本发明涉及前置溶剂油加氢反应过程与煤加氢制油反应过程组合方法，与常规后置式在线溶剂油加氢反应过程R20使用富含杂质组分如H2O、NH3、CO、HCL的煤加氢制油反应产物的热高分气不同，前置溶剂油加氢反应过程R20使用杂质浓度极低的新氢和或循环氢大幅度改善了气相组成，R20产物R20P分离为热高分气R20P-V和热高分油R20P-L，至少一部分热高分气R20P-V二次有效利用进入煤加氢制油反应过程R10，剩余热高分气R20P-V用作热高分器气提气或与基于R10P的气相物流混合；在R20可混合或联合加工低沸点、高分点、温高分油等供氢剂前生物，特别适合于大型煤液化过程组成一体化高压系统。
背景技术：
：以下描述供氢烃。本文所述供氢烃，指的是在低氢含量烃油比如渣油馏分FD4的高温加氢热裂化反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃，是煤加氢直接液化过程使用的供氢溶剂油的理想组分。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：本文所述煤加氢制油反应过程，也可称为煤加氢直接液化反应过程或煤加氢液化反应过程。以下描述煤加氢直接液化过程。本发明所述煤加氢直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤液化的方法，根据溶剂油、催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，比如以下几种工艺：①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；②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；③煤和渣油联合加工法(CO·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油；渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；④中国神华集团煤直接液化方法；⑤专利CN100547055C载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法，属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。煤加氢直接液化过程中，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200～530℃、多数为200～450℃，溶剂油多数为蒸馏油或其加氢改性油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。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液化油(通常为煤液化轻油)或煤液化油改性油，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。本发明所述煤加氢直接液化过程，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(通常为煤液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、自由基加氢稳定等加氢液化的反应过程。本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。在煤加氢制油反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢液化反应过程自产的煤液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤加氢制油反应过程用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃的事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。煤液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤液化制油过程外排油。通常，煤液化反应过程产生的至少一部分煤液化轻油用作煤制油过程外排油A，其余的煤液化油用作煤液化油加氢改性过程原料油生产煤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。在煤加氢制油反应过程中，供氢溶剂本质上是一种煤液化正反应的最主要的前台催化剂，他快速提供了煤液化过程的大部分活性氢，它直接决定着热解自由基碎片的快速加氢稳定的速度，因而抑制着热缩合反应；在煤加氢制油反应过程中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上是一种煤液化负反应的阻滞剂，固体催化剂颗粒吸附粘度大的胶质、沥青质分子MK，并使MK与固体催化剂表面的活性氢接触，从而抑制其热缩；在煤加氢制油反应过程中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上同时还是一种供氢剂脱氢物SH-Z的复原催化剂，固体催化剂颗粒吸附SH-Z，并使SH-Z与固体催化剂表面的活性氢接触，从而加氢复原为具备供氢能力的供氢烃，它直接决定着供氢剂脱氢物SH-Z的复原速度；在煤加氢制油反应过程中，固体催化剂如黄铁矿等本质上同时还是一种目标加氢裂化反应如沥青烯、前沥青烯的加氢裂化的弱作用催化剂。因此，在煤加氢制油反应过程中，从一定意义上讲，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等更像是一种后台运作的催化剂，对煤液化目标产物馏分油起着一种支援性和促进性作用。在煤加氢制油反应过程R10中，由于供氢溶剂DS的作用非常重要，因此，溶剂油加氢反应过程R20的操作条件和效果自然极其重要。现有的煤加氢直接液化工艺的供氢溶剂加氢稳定反应过程R20与煤加氢制油反应过程R10的流程关系，分为离线式即独立高压系统的加氢稳定方法和后置在线式即通过二次利用R10产物R10P的热高分气的高压系统进行加氢稳定降低投资和能耗，离线式加氢稳定方法产品质量好、但是投资大，而后置在线式加氢稳定方法投资节省、但是存在着将R10产物中的H2O、NH3、H2S、CO、CO2、HCL引入加氢稳定反应过程从而恶化R20催化剂操作效能(导致R20催化剂寿命短、供氢溶剂质量不稳定)的重大缺陷。关于现有的煤加氢直接液化工艺及供氢溶剂循环方法，记载这类技术的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，130页至365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。上述文献《煤炭直接液化工艺与工程》的214页至216页记载了供氢溶剂加氢稳定反应过程R20与煤加氢制油反应过程R10的杂质、气体烃的产率，见表1和表2。表1BSU煤炭直接液化物料平衡表项目进/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1.201.140.690.66-0.51DMDS0.000.000.000.000.00合计242.18230.32242.18230.320.00表2BSU溶剂加氢单元物料平衡表项目进/maf.wt％进/maf.wt％出/maf.wt％出/maf.wt％进-出/maf.wt％H2S0.000.001.411.341.41NH30.000.000.210.200.21CO0.000.000.000.000.00CO20.000.000.000.000.00C10.000.000.710.680.71C20.000.000.030.020.03C30.000.000.030.020.03C40.000.000.030.030.03溶剂0.000.00128.73122.42128.73油(＜220℃)0.000.000.000.000.00油(＞220℃)0.000.000.000.000.00溶剂进料128.52122.220.000.00-128.52H2O0.000.000.470.450.47538℃以上馏分0.000.000.000.000.00H21.161.110.000.00-1.16无水无灰基煤0.000.000.000.000.00灰0.000.000.000.000.00催化剂-Fe0.000.000.000.000.00催化剂-其他0.000.000.000.000.00硫0.000.000.000.000.00DMDS1.931.830.000.00-1.93合计131.61125.16131.61125.160.00关于供氢溶剂加氢稳定反应过程R20与煤加氢制油反应过程R10，就原料杂质含量、杂质加氢转化率、气体烃产率进行统计比较，得到以下结论：①液化煤，通常是杂元素如氧、硫、氮含量高的煤，其煤加氢直接液化过程通常是杂质转化率较高的过程，杂质组分如H2O、NH3、H2S、CO、CO2的产量较大；②液化煤，通常是有机质含量高的煤，其煤加氢直接液化过程通常是有机质液化转化率较高的过程，常规气体烃如CH4、C2、C3、C4的产量较大；③供氢溶剂加氢稳定反应过程R20的原料烃，通常是杂元素如氧、硫、氮含量低的烃类，其煤加氢直接液化过程通常是杂质转化率较低的过程，杂质组分如H2O、NH3、H2S、CO、CO2的产量较小；④供氢溶剂加氢稳定反应过程R20，通常是裂化转化率较低的过程，常规气体烃如CH4、C2、C3、C4的产量较小。基于上述结论，本发明认为，使用杂质浓度极低的新氢和或循环氢的前置溶剂油加氢反应过程R20，其中的杂质气体、气体烃数量很少，因此，溶剂油加氢反应过程R20产物R20P分离所得热高分气R20P-V，可以进入煤加氢制油反应过程R10实现二次有效利用。如此，既可避免“将R10产物中的H2O、NH3、H2S、CO、CO2、HCL引入加氢稳定反应过程从而恶化催化剂操作效能”的工艺缺陷，同时又能实现循环氢气的二次使用，形成了一种前置溶剂油加氢反应过程R20与煤加氢制油反应过程R10组合方法。本发明的基本设想是：前置溶剂油加氢反应过程与煤加氢制油反应过程组合方法，与常规后置式在线溶剂油加氢反应过程R20使用富含杂质组分如H2O、NH3、CO、HCL的煤加氢制油反应产物的热高分气不同，前置溶剂油加氢反应过程R20使用杂质浓度极低的新氢和或循环氢大幅度改善了气相组成，R20产物R20P分离为热高分气R20P-V和热高分油R20P-L，至少一部分热高分气R20P-V二次有效利用进入煤加氢制油反应过程R10，剩余热高分气R20P-V用作热高分器气提气或与基于R10P的气相物流混合；在R20可混合或联合加工低沸点、高分点、温高分油等供氢剂前生物，特别适合于大型煤液化过程组成一体化高压系统。本发明所述方法未见报道。为了优化本发明效果，可以与其它多种技术组合成组合工艺。因此，本发明第一目的是提出前置溶剂油加氢反应过程与煤加氢制油反应过程组合方法。本发明第二目的是提出前置溶剂油加氢反应过程与煤加氢制油反应过程组合方法，对热高分气R20P-V进行多点二次利用。技术实现要素：本发明前置溶剂油加氢反应过程与煤加氢制油反应过程组合方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在油煤浆配制过程M10，供氢溶剂DS、煤粉SF配成油煤浆R10F；(2)在煤加氢制油反应过程R10，在氢气、煤加氢制油催化剂存在条件下，富含供氢烃的油煤浆R10F发生煤的溶胀、热解、加氢裂化、加氢稳定等煤液化加氢反应转化为煤加氢制油产物R10P，供氢溶剂DS起着供氢、传递氢的作用；.(3)在热高压分离过程R10P-HS，煤加氢制油产物R10P分离为热高分气R10P-HS-V和热高分油R10P-HS-L；(4)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油ML、液化残渣VS；(5)在溶剂油加氢反应过程R20，在氢气、溶剂油加氢催化剂存在条件下，供氢烃前身物R20F发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应转化为富含供氢烃的反应流出物R20P；供氢烃前身物R20F，为分离煤加氢制油产物R10P得到的馏出油MD；(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；(7)至少一部分热高分气R20P-HS-V，进入煤加氢制油反应过程R10；(8)在分离/分馏部分DSF，分离热高分油R20P-HS-L得到供氢溶剂DS；至少一部分供氢溶剂DS进入油煤浆配制过程M10；(9)在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，分离回收热高分气R10P-HS-V得到富氢气体R10P-HS-V-HV和烃油R10P-HS-V-L；至少一部分富氢气体R10P-HS-V-HV返回加氢反应过程循环使用。本发明，通常，(9)在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，分离回收热高分气R10P-HS-V得到富氢气体R10P-HS-V-HV和烃油R10P-HS-V-L；至少一部分富氢气体R10P-HS-V-HV返回溶剂油加氢反应过程R20。本发明，通常，(4)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油、液化残渣VS；液化残渣VS中的大部分烃类的常规沸点高于500℃；至少一部分液化残渣VS作为循环残液VSR进入煤加氢制油反应过程R10。本发明，一般，(4)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油、液化残渣VS；液化残渣VS中的大部分烃类的常规沸点高于530℃；至少一部分液化残渣VS作为循环残液VSR进入煤加氢制油反应过程R10。本发明，通常，(7)至少一部分热高分气R20P-HS-V，进入煤加氢制油反应过程R10；剩余热高分气R20P-V用作热高压分离过程R10P-HS的气提气，与热高压分离过程R10P-HS的液相接触。本发明，通常，(7)至少一部分热高分气R20P-HS-V，进入煤加氢制油反应过程R10；剩余热高分气R20P-V，与基于R10P的气相物流混合处理。本发明，通常，(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于300℃的烃组成。本发明，一般，(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于250℃的烃组成。本发明，通常，(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；热高压分离过程R20P-HS的操作温度为150～350℃；热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于300℃的烃组成。本发明，一般，(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；热高压分离过程R20P-HS的操作温度为180～280℃；热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于250℃的烃组成。本发明，在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，富氢气体R10P-HS-V-HV的氢气体积浓度：通常大于75％、一般大于90％。本发明，通常，(9)在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，至少一部分富氢气物流提纯氢气后返回加氢反应过程循环使用。本发明，通常，(4)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油、液化残渣VS；部分液化残渣VS作为产物VSP，部分液化残渣作为液化残渣循环料VSR循环返回煤加氢制油反应过程R10比如经过油煤浆配制过程M10循环返回煤加氢制油反应过程R10。本发明，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物R20F，可以为1路或2路或多路物料，可以为下述的1路或2路或多路物料：①在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到的液化产物馏分油ML，馏分油ML主要由常规沸点为250～530℃的烃组成，用作R20F；②在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，分离回收热高分气R10P-HS-V得到烃油R10P-HS-V-L，烃油R10P-HS-V-L主要由常规沸点为250～400℃的烃组成，烃油R10P-HS-V-L或其馏分油用作R20F；③其它烃油。本发明，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物R20F，为2个或多个供氢烃前身物，采用混合原料烃的同步加氢方式。本发明，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物R20F，为2个供氢烃前身物馏分油R20F-A、馏分油R20F-B，2个供氢烃前身物的沸程、分子结构差异较大，此时这2路烃物流采用的不同步加氢方式选自下列方法中的1种或几种：①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；②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；③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；④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制油反应过程R10。本发明，通常，(2)煤加氢制油反应过程R10使用的反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：①悬浮床即浆态床；②沸腾床；③微膨胀床。本发明，通常，(5)溶剂油加氢反应过程R20使用的反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：①悬浮床加氢反应器；②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；③上流式微膨胀床；④上流式固定床；⑤下流式固定床；⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。本发明，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：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，一般，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65。本发明，较佳者，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：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，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg。本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，反应温度为400～465℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为600～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为45～50质量％。本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，煤加氢直接液化催化剂可以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，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，使用的氢气物流，为新氢和或循环氢。附图说明图1是本发明前置溶剂油加氢反应过程R20与煤加氢制油反应过程R10组合方法的原则流程示意图，包含油煤浆配制过程M10、煤加氢制油反应过程R10、液化产物热高压分离过程R10P-HS、热高分油R10P-HS-L的分离/分馏部分R10P-HS-L-DS、热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT、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DSF。如图1所示，供氢溶剂DS的前身物烃类R20F，经管道151进入溶剂油加氢反应过程R20，在氢气、溶剂油加氢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R10F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。如图1所示，R20P-HS-V包含R20P中大部分氢气、部分低沸点烃，通常，至少一部分热高分气R20P-HS-V被二次使用，如图1所示，经管道165进入煤加氢制油反应过程R10，比如用作煤加氢制油反应过程R10的第一反应器的入口氢气、后部反应器的入口添加氢气，比如用作煤加氢制油反应过程R10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R10P-HS的气提气使用，或与基于R10P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DSF分离出供氢溶剂DS。如图1所示，供氢溶剂DS经管道175进入油煤浆配制过程M10，配料煤粉SF经管道101进入油煤浆配制过程M10，M10得到油煤浆用作煤加氢制油反应过程R10的原料R10F；根据需要，在油煤浆配制过程M10，可以将煤加氢制油催化剂、硫化剂等配入油煤浆R10F中。如图1所示，富含供氢烃的全部油煤浆R10F经管道111进入煤加氢制油反应过程R10，在氢气、煤加氢制油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R10F进入煤加氢制油反应过程R10转化为煤加氢制油产物R10P，产物R10P经管道121进入热高压分离过程R10P-HS分离为热高分气R10P-HS-V和热高分油R10P-HS-L。如图1所示，管道131输送的R10P-HS-V包含R10P中大部分氢气、部分低沸点烃，通常，在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，分离回收热高分气R10P-HS-V得到富氢气体R10P-HS-V-HV和经管道181排出的烃油R10P-HS-V-L。通常，至少一部分富氢气体R10P-HS-V-HV返回加氢过程循环使用，如图1所示，一部分富氢气体R10P-HS-V-HV作为RH01可通过管道185返回煤加氢制油反应过程R10循环使用，一部分富氢气体RH02R10P-HS-V-HV作为RH02可通过管道186返回溶剂油加氢反应过程R20循环使用，如图1所示，新氢FH经管道190输送，一路FH01可通过管道191进入煤加氢制油反应过程R10用作化学耗氢等使用，一路FH02可通过管道192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R10P-HS-L经管道132进入热高分油R10P-HS-L的分离/分馏部分R10P-HS-L-DS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作为供氢剂前生物R20F-A经管道143进入溶剂油加氢反应过程R20。通常，部分液化残渣VS作为产物经管道1452进入下游加工步骤，有排出固体废料的作用，如图1所示，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R10F中。煤加氢制油反应过程R10产生煤加氢直接液化生成油R10P-0，通常，在煤加氢直接液化生成油R10P-0的分离部分R10P-HS-L-DS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返回煤加氢制油反应过程R10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℃。返回煤加氢制油反应过程R10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制油反应过程R10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，本发明形成了溶剂油加氢反应过程R20与煤加氢制油反应过程R10的组合方法。溶剂油加氢反应过程R20，可以加工来自管道143的馏分油R20F-A，可以加工R10P-HS-V-UNIT排出的经管道181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-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制油反应过程R10。如图1所示，溶剂油加氢反应过程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。具体实施方式以下详细描述本发明。本发明所述的压力，指的是绝对压力。本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～330℃的烃类。本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为330～530℃的烃类。本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于330℃的烃类。本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。以下详细描述本发明。以下描述煤直接液化过程。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，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到液体和气液混相物流或得到液体和气体。本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备。本发明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液化油(通常为煤液化轻油)或煤液化油改性油，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，包括煤液化反应过程和煤液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤液化反应器，煤炭进入煤液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤液化反应器。本发明所述煤液化反应过程，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。本发明所述煤液化油，指的是所述煤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。在煤液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤液化反应过程自产的煤液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤液化反应过程用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。煤液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤液化制油过程外排油。通常，煤液化反应过程产生的至少一部分煤液化轻油用作煤制油过程外排油A，其余的煤液化油用作煤液化油加氢改性过程原料油生产煤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。以下结合附图详细描述本发明，附图是为了描述本发明而绘制的，但是它不能限定本发明的应用范围。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。本发明煤加氢制油反应过程R10，通常使用上流式反应器，工作方式可以选择：①悬浮床加氢反应器；②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；③微膨胀床。本发明溶剂油加氢反应过程R20，使用的反应器，工作方式可以选择：①悬浮床加氢反应器；②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；③上流式微膨胀床；④上流式固定床；⑤下流式固定床；⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床反应器从而形成活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形成内部内环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外循环流的返混流型，可以是使用顶部产物液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强制内循环流的返混流型。以下描述本发明的特征部分。本发明前置溶剂油加氢反应过程与煤加氢制油反应过程组合方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在油煤浆配制过程M10，供氢溶剂DS、煤粉SF配成油煤浆R10F；(2)在煤加氢制油反应过程R10，在氢气、煤加氢制油催化剂存在条件下，富含供氢烃的油煤浆R10F发生煤的溶胀、热解、加氢裂化、加氢稳定等煤液化加氢反应转化为煤加氢制油产物R10P，供氢溶剂DS起着供氢、传递氢的作用；(3)在热高压分离过程R10P-HS，煤加氢制油产物R10P分离为热高分气R10P-HS-V和热高分油R10P-HS-L；(4)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油ML、液化残渣VS；(5)在溶剂油加氢反应过程R20，在氢气、溶剂油加氢催化剂存在条件下，供氢烃前身物R20F发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应转化为富含供氢烃的反应流出物R20P；供氢烃前身物R20F，为分离煤加氢制油产物R10P得到的馏出油MD；(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；(7)至少一部分热高分气R20P-HS-V，进入煤加氢制油反应过程R10；(8)在分离/分馏部分DSF，分离热高分油R20P-HS-L得到供氢溶剂DS；至少一部分供氢溶剂DS进入油煤浆配制过程M10；(9)在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，分离回收热高分气R10P-HS-V得到富氢气体R10P-HS-V-HV和烃油R10P-HS-V-L；至少一部分富氢气体R10P-HS-V-HV返回加氢反应过程循环使用。本发明，通常，(9)在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，分离回收热高分气R10P-HS-V得到富氢气体R10P-HS-V-HV和烃油R10P-HS-V-L；至少一部分富氢气体R10P-HS-V-HV返回溶剂油加氢反应过程R20。本发明，通常，(4)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油、液化残渣VS；液化残渣VS中的大部分烃类的常规沸点高于500℃；至少一部分液化残渣VS作为循环残液VSR进入煤加氢制油反应过程R10。本发明，一般，(4)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油、液化残渣VS；液化残渣VS中的大部分烃类的常规沸点高于530℃；至少一部分液化残渣VS作为循环残液VSR进入煤加氢制油反应过程R10。本发明，通常，(7)至少一部分热高分气R20P-HS-V，进入煤加氢制油反应过程R10；剩余热高分气R20P-V用作热高压分离过程R10P-HS的气提气，与热高压分离过程R10P-HS的液相接触。本发明，通常，(7)至少一部分热高分气R20P-HS-V，进入煤加氢制油反应过程R10；剩余热高分气R20P-V，与基于R10P的气相物流混合处理。本发明，通常，(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于300℃的烃组成。本发明，一般，(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于250℃的烃组成。本发明，通常，(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；热高压分离过程R20P-HS的操作温度为150～350℃；热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于300℃的烃组成。本发明，一般，(6)在热高压分离过程R20P-HS，溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；热高压分离过程R20P-HS的操作温度为180～280℃；热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于250℃的烃组成。本发明，在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，富氢气体R10P-HS-V-HV的氢气体积浓度：通常大于75％、一般大于90％。本发明，通常，(9)在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，至少一部分富氢气物流提纯氢气后返回加氢反应过程循环使用。本发明，通常，(4)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油、液化残渣VS；部分液化残渣VS作为产物VSP，部分液化残渣作为液化残渣循环料VSR循环返回煤加氢制油反应过程R10比如经过油煤浆配制过程M10循环返回煤加氢制油反应过程R10。本发明，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物R20F，可以为1路或2路或多路物料，可以为下述的1路或2路或多路物料：①在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到的液化产物馏分油ML，馏分油ML主要由常规沸点为250～530℃的烃组成，用作R20F；②在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，分离回收热高分气R10P-HS-V得到烃油R10P-HS-V-L，烃油R10P-HS-V-L主要由常规沸点为250～400℃的烃组成，烃油R10P-HS-V-L或其馏分油用作R20F；③其它烃油。本发明，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物R20F，为2个或多个供氢烃前身物，采用混合原料烃的同步加氢方式。本发明，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物R20F，为2个供氢烃前身物馏分油R20F-A、馏分油R20F-B，2个供氢烃前身物的沸程、分子结构差异较大，此时这2路烃物流采用的不同步加氢方式选自下列方法中的1种或几种：①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；②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；③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；④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制油反应过程R10。本发明，通常，(2)煤加氢制油反应过程R10使用的反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：①悬浮床即浆态床；②沸腾床；③微膨胀床。本发明，通常，(5)溶剂油加氢反应过程R20使用的反应器的操作方式选自下列中的1种或几种的组合：①悬浮床加氢反应器；②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；③上流式微膨胀床；④上流式固定床；⑤下流式固定床；⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。本发明，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：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，一般，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：部分饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65。本发明，较佳者，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P中的常规沸点高于250℃烃类：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，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为300～390℃，加氢压力为10～25MPa，气液体积比为300～1000NL/kg。本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，反应温度为400～465℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为600～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.5～3质量％，助催化剂添加量为助催化剂中S/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，煤浆固体浓度为45～50质量％。本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂R10C水含量低于2wt％；R10C粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，通常，(2)在煤加氢制油反应过程R10，煤加氢直接液化催化剂可以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，通常，(5)在溶剂油加氢反应过程R20，使用的氢气物流，为新氢和或循环氢。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。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时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环油进行循环加氢。加氢反应流出物或热高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200PPm(v)，最好不大于50PPm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2MPa、通常为0.5～1.5MPa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入第一加氢反应器。本发明，在溶剂油加氢反应过程R20，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。实施例实施例一250吨/时原料煤粉的煤加氢直接液化过程，采用本发明前置溶剂油加氢反应过程与煤加氢制油反应过程组合方法，操作条件如下：(1)在油煤浆配制过程M10，按照1∶1重量比把供氢溶剂DS、煤粉SF配成油煤浆R10F；(2)在煤加氢制油反应过程R10，反应温度为410～455℃、反应压力为18～20MPa，气液体积比为700～800NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的1.5～2质量％，保证反应空间气相硫化氢体积浓度大于0.15％，煤浆固体浓度为45～50质量％；在煤加氢制油反应过程R10，使用的加氢催化剂，是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂；(3)在热高压分离过程R10P-HS，操作温度为400℃、压力为18～20MPa；煤加氢制油产物R10P分离为热高分气R10P-HS-V和热高分油R10P-HS-L；(4)在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到液化产物馏分油ML、主要由常规沸点高于520℃的烃组成的液化残渣VS；50％的液化残渣VS作为循环残液VSR进，作为液化残渣循环料VSR经过油煤浆配制过程M10循环返回煤加氢制油反应过程R10；(5)在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物，为2路物料：①在分离/分馏部分R10P-HS-L-DS，分离热高分油R10P-HS-L得到的液化产物馏分油ML，馏分油ML主要由常规沸点为250～530℃的烃组成，用作R20F；②在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，分离回收热高分气R10P-HS-V得到烃油R10P-HS-V-L，烃油R10P-HS-V-L主要由常规沸点为250～400℃的烃组成，烃油R10P-HS-V-L或其馏分油用作R20F；在溶剂油加氢反应过程R20，反应流出物R20P的常规沸点高于250℃烃类的：部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60；在溶剂油加氢反应过程R20，使用的加氢催化剂为Ni-Mo、Ni-Co或Ni-W系的加氢催化剂；反应温度为350～370℃，加氢压力为18～20MPa，气液体积比为500～600NL/kg；(6)在热高压分离过程R20P-HS，操作温度为230℃、压力为18～20MPa；溶剂油加氢反应产物R20P分离为热高分气R20P-HS-V和热高分油R20P-HS-L；热高分气R20P-V，其中的烃类主要由常规沸点低于250℃的烃组成；(7)85％以上的热高分气R20P-HS-V，进入煤加氢制油反应过程R10的第一加氢反应器；(8)在分离/分馏部分DSF，分离热高分油R20P-HS-L得到供氢溶剂DS；全部供氢溶剂DS进入油煤浆配制过程M10；(9)在热高分气处理系统R10P-HS-V-UNIT，分离回收热高分气R10P-HS-V得到富氢气体R10P-HS-V-HV和烃油R10P-HS-V-L；部分富氢气物流提纯氢气后返回加氢反应过程循环使用，返回加氢反应过程的氢气体积浓度大于95％；部分富氢气体R10P-HS-V-HV返回溶剂油加氢反应过程R20。实施例二基于实施例一，在溶剂油加氢反应过程R20，加工的供氢烃前身物R20F，为2个供氢烃前身物馏分油R20F-A、馏分油R20F-B，2个供氢烃前身物的沸程、分子结构差异较大，此时这2路烃物流可采用的不同步加氢方式选自下列方法中的1种或几种：①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；②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；③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；④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制油反应过程R10。当前第1页1 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