强制循环泵usr2-pump加压后进入第二反应器usr2底部的进料区循环加工；反应器usr1集液杯排出的液体产物usr1-l，分为二路，第一路usr1-l-tor1经过强制循环泵usr1-pump加压后进入第一反应器usr1底部的进料区循环加工，第二路作为浆液产物usr1-lp进入第二反应器usr2的底部反应区。图31是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第3种典型工艺流程图。如图31所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第3种典型工艺流程图，属于液料串联操作、氢气并联操作的2段反应过程，任一个反应段气相产物均不通过另一个反应段的反应区，与图27所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第1种典型工艺流程图的不同之处在于：增加了第一反应段us1的反应产物usr1-mp2的气液分离器r1-thps。如图31所示，在气液分离步骤r1-thps，可能使用的气提氢气r1-thps-bh进入分离罐的中下部接触usr1-mp带入的浆料，反应器usr1顶部气液产物usr1-mp进入气液分离步骤r1-thps分离罐的中部，分离为上升的夹带浆液的气相、下降的夹带气泡的浆液，气相经过沉降分离和或洗涤分离等脱固体、脱重组分过程后，自顶部排出气体r1-thps-v、自底部排出浆液r1-thps-l。如图31所示，气体r1-thps-v去冷凝过程s100得到循环烃mkds，回流到第一反应器中；浆液r1-thps-l，作为浆液产物usr1-lp进入第二反应器usr2的反应区用作浆液原料usr2-lf。图32是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第4种典型工艺流程图。如图32所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第4种典型工艺流程图，属于液料串联操作、氢气并联操作的2段反应过程，任一个反应段气相产物均不通过另一个反应段的反应区，与图28所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第2种典型工艺流程图的不同之处在于：第一反应器顶部气液产物usr1-mp去冷凝过程s100得到循环烃mkds，回流到第一反应器中。图33是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第5种典型工艺流程图。如图33所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第5种典型工艺流程图，属于液料串联操作、氢气逆流操作的2段反应过程，与图30所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第4种典型工艺流程图的不同之处在于：尾端气液分离步骤kd排出的气体kd-v，作为第二个反应段气相产物逆流通过第一反应段的反应区，从而实现氢气的二次使用。图34是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第6种典型工艺流程图。如图34所示，本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第6种典型工艺流程图，属于液料串联操作、氢气逆流操作的2段反应过程，与图31所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第5种典型工艺流程图的不同之处在于：第二个反应段反应器顶部排出的气液混相产物usr2-mp，作为第二个反应段含气相的产物逆流通过第一反应段的反应器usr1，从而实现氢气的二次使用，并逆流部分浆液产物循环操作。如图34所示，第二反应器usr2形式为内部设置集液杯和导流管的悬浮床反应器，至少一部分集液杯导出的液体产物usr2-lp送入尾端气液分离器kd中，反应器顶部的气液混相料产物usr2-mp进入第一反应段的反应器usr1串联使用。如图34所示，在尾端气液分离罐kd系统，可能使用的气提氢气kd-bh进入分离罐kd中下部接触usr2-mp带入的浆料，第二反应器usr2集液杯导出的液体产物usr2-lp进入分离罐kd中部，分离为上升的夹带浆液的气相、下降的夹带气泡的浆液，气相经过沉降分离和或洗涤分离等脱固体、脱重组分过程后，自顶部排出的气体kd-v进入后续分离回收系统；自底部排出的液体kd-l，作为煤加氢直接液化液料产物去分离回收系统。图35是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第7种典型工艺流程图。如图35所示，与图32所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第6种典型工艺流程图的不同之处在于：不使用尾端气液分离罐kd系统，将第二反应器usr2集液杯导出的部分液体产物usr2-lp，直接作为最终浆液产物送入回收系统。图36是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第8种典型工艺流程图。如图36所示，与图33所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第7种典型工艺流程图的不同之处在于：将第二反应器usr2集液杯导出的部分液体产物usr2-l，脱出至少部分气泡后作为最终浆液产物usr2-lp-dv送入回收系统。如图36所示，第二反应器usr2集液杯导出的液体产物usr2-l，经过旋流分离器usr2-ps分出一路富含气泡的液流usr2-ps-vl、一路贫气泡的液流usr2-ps-l；液流usr2-ps-l分为2路，第一路液体usr2-ps-l-tor2作为usr2的循环液进入usr2的底部上流流过反应区循环操作，循环液为贫气体富固体液体，所以利于提高反应空间的液相体积分率、利于增加催化剂液相浓度。如图36所示，液流usr2-ps-l分为2路，第二路液体作为浆液产物usr2-ps-l-dv送入回收系统。图37是本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第9种典型工艺流程图。如图37所示，与图34所示本发明的使用2个反应段的煤加氢直接液化反应过程的第8种典型工艺流程图的不同之处在于：将第一反应器usr1集液杯导出的至少部分液体产物usr1-l，脱出至少部分气泡后作为物料usr1-ps-l-dv送入第二反应器usr2中。如图37所示，第一反应器usr1集液杯导出的部分液体产物usr1-l，经过旋流分离器usr1-ps分出一路富含气泡的物液流usr1-ps-vl、一路贫气泡的液流usr1-ps-l；液流usr1-ps-l分为2路，第一路液体usr1-ps-l-tor1作为usr1的循环液进入usr1的底部上流流过反应区循环操作，循环液为贫气体富固体液体，所以利于提高反应空间的液相体积分率、利于增加催化剂液相浓度。如图37所示，液流usr1-ps-l分为2路，第二路液体作为浆液产物usr1-ps-l-dv进入第二反应器usr2中。在前述图29～图37的基础上，增加1个或更多的液料串联操作的反应段，可以构成使用多个反应段的煤加氢直接液化反应过程，其中的反应气相产物凝液回流、含浆液产物气提的工作原理相同，工作方式类同。在本发明的具体应用流程之中，如图1～图37所示的流程之中，根据操作压力的不同，某些浆液的输送可能需要使用加压泵，2路或多路来源相同而去向不同的浆液的加压过程可以联合加压，以减少高压泵台数、降低投资。以下，描述本发明的3段反应过程的典型工艺流程。所述浆液串联操作的3段反应过程，与浆液串联操作的2段反应过程相比，增加了1个反应段，流程复杂程度高，使用的设备数量较多，投资较大，但是可以实现更加接近纯逆流的工艺操作，通常，工艺操作改善效果巨大。图38是本发明各段含气产物逐段逆流串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图。如图38所示，3段反应过程使用3个反应段us1、us2、us3；每个反应段，包含碳氢料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤，也就是说，任一反应段至少包含1台带气液分离功能的反应器，或者至少包含1台无气液分离功能的反应器和配套的1台气液分离器；当然，任一反应段可以使用更多的反应器和或更多的气液分离器。如图38所示，3段反应过程使用3个反应段us1、us2、us3；每个上游反应段的液料产物，可以去任意1个下游反应段的任意1台反应器中；图38示出的是上游液料去相邻下游反应段的反应器中的情况，其中起始原料液料us1lf进入第一反应段us1，第一反应段液料产物us1lp去第二反应段us2，第二反应段液料产物us2lp去第三反应段us3，第三反应段液料产物us3lp去其分离回收系统。如图38所示，3段反应过程使用3个反应段us1、us2、us3；每个下游反应段的含气产物，可以去任意1个上游反应段的任意1台反应器中；图38示出的是，下游含气物料逆流去相邻上游反应段的反应器中的情况，其中起始原料氢气us3h即us3vf进入第三反应段us3，第三反应段含气产物us3vp和可能使用的补充氢气us2h混合后去第二反应段us2，第二反应段含气产物us2vp和可能使用的补充氢气us1h混合后去第一反应段us1，第一反应段含气产物us1vp去其分离回收系统。为了操作上的需要，图38所示本发明的各段含气产物逐段逆流串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图，可以形成变种，图32、图33、图34即是3种可能的操作形式。图39是本发明的第一反应段氢气物料独立使用、第三反应段含气产物逆流进入第二反应段串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图。如图39所示，为了尽可能降低反应过程操作压力，需要尽可能升高氢气浓度最低点(也就是杂质气体浓度最高点)反应过程氢气分压，这样将第三反应段气相产物、第二反应段气相产物全部累计进入第一反应段，会导致第一反应段的后半程反应区的氢气分压过低，即造成全部气体产物累计；图39示出的第一反应段氢气物料独立使用、第三反应段含气产物逆流进入第二反应段串联使用的方式，利于减少第一反应段的后半程反应区的非氢气气体累积量，利于提高氢气分压，当然可能会导致使用更多的氢气。如图39所示流程，由于第一反应段氢气物料独立使用，因此其操作压力不受第三反应段操作压力、第二反应段操作压力的制约，第一反应段操作压力可以高于第三反应段操作压力、第二反应段操作压力，这样第一反应段的液料产物us1lp去下游反应段可以依靠压差自流而不需要泵增压输送；甚至于，如图39所示流程，第一反应段可以采用高出第三反应段操作压力、第二反应段操作压力的2.0～4.0mpa的操作压力独立操作。图40是本发明的第二反应段氢气物料独立使用、第三反应段含气产物逆流进入第一反应段串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图。如图40所示，第二反应段氢气物料独立使用、第三反应段含气产物逆流进入第一反应段的操作方式，防止了第三反应段气相产物、第二反应段气相产物全部累计进入第一反应段，可以提高第一反应段的后半程反应区的氢气分压，利于降低装置总压，当然可能会导致使用更多的氢气。如图40所示流程，由于第二反应段氢气物料独立使用，因此其操作压力不受第三反应段操作压力、第一反应段操作压力的制约，第二反应段操作压力可以高于第三反应段操作压力、这样第二反应段的液料产物us2lp去下游反应段可以依靠压差自流而不需要泵增压输送。图41是本发明的第三反应段氢气物料独立使用、第二反应段含气产物逆流进入第一反应段串联使用的3段反应过程的总体原则工艺流程图。如图41所示，第三反应段氢气物料独立使用、第二反应段含气产物逆流进入第一反应段的操作方式，仍然将杂质气产量最大的第二反应段气相产物、第一反应段气相产物全部累计存在于第一反应段的后半程反应区，无法实现提高第一反应段的后半程反应区的氢气分压的目标，不利于降低装置总压，还会导致使用更多的氢气，第三反应段氢气纯度高的气相产物没有得到二次利用。因此，对于氢气重复使用而言，通常意义上讲，该流程不常用。如图41所示流程，由于第三反应段氢气物料独立使用，因此其操作压力不受第一反应段操作压力、第二反应段操作压力的制约，第三反应段操作压力可以低于第二反应段操作压力、这样第二反应段的液料产物us2lp去下游反应段可以依靠压差自流而不需要泵增压输送。图42是本发明的实施例一的2段式煤加氢直接液化反应过程的局部工艺流程示意图。如图42所示的，本发明的实施例一的2段式煤加氢直接液化反应过程的局部工艺流程示意图，表示了第一反应器r1反应产物的闪蒸汽内中质烃的加氢稳定物的循环回用过程的相关工艺过程。具体实施方式以下详细描述本发明。本发明所述的压力，指的是绝对压力。本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。本发明所述的柴油组分，指的是常规沸点为200～350℃的烃类。本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为350～530℃的烃类。本发明所述的中质烃，指的是常规沸点为230～400℃的烃类。本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于350℃的烃类。本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。加氢反应空间，指的是发生所述加氢反应的流体流动空间，可以是反应内空间如空筒反应器区、气提氢气混合区、液体收集杯上部空间区域等，可以是反应器外空间如管道内空间、阀门内空间、混合器内空间、泵内空间等。本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。以下详细描述本发明。以下描述煤直接液化过程。本发明所述煤直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤加氢直接液化的方法，根据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下几种工艺：①溶解热解液化法：利用重质溶剂对煤热解抽提可制得低灰分的抽提物(日本称膨润炭)；利用轻质溶剂在超临界条件下抽提可得到以重质油为主的油类。此法不用氢气，前一种工艺产率虽高但产品仍为固体，后一种工艺如超临界抽提(萃取)法(sce)抽提率不太高；②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法1和ii(src-1和src-ii)，供氢溶剂法eds、日本新能源开发机构液化法(nedol)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(ig和newlg)和美国的氢煤法(h-coal)等都属于这一类；④煤和渣油联合加工法(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、德国和前苏联等各有不同的工艺；⑤干馏液化法：煤先热解得到焦油，然后对焦油进行加氢裂解和提质；⑥地下液化法：将溶剂注入地下煤层，使煤解聚和溶解，加上流体的冲击力使煤崩散，未完全溶解的煤则悬浮于溶剂中，用泵将溶液抽出并分离加工。煤直接液化方法中，多数属于煤加氢直接液化制油过程，无论何种煤临氢直接液化过程，其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～450℃、多数为200～400℃，溶剂油多数为蒸馏油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。因此，无论是何种煤临氢直接液化过程，它产生的外排油或煤加氢直接液化油(通常为煤加氢直接液化轻油)或煤加氢直接液化油改性油，只要其组成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进行加工。专利cn100547055c载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤加氢直接液化反应过程和煤加氢直接液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤加氢直接液化反应器，煤炭进入煤加氢直接液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤加氢直接液化反应器。本发明所述煤加氢直接液化反应过程，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油品(通常为煤加氢直接液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、加氢液化的反应过程。本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢直接液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。在煤加氢直接液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢直接液化反应过程自产的煤加氢直接液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤加氢直接液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤加氢直接液化反应过程用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤加氢直接液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤加氢直接液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。煤加氢直接液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤加氢直接液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤加氢直接液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤加氢直接液化制油过程外排油。通常，煤加氢直接液化反应过程产生的至少一部分煤加氢直接液化轻油用作煤制油过程外排油a，其余的煤加氢直接液化油用作煤加氢直接液化油加氢改性过程原料油生产煤加氢直接液化反应过程用供氢溶剂油和外排油b，此时存在a和b两路外排油，a和b两路外排油的最终去向通常均是经过深度加氢提质过程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。本发明所述上流式膨胀床加氢反应器，基本部件通常有：①反应器壳体；②反应器壳体上的开口(或称为接管)；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，通常使用进料分布元件用于均匀分布进料；④布置于反应器壳体内底部的进料分布器；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；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；⑦出口整流部件，如收集器、液相排料用防涡流器、混相产品引出管。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；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。本发明上流式反应器，工作方式可以选择：①悬浮床加氢反应器；②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；③微膨胀床。关于碳氢料加氢技术，对已有技术均可以合理选择使用或配合使用。对于煤加氢直接液化反应过程，为了降低液化反应器后部的系统的腐蚀，可能需要向最终反应产物中注入碳酸钠，以中和腐蚀性组分如氯化氢、氟化氢、硫化氢等，将其阴离子固定。本发明，特别适合于芳炭率高的重油加氢热裂化反应过程的初期反应产物的气相内中质烃的利用，因为这些中质烃通常富集了芳烃含量高的烃组分和或部分加氢饱和的芳烃组分，这些组分具有以下特点：①芳烃类组分的液相，可以溶解加氢热裂化过程产生的胶质、沥青质，防止它们聚集缩合生焦；②芳烃类组分的液相，对氢气的溶解度较高，利于氢气对目标反应物重烃组分的传递；③部分加氢饱和的芳烃组分，属于供氢烃。本发明，特别适合的芳炭率高的重油加氢热裂化反应过程的初期反应产物的气相内中质烃的利用，能够构成在线循环供氢溶剂低成本生产，且大部分甚至全部供氢溶剂的前生物来自于加氢热裂化反应过程ru的反应产物的烃类。本文所述供氢烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：以下描述本发明的特征部分。本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料ru-f1进行加氢反应ru-r转化为最终加氢反应产物ru-p；回收最终加氢反应产物ru-p；第一原料ru-f1，包含液态原料ru-f1l和可能存在的固体颗粒原料ru-f1s；加氢反应ru-r，包含至少一部分液态原料ru-f1l的加氢精制反应，包含至少一部分液态原料ru-f1l的加氢裂化反应，包含至少一部分热裂化反应生成的自由基的加氢稳定反应，可能包含至少一部分可能存在的固体颗粒原料ru-f1s的加氢液化反应；加氢反应ru-r，可能使用催化剂ru-cat；在碳氢料加氢反应过程ru，使用含常规沸点为230～400℃的烃组分的供氢烃；在碳氢料加氢反应过程ru，可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃sh的外来供氢烃out-to-ru-ds；在碳氢料加氢反应过程ru，可能产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分ru-pro-dsc；碳氢料加氢反应过程ru使用加氢反应器ru-xe，最终加氢反应产物ru-p，为含有氢气、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的混相物料，离开反应器ru-xe时以1路或2路或多路物料ru-p-x的形式出现，物料ru-p-x为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；在碳氢料加氢反应过程ru，设置可能包含固体的液料的串联操作的至少2个反应段；所述一个反应段，指的是包含液料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；所述碳氢料加氢反应过程ru的前部反应段rua，指的是碳氢料加氢反应过程ru的最后一个反应段ruj的任意上游反应段或全部上游反应段；在碳氢料加氢反应过程ru，使用至少2台加氢反应器ru-xe；在分离过程ruap-hs，至少一部分前段加氢反应产物ruap分离为分离液ruap-hs-l和含有常规沸点为230～400℃的烃组分的分离气ruap-hs-v；分离液ruap-hs-l，进入后部反应段rub转化为后部反应产物rubp；至少一部分基于分离气ruap-hs-v的含有常规沸点为230～400℃的烃组分的物流作为物料mr-f使用，可能存在的剩余气体ruap-hs-v作为物料ruap-hs-v-bypass使用；(2)在加氢稳定反应过程mr，在存在氢气和加氢稳定催化剂mrc的条件下，物料mr-f经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，物料mr-f中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds；(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；循环烃mr-krds进入碳氢料加氢反应过程ru；至少一部分循环烃mr-krds作为mr-krds-to-rua，返回碳氢料加氢反应过程ru的前部反应区rua参与碳氢料加氢反应rua-r。本发明，通常，在碳氢料加氢反应过程ru，使用至少2台加氢反应器ru-xe，至少1台加氢反应器为上流式膨胀床加氢反应器。本发明，通常的操作目标是：在返回过程tloop，循环烃mr-krds中的烃类在重量上主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成。本发明，在加氢稳定反应过程mr，可以同时加工供氢烃前身物mr-fk；在加氢稳定反应过程mr，在存在氢气和加氢稳定催化剂mrc的条件下，供氢烃前身物mr-fk、物料mr-f经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，物料mr-f中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应段rua的加氢反应器与分离过程ruap-hs使用的设备，可以相互独立。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应段rua的最后一台加氢反应器具有产物部分脱液分离功能，得到分离液和气液混相物料，分离过程ruap-hs可以在前部反应段rua的最后一台加氢反应器内进行。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应段rua的最后一台加氢反应器具有产物气液清晰分离功能，得到分离液和分离气，分离过程ruap-hs可以在前部反应段rua的最后一台加氢反应器内进行。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应段rua的最后一台加氢反应器具有产物气液清晰分离功能，得到分离液和分离气，分离过程ruap-hs在前部反应段rua的最后一台加氢反应器内进行，最后一台加氢反应器操作方式可以为气液逆流操作模式。本发明，在碳氢料加氢反应过程ru，至少一部分基于分离气ruap-hs-v可以作为物料mr-f使用。本发明，得到物料mr-f的操作模式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，至少一部分基于分离气ruap-hs-v进入热高压分离过程ap-hs，分离为热高分气ap-hs-v和热高分油ap-hs-l；至少一部分基于热高分油ap-hs-l的含有常规沸点为230～400℃的烃组分的物流作为物料mr-f使用。本发明，得到物料mr-f的操作模式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，至少一部分基于分离气ruap-hs-v进入热高压分离过程ap-hs，分离为热高分气ap-hs-v和热高分油ap-hs-l；至少一部分基于热高分气ap-hs-v的含有常规沸点为230～400℃的烃组分的物流作为物料mr-f使用。本发明，得到循环烃mr-krds的操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；至少一部分加氢稳定反应产物mrp作为循环烃mr-krds使用。本发明，得到循环烃mr-krds的操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；分离加氢稳定反应产物mrp，得到含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的液态物流xxk，至少一部分基于液态物流xxk的物流作为循环烃mr-krds使用。本发明，得到循环烃mr-krds的操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；分离加氢稳定反应产物mrp，得到含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的气态物流yyk，至少一部分基于气态物流yyk的物流作为循环烃mr-krds使用。本发明，循环烃mr-krds的循环操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；至少一部分循环烃mr-krds与第一原料ru-f1混合后进入碳氢料加氢反应过程ru。本发明，循环烃mr-krds的循环操作模式可以是：(3)在返回过程tloop，至少一部分基于加氢稳定反应产物mrp的含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的物流作为循环烃mr-krds使用；至少一部分循环烃mr-krds与至少一部分固体粉料状的第一原料ru-f1混合为浆料后，进入碳氢料加氢反应过程ru。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，在前部反应段rua，使用供氢烃rua-ds；前段加氢反应rua-r，使用催化剂rua-cat；(3)在返回过程tloop，循环烃mr-krds中的烃类。在重量上主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料。本发明，操作目标可以是：前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作压力，低于加氢反应产物ruap的操作压力0～1.0mpa；前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作温度，为350～480℃。本发明，操作目标可以是：前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作压力，低于加氢反应产物ruap的操作压力0～0.5mpa；前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作温度，为400～450℃。本发明，操作目标可以是：前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作压力，低于加氢反应产物ruap的操作压力0～1.0mpa；前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作温度，比加氢反应产物ruap的操作温度低5～80℃。本发明，操作目标可以是：前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作压力，低于加氢反应产物ruap的操作压力0～1.0mpa；前段加氢反应产物ruap的分离过程ruap-hs的操作温度，在保证物料不结焦的条件下，其操作温度与加氢反应产物ruap的操作温度的差值dt尽量小。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，设置可能包含固体的液料的串联操作的2个或多个反应段，其中反应段之间存在可能包含固体的液料的串联流动，以可能包含固体的液料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式分类，选自下述方式的1种或几种：①氢气物料，与浆液物料的主体流向同向并流，属于液、气并流串联反应过程；②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；③存在至少1个反应段，其气相产物不进入其它任意反应段的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应段的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；④存在至少1个反应段，其反应过程接收下游反应段的含氢气产物，属于在反应段之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-rua-ds。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-rua-ds；在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分分离气ruap-hs-v作为物料mr-f使用。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-rua-ds；在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；设置温高压分离部分ruap-hs-v-ms，将分离气ruap-hs-v分离为气体ruap-hs-v-ms-v和分离液ruap-hs-v-ms-l；分离液ruap-hs-v-ms-l中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分分离液ruap-hs-v-ms-l作为物料mr-f使用。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-rua-ds；在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；设置使用气提气ruap-hs-v-ms-bh的温高压分离部分ruap-hs-v-ms，将分离气ruap-hs-v分离为气体ruap-hs-v-ms-v和分离液ruap-hs-v-ms-l；分离液ruap-hs-v-ms-l与气提气ruap-hs-v-ms-bh完成接触分离，分离为气提排放气ruap-hs-v-ms-l-bv和气提液ruap-hs-v-ms-l-bl；气提液ruap-hs-v-ms-l-bl中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分气提液ruap-hs-v-ms-l-bl作为物料mr-f使用。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-rua-ds；在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；设置使用气提气ruap-hs-v-ms-bh的温高压分离部分ruap-hs-v-ms，将分离气ruap-hs-v分离为气体ruap-hs-v-ms-v和分离液ruap-hs-v-ms-l；分离液ruap-hs-v-ms-l与气提气ruap-hs-v-ms-bh完成接触分离，分离为气提排放气ruap-hs-v-ms-l-bv和气提液ruap-hs-v-ms-l-bl；气提液ruap-hs-v-ms-l-bl中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分气提液ruap-hs-v-ms-l-bl作为物料mr-f使用；(3)在加氢稳定反应过程mr，在存在氢气和加氢稳定催化剂mrc的条件下，物料mr-f经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，物料mr-f中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds；(4)在使用气提气mrp-s-bh的分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds的分离液mrp-l；分离液mrp-l与气提气mrp-s-bh完成接触分离，分离为气提排放气mrp-l-bv和气提液mrp-l-bl；气提液mrp-l-bl中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分基于气提液mrp-l-bl的物料作为循环烃mr-krds使用。本发明，操作目标可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，第一原料ru-f1主要由重质物hnbpc组成；所述重质物hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分和或进入碳氢料加氢反应过程ru的反应器时物态为固体颗粒的碳氢粉料；在碳氢料加氢反应过程ru的前反应段rua，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-rua-ds；(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分分离气ruap-hs-v作为物料mr-f使用，存在的剩余气体ruap-hs-v作为物料ruap-hs-v-bypass使用；物料ruap-hs-v-bypass进入分离过程，分离为气体ruap-hs-v-bypass-v和含有常规沸点为230～400℃的烃组分的凝液ruap-hs-v-bypass-l；至少一部分凝液ruap-hs-v-bypass-l，进入碳氢料加氢反应过程ru；至少一部分凝液ruap-hs-v-bypass-l，返回碳氢料加氢反应过程ru的前部反应区rua参与碳氢料加氢反应rua-r。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作目标可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru，为原料碳氢粉料ru-f1s的加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的2个或多个反应段；所述一个反应段，指的是包含浆料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程；所述前部反应段rua，指的是最后一个反应段的上游任意反应段或全部上游反应段；在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，在存在氢气、包含供氢烃的常规液体烃、碳氢粉料以及可能存在催化剂的条件下，进行至少一部分碳氢粉料ru-f1s的加氢直接液化反应ru-r转化为碳氢粉料加氢直接液化最终反应产物ru-p；最终加氢反应产物ru-p，为1路或2路或多路物料；回收最终加氢反应产物ru-p；在碳氢料加氢反应过程ru，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃to-ru-ds；在前部反应段rua，使用含常规沸点为230～400℃的烃类的供氢烃rua-ds；在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的前部反应段rua，在存在氢气、包含供氢烃的常规液体烃、碳氢粉料以及可能存在催化剂的条件下，碳氢粉料ru-f1s进行至少一部分碳氢粉料加氢直接液化前部反应rua-r转化为碳氢粉料加氢直接液化前部反应产物ruap；前部反应产物ruap，为1路或2路或多路物料；碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，在加工来自步骤(5)的循环烃mr-krds的同时，可能加工其它供氢溶剂油bds和碳氢粉料ks；(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；至少一部分分离气ruap-hs-v作为物料mr-f使用，可能存在的剩余气体ruap-hs-v作为物料ruap-hs-v-bypass使用；(3)在加氢稳定反应过程mr，在存在氢气和加氢稳定催化剂mrc的条件下，物料mr-f经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，物料mr-f中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds；(4)在分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds的分离液mrp-l；至少一部分基于分离液mrp-l的物料作为循环烃mr-krds使用；(5)在返回过程tloop，循环烃mr-krds进入碳氢料加氢反应过程ru；至少一部分循环烃mr-krds作为mr-krds-to-rua，返回碳氢料加氢反应过程ru的前部反应区rua参与碳氢料加氢反应rua-r。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(4)在分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离液mrp-l中含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds；至少一部分基于分离液mrp-l的物料作为循环烃mr-krds使用；一部分基于分离液mrp-l的物料，去碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的后部反应段rub接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的至少2个反应段，其中反应段之间存在浆料的串联流动，以浆料在反应段之间的流动为正向，反应段之间氢气物料的流动方式分类，可以选自下述方式的1种或几种：①氢气物料，与浆液物料的主体流向同向并流，属于液、气并流串联反应过程；②浆料串联、氢气短路跨流的串联反应过程；③存在至少1个反应段，其气相产物不进入其它任意反应段的反应过程，其气体原料不使用来自其它任意反应段的氢气，属于存在氢气物料并联操作的反应过程；④存在至少1个反应段，其反应过程接收下游反应段的含氢气产物，属于在反应段之间存在氢气产物逆流操作的反应过程。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，浆液原料在前部反应段rua的反应停留时间占浆液原料在整体碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的总体反应停留时间的30～65％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(4)在分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离液mrp-l中含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds；分离液mrp-l中的大部分烃类，可以选自下列常规沸程中的1种或几种：①常规沸点为230～400℃的常规液态烃；②常规沸点为230～350℃的常规液态烃；③常规沸点为230～300℃的常规液态烃。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(4)在分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离液mrp-l中含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds；至少一部分基于分离液mrp-l的物料作为循环烃mr-krds使用；循环烃mr-krds的重量，为分离液mrp-l重量的5～95％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(5)在返回过程tloop，至少一部分循环烃mr-krds，通过碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的第一反应段的第一反应器的全部主体反应空间进行碳氢粉料加氢直接液化反应。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(5)在返回过程tloop，至少一部分循环烃mr-krds去碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应，工作方式，可以选自下列中的一种或几种：选择1，至少一部分循环烃mr-krds，自流返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择2，至少一部分循环烃mr-krds，返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择3，至少一部分循环烃mr-krds，换热升温后，返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择4，至少一部分循环烃mr-krds用作煤浆配制溶剂油配置煤浆mkds-mj，然后煤浆mkds-mj进入煤加氢直接液化反应过程，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择5，至少一部分循环烃mr-krds用作煤浆配制溶剂油配置煤浆mkds-mj，然后煤浆mkds-mj进入煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择6，至少一部分循环烃mr-krds，在洗涤步骤dw，作为气体ruap-hs-v的洗涤油使用以洗涤脱出气体ruap-hs-v中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体ruap-hs-v中的部分烃类冷凝为液相dwl；至少一部分液相dwl返回煤加氢直接液化反应过程，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择7，至少一部分循环烃mr-krds，在洗涤步骤dw，作为气体ruap-hs-v的洗涤油使用以洗涤脱出气体ruap-hs-v中的粉尘；在完成洗涤脱尘的同时，将气体ruap-hs-v中的部分烃类冷凝为液相dwl；至少一部分液相dwl返回煤加氢直接液化反应过程的前部反应段，接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应；选择8，至少一部分液相dwl，返回煤加氢直接液化反应过程接触浆料进行碳氢粉料加氢直接液化反应之前，用作管道冲洗油或机泵冲洗油或仪表冲洗油。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：至少一部分循环烃mr-krds，用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆mr-krds-mj，然后碳氢粉料浆mr-krds-mj进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru-ru，进行碳氢粉料加氢直接液化反应，工作方式，可以选自下列中的一种或几种：选择1，循环烃mr-krds，与其它供氢溶剂油bds混合后配制碳氢粉料浆mr-krds-bds-mj，碳氢粉料浆mr-krds-bds-mj用作碳氢粉料浆mr-krds-mj；选择2，循环烃mr-krds，单独用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆mr-krds-mj；其它供氢溶剂油bds配制碳氢粉料浆bds-mj。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：至少一部分循环烃mr-krds，单独用作碳氢粉料浆配制溶剂油配置碳氢粉料浆mr-krds-mj；其它供氢溶剂油bds配制碳氢粉料浆bds-mj；在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，碳氢粉料浆mr-krds-mj的反应停留时间与碳氢粉料浆bds-mj的反应停留时间不相同。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；在洗涤过程bw10，分离气ruap-hs-v与洗涤冷却液cwl至少接触1次，分离气ruap-hs-v中的至少一部分烃气转变为烃液进入富洗涤液bw10-l中，离开洗涤过程bw10排出气体bw10-v；富洗涤液bw10-l的重量流量大于洗涤冷却液cwl的重量流量；至少一部分气体bw10-v作为物料mr-f使用。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；在洗涤过程bw10，分离气ruap-hs-v与洗涤冷却液cwl至少接触1次，分离气ruap-hs-v中的至少一部分烃气转变为烃液进入富洗涤液bw10-l中，离开洗涤过程bw10排出气体bw10-v；富洗涤液bw10-l的重量流量大于洗涤冷却液cwl的重量流量；富洗涤液bw10-l，其去向，可以选自下列中的一种或几种：①混入分离液ruap-hs-l中；②去前反应段rua；③去后反应段rub；④去碳氢粉料配浆过程作配浆溶剂使用。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)在洗涤过程bw10，分离气ruap-hs-v与洗涤冷却液cwl的接触分离操作方式，可以选自下列中的一种或几种：①混合后分离，进行1次接触1次分离；②逆流接触，进行2次接触和2次分离；③逆流接触，进行多次接触和多次分离。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)分离过程ruap-hs，在前段加氢反应过程rua的最后一台加氢反应器内进行，最后一台加氢反应器为组合设备。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，碳氢粉料ru-f1s可以选自下列中的1种或几种：①煤粉；②塑料粉；③橡胶粉；④煤加氢直接液化反应过程ru掺炼的其它碳氢粉料。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，可能存在的固体选自下列中的1种或几种：①煤粉；②催化剂固体颗粒；③硫磺粉；④烃油结焦物载体半焦颗粒；⑤塑料粉；⑥橡胶粉；⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru需要输入的其它固体粉料。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程，可以选自下列工艺过程中的1种或几种：①使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；②不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程；③煤油共炼过程；④煤临氢热溶液化过程。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器xrue的工作方式可以选自下列中的1种或几种：①悬浮床反应器即浆态床反应器；②沸腾床反应器；③悬浮床和沸腾床组合式反应器。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器xrue的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；选项2，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床反应器；选项3，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床反应器；选项4，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项5，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项6，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项7，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项8，反应器xrue，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；选项9，反应器xrue，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；选项10，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；选项11，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；选项12，反应器xrue，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器xrue原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，反应段得到浆液产物的方式，可以选自下述方式中的1种或几种：①自反应段反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应段浆液产物；②反应段的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应段的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应段浆液产物；③反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物；④反应段的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；待脱气浆料，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应段浆液产物。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，第一反应段的最后一台加氢反应器ru19，为顶部设置集液杯的具有部分脱液功能的反应器，集液杯导出的收集液ru19-dl-l作为第一反应段浆液产物，其去向可以选自下列中的一种或几种：①去第二反应段的反应步骤；②去第一反应段浆液产物的气液分离器，分离为脱气浆液和气体；③去第一反应段循环加工；④部分收集液ru19-dl-l经过降压阀降压后，去分离回收系统。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在分离回收过程sys300，回收最终加氢反应产物ru-p得到富氢气气体rh，至少一部分富氢气气体rh返回碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru用作循环氢气。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：分离回收过程sys300，包含氢气物料的氢气提浓过程h2upu，h2upu的工作方式可以选自下列中的一种或几种：①使用膜分离工艺提浓氢气；②使用psa变压吸附工艺提浓氢气；③使用深冷分离工艺提浓氢气。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在分离回收过程sys300，回收最终加氢反应产物ru-p得到富氢气气体rh，其工作方式可以选自下列中的一种或几种：①在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程ru-p-thps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程ru-p-thps，最终加氢反应产物ru-p分离为热高分气ru-p-thps-v和热高分液料ru-p-thps-l；在冷高压分离过程chps，热高分气ru-p-thps-v分离为冷高分气chps-v和冷高分液料chps-l；加工冷高分气chps-v得到富氢气气体rh；②在分离回收过程sys300，设置热高压分离过程ru-p-thps、温高压分离过程mhps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程ru-p-thps，最终加氢反应产物ru-p分离为热高分气ru-p-thps-v和热高分液料ru-p-thps-l；在温高压分离过程mhps，热高分气ru-p-thps-v分离为温高分气mhps-v和温高分液料mhps-l；在冷高压分离过程chps，温高分气mhps-v分离为冷高分气chps-v和冷高分液料chps-l；加工冷高分气chps-v得到富氢气气体rh；③在分离回收过程sys300，设置带气体冷凝收集步骤lcd的热高压分离过程ru-p-thps、冷高压分离过程chps；在热高压分离过程ru-p-thps，最终加氢反应产物ru-p先分离为热高分气ru-p-thps-v和热高分液料ru-p-thps-l；热高分气ru-p-thps-v，在气体冷凝收集步骤lcd降温分离为冷凝液lcd-l和脱液气lcd-v；在冷高压分离过程chps，脱液气lcd-v分离为冷高分气chps-v和冷高分液料chps-l；加工冷高分气chps-v得到富氢气气体rh。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(2)在分离过程ruap-hs，前段加氢反应产物ruap分离为分离气ruap-hs-v和分离液ruap-hs-l；分离气ruap-hs-v中含有常规沸点为230～400℃的烃组分；在分离过程ruap-hs，设置气提步骤bh-s，使用气提气bh，使前段加氢反应产物ruap的液相ruap-l中的至少一部分常规沸点为230～400℃的基于供氢溶剂油的烃组分汽化进入分离气ruap-hs-v中，增加分离气ruap-hs-v中常规沸点为230～400℃的烃类的重量流量。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(1)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，气提步骤bh-s的工作方式选自下列中的一种或几种：①用气提气bh与前部反应区的气液混相产物ruap混合，气提浆液中的烃类；②用气提气bh与前部反应区的纯浆液产物ruap-lp接触；③将前部反应过程rua分为浆液串联操作的2级式前部反应过程rua1、rua2，前部反应过程rua1排出含有常规沸点为230～400℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体rua1-p-xv，前部反应过程rua2排出含有常规沸点为230～400℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体rua2-p-xv，气体rua1-p-xv和或气体rua2-p-xv，用作分离气ruap-hs-v。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(1)在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，气提步骤bh-s使用的气提气bh，可以选自下列物料中的一种或几种：①碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru使用的新氢；②碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru使用的循环氢气；③碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru使用的氢气提浓后的循环氢气；④在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru中，排出浆液产物rua-lp的前部反应区的下游的反应区排出的富氢气物料或其衍生气体；⑤碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru配套的除mr反应过程之外的供氢溶剂加氢稳定反应过程的反应产物分离出的富氢气气体或其衍生气体；⑥碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru配套的碳氢粉料液化油加氢提质反应过程的反应产物分离出的富氢气气体或其衍生气体。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：(4)在分离回收过程sys700，设置分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离回收过程sys700，其工作方式选自下列中的一种或几种：①在分离回收过程sys700，设置热高压分离过程mrp-thps；在热高压分离过程mrp-thps，加氢稳定反应产物mrp分离为热高分气mrp-thps-v和热高分液料mrp-thps-l；基于热高分液料mrp-thps-l，得到分离液mrp-l；②在分离回收过程sys700，设置热高压分离过程mrp-thps、冷高压分离过程mrp-chps；在热高压分离过程mrp-thps，加氢稳定反应产物mrp分离为热高分气mrp-thps-v和热高分液料mrp-thps-l；在冷高压分离过程mrp-chps，热高分气mrp-thps-v分离为冷高分气mrp-chps-v和冷高分液料mrp-chps-l；基于热高分液料mrp-thps-l和或冷高分液料mrp-chps-l，得到分离液mrp-l；③在分离回收过程sys700，设置热高压分离过程mrp-thps、温高压分离过程mrp-mhps、冷高压分离过程mrp-chps；在热高压分离过程mrp-thps，加氢稳定反应产物mrp分离为热高分气mrp-thps-v和热高分液料mrp-thps-l；在温高压分离过程mrp-mhps，热高分气mrp-thps-v分离为温高分气mrp-mhps-v和温高分液料mrp-mhps-l；在冷高压分离过程mrp-chps，温高分气mrp-mhps-v分离为冷高分气mrp-chps-v和冷高分液料mrp-chps-l；基于热高分液料mrp-thps-l和或温高分液料mrp-mhps-l，得到分离液mrp-l；④在分离回收过程sys700，设置带气体冷凝收集步骤mrp-lcd的热高压分离过程mrp-thps、冷高压分离过程mrp-chps；在热高压分离过程mrp-thps，加氢稳定反应产物mrp先分离为热高分气mrp-thps-v和热高分液料mrp-thps-l；热高分气mrp-thps-v，在气体冷凝收集步骤mrp-lcd降温分离为冷凝液mrp-lcd-l和脱液气mrp-lcd-v；在冷高压分离过程chps，脱液气mrp-lcd-v分离为冷高分气mrp-chps-v和冷高分液料mrp-chps-l；基于热高分液料mrp-thps-l和或冷凝液mrp-lcd-l，得到分离液mrp-l。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，在加工循环烃mr-krds配制的浆液mr-krds-mj的同时，加工其它供氢溶剂油bds配制的浆液bds-mj，其工作方式可以选自下列中的一种：①浆液mr-krds-mj、浆液bds-mj，混合后进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的反应器中；②浆液mr-krds-mj、浆液bds-mj，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的同一个反应器的相同反应空间中；③以浆液流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，浆液mr-krds-mj的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与浆液bds-mj混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中；④以油粉浆液料流过加氢反应空间的主体流向为基准正向，浆液bds-mj的碳氢料加氢直接液化的中间反应产物，与浆液mr-krds-mj混合后进入后续碳氢料加氢直接液化反应过程中。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，浆液mr-krds-mj进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与碳氢粉料加氢直接液化反应，首先接触的其它含浆液物料，可以选自下列中的一种或几种：①进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的其它浆液bds-mj；②碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的参与碳氢粉料加氢直接液化反应的含浆液的循环物料；③碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的中间产物；④碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru产生的含浆液物料，来自碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru的最终产物。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，设置浆液串联操作的至少2个反应段，全部油粉浆原料进入第一反应段的反应过程中参与碳氢粉料加氢直接液化反应。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，煤粉的液化率大于85％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，煤粉的液化率为85～98％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，同时掺炼非煤基重油fd。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，同时掺炼非煤基重油fd；重油fd的裂化转化率大于90％。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500nl/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为40～60质量％，反应停留时间tru为0.5～4小时。在前反应段rua，供氢剂重量与煤粉重量的比例即剂煤比jk10为0.5～2.0；在后反应段rub，供氢剂重量与煤粉重量的比例即剂煤比jk20为0.5～2.0。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：后反应段rub的剂煤比jk20，是前反应段rua的剂煤比jk10的0.30～0.95。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：后反应段rub的剂煤比jk20，是前反应段rua的剂煤比jk10的0.45～0.80。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：后反应段rub的剂煤比jk20，是前反应段rua的剂煤比jk10的0.50～0.70。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；供氢溶剂ds的重量流率ds-w与煤粉ks的重量流率ks-w的比值为剂煤比k100＝(ds-w)/(ks-w)，k100为0.5～2.0。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds，供氢溶剂ds的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；供氢溶剂ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化催化剂，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，使用的煤加氢直接液化催化剂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。本发明，加工碳氢粉料ru-f1s时的操作方式可以是：碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru为煤加氢直接液化反应过程ru，进入碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru参与煤加氢直接液化反应的烃油至少一部分为供氢溶剂ds。本发明的操作方式可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru为重油加氢反应过程，第一原料ru-f1为主要由重质烃hnbpc组成的重油ru-f1l；所述重质烃hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；在碳氢料加氢反应过程ru，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-ru-ds；供氢烃to-ru-ds，包括可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃sh的外来供氢烃out-to-ru-ds，包括循环烃mr-krds；供氢烃to-ru-ds的重量流率to-ru-ds-w与重油ru-f1l的重量流率重油ru-f1l-w的比值为剂油比kp80，kp80＝(to-ru-ds-w)/(ru-f1l-w)，kp70为0.05～1.0。本发明的操作方式可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru为重油加氢反应过程，第一原料ru-f1为主要由重质烃hnbpc组成的重油ru-f1l；所述重质烃hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua的重质烃hnbpc加氢热裂化反应转化率，选自下列中的一种或几种：①加氢热裂化反应转化率低于20％的反应阶段；②加氢热裂化反应转化率低于35％的反应阶段；③加氢热裂化反应转化率低于50％的反应阶段。本发明的操作方式可以是：(4)在分离回收过程sys700，设置分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp分离为分离气mrp-v和分离液mrp-l；分离气mrp-v的去向，选自下列中的一种或几种：①至少一部分富氢气气体mrp-v，降温脱水、脱油后成为冷高压分离气mrp-v-chps-v，至少一部分mrp-v-chps-v作为循环氢使用返回煤加氢直接液化反应过程ru使用；②至少一部分富氢气气体mrp-v，降温脱水、脱油后成为冷高压分离气mrp-v-chps-v，至少一部分mrp-v-chps-v经过氢气提纯过程hupsys脱出至少一部分非氢气气体，得到高纯度氢气mrp-v-chps-v-ph；至少一部分高纯度氢气mrp-v-chps-v-ph作为循环氢使用返回煤加氢直接液化反应过程ru使用；③至少一部分富氢气气体mrp-v，降温脱水、脱油后成为温高压分离气mrp-v-kmhps-v，至少一部分温高压分离气mrp-v-kmhps-v自流进入煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力较低的反应区二次使用；④至少一部分富氢气气体mrp-v，自流进入煤加氢直接液化反应过程ru的操作压力较低的反应区二次使用；⑤至少一部分富氢气气体mrp-v，进入后部反应区rub产物的回收过程。本发明的操作方式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua产物的回收过程，与后部反应区rub产物的回收过程，部分或全部共用。本发明的操作方式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua的气体产物的回收过程，与后部反应区rub的气体产物的回收过程，部分或全部共用。本发明的操作方式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua的液料产物的回收过程，与后部反应区rub的液料产物的回收过程，部分或全部共用。本发明的操作方式可以是：(1)在碳氢料加氢反应过程ru，前部反应区rua的浆液产物的回收过程，与后部反应区rub的浆液产物的回收过程，部分或全部共用。本发明的操作方式可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru为重油加氢反应过程，第一原料ru-f1为主要由重质烃hnbpc组成的重油ru-f1l；所述重质烃hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；在碳氢料加氢反应过程ru，使用主要由常规沸点为230～530℃的烃类组成的供氢烃to-ru-ds；50重量％以上的供氢烃to-ru-ds，由循环烃mr-krds提供；在碳氢料前部加氢反应过程rua，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-rua-ds；50重量％以上的供氢烃to-rua-ds，由循环烃mr-krds提供。本发明的操作方式可以是：(1)碳氢料加氢反应过程ru为重油加氢反应过程，第一原料ru-f1为主要由重质烃hnbpc组成的重油ru-f1l；所述重质烃hnbpc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分；在碳氢料加氢反应过程ru，使用主要由常规沸点为230～530℃的烃类组成的供氢烃to-ru-ds；在碳氢料前部加氢反应过程rua，使用主要由常规沸点为230～400℃的烃类组成的供氢烃to-rua-ds；100重量％的供氢烃to-rua-ds，由循环烃mr-krds提供。以下详细描述本发明的加氢反应过程的气相硫化氢浓度的一般控制原则。根据需要，可以将任一种补充硫加入任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500ppm(v)或1000ppm(v)或3000ppm(v)等预期规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值，以保证催化剂必须的硫化型态。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的液硫或二硫化碳或二甲基二硫等。以下详细描述本发明的加氢反应流出物的高压分离过程的一般原则。加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离或含有固体颗粒时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环热高分油进行循环加氢。在热高压分离部分与冷高压分离部分之间，根据需要，可以设置温高压分离部分，此时热高分气冷却后成为气液两相物料，在温高压分离器中分离为一个在体积上主要由氢气组成的温高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的温高分油液体，温高分气气体进入冷高压分离部分进行冷却和气液分离。加氢反应流出物或热高分气或温高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨的结晶温度、氯化氨的结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，可能需要设置2个或多个注水点，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200ppm(v)，最好不大于50ppm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2mpa、通常为0.5～1.5mpa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。对于煤加氢直接液化反应过程ru，因为常规气体烃、co、co2产率巨大，通常大部分冷高分气比如约70～100％的冷高分气，通过膜分离工艺提纯后所得渗透氢气加压后返回加氢反应过程，未渗透气经过psa提氢或经过“水蒸气转化制氢+psa提氢”后加压返回加氢反应过程循环使用。新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入第一加氢反应器。本发明，在任意反应过程，使用的氢气物流，可以全部是新氢，可以全部是循环氢，可以是新氢和循环氢的混合气。对照例干基煤加工量为250吨/时的煤加氢直接液化装置的煤加氢直接液化反应过程ru，采用常规气液并流反应方式操作，煤浆经过加压后，混入部分氢气后经加热炉加热，然后与来自氢气加热炉的高温氢气混合后，进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器的底部；第一煤加氢直接液化反应器usr1顶部的集液杯流出的循环液料经过循环泵加压后，循环进入上流式悬浮床第一煤加氢直接液化反应器的底部，与进料煤浆、进料热氢气混合后通过反应器usr1筒节内下部布置的分布器向上流动进入反应器usr1的主反应空间进行煤加氢直接液化反应。各反应器的氢气原料，均一次全部通过底部进料口注入反应器底部的混合区，与循环浆液产物混合后，通过分配盘后上流通过主反应区。煤加氢直接液化反应过程ru，使用2台串联操作的内径为4.812米、筒节长度为35米的液相产物强制循环的悬浮床煤加氢直接液化热壁反应器，第一煤加氢直接液化反应器usr1产物usr1p进入第二煤加氢直接液化反应器usr2，第二煤加氢直接液化反应器usr2产物usr2p作为煤加氢直接液化反应最终产物ru-p，进入后端热高压分离器进行油气分离，热高分油加压脱气后进行油品分馏。以下描述煤加氢直接液化过程ru的操作过程：①在油煤浆配制过程am，把煤加氢直接液化催化剂、供氢溶剂ruds、煤粉配成煤粉质量浓度为45％的油煤浆ruf，用油煤浆加压泵加压输入油煤浆加热炉；助催化剂液硫加压后与油煤浆加压泵出口的油煤浆ruf混合；表2为煤加氢直接液化反应过程ru原料煤的性质；表3为煤加氢直接液化反应过程ru溶剂油的性质；表4为煤加氢直接液化反应过程ru的催化剂性质；表5为煤加氢直接液化反应过程ru的助催化剂性质；②在煤加氢直接液化反应过程，得到煤加氢直接液化反应产物为ru-p；煤加氢直接液化反应过程或其进料系统，使用供氢溶剂油作冲洗油、降温冷却油；表6为煤加氢直接液化反应条件汇总表；表7为煤加氢直接液化反应过程物料平衡表；表8是对照例进入第一反应器的新氢物流表表9是对照例第二氢气物流表；表10是对照例反应进程与物料分布表；表11是对照例煤加氢直接液化反应过程ru液化生成油的馏分性质；表12是对照例、实施例的第一反应器净产物的分离过程的操作参数、物流组成表。使用2台串联操作的强制循环悬浮床热壁反应器usr1、usr2，usr1反应温度为448～465℃，usr2反应温度为455～465℃，每台反应器内的上部空间布置内置式气液一液分离部件即液体收集杯，部分液相产物进入液体收集杯，沿导液管流出反应器底部，经过循环泵加压后返回各自反应器入口形成液体循环，液体循环量为煤浆总量的2.0～2.2倍；其它混相气液产物沿导流管排出反应器顶部；煤加氢直接液化过程ru最终反应产物ru-p温度为465℃，注入冷却油和冷氢降低温度至410～420℃后进入热高压分离器athps；③在煤加氢液化反应产物ru-p的分离部分，使用热高压分离器athps，在温度为410～420℃、压力为18.8～19.0mpa的条件下，分离煤加氢液化反应产物ru-p得到热高分油athps-l和热高分气athps-v；收集热高分油athps-l和热高分气athps-v中的烃类，在分馏部分afrac使用分馏塔得到窄馏分油品，将常规沸点为220～530℃馏分送入溶剂油加氢稳定过程a-cru，得到供氢溶剂油ruds，去油煤浆配制过程am和其它用点；得到约60万吨/年的液化残渣，去残渣成型。在分离过程af，回收煤加氢直接液化反应产物ru-p，得到氢气体积浓度为94～96％的富氢气物流ruh，返回煤加氢直接液化反应过程循环使用，氢气的提浓方式为膜分离提纯。在分离过程af，回收煤加氢直接液化反应产物ru-p，得到主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成的煤加氢直接液化生成油馏分油afd，得到包含常规沸点高于530℃的烃类的含固体油渣afk；部分煤加氢直接液化生成油馏分油afd作为物流afd1，用作供氢溶剂前身烃mfb；在加氢稳定反应过程mr，供氢溶剂前身烃mfb进行加氢稳定反应完成芳烃分子的部分芳环饱和反应mrr转化为加氢稳定反应产物mrp；回收加氢稳定反应产物mrp，得到供氢溶剂ds；至少一部分供氢溶剂ds进入煤加氢直接液化反应过程用作供氢溶剂lcf-ds，供氢溶剂lcf-ds与煤粉配制为煤浆lcf使用；供氢溶剂ds，是含供氢溶剂的液相物流，主要由常规沸程为250～530℃的烃类组成。在上述总系统中，供氢溶剂量为煤粉的1.22倍即244.0万吨/年，溶剂油加氢稳定过程生产供氢溶剂的进料油约243.5万吨/年，是存在于总系统中的循环油。煤浆的煤∶油重量比例为45.05∶54.95，这样稠煤浆的供氢溶剂用量为配煤的122.0％。第二悬浮床加氢反应器产物rua2p的操作压力为18.86mpa、操作温度为455～465℃。系统氢气用量见表7、表8、表9。采用gs方程计算相平衡常数，流程模拟计算结果见表12。由于上游反应器产物的气相全部通过下游反应器，所以，第二反应器的气含率高即液相空间效率低，同时气相中含有大量常规气态烃、水、硫化氢、氨、一氧化碳、二氧化碳，因此气相氢气浓度低，而为了维持氢气分压高于12.7mpa，操作压力被迫提高到19mpa。表2煤加氢直接液化反应过程ru原料煤的性质表3煤加氢直接液化反应过程ru溶剂油的性质表4煤加氢直接液化反应过程ru的催化剂性质序号项目数据备注1活性组分纳米段feooh2载体部分原料煤3添加量，(fe/干煤)，wt％1.004粉煤担载型催化剂的fe含量，wt％5.6±0.5高锰酸钾滴定法5粉煤担载型催化剂的粒度，wt％激光粒度法≤74μm≥80＞74μm＜206催化剂含水，wt％≤4重量法表5煤加氢直接液化反应过程ru的助催化剂性质表6煤加氢直接液化反应条件汇总表项目数据反应总压，mpa18.8～19.0反应氢气分压，mpa最小12.7平均反应温度，℃430～455usr1氢气标准体积对煤重量比，标准立方米氢气/吨煤入口1130、出口690usr2氢气标准体积对煤重量比，标准立方米氢气/吨煤入口890、出口740化学耗氢，标准立方米氢气/吨煤590～610化学耗氢分配usr1∶usr2约(70～75)∶(25～30)煤加氢直接液化催化剂纳米段水合氧化铁煤加氢直接液化催化剂添加量，(fe/干煤)，wt％1.00助剂液流助剂用量，s/fe原子比≥2反应空间气相硫化氢体积浓度大于3000ppm液化反应器的油煤浆表观停留时间(对油煤浆标准状态体积)140～145分钟无水无灰基煤的液化率，重量％大于90表7煤加氢直接液化反应过程物料平衡表项目进/maf.wt％进/maf.wt％出/maf.wt％出/maf.wt％进-出/maf.wt％h2s0.000.000.720.680.72nh30.000.000.360.340.36co0.000.000.990.940.99co20.000.001.461.391.46c10.000.003.463.293.46c20.000.002.792.662.79c30.000.003.323.163.32c40.000.001.831.741.83溶剂128.52122.220.000.00-128.52油(＜220℃)0.000.0025.3324.0925.33油(＞220℃)0.000.0030.0128.5430.01溶剂原料0.000.00128.52122.22128.52h2o0.000.0012.2711.6712.27538℃以上馏分0.000.0015.2114.4615.21h25.655.370.000.00-5.65无水无灰基煤100.0095.108.788.35-91.22灰5.154.905.154.900.00催化剂-fe1.051.001.051.000.00催化剂-其他0.610.580.230.22-0.38硫1.201.140.690.66-0.51dmkds0.000.000.000.000.00合计242.18230.32242.18230.320.00注：maf为无水无灰基准。表8对照例进入第一反应器的新氢物流表表9对照例第二氢气物流表表10对照例反应进程与物料分布表表11对照例煤加氢直接液化反应过程ru液化生成油的馏分性质从表12可以看出，第一反应器净产物的气相中的≥230℃常规液态烃(溶剂油)的重量，为外供供氢剂重量33％，是潜在循环烃mkds，温高压分离器kkd对≥230℃常规液态烃(溶剂油)的冷凝效率为91％。实施例实施例一基于对照例，采用本发明碳氢料浅度加氢热裂化气体产物内中质烃的加氢稳定物回用方法，改造后的工艺流程图见附图42，说明如下：①总体氢气thf、煤浆bds-mj、循环烃mr-krds-tor1混合为总体原料usr1f1，自下部进入第一反应器usr1；第一反应器usr1自上部排出净产物usr1-mp；②在分离过程rua-ps，使第一反应器usr1净产物usr1-mp进入前段热高压分离器d1分离为热高分油d1l和热高分气d1v即rua-ps-v；热高分油d1l，进入第二反应器usr2进行深度煤加氢直接液化反应；③热高分气d1v，进入温高压分离器kkd中，分离为含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分的温高分油kkdl和温高分气kkdv，热高分气d1v中的大部分杂质气体进入了温高分气kkdv中，热高分气d1v中的80重量％以上的常规沸点高于230℃的供氢烃组分进入了温高分油kkdl中；温高分油kkdl，进入加氢稳定反应过程mr，在存在氢气和加氢稳定催化剂mrc的条件下，经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，热高分气d1v中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds；④在冷凝分离过程mrp-s，加氢稳定反应产物mrp进入温高压分离器d2分离为温高分气d2v和含有常规沸点为230～400℃的供氢烃组分mr-ds的温高分油d2l即分离液mrp-l；温高分油d2l，分为2路，第一部分d2l2作为外排产物去回收系统分离，第二部分d2l1作为循环烃mr-krds直接返回前段反应区即第一煤加氢直接液化反应器usr1进行煤加氢直接液化反应；⑤向温高分气kkdv中注入洗涤水ws，然后降温后进入前段冷高压分离器d3分离为冷高分气d3v和冷高分油d3l。从表12可以看出，温高分油kkdl中的≥230℃常规液态烃(溶剂油)的重量为外供供氢剂重量的37％，因此如果使用循环烃mr-krds用作配输煤浆溶剂油，可以提高23～32％的输煤能力，第一反应器净产物的液相操作状态体积流量大约增加21％，假定剂煤比不变，最少可以提高21％的配煤液化能力(不考虑反应器体积的限制)。实施例二基于实施例一，在不增加长循环供氢溶剂油数量的条件下，采用本发明气提方法，使用10万标准立方米/时即100000nm3/h的冷高压分离气作为循环气提气。从表12可以看出，第一反应器净产物的气相中的≥230℃常规液态烃(溶剂油)的重量为外供供氢剂重量的53％，是潜在循环烃mr-krds的前身物，温高分油ddkl中的≥230℃常规液态烃(溶剂油)的重量为外供供氢剂重量的48％，循环烃mr-krds量可达外供供氢剂重量的37～42％。实施例三基于实施例一，在不增加长循环供氢溶剂油数量的条件下，采用本发明方法提高装置的煤粉加工量，利用循环烃mr-krds为配浆溶剂油，配制煤：溶剂油重量比例为45.05∶54.95的煤浆，这样可增加投煤量至少21％，可充分利用循环烃mr-krds的供氢能力，提高装置的经济性。如图42所示，与实施例一相比，工艺流程变化如下：①温高分油d2l，降压后进入分离/分馏部分frac1用作d2l-dl3，脱出常规沸点低于230℃的烃类后，得到主要由常规沸点高于230℃的烃类和夹带粉尘组成的溶剂油d2l-dl；②溶剂油d2l-dl，在煤浆配制部分m100与煤粉配制出煤浆mr-krds-mj，作为物料mr-krds-tor1进入第一反应器usr1参与反应；温高分油d2l，分为2路，第一部分作为外排产物d2l2去回收系统分离。实施例四基于实施例三，第二反应器净产物r2p进入后端热高压分离器r2p-thps，分离为热高分气r2p-thps-v和热高分油r2p-thps-l；热高分气r2p-thps-v用作第一反应器r1的氢气原料二次使用，形成了氢气逆流操作模式。由于采用逆流模式操作，第二反应器的进料氢气为新氢。由于采用逆流模式操作，第二反应器产物中的杂质气体(h2o、co、co2、nh3、h2s)量，低于对照例中第二反应器产物中的杂质气体量的25％，因此，第二反应器净产物r2p的热高分气r2p-thps-v中携带的烃类的数量很少。表12对照例、实施例的第一反应器净产物的分离过程的操作参数、物流组成表实施例五基于实施例三，气提气bh，使用碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru配套的供氢溶剂加氢稳定反应过程(不是mr)的反应产物的温高压分离过程分离出的富氢气气体，形成了氢气二次使用操作模式。实施例六基于实施例三，将前部反应过程rua即第一反应器，分为浆液串联操作的2级式前部反应过程rua1、rua2，使用2台子反应器，前部反应过程rua1排出含有常规沸点为230～350℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体rua1-ps-v，前部反应过程rua2排出含有常规沸点为230～350℃的基于供氢溶剂油的烃组分的气体rua2-ps-v，气体rua1-ps-v和气体rua2-ps-v，用作气体rua-ps-v。前部反应过程rua1和或rua2的氢气原料，可以是来自第二反应器气相产物的气体，可以是碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru配套的供氢溶剂加氢稳定反应过程的反应产物的温高压分离过程分离出的富氢气气体。本实施例，实质上形成了浆液串联操作的3级煤加氢直接液化反应系统。实施例七基于实施例三，煤加氢直接液化反应器r1是反应器内设置的集液杯并使收集液通过循环泵加压形成液体产物循环操作的液体产物强制循环式悬浮床煤加氢直接液化反应系统，在反应器顶部形成了液料产物与气相产物的相对分离。本实施例充分利用这一特性，进行气相、液相的分类处理。反应器r1的净产物共2路，第一路为气液混相料r1mp，直接进入前端热高压分离器d1的中部分离为气体r1mp-v和液相r1mp-l，因为该路物料未经过降温，故可以保持高温状态，最大限度保留气相中的汽化烃数量。反应器r1的净产物共2路，第二路由循环泵r1-pump出口以近乎纯浆液r1-lp的形式输送，与气提气bh混合后汽化部分烃类成为气液混合物r1-lp-m，同时降低物料温度，然后进入前段热高压分离器d1中，其进料口位于第一路气液混相料r1mp进料口之下的位置，这样在前端热高压分离器d1内分离为气相r1-lp-m-v和液相r1-lp-m-l。气相r1-lp-m-v上升与气体r1mp-v混合后，自顶部排出前端热高压分离器d1用作d1v。温度较低的液相r1-lp-m-l，与温度较高液相r1mp-l混合并冷却之，自底部排出前端热高压分离器d1用作d1l。实施例八canmet渣油悬浮床(浆液床)加氢热裂化工艺，由加拿大矿物和能源技术中心自20世纪70年代开发，1985年在蒙特利尔炼厂建成了一套25万吨/年的工业示范装置，证实了canmet工艺的实用性。该装置催化剂，用次烟煤或褐煤载上feso4或钴co、钼mo等金属的化合物或不添加任何组分制备而成。在加氢热裂化的条件下，作为催化剂基质的次烟煤或褐煤本身发生部分加氢液化，使催化剂颗粒变小，并形成多孔结构；变小的颗粒，一部分随反应产物排出反应器，另一部分由于吸附原料渣油分解产生的金属化合物而逐渐变重，并下沉到反应器底部定期由底部排出。表13为canmet工艺典型操作条件汇总表。表14为canmet催化剂及基质煤的性质。采用本发明对canmet工艺进行改进，将悬浮床加氢反应过程，用2台悬浮床加氢反应器分割为前部反应段rua和后部反应段rub，将前部反应段rua即第一反应器rua的反应产物与冷循环氢混合降温至410℃送入热高压分离器rua-1-thps中，分离为前段热高分气rua-1-thps-v和前段热高分油rua-1-thps-l。前段热高分油rua-1-thps-l，去第二反应器rub转化为第二反应器产物rub-p，与冷循环氢混合降温至410℃送入后段热高压分离器rub-1-thps中，分离为后段热高分气rub-1-thps-v和后段热高分油rub-1-thps-l；后段热高分油rub-1-thps-l，降压后去分离、分馏系统，分离出残渣，得到蒸馏油；后段热高分气rub-1-thps-v，经过后段温高压分离器rub-1-mhps分离为后段温高压分离气rub-1-mhps-v和后段温高压分离液rub-1-mhps-l。后段温高压分离气rub-1-mhps-v，与前段温高压分离气rua-1-mhps-v混合后注入洗涤水，并送入冷高压分离器rub-1-chps中，并分离为冷高分气和冷高分油。前段热高分气rua-1-thps-v，在加氢稳定反应过程mr经过加氢稳定反应过程mr转化为加氢稳定反应产物mrp，前段热高分气rua-1-thps-v中的烃类进行芳烃的部分加氢饱和反应mrr转化为供氢烃组分mr-ds；在冷凝分离过程mrp-s，在前段温高压分离器rua-1-mhps中，在260～280℃的温度下，加氢稳定反应产物mrp分离为分离为前段温高压分离气rua-1-mhps-v即分离气mrp-v和前段温高压分离液rua-1-mhps-l即分离液mrp-l；前段温高压分离液rua-1-mhps-l，主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成的，分为2路，第1路为总量的15～25％并用作外排产物，第2路为总量的75～85％(相当于冷湖渣油重量流率的45％)用作循环烃mr-krds。目标原料高压冷湖渣油与循环烃mr-krds、氢气混合后，经过加热炉升高温度，然后进入前部反应段rua即第一反应器rua。根据操作需要，可以将主要由常规沸点为230～400℃的烃组分组成的外部供应的供氢烃前身物，加入到加氢稳定反应过程mr一并生产供氢溶剂，弥补溶剂油流失，维持供氢溶剂油平衡。本发明改进后的canmet工艺，产品渣油收率降低30％以上且产品渣油氢含量提高20％以上，产品渣油送入炼厂的延迟焦化装置加工；产品重馏分油收率降低10％以上且氢含量提高至对比值的105％以上，石脑油、煤油、柴油的氢含量均有所提高。最重要的是，反应过程的结焦量大幅度降低，消除了高转化率操作工况下管道易被积碳堵塞的问题，可以大幅度延长连续操作周期。本实施例改进后的canmet工艺，适合于加工芳碳率高的渣油。表13canmet工艺典型操作条件汇总表表14canmet催化剂及基质煤的性质当前第1页12