本发明涉及不同热裂化特性的重油的联合加氢热裂化方法，在第一重油fd1的第一加氢热裂化反应阶段ar1所得产物ar1p中，混入第二重油fd2联合进行fd1的第二加氢热裂化反应阶段ar2和fd2的加氢热裂化反应得到产物ar2p，通常fd2较fd1易裂解，使fd2热裂解反应的停留时间短于第一重油fd1的总体加氢热裂化反应停留时间从而减少过度的二次热裂化反应，也避免了fd2、fd1初期热裂解阶段的造成的热裂解自由基浓度高峰的重合叠加；fd1为高芳烃重油时，供氢溶剂ds加入到ar1与fd1或fd1加氢转化物接触，通过ar2二次利用供氢溶剂降低了新鲜供氢溶剂ds用量，可简化系统、提高经济性。
背景技术：
：独立的重油特别是富含芳烃的重油的加氢热裂化过程，重油原料油热裂化产生的自由基的稳定需要大量活性氢，脱出杂元素如氧、硫、氮的加氢解离反应需要大量活性氢，活性氢的大量需求，要求使用循环供氢溶剂才能保证长期稳定运行，否者产生大量热缩合物如焦炭，并产生巨额温升增加控制难度，因此其经济性较低。本发明涉及不同种类重油的联合加氢热裂化方法。大量实验证明，不同重油加氢热裂化的反应时间可以相差20～40％，以常规沸程相同的难热裂解重油fd1、易热裂解重油fd2为例，常规的不同种类重油的联合加氢热裂化方法，是不同种类重油混合后进行同步并行反应，这种方法的优点是流程简单投资省，但是存在以下缺点：①同步并行反应使得fd1反应停留时间与fd2的反应停留时间大体相同，无法同时实现难热裂解重油fd1、易热裂解重油fd2的最佳反应停留时间，因为重油fd1的合适的反应停留时间，对重油fd2而言反应停留时间过长导致过度的二次热裂化反应，会增加气体和焦炭产量，降低工艺经济性；而重油fd2的合适的反应停留时间，对重油fd1而言反应停留时间过短导致热裂化深度不足，会增降低轻质馏分油收率，降低工艺经济性；②同步并行反应使得fd1、fd2的初期热裂解反应阶段重合叠加，易热裂解组分集中反应形成热裂解自由基浓度高峰阶段的重合叠加，对于高芳烃重油而言，要求使用大量的供氢溶剂，以维持热解自由基碎片的氢自由基耗量与供氢量基本平衡，抑制结焦反应、延长操作周期；供氢溶剂无法二次重复使用，即需要使用大量新鲜供氢溶剂。本发明希望提出一种合理可行的油油共炼方法，降低重油加氢热裂化过程的投资，兼顾不同重油加氢热裂化过程的操作条件的优化，因此，本发明的目标是如何构建组合流程。本发明的基本构想是：不同热裂化特性的重油的联合加氢热裂化方法，在第一重油fd1的第一加氢热裂化反应阶段ar1所得产物ar1p中，混入第二重油fd2联合进行fd1的第二加氢热裂化反应阶段ar2和fd2的加氢热裂化反应得到产物ar2p，通常fd2较fd1易裂解，使fd2热裂解反应的停留时间短于第一重油fd1的总体加氢热裂化反应停留时间从而减少过度的二次热裂化反应，也避免了fd2、fd1初期热裂解阶段的造成的热裂解自由基浓度高峰的重合叠加；fd1为高芳烃重油时，供氢溶剂ds加入到ar1与fd1或fd1加氢转化物接触，通过ar2二次利用供氢溶剂降低了新鲜供氢溶剂ds用量，可简化系统、提高经济性。本发明涉及油油共炼组合方法，目标是为了减少对难热裂解重油fd1加氢热烈化反应过程的初期过程的负面影响(降低供氢烃浓度)，同时防止易热裂解重油fd2反应时间过长导致过度的二次裂化反应，也减少供氢溶剂总用量。这样，进入第一重油fd1的第一加氢热裂化反应阶段ar1的供氢溶剂ds实质上是启动溶剂油，排出第一重油fd1的第一加氢热裂化反应阶段ar1的液体(包括供氢溶剂转化物和fd1初期加氢热裂化轻质产物)实质上是系统自产的二次溶剂油，本发明利用了二次溶剂油因而降低了启动溶剂油数量、提高了经济性。由于重油加氢热裂化反应过程的中间需要使用循环急冷油或循环急冷氢降低上游反应产物温度以控制下游反应区的起始反应温度，因此，只要用第二重油fd2代替循环急冷油，也就成了实施本发明的一种方式，与常规的油油并行加氢热裂化工艺相比，还有将至少一部分第二重油fd2由150～200℃加热至350～430℃的升温步骤省略而直接回收ar1反应热的优点。因此，本发明的部分功能，也可称为用第二重油代替反应过程循环急冷油的重油加氢热裂化方法。当然，本发明的部分第二重油fd2的加入温度，根据需要由150～200℃加热至350～430℃，以实现预期数量的重油混炼；混炼第二重油fd2的数量，可以达到第一重油fd1的1～3倍。与本发明类似的技术方案未见报道。本发明的第一目的在于提出不同热裂化特性的重油的联合加氢热裂化方法。本发明的第二目的在于提出不同热裂化特性的重油的联合加氢热裂化方法，用于多产高芳潜的石脑油。技术实现要素：本发明不同热裂化特性的重油的联合加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar，包括第一加氢热裂化反应阶段ar1、第二加氢热裂化反应阶段ar2；(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，第一重油fd1进行第一加氢热裂化反应ar1r转化为第一加氢热裂化反应产物ar1p；基于第一加氢热裂化反应产物ar1p的含有第一重油fd1的液相转化产物的物料用作第一物流ar1px；(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，第二重油fd2或第二重油fd2的加氢转化物与第一物流ar1px或第一物流ar1px的加氢转化物混合后进行第二加氢热裂化反应ar2r转化为第二加氢热裂化反应产物ar2p；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到富氢气物流hpv，至少一部分富氢气物流hpv返回第一加氢热裂化反应阶段ar1和或第二加氢热裂化反应阶段ar2循环使用。本发明，在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一物流ar1px，可以是下述物料的一种或几种：①第一加氢热裂化反应产物ar1p，用作第一物流ar1px；②第一加氢热裂化反应产物ar1p，在热高压分离过程ar1p-thps分离出含有至少一部分热高分气ar1p-thps-v的物料和含有至少一部分热高分油ar1p-thps-l的物料，含有至少一部分热高分油ar1p-thps-l的物料用作第一物流ar1px；③第一加氢热裂化反应产物ar1p，在热高压分离过程ar1p-thps分离出热高分气ar1p-thps-v和热高分油ar1p-thps-l；至少一部分热高分油ar1p-thps-l用作第一物流ar1px；④第一加氢热裂化反应产物ar1p，在热高压分离过程ar1p-thps分离出热高分气ar1p-thps-v和热高分油ar1p-thps-l；热高分油ar1p-thps-l与富氢气气提气bh接触分离为提出气和气提后热高分油ar1p-thps-lk，至少一部分气提后热高分油ar1p-thps-lk用作第一物流ar1px。本发明，通常，第一重油fd1，主要由常规沸点高于350℃的烃类组成或主要由常规沸点高于530℃的烃类组成；第二重油fd2，主要由常规沸点高于350℃的烃类组成或主要由常规沸点高于530℃的烃类组成；第二重油fd2较第一重油fd1，热裂解反应速度快。本发明，第一重油fd1或第二重油fd2，可以选自下列物料中的1种或几种：①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。本发明，通常，(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，第二重油fd2与第一物流ar1px混合后进行第二加氢热裂化反应ar2r转化为第二加氢热裂化反应产物ar2p；在第二加氢热裂化反应阶段ar2，至少一部分第二重油fd2的温度低于第一物流ar1px的操作温度，也低于第二加氢热裂化反应阶段ar2的起始反应温度，即至少一部分重油fd2充当第一物流ar1px的进入第二加氢热裂化反应阶段ar2的冷却剂。本发明，在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一重油fd1的停留时间t1，占第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar的总停留时间ta的比例：通常为20～60％、一般为30～40％。本发明，通常，(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一重油fd1的氢耗dh1，占第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar的总氢耗dh的20～60％。本发明，一般，(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一重油fd1的氢耗dh1，占第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar的总氢耗dh的30～50％；(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，第二重油fd2的重量流率fd2-w与第一重油fd1的重量流率fd1-w的比值为油油比k500＝(fd2-w)/(fd1-w)，k500为0.01～3.0。本发明的操作目标，通常为：在总体加氢热裂化反应阶段ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于40％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于40％；在总体加氢热裂化反应阶段ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于80％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于80％。本发明的操作目标，一般为：在总体加氢热裂化反应阶段ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于50％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于50％；在总体加氢热裂化反应阶段ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于90％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于90％。本发明，回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的尾油或主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的尾油，至少一部分尾油可以返回第一加氢热裂化反应阶段ar1循环裂化。本发明，回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的尾油或主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的尾油，至少一部分尾油可以返回第二加氢热裂化反应阶段ar2循环裂化。本发明，通常，第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar的操作条件为：反应温度为400～465℃、反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500nm3/t，催化剂添加量为重油fd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，反应停留时间ta为0.5～4小时。本发明，第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar，使用的加氢热裂化催化剂，可以是一种复合型加氢热裂化催化剂arc，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或硫化铁，其中低活性组分中铁含量不低于40wt％，催化剂arc水含量低于2wt％；催化剂arc粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar，使用的加氢热裂化催化剂，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，在总体加氢热裂化反应阶过程ar，使用的加氢热裂化反应器的操作方式，可以选自下列中的1种或几种的组合：①悬浮床即浆态床；②沸腾床。本发明，可以使用供氢溶剂，其特征在于：(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，供氢溶剂ar1-ds与第一重油fd1或第一重油fd1的加氢转化物接触进行第一加氢热裂化反应ar1r转化为第一加氢热裂化反应产物ar1p；基于第一加氢热裂化反应产物ar1p的含有第一重油fd1的液相转化产物的物料用作第一物流ar1px；(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，第二重油fd2或第二重油fd2的加氢转化物与第一物流ar1px或第一物流ar1px的加氢转化物混合后进行第二加氢热裂化反应ar2r转化为第二加氢热裂化反应产物ar2p；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p。本发明，通常使用自产供氢溶剂，其特征在于：(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，供氢溶剂ar1-ds的重量流率ar1-ds-w与第一重油fd1的重量流率fd1-w的比值为剂油比k100＝(ar1-ds-w)/(fd1-w)，k100为0.5～2.0。本发明，通常，(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，来自步骤(3)的供氢溶剂ar1-ds与第一重油fd1或第一重油fd1的加氢转化物接触进行第一加氢热裂化反应ar1r转化为第一加氢热裂化反应产物ar1p；基于第一加氢热裂化反应产物ar1p的含有第一重油fd1的液相转化产物的物料用作第一物流ar1px；(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，第二重油fd2或第二重油fd2的加氢转化物与第一物流ar1px或第一物流ar1px的加氢转化物混合后进行第二加氢热裂化反应ar2r转化为第二加氢热裂化反应产物ar2p；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到供氢溶剂前身烃mfb；(3)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进入步骤(1)的第一加氢热裂化反应阶段ar1用作供氢溶剂ar1-ds。本发明，通常，在加氢稳定反应过程mr的操作条件为：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；通常，反应产物mrp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；一般，在加氢稳定反应过程mr，反应产物mrp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，在加氢稳定反应过程mr，使用的溶剂油加氢稳定反应器的操作方式，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；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。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。在加氢热裂化反应阶段ar，重油的加氢转化率指的是重油中常规沸点高于500℃的烃组分转化为常规沸点低于500℃的烃组分的重量比率。以下描述供氢烃。本文所述供氢烃，指的是在重油加氢热裂化反应过程ar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，是重油加氢热裂化反应过程ar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：供氢溶剂油，指的是富含供氢烃的烃油。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。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催化反应器；立式指的是安装后工作状态反应器的中心轴线垂直于地面；上流式指的是反应过程物料主体流向由下向上穿行通过反应空间或催化剂床层或与上行的催化剂同向流动；膨胀床指的是工作状态催化剂床层处于膨胀状态，催化剂床层膨胀比定义为催化剂床层有反应原料通过时的工作状态的最大高度cwh与该催化剂床层的空床静置状态的高度cuh之比值kbed，通常，kbed低于1.10时称为微膨胀床，kbed介于1.25～1.55时称为沸腾床，而悬浮床被认为是最极端形式的膨胀床。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。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。本发明重油加氢热裂化反应过程ar，加工金属含量高和或残炭含量高和或易结焦组分含量高和或固体杂质含量高的重油比如煤沥青、渣油时，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。本发明所述重烃，通常指的是常规沸点高于350℃的烃类、一般指的是常规沸点高于500℃的烃类、特别地指的是常规沸点高于550℃的烃类，但是通常均含有常规沸点高于550℃的烃类。本发明所述重烃，尤其宜为芳碳率高比如高于40％的烃物料，本发明称之为高芳烃类的重烃。本发明所述低碳数单六元环烃，指的是c。～c9的苯系烃或环己烷系烃，其常规沸点通常为70～180℃，适合于用作催化重整制芳烃的原料石脑油。本发明所述双环结构芳烃指的是含有二个环结构且其中至少一个环属于芳环的烃类，如萘、四氢萘及其带侧链的烃类。本发明所述三环结构芳烃指的是含有三个环结构且其中至少一个环属于芳环的烃类，如芴、氧芴、硫杂芴、咔唑、二苯并吡啶、蒽、菲及其带侧链烃或其部分加氢饱和产物。本发明所述多环结构芳烃，是含有四个或更多环结构且其中至少一个环属于芳环的烃类。本发明所述高芳烃，指的是芳碳率高的烃物料，通常指的是芳碳率高于40％的烃物料，特别地指的是含有三环结构芳烃和或多环结构芳烃的芳烃浓度高的油品如煤焦油馏分、煤加氢直接液化油馏分或基于它们的加氢改性油，这样的高芳烃的加氢热裂化过程的主要产物可以是低碳数单六元环烃。本发明所述煤焦油等高芳烃的加氢热裂化过程，指的是在氢气存在条件下进行的热裂化和热解自由基碎片加氢稳定的方法，根据催化剂的不同和加氢工艺条件的不同有多种不同工艺，可以使用供氢剂以抑制易结焦组分如煤沥青的热缩合，可以采用上流式膨胀床反应器。本发明所述高芳烃，可以是煤焦油的全馏分油或分馏切割所得轻质馏分油或分馏切割所得重质馏分油或分馏切割所得包含煤沥青的重质馏分油，为了延长操作周期和优化加氢过程原料烃的调度，煤沥青最好去煤加氢液化过程联合加工。本发明组合工艺所得油品，包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)、第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)、第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)、轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)、重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)、液化渣油(常规沸点高于530℃的烃类)。本发明组合工艺产物中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)，是目标产物馏分，根据需要，可以对其进行深度加氢精制如脱硫、脱氮，通常期望尽可能少的发生苯环加氢饱和反应。本发明组合工艺产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)，通常不适合进入重油加氢热裂化反应过程ar，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入重油加氢热裂化反应过程ar，进一步热裂化反应的产物就是产生大量气体而不经济；因此，除非气体烃价值巨大，第一轻柴油通常不宜进入重油加氢热裂化反应过程ar或专用加氢热裂化过程或加氢裂化过程或其它热裂化过程进行加工，通常可以进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。本发明组合工艺产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)，其加氢稳定油品，是重油加氢热裂化反应过程ar需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于重油加氢热裂化反应过程ar，第二轻柴油或其加氢稳定油，在重油加氢热裂化反应过程ar的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在重油加氢热裂化反应过程ar的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是重油加氢热裂化反应过程ar存在余量的资源故属于重油加氢热裂化反应过程ar的主要产品，因此，第二轻柴油或其加氢稳定油，通常部分用作轻质供氢溶剂油用于重油加氢热裂化反应过程ar，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。本发明组合工艺产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)，其加氢稳定油品，是重油加氢热裂化反应过程ar最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于重油加氢热裂化反应过程ar，重柴油或其加氢稳定油，在重油加氢热裂化反应过程ar的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是重油加氢热裂化反应过程ar存在余量的资源故属于重油加氢热裂化反应过程ar的主要产品，因此，产物重柴油或其加氢稳定油，通常部分用作重质供氢溶剂油用于重油加氢热裂化反应过程ar，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。本发明组合工艺产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)，其加氢稳定油品，是重油加氢热裂化反应过程ar最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于重油加氢热裂化反应过程ar，轻蜡油或其加氢稳定油，在重油加氢热裂化反应过程ar的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是重油加氢热裂化反应过程ar难以自身平衡的稀缺资源，因此，产物轻蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于重油加氢热裂化反应过程ar，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。本发明组合工艺产物中的重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)，这些含有固体颗粒、严重缺氢的物料的轻质化过程，必须在富含供氢烃的能够提供大量活性氢原子的液相条件下进行，才不至于快速结焦以维持装置长周期运转，重蜡油在反应器内的液相中的分散也需要借助于大量供氢烃的分散溶解，重蜡油的热缩合物或结焦物也需要依托液化半焦为聚集载体分散和携带出反应空间，因此，重蜡油进入重油加氢热裂化反应过程ar进行深度转化是合理的必然选择，或者说重蜡油经过加氢稳定反应过程所得加氢稳定油进入重油加氢热裂化反应过程ar进行深度转化是合理的必然选择；另外对于重油加氢热裂化反应过程ar，重蜡油或其加氢稳定油，在重油加氢热裂化反应过程ar的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是重油加氢热裂化反应过程ar难以自身平衡的稀缺资源，因此，产物重蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于重油加氢热裂化反应过程ar，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。由于本发明组合工艺产物中常规沸点高于530℃的烃类即渣油存在于减压塔底物流中，通常排出系统不再循环加工，当然，根据需要可以部分循环返回ar，以充分发挥供氢溶剂ds的作用。用作循环裂化油的重油加氢热裂化反应过程ar生成油的馏分段，最好是裂化气体产率低的馏分段，比如重柴油(常规沸程265～350℃馏分)、蜡油(常规沸程350～530℃馏分)，可以用于多产石脑油。本发明油油共炼集成工艺特别适合于优化芳炭率高的劣质重油的加氢热裂化反应过程，利于降低生焦量、延长操作周期，劣质重油转化率高、液体产品收率高，可以主产高芳潜石脑油，以芳烃为下游产品。以下描述本发明的特征部分。本发明不同热裂化特性的重油的联合加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar，包括第一加氢热裂化反应阶段ar1、第二加氢热裂化反应阶段ar2；(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，第一重油fd1进行第一加氢热裂化反应ar1r转化为第一加氢热裂化反应产物ar1p；基于第一加氢热裂化反应产物ar1p的含有第一重油fd1的液相转化产物的物料用作第一物流ar1px；(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，第二重油fd2或第二重油fd2的加氢转化物与第一物流ar1px或第一物流ar1px的加氢转化物混合后进行第二加氢热裂化反应ar2r转化为第二加氢热裂化反应产物ar2p；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到富氢气物流hpv，至少一部分富氢气物流hpv返回第一加氢热裂化反应阶段ar1和或第二加氢热裂化反应阶段ar2循环使用。本发明，在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一物流ar1px，可以是下述物料的一种或几种：①第一加氢热裂化反应产物ar1p，用作第一物流ar1px；②第一加氢热裂化反应产物ar1p，在热高压分离过程ar1p-thps分离出含有至少一部分热高分气ar1p-thps-v的物料和含有至少一部分热高分油ar1p-thps-l的物料，含有至少一部分热高分油ar1p-thps-l的物料用作第一物流ar1px；③第一加氢热裂化反应产物ar1p，在热高压分离过程ar1p-thps分离出热高分气ar1p-thps-v和热高分油ar1p-thps-l；至少一部分热高分油ar1p-thps-l用作第一物流ar1px；④第一加氢热裂化反应产物ar1p，在热高压分离过程ar1p-thps分离出热高分气ar1p-thps-v和热高分油ar1p-thps-l；热高分油ar1p-thps-l与富氢气气提气bh接触分离为提出气和气提后热高分油ar1p-thps-lk，至少一部分气提后热高分油ar1p-thps-lk用作第一物流ar1px。本发明，通常，第一重油fd1，主要由常规沸点高于350℃的烃类组成或主要由常规沸点高于530℃的烃类组成；第二重油fd2，主要由常规沸点高于350℃的烃类组成或主要由常规沸点高于530℃的烃类组成；第二重油fd2较第一重油fd1，热裂解反应速度快。本发明，第一重油fd1或第二重油fd2，可以选自下列物料中的1种或几种：①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑥石油基重油热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑦石油砂基重油或其热加工过程所得油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。本发明，通常，(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，第二重油fd2与第一物流ar1px混合后进行第二加氢热裂化反应ar2r转化为第二加氢热裂化反应产物ar2p；在第二加氢热裂化反应阶段ar2，至少一部分第二重油fd2的温度低于第一物流ar1px的操作温度，也低于第二加氢热裂化反应阶段ar2的起始反应温度，即至少一部分重油fd2充当第一物流ar1px的进入第二加氢热裂化反应阶段ar2的冷却剂。本发明，在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一重油fd1的停留时间t1，占第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar的总停留时间ta的比例：通常为20～60％、一般为30～40％。本发明，通常，(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一重油fd1的氢耗dh1，占第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar的总氢耗dh的20～60％。本发明，一般，(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一重油fd1的氢耗dh1，占第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar的总氢耗dh的30～50％；(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，第二重油fd2的重量流率fd2-w与第一重油fd1的重量流率fd1-w的比值为油油比k500＝(fd2-w)/(fd1-w)，k500为0.01～3.0。本发明的操作目标，通常为：在总体加氢热裂化反应阶段ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于40％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于40％；在总体加氢热裂化反应阶段ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于80％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于80％。本发明的操作目标，一般为：在总体加氢热裂化反应阶段ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于50％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于50％；在总体加氢热裂化反应阶段ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于90％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于90％。本发明，回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的尾油或主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的尾油，至少一部分尾油可以返回第一加氢热裂化反应阶段ar1循环裂化。本发明，回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的尾油或主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成的尾油，至少一部分尾油可以返回第二加氢热裂化反应阶段ar2循环裂化。本发明，通常，第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar的操作条件为：反应温度为400～465℃、反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500nm3/t，催化剂添加量为重油fd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，反应停留时间ta为0.5～4小时。本发明，第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar，使用的加氢热裂化催化剂，可以是一种复合型加氢热裂化催化剂arc，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或硫化铁，其中低活性组分中铁含量不低于40wt％，催化剂arc水含量低于2wt％；催化剂arc粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，第一重油fd1的总体加氢热裂化反应过程ar，使用的加氢热裂化催化剂，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，在总体加氢热裂化反应阶过程ar，使用的加氢热裂化反应器的操作方式，可以选自下列中的1种或几种的组合：①悬浮床即浆态床；②沸腾床。本发明，可以使用供氢溶剂，其特征在于：(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，供氢溶剂ar1-ds与第一重油fd1或第一重油fd1的加氢转化物接触进行第一加氢热裂化反应ar1r转化为第一加氢热裂化反应产物ar1p；基于第一加氢热裂化反应产物ar1p的含有第一重油fd1的液相转化产物的物料用作第一物流ar1px；(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，第二重油fd2或第二重油fd2的加氢转化物与第一物流ar1px或第一物流ar1px的加氢转化物混合后进行第二加氢热裂化反应ar2r转化为第二加氢热裂化反应产物ar2p；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p。本发明，通常使用自产供氢溶剂，其特征在于：(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，供氢溶剂ar1-ds的重量流率ar1-ds-w与第一重油fd1的重量流率fd1-w的比值为剂油比k100＝(ar1-ds-w)/(fd1-w)，k100为0.5～2.0。本发明，通常，(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，来自步骤(3)的供氢溶剂ar1-ds与第一重油fd1或第一重油fd1的加氢转化物接触进行第一加氢热裂化反应ar1r转化为第一加氢热裂化反应产物ar1p；基于第一加氢热裂化反应产物ar1p的含有第一重油fd1的液相转化产物的物料用作第一物流ar1px；(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，在存在氢气和可能存在加氢热裂化催化剂的条件下，第二重油fd2或第二重油fd2的加氢转化物与第一物流ar1px或第一物流ar1px的加氢转化物混合后进行第二加氢热裂化反应ar2r转化为第二加氢热裂化反应产物ar2p；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到供氢溶剂前身烃mfb；(3)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进入步骤(1)的第一加氢热裂化反应阶段ar1用作供氢溶剂ar1-ds。本发明，通常，在加氢稳定反应过程mr的操作条件为：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；通常，反应产物mrp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；一般，在加氢稳定反应过程mr，反应产物mrp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，在加氢稳定反应过程mr，使用的溶剂油加氢稳定反应器的操作方式，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；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。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。对于重油比如煤焦油的加氢热裂化反应过程ar，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。实施例表1是第一重油fd1煤焦油重油的分离前身物煤焦油的分析数据汇总表。表2是第二重油fd2的分析数据汇总表。表3是加氢热裂化反应过程ar的助催化剂性质。采用本发明工艺，联合加工50t/h的第一重油fd1、50t/h的第二重油fd2，第一重油fd1为主要由常规沸点高于400℃的烃组分组成的煤焦油减压渣油，第二重油fd2为性质见表2的主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的石油稠油减压渣油，各步骤操作条件如下：(1)在第一加氢热裂化反应阶段ar1，来自步骤(3)的供氢溶剂ar1-ds与第一重油fd1混合后进行第一加氢热裂化反应ar1r转化为第一加氢热裂化反应产物ar1p；第一加氢热裂化反应产物ar1p用作第一物流ar1px；在第一加氢热裂化反应阶段ar1，供氢溶剂ar1-ds的重量流率ar1-ds-w与第一重油fd1的重量流率fd1-w的比值为剂油比k100＝(ar1-ds-w)/(fd1-w)，k100为0.82；(2)在第二加氢热裂化反应阶段ar2，第一物流ar1px与第二重油fd2混合后进行第二加氢热裂化反应ar2r转化为第二加氢热裂化反应产物ar2p；在第二加氢热裂化反应阶段ar2，第二重油fd2的重量流率fd2-w与第一重油fd1的重量流率fd1-w的比值为油油比k500＝(fd2-w)/(fd1-w)，k500为1.0；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到氢气体积浓度为85～90％富氢气物流hpv，85～95％的富氢气物流hpv返回第一加氢热裂化反应阶段ar1和第二加氢热裂化反应阶段ar2循环使用，5～15％的富氢气物流hpv经过氢气提浓工序后得到的提浓氢气返回第一加氢热裂化反应阶段ar1；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到约45t/h的主要由常规沸点为265～500℃的烃组分组成的供氢溶剂前身烃mfb；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到主要由常规沸点为330～530℃的烃组分组成的循环蜡油，返回第二加氢热裂化反应阶段ar2循环裂化；回收第二加氢热裂化反应产物ar2p，得到主要由常规沸点大于530℃的烃组分组成的含有催化剂固体的渣油，50～75％的渣油返回第二加氢热裂化反应阶段ar2循环裂化，25～50％的渣油作为排固体尾油排出，不再返回加氢热裂化反应过程ar；(3)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，得到约41t/h的主要由常规沸点为265～500℃的烃组分组成的供氢溶剂ds，供氢溶剂ds进入第一加氢热裂化反应阶段ar1用作供氢溶剂ar1-ds。在加氢热裂化反应过程ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于65％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的单程转化率大于65％；在加氢热裂化反应过程ar，第一重油fd1的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于90％，第二重油fd2的常规沸点高于500℃的烃组分的总转化率大于90％。第一重油fd1的加氢热裂化反应段ar的操作条件为：反应温度为400～465℃、反应器压力为17～19mpa，气相氢气体积浓度75～85％，气液体积比为700～1100nm3/t，催化剂添加量为重油fd重量的1.5～2.0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1.9～2.0，反应停留时间ta为1.4～1.5小时。在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一重油fd1、供氢溶剂ds的停留时间t1为0.4～0.5小时；在第二加氢热裂化反应阶段ar2，第一重油fd1、第二重油fd2的停留时间t2为1.0～1.1小时。第一重油fd1的加氢热裂化反应段ar，使用的加氢催化剂，是纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂；在加氢热裂化反应过程ar，使用的加氢热裂化反应器为悬浮床反应器即浆态床反应器。在第一加氢热裂化反应阶段ar1，第一重油fd1的氢耗dh1，占第一重油fd1加氢热裂化反应过程ar的总氢耗dh的40～45％。在加氢稳定反应过程mr的操作条件为：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340～390℃，加氢压力为12～15mpa，气液体积比为700～1100nl/kg；反应产物mrp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0.40～0.50。在加氢稳定反应过程mr，使用的溶剂油加氢稳定反应器的操作方式为沸腾床加氢反应器。表1第一重油fd1煤焦油重油的分离前身物煤焦油的分析数据汇总表表2第二重油fd2的分析数据汇总表序号项目科威特渣油1减压馏程，℃＞538℃2密度(20℃)，kg/m31.02733api5.84总硫，％5.115兰氏残炭，％21.906镍，ppm347钒，ppm116表3加氢热裂化反应过程ar的助催化剂性质当前第1页12