一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收方法与流程

一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收方法，利用热解过程ar10煤气的高温近乎全气相低油气分压条件，在冷凝分离过程ts得到主要由nbp低于470℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由nbp介于450～600℃的烃组成的重质馏出油slhd和主要由nbp高于600℃烃组成的超重沥青shvd；sld可经加氢过程r20u转化为供氢烃，供氢烃与slhd及可能存在的煤粉作为膨胀床加氢反应过程r30u进料，以最大限度提高热解焦油的加氢轻质油产品收率；shvd的流化床热解过程zr10或zr10产物回收过程可与ar10或ar10产物回收过程组合；可联合加工中低温焦油或其煤沥青以实现重质馏出油和超重沥青的分离。
背景技术：
：本发明nbp指的是常规沸点。本发明关心的问题是，对碳氢粉料流化床热解过程如粉煤、煤直接液化残渣固化粉料的流化床热解过程，如何回收煤气中焦油以最大限度提高热解焦油的加氢轻质油产品收率。本发明所述碳氢粉料流化床热解煤气，指的是碳氢粉料如粉煤、煤直接液化残渣固化粉料的流化床热解过程产生的气固混相产物的分离产物即含焦油煤气1f；煤气1f，含有半焦固体颗粒，含有常规沸点介于150～470℃的轻质烃组分ld(通常占热解焦油总重量的55～70％)、常规沸点介于450～600℃的重质烃组分lhd(通常占热解焦油总重量的20～30％)和常规沸点高于600℃的超重烃组分hvd(通常占热解焦油总重量的8～20％)。随着碳氢粉料流化床热解工艺的进步，热解焦油收率必然越来越高，热解焦油中的常规沸点介于450～600℃的重质烃组分lhd和常规沸点高于600℃的超重烃组分hvd，二者的收率越来越高，为了充分利用烃组分lhd和hvd获得轻质油品，必须根据它们的分子结构和轻质化特性进行合理的分类加工，而分类加工的前提是理想化的分离效果。本发明所述碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收过程，指的是煤气1f中焦油的收集过程及焦油轻质化过程，至少包含煤气1f中焦油的收集过程如冷凝过程，还可以包含焦油馏分油如轻质馏出油sld的加氢反应过程r20，还可以包含焦油馏分油如重质馏出油slhd的膨胀床加氢反应过程r30，还可以包含焦油馏分油如超重沥青shvd的流化床热解过程zr10。热解焦油中的常规沸点介于450～600℃的重质烃组分lhd，可以通过膨胀床加氢反应过程r30特别是使用供氢剂的膨胀床如悬浮床的加氢反应过程r30，大比例地转化为轻质油品，比如可以采用中国专利zl201210022921.9一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法，将轻质烃组分ld加氢转化为供氢烃用于重质烃组分lhd的膨胀床如悬浮床的加氢反应过程r30，以保证操作过程高效、平稳、连续长周期运行。本文所述供氢烃，指的是在煤加氢直接制油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，可以作为煤加氢直接液化过程使用的供氢溶剂油的理想组分、作为热解自由基的供氢体的理想组分。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：供氢溶剂油，指的是富含供氢烃的烃油。以下描述450～600℃的重质烃组分lhd的膨胀床加氢反应过程r30使用的供氢溶剂油的作用。在膨胀床加氢反应过程r30中，供氢溶剂本质上是一种液相反应过程的供氢溶剂和供氢催化剂，他快速提供了热解自由基加氢稳定过程的大部分活性氢，它直接决定着热解自由基碎片的加氢稳定的速度，因而抑制着热缩合反应；在膨胀床加氢反应过程r30中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上扮演者一种负反应的阻滞剂的作用，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；在膨胀床加氢反应过程r30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，它影响着供氢剂脱氢物sh-z的复原速度；在膨胀床加氢反应过程r30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，通过对吸附的苯环的大π键共轭体系的弱化而降低该苯环与α位碳原子的c-c键的离解能，从而促进c-c键的热裂化反应；在膨胀床加氢反应过程r30中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上还扮演者h2s解离产生活性氢原子的作用。因此，在膨胀床加氢反应过程r30中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等对重质烃组分lhd的加氢轻质化有重大影响，但是受到整个液相反应其它条件的影响，固体催化剂有效重量加入量存在上限如通常低于8～10％(对液相原料)。在膨胀床加氢反应过程r30中，由于供氢溶剂ds的作用非常重要，因此，溶剂油加氢稳定反应过程r20的操作条件和效果自然也极其重要。以下分析低沸点循环供氢剂lbds和高沸点循环供氢剂lbds。本文所述低沸点循环供氢剂lbds，指的是常规沸点介于250～400℃的供氢烃，主要为2环、3环、4环结构烃。本文所述高沸点循环供氢剂hbds，指的是常规沸点介于400～530℃的供氢烃，主要为4环、5环结构烃。相对于高沸点供氢剂hbds，lbds因分子量小故难热裂解、因分子量小运动速度快，因沸点低易于汽化故在r30的液相空间停留时间短且一旦进入气相即成为单程通过，因分子结构理想故供氢速度快，所以具有低热解率、快速供氢、载氢负荷高的优势。相对于低沸点循环供氢剂lbds，高沸点供氢剂hbds因分子量大故易于热裂解即热解温度低、因分子量大运动速度慢，因沸点高难于汽化故在r30的液相空间循环停留时间长，因分子结构复杂其供氢速度慢、易于热缩和，所以具有高热解率、高缩合物产率、慢速供氢、载氢负荷低的相对劣势；但是对于高沸点自由基等液相烃组分lc而言，高沸点供氢剂hbds是lc的可靠的液相供氢剂。从以上分析可以看出，对于膨胀床加氢反应过程r30，为了提高单程热裂化转化率、抑制热缩合物产率、提高产物加氢深度、降低r30反应总温升，需要使用数量充分的供氢溶剂并均匀分散在所有反应空间热解焦油中的常规沸点高于600℃的超重烃组分hvd，在膨胀床加氢反应过程r30即使是在使用供氢剂的膨胀床如悬浮床的加氢反应过程r30，也难以高转化率地转化为轻质油品并且事实上发生大量的热缩合及结焦反应，原因在于这些大分子：因分子量太大故运动速度慢，因芳碳率太高故相似结构组分易于发生大π键吸引形成局部浓缩相，因芳碳率太高故易于脱氢热缩合，因粘度大故易吸附于催化剂颗粒表面且难以脱附因此大幅度降低了催化剂表面的更新速度即降低了催化剂活性；试验证明，超重烃组分hvd的悬浮床加氢热裂化反应过程或沸腾床加氢热裂化反应过程，如果反应温度低比如为360～420℃则热裂化转化率太低不具备经济意义，如果反应温度高比如为420～470℃则热缩合生焦反应比例太高导致连续运行周期太短(比如通常低于30天)同样不具备经济意义。试验证明，热解焦油中的常规沸点高于600℃的超重烃组分hvd，加入煤直接液化加氢反应过程也难以实现明显的轻质化净效果，并且恶化煤直接液化加氢反应过程的操作效果如增加焦炭产率、缩短运行周期。对于脱碳过程，热解焦油中的常规沸点高于600℃的超重烃组分hvd，通常以富含半焦固体颗粒物的超重沥青或超重煤渣油的形式存在，具有固体颗粒含量高、残碳值高、生焦率高、粘度大的特点，因此无法采用常规的延迟焦化工艺加工之，因为焦化塔进料加热炉难以长周期运转。对于脱碳过程，热解焦油中的常规沸点高于600℃的超重烃组分hvd，也难以采用常规的流化焦化工艺如exxon公司开发的流态化焦化技术加工之，原因在于：①因为油品分子中缺乏亚甲基桥键，易离解键主要有氧桥键、硫桥键进行热解，为了得到高的热裂化转化率，热解或焦化反应温度更高比如需要570～620℃；②作为连续供料，其中的固体含量不均匀，难以保证连续生产过程的平稳度；③粘度大、固体含量高，作为液态流体，难以均匀分散；④作为流体，难以计量；⑤原料颗粒度难以控制在适中范围，原料颗粒度如果较大，则热解时间较长，热解反应器的高度太高，投资增大、气体气功率消耗高；⑥原料颗粒度难以控制在适中范围，原料颗粒度如果很小，则热解时间较短，但是热解产生大量细微粉尘，大幅度提高煤气深度脱尘过程的负荷，热解煤气回收的焦油中的半焦含量会升高；⑦由于超重烃组分hvd的热解产物半焦中的部分连接不是稳定的化学键，而是热解结焦过程形成的“粘结”，超重烃组分hvd热解半焦的耐磨性和硬度均低于粉煤热解半焦，因此，其烧焦过程的粉化度远大于粉煤热解半焦在烧焦过程的粉化度，会生成更多的细颗粒，导致循环固体热焦的颗粒直径难以控制在合适范围。以下描述煤加氢直接液化生成油分馏过程得到的残渣或残液r30p-vs。煤加氢直接液化反应过程r30产生煤加氢直接液化生成油r30p-o，在煤加氢直接液化生成油r30p-o的分离部分使用的减压蒸馏塔塔底，通常分离得到主要由常规沸点高于530～550℃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r30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r30p-vs以排出废催化剂颗粒、无法液化的煤碳骨架颗粒，同时残液r30p-vs中夹带着重质烃如油分、胶质、沥青烯、前沥青烯，残液r30p-vs的软化点通常高于100～150℃。返回煤加氢直接液化反应过程r30的循环料vs-r，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vs-r的存在，虽然能够回收少量油品，但是显著恶化了煤加氢直接液化反应过程r30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)。随着高活性、高分散度煤液化加氢催化剂的开发成功，催化剂的废弃成本已经大幅度下降，因此可以考虑煤液化加氢催化剂单程使用后废弃的方案，在此前提下，如果能够有效回收残液r30p-vs中的烃类而少循环或不使用循环料vs-r，则优化了加氢直接液化反应过程r30的烃液进料性质，因此可以延长连续运行周期、扩大原料煤种范围。关于煤直接液化残渣的性质分析数据，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》，689页至723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。超重沥青shvd、残渣或残液r30p-vs的热解试验证明，热解焦油收率约为15～25％，但是大规模工业装置无法使用常规的延迟焦化工艺或常规的流化焦化工艺如exxon公司开发的流态化焦化技术加工之，也无法在煤直接液化加氢反应过程实现经济的联合加工，因此，这些物料成了环境污染源，急需合理解决。cn105602593a、cn105694933a热解方法及其发展方法的出现，为超重沥青shvd、残渣或残液r30p-vs的流化床热解方法提供了可行的轻质化技术途径。cn105602593a、cn105694933a方法，其基本原理可以看作是在一定程度上将石油工业蜡油或渣油流态化催化裂化领域的反应再生系统技术的移植应用。在渣油流态化催化裂化的反应再生系统中，单程通过的原料是雾化的渣油、其产品是气态裂解油气，循环加工的物料是粉状固体催化剂，排出提升管催化热裂化反应器的催化剂为结焦后催化剂固体，结焦后催化剂经过沉降器内布置的旋风分离系统完成脱气、然后进入烧炭器或再生器进行烧炭再生，高温态的再生后催化剂粉料作为固体热载体和催化剂返回提升管反应器的下部入口，在提升气体作用下，与雾化的渣油混合接触进行流态化催化裂化反应，再生器产生的至少一部分热量被返回提升管催化热裂化反应器的再生后热态催化剂载入提升管催化热裂化反应器充当热裂化过程的热源。渣油流态化催化裂化的反应再生系统，已有超过50年的成功运转历史，其大型化单系列装置加工渣油量可达400～800万吨/年，催化剂循环量可达2000～4000万吨/年即2500～5000吨/时。与蜡油或渣油流态化催化裂化的反应再生系统相比，cn105602593a、cn105694933a方法，采用类似的提升管反应器进行粉煤热解反应，采用类似的旋风分离系统(布置于沉降器内)完成粉煤热解反应产物的气固分离，采用类似的烧炭器进行粉焦贫氧燃烧，烧炭器产生的热半焦的一部分作为固体热载体进入提升管反应器向煤热解反应过程供热并形成循环系统，多余的半焦排出系统和或氧化燃烧释放热量。在cn105602593a、cn105694933a所述系统中，单程通过的原料是新鲜固体粉煤，其热解产品是气态煤气和固体半焦，循环加工的物料是固体半焦(热解反应一次半焦产物或半焦循环料)，高温态的固体氧化半焦作为固体热载体返回提升管反应器的下部入口，在提升气体作用下，与新鲜煤粉混合接触进行流态化热解反应。从上述对比可以看出，二种技术的热解反应器、热解产物气固分离系统、热解固体产物沉降器、循环固体料烧炭器，其相同流程位置的气固流体的流动方式基本相同。由于二者上述的相似性，cn105602593a、cn105694933a方法，极大地简化了系统的结构和操作，极大地提高了系统的安全性，是深具大型工业化潜力的技术方法。事实上，由于煤焦油的产量较小故超重沥青shvd的数量更小，单独建设装置使用cn105602593a、cn105694933a热解方法及其发展方法，必然很不经济，且该热解过程气体和焦油的产量和产率也不易稳定，对此，可与碳氢粉料流化床热解过程ar10组成组合工艺以简化流程，可以共用沉降过程和或烧焦过程和或至少部分流化床热解反应过程。至此，已经形成本发明的基本设想：一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收方法，利用热解过程ar10煤气的高温近乎全气相低油气分压条件，在冷凝分离过程ts得到主要由nbp低于470℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由nbp介于450～600℃的烃组成的重质馏出油slhd和主要由nbp高于600℃烃组成的超重沥青shvd；sld可经加氢过程r20u转化为供氢烃，供氢烃与slhd及可能存在的煤粉作为膨胀床加氢反应过程r30u进料，以最大限度提高热解焦油的加氢轻质油产品收率；shvd的流化床热解过程zr10或zr10产物回收过程可与ar10或ar10产物回收过程组合；可联合加工中低温焦油或其煤沥青以实现重质馏出油和超重沥青的分离。本发明的第一目的是，为最大限度提高热解焦油的加氢轻质油产品收率，充分发挥膨胀床加氢反应过程r30的能力，最大限度对焦油的重质馏出油slhd实现加氢轻质化，利用热解过程ar10煤气1pv的高温近乎全气相低油气分压条件，在煤气1pv的冷凝分离过程ts的第一个冷凝分离步骤ts01实现重质馏出油slhd和超重沥青shvd的分离，这是常规全馏分煤焦油的蒸馏过程无法实现的分离效果，膨胀床加氢反应过程r30u的进料“供氢烃与slhd”，可以提高8～15％(对热解焦油重量)，这是惊人的效果；第一个冷凝分离步骤ts01的效果，直接决定了焦油重馏分的加氢料和热解料的比例，是关系总流程物料走向的宏观分配器，是关系热解焦油分类利用、决定加氢轻质化油品收率的决定性步骤，也是关系膨胀床加氢反应过程r30u进料即重质馏出油slhd苛刻度的控制步骤。本发明的第二目的是与煤加氢直接液化过程形成组合工艺，降低过程投资，提高经济性。事实上，由于煤焦油的产量通常较小，单独使用本发明，加氢过程的规模较小将导致单位加工量工程投资巨大，会降低技术的经济性。如果膨胀床加氢反应过程r30u同时是煤加氢直接液化过程，则具有以下优势：①加氢过程合并，减少了装置套数，提高了加氢系统原料规模，可大幅度降低工程投资；②供氢烃sld-ds、重质馏出油slhd与煤粉及其液化产物共存，会产生有利的协同效应：第一方面，可以降低煤液化专用配煤浆溶剂油数量，可以提高溶剂油/煤粉的重量比，可以提高供氢溶剂油/煤粉的重量比，可以提高溶剂油/没液化残液的重量比，可以降低液化油物流中液化残渣的重量比，利于煤液化反应；第二方面，可以提高重质馏出油slhd的热缩合物的分散度和被固体带出反应器的能力，利于改善重质馏出油slhd的热裂化反应环境。本发明所述分离含焦油煤气物流得到超重沥青的方法以及采用溶剂油加氢过程加工轻质馏出油sld、采用膨胀床加氢过程加工重质馏出油slhd、采用流化热解过程加工超重沥青shvd并组成组合工艺的方法，未见报道。本发明所述分离含焦油物流得到轻质馏出油sld、重质馏出油slhd和超重沥青shvd，然后分类加氢轻质化然后按照本发明路线进行轻质化以最大限度提高热解焦油的加氢轻质油产品收率的方法未见报道。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一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收方法。本发明第二目的是提出一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收以最大限度提高热解焦油的加氢轻质油产品收率的方法，可根据r30反应条件苛刻度调整slhd和shvd的切割点温度，这样形成了“热解+热解焦油分离+焦油馏分油加氢轻质化”一体化组合工艺。本发明第三目的是提出一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收以最大限度提高热解焦油的加氢轻质油产品收率的方法，膨胀床加氢反应过程r30u同时是煤加氢直接液化过程，可根据r30反应条件苛刻度调整slhd和shvd的切割点温度，这样形成了“煤液化残渣和超重沥青的联合热解+热解焦油分离+煤和焦油馏分油联合加氢轻质化”一体化组合工艺；其中加氢过程r20可以联合加工粉煤直接液化加氢反应过程r30需要的循环供氢溶剂油的前身物含烃物流，从而形成联合加工超重沥青shvd的粉煤或煤直接液化残渣固化粉料的流化床热解过程ar10、热态煤气中焦油脱出超重沥青shvd得到用作供氢烃前身物的轻质馏出油sld和用作粉煤直接液化加氢反应过程r30的液相料的重质馏出油slhd、热解焦油的馏分油sld和煤液化循环供氢剂的加氢过程r20、联合加工重质馏出油slhd的粉煤直接液化加氢反应过程r30的高度集成的大联合，轻质馏出油sld转化得到的供氢烃和用作粉煤直接液化加氢反应过程r30的液相料的重质馏出油slhd均可以用作煤浆的配料溶剂从而降低煤浆配料用专用循环供氢溶剂油的数量。本发明第四目的是提出一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收方法，可联合加工中低温焦油或其煤沥青以实现重质馏出油和超重沥青的分离及分类加工。技术实现要素：本发明一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs转化为热解反应产物ar10p并分离出煤气1pv，至少包含以下步骤：①在碳氢粉料流化床热解反应过程ar10，碳氢粉料ar10fs、固体热载体ar10ks在流化气ar10fv作用下，完成碳氢粉料流化床热解反应ar10r转化为热解反应产物ar10p；②在气固分离过程as10，热解反应产物ar10p完成气固分离得到热解煤气1pv和热解半焦zr10ps；(2)在冷凝分离过程ts，冷凝分离热解煤气1pv中焦油组分得到主要由常规沸点低于500℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由常规沸点介于430～600℃的烃组成的重质馏出油slhd、主要由常规沸点高于580℃烃组成的超重沥青shvd和脱油煤气mq。本发明，通常，(2)在冷凝分离过程ts，冷凝分离热解煤气1pv中焦油组分得到主要由常规沸点低于470℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由常规沸点介于450～600℃的烃组成的重质馏出油slhd、主要由常规沸点高于600℃烃组成的超重沥青shvd和脱油煤气mq。本发明操作方式为：(1)在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs转化为热解反应产物ar10p并分离出煤气1pv，至少包含以下步骤：①在碳氢粉料流化床热解反应过程ar10，碳氢粉料ar10fs、固体热载体ar10ks在流化气ar10fv作用下，通过提升管式热解反应器ar10e完成碳氢粉料流化床热解反应ar10r转化为热解反应产物ar10p；②在气固分离过程as10，热解反应产物ar10p完成气固分离得到热解煤气1pv和热解半焦ar10ps；热解煤气1pv的操作条件通常为：绝对操作压力为0.1～6.0mpa、操作温度为400～630℃；热解煤气1pv的操作条件一般为：绝对操作压力为0.1～1.0mpa、操作温度为500～600℃；热解煤气1pv的操作条件宜为：绝对操作压力为0.1～0.3mpa、操作温度为530～580℃。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs转化为热解反应产物ar10p并分离出煤气1pv，通常至少包含以下步骤：①在碳氢粉料流化床热解反应过程ar10，使用流化床提升管热解反应器ar10e，碳氢粉料ar10fs、固体热载体ar10ks自下部进入反应器ar10e混合，在气体进料ar10fv作用下通过提升管热解反应器ar10e向上流动完成一级热解反应ar10r转化为一级热解反应气固产物ar10p；②在气固分离过程as10，一级热解反应气固产物ar10p通过使用旋风分离器的分离系统分离为一级分离煤气as10pv和一级分离半焦as10ps；③在二级热解反应过程ar20，一级分离半焦as10ps进入二级热解反应过程ar20的反应空间进行第二热解反应ar20r，主体流向是自上而下流动；二级热解半焦ar20ps排出二级热解反应过程ar20；④在气固分离过程as20，离开固体粉料主体床层后的含尘二级热解煤气，通过使用旋风分离器的分离系统as20e分离为排出气固分离过程as20的脱尘二级热解煤气as20pv和半焦as20ps；⑤在流化烧焦反应过程ar50，基于二级热解半焦ar20ps的半焦进入流化烧焦反应空间，与含氧气体接触发生流化床烧焦反应ar50r产生高温半焦ar50ps和烟气yq，烟气yq排出流化烧焦反应过程ar50；高温半焦ar50ps排出流化烧焦反应过程r50；⑥至少一部分流化烧焦反应过程ar50排出的高温半焦ar50ps，用作至少一部分一级热解反应过程ar10使用的固体热载体ar10ks。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，气固分离过程as20与气固分离过程as10可以至少部分共用，脱尘二级热解煤气至少一部分as20pv进入一级分离煤气as10pv中。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，分离系统as20e排出的半焦as20ps可以返回二级热解反应过程ar20。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，下述2个或多个设备可以组成一体化设备：①碳氢粉料流化床热解反应过程ar10使用的流化床热解反应器ar10e；②气固分离过程as10使用的气固分离器；③二级热解反应过程ar20使用的二级热解反应器ar20e；④气固分离过程as20使用的气固分离器；⑤流化烧焦反应过程ar50使用的烧焦反应器ar50e；⑥循环固体热载体ar10ks流过的其它设备。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs的粒径：通常为0～10毫米、一般为0～6毫米、宜为0～2毫米、特别地为0～0.20毫米，碳氢粉料ar10fs可以选自下列物料中的一种或几种：①低变质粉煤；②高变质粉煤；③油母页岩粉；④油砂；⑤煤直接液化残渣液体冷却固化后制备的固体颗粒，或煤直接液化残渣液体与固体混合后冷却固化后制备的固体颗粒；⑥煤沥青液体冷却固化后制备的固体颗粒，或煤沥青液体与固体混合后冷却固化后制备的固体颗粒；⑦高软化点稠油冷却固化后制备的固体颗粒，或高软化点稠油与固体混合后冷却固化后制备的固体颗粒；⑧其它在热解过程能够产生含油蒸汽的固体粉料。进一步地，本发明包含以下步骤：(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，在氢气和加氢催化剂r20c存在条件下，轻质馏出油sld进行至少一部分芳烃部分加氢饱和反应转化为加氢反应产物r20p；基于加氢反应产物r20p得到供氢烃物流ds；(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，在氢气、供氢烃物流ds、可能使用的加氢催化剂r30c、可能使用的煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行至少一部分芳烃加氢饱和反应和至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p；分离加氢反应产物r30p得到加氢反应过程r30的加氢生成油r30p-o，分离加氢生成油r30p-o得到包含常规沸点高于530℃烃的残液vsp；(5)在热解反应过程zr10，残液vsp或基于残液vsp得到的固化料，完成热解反应zr10r转化为热解反应产物zr10p；在气固分离过程zs10，热解反应产物zr10p完成气固分离得到热解煤气zr10pv和热解半焦zr10ps；热解煤气zr10pv进入冷凝分离过程ts与热解煤气1pv联合分离，分离热解煤气1pv、热解煤气z1pv得到主要由常规沸点低于500℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由常规沸点介于430～600℃的烃组成的重质馏出油slhd、主要由常规沸点高于580℃烃组成的超重沥青shvd和脱油煤气mq。本发明，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，可以在氢气、供氢烃物流ds、加氢催化剂r30c、可能使用的煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行至少一部分芳烃加氢饱和反应和至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p。本发明，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，可以在氢气、供氢烃物流ds、加氢催化剂r30c、煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行至少一部分芳烃加氢饱和反应和至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p。本发明，(5)在热解反应过程zr10，残液vsp或基于残液vsp得到的固化料与固体热载体zr10ks在流化气zr10fv作用下完成碳氢粉料流化床热解反应zr10r转化为热解反应产物zr10p；在气固分离过程zs10，热解反应产物zr10p完成气固分离得到热解煤气zr10pv和热解半焦zr10ps；气固分离过程zs10，至少部分与气固分离过程as10共用，至少一部分热解煤气zr10pv可以进入热解煤气1pv中；至少一部分热解半焦zr10ps可以进入热解半焦zr10ps中。本发明，(1)在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs转化为热解反应产物ar10p并分离出煤气1pv，至少包含以下步骤：①在碳氢粉料流化床热解反应过程ar10，碳氢粉料ar10fs、固体热载体ar10ks在流化气ar10fv作用下，通过提升管式热解反应器ar10e完成碳氢粉料流化床热解反应ar10r转化为热解反应产物ar10p；②在气固分离过程as10，热解反应产物ar10p完成气固分离得到热解煤气1pv和热解半焦ar10ps；(5)残液vsp或基于残液vsp得到的固化料的热解反应过程zr10，可以与碳氢粉料ar10fs的流化床热解反应过程ar10联合进行，热解反应过程zr10的热解反应器zr10e与碳氢粉料ar10fs的热解反应器ar10e至少部分共用，残液vsp或基于残液vsp得到的固化料的热解反应产物zr10p进入碳氢粉料ar10fs的流化床热解反应产物ar10p中。本发明，(2)在冷凝分离过程ts，分离热解煤气1pv和基于中低温煤焦油kmjy的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的烃物流，得到主要由常规沸点低于470℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由常规沸点介于450～600℃的烃组成的重质馏出油slhd、主要由常规沸点高于600℃烃组成的超重沥青shvd和脱油煤气mq。本发明，(2)在冷凝分离过程ts，分离热解煤气1pv和基于中低温煤焦油kmjy的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的烃物流的操作方式，可以选自下列中的1种或几种的组合：①中低温煤焦油kmjy，与热解煤气1pv混合后分离；②中低温煤焦油kmjy，进入分离热解煤气1pv的冷凝分离过程中；③中低温煤焦油kmjy，进入分离热解煤气1pv的冷凝分离塔中；④分离中低温煤焦油kmjy得到的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的煤沥青kmjy-vd，与热解煤气1pv混合后分离；⑤分离中低温煤焦油kmjy得到的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的煤沥青kmjy-vd，进入分离热解煤气1pv的冷凝分离过程中；⑥分离中低温煤焦油kmjy得到的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的煤沥青kmjy-vd，进入分离热解煤气1pv的冷凝分离塔中。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用冷凝分馏塔ts-t12；煤气1pv进入冷凝分馏塔ts-t12的下部，分离为塔底超重沥青shvd、塔侧线排出的重质馏出油slhd、轻质馏出油sld和煤气mq；通常，在冷凝分馏塔ts-t12塔的重质馏出油slhd侧线排出口与煤气1pv进口之间的塔内空间，设置1个或2个或多个气体的液体洗涤段，利用洗涤段较下位置的集液箱收集其上部塔盘或填料区的液体，然后用泵升压输送到洗涤段内集液箱上部的塔盘或填料区之上形成液相循环洗涤液。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2；煤气1pv进入第一冷凝分馏塔ts-t1的中部，分离为塔底超重沥青shvd、塔顶气ts-t1-v；塔顶气ts-t1-v进入第二冷凝分馏塔ts-t2的下部，分离为塔底重质馏出油slhd、轻质馏出油sld和煤气mq；通常，冷凝分馏塔ts-t1，在塔进料口上部的塔内空间，设置1个或2个或多个气体的液体洗涤段，利用洗涤段较下位置的集液箱收集其上部塔盘或填料区的液体，然后用泵升压输送到洗涤段内集液箱上部的塔盘或填料区之上形成液相循环洗涤液。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2；第二冷凝分馏塔ts-t2的塔底重质馏出油slhd的一部分，可以进入第一冷凝分馏塔ts-t1的上部用作洗涤液。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2；煤气1pv进入第一冷凝分馏塔ts-t1的中部，分离为塔底超重沥青shvd、塔顶气ts-t1-v；塔顶气ts-t1-v进入第二冷凝分馏塔ts-t2的下部，分离为塔底重质馏出油slhd、轻质馏出油sld和煤气mq；第一冷凝分馏塔ts-t1的空间位置，可以布置于第二冷凝分馏塔ts-t2的上部，以缩短煤气1pv的输送管道的长度。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2；第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2可以组成组合塔，第一冷凝分馏塔ts-t1位于第二冷凝分馏塔ts-t2之上。本发明，(2)冷凝分离过程ts，操作条件通常为：绝对操作压力为0.1～6.0mpa、操作温度为20～630℃，操作条件一般为：绝对操作压力为0.1～1.0mpa、操作温度为20～570℃，操作条件宜为：绝对操作压力为0.1～0.3mpa、操作温度为20～550℃。本发明，通常，(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，在氢气和加氢催化剂r20c存在条件下，轻质馏出油sld和来自膨胀床加氢过程r30u的供氢烃前身物ds-bf进行芳烃部分加氢饱和反应转化为加氢反应产物r20p；基于加氢反应产物r20p得到供氢烃物流ds；(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，在氢气、供氢烃物流ds、可能使用的加氢催化剂r30c、可能使用的煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行至少一部分芳烃部分加氢饱和反应和至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p；分离加氢反应产物r30p得到加氢反应过程r30的加氢生成油r30p-o，分离加氢生成油r30p-o得到主要由常规沸点介于250～530℃烃组成的馏分油r30p-o-ld；至少一部分馏分油r30p-o-ld用作供氢烃前身物ds-bf进入加氢反应过程r20。本发明，通常，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，在氢气、供氢烃物流ds、可能使用的加氢催化剂r30c、可能使用的煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行芳烃部分加氢饱和反应和加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p；分离加氢反应产物r30p得到加氢反应过程r30的加氢生成油r30p-o，分离加氢生成油r30p-o得到主要由常规沸点高于530℃烃组成烃液的残液vs；一部分液化残渣vs作为循环残液vsr进入加氢反应过程r30。本发明，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，加氢反应过程r30使用的加氢反应器的操作方式，可以选自下列中的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。本发明，(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，加氢反应过程r20使用的反应器的操作方式，可以选自下列中的1种或几种的组合：①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；②上流式微膨胀床；③上流式固定床；④下流式固定床；⑤氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。本发明，(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，基于加氢反应产物r20p得到供氢烃物流ds，供氢烃物流ds中的常规沸点高于250℃烃类的组成通常为：部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；供氢烃物流ds中的常规沸点高于250℃烃类的组成一般为：部分饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65；供氢烃物流ds中的常规沸点高于250℃烃类的组成宜为：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，(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，使用的加氢催化剂可以为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，(4)在膨胀床加氢过程r30u，加氢反应过程r30的操作条件可以为：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，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，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r30c水含量低于2wt％；r30c粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，使用的加氢催化剂，可以是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，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，同时加工非煤衍生油，主要由常规沸点高于500℃或高于550℃或高于590℃的烃组成。附图说明图1是本发明一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收方法的一种典型应用方案的原则流程示意图，包含碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u、碳氢粉料流化床热解煤气1pv的分步冷凝回收焦油的过程ts、焦油轻馏分sld转化为供氢烃ds的加氢过程r20u、焦油重馏分slhd使用上流式膨胀床加氢轻质化反应过程r30的轻质化过程r30u。如图1所示流程，根据具体加工过程的需要，一些过程或单元可以使用或者不使用。如图1所示流程，可以用于煤加氢直接液化制油过程，煤粉4fm经管道401进入使用上流式膨胀床的加氢反应过程r30进行煤液化反应，供氢溶剂ds经管道301进入加氢反应过程r30向反应过程存在的自由基释放活性氢；分离加氢反应过程r30的生成油得到煤液化残渣vsp，经管道411进入碳氢粉料流化床热解装置ar10u。如图1所示流程，碳氢粉料流化床热解装置ar10u使用流化床热解反应器ar10e且通常为提升管式热解反应器，碳氢粉料流化床热解装置ar10u的流化床热解反应器ar10e使用固体热载体ar10ks。如图1所示流程，煤液化残渣vsp进入碳氢粉料流化床热解装置ar10u的流化床热解反应器ar10e的物料状态，可以是含固体灰分、含半焦的液态流体直接喷入固体热载体ar10ks的表面，可以是冷却形成的固体或固体的粉碎颗粒料直接与固体热载体ar10ks进行固固混合。如图1所示流程，煤液化残渣vsp进入碳氢粉料流化床热解装置ar10u的流化床热解反应器ar10e的物料状态，可以是冷却形成的固体或固体的粉碎颗粒料直接与固体热载体ar10ks进行固固混合，其中所述固体或固体的粉碎颗粒料，可以是混入固体颗粒如半焦颗粒的煤液化残渣vsp，用于扩大煤液化残渣分散度；此时，热解碳氢粉料是一种人造油固混合物，可以实现烃固预混合，便于流态化，利于防止纯烃微小颗粒快速脱离流化热解反应器即控制流化热解的反应时间，利于防止液态重烃引发的颗粒团聚，当然，可以在分离出煤液化残渣vsp的减压蒸馏塔内或在减压蒸馏塔外，设立粒度适宜的半焦颗粒的混入过程，通过强制混合过程，得到重油液体与半焦固体的较为均匀的混合物料，然后冷却该物料，可以是水冷或风冷方式；油固混合物中重渣油的软化点，通常高于120℃、一般高于150℃、最好高于180℃；如图1所示流程，碳氢粉料流化床热解装置ar10u可以采用cn105602593a、cn105694933a方法及其发展型工艺，通常使用提升管流化床热解反应器ar10e，使用固体热载体ar10ks(图中没有示出)，使用流化风ar10fv。如图1所示流程，碳氢粉料流化床热解装置ar10u，采用vsp的类似加工方法，可以同时加工基于超重沥青shvd的经管道231输送的液体物流或固体物流。如图1所示流程，碳氢粉料流化床热解装置ar10u，将vsp、shvd、经管道101输送的粉煤1fm转化为气固热解产物ar10p，分离热解产物ar10p得到热解半焦ar10ps和热解煤气ar10pv；热解半焦ar10ps，通常经过沉降器完成一定程度的延迟性热解反应并脱出夹带的煤气、焦油气成为脱气热解半焦，至少一部分脱气热解半焦进入烧焦器与含氧气气体接触进行烧焦反应转化为高温氧化半焦，至少一部分高温氧化半焦作为固体热载体ar10ks进入提升管流化床热解反应器ar10e的下部，在流化风ar10fv作用下，以流化床形式对vsp、shvd、1fm进行加热。如图1所示流程，在碳氢粉料流化床热解装置ar10u，分离提升管流化床热解反应器ar10e热解产物ar10p得到热解半焦ar10ps和热解煤气ar10pv；通常使用能够高效脱除小颗粒半焦的深度气固分离系统如使用多管式带导流叶片的高离心力旋风管气固分离器，对热解煤气ar10pv进行深度脱尘。如图1所示流程，热解煤气ar10pv最好是深度脱尘后热解煤气ar10pv，作为煤气1pv经过管道111进入煤气冷凝分离过程ts。如图1所示流程，在煤气冷凝过程ts，分步冷凝煤气1pv可以得到超重沥青shvd、重质馏出油slhd、轻质馏出油sld、初级脱油煤气mq。如图1所示流程，在煤气冷凝过程ts，可以使用任意合适形式的流程，可以使用1个、2高或多个冷却步骤，可以使用1个、2高或多个气液分离罐，可以使用1个、2高或多个分馏塔。如图1所示流程，经管道251输送的初级脱油煤气mq，根据需要，可以经过冷凝脱水、电捕焦油、氨冷降温脱油、活性炭吸附脱油、煤气脱硫等步骤中的1个、2个或多个步骤，制得性质不同的净化煤气，深度净化后的煤气可以作为碳氢粉料流化床热解装置ar10u使用的循环煤气，比如可以用作流化风、气提气等。如图1所示流程，轻质馏出油sld，经管道201输送进入加氢过程r20u的加氢反应过程r20，转化为供氢溶剂油ds经管道301输送进入使用上流式膨胀床的加氢过程r30u的加氢反应过程r30参与煤液化反应。如图1所示流程，加氢反应过程r20可以使用下流式固定床反应器或上流式固定床反应器或上流式微膨胀床反应器或上流式沸腾床反应器或上流式悬浮床反应器或其它任意合适的形式。如图1所示流程，重质馏出油slhd，经管道221输送进入使用上流式膨胀床的加氢过程r30u的加氢反应过程r30参与煤液化反应，重质馏出油slhd可以作为煤浆配制溶剂与煤粉4fm配成煤浆加压后进入加氢反应过程r30。如图1所示流程，当r30不加工煤粉4fm时，r30就是用供氢溶剂油ds为液体催化剂的重质馏出油slhd的加氢轻质化反应过程，大量的加氢反应属于液相中烃分子间的氢转移反应，其总体放热效应远小于常规的消耗分子氢气的芳烃饱和反应的反应热以及杂元素如硫、氮、氧的氢解反应热，因此，其总体加氢反应热效应很低，这样便于使用低氢油体积比的操作条件从而提高重质馏出油slhd的液相加氢反应效率、提高反应器体积效率、抑制热缩合反应速度，便于延长操作周期。如图1所示流程，可以将上流式膨胀床的加氢过程r30u产性的馏分油比如常规沸点介于250～450℃的烃组分，作为供氢烃前身物bds经管道420引入加氢过程r20u的加氢反应过程r20，转化为供氢溶剂油ds经管道301返回加氢过程r30u的加氢反应过程r30，增加供氢溶剂油ds总量。如图1所示流程，本发明可以是以粉煤流化床热解反应过程ar10为起始点的加工系统，加氢过程r30u仅加工热解反应过程ar10产生的焦油，构成煤热解为主体的“煤热解+焦油加氢制轻质烃”的组合工艺，为最大限度提高热解焦油的轻质油产品收率，可根据r30反应条件苛刻度灵活调整lhd和shvd的切割点温度。如图1所示流程，本发明可以是以煤粉4fm直接液化加氢反应过程r30为起始点的加工系统，同时加工煤液化残液vsp的固化颗粒料、热解焦油超重沥青shvd的联合热解反应过程ar10产生的焦油，构成煤液化为主体的“煤液化+煤液化残渣热解”的组合工艺，为最大限度提高热解焦油的轻质油产品收率，可根据r30反应条件苛刻度灵活调整lhd和shvd的切割点温度。如图1所示流程，各步骤的操作条件，根据工艺需要确定。以下描述煤液化残渣制备固化颗粒料的过程。本发明，部分或全部煤加氢直接液化残液vsp冷却所得固体的粉碎颗粒vsp-ls或者部分或全部残液vsp与固体颗粒zs如半焦颗粒混合所得混合物vsp-zs冷却所得固体的粉碎颗粒vsp-zs-ls，在使用固体热载体的流化床提升管热解反应过程ar10转化为热解煤气ar10pv和热解半焦ar10ps，回收1pv得到重质馏出油slhd、轻质馏出油sld，将重质馏出油slhd、轻质馏出油sld或他们的馏分油或它们的加氢油引入煤粉直接液化加氢反应过程r30加工利用比如用作煤粉配浆溶剂油形成组合工艺，可优化r30的烃液进料性质、延长连续运行周期、扩大原料煤种范围。本发明，在煤加氢直接液化生成油r30p-o的分离部分使用的减压蒸馏塔塔底，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，按照索氏萃取分析其组成通常为：①约15～35％的灰分[a]，包括无机物和催化剂颗粒；②约25～35％的不溶物[thfi]，包括未液化煤的碳骨架组织；③约20～30％的沥青质，包括沥青烯[hi-bs]、前沥青烯[bi-thfs]；④约20～30％的油分[hs]。本发明残液固化颗粒料的流化热解过程ar10，与蒸馏或萃取工艺相比，将常规的物理性液固分离转化为热解产物的气固分离，其工艺目标是回收基于油分、沥青质的热解焦油和煤气，同时得到高含灰半焦，然后分别回收各种物料，适合于大规模工业化操作，可以与大规模商业化煤液化装置配套。按照本发明，液态的煤加氢直接液化残液r30p-vs冷却降温至软化点比如100～150℃以下即可成为固体，可采用类似于煤沥青冷却造粒成型的方法，比如煤加氢直接液化残液r30p-vs经过布料器或分布器或喷料嘴分布后，经过有效的冷却过程比如水冷和或风冷过程降低温度至20～80℃即可成型为块料或粒料r30p-vs-a1s。按照本发明，将块料或粒料r30p-vs-a1s粉碎为小颗粒料r30p-vs-ls，粉碎方式可以是任一种合适的方法比如碾压粉碎、在水中碾压粉碎然后脱水成为干品，干品经过筛分将粒径大于规定上限的颗粒返回粉碎过程重复加工；成品小颗粒料r30p-vs-ls的粒径通常为0～6毫米、一般为0～2毫米、较佳者为0～0.2毫米、特别地为0～0.02毫米，粒径越小，其热解过程所需的时间越短，但是煤气中携带的细粉颗粒数量会增加，这要求使用能够完成高效脱除小颗粒的深度气固分离系统如使用多管式带导流叶片的高离心力旋风管气固分离器。为了在进入流化热解过程之前，增加液态的煤加氢直接液化残液r30p-vs的分散度，增加其在热解反应器中的停留时间和热解速度，可以将残液r30p-vs与固体颗粒zs如半焦颗粒混合得到混合物r30p-vs-zs，固体颗粒zs的粒径通常为0～6毫米、一般为0～2毫米、较佳者为0～0.2毫米、特别地为0～0.02毫米；混合得到混合物r30p-vs-zs的过程，可以是任意一种合适的方法，比如可以是用泵循环并通过管道系统设置的混合器混合，比如可以使用固体与浆料混捏机混合。混合物r30p-vs-zs冷却所得固体r30p-vs-zs-s，指的是混合物r30p-vs-zs冷却降温至软化点比如100～150℃以下即可成为固体，可采用类似于煤沥青冷却造粒成型的方法，比如混合物r30p-vs-zs经过布料器或分布器或喷料嘴分布后，经过有效的冷却过程比如水冷和或风冷过程降低温度至20～80℃即可成型为块料或粒料r30p-vs-zs-s。按照本发明，将固体r30p-vs-zs-s粉碎为小颗粒r30p-vs-zs-ls，粉碎方式可以是任一种合适的方法比如碾压粉碎、在水中碾压粉碎然后脱水成为干品，干品经过筛分将粒径大于规定上限的颗粒返回粉碎过程重复加工；成品小颗粒r30p-vs-zs-ls的粒径通常为0～6毫米、一般为0～2毫米、较佳者为0～0.2毫米、特别地为0～0.02毫米，粒径越小，其热解过程所需的时间越短，但是煤气中携带的细粉颗粒数量会增加，这要求使用能够完成高效脱除小颗粒的深度气固分离系统如使用多管式带导流叶片的高离心力旋风管气固分离器。按照本发明，在使用固体热载体的流化床提升管热解反应过程ar10，将残液r30p-vs的固化颗粒小颗粒料r30p-vs-ls和或小颗粒r30p-vs-zs-ls转化为热解煤气ar10pv和热解固体ar10ps，热解反应过程ar10的热解操作温度通常为380～700℃、一般为400～600℃、宜为450～550℃，热解反应过程ar10的热解反应末端操作温度通常为450～620℃、一般为510～600℃、宜为540～580℃。按照本发明，在固体热载体的流化床提升管热解反应过程ar10得到热解煤气ar10pv和热解固体ar10ps，回收ar10pv可以得到焦油ar10pv-do，ar10pv-do或其馏分油或其加氢油可以引入煤加氢直接液化反应过程r30加工利用比如用作煤粉配浆溶剂油形成组合工艺，可优化r30的烃液进料性质、延长连续运行周期、扩大原料煤种范围。按照本发明，在固体热载体的流化床提升管热解反应过程ar10得到热解煤气ar10pv和热解固体ar10ps，回收热解固体ar10ps，可以用做燃烧过程燃料或用作气化过程碳氢料，并且可以采用热物料输送方式实现热联合，以提高热能利用率。按照本发明，在固体热载体的流化床提升管热解反应过程ar10得到热解煤气ar10pv和热解固体ar10ps，回收热解固体ar10ps，可以在称之为沉降器br30e的设备内，完成彻底的气固分离以充分回收热解煤气和焦油蒸汽，可以在沉降器br30e的内部用合适的气提气气提热解固体ar10ps中的焦油气、煤气得到脱气热解半焦br30ps。脱气热解半焦br30ps，可以用做燃烧过程燃料或用作气化过程碳氢料，并且可以采用热物料输送方式实现热联合，以提高热能利用率。在完整的热解烧焦系统中，通常，至少一部分基于脱气热解半焦br30ps的最终热解半焦rcps进入流化烧焦反应过程br50，与含氧气体接触，进行流化床烧焦反应br50r，产生高温氧化半焦br50ps和烟气yq，烟气yq排出流化烧焦反应过程br50；高温半焦排出流化烧焦反应过程br50；通常，含尘烟气yq的气固分离过程bs50，使用旋风分离器；通常，高温氧化半焦br50-p1s排出流化烧焦反应过程br50；通常，基于br50排出的高温半焦br50-p1s的物流，用作固体热载体ar10ks进入热解反应过程ar10，与残液r30p-vs的固化颗粒小颗粒料r30p-vs-ls和或小颗粒r30p-vs-zs-ls混合接触。本发明，可以降低或取消减压塔底含固液料vs返回煤加氢直接液化反应过程r30作为循环料vs-r的数量，因而可以显著优化r30的烃液进料性质、延长连续运行周期、允许提高加氢直接液化原料煤的灰分含量，而这一点对煤加氢直接液化反应过程是及其重要的，利于扩大液化煤种范围。另一方面，热解焦油的利用过程涉及冷凝分离过程ts，分离出的沸程不同的焦油馏分油：超重沥青shvd、重质馏出油slhd、轻质馏出油sld，重质馏出油slhd、轻质馏出油sld依托煤液化系统进行加氢处理，而超重沥青shvd的加工方式，完全可以重复煤加氢液化反应生成油的减压分馏塔塔底含固液料vs的固化、流化热解方法，简单地方法是，将超重沥青shvd与减压分馏塔塔底含固液料vs混合在一起进行加工。超重沥青shvd，通常主要由常规沸点高于580～600℃的烃组分组成，富含固体颗粒比如含有1～50％的固体颗粒如半焦细粉、铁锈、灰分，是富含胶质、沥青质的高芳、低氢烃液料，无法采用固定床加氢技术、沸腾床加氢技术、悬浮床加氢技术长期有效加工，将超重沥青shvd引入流化床热解过程，是一种流程集成工艺，可大幅度降低投资。关于碳氢粉料流化床热解装置ar10u，以组合工艺的方式同时加工2种或多种碳氢粉料时，其加工方式可以选择下列方式的一种、2种或多种：①2种或多种碳氢粉料，混合为一路混合料，使用共用的热解反应器一并加工；②2种或多种碳氢粉料，分路从不同的位置进入共用的热解反应器一并加工，不同碳氢原料在热解反应器的路径不完全相同，但是全部碳氢原料的热解反应产物完全混合为1个物流；③2种或多种碳氢粉料，分别使用各自的热解反应器加工，2个或多个热解气固产物混合一并进行气固分离；④2种或多种碳氢粉料，分别使用各自的热解反应器加工，2个或多个热解气固产物，共用沉降器进行气固分离；⑤2种或多种碳氢粉料，分别使用各自的热解反应器加工，2个或多个热解气固产物，共用沉降器进行气固分离，其中的1个或几个碳氢粉料的热解煤气进入共用的沉降器的中间位置与下行固体料接触进一步热解；⑥2种或多种碳氢粉料，分别使用各自的热解反应器、沉降器加工，2个或多个热解半焦共用烧焦器；⑦2种或多种碳氢粉料，分别使用各自的热解反应器、沉降器、烧焦器加工，2个或多个热解煤气混合在一起进行煤气分离。本发明的冷凝分离过程ts，可联合加工中低温焦油或其煤沥青以实现重质馏出油和超重沥青的分离，这是中低温焦油或其煤沥青的常规蒸馏过程无法实现的分离效果，组合工艺的加工方式可以是任意合适的方式，至少可以选择下列方式的一种或2种：①中低温焦油或其煤沥青，直接与煤气1pv或其部分冷凝脱油高温煤气混合接触，中低温焦油或其煤沥青的部分烃组分被煤气1pv加热气化；②中低温焦油，先分离为馏分油和初馏点较低的煤沥青xv，然后煤沥青xv与煤气1pv或其部分冷凝脱油高温煤气接触。为了使用固定床加工轻质馏出油sld，可能需要使用精密过滤器脱出轻质馏出油sld中的夹带的固体颗粒，然后将脱固后轻质馏出油sld引入r20。为了使用固定床加工轻质馏出油sld，可能需要使用二次精馏过程ys，将轻质馏出油sld分离为富含固体颗粒的含固油sld-ms和脱固蒸馏油sld-l，然后将脱固蒸馏油sld-l引入r20。如图1所示，为了降低重质馏出油slhd的凝点即改善重质馏出油slhd的流动性或者为了为了降低重质馏出油slhd的粘度或者为了为了降低重质馏出油slhd在高温过程的热缩合物产率，可以经管道306输送至少一部分供氢溶剂油ds与重质馏出油slhd混合为混合烃slhd-ds，混合烃slhd-ds可以去罐区储存，或者混合烃slhd-ds可以经过加压、加热的步骤后进入使用上流式膨胀床的加氢反应过程r30。关于碳氢粉料流化床热解煤气1pv的冷凝分离过程ts的流程形式，可以是任意一种合适的方式，只要其能分离出沸程不同的焦油馏分油即超重沥青shvd、重质馏出油slhd、轻质馏出油sld，图2、图3、图4示出了3种典型的冷凝分离流程。图2是本发明冷凝分离过程ts的第1种流程形式，包含冷凝分馏塔ts-t12和气液分离罐ts-t3。如图2所示，热态近乎全气相低油气分压的热解过程ar10的煤气1pv，经管道111进入冷凝分馏塔ts-t12的下部，分离为塔底经管道231排出的超重沥青shvd、塔第三侧线(即最下部侧线)经管道221排出的重质馏出油slhd、塔第二侧线(即中间侧线)经管道2011排出的轻质馏出油sld1、塔第一侧线(即最上部侧线)经管道2012排出的轻质馏出油sld2、塔顶气ts-t12-v经管道241安排的冷凝器降温所得气液混合物的气液分离罐ts-t3分离出的经管道2013排出的轻质馏出油sld2和经管道251排出的煤气mq。如图2所示的冷凝分馏塔ts-t12，为了降低侧线油如重质馏出油slhd中的固体含量，在塔第三侧线(即最下部侧线)与煤气1pv进口之间的塔内空间，可以设置1个或2个或多个气体的液体洗涤段，利用洗涤段较下位置的集液箱收集下部塔盘或填料区的液体，然后用泵升压输送到洗涤段内集液箱上部的塔盘或填料区形成大流量的液相循环洗涤液。如图2所示的冷凝分馏塔ts-t12，可以在侧线之间的塔内空间，设置气体的液体洗涤段。如图2所示的冷凝分馏塔ts-t12，通常不允许水蒸气在塔内形成较大量的冷凝水，煤气1pv中的水蒸气，大部分通常是绝大部分以气相形式随塔顶气ts-t12-v经管道241安排的冷凝器降温所得气液混合物的气液分离罐ts-t3分离后经管道排出(图中没有示出)。图3是本发明冷凝分离过程ts的第2种流程形式，包含第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2和气液分离罐ts-t3，其工艺功能与图2所示本发明冷凝分离过程ts的第1种流程形式相同，差别之处在于将图2所示的冷凝分馏塔ts-t12分解为第一冷凝分馏塔ts-t1和第二冷凝分馏塔ts-t2。如图3所示，热态近乎全气相低油气分压的热解过程ar10的煤气1pv，经管道111进入第一冷凝分馏塔ts-t1的中部，分离为塔底经管道231排出的超重沥青shvd、塔上部排出的经管道220输送至第二冷凝分馏塔ts-t2的下部的塔顶气ts-t1-v。如图3所示，塔顶气ts-t1-v进入第二冷凝分馏塔ts-t2的下部，分离为塔底经管道221排出的重质馏出油slhd、塔第二侧线经管道2011排出的轻质馏出油sld1、塔第一侧线(即最上部侧线)经管道2012排出的轻质馏出油sld2、塔顶气ts-t12-v经管道241排出。如图3所示的冷凝分馏塔ts-t1，为了降低塔顶气ts-t1-v中的固体含量，在塔进料口上部的塔内空间，可以设置1个或2个或多个气体的液体洗涤段，利用洗涤段较下位置的集液箱收集下部塔盘或填料区的液体，然后用泵升压输送到洗涤段内集液箱上部的塔盘或填料区形成大流量的液相循环洗涤液。如图3所示，第二冷凝分馏塔ts-t2的塔底经管道221排出的重质馏出油slhd的一部分，可以经管道2211进入第一冷凝分馏塔ts-t1的上部用作洗涤液。图4是本发明冷凝分离过程ts的第3种流程形式，包含第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2和气液分离罐ts-t3，其工艺功能与图2所示本发明冷凝分离过程ts的第2种流程形式相同，差别之处在于将图3所示的第一冷凝分馏塔ts-t1的空间位置布置于第二冷凝分馏塔ts-t2的上部，从而可以缩短煤气1pv的输送管道111的长度，缩短煤气1pv的高温操作过程的时间，抑制煤气中烃油的热裂解反应和热缩合反应；当然，延长了第一冷凝分馏塔ts-t1的塔顶气ts-t1-v的输送管道220的长度，延长了输送时间，由于塔顶气ts-t1-v中不含超重沥青且操作温度远低于煤气1pv的操作温度，塔顶气ts-t1-v中烃油的热裂解反应和热缩合反应的数量是很少的。如图4所示，第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2可以设计成组合塔，第一冷凝分馏塔ts-t1位于第二冷凝分馏塔ts-t2之上。图2、图3、图4示出的冷凝分馏塔ts-t12或ts-t1或ts-t2，其操作条件根据煤气1pv的操作压力、温度以及分离要求而定，绝对操作压力通常为0.1～6.0mpa、一般为0.1～1.0mpa、宜为0.1～0.3mpa，绝对操作温度通常为400～630℃、一般为450～570℃、宜为490～550℃。图2、图3、图4示出的冷凝分馏塔ts-t12或ts-t1或ts-t2，其塔内件可以包含用于传质的塔板和或填料，塔板可以是用于固体含量少的塔板如浮阀塔板，塔板可以是用于固体含量多的塔板如人字挡板；塔板的个数或填料的高度，根据分离要求而定。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。本发明加氢反应过程r30使用的上流式反应器，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。本发明一种碳氢粉料流化床热解煤气中焦油的分类回收方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs转化为热解反应产物ar10p并分离出煤气1pv，至少包含以下步骤：①在碳氢粉料流化床热解反应过程ar10，碳氢粉料ar10fs、固体热载体ar10ks在流化气ar10fv作用下，完成碳氢粉料流化床热解反应ar10r转化为热解反应产物ar10p；②在气固分离过程as10，热解反应产物ar10p完成气固分离得到热解煤气1pv和热解半焦zr10ps；(2)在冷凝分离过程ts，冷凝分离热解煤气1pv中焦油组分得到主要由常规沸点低于500℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由常规沸点介于430～600℃的烃组成的重质馏出油slhd、主要由常规沸点高于580℃烃组成的超重沥青shvd和脱油煤气mq。本发明，通常，(2)在冷凝分离过程ts，冷凝分离热解煤气1pv中焦油组分得到主要由常规沸点低于470℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由常规沸点介于450～600℃的烃组成的重质馏出油slhd、主要由常规沸点高于600℃烃组成的超重沥青shvd和脱油煤气mq。本发明操作方式为：(1)在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs转化为热解反应产物ar10p并分离出煤气1pv，至少包含以下步骤：①在碳氢粉料流化床热解反应过程ar10，碳氢粉料ar10fs、固体热载体ar10ks在流化气ar10fv作用下，通过提升管式热解反应器ar10e完成碳氢粉料流化床热解反应ar10r转化为热解反应产物ar10p；②在气固分离过程as10，热解反应产物ar10p完成气固分离得到热解煤气1pv和热解半焦ar10ps；热解煤气1pv的操作条件通常为：绝对操作压力为0.1～6.0mpa、操作温度为400～630℃；热解煤气1pv的操作条件一般为：绝对操作压力为0.1～1.0mpa、操作温度为500～600℃；热解煤气1pv的操作条件宜为：绝对操作压力为0.1～0.3mpa、操作温度为530～580℃。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs转化为热解反应产物ar10p并分离出煤气1pv，通常至少包含以下步骤：①在碳氢粉料流化床热解反应过程ar10，使用流化床提升管热解反应器ar10e，碳氢粉料ar10fs、固体热载体ar10ks自下部进入反应器ar10e混合，在气体进料ar10fv作用下通过提升管热解反应器ar10e向上流动完成一级热解反应ar10r转化为一级热解反应气固产物ar10p；②在气固分离过程as10，一级热解反应气固产物ar10p通过使用旋风分离器的分离系统分离为一级分离煤气as10pv和一级分离半焦as10ps；③在二级热解反应过程ar20，一级分离半焦as10ps进入二级热解反应过程ar20的反应空间进行第二热解反应ar20r，主体流向是自上而下流动；二级热解半焦ar20ps排出二级热解反应过程ar20；④在气固分离过程as20，离开固体粉料主体床层后的含尘二级热解煤气，通过使用旋风分离器的分离系统as20e分离为排出气固分离过程as20的脱尘二级热解煤气as20pv和半焦as20ps；⑤在流化烧焦反应过程ar50，基于二级热解半焦ar20ps的半焦进入流化烧焦反应空间，与含氧气体接触发生流化床烧焦反应ar50r产生高温半焦ar50ps和烟气yq，烟气yq排出流化烧焦反应过程ar50；高温半焦ar50ps排出流化烧焦反应过程r50；⑥至少一部分流化烧焦反应过程ar50排出的高温半焦ar50ps，用作至少一部分一级热解反应过程ar10使用的固体热载体ar10ks。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，气固分离过程as20与气固分离过程as10可以至少部分共用，脱尘二级热解煤气至少一部分as20pv进入一级分离煤气as10pv中。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，分离系统as20e排出的半焦as20ps可以返回二级热解反应过程ar20。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，下述2个或多个设备可以组成一体化设备：①碳氢粉料流化床热解反应过程ar10使用的流化床热解反应器ar10e；②气固分离过程as10使用的气固分离器；③二级热解反应过程ar20使用的二级热解反应器ar20e；④气固分离过程as20使用的气固分离器；⑤流化烧焦反应过程ar50使用的烧焦反应器ar50e；⑥循环固体热载体ar10ks流过的其它设备。本发明，在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs的粒径：通常为0～10毫米、一般为0～6毫米、宜为0～2毫米、特别地为0～0.20毫米，碳氢粉料ar10fs可以选自下列物料中的一种或几种：①低变质粉煤；②高变质粉煤；③油母页岩粉；④油砂；⑤煤直接液化残渣液体冷却固化后制备的固体颗粒，或煤直接液化残渣液体与固体混合后冷却固化后制备的固体颗粒；⑥煤沥青液体冷却固化后制备的固体颗粒，或煤沥青液体与固体混合后冷却固化后制备的固体颗粒；⑦高软化点稠油冷却固化后制备的固体颗粒，或高软化点稠油与固体混合后冷却固化后制备的固体颗粒；⑧其它在热解过程能够产生含油蒸汽的固体粉料。进一步地，本发明包含以下步骤：(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，在氢气和加氢催化剂r20c存在条件下，轻质馏出油sld进行至少一部分芳烃部分加氢饱和反应转化为加氢反应产物r20p；基于加氢反应产物r20p得到供氢烃物流ds；(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，在氢气、供氢烃物流ds、可能使用的加氢催化剂r30c、可能使用的煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行至少一部分芳烃加氢饱和反应和至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p；分离加氢反应产物r30p得到加氢反应过程r30的加氢生成油r30p-o，分离加氢生成油r30p-o得到包含常规沸点高于530℃烃的残液vsp；(5)在热解反应过程zr10，残液vsp或基于残液vsp得到的固化料，完成热解反应zr10r转化为热解反应产物zr10p；在气固分离过程zs10，热解反应产物zr10p完成气固分离得到热解煤气zr10pv和热解半焦zr10ps；热解煤气zr10pv进入冷凝分离过程ts与热解煤气1pv联合分离，分离热解煤气1pv、热解煤气z1pv得到主要由常规沸点低于500℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由常规沸点介于430～600℃的烃组成的重质馏出油slhd、主要由常规沸点高于580℃烃组成的超重沥青shvd和脱油煤气mq。本发明，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，可以在氢气、供氢烃物流ds、加氢催化剂r30c、可能使用的煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行至少一部分芳烃加氢饱和反应和至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p。本发明，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，可以在氢气、供氢烃物流ds、加氢催化剂r30c、煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行至少一部分芳烃加氢饱和反应和至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p。本发明，(5)在热解反应过程zr10，残液vsp或基于残液vsp得到的固化料与固体热载体zr10ks在流化气zr10fv作用下完成碳氢粉料流化床热解反应zr10r转化为热解反应产物zr10p；在气固分离过程zs10，热解反应产物zr10p完成气固分离得到热解煤气zr10pv和热解半焦zr10ps；气固分离过程zs10，至少部分与气固分离过程as10共用，至少一部分热解煤气zr10pv可以进入热解煤气1pv中；至少一部分热解半焦zr10ps可以进入热解半焦zr10ps中。本发明，(1)在碳氢粉料流化床热解和热解产物回收系统ar10u，碳氢粉料ar10fs转化为热解反应产物ar10p并分离出煤气1pv，至少包含以下步骤：①在碳氢粉料流化床热解反应过程ar10，碳氢粉料ar10fs、固体热载体ar10ks在流化气ar10fv作用下，通过提升管式热解反应器ar10e完成碳氢粉料流化床热解反应ar10r转化为热解反应产物ar10p；②在气固分离过程as10，热解反应产物ar10p完成气固分离得到热解煤气1pv和热解半焦ar10ps；(5)残液vsp或基于残液vsp得到的固化料的热解反应过程zr10，可以与碳氢粉料ar10fs的流化床热解反应过程ar10联合进行，热解反应过程zr10的热解反应器zr10e与碳氢粉料ar10fs的热解反应器ar10e至少部分共用，残液vsp或基于残液vsp得到的固化料的热解反应产物zr10p进入碳氢粉料ar10fs的流化床热解反应产物ar10p中。本发明，(2)在冷凝分离过程ts，分离热解煤气1pv和基于中低温煤焦油kmjy的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的烃物流，得到主要由常规沸点低于470℃的烃组成的轻质馏出油sld、主要由常规沸点介于450～600℃的烃组成的重质馏出油slhd、主要由常规沸点高于600℃烃组成的超重沥青shvd和脱油煤气mq。本发明，(2)在冷凝分离过程ts，分离热解煤气1pv和基于中低温煤焦油kmjy的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的烃物流的操作方式，可以选自下列中的1种或几种的组合：①中低温煤焦油kmjy，与热解煤气1pv混合后分离；②中低温煤焦油kmjy，进入分离热解煤气1pv的冷凝分离过程中；③中低温煤焦油kmjy，进入分离热解煤气1pv的冷凝分离塔中；④分离中低温煤焦油kmjy得到的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的煤沥青kmjy-vd，与热解煤气1pv混合后分离；⑤分离中低温煤焦油kmjy得到的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的煤沥青kmjy-vd，进入分离热解煤气1pv的冷凝分离过程中；⑥分离中低温煤焦油kmjy得到的含常规沸点低于600℃的烃组分和常规沸点高于600℃烃组分的煤沥青kmjy-vd，进入分离热解煤气1pv的冷凝分离塔中。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用冷凝分馏塔ts-t12；煤气1pv进入冷凝分馏塔ts-t12的下部，分离为塔底超重沥青shvd、塔侧线排出的重质馏出油slhd、轻质馏出油sld和煤气mq；通常，在冷凝分馏塔ts-t12塔的重质馏出油slhd侧线排出口与煤气1pv进口之间的塔内空间，设置1个或2个或多个气体的液体洗涤段，利用洗涤段较下位置的集液箱收集其上部塔盘或填料区的液体，然后用泵升压输送到洗涤段内集液箱上部的塔盘或填料区之上形成液相循环洗涤液。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2；煤气1pv进入第一冷凝分馏塔ts-t1的中部，分离为塔底超重沥青shvd、塔顶气ts-t1-v；塔顶气ts-t1-v进入第二冷凝分馏塔ts-t2的下部，分离为塔底重质馏出油slhd、轻质馏出油sld和煤气mq；通常，冷凝分馏塔ts-t1，在塔进料口上部的塔内空间，设置1个或2个或多个气体的液体洗涤段，利用洗涤段较下位置的集液箱收集其上部塔盘或填料区的液体，然后用泵升压输送到洗涤段内集液箱上部的塔盘或填料区之上形成液相循环洗涤液。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2；第二冷凝分馏塔ts-t2的塔底重质馏出油slhd的一部分，可以进入第一冷凝分馏塔ts-t1的上部用作洗涤液。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2；煤气1pv进入第一冷凝分馏塔ts-t1的中部，分离为塔底超重沥青shvd、塔顶气ts-t1-v；塔顶气ts-t1-v进入第二冷凝分馏塔ts-t2的下部，分离为塔底重质馏出油slhd、轻质馏出油sld和煤气mq；第一冷凝分馏塔ts-t1的空间位置，可以布置于第二冷凝分馏塔ts-t2的上部，以缩短煤气1pv的输送管道的长度。本发明，(2)冷凝分离过程ts，可以使用第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2；第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2可以组成组合塔，第一冷凝分馏塔ts-t1位于第二冷凝分馏塔ts-t2之上。本发明，(2)冷凝分离过程ts，操作条件通常为：绝对操作压力为0.1～6.0mpa、操作温度为20～630℃，操作条件一般为：绝对操作压力为0.1～1.0mpa、操作温度为20～570℃，操作条件宜为：绝对操作压力为0.1～0.3mpa、操作温度为20～550℃。本发明，通常，(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，在氢气和加氢催化剂r20c存在条件下，轻质馏出油sld和来自膨胀床加氢过程r30u的供氢烃前身物ds-bf进行芳烃部分加氢饱和反应转化为加氢反应产物r20p；基于加氢反应产物r20p得到供氢烃物流ds；(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，在氢气、供氢烃物流ds、可能使用的加氢催化剂r30c、可能使用的煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行至少一部分芳烃部分加氢饱和反应和至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p；分离加氢反应产物r30p得到加氢反应过程r30的加氢生成油r30p-0，分离加氢生成油r30p-o得到主要由常规沸点介于250～530℃烃组成的馏分油r30p-o-ld；至少一部分馏分油r30p-o-ld用作供氢烃前身物ds-bf进入加氢反应过程r20。本发明，通常，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，在氢气、供氢烃物流ds、可能使用的加氢催化剂r30c、可能使用的煤粉存在的条件下，重质馏出油slhd进行芳烃部分加氢饱和反应和加氢热裂化反应转化为加氢反应产物r30p；分离加氢反应产物r30p得到加氢反应过程r30的加氢生成油r30p-o，分离加氢生成油r30p-o得到主要由常规沸点高于530℃烃组成烃液的残液vs；一部分液化残渣vs作为循环残液vsr进入加氢反应过程r30。本发明，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，加氢反应过程r30使用的加氢反应器的操作方式，可以选自下列中的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。本发明，(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，加氢反应过程r20使用的反应器的操作方式，可以选自下列中的1种或几种的组合：①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；②上流式微膨胀床；③上流式固定床；④下流式固定床；⑤氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。本发明，(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，基于加氢反应产物r20p得到供氢烃物流ds，供氢烃物流ds中的常规沸点高于250℃烃类的组成通常为：部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；供氢烃物流ds中的常规沸点高于250℃烃类的组成一般为：部分饱和芳烃的重量含量大于20％、芳碳率为0.40～0.65；供氢烃物流ds中的常规沸点高于250℃烃类的组成宜为：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，(3)在加氢过程r20u，在加氢反应过程r20，使用的加氢催化剂可以为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，(4)在膨胀床加氢过程r30u，加氢反应过程r30的操作条件可以为：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，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，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r30c水含量低于2wt％；r30c粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，使用的加氢催化剂，可以是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，(4)在膨胀床加氢过程r30u，在加氢反应过程r30，同时加工非煤衍生油，主要由常规沸点高于500℃或高于550℃或高于590℃的烃组成。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。实施例某170吨/小时的粉煤提升管流化床热解过程，以陕北榆林地区的粒煤为原料，经干燥磨煤工序得到0～2.0毫米的水含量低于5％(重量)的干燥粉煤，干燥粉煤1fm经过提升管流化床热解反应器ar10e完成一级热解过程，一级热解气固产物ar10p进入气固分离过程as10分离为脱尘煤气1pv和脱尘半焦，脱尘煤气1pv含有的颗粒主要为粒径小于20微米的颗粒，脱尘煤气1pv中焦油的组成见表1，脱尘煤气1pv中气体的组成表2。脱尘煤气1pv温度为502℃、压力为0.18mpaa，含焦油组分29.91t/h，粉尘数量为焦油量的3％即0.897t/h，常规气体(不计水和常规液体烃的组分)数量为73749标准立方米/时。采用本发明图4所示流程，冷凝分离过程ts包含第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2、气液分离罐ts-t31和气液分离罐ts-t32。热态全气相低油气分压的热解过程ar10的煤气1pv，进入第一冷凝分馏塔ts-t1的中部，分离为塔底486℃的流量为5782kg/h的超重沥青shvd和塔上部排出的塔顶气ts-t1-v。在第一冷凝分馏塔ts-t1的煤气1pv进料口之上的内部空间，安排有洗涤段，用于洗涤固体颗粒和回收热量，394.287吨/时的循环洗涤油396℃排出塔、冷却至355℃返塔循环并排出9.798mmkcal/h的热量。塔顶气ts-t1-v进入设置有2个侧线抽出、2个中段冷循环的第二冷凝分馏塔ts-t2的下部，分离为塔底364℃的流量为5375kg/h的的重质馏出油slhd、塔第二侧线291℃的流量为7740kg/h的轻质馏出油sld1、塔第一侧线(即最上部侧线)184℃的流量为9316kg/h的轻质馏出油sld2、塔顶气ts-t2-v。在第二冷凝分馏塔ts-t2的气体进料口之上、第二侧线之下的内部空间，安排有洗涤段，用于洗涤固体颗粒和回收热量，377.570吨/时的循环洗涤油318℃排出塔、冷却至298℃返塔循环并排出4.331mmkcal/h的热量。在第二冷凝分馏塔ts-t2的第二侧线之上、第一侧线之下的内部空间，安排有洗涤段，用于洗涤固体颗粒和回收热量，604.25吨/时的循环洗涤油216℃排出塔、冷却至196℃返塔循环并排出6.170mmkcal/h的热量。在第二冷凝分馏塔ts-t2的第一侧线之上靠近塔顶的内部空间，安排有洗涤段，用于洗涤固体颗粒和回收热量，581.66吨/时的循环洗涤油101℃排出塔、冷却至76℃返塔循环并排出6.202mmkcal/h的热量。82℃、0.172mpaa的塔顶气ts-t2-v，冷凝冷却至40℃并排出13.2291mmkcal/h的热量，然后进入第一气液分离罐ts-t31，分离出19.904吨/时的水、1.416吨/时的轻质馏出油sld3和煤气dv-1。40℃、0.170mpaa的塔顶气dv-1，冷凝冷却至20℃、0.169mpaa并排出1.7311mmkcal/h的热量，然后进入第二气液分离罐ts-t32，分离出1.868吨/时的水、0.151吨/时的轻质馏出油sld4和煤气dv-2。轻质馏出油sld2、sld3、sld4共计10.883吨/时。煤气1pv中的0.897t/h粉尘，绝大多数进入烃流量为5782kg/h的超重沥青shvd中，含固超重沥青shvd液流重6.679t/h，固体浓度为13.43％(重量)。按照本发明，第一冷凝分馏塔ts-t1、第二冷凝分馏塔ts-t2设计成组合塔，第一冷凝分馏塔ts-t1位于第二冷凝分馏塔ts-t2之上，以缩短煤气1pv的输送管道的长度，缩短煤气1pv的高温操作过程的时间，抑制煤气中烃油的热裂解反应和热缩合反应。表3为冷凝分离过程ts物料平衡。表4为产品煤气组成。表5为焦油馏分性质。表1脱尘煤气1pv中焦油的组成项目煤焦油蒸馏数据spgr1.07馏出点astmd11601％19010％28030％35050％45060％50070％55080％60085％65090％70095％73099％750表2脱尘煤气1pv中气体的组成组分荒煤气组成摩尔流量体积流量v％kmol/hnm3/hh2o27.6189％1255.501628140.81h2s0.1349％6.1342137.49h26.3872％290.35056507.92ch424.8292％1128.686525298.38c2h65.3527％243.32195453.82c2h42.7738％126.09122826.21c3h81.4244％64.74951451.30ch3h62.0691％94.05722108.20异丁烷0.0750％3.407976.38正丁烷0.2699％12.2683274.98反丁烯0.2249％10.2236229.15正丁烯0.4048％18.4025412.47异丁烯0.3449％15.6762351.37顺丁烯0.1649％7.4973168.04异戊烷0.0450％2.044745.83正戊烷0.1050％4.7710106.94丙炔0.2249％10.2236229.15co27.3768％335.33447516.19co9.7308％442.34159914.64n29.6183％437.22979800.07o20.8246％37.4866840.22合计100.0000％4545.7999101889.56表3冷凝分离过程ts物料平衡表4产品煤气组成组分体积组成，v％备注h2o1.400％h2s0.184％h28.700％ch433.810％c2h67.290％c2h43.780％c3h81.940％ch3h62.820％异丁烷0.102％正丁烷0.367％反丁烯0.306％正丁烯0.551％异丁烯0.469％顺丁烯0.224％异戊烷0.061％正戊烷0.142％丙炔0.306％co210.050％co13.250％n213.100％o21.120％c6+0.028％∑100.000％表5焦油馏分性质当前第1页12