本发明涉及煤加氢直接液化生成油和低含固高芳烃的组合分离方法，基于煤加氢直接液化生成油的含固、含烃液物料作为第一原料1f，与低含固高芳烃第二原料2f联合分离，在阻止1f的高沸点组分1fhc、固体组分与2f的高沸点组分2fhc混合在一起的条件下，得到主要由1f的重烃组分和固体组成的第一重油1fhd，得到主要由2f的重烃组分组成的第二重油2fhd；来自1f的气相和来自2f的气相的冷凝分离过程组合在一起，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备，得到蒸馏油；1fhd可去r10；第二原料2fd的闪蒸汽2fv或其深度升温气可作为载热气与1fhd混合提高其烃油汽化率实现固体浓缩。
背景技术：
低含固高芳烃，是相对于煤加氢直接液化生成油那样的固体含量高达10～18％的高固体含量烃液物料而言的，指的是固体含量低的富含芳烃的烃物流比如中低温煤焦油，通常其固体含量低于2％。
中低温煤焦油的常规沸点高于350℃或450℃或540℃的重馏分包含煤沥青，其适宜的第一步加氢方法是使用上流式膨胀床的加氢热裂化过程r90，根据需要后续加工可以配套加氢改质过程。
本发明涉及低含固高芳烃2f如中低温煤焦油的分馏所得重油的加氢热裂化过程r90，在加氢热裂化过程r90，在氢气、稀释溶剂或供氢溶剂、加氢热裂化催化剂r90c存在条件下，进行加氢热裂化反应r90r得到加氢热裂化反应流出物r90p。r90可以借用煤加氢直接液化反应过程r10或部分联合。
低含固高芳烃如中低温煤焦油，在使用上流式膨胀床的加氢热裂化过程r90中，为了防止轻馏分进入该过程过度裂化多产气体、轻馏分在高温条件下呈现气态而干扰恶化重馏分物流的水力学状态，中低温煤焦油进入r90过程之前，需要将轻馏分分离出去即需要设置前分馏过程cfrac，目前的分离轻馏分的方法是常减压分馏方法，它们的共同特点是需要常减压分馏步骤，原料烃2f经过常压和或减压分馏后得到的馏分油、煤沥青，分别加压进入独立或联合的加氢改质过程。
通常，在煤焦油蒸馏过程得到煤沥青和蒸馏油后，不同煤焦油馏分需要不同的加氢过程，比如煤焦油蒸馏油可以去固定床加氢反应器或沸腾床加氢反应器加工，而煤沥青需要去悬浮床加氢反应器加工或者去煤加氢直接液化反应器掺炼；另一方面，煤加氢直接液化生成油的分馏过程得到蒸馏油和固体含量高的煤液化残渣，而煤液化残渣通常不适合返回煤加氢直接液化反应过程，以排除灰分、不能液化的煤惰质组分、高度缩合的芳烃和失效催化剂，防止它们在煤加氢直接液化反应器中积累，恶化反应条件。
然而，煤焦油的蒸馏油与煤加氢直接液化生成油的蒸馏油或煤焦油加氢热裂化生成油的蒸馏油，组成类似，后续加工途径相同，适合于联合加工，因此，对煤焦油与煤加氢直接液化生成油或煤焦油加氢热裂化生成油的分馏过程，需要提出一种合理的联合集成加工方案，以节省投资、节省能耗、简化操作。
本发明的基本构想是：煤加氢直接液化生成油和低含固高芳烃的组合分离方法，基于煤加氢直接液化生成油的含固、含烃液物料作为第一原料1f，与低含固高芳烃第二原料2f联合分离，在阻止1f的高沸点组分1fhc、固体组分与2f的高沸点组分2fhc混合在一起的条件下，得到主要由1f的重烃组分和固体组成的第一重油1fhd，得到主要由2f的重烃组分组成的第二重油2fhd；来自1f的气相和来自2f的气相的冷凝分离过程组合在一起，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备，得到蒸馏油；1fhd可去r10；第二原料2fd的闪蒸汽2fv或其深度升温气可作为载热气与1fhd混合提高其烃油汽化率实现固体浓缩。
当然本发明可以与其它工艺相组合。
本发明所述方法未见报道。
本发明的第一目的是提出煤加氢直接液化生成油和低含固高芳烃的组合分离方法，低含固高芳烃可以是煤焦油。
技术实现要素：
本发明煤加氢直接液化生成油和低含固高芳烃的组合分离方法，其特征在于包含以下步骤：
①在分馏过程ufrac，联合分离来自步骤③的第一原料1f和由低含固高芳烃组成的第二原料2f，在阻止第一原料1f的高沸点组分1fhc、固体组分与第二原料2f的高沸点组分2fhc混合在一起的条件下联合分离，得到主要由第一原料1f的重烃组分和固体组成的第一重油1fhd，得到主要由低含固高芳烃2f的重烃组分组成的第二重油2fhd；
来自第一原料1f的至少一部分气相和来自第二原料2f的至少一部分气相的冷凝分离过程组合在一起，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备，得到蒸馏油；
第一原料1f的高沸点组分1fhc，指的是常规沸点高于500℃的烃组分；
第二原料2f的高沸点组分2fhc，指的是常规沸点高于350℃的烃组分；
②在煤加氢直接液化反应过程r10，在氢气、溶剂油和可能使用的催化剂r10c存在条件下，煤粉进行至少一部分煤加氢直接液化反应r10r得到反应流出物r10p；
分离反应流出物r10p得到气体r10p-v和含有r10p中大部分重质烃、大部分固体的烃油物流r10p-l；
基于烃油物流r10p-l的含固、含烃液物料，作为第一原料1f去分馏过程ufrac。
本发明，分馏过程ufrac的原料烃组成通常是：
第一原料1f的高沸点组分1fhc，指的是常规沸点高于500℃的烃组分；
第二原料2f的高沸点组分2fhc，指的是常规沸点高于350℃的烃组分；
第二原料2f，同时含有常规沸点低于350℃的烃组分、常规沸点高于350℃的烃组分。
本发明，分馏过程ufrac的原料烃组成一般是：
第一原料1f的高沸点组分1fhc，指的是常规沸点高于530℃的烃组分；
第二原料2f的高沸点组分2fhc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分。
第二原料2f，同时含有常规沸点低于450℃的烃组分、常规沸点高于450℃的烃组分。
本发明，分馏过程ufrac的原料烃组成较佳者是：
第一原料1f的高沸点组分1fhc，指的是常规沸点高于530℃的烃组分；
第二原料2f的高沸点组分2fhc，指的是常规沸点高于530℃的烃组分.；
第二原料2f，同时含有常规沸点低于530℃的烃组分、常规沸点高于530℃的烃组分。
本发明，第二原料2f，可以选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑧石油砂基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，可以将第二重油2fhd引入煤加氢直接液化反应过程r10：
至少一部分基于第二重油2fhd的物料2fhd-tor10，去煤加氢直接液化反应过程r10进行加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类。
通常，在煤加氢直接液化反应过程r10，物料2fhd-tor10的反应停留时间短于液化原料煤粉的反应停留时间。
本发明，可以将第二重油2fhd引入加氢热裂化反应过程r90：
至少一部分基于第二重油2fhd的物料2fhd-tor90，去加氢热裂化反应过程r90进行加氢热裂化反应转化为反应产物r90p，生成至少一部分沸点更低的烃类；
通常，分离反应流出物r90p得到含有r90p中大部分重质烃的烃油物流r90p-l和气体r90p-v；
基于烃油物流r90p-l的含有r90p中重质烃的烃油物料，可以作为第二原料2f去分馏过程ufrac，或者可以作为第三原料3f去分馏过程ufrac参与烃类分离。
本发明，分馏过程ufrac的工作方式，可以选自下列方式的一种或几种：
①2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
物流1f，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；
②2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；第二蒸汽2fv再升温成为载热气t2fv；
物流1f，与基于载热气t2fv的物流混合分离；
③1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一蒸汽1fv的物流与2f混合分离；
④2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一蒸汽1fv的物流，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；
⑤2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一蒸汽1fv的物流，与基于第二液料2fl的物流混合分离；
⑥2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一液料1fl的物流，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；
⑦2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；第二蒸汽2fv再升温成为载热气t2fv；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一液料1fl的物流，与基于载热气t2fv的物流混合分离；
⑧1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；第一蒸汽1fv再升温成为载热气t1fv；
基于载热气t1fv的物流，与物流2f混合分离；
⑨2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；第一蒸汽1fv再升温成为载热气t1fv；
基于载热气t1fv的物流，与基于第二液料2fl的物流混合分离。
本发明，1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl的工作方式，可以选自下列物料的一种或几种：
①1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
②1f预热后分离为预热蒸汽01fv和预热液料01fl；
预热蒸汽01fv再升温成为载热气t01fv；
载热气t01fv与预热液料01fl混合后，分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl。
本发明，2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl的工作方式，可以选自下列物料的一种或几种：
①2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
②2f预热后分离为预热蒸汽02fv和预热液料02fl；
预热蒸汽02fv再升温成为载热气t02fv；
载热气t02fv与预热液料02fl混合后，分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl。
本发明，通常，在分馏过程ufrac，来自第一原料1f的气相和来自第二原料2f的气相的冷凝分离过程组合在一起，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备，得到脱固体、脱渣油的蒸馏油pp；蒸馏油pp，主要由常规沸点180～530℃的烃组分组成；在分馏过程ufrac，通常，用减压蒸馏塔。
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。
以下描述供氢烃。
本文所述供氢烃，指的是在煤加氢直接液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：
以下详细描述煤直接液化过程，它包含煤加氢直接液化方法和其它煤直接液化方法。
本发明所述煤直接液化过程，指的是处理煤直接获得碳氢液体的方法，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(c0·processing)：油煤共炼，指的是同时对煤和非煤衍生油进行共加工，通常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；
⑥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；。
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煤加氢液化的方法，溶剂油可以是经过加氢稳定过程提高供氢能力的供氢溶剂油或没有经过加氢稳定过程改性的溶剂油，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i和ii(src-i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(c0·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℃、最佳者为265～430℃，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入高芳烃加氢热裂化反应过程r90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。
在煤加氢直接液化反应过程中，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；在煤加氢直接液化反应过程中，固体催化剂如黄铁矿、硫化钼等本质上更像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；在煤加氢直接液化反应过程中，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；在煤加氢直接液化反应过程中，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，在煤加氢直接液化反应过程中，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的操作条件和效果自然极其重要。
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。
本发明煤加氢直接液化反应过程，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。
本发明高芳烃加氢热裂化反应过程r90，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。
本发明溶剂油加氢稳定反应过程cr，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。
煤加氢直接液化所得油品，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)。
煤液化产物中的石脑油(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。
煤液化产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)，通常不适合进入煤加氢直接液化反应过程，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入煤加氢直接液化反应过程，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煤加氢直接液化反应过程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，通常可进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。
煤液化产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，第二轻柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在煤加氢直接液化反应过程的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化产物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煤加氢直接液化反应过程，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。
煤液化产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，重柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化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煤加氢直接液化反应过程，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。
煤液化产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，轻蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化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煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。
煤液化产物中的重蜡油(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，煤液化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，煤液化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，煤液化重蜡油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择，或者说煤液化重蜡油经过加氢稳定反应过程所得加氢稳定油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择；另外对于煤加氢直接液化过程，重蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化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煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。
由于煤液化产物中常规沸点高于530℃的烃类即液化渣油存在于减压塔底煤液化残渣物流中，通常排出系统不再循环加工利用，当然，根据需要可以部分循环返回。
以下详细描述煤焦油、煤焦油蒸馏过程和煤焦油加氢过程。
本发明所述煤焦油，指的是来自煤热解或煤干馏或煤造气过程的热解步骤等过程的煤焦油或其馏分，可以是煤造气的副产物低温煤焦油或其馏分，也可以是煤炼焦煤热解过程(包括低温炼焦、中温炼焦、高温炼焦过程)副产物煤焦油或其馏分，可以是上述煤焦油的混合油，可以是上述煤焦油经轻质烃溶剂抽提所获得的抽提油比如脱沥青煤焦油或其馏分油。
由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。煤焦油初级蒸馏过程的工艺条件和产品要求也在一定范围内变化，故煤焦油轻馏分的性质也在一定范围内变化。煤焦油轻馏分的性质，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般为60～500℃通常为120～460℃，通常金属含量为5～80ppm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～9.0％，通常水含量为0.2～5.0％，残炭含量通常为0.5～13％。
本发明所述高温炼焦属于煤高温热解过程，热解过程的最终温度一般大于900℃，通常在1000～1400℃之间。所述高温煤焦油指的是煤高温热解制取焦炭和/或城市煤气过程生产的副产物粗焦油。高温煤焦油在初级蒸馏过程，通常生产以下产品：轻油(拔顶焦油)、酚油、萘油、轻质洗油、重质洗油、轻质蒽油、重质蒽油、沥青等产品，酚油可进一步分离为粗酚和脱酚油，萘油可进一步分离为粗萘和脱萘油。本发明所述高温煤焦油轻馏分指的是：蒽油、洗油、萘油、脱萘油、酚油、脱酚油、轻油及其混合油。
本发明所述中低温煤焦油，指的是来自煤热解或煤造气或其它过程的煤焦油产品，可以是来自低温炼焦过程(干馏温度低于700℃)的低温煤焦油或中温炼焦过程的中温煤焦油(干馏温度介于700～950℃)或它们的混合油，通常含有煤焦油重油组分。由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，中低温煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述中低温煤焦油的性质比重通常为0.89～1.15，通常金属含量为5～200ppm、硫含量为0.1～0.7％、氮含量为0.6～1.6％。本发明所述中低温煤焦油，有时无机水含量为0.2～5.0％，有时有机氧含量通常为2.5～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％。
表1是典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表。
本发明所述中温煤焦油，通常是包含常规沸程为120～450℃烃组分和常规沸点高于450℃烃组分的混合物，通常包含10～20％的常规沸程为120～260℃的轻馏分fd1(含双环芳烃馏分)、通常包含30～40％的常规沸程为260～370℃的中馏分fd2(含双环、三环芳烃馏分)、包含20～35％的常规沸程为370～450℃的重馏分fd3(含双环至四环芳烃馏分)和8～20％的常规沸程高于450℃的渣油馏分fd4(即煤沥青馏分)。
本发明所述中低温煤焦油轻质馏份油，指的是常规沸点一般为60～480℃、通常为60～450℃的煤焦油馏份油，通常可以采用固定床加氢技术进行加氢改质。
本发明所述中低温煤焦油重质馏份油，指的是常规沸点通常高于370℃、一般高于400℃的中低温煤焦油馏分，它们的加氢热裂化过程，指的是发生至少一部分加氢裂化反应生产分子量低于裂化原料分子量的过程，该过程通常包含并行的加氢脱金属、加氢精制、加氢热裂化反应，适宜的反应器形式是上流式膨胀床如悬浮床反应器或沸腾床反应器。
渣油馏分fd4通常难以采用常规固定床技术实现长周期、高收率加氢轻质化故采用上流式膨胀床如悬浮床或沸腾床加氢技术转化之，为了防止胶质沥青质团聚引发不必要的结焦反应，通常必须使用与煤渣油馏分有良好互溶能力的溶剂烃类对其溶解分散形成胶质沥青质的稀溶液，溶剂烃类可以是常规沸程为370～450℃的重馏分fd3，也可以是重馏分fd3和渣油馏分fd4的加氢芳烃部分饱和的转化物，也可以是中馏分fd2的加氢芳烃部分饱和的转化物。中馏分fd2的加氢芳烃部分饱和的转化物属于优良的供氢溶剂，富含供氢烃。
按照本发明，所述中低温煤焦油进行分离之前，通常经过过滤除固体颗粒的过程。
本发明所述中低温煤焦油，通常含有酚类化合物，在进入加氢过程之前，可以提取其中的酚类化合物比如低级酚。
中低温煤焦油，杂质金属绝大部分集中在常规沸点高于350℃特别是高于450℃的馏分中，且通常以易氢解金属组分铁、钙、镁为主要组分，通常是油溶性金属化合物如环烷酸铁、环烷酸钙等，这些易氢解金属组分是在一定高的温度和氢气存在条件下能够快速发生氢解反应转化为硫化物如硫化铁、硫化钙，并能够形成颗粒状沉淀物或共沉淀物，在一定条件下，颗粒物粒径会长大。实验研究和工业装置运转均表明，在中低温煤焦油的加氢反应过程中，原料不同组分反应温度按照由低到高分为以下步骤大体是符合实际的：易氢解金属热分解＜高活性稠环芳烃热缩合和加氢饱和＜低级硫化合物加氢脱硫、有机金属络合物催化氢解、低级有机酚催化脱氧、多环芳烃脱残炭，上述温度范围通常为170～350℃、一般为210～330℃，很明显，这是一个宽范围的反应温度区间，对于中低温煤焦油的轻馏分宜控制为不同温度段的第一、第二、第三步骤按照由低到高分阶段进行，利于降低金属硫化物生成速度、降低热缩合物生成速度、防止形成叠加峰值，实现易氢解金属沉积物在催化剂床层的纵深分布，提高沉积反应的可控性。
按照本发明，煤焦油的全馏分(需分离提取的特定组分如酚除外)均需经过加氢转化过程，表1所列沸点数据暗示：参考苊常规沸点(278℃)、蒽常规沸点(340℃)和丁省常规沸点(450℃)，以260℃、370℃和450℃为分界点，大约常规沸点低于260℃的馏分含有大量一、二环结构的芳烃，大约常规沸点为260～370℃的馏分含有大量二、三环结构的芳烃，大约常规沸点为370～450℃的馏分含有大量三、四环结构的芳烃，五环及其更多环数结构的芳烃绝大多数集中存在于常规沸点高于450℃的馏分中构成煤沥青馏分。
因此，根据不同的目标产品，可以将轻馏分、重馏分分割点确定在180～450℃之间，考虑到不能将煤焦油中的胶质沥青质过度浓缩，通常将轻馏分、重馏分分割点确定在180～350℃之间，一般将轻馏分、重馏分分割点确定在250～350℃之间，适宜地将轻馏分、重馏分分割点确定在200～300℃之间。
表1典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表
通常中低温煤焦油轻馏分比如常规沸点低于350℃的馏分的烯烃含量高、酚含量高、胶质含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分，因此，所述的煤焦油轻馏分的预加氢过程，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱残炭剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合，通常使用下流式固定床加氢反应器。
通常，中低温煤焦油重馏分比如常规沸点高于350℃或450℃或540℃的且含有全部煤沥青的中低温煤焦油馏分，其金属含量高、胶质含量高、沥青质含量高、含有固体颗粒物，因此，所述的煤焦油重馏分的加氢热裂化过程，通常使用上流式膨胀床比如沸腾床、悬浮床等加氢反应器，类似技术如中国专利zl201010217358.1、中国专利申请cn104593060a、中国专利申请cn104946306a所描述方法，以便在线快速更换反应区中的因金属沉积和或生焦而快速失活的加氢催化剂，同时保证反应物流通畅地通过反应区的催化剂床层，其使用的催化剂、助剂已经发展出多种多样的复合功能的催化剂、助剂。所述加氢热裂化反应区，催化剂床层工作方式通常为上流式反应器。
实验和工业装置运行表明，通常，不含常规沸点高于540℃重质煤沥青的中低温煤焦油重馏分比如常规沸点为350～530℃的中低温煤焦油馏分，可以使用固定床加氢技术加工，通常进行加氢精制反应以及需要的后续的加氢裂化反应。
为了简化流程，本发明，可以将煤焦油的含煤沥青馏分油引入煤加氢直接液化反应过程。
本发明所述高芳烃烃原料1f，可以是1种宽馏分高芳烃，也可以是2种或多种不同沸程的高芳烃的混合物；本发明所述煤加氢直接液化反应过程r10进行的加氢反应过程，可以联合加工1种高芳烃，也可以加工2种或多种不同沸程的高芳烃；本发明所述煤加氢直接液化反应过程r10加工2种或多种不同沸程的高芳烃时，可以是2路或多路进料，不同路的原料流过的反应器可以相同或不同，可以是并联加氢关系，也可以是先、后分别进入多反应区的串联加氢过程的关系，当然也可以是先并联前加氢、然后前加氢产物汇合后联合后再加氢的关系，也可以是其它更加复杂的组合关系。
高芳烃1f的重烃组分的加氢改质过程uhp的工艺流程范围，通常开始于分馏过程afrac、重馏分的加氢热裂化反应过程r90、结束于得到加氢改质石脑油和或轻质柴油产品的流程范围，典型的加氢改质过程uhp包括分馏过程afrac、加氢热裂化反应过程r90、加氢热裂化反应流出物r90p分离过程。
本发明所述循环裂化尾油，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化生成油中的不适合作为石脑油或柴油组分的高沸点烃，比如常规沸点高于250℃或300℃或350℃的烃组分。
本发明所述加氢提质过程，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化生成油中的石脑油或轻质柴油组分的加氢提质过程，主要目标是加氢脱杂质的加氢精制反应、选择性开环裂化反应、加氢择型短侧链反应、加氢异构降凝反应，加氢提质过程的操作压力根据需要选择，通常该过程氢气分压为4.0～18.0mpa、一般氢气分压为8.0～16.0mpa。
本发明所述重馏分的加氢热裂化反应过程r90，通常指的是针对具体重馏分的加氢热裂化过程，其主要目标可以是三环及多环结构芳烃热裂化生产单六元环烃，该过程氢气分压根据需要选择，通常在保证过程连续运行周期前提下选择尽可能低的操作压力，通常该过程氢气分压为8.0～25.0mpa、一般氢气分压为12.0～18.0mpa。
以下详细描述分馏过程ufrac。
在分馏过程ufrac，联合分离煤加氢直接液化生成液料即第一原料1f和由低含固高芳烃组成的第二原料2f，在阻止第一原料1f的高沸点组分1fhc、固体组分与第二原料2f的高沸点组分2fhc混合在一起的条件下，联合分离，得到1个主要由第一原料1f的重烃组分和固体组成的第一重油1fhd，得到1个主要由低含固高芳烃2f的重烃组分组成的第二重油2fhd；来自第一原料1f的至少一部分气相和来自第二原料2f的至少一部分气相的冷凝分离过程组合在一起，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备，得到蒸馏油；第一原料1f的高沸点组分1fhc，通常指的是常规沸点高于500℃的烃组分；第二原料2f的高沸点组分2fhc，通常指的是常规沸点高于350℃的烃组分。
分馏过程ufrac，根据需要使用泵、换热器、加热炉、闪蒸罐、分馏塔(包括可能使用的加压塔、常压塔、减压塔)等设备，具体的流程根据需要设置；分馏过程ufrac，至少使用1台分馏塔(此时该塔通常为减压塔)。
分馏过程ufrac，来自第一原料1f的1路或2路或多路气相和来自第二原料2f的1路或2路或多路气相的冷凝分离过程组合在一起，通常这些气体共用包括分馏塔在内的一部分分离设备至全部分离设备。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明煤加氢直接液化生成油和低含固高芳烃的组合分离方法，其特征在于包含以下步骤：
①在分馏过程ufrac，联合分离来自步骤③的第一原料1f和由低含固高芳烃组成的第二原料2f，在阻止第一原料1f的高沸点组分1fhc、固体组分与第二原料2f的高沸点组分2fhc混合在一起的条件下联合分离，得到主要由第一原料1f的重烃组分和固体组成的第一重油1fhd，得到主要由低含固高芳烃2f的重烃组分组成的第二重油2fhd；
来自第一原料1f的至少一部分气相和来自第二原料2f的至少一部分气相的冷凝分离过程组合在一起，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备，得到蒸馏油；
第一原料1f的高沸点组分1fhc，指的是常规沸点高于500℃的烃组分；
第二原料2f的高沸点组分2fhc，指的是常规沸点高于350℃的烃组分；
②在煤加氢直接液化反应过程r10，在氢气、溶剂油和可能使用的催化剂r10c存在条件下，煤粉进行至少一部分煤加氢直接液化反应r10r得到反应流出物r10p；
分离反应流出物r10p得到气体r10p-v和含有r10p中大部分重质烃、大部分固体的烃油物流r10p-l；
基于烃油物流r10p-l的含固、含烃液物料，作为第一原料1f去分馏过程ufrac。
本发明，分馏过程ufrac的原料烃组成通常是：
第一原料1f的高沸点组分1fhc，指的是常规沸点高于500℃的烃组分；
第二原料2f的高沸点组分2fhc，指的是常规沸点高于350℃的烃组分；
第二原料2f，同时含有常规沸点低于350℃的烃组分、常规沸点高于350℃的烃组分。
本发明，分馏过程ufrac的原料烃组成一般是：
第一原料1f的高沸点组分1fhc，指的是常规沸点高于530℃的烃组分；
第二原料2f的高沸点组分2fhc，指的是常规沸点高于450℃的烃组分。
第二原料2f，同时含有常规沸点低于450℃的烃组分、常规沸点高于450℃的烃组分。
本发明，分馏过程ufrac的原料烃组成较佳者是：
第一原料1f的高沸点组分1fhc，指的是常规沸点高于530℃的烃组分；
第二原料2f的高沸点组分2fhc，指的是常规沸点高于530℃的烃组分.；
第二原料2f，同时含有常规沸点低于530℃的烃组分、常规沸点高于530℃的烃组分。
本发明，第二原料2f，可以选自下列物料的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油；
②中温煤焦油或其馏分油；
③高温煤焦油或其馏分油；
④煤液化过程所得煤液化油或其馏分油，煤液化工艺选自煤直接液化或油煤共炼；
⑤页岩油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑧石油砂基重油热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；石油砂基重油主要由常规沸点高于500℃的烃组分组成；
⑨石其它芳烃重量含量高于50％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，可以将第二重油2fhd引入煤加氢直接液化反应过程r10：
至少一部分基于第二重油2fhd的物料2fhd-tor10，去煤加氢直接液化反应过程r10进行加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类。
通常，在煤加氢直接液化反应过程r10，物料2fhd-tor10的反应停留时间短于液化原料煤粉的反应停留时间。
本发明，可以将第二重油2fhd引入加氢热裂化反应过程r90：
至少一部分基于第二重油2fhd的物料2fhd-tor90，去加氢热裂化反应过程r90进行加氢热裂化反应转化为反应产物r90p，生成至少一部分沸点更低的烃类；
通常，分离反应流出物r90p得到含有r90p中大部分重质烃的烃油物流r90p-l和气体r90p-v；
基于烃油物流r90p-l的含有r90p中重质烃的烃油物料，可以作为第二原料2f去分馏过程ufrac，或者可以作为第三原料3f去分馏过程ufrac参与烃类分离。
本发明，分馏过程ufrac的工作方式，可以选自下列方式的一种或几种：
①2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
物流1f，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；
②2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；第二蒸汽2fv再升温成为载热气t2fv；
物流1f，与基于载热气t2fv的物流混合分离；
③1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一蒸汽1fv的物流与2f混合分离；
④2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一蒸汽1fv的物流，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；
⑤2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一蒸汽1fv的物流，与基于第二液料2fl的物流混合分离；
⑥2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一液料1fl的物流，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；
⑦2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；第二蒸汽2fv再升温成为载热气t2fv；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
基于第一液料1fl的物流，与基于载热气t2fv的物流混合分离；
⑧1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；第一蒸汽1fv再升温成为载热气t1fv；
基于载热气t1fv的物流，与物流2f混合分离；
⑨2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；第一蒸汽1fv再升温成为载热气t1fv；
基于载热气t1fv的物流，与基于第二液料2fl的物流混合分离。
本发明，1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl的工作方式，可以选自下列物料的一种或几种：
①1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；
②1f预热后分离为预热蒸汽01fv和预热液料01fl；
预热蒸汽01fv再升温成为载热气t01fv；
载热气t01fv与预热液料01fl混合后，分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl。
本发明，2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl的工作方式，可以选自下列物料的一种或几种：
①2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；
②2f预热后分离为预热蒸汽02fv和预热液料02fl；
预热蒸汽02fv再升温成为载热气t02fv；
载热气t02fv与预热液料02fl混合后，分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl。
本发明，通常，在分馏过程ufrac，来自第一原料1f的气相和来自第二原料2f的气相的冷凝分离过程组合在一起，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备，得到脱固体、脱渣油的蒸馏油pp；蒸馏油pp，主要由常规沸点180～530℃的烃组分组成；在分馏过程ufrac，通常，用减压蒸馏塔。
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)或规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。当预加氢反应过程r1的稀释烃以含硫化氢的加氢反应流出物形式提供时，如果其中的硫化氢数量满足预加氢反应过程r1的需要，可以不再使用补硫剂。
以下详细描述本发明的加氢反应流出物的高压分离过程的一般原则。
加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环油进行循环加氢。
加氢反应流出物或热高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200ppm(v)，最好不大于50ppm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2mpa、通常为0.5～1.5mpa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。
新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入预加氢反应过程r1。
本发明主要优点在于：与常规的原料烃1f经过常压和或减压分馏后分离为轻馏分、重馏分然后分别加压进入联合加氢改质过程相比，因省去至少一部分常减压分馏步骤，具有降低投资、节省能耗、简化操作的优点。
实施例
实施例一
煤加氢直接液化反应产物的热高分油1f，与含有20％的常规沸点高于530℃烃组分的煤焦油2f联合分离、分馏，其操作步骤如下：
①操作压力19mpa、420℃的煤加氢直接液化反应产物的热高分油，首先降压到3.5mpa，在约423℃的条件下闪蒸为热低分气1f-tlpv和热低分油1f-tlpl；
作为第一原料1f的热低分油1f-tlpl进入操作压力为0.3mpa的分馏塔t1，闪蒸出主要由常规沸点低于250℃的烃组分和不凝气组成的上升气体t1fv和闪蒸液料t1fl，上升气体t1fv在分馏塔t1内部与来自上部的内回流冷凝液体进行传热、传质，部分含尘液体回流与闪蒸液料t1fl混合作为分馏塔t1塔底油t1bp排出；
塔底油t1bp，经过加热炉加热至430℃后，经进料口t2fn1进入操作压力为10毫米汞柱绝对压力的减压塔t2的闪蒸空间，在温度为305℃的条件下，闪蒸出主要由常规沸点低于530℃的烃组分和不凝气组成的上升气体t2fv和闪蒸液料t2fl，上升气体t2fv在分馏塔t2内部与来自上部的内回流冷凝液体进行传热、传质，部分含尘液体回流与闪蒸液料t2fl混合作为分馏塔t2塔底残渣t2bp排出；
t2塔底残渣t2bp，主要由常规沸点高于530℃的烃组分和固体物组成；
②煤焦油作为第二原料2f，首先经过过滤脱出固体后加热到180℃，然后经过操作压力为300毫米汞柱绝对压力的闪蒸罐v1分离为含水蒸汽的闪蒸气v1-g和闪蒸液v1-l，闪蒸气v1-g进入减压塔t2的上部中；
闪蒸液v1-l加压至1.0mpa，然后经过换热、加热炉加热至0.09mpa绝对压力、375℃的条件，然后经过操作压力为0.09mpa绝对压力的闪蒸罐v2分离为主要由常规沸点低于530℃的烃组分组成的闪蒸气v2-g和闪蒸液v2-l，闪蒸液v2-l主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成；
闪蒸气v2-g，进入减压塔t2的闪蒸空间的上部的位置中与上升气体t2fv混合。
实施例二
基于实施例一，闪蒸液v2-l作为第二重油2fhd进入煤加氢直接液化反应过程r10进行加氢热裂化反应。
实施例三
基于实施例一，来自煤焦油即第二原料2f的闪蒸气v2-g，经加热炉加热再升温成为温度为430℃的载热气t2fv；载热气t2fv与305℃的塔底残渣t2bp的物流混合后分离为气体v100和含固液料l100；气体v100返回减压塔t2的闪蒸空间的上部的位置中；
含固液料l100的固体浓度，高于塔底残渣t2bp的固体浓度，实现了固体浓缩。