液体产物循环氢化级中间加富芳料的碳氢料膨胀床加氢方法与流程
本发明涉及液体产物循环氢化级中间加富芳料的碳氢料膨胀床加氢方法，在有液相产物循环的第一加氢反应级1r的上游反应区1r1和下游反应区1r2之间加入富芳料kas降温，含kas衍生物的下游反应区产物1r2p气液分离后所得热循环液返回1r1入口，与kas用作待升温进料进入1r1入口相比，减少了1r1起始点待升温进料量，可降低热循环液与1r1入口待升温进料的混合温降，1r反应区形成2次小幅温降、缩小了表观温升、提高了反应温度的均一度，可降低热缩合负反应量、循环液结焦倾向、装置操作苛刻度，可降低专用降温料用量、降低装置规模和投资；kas可为自产蜡油或其加氢稳定物；重油悬浮床加氢热裂化反应过程用钼基催化剂时效果更好。
背景技术：
在重油悬浮床加氢裂化反应过程，通常在反应器之间的降温过程使用大量的急冷物料，有急冷油、急冷氢气；由于重油悬浮床加氢裂化反应过程的反应空间中过高的气体体积分率，会降低液相体积分率，对于以液相反应为主的重油悬浮床加氢裂化反应过程而言，会大幅度降低反应器体积效率，所以通常会使用大量的急冷油，其重量流量通常约为反应原料重油重量流量的20～35％，这些急冷油通常选用循环冷低分油、循环中温低分油，这种工作方法的缺点是：
①增加了反应过程的非本征物料的进料量，增加投资；
②循环急冷油发生循环热裂化反应，会增加低价值产品气体、石脑油收率，恶化产品分布，增加氢气消耗，增加能耗，降低装置收益。
因此，重油悬浮床加氢裂化反应过程，希望尽可能降低循环急冷油(或专用外供急冷油)的用量。
本发明所述反应过程的本征物料，指的是反应初始原料碳氢料、化学氢耗对应的氢气、维持氢气分压需要的氢气、循环反应物料、加氢反应过程必须的添加物如催化剂或生焦携带剂，因此，循环急冷油不是反应过程的本征物料，而是反应过程的非本征物料，本发明的目的之一在于降低其流量甚至取消这一非本征物料。
本发明主要基于重油悬浮床或和沸腾床加氢裂化反应过程、油煤共炼加氢反应过程来描述。
本发明所述碳氢料f1，指的是含碳、氢元素的液体和或固体，如油和或煤。
本发明所述富芳料kas，指的是富含2环结构及多环结构的芳烃的物料，主要由常规沸程为230～530℃的烃组分组成，其中常规沸点＞350℃的烃组分的重量含量大于50％。
本发明所述所述2环结构及多环结构的芳烃，指的是含有2个环状结构且至少1个环状结构属于苯环的芳烃。
本发明所述碳氢料加氢反应urr，指的是在氢气存在和加压条件下，含碳、氢元素的液体和或固体如油和或煤发生的加氢反应，对于烃油加氢过程其原料油发生加氢精制和或加氢热裂化反应生成至少一部分更低分子量的产物，对于煤制油加氢过程其原料煤发生热溶胀、一次热解、中间产物二次热裂化、自由基加氢稳定、热缩合等反应生成至少一部分常规沸点低于450℃的烃产物。
本发明所述碳氢料加氢反应过程ur，典型例子是高温煤焦油的煤沥青悬浮床加氢深度精制反应过程、中低温煤焦油的煤沥青悬浮床加氢热裂化反应过程、煤加氢直接液化反应过程、油煤共炼加氢反应过程、石油基重油(减压渣油)悬浮床或沸腾床加氢裂化反应过程。
本发明所述碳氢料加氢反应过程ur，为了将自产的富含双环结构芳烃、多环结构芳烃的蜡油组分urpp-vgoc裂化为低沸点烃组分，可以在反应过程ur对蜡油urp-vgoc-rl循环裂化，这时循环蜡油urp-vgoc-rl对其流过的反应空间的液相，具有提高双环结构芳烃、多环结构芳烃的浓度的效果，增加了沥青质的溶解度，在保证ur终端液相稳定而不产生沥青质聚集相的条件下，允许提高反应产物urp中含沥青质的碳氢料加氢反应过程ur的初始原料或中间产物沥青质的单程转化率，这利于煤焦油悬浮床加氢热裂化反应过程、石油基重油悬浮床或沸腾床加氢裂化反应过程、煤加氢直接液化反应过程、油煤共炼加氢反应过程等提高液体产品收率，提高经济效益。
本发明所述氢化，指的是加氢转化过程。
本发明所述氢化级，指的是加氢反应级。
本发明所述膨胀床反应器，指的是上流式膨胀床反应器。
本发明所述膨胀床加氢反应器，指的是上流式膨胀床加氢反应器
本发明所述膨胀床加氢反应过程，至少使用1台膨胀床加氢反应器。
本发明所述的上流式反应器，其反应空间或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。
本发明所述上流式膨胀床反应器，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器，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主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返回流程点k的上游反应区，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+内置导流管+内置循环泵、内置式集液杯+内置导流管+外置循环泵、外置式循环管等。
本发明所述液体产物循环上流式膨胀床加氢反应器系统，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液体产物返回上游反应空间循环加工或者说存在液体产物循环。
本发明所述反应器内的液体产物循环，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。形成液体产物循环的方式可以是任意合适的方式，但是必须在反应器内的顶部空间设置气液分离区，得到循环液和其它产物，即设置内置式集液杯+导流管+循环增压器，循环增压器通常是循环泵，可以布置在反应器内部或外部。
本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于输送或排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到含有少量气泡的液体和气液混相物流或得到液体和气体，至少部分液相产物经过循环泵加压后返回反应空间循环加工。典型的例子是h-oil工艺使用的重油沸腾床加氢反应器、hti煤加氢直接液化反应器。
本发明所述加氢产物热高压分离器，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。
本发明所述碳氢料二级或多级加氢方法，指的是包含二个反应级或多个反应级的碳氢料加氢方法。
本发明所述一个碳氢料加氢反应级，指的是自碳氢料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程。因此，一级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程只包含一个加氢反应步骤和该加氢反应步骤产物气液分离过程的流程方式；所述的一个加氢反应步骤，根据需要可以使用1台或2台或多台串联操作的加氢反应器，因此反应器个数和形式不是决定反应级的依据，一个或一些串联反应器组成的反应步骤与其产物分离器共同组合才能组成一个完成意义上的加氢反应级。
本发明所述碳氢料二级加氢方法，指的是初始碳氢料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由二个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程。
本发明所述碳氢料三级加氢方法，指的是初始碳氢料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程，至少一部分二级加氢生成油组成的物流进入三级加氢反应过程。更多级数的碳氢料加氢方法的流程结构，照上述原则类推。多级加氢方法，指的是初始碳氢料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个或更多不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式。
碳氢料三级加氢方法，指的是初始碳氢料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，根据该定义，很明显，所述不同级加氢产物的气液分离过程，可以独立进行，也可以部分或全部联合进行，这用于说明气液分离过程可能存在部分联合。
本发明所述似碳氢料二级加氢方法，指的是近似于二级加氢方法的方法，当后级上进料返混流膨胀床反应器的返混液相流量与上进料中液相流量比值趋于无限大时，其效果基本等同于二级加氢方法，但是初期的气体产物在第二反应器内的停留时间极端。
本发明所述碳氢料的上流式加氢热裂化反应过程ur，其反应产物base-urp，至少为气液两相物流，多数情况属于气、液、固三相物流。本发明所述加氢反应流出物urp用于排出加氢反应产物base-urp，以1路或2路或多路物料的形式出现，为气相或液相或气液混相或气液固三相物流。
根据本发明的定义，本发明液体产物循环氢化级中间加富芳料的碳氢料膨胀床加氢方法，可以包含1个或2个或多个加氢反应级(或氢化级)。
根据需要，本发明“液体产物循环氢化级中间加富芳料”这一方法，可应用于本发明碳氢料膨胀床加氢反应过程的任意一个需要使用的有液体产物循环加氢反应级(或氢化级)。
本发明，应用于重油悬浮床或和沸腾床加氢裂化反应过程、煤焦油悬浮床加氢热裂化反应过程、油煤共炼加氢反应过程时，通常第1反应级(也是有液体产物循环的加氢反应级)特别适合于使用本发明。
以下结合重油悬浮床加氢裂化反应过程来描述本发明。
本发明所述重烃，指的是含有重油的物流，通常含有沥青质。
本发明所述重油f1，其烃类的常规沸点通常＞350℃、一般＞450℃、特别地＞530℃、更特别地＞570℃。
本发明所述减压渣油，其烃类的常规沸点通常＞450℃、一般＞530℃、特别地＞570℃。
本发明所述重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程，指的是包含悬浮床加氢热裂化反应过程的反应过程，可以是单独的悬浮床加氢热裂化反应过程、悬浮床和沸腾床组合式加氢热裂化反应过程等。
本发明所述重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur，发生至少一部分重油f1的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物；重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur，通常无法实现单程反应全部轻质化，通常其合理高的单程转化率通常为70～85％，这样加氢热裂化反应产物urp中存在一定数量比如15～30％的尾油(加氢热裂化产物渣油)urp-vr。
如果从组分结构的角度看，加氢热裂化产物渣油urp-vr本身就是重油中大分子未轻质化的残余物或转化物或热缩合物大分子的浓缩物，与其加氢热裂化前身物原料重油f1的同沸程馏分相比，通常，其中的胶质含量、沥青质含量、残炭含量显著升高比如升高30～100％。
为了提高装置的加工效率，最好增加重油f1的单程转化率；而重油f1的单程转化率的升高，必然降低反应产物中富多环芳烃的蜡油馏分的数量，同时增加热缩合物胶质、沥青质、液相焦炭数量，这种“胶质、沥青质、液相焦炭的数量的增加”与“胶质、沥青质、液相焦炭的溶剂油数量的减少”发展到超饱和程度或临界饱和程度，会导致胶质、沥青质、液相焦炭从稳定的胶体溶液体系中析出成为超饱和沥青相即第二液相，导致反应器等容器内快速结焦，迫使装置停工。
在“提高重油f1的单程转化率必然增加热缩合物胶质、沥青质、液相焦炭数量”这一事实的前提下，避免“胶质、沥青质、液相焦炭析出”的方法，必然是降低重油f1单程转化率或和引入富2环及多环芳烃的富芳油kas，由于降低重油f1单程转化率是被动的方法，会降低装置加工效率，因此“引入合适的胶质、沥青质、液相焦炭的溶剂油及其使用方法”，就成了一个重要的主动性技术问题，它关系着重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的经济性，而本发明的核心目标是，在共炼富芳油kas的前提下，对现有的反应方法提出改进，以简化反应进料加热系统、降低进料炉负荷、缩小反应区操作温度范围，降低反应系统、分馏系统加工规模，节省投资、降低燃料消耗、降低装置操作苛刻度，提高总体工艺的经济性。
本发明所述富芳料kas，指的是富含芳烃的物料，通常富含2环及多环的芳烃，可以是煤焦油或其蒸馏馏出油，可以是重油催化裂化产物柴油、蜡油，可以是重油焦化产物蜡油。
本发明所述富芳料kas，其主要的烃类宜为蜡油组分，其主要的烃类的常规沸程可以为250～530℃、通常为350～530℃、一般为380～500℃、特别地为400～480℃。
特别地，发明所述富芳料可以是重油悬浮床加氢热裂化产物循环蜡油(特别是循环中质蜡油)时，即构成了重油悬浮床蜡油循环裂化流程。
在重油f1加氢热裂化反应过程ur，常规沸点为330～500℃的供氢油或富芳料构成的溶剂油的性质和数量，将强烈影响沥青质、胶质的伴生热缩合反应或热裂解反应，溶剂油性质至关重要。对于劣质减压渣油加氢热裂化过程，为了追求高的热裂化转化率，通常希望使用适量的富芳料kas，富芳料kas的重量流量通常约为新鲜减压渣油的重量流量15～30％甚至更多。
本发明所述重油f1加氢热裂化反应过程ur，通常该加氢反应过程的原料或产物中含有沥青质。
本发明所述重油悬浮床加氢反应过程ur，包括重油的热裂化产生自由基碎片的反应和或热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，并通常同时发生加氢精制反应和或催化加氢裂化反应和或加氢热裂化反应等反应过程；因此，重油悬浮床加氢反应过程ur，可以是以加氢热裂化为主的加氢反应过程，可以是以加氢精制效果为主的加氢反应过程。
本发明所述重油f1加氢热裂化反应过程ur，发生重油的热裂化产生自由基碎片的反应和或热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，并通常同时发生加氢精制反应和或催化加氢裂化反应和或加氢热裂化反应等反应过程。
所述重油f1的加氢精制反应，可以是加氢脱杂质反应如加氢脱金属反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机硫反应、加氢脱有机氧反应、加氢脱有机氯反应、加氢脱有机氟反应，可以是不饱和碳碳键的加氢饱和反应如烯烃加氢饱和反应、炔烃加氢饱和反应、芳烃加氢饱和反应，可以是上述反应中的一种或几种。所述重油f1的加氢热裂化反应和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，通常总是相伴出现的，它普遍地存在于重油的高温加氢热裂化反应过程中。
本发明所述重油f1加氢热裂化反应过程ur，也包括热裂化转化率低的高温煤焦油沥青的加氢改质反应过程以生产针状焦原料沥青，可以实现本发明的部分功能。
本发明所述重油，指的是主要由常规沸点高于350℃的烃类，较佳者主要是由常规沸点高于450℃的烃类组成的重质烃油，最好主要是由常规沸点高于530℃的烃类组成的重质烃油(减压渣油)，特别地宜为主要是由常规沸点高于530℃的氢含量低的富含芳香结构单元的重质烃类组成的劣质重油；对于劣质重油的加氢反应过程特别是加氢热裂化反应过程，为了加快供氢速度、抑制热缩合反应、降低反应热量、改善反应可操作性，高效的劣质重油加氢反应过程需要添加本发明所述富芳料以增加反应过程的液相中2环及2环以上的芳烃的数量和浓度，增加对液相中沥青质的分散度，增加溶液传递氢的效率，减少沥青质的热缩合生焦反应；特别地，当富芳料同时富含供氢烃时，还具有及时提供活性氢的能力，可抑制沥青质的热缩合生焦反应。
对于减压渣油悬浮床加氢热裂化过程，由于反应起始阶段是反应液相中沥青质浓度最高的反应阶段，也就是对沥青质稀释剂需求量最高的阶段，因此，通常富芳料或供氢溶剂与新鲜减压渣油混合后开始第一悬浮床加氢反应器的反应程序，这样，在有液相产物循环的第一加氢反应级ar的第一反应器ar1入口，待升温物流包括新鲜重油f1、氢气、富芳料kas，对于一定压力、一定流量、一定组分、一定温度的热液相产物循环油而言，二者混合过程的温降是一个定值，这也是第一加氢反应级ar的主反应区的表观温升值。
对于重油加氢热裂化反应过程而言，在平均反应温度一定的条件下，主反应区的表观温升值约大，表示温度过低、温度过高的非理想反应区的反应区体积比率均越大；温度过低的非理想反应区，会导致低温反应空间反应速度过低、降低空间效率；温度过高的非理想反应区，会导致反应空间过度热裂化，热缩合及生焦反应的过快，会增加高温反应空间的气体产率、热缩合物产量及生焦量，因此，对重油加氢热裂化反应过程而言，希望反应区温升尽量低，以减少操作温度对理想温度的偏离，提高反应空间效率、降低非理想的副反应产物(气体和焦炭)产率、提高液相稳定性。
对于包含2个或多个反应级的重油加氢热裂化反应过程ur的第一加氢反应级ar而言，它通常是反应时间最长的一个反应级，也是易于加氢热裂化的烃组分的集中反应阶段，是一个反应热比例较高的阶段，其任务是在尽可能合理低的反应温度下，在避免过快产生热缩合物的条件下，进行沥青质的加氢饱和以及浅度热裂化，为后期加氢热裂化反应过程br准备易于热裂化的亚甲基桥键。也就是说，第一加氢反应级ar的操作效果，对整体重油加氢热裂化反应过程ur有着重大影响，而本发明的任务是提出降低第一加氢反应级ar表观温升、减少非理想反应区比率的经济地有效地方法，为此，需要抛弃“富芳料或供氢溶剂与全部新鲜进料混合后开始第一悬浮床加氢反应器的反应程序”的常规方法。
事实上，出现上述问题的原因在于，对于重油加氢热裂化反应过程ur的第一加氢反应级ar，加入的富芳料或供氢溶剂被设定成了待加热物料，在有液相产物循环的前段悬浮床加氢反应过程ar，基于必须使用的前段产物气液分离器、前段产物液料循环泵，将需要的富芳料或供氢溶剂转变为第一级反应过程高温液相产物去加热其它待升温进料(重油或和氢气)是完全可能的，该过程在回收第一加氢反应级ar的反应热的同时，不仅减少了专用急冷物料量从而减少了ar产物量，而且降低了ar产物arp温度，也就是增加量ar反应热的回收率；如此，减少了arp带入下游的热量，可减少下游反应器进料使用的急冷物料量；因此，可以显著减少最终产物urp数量，可显著减少带入热高压分离器的热量，可减少热高压分离器进料使用的急冷物料量；同时，减少了热高分气数量、热高分油数量，降低了氢气系统规模、投资、能耗，降低了分馏系统规模、投资、能耗，总体而言，可以降低反应过程、氢气系统、分馏系统的规模，利于显著降低投资、降低能耗；特别地，这样能够有效地缩小反应区操作温度范围，有效减少操作温度对理想温度的偏离，提高反应空间效率、降低非理想的副反应产物(气体和焦炭)产率、提高液相稳定性，利于稳定操作、延长连续运行周期、提高沥青质转化率，这一点，对于残炭含量高的劣质减压渣油悬浮床加氢热裂化过程而言，具有重大影响，直接决定了工艺过程的可靠性、经济性。
而富芳料kas作为辅助物料使用，其单程转化率是一个次要的问题，并且影响较小，特别是在第一加氢反应级ar循环油的循环比较大的条件下，影响更小。
对于残炭含量高的劣质减压渣油悬浮床加氢热裂化过程而言，第一加氢反应级ar的后半程反应温度更高，因此，需要更多的供氢溶剂，富芳料kas富含供氢烃组分时，采用本发明的流动、循环路径方式，更利于发挥其作用。
液体产物循环氢化级中间加富芳料的方式，可以是2次或多次分批加入，则可形成3次或更多次小幅温降、更大幅度地缩小了表观温升、跟大幅度缩小对理想反应温度的偏离度。
已有的重油或渣油的悬浮床加氢热裂化反应分离方法有多种，其中有工业化运转业绩的渣油悬浮床加氢裂化反应分离方法有加拿大canmet渣油悬浮床加氢热裂化工艺(后来被整合为美国uop公司的uniflex技术)、意大利埃尼公司的est渣油悬浮床加氢热裂化工艺。其它渣油悬浮床加氢裂化反应分离方法，有英国石油公司的bpvcc技术、委内瑞拉国家石油公司(pdvsa)的hdhplus技术、美国chevron的vrsh技术等等。使用的颗粒催化剂逐步由大颗粒(粒径基于几微米至几十微米)向小颗粒(粒径小于200纳米甚至小于10纳米)过渡。
加拿大canmet渣油悬浮床加氢热裂化工艺及美国uop公司的uniflex技术使用铁基催化剂，意大利埃尼公司的est渣油悬浮床加氢热裂化工艺使用钼基催化剂，是两种有代表性的工艺，二者相比，est工艺的催化剂添加量几百ppm(通常为200～300ppm)，仅为canmet催化剂添加量1～3％(对原料渣油重量)的约百分之一，仅为uniflex技术催化剂添加量1.0～1.5％(对原料渣油重量)的约五十分之一，并且热裂化反应温度比铁基催化剂低30～50℃、气体产率仅为铁基催化剂气体产率的30～60％、高出8～10％(对原料渣油重量)的沥青转化率，相应地，单位原料的氢气耗量低、产物氢含量高、反应过程系统稳定性好。
目前的减压渣油悬浮床加氢热裂化技术中，均使用分散型催化剂，催化剂有铁基催化剂、钼基催化剂以及复合型双金属或多金属催化剂，其中钼基催化剂具有活化氢气的能力强、反应温度低、对多环芳烃有较强的加氢饱和能力、催化剂表面不结焦、可多次重复使用、添加量仅为铁基催化剂添加量的约百分之一、减压渣油总体转化率高出5～8％等众多优点，是最有竞争力的渣油悬浮床加氢热裂化催化剂。但是，钼基渣油悬浮床加氢热裂化催化剂的适宜的反应温度范围较窄，比如反应温度低于420℃特别是低于415℃时，其反应速度下降的很快，反应速度很低，这会导致停留时间过长、反应器体积过大；另一方面，反应温度高于430℃特别是高于435℃时，其反应速度上升的很快，且热缩合反应会快速上升，这会导致四氢呋喃不溶物产量过大、气体产率过大、氢气耗量过大等缺点。因此，钼基催化剂的反应温度范围是比较狭窄的，通常为410～440℃较佳者为420～435℃，很明显，使用钼基渣油悬浮床加氢热裂化催化剂时，将反应温度控制在尽可能窄的范围，具有重大的经济意义，而本发明的功能之一正是缩小“减压渣油悬浮床加氢热裂化反应温度的操作范围”。
本发明的基本构想是：液体产物循环氢化级中间加富芳料的碳氢料膨胀床加氢方法，在有液相产物循环的第一加氢反应级1r的上游反应区1r1和下游反应区1r2之间加入富芳料kas降温，含kas衍生物的下游反应区产物1r2p气液分离后所得热循环液返回1r1入口，与kas用作待升温进料进入1r1入口相比，减少了1r1起始点待升温进料量，可降低热循环液与1r1入口待升温进料的混合温降，1r反应区形成2次小幅温降、缩小了表观温升、提高了反应温度的均一度，可降低热缩合负反应量、循环液结焦倾向、装置操作苛刻度，可降低专用降温料用量、降低装置规模和投资；kas可为自产蜡油或其加氢稳定物；重油悬浮床加氢热裂化反应过程用钼基催化剂时效果更好。
根据需要，本发明，可以应用于联合加工富芳料的重油悬浮床加氢热裂化过程的任意一个有液体产物循环的加氢反应级，是实现反应进料加热炉出口温度最低化、反应温度最优化、外来急冷物料用量最少化、反应热回收效率最大化的有效方法，是一种经济性重油悬浮床加氢方法。
为了简化流程，浅度加氢热裂化反应过程ar的末端加氢反应器的上部空间设置内置式集液杯，以液体收集器、导液管道、循环泵、送液管道组成的系统使热循环液返回ar的加氢反应空间中。
为了向第一加氢反应级ar提供更多的热物流以及形成最终反应液体产物的高压高温短路循环，可在深度加氢热裂化反应过程br的末端加氢反应器的上部空间设置内置式集液杯，以液体收集器、导液管道、循环泵、送液管道组成的系统使热循环液返回ar的加氢反应空间中。
本发明，用于重油悬浮床加氢热裂化过程ur的第一反应级时，至少一部分kas或其衍生物穿过ar2升温并随下游反应产物ar2p气液分离进入分离液中，部分分离液返回ar内的kas加入点上游，将ar部分反应热带入ar1的待升温进料中，将待加热物料转换成了待放热物料，这样，与富芳料kas作为待升温进料加入ar1入口与减压渣油混合反应相比，本发明的优点在于：
①由于富芳料kas冷却上游反应产物ar1p(回收ar1部分反应热)使自身升温，相当于用作反应过程ar的降温物料直接回收ar反应热进行升温，然后通过下游反应区ar2(回收ar2部分反应热)使自身或衍生物再次升温，降低了通过加热炉的温升幅度甚至不必设置富芳料kas加热炉，可降低加热炉系统投资、降低燃料消耗量；
也就是说，相对于本发明，常规工艺中的富芳料kas经过加热炉的过程是不合理的、不必要的；
②富芳料kas冷却上游反应产物ar1p(回收ar1部分反应热)使自身升温，本身承担了降温急冷物料的作用，因此，可以减少其它专用急冷物料(急冷氢气或急冷油)的用量，也就降低了后部加氢反应过程ar2、br的总进料量，可降低反应过程ar2以及后部系统的加工量，利于降低装置投资；
对于大型化装置，液体产物循环式第一加氢反应过程会使用2台或多台悬浮床反应器串联操作，反应器之间注入富芳料kas用作降温冷物料(急冷氢气或急冷油)，可大幅度降低专用急冷物料用量甚至取消它们，从而降低ar2以及后部系统的加工量、降低投资；
③由于降低了前部加氢反应过程ar的总进料量(包括全部急冷物料量)，也就降低了前部加氢反应过程ar的总产品量，也就降低了ar的总产品携带的热量，提高了ar反应热用于加热ar待升温进料物流的回收率，从而可以降低减压渣油加热炉、氢气加热炉的出口温度，使氢气加热炉炉管后半程在适宜温度比如(比如390～440℃)下操作，一旦发生悬浮床进料减压渣油倒流进入氢气加热炉，也不至于快速发生炉管结焦，增强氢气加热炉防结焦能力，可降低操作的苛刻度；
④另一个效应是，悬浮床反应过程ar的主体反应空间的不同位置的操作温度差额更小了，悬浮床反应过程ar的主体反应空间的操作温度更加接近平均反应温度(理想化的最优温度)，利于反应过程ar的主体反应空间操作温度最优化；
⑤可以回收富芳料kas在反应过程ar2中发生的加氢反应释放的热量来加热新鲜进料，
在有液相产物循环的上流式的前段加氢反应过程ar，基于必须使用的前段产物气液分离器、前段产物液料循环泵，通过循环系统，将其部分热量循环带入新鲜进料中；
⑥当富芳料kas富含活性烃时，ar产物中的液体所包含的富芳料kas衍生物溶解分散沥青质的能力、向沥青质提供活性氢的能力，更高一些，利于抑制循环液相系统内的热缩合生焦反应，可延长反应器连续操作周期；
⑦当供氢剂物料时含有氢气的混相物料时，氢气进入反应过程ar2二次使用，用于补充反应过程ar1消耗的氢气，提高氢气分压，这样第一反应过程ar的ar1、ar2实现了氢气分路供氢，第一反应过程ar的第一反应器ar1e的入口氢气量可以降低，利于提高ar1内液相体积分率，降低装置投资；
当kas供氢剂物料是含有氢气的混相物料时，kas进入反应过程ar2，这些氢气实现了二次串联使用，并且也起到了降温急冷物料的作用(部分地具有急冷氢气功能)；
第一加氢反应器ar1e中沥青质转化率尚较低，液相的发泡性较强，也不宜在第一加氢反应器ar1e内顶部设置集液杯进行气液分离操作；
⑧当反应过程ar处理劣质减压渣油时，可以设置操作温度较低的ar1进行缓和加氢热裂化过程，利用钼基高效催化剂进行沥青质的加氢饱和反应对新鲜减压渣油进行改质，ar1产物ar1p进入操作温度较高的ar2进行较快速的加氢热裂化过程，这时ar1反应过程氢耗低、低沸点组分少，并不需要高的氢油比维持氢气分压和氢气量，可在ar2入口加入需要数量的氢气，这时，本发明还具有降低ar1氢油比、提高反应空间液相体积分率、降低反应器投资的作用；
⑨当反应过程ar处理劣质减压渣油时，可以设置操作温度较低的ar1进行缓和加氢热裂化过程，利用钼基高效催化剂进行沥青质的加氢饱和反应对新鲜减压渣油进行改质，ar1产物ar1p进入操作温度较高的ar2进行较快速的加氢热裂化过程，这时ar1反应过程需要的活性氢供应速度较低、ar2反应过程需要的活性氢供应速度较高，这时，富含供氢溶剂的ksa先接触ar2反应液料，然后其衍生物循环返回接触ar1反应液料，更加符合反应过程的需要，供氢剂的利用效果更好；
⑩在有液相产物循环的上流式的前段加氢反应过程ar，基于必须使用的前段产物气液分离器、集液杯、前段产物液料循环泵组成的液料循环系统的分配功能，进入下游反应段br的富芳料kas的衍生物中，部分物料是仅经过ar2反应过程的反应程度较浅的物料，相当于把部分新鲜富芳料kas直接加入到br反应过程，当富芳料kas属于富含供氢烃的物料时，这种分配作用相当于形成了分路向ar和br提供供氢溶剂的双加料系统；
本发明所述富芳料kas可以是富芳烃蜡油kvgo，它可以是1个来源的一路烃油，可以是2个来源的2路烃油或多个来源的多路烃油的混合油；由于本发明采用悬浮床反应方式进行富芳烃蜡油kvgo的加氢改质反应，因此，允许富芳烃蜡油kvgo含有一定数量的固体、夹带一定量的胶质、沥青质，也就是说，富芳烃蜡油kvgo可以含有少量的渣油组分，因此，本发明富芳烃蜡油kvgo可以是含有固体颗粒的劣质富芳烃蜡油kvgo，如此，有利于在得到富芳烃蜡油kvgo的分离或分馏步骤中，提高富芳烃蜡油kvgo收率，降低渣油的收率。
中国专利zl201080035430.7用于从淤浆加氢裂化的减压瓦斯油和组合物中分离沥青的方法和设备，公开了一种用于将重质烃进料转化成较轻烃产物的方法和设备，将重质烃进料用颗粒固体材料浆化以形成重质烃淤浆并在淤浆加氢裂化单元中加氢裂化以产生减压瓦斯油(vgo)和沥青。第一真空塔将vgo与沥青分离，第二真空塔进一步将更重质的vgo与沥青分离。差不多15重量％的vgo可通过第二真空塔回收并再循环至淤浆加氢裂化部分20。得到可制成颗粒且运输时不粘在一起的沥青组合物。中国专利zl201080035430.7，虽然涉及自产富芳烃蜡油的循环反应问题，但是与本发明不同，它未涉及悬浮床加氢反应器使用循环泵的问题，自然地也无法实现本发明所述的富芳料的先加热、再循环返回ar1入口加热待升温料的功能，也无法实现将ur最终液相产物循环返回ar1入口加热待升温料的功能。
在中国专利zl201080035430.7所述的淤浆加氢裂化部分20，加工重质烃原料12、淤浆加氢裂化反应过程20产物蜡油即物流8(包括加氢热裂化中质vgo即物流97、加氢热裂化重质vgo即物流116)，上述几路物料混合在一起进行联合加氢热裂化，通过了全部的淤浆加氢裂化反应过程20。
中国专利zl201080035430.7，具有流程简单的优点，但是，重蜡油hhvgo通过了全部的淤浆加氢裂化部分20，进入第一悬浮床加氢反应器之前，需要经过加热炉加热；也需要经过升温过程才能达到第一悬浮床加氢反应器的起始反应温度(通常高达410～440℃)，属于待加热进料，这种流程存在以下几个主要缺点或特点：
①蜡油hhvgo与重质烃原料12一起经过加热炉升温，通常升温至365～380℃，增加燃料消耗；并且失去了利用365～380℃以下温度段状态的充当热态中间反应产物的急冷剂的能力；
②由于加热炉对重蜡油hhvgo与减压渣油混合物的升温过程存在上限，温度过高会导致油品热裂化，通常，设立单独的氢气加热炉，通过提高加热炉出口氢气温度(可达440～600℃)来保证进料油和进料氢气的总体热能或混合温度，这导致氢气加热炉炉管后半程在高温下操作，一旦发生悬浮床进料减压渣油倒流进入氢气加热炉事故(先接触高温段的炉管后半程、后接触低温段的炉管前半程)，极易引发结焦事故，增加了操作的苛刻度；
换句话说，联合加工富芳料kas这种相对减压渣油难以加氢热裂化、反应热更低的物料，提升了氢气加热炉出口温度，增加了操作的苛刻度；
③重蜡油hhvgo循环料，在第一反应器中反应释放的热量，导致床层部分温升；其产物进入后续加氢反应器之间，需要增加对应的降温冷物料(急冷氢气或急冷油)，增加了外来物料用量，会降低第二反应段反应器的反应空间的效率、增加装置投资；同时，外来降温冷物料吸收第一反应器反应热升温并携带反应热排出了第一反应器，等于减少了可用第一反应器液体产物的循环液料带回第一反应器入口的待升温物料中的反应热热量，降低了第一反应器反应热的回收率；这实际上是双重损失；
而本发明使用反应过程ar需要的本征物料kas，避免了上述缺点，提高了第一反应器反应热热量回收率；
对于大型化装置，液体产物循环式第一加氢反应过程会使用2台或多台悬浮床反应器串联操作，反应器之间通常需要注入降温冷物料(急冷氢气或急冷油)，重蜡油hhvgo进入第一反应器起始位置成为热物流，增加了外来专用急冷物料用量，会降低第一反应段反应器的反应空间的效率、增加装置投资；
④为了回收该重蜡油hhvgo循环料在第一反应器中反应释放的热量来加热新鲜进料，需要增加循环液流量为热载体，将其部分热量循环带入新鲜进料中；
⑤第一反应器产物中的液体，所包含的重蜡油hhvgo衍生物是重蜡油、柴油、汽油的物料，其溶解沥青质的能力相对不如重蜡油hhvgo。
中国专利zl201210022921.9公开了一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法，将富含供氢烃的供氢烃物流用于重油比如煤沥青的加氢轻质化过程，具有抑制缩合结焦反应、提高煤焦油重油加氢转化过程液体产品收率、提高产品质量、降低反应温升、增强装置操作平稳性和安全性的效果；供氢烃物流可以是双环芳烃和或多环芳烃的部分加氢饱和过程所得加氢反应流出物或其分离过程所得富含部分饱和芳烃的油品。供氢溶剂油的前身物质可使用常规沸点为350～450℃的煤焦油馏份，供氢溶剂油主要由常规沸点为350～450℃的烃组分组成。该发明煤焦油重油加氢轻质化方法与煤焦油轻馏分油加氢转化方法组合即构成全馏分煤焦油加氢转化新型组合工艺。
在中国专利zl201210022921.9中，供氢溶剂进入第一悬浮床加氢反应器，由于生产供氢溶剂的加氢稳定反应过程的最终温度通常仅350～380℃，同样地，它们也需要经过升温过程才能达到第一悬浮床加氢反应器的起始反应温度(通常高达410～440℃)，属于待加热进料物料，这种流程存在以下几个主要缺点或特点：
①供氢剂物料可经过加热炉升温，通常升温至390～410℃，但是增加加热炉投资，增加燃料消耗；
②由于加热炉对供氢剂物料的升温过程存在上限，温度过高会导致油品热裂化，通常，设立单独的氢气加热炉，通过提高加热炉出口氢气温度(可达440～570℃)来保证进料油和进料氢气的总体热能或混合温度，这导致氢气加热炉炉管后半程在高温下操作，一旦发生悬浮床进料减压渣油倒流进入氢气加热炉(先接触高温段的炉管后半程、后接触低温段的炉管前半程)，极易引发结焦事故，增加了操作的苛刻度；
另一个效应是，悬浮床反应过程ar的主体反应空间的操作温度更加接近平均反应温度，悬浮床反应过程ar的主体反应空间的不同位置的操作温度差额更小了，利于反应过程ar的主体反应空间操作温度最优化；
③供氢剂物料，在第一反应器中吸热升温，其产物进入后续加氢反应器之间，需要加热对应的降温冷物料(急冷氢气或急冷油)，增加外来急冷物料用量，会降低第二反应段反应器的反应空间的效率、增加装置投资；同时，外来降温冷物料吸收第一反应器反应热升温并携带反应热排出了第一反应器，等于减少了可用第一反应器液体产物的循环液料带回第一反应器入口的待升温物料中的反应热热量；这实际上是双重损失；
而本发明使用反应过程ar需要的本征物料kas，避免了上述缺点，提高了第一反应器反应热热量回收率；
对于大型化装置，液体产物循环式第一加氢反应过程会使用2台或多台悬浮床反应器串联操作，反应器之间通常需要注入降温冷物料(急冷氢气或急冷油)，供氢剂物料进入第一反应器起始位置成为热物流，增加了外来专用急冷物料用量，会降低第一反应段反应器的反应空间的效率、增加装置投资；
④为了回收供氢剂物料在第一反应器中发生的加氢反应释放的热量来加热新鲜进料，需要增加循环液流量，将其部分热量循环带入新鲜进料中；
⑤第一反应器产物中的液体，所包含的供氢剂物料衍生物是重蜡油、柴油、汽油的物料，其向沥青质提供活性氢的能力不如供氢剂物料。
⑥当供氢剂物料时含有氢气的混相物料时，氢气进入反应过程ar1二次使用，这些氢气也是待加热物料。
中国专利zl201610550627.3公开了一种裂化中间液体产物返回预加氢的劣质烃加氢热裂化方法，裂化中间液体产物返回预加氢的劣质烃加氢热裂化方法，特别适合于胶状沥青状组分含量高的煤焦油f1的悬浮床加氢热裂化反应过程，采用“加氢精制性预加氢反应ur过程→浅度加氢热裂化反应过程r21→浅度加氢热裂化反应液体产物r21plr返回ur”操作模式，增加加氢精制反应ur在总体反应中的比重及时对r21热缩合物进行芳烃加氢饱和，降低深度加氢热裂化反应过程r22的原料中胶状沥青状组分含量和稠环度，可降低最终热裂解液体产物中胶状沥青状组分含量和稠环度，利于延长操作周期，提高轻质油收率。中国专利zl201610550627.3与本发明不同，它未涉及自产富芳烃蜡油的循环反应问题，自然地，也没有提出本发明所述的技术方案。
中国专利申请201610884037.4(申请公布号cn107892945a)公开了用气提氢气和液体收集杯的碳氢料膨胀床加氢反应器系统，适用于石油基重油加氢、煤焦油加氢、煤加氢液化过程的末端加氢反应器urze内部的中部产物urze-ip的处理，使用气提氢气bh和液体收集杯ld，将中部产物urze-ip液相中的至少一部分低沸点烃组分汽化为气相排出加氢反应器urze，同时得到脱低沸点烃的主要由重质烃组成的收集液urze-tl，收集液urze-tl自液体收集杯导出作为设定沸点界限的未转化油，构成未转化油的反应部分短路循环加氢模式。中国专利申请201610884037.4与本发明不同，它未涉及自产富芳烃蜡油的循环反应问题，自然地，也没有提出本发明所述的技术方案。
本发明方法未见报道。
发明的目的在于提出液体产物循环氢化级中间加富芳料的碳氢料膨胀床加氢方法。
技术实现要素：
本发明液体产物循环氢化级中间加富芳料的碳氢料膨胀床加氢方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料urf进行膨胀床加氢反应urr得到加氢反应产物base-urp，排出加氢反应流出物urp-x，排出加氢反应过程净产物urp；
第一原料urf，包含液态原料urfl和可能存在的固体颗粒原料urfs；
膨胀床加氢反应urr，包含至少一部分液态原料urfl的加氢精制反应，可能包含至少一部分液态原料urfl的加氢裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料urfs的加氢热裂化反应；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，可能使用加氢化剂urc，加氢化剂urc可能含有金属钼；
加氢反应产物base-urp，为含有氢气、液相烃同时可能含有固体颗粒的混相物料；
基于加氢反应产物base-urp的物料用作加氢反应流出物urp-x；加氢反应流出物urp-x，以1路或2路或多路物料的形式出现，加氢反应流出物urp-x为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；
属于加氢反应流出物urp-x的液体物流urp-l，可能含有固体颗粒；
属于加氢反应流出物urp-x的气液相物流urp-m，可能含有固体颗粒；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器；
所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含至少一个加氢反应级，包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级，至少一个有液相产物循环的加氢反应级kr采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含2个或多个加氢反应级时，编号序列为1r、2r、3r等；
有液相产物循环的加氢反应级kr，包含上游加氢反应过程kr1、下游加氢反应过程kr2，工作方式如下：
①上游加氢反应过程kr1产物kr1p与富芳料kas混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr1p-m；
②混合物kr1p-m通过加氢反应级kr的下游加氢反应过程kr2后得到包含富芳料kas衍生物的加氢反应产物kr2p；
③加氢反应产物kr2p进入气液分离过程kr2p-thps，分离为至少一路液相物料kr2p-thps-l和至少一路包含气相的物料kr2p-thps-vm；
④至少一部分液相物料kr2p-thps-l用作热循环液kr2p-thps-lir，热循环液kr2p-thps-lir返回加氢反应级kr的主反应空间的起始反应位置与待升温物料xcf-tokr1混合为起始进料tf-tokr1，起始进料tf-tokr1进入加氢反应级kr的主反应空间的起始反应位置；
富芳料kas，是富含2环结构及多环结构的芳烃的物料，主要由常规沸程为230～530℃的烃组分组成，其中常规沸点＞350℃的烃组分的重量含量大于50％；
所述2环结构及多环结构的芳烃，是含有2个环状结构且至少1个环状结构属于苯环的芳烃；
至少一部分富芳料kas，是分离碳氢料膨胀床加氢反应过程ur净产物urp得到的物料dsbf，或者是物料dsbf加氢稳定反应过程mr后生产出的烃组成中供氢烃重量浓度更高的含烃物料。
本发明，通常，碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，是一个有液相产物循环的加氢反应级，第一加氢反应级1r采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式。
本发明，通常，加氢反应级kr，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器，最后1台加氢反应器kr9为上流式膨胀床加氢反应器；最后1台加氢反应器kr9使用内置式液体收集杯kr9ld进行气液分离过程kr9ld-thps，分离为至少一路液相物料kr9ld-thps-l和至少一路包含气相的物料kr9ld-thps-vm；
至少一路液相物料kr9ld-thps-l，用作热循环液kr2p-thps-lir。
本发明，通常，有液相产物循环的加氢反应级kr，工作方式可以选自下列中的1种：
①加氢反应级kr，包含3个串联操作的子加氢反应段kr1、kr2、kr3，使用2个富芳料物流kas1、kas2；
加氢反应级kr初始原料经过第一子加氢反应段kr1转化为子加氢反应段kr1反应产物kr1p；
至少一部分子加氢反应段kr1反应产物kr1p，与富芳料物流kas1混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr1p-m；
混合物kr1p-m通过子加氢反应段kr2转化为子加氢反应段kr2反应产物kr2p；
子加氢反应段kr2反应产物kr2p，与富芳料物流kas2混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr2p-m；
混合物kr2p-m通过子加氢反应段kr3转化为子加氢反应段kr3反应产物kr3p；
至少一部分反应产物kr3p作为加氢反应级kr最终产物krendp使用；
②加氢反应级kr，包含4个串联操作的子加氢反应段kr1、kr2、kr3、kr4，使用3个富芳料物流kas1、kas2、kas3；
加氢反应级kr初始原料经过第一子加氢反应段kr1转化为子加氢反应段kr1反应产物kr1p；
至少一部分子加氢反应段kr1反应产物kr1p，与富芳料物流kas1混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr1p-m；
混合物kr1p-m通过子加氢反应段kr2转化为子加氢反应段kr2反应产物kr2p；
子加氢反应段kr2反应产物kr2p，与富芳料物流kas2混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr2p-m；
混合物kr2p-m通过子加氢反应段kr3转化为子加氢反应段kr3反应产物kr3p；
子加氢反应段kr3反应产物kr3p，与富芳料物流kas3混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr3p-m；
混合物kr3p-m通过子加氢反应段kr4转化为子加氢反应段kr4反应产物kr4p；
至少一部分反应产物kr4p作为加氢反应级kr最终产物krendp使用；
③加氢反应级kr，包含5个串联操作的子加氢反应段kr1、kr2、kr3、kr4、kr5，使用3个富芳料物流kas1、kas2、kas3、kas4；
加氢反应级kr初始原料经过第一子加氢反应段kr1转化为子加氢反应段kr1反应产物kr1p；
至少一部分子加氢反应段kr1反应产物kr1p，与富芳料物流kas1混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr1p-m；
混合物kr1p-m通过子加氢反应段kr2转化为子加氢反应段kr2反应产物kr2p；
子加氢反应段kr2反应产物kr2p，与富芳料物流kas2混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr2p-m；
混合物kr2p-m通过子加氢反应段kr3转化为子加氢反应段kr3反应产物kr3p；
子加氢反应段kr3反应产物kr3p，与富芳料物流kas3混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr3p-m；
混合物kr3p-m通过子加氢反应段kr4转化为子加氢反应段kr4反应产物kr4p；
子加氢反应段kr4反应产物kr4p，与富芳料物流kas4混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr4p-m；
混合物kr4p-m通过子加氢反应段kr5转化为子加氢反应段kr5反应产物kr5p；
至少一部分反应产物kr5p作为加氢反应级kr最终产物krendp使用。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas的重量流量kas-w与第一原料urf中常规沸点大于520℃烃组分的重量流量urf-vr-w之比为fk100，fk100＝(kas-w)/(urf-vr-w)，fk100可以选自下列中的1种：
①fk100为0.001～0.15；
②fk100为0.15～0.30；
③fk100为0.30～0.45；
④fk100为0.45～0.80。
本发明，通常，碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，至少一个有液相产物循环的加氢反应级kr采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
加氢反应级kr的主反应空间的任一区域的正常操作温度对加氢反应级kr的平均操作温度的偏离值，可以选自下列中的1种：
①-10.0℃～+10.0℃；
②-7.5℃～+7.5℃；
③-5.0℃～+5.0℃；
④-3℃～+3℃。
本发明，通常，碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含至少2个加氢反应级，包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级，至少一个有液相产物循环的加氢反应级kr采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，末端加氢反应级为endr；
末端加氢反应级为endr，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器，最后1台加氢反应器endr9e为上流式膨胀床加氢反应器；
在最后1台加氢反应器endr9e内设置顶部集液杯endr9e-v，集液杯endr9e-v排出收集液endr9e-v-l，将部分收集液endr9e-v-l作为循环液endr9e-v-l-to1r1e使用，endr9e-v-l-to1r1e循环至第一加氢反应级1r的第一加氢反应器1r1e的主加氢反应空间之中；
在最后1台加氢反应器endr9e，可能有部分收集液endr9e-v-l循环至收集液endr9e-v-l抽出点上游的悬浮床反应器的主加氢反应空间之中。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，在最后1台加氢反应器endr9e内设置顶部集液杯endr9e-v，集液杯endr9e-v排出收集液endr9e-v-l，将部分收集液endr9e-v-l作为循环液endr9e-v-l-to1r1e使用，endr9e-v-l-to1r1e循环至第一加氢反应级1r的第一加氢反应器1r1e的主加氢反应空间之中；
定义endr9e-v-l-to1r1e的重量流量endr9e-v-l-to1r1e-w与进入第一加氢反应级1r的第一原料urf-to1r的重量流量urf-to1r-w之比为rk200，rk200＝(endr9e-v-l-to1r1e-w)/(urf-to1r-w)，rk200可以选自下列中的1种：
①rk200为0.05～0.20；
②rk200为0.20～0.40；
③rk200为0.40～0.60；
④rk200为0.60～0.80；
⑤rk200为0.80～1.50。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，选自下列加氢反应过程的1种或2种或几种的组合：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
③煤加氢直接液化制油过程使用膨胀床的加氢过程，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油的使用膨胀床的加氢过程；
⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油的使用膨胀床的加氢过程；
上述的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。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，存在的固体颗粒选自下列中的1种或几种：
①煤加氢直接液化过程所得半焦颗粒；
②催化剂颗粒；
③铁锈颗粒；
④无机物颗粒；
⑤煤焦化过程产生的进入煤焦油中的固体颗粒；
⑥来自烃类热缩合过程的产物固体颗粒；
⑦来自页岩的固体颗粒；
⑧来自油砂的固体颗粒；
⑨其它存在于加氢反应产物中的颗粒。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用的膨胀床反应器，操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床即浆态床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应反应器；
③悬浮床和沸腾床的组合床加氢反应器；
④微膨胀床加氢反应器。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用的加氢反应器urxe的工作方式选自下列中的1种或几种：
选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；
选项2，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项6，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项7，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项8，反应器urxe，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；
选项9，反应器urxe，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；
选项10，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项12，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；
选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；
选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流；
选项17，反应器urxe内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，加氢反应级得到液体产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：
①自反应级反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应级浆液产物；
②反应级的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应级的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应级浆液产物；
③反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应级浆液产物；
④反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应级的可能含有固体的液体产物；
⑤反应级的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应级浆液产物或循环反应液相。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf包含下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤加氢直接液化制油过程所得油品，煤加氢直接液化制油过程包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
⑤石油基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑦石油砂基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑧乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑨其它胶质重量含量高于15％和或沥青质重量含量高于5.0％的烃油；
上述的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。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas选自下列物流中的一种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；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；
②高温煤焦油馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
③煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑤乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas选自下列物料中的一种或几种：
①石油基稠油的中质蜡油；
②重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化重循环油；
③重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化澄清油；
④重油焦化反应产物分馏过程得到的焦化蜡油；
⑤重油悬浮床加氢热裂化反应产物分馏过程得到的蜡油；
⑥煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的中质蜡油；
⑦煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的中质蜡油。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas主要由常规沸点为450～510℃的烃组分组成且可以含有固体颗粒。
本发明，通常，第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
富芳料kas，是富含2环及多环结构的芳烃的物料，主要由常规沸程为300～500℃的烃组分组成，其中常规沸点＞400℃的烃组分的重量含量大于50％；
至少一部分富芳料kas，是分离碳氢料膨胀床加氢反应过程ur净产物urp得到的物料dsbf，或者是物料dsbf加氢稳定反应过程mr后生产出的烃组成中供氢烃重量浓度更高的物料；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含至少2个加氢反应级；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，是一个有液相产物循环的加氢反应级，第一加氢反应级1r采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，末端加氢反应级为endr；
末端加氢反应级为endr，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器，最后1台加氢反应器endr9e为上流式膨胀床加氢反应器；
在最后1台加氢反应器endr9e内设置顶部集液杯endr9e-v，集液杯endr9e-v排出收集液endr9e-v-l，将部分收集液endr9e-v-l作为循环液endr9e-v-l-to1r1e使用，endr9e-v-l-to1r1e循环至第一加氢反应级1r的第一加氢反应器1r1e的主加氢反应空间之中；
在最后1台加氢反应器endr9e，可能有部分收集液endr9e-v-l循环至收集液endr9e-v-l抽出点上游的悬浮床反应器的主加氢反应空间之中；
最后1台加氢反应器endr9e，其顶部集液杯endr9e-v排出的收集液endr9e-v-l的组成，可以选自下列中的1种或几种：
①常规沸点高于350℃的烃组分的重量浓度大于60％；
②常规沸点高于450℃的烃组分的重量浓度大于45％；
③常规沸点高于480℃的烃组分的重量浓度大于35％；
④双环结构芳烃和多环结构芳烃的总重量与沥青质重量的比值大于3。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率ur-con-sx，可以选自下列中的1种：
①大于75％；
②大于85％；
③大于90％。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率为ur-con-sx；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，第一原料urf中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率1r-con-sx，可以选自下列中的1种或几种：
①为单程加氢裂化转化率ur-con-sx的35～60％；
②为单程加氢裂化转化率ur-con-sx的60～80％。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用供氢烃物流ds，供氢烃物流ds的供氢烃重量浓度，可以选自下列中的1种：
①为15～20％；
②为20～30％；
③为30～45％；
④为45～65％。
本发明，通常，(1)在热高压分离过程s100，加氢反应过程净产物urp分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体s100v和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料s100l；
(2)在气体回收部分s100v-gu，分离气体s100v得到富氢气体hpv，至少一部分富氢气气体hpv进入加氢反应过程使用。
本发明，通常，富氢气气体hpv的氢气体积浓度，大于75％或大于85％。
本发明，通常，(3)在液料回收部分s100l-gu，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料s100l，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油thc-vr。
本发明，通常，至少一部分加氢热裂化减压渣油thc-vr不进入加氢反应过程ur。
本发明，通常，至少一部分加氢热裂化减压渣油thc-vr作为反应-分馏循环路径的循环油s66进入加氢反应过程ur，循环油s66可能进入加氢反应过程ur的任意1个或2个或多个加氢反应级之中。
本发明，通常，第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，第一加氢反应级1r的含有重油urf的进料加热炉的出口温度低于375℃，同时，第一加氢反应级1r的含有氢气的进料加热炉的出口温度满足以下条件之一：
①第一加氢反应级1r的含有氢气的进料加热炉的出口温度低于375℃，该加热炉炉管外壁温度低于490℃；
②第一加氢反应级1r的含有氢气的进料加热炉的出口温度低于330℃，该加热炉炉管外壁温度低于450℃；
③第一加氢反应级1r的含有氢气的进料加热炉的出口温度低于300℃，该加热炉炉管外壁温度低于420℃。
本发明，通常，第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf的重量化学氢耗量，选自下列中的1种：
①为0.50～1.0％；
②为1.0～2.0％；
③为2.0～3.0％；
④为3.0～4.0％。
本发明，通常，第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
第一原料urf的残炭含量，选自下列中的1种：
①为10～18％；
②为18～28％；
③为28～35％；
④为大于35％。
本发明，通常，(1)第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程，其操作方式选自下列中的1种或几种：
①反应过程ur，操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500nm3/m3，加氢催化剂添加量为重油原料重量的0.001～3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，体积空速为0.25～5.0hr-1；
②反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc，至少包含mo元素，mo在第一加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
③反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc，至少包含mo元素，mo在第一加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
加氢催化剂urc，添加状态为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；
④反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc，至少包含mo元素，mo在第一加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
加氢催化剂urc，添加状态为钼的油溶性盐类化合物或其混合物；
⑤反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂；
⑥反应过程ur，使用的加氢催化剂urc，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；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或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％，加氢热裂化催化剂水含量低于2wt％；加氢热裂化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；
⑦反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc包含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，重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的操作条件通常为：
第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程；
在反应过程ur，使用的加氢催化剂urc，至少包含mo元素，mo在重油上流式加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
反应过程ur的操作条件为，选自下列中的1种：
①反应过程ur的操作条件为：温度为350～480℃、压力为6.0～30.0mpa、氢气/原料油体积比为0.01～2000、加氢催化剂r10c加入重量为重油f1重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；
②加氢催化剂urc加入重量，折算为主体工作形态的m0s2，与第一原料urf重量流量的比值为百万分之七十至百万分之四百、反应器体积空速为0.1～2.0hr-1；
反应过程ur的操作温度为400～450℃；
第一加氢反应级1r的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度5～20℃；
③加氢催化剂urc加入重量，折算为主体工作形态的m0s2，与第一原料urf重量流量的比值为百万分之一百至百万分之三百、反应器体积空速为0.2～1.0hr-1；
反应过程ur的操作温度为410～445℃；
第一加氢反应级1r的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度10～15℃。
(1)本发明，重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的操作条件一般为：
(2)第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，为重油上流式加氢热裂化反应过程；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用的加氢催化剂urc，至少包含mo元素，mo在加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
富芳料kas，是富含2环及多环芳烃的物料，主要由常规沸程为300～500℃的烃组分组成，其中常规沸点＞400℃的烃组分的重量含量大于50％；
至少50％重量的富芳料kas，是分离或分馏碳氢料膨胀床加氢反应过程ur最终产物urp得到的物料；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas的重量流量kas-w与第一原料urf中常规沸点大于520℃烃组分的重量流量urf-vr-w之比为fk100，fk100＝(kas-w)/(urf-vr-w)，fk100为0.20～0.60；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含至少2个加氢反应级，第一加氢反应级为1r，末端加氢反应级为endr；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一加氢反应级1r为有液相产物循环的加氢反应级，第一加氢反应级1r采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，在末端加氢反应级为endr的最后1台加氢反应器endr9e内设置顶部集液杯endr9e-v，集液杯endr9e-v排出收集液endr9e-v-l，将部分收集液endr9e-v-l作为循环液endr9e-v-l-to1r1e使用，endr9e-v-l-to1r1e循环至第一加氢反应级1r的第一加氢反应器1r1e的主加氢反应空间之中；
定义endr9e-v-l-to1r1e的重量流量endr9e-v-l-to1r1e-w与进入第一加氢反应级1r的第一原料urf-to1r的重量流量urf-to1r-w之比为rk200，rk200＝(endr9e-v-l-to1r1e-w)/(urf-to1r-w)，rk200为0.15～0.40；
收集液endr9e-v-l的烃组分中，常规沸点高于450℃组分的重量浓度大于45％；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf的单程加氢裂化转化率ur-con-sx为70～93％；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，第一原料urf的单程加氢裂化转化率1r-con-sx，为碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一原料urf的单程加氢裂化转化率ur-con-sx的50～70％；
在热高压分离过程s100，加氢反应过程净产物urp分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体s100v和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料s100l；
(2)在气体回收部分s100v-gu，分离气体s100v得到富氢气体hpv，至少一部分富氢气气体hpv进入加氢反应过程使用；
富氢气气体hpv的氢气体积浓度，大于75％；
(3)在液料回收部分s100l-gu，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料s100l，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油thc-vr；
至少一部分加氢热裂化减压渣油thc-vr不进入加氢反应过程ur；
可能有部分加氢热裂化减压渣油thc-vr作为反应-分馏循环路径的循环油s66进入加氢反应过程ur，循环油s66可能进入加氢反应过程ur的任意1个或2个或多个加氢反应级之中。
附图说明
以下结合附图来描述本发明液体产物循环氢化级中间加富芳料的碳氢料膨胀床加氢方法的反应过程工艺原则流程和反应器结构，但是，它不能限定本发明的内容和应用领域。
以下结合附图来描述本发明有循环液上流前加氢过程中间加富芳料的碳氢料氢化方法的反应过程工艺原则流程和反应器结构，但是，它不能限定本发明的内容和应用领域。
图1是本发明有循环液上流前加氢过程中间加富芳料的碳氢料氢化方法的第1种反应过程工艺原则流程示意图和反应器结构示意图。
如图1所示，属于包含2个反应级ar、br的碳氢料二级加氢反应过程，适用于重油加氢热裂化反应过程，串联使用2个设置顶部集液杯的液料产物循环式悬浮床加氢反应器。
如图1所示，在反应器are系统中，经管道101输送的可能含有氢气的油浆物料arf1，经管道111输送的含有氢气的气体物料arh1，与经管道161输送的循环液相arrl1(可能含有气相)混合为综合进料artf综合进料artf通常经反应器are底部进料口上部安装的进料分配器arfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘arbs的整个水平进料截面上；arfs进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘arbs，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元arbsk，每个分配单元arbsk设置分配盘arbs下部进料管(图中未示出)和分配盘arbs上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘arbs下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘arbs下部进料管穿过分配盘arbs后进入分配盘arbs上部泡罩中，然后经过分配盘arbs上部泡罩与分配盘arbs下部进料管的穿过分配盘arbs的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器are主反应空间的ar1段的上行过程中进行重油加氢热裂化反应ar1-r转化为反应过程ar1的主反应区产物ar1-p。
如图1所示，经管道173输送的可能含有氢气的富芳料ar2f-kas进入反应器are中部，经过分配器初步分配分散后，与上行的ar1主反应区产物ar1-p混合为混合物ar1-pm，并通过再分配盘arts进行强制混合和均匀分布，提高上部反应过程ar2进料的混合均匀度。
图4是图1中与富芳料ar2f-kas输送管道173相连的内置环管分布器173cp的详图。
如图4所示，是分布器173cp的顶视图，are是反应器are的壳体，集液杯截面未表示，173cp是富芳料ar2f-kas的环管分布器，173cph是环管分布器173cp上的布料孔。
如图4所示，管道173输送的富芳料ar2f-kas进入环管分布器173cp中，通过布料孔173cph喷向周围空间。
如图4所示，富芳料ar2f-kas经管道173进入环管分布器173cp，通过分布孔173cph向下部喷入反应空间中与中间产物ar1-p混合，或者向上部喷向再分配盘arts后与中间产物ar1-p混合，或者大体水平方向喷入反应空间中与中间产物ar1-p混合。
如图1所示，富芳料ar2f-kas经管道173进入环管分布器173cp，通过分布孔173cph喷入反应空间中与中间产物ar1-p混合为混合物ar1-pm后，通过再分配盘arts向上部反应空间ar2分布进料；再分配盘arts，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元artsk，每个分配单元artsk设置再分配盘arts下部进料管(图中未示出)和再分配盘arts上部泡罩(图中未示出)，来自再分配盘arts下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过再分配盘arts下部进料管穿过再分配盘arts后进入再分配盘arts上部泡罩中，然后经过再分配盘arts上部泡罩与再分配盘arts下部进料管的穿过再分配盘arts的上段管段之间的缝隙喷向再分配盘arts上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器are的上部反应空间ar2的上行过程中进行加氢热裂化反应转化为反应区ar2的主反应区产物ar2-p，并上行通过反应器are上部内壁与液体收集杯arv外壁之间的环形间隙后，进入反应器are上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯arv组成的部分脱液式气液分离空间arkd，进行气液分离。
如图1所示，顶部产物中的混合液体在重力作用下优先沉降进入收集杯arv中，并在收集杯arv内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相arrl进入收集杯arv底部的导管arvp中向下流动排出反应器are，经过管道158进入循环加压泵arpump中，加压后的循环液相arrl1经过管道161输送，与经管道111输送的底部氢气物料arh1混合后，作为底部总体原料artf经底部进料口进入反应器are中循环加工。
如图1所示，在反应器are系统中，在反应器ar内部空间中，富芳料ar2f-kas与中间产物ar1-p混合、然后再分配进入ar2反应空间的具体工作方式不受限制，图1中表示了1种可能的工作方式。
如图1所示，可能使用的经管道165输送的循环液相arrl2，具有以下作用：
①因为循环液相arrl2来自于集液杯arv收集的液相，因此，循环液相arrl2在管道173内与富芳料ar2f-kas的强制混合过程，本质上是富芳料ar2f-kas与反应器are内部主体反应空间的上升产物ar1-p的混合过程的预混合过程，利于提高富芳料ar2f-kas在气液分离空间arkd的分散均匀度，利于降低短路未混合富芳料ar2f-kas直接排出反应器are的流量；
将循环液相arrl2加料管与富芳料ar2f-kas加料管共用1根加料管，高压反应器are减少了一个开口；
②因为循环液相arrl2的操作温度通常高于富芳料ar2f-kas的操作温度，因此，循环液相arrl2在管道173内与富芳料ar2f-kas的强制混合过程，本质上也是富芳料ar2f-kas的预热过程，利于缩小管道173内介质操作温度与反应器are内主体液相温度的差值，从而利于提高设备安全性；
③可以灵活调整ar2的气液体积比以及反应停留时间；
④在循环泵arpump流量不变条件下，可以灵活调整ar1、ar2的气液体积比以及反应停留时间。
如图1所示，反应器are的顶部气液产物artp，经插入收集杯arv内部的导流管191排出反应器are，经管道192输送，与经管道305输送的反应器are、bre之间的调温物流(通常是降温的急冷物料)brf-qas混合为混合料brf-m1，经管道309送入第二级悬浮床加氢反应器bre。
如图1所示的调温物流brf-qas，通常是降温的急冷物料，至少一部分调温物流brf-qas可以选用悬浮床加氢反应产物分馏出的蜡油馏分，作为急冷物料的同时，实现蜡油的循环加氢裂化，以减少其它非本征反应物料的用量，降低投资和能耗，降低气体参考率、降低氢气消耗量。
如图1所示，第2个反应级br的反应过程，可以使用任意合适工作方式的加氢反应器，图中示出的是设置液体循环泵系统的悬浮床加氢反应器bre。
如图1所示，在反应器bre系统中，来自上游的混合料brf-m1，经管道309输送，可能存在的经管道371输送的含有氢气的气体物料brh1，与经管道361输送的循环液相brrl1(可能含有气相)混合为综合进料brtf；综合进料brtf通常经反应器bre底部进料口上部安装的进料分配器brfs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘brbs的整个水平进料截面上；brfs进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘brbs，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元brbsk，每个分配单元brbsk设置分配盘brbs下部进料管(图中未示出)和分配盘brbs上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘brbs下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘brbs下部进料管穿过分配盘brbs后进入分配盘brbs上部泡罩中，然后经过分配盘brbs上部泡罩与分配盘brbs下部进料管的穿过分配盘brbs的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器bre主反应空间的上行过程中进行重油加氢热裂化反应br-r转化为反应过程br的主反应区产物br-p。
如图1所示，主反应区产物br-p，上行通过反应器bre上部内壁与液体收集杯brv外壁之间的环形间隙后，进入反应器bre上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯brv组成的部分脱液式气液分离空间brkd，进行气液分离。
如图1所示，顶部产物中的混合液体在重力作用下优先沉降进入收集杯brv中，并在收集杯brv内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相brrl进入收集杯brv底部的导管brvp中向下流动排出反应器bre，经过管道358进入循环加压泵brpump中，加压后的循环液相brrl1经过管道361输送，与经管道371输送的底部氢气物料brh1混合后，作为底部总体原料brtf经底部进料口进入反应器bre中循环加工。
如图1所示，反应器bre的顶部气液产物brtp，经插入收集杯brv内部的导流管391排出反应器bre，经管道392输送，通常与调温物流(通常是降温的急冷物料)brp-qs混合为热高压分离过程thps的进料，并在热高压分离过程thps分离为热高分气和可能含固体颗粒的热高分油。
调温物流brp-qs，通常是降温的急冷物料，通常选自循环氢气或循环馏分油，调温物流brp-qs不直接进入加氢反应过程，属于其它非本征反应物料；采用合适方法降低调温物流brp-qs的用量，利于降低热高分气流量或和热高分油流量，从而可以降低投资和能耗。
如图1所示，第2个反应级br的反应过程，可以使用任意合适工作方式的加氢反应器，图中示出的是设置液体循环泵系统的悬浮床加氢反应器bre。
如图1所示，可能使用的经管道366输送的循环液相br-toar-rl，是携带着br反应过程反应热的包含悬浮床加氢热裂化产物减压渣油、悬浮床加氢热裂化产物蜡油以及更轻组分的高温高压短流程循环油，当前部反应过程ar的反应热较少时，反应过程ar待升温物料的加热炉负荷会很高，这必然导致氢气加热炉出口温度过高，形成潜在的安全隐患，此时，可以通过“循环后部反应过程br液相产物，在高温高压状态下返回前部反应过程ar，将后部反应过程br反应热带入前部反应过程ar待升温物料中”来缓解或解决这一问题，其优点在于：
①将后部反应过程br反应热带入前部反应过程ar待升温物料中，可直接回收br反应热、降低燃料消耗；
②将后部反应过程br反应热带入前部反应过程ar待升温物料中，降低了悬浮床加氢裂化最终产物的烃油数量(减少了分馏部分的循环油数量)，降低了通常存在的反应过程br产物brp降温急冷过程需要的外来急冷物料(急冷油或急冷氢)数量，利于降低相关系统规模，降低投资和能耗；
③循环后部反应过程br液相产物返回前部反应过程ar，实现了减压渣油、重蜡油的短流程循环，可以降低后续悬浮床加氢裂化产物的烃油数量，降低热高分油、热高分油分离系统、热低分油分馏系统的规模，降低投资和能耗；当然循环后部反应过程br液相产物返回前部反应过程ar，对所携带的循环柴油组分也形成了短流程循环悬浮床加氢热裂化反应，会增加石脑油、液化气产率，降低柴油产率；
④对于希望石脑油或液化气产量高的减压渣油悬浮床加氢热裂化过程，循环后部反应过程br液相产物返回前部反应过程ar，对所携带的循环柴油组分也实现了短流程循环悬浮床加氢热裂化过程，是经济的加工方案；
⑤循环后部反应过程br液相产物返回前部反应过程ar，为了提高循环油对减压渣油、重蜡油的循环选择性需要降低柴油、石脑油浓度，此时可以组合使用中国专利申请号201610884037.4公开的用气提氢气和液体收集杯的碳氢料膨胀床加氢反应器系统，适用于石油基重油加氢、煤焦油加氢、煤加氢液化过程的末端加氢反应器r10ze内部的中部产物r10ze-ip的处理，使用气提氢气bh和液体收集杯ld，将中部产物r10ze-ip液相中的至少一部分低沸点烃组分汽化为气相排出加氢反应器r10ze，同时得到脱低沸点烃的主要由重质烃组成的收集液r10ze-tl，收集液r10ze-tl自液体收集杯导出作为设定沸点界限的未转化油，构成未转化油的反应部分短路循环加氢模式；气提氢气bh通过水平布置的筒式分布室室壁的“喷嘴-反射板”组成的对偶式分布器与上升物料混合后并流进入液体收集杯ld上部脱液空间。可以将中国专利申请号201610884037.4应用于本发明存在的第一级加氢反应过程之后的任意一级，可以是第二级或第三级或最后一级加氢反应过程，通常应用于后一级加氢反应过程。
⑥可以灵活调整br的气液体积比以及反应停留时间；
⑦在循环泵brpump流量不变条件下，可以灵活调整ar、br的气液体积比以及反应停留时间；
⑧在一定范围内，可以灵活调节ar反应进料量和进料组成，改变br反应进料量和进料组成，调节最终产品分布。
图2是本发明有循环液上流前加氢过程中间加富芳料的碳氢料氢化方法的第2种反应过程工艺原则流程示意图和反应器结构示意图。
如图2所示，属于包含2个反应级ar、br的碳氢料二级加氢反应过程，适用于重油加氢热裂化反应过程，第一反应级ar使用1台仅设置物料分布板的空筒悬浮床反应器ar1e和1台设置顶部集液杯的液料产物循环式悬浮床反应器ar2e，第二反应级使用1台设置顶部集液杯的液料产物循环式悬浮床反应器bre。
如图2所示本发明有循环液上流前加氢过程中间加富芳料的碳氢料氢化方法的第2种反应过程工艺原则流程示意图和反应器结构示意图，与图1所示本发明的第1种反应过程工艺原则流程示意图和反应器结构示意图的不同之处在于：第一反应级ar使用2台串联操作的悬浮床反应器ar1e、ar2e，这样富芳料ar2f-kas可以在反应器ar1e、ar2e之间的管道上加入利于简化混合过程、保证混合均匀，其优点是简化了悬浮床反应器ar1e的结构、反应器ar2e可以方便地布置底部分配盘(而不再是图1中反应are内的再分配盘arts)，这种流程适合于减压渣油大规模加工、反应体积庞大的工况，便于控制或降低反应器ar1e、ar2e的高度、降低高径比，在反应器ar2e内通过对反应器ar1e产物ar1-p的二次分布，确保反应器ar2e内的反应空间的气液分布尽可能均匀，利于抑制或减弱单台反应器高度过高引发的反应器末端(反应器内的上部、顶部)空间内气液相对分离，气泡长大、液滴长大导致气液相接触面积急剧下降的缺点。
如图2所示，属于包含2个反应级ar、br的碳氢料二级加氢反应过程，用于重油加氢热裂化反应过程，也可用于高温煤沥青加氢改质过程、油煤共炼过程等。
如图2所示，反应系统are使用串联操作的悬浮床加氢反应器ar1e、ar2e，经管道101输送的可能含有氢气的油浆物料ar1f1(也是arf1)，经管道111输送的含有氢气的气体物料ar1h1(也是arh1)，与经管道161输送的循环液相arrl1(可能含有气相)混合为综合进料ar1tf(也是artf)，综合进料ar1tf经管道135输送，通常经反应器ar1e底部进料口上部安装的进料分配器ar1fs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘ar1bs(也是arbs)的整个水平进料截面上；ar1fs进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘ar1bs，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元ar1bsk，每个分配单元ar1bsk设置分配盘ar1bs下部进料管(图中未示出)和分配盘ar1bs上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘ar1bs下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘ar1bs下部进料管穿过分配盘ar1bs后进入分配盘ar1bs上部泡罩中，然后经过分配盘a1rbs上部泡罩与分配盘ar1bs下部进料管的穿过分配盘ar1bs的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器ar1e主反应空间的上行过程中进行重油加氢热裂化反应ar1-r转化为反应过程ar1的反应产物ar1-p；ar1的反应产物ar1-p经反应器接管171、管道172后流向反应过程br。
如图2所示，经管道173输送的可能含有氢气的富芳料ar2f-kas，与反应产物ar1-p混合为混合物ar2f-m1，经管道174输送进入反应器bre下部；如图1所示，可能存在的循环液料ar2rl1，可以经管道165与混合物ar2f-m1混合为综合进料ar2tf。
如图2所示，在反应器are系统中，富芳料ar2f-kas与中间产物ar1-p的混合后，再经分配器进入ar2主体反应空间的具体工作方式(混合地点、混合方式)不受限制，可以是在管道中简单地实现均匀混合(如图2所示)，可以是在反应器ar2e底部(没有示出)。
如图2所示，综合进料ar2tf经管道178输送，通常经反应器ar2e底部进料口上部安装的进料分配器ar2fs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘ar2bs(对应图1中的arts)的整个水平进料截面上；ar2fs进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘ar2bs，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元ar2bsk，每个分配单元ar2bsk设置分配盘ar2bs下部进料管(图中未示出)和分配盘ar2bs上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘ar2bs下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘ar2bs下部进料管穿过分配盘ar2bs后进入分配盘ar2bs上部泡罩中，然后经过分配盘ar2bs上部泡罩与分配盘ar2bs下部进料管的穿过分配盘ar2bs的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器ar2e主反应空间的上行过程中进行重油加氢热裂化反应ar2-r转化为为反应区ar2的主反应区产物ar2-p，并上行通过反应器ar2e上部内壁与液体收集杯ar2v(对应图1中的arv)外壁之间的环形间隙后，进入反应器ar2e上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯ar2v组成的部分脱液式气液分离空间ar2kd，进行气液分离。
如图2所示，ar2e顶部产物ar2-p中的混合液体，在重力作用下优先沉降进入收集杯ar2v中，并在收集杯ar2v内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相ar2rl进入收集杯ar2v底部的导管ar2vp(对应图1中的arvp)中向下流动排出反应器ar2e，经过管道158进入循环加压泵ar2pump(对应图1中的arpump)中，加压后的循环液相arrl1经过管道161输送，与经管道111输送的底部氢气物料arh1混合后，经反应器ar1e底部进料口进入反应器ar1e中循环加工。
如图2所示，反应器ar2e的顶部气液产物ar2tp(对应图1中的artp)，经插入收集杯ar2v内部的导流管191排出反应器ar2e，经管道192输送，与经管道305输送的反应器ar2e、bre之间的调温物流(通常是降温的急冷物料)brf-qas混合为混合料brf-m1，经管道309送入第二级悬浮床加氢反应器bre。
如图2所示，可能使用的经管道165输送的循环液相ar2rl1(对应图1中的arrl2)，具有以下作用：
①因为循环液相ar2rl1的操作温度通常高于ar2f-m1的操作温度，因此，循环液相ar2rl1在管道178内与ar2f-m1的强制混合过程，本质上也是ar2f-m1的预热过程，利于缩小管道178内介质操作温度与反应器are内主体液相温度的差值，从而利于提高设备安全性；
当然，混合物ar2f-m1可以与循环液相ar2rl1在反应器ar2e的底部进行混合；
②可以灵活调整ar2e的气液体积比以及反应停留时间；
③在循环泵arpump流量不变条件下，可以灵活调整ar1e、ar2e的气液体积比以及反应停留时间。
如图2所示的反应系统br和可能使用的经管道366输送循环液相br-toar-rl的系统，与图1所示的反应系统br的工作方式和功能完全相同。
图3是本发明有循环液上流前加氢过程中间加富芳料的碳氢料氢化方法的第3种反应过程工艺原则流程示意图和反应器结构示意图。
如图3所示，属于包含3个反应级ar1、ar2、br的碳氢料三级加氢反应过程，适用于重油加氢热裂化反应过程，每级反应过程均使用1台设置顶部集液杯的液料产物循环式悬浮床反应器，并且可以存在第二级加氢反应过程的液相产物循环以加热第一级加氢反应过程的待升温物料、在第三级加氢反应过程的液相产物循环以加热第一级加氢反应过程的待升温物料的流程；在该流程中，把上游2个反应级视为前部加氢反应段ar，把第3个反应级视为后部加氢反应段br。
如图3所示本发明有循环液上流前加氢过程中间加富芳料的碳氢料氢化方法的第3种反应过程工艺原则流程示意图和反应器结构示意图，与图2所示本发明的第2种反应过程工艺原则流程示意图和反应器结构示意图的不同之处仅在于：第一反应级ar1也使用1台设置顶部集液杯的液料产物循环式悬浮床反应器ar1e，特点如下：
①优点是，增加了一个反应级，增加了1台循环泵，降低了前部加氢反应段ar产物中短停留时间的反应产物的比率，利于提高产物质量的均匀度，比如，适用于生产针状焦原料氢化沥青的高温煤焦油煤沥青的加氢改性反应过程；
②缺点是，增加了一个反应级，增加了1个集液杯、循环泵系统，对于加氢深度较低的含有大量易发泡组分(比如胶质、沥青质)的中间加氢反应产物，ar1e顶部气液分离效果难以保证，收集杯排出的液料极易携带大量气泡，影响装置稳定生产。
如图3所示，在反应系统ar1e中，经管道101输送的可能含有氢气的油浆物料ar1f1(也是arf1)，经管道111输送的含有氢气的气体物料ar1h1(也是arh1)，与经管道161输送的循环液相arrl1(可能含有气相)混合为综合进料ar1tf(也是artf)，综合进料ar1tf经管道135输送，通常经反应器ar1e底部进料口上部安装的进料分配器ar1fs(图中未示出)进行预分配使进料尽可能平均分布到分配盘ar1bs(也是arbs)的整个水平进料截面上；ar1fs进料分配器可以是任意的合适结构，如开孔或开缝的分配管，开孔或开缝的分配罩；分配盘ar1bs，可以是任意的合适结构，通常使用多个分配单元ar1bsk，每个分配单元ar1bsk设置分配盘ar1bs下部进料管(图中未示出)和分配盘ar1bs上部泡罩(图中未示出)，来自分配盘ar1bs下部的气、液、固体颗粒混相物料，经过分配盘ar1bs下部进料管穿过分配盘ar1bs后进入分配盘ar1bs上部泡罩中，然后经过分配盘a1rbs上部泡罩与分配盘ar1bs下部进料管的穿过分配盘ar1bs的上段管段之间的缝隙喷向分布器上端面，然后分散、碰撞、混合、转向后向上流动，在反应器ar1e主反应空间的上行过程中进行重油加氢热裂化反应ar1-r转化为反应过程ar1的反应产物ar1-p；并上行通过反应器ar1e上部内壁与液体收集杯ar1v外壁之间的环形间隙后，进入反应器ar1e上部的由反应器顶部器壁和液体收集杯ar1v组成的部分脱液式气液分离空间ar1kd，进行气液分离。
如图3所示，ar1e顶部总产物ar1-allp中的混合液体，在重力作用下优先沉降进入收集杯ar1v中，并在收集杯ar1v内部的下降过程中逐步脱出气泡，脱出气泡的循环液相ar1rl进入收集杯ar1v底部的导管ar1vp中向下流动排出反应器ar1e，经过管道146进入循环加压泵ar1pump中，加压后的循环液相ar1rl1经过管道147输送，与经管道111输送的底部氢气物料arh1混合后，经反应器ar1e底部进料口进入反应器ar1e中循环加工。
如图3所示，反应器ar1e的顶部气液净产物ar1tp，经插入收集杯ar1v内部的导流管171排出反应器ar1e，经管道172后，与富芳料ar2f-kas混合为混合物ar2f-m1，经管道174输送进入反应器bre下部。
图1至图3中，当同一来源液料加压后送往2个操作压力不同的流程位置时，如2路液料需要的增压幅度差别较大时，可以各自使用1台增压泵加压；比如图2中的ar2pump输送1路液料arrl1经管道161去反应器ar1e、1路液料ar2rl1经管道165去反应器ar2e，可以替换为使用2台泵，分别自管道158抽吸液料ar2rl，然后经过对应泵加压后分别输送。
具体实施方式
以下详细描述本发明。
本发明所述的压力，指的是绝对压力。
本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。
本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。
本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。
本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。
本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。
本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。
本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。
本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。
本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。
本发明所述的柴油组分，其所含烃类的常规沸点通常为155～375℃、一般为200～350℃。
本发明所述的蜡油组分，其所含烃类的常规沸点通常为350～575℃、一般为370～530℃。
本发明所述的重油组分，其所含烃类的常规沸点通常大于350℃、一般大于450℃、特别地大于530℃、更特别地大于575℃。
本发明所述的常压渣油组分，通常是常压分馏塔塔底油，其所含烃类的常规沸点通常大于330℃、一般大于350℃、特别地大于370℃。
本发明所述的减压渣油组分，通常是减压分馏塔塔底油，其所含烃类的常规沸点通常大于450℃、一般大于530℃、特别地大于575℃。
本发明所述的中质烃，指的是常规沸点为230～400℃的烃类。
本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于350℃的烃类。
本文所述富芳料kas，指的是富含双环及更多环的芳烃的物料，可以是供氢烃前身物其或供氢烃，在重油的上流式加氢过程(加氢改性反应过程、加氢热裂化反应过程)，充当氢传递烃或供氢烃。
本文所述供氢烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃。供氢烃在释放活性氢使热裂化自由基加氢稳定的同时，降低了反应空间热裂化自由基的浓度，从而具有抑制热裂化的功能，会降低重烃的热裂化率，例如，在重油加氢热裂化反应过程ur的发生大量热裂化反应的前部反应段ar，使用数量充分的供氢烃具有抑制热缩合结焦的功能，对生产过程具有正面影响；而在热裂化反应数量大幅度减少的后部反应段br，等量的供氢烃中存在部分过剩供氢烃，过剩供氢烃具有抑制重烃热裂化、降低重烃热裂化率的负面影响。
本文所述供氢烃前身物，指的是加氢后可以转变为供氢剂的烃组分或供氢烃失去部分氢后的转化物。
本文所述氢传递烃，指的是煤加氢直接液化反应过程、重油加氢反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有传递氢功能的烃组分，比如多环芳烃。
本发明所述的加氢反应过程的气液体积比或氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。
加氢反应空间，指的是发生所述加氢反应的工艺流体流动空间，可以是反应内空间如空筒反应器区、气提氢气混合区、液体收集杯上部空间区域等，可以是反应器外空间如管道内空间、阀门内空间、混合器内空间、泵内空间等。
本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。
本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。
本发明所述上流式膨胀床反应器，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器，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主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返回流程点k的上游反应区，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。
本发明所述液体产物循环上流式膨胀床加氢反应器系统，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液体产物返回上游反应空间循环加工或者说存在液体产物循环；加氢反应器内的液体产物循环，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。形成液体产物循环的方式可以是任意合适的方式，但是必须在反应器内的顶部空间设置气液分离区，得到循环液和其它产物，即设置内置式集液杯+导流管+循环增压器，循环增压器通常是循环泵，可以布置在反应器内部或外部。
本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于输送或排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到含有少量气泡的液体和气液混相物流或得到液体和气体，至少部分液相产物经过循环泵加压后返回反应空间循环加工。典型的例子是h-oil工艺使用的重油沸腾床加氢反应器、hti煤加氢直接液化反应器。
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。
以下详细描述本发明的各部分。
以下描述供氢烃(或供氢烃组分)ds、供氢烃前身物ds-bf、供氢溶剂shs、失氢供氢溶剂(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)mfs和进行失氢供氢溶剂mfs复活过程的加氢稳定反应过程mr。
本文所述供氢烃组分ds，指的是在重油临氢热加工反应过程(包括重油加氢热裂化反应过程)、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程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(通常以三环结构烃、四环结构烃为宜)。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：
对于工业上使用的供氢溶剂shs而言，通常是含有供氢烃组分ds和或供氢烃前身物烃组分ds-bf的混合烃，常见的供氢溶剂shs来源有：
①低温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；
②中温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；
③高温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；
④粉煤热解焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；
⑤乙烯焦油的220～480℃的烃馏分；
⑥石油基重油热加工过程所得220～480℃的烃馏分，热加工过程是重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑦煤加氢直接液化反应过程所得220～480℃的烃馏分；
⑧常规沸点为450～570℃的烃馏分；
⑨其它富含供氢烃组分ds和或供氢烃前身物烃组分ds-bf的混合烃。
以重油加氢热裂化反应过程为例，在烃类临氢热裂化反应过程，在烃类热裂化自由基获得活性氢的加氢稳定过程，烃类热裂化自由基属于夺氢剂，同时供氢能力优良的供氢烃组分释放出活性氢原子(称为失氢)后成为芳碳率更高的供氢能力更差的烃类；由于供氢烃组成特殊，其价格较高，为了降低成本，对于需要存在大量供氢烃的场合，为了减少外供供氢烃的消耗量，通常需要以一定方式回收失氢供氢烃(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)ds-bf得到失氢供氢溶剂mfs，并通过加氢稳定反应过程mr恢复失氢供氢溶剂mfs的供氢能力，然后循环使用；很明显，通常失氢供氢溶剂mfs也是混合烃，并且通常会被与重油加氢过程的同沸点产物混合，这样如果重油加氢过程的同沸点产物属于供氢烃组分ds和或供氢烃前身物烃组分ds-bf则可能增加供氢溶剂数量，这样如果重油加氢过程的同沸点产物不属于供氢烃组分ds和或供氢烃前身物烃组分ds-bf则会降低供氢溶剂中供氢烃的浓度，对于存在供氢溶剂循环的稳定的生产系统，会形成一个烃组分基本稳定的循环物料。
由于供氢溶剂能够在重油临氢热加工芳烃加氢饱和反应过程、重油临氢热裂化反应过程快速提供活性氢、快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)，因此，在一个供氢溶剂的循环过程，如果能够以合理的流程方式(比如经过更多的烃类加氢反应过程)使供氢烃组分ds传递更过的活性氢，则可以提高活性氢的使用效率，从而形成活性氢的高效使用方法，本发明也利用了这种理念。
供氢烃组分ds在烃类临氢热裂化反应过程的有益作用，主要表现为：
①在合适的条件下，在转化为失氢溶剂的过程，分子级均匀分散在整个反应空间，向液相反应空间的自由基快速提供活性氢，具有供氢能力，具有供氢剂、结焦抑制剂功能，这是目前颗粒度最小的纳米级催化剂也无法实现的分布均匀度；
②向烃类提供活性氢的全部过程属于烃分子之间氢转移，基本不产生反应热，具有降低目标烃油加氢过程反应热的功能；
③可以降低烃类热裂化反应温度，具有动力学结焦抑制剂功能；
④可以降低分子氢的理解能，加快分子氢的离解速度；
⑤快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)；
⑥在合适的条件下，在加氢催化剂作用下，可以多次转换“供氢烃、供氢烃前身物”状态，多次起到活性氢传递剂的作用，本发明也利用了这一特点。
供氢烃组分ds在烃类临氢热裂化反应过程的有益效果，主要表现为：
①可以诱导热裂化反应，降低热裂化反应温度，降低热缩合反应量，从而提高操作稳定性、延长操作周期；
②可以缩短反应过程时间，降低热缩合反应量，从而提高操作稳定性、延长操作周期；
③可以降低反应总温升；
④可以提高热解分子的保留率同时减少热缩合物如焦炭产率，即提高轻质油品产率、节省固液分离耗能；
⑤可以提高操作稳定性、延长操作周期；，提高催化剂效率
⑥可以提高重油的总体热裂化转化率。
以下详细描述以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr。
按照本发明，循环使用的含有供氢烃sh的物流shs是来自富含双环芳烃和/或多环芳烃的供氢烃前身物物流shsbf在以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr转化所得加氢反应流出物mrp的物流；以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，可以在任何适合的条件下工作。
加氢稳定反应过程mr，可以采用颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0mpa、加氢催化剂mr-cat体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为300～3000的反应条件下操作。
加氢稳定反应过程mr，可以采用使用颗粒催化剂的移动床或沸腾床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0mpa、加氢催化剂mr-cat体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100～1200的反应条件下操作。
加氢稳定反应过程mr，甚至可以采用悬浮床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0mpa、添加的加氢催化剂宜为高分散度的油溶性催化剂或水溶性催化剂、氢气/原料油体积比为100～1200的反应条件下操作。
本发明所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr发生的芳烃加氢部分饱和反应，指的是在氢气和合适的加氢催化剂mr-cat(具有芳烃加氢部分饱和功能的催化剂)存在条件下富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料shsbf发生的耗氢的反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即对富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料shsbf完成预期的芳烃加氢部分饱和，该加氢反应深度应根据shsbf中芳烃组分结构和预期的芳烃部分饱和程度来确定，加氢反应流出物mrp中的常规沸点为350～480℃的烃馏分中供氢烃重量浓度值shn期望越高越好，shn同常大于大于6重量％、一般大于10重量％。
所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，因原料性质(金属含量、氧含量含量、烯烃含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢反应(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢部分饱和)深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。
对于颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，使用的加氢催化剂mr-cat可以是一种或两种或多种加氢精制催化剂的串联组合和混装，可以是针对具体原料的专用催化剂，也可以是合适的石油炼制重柴油型或蜡油型的加氢精制过程使用的具有加氢脱金属或加氢脱氧或加氢脱硫或加氢脱氮或加氢饱和等功能的加氢精制催化剂及其组合。煤液化粗油生产煤液化溶剂油的芳烃加氢部分饱和反应过程用催化剂、煤焦油轻馏分深度加氢精制催化剂通常是可以使用的。
所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，使用的加氢催化剂mr-cat，至少包含芳烃加氢饱和催化剂，通常还包含加氢脱金属催化剂(流程位置可能位于芳烃加氢饱和催化剂床层之前)。
根据需要可以将任一种补充硫加入以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，以保证反应部分必须的最低硫化氢浓度比如500ppm(v)或1000ppm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。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。
在重油的上流式加氢反应过程使用供氢溶剂，会快速消灭自由基，能够提高热裂化产物氢含量，但是也因此会抑制热裂化反应即降低热裂化转化率；而重油的上流式加氢反应过程的渣油质量的提高，允许其进一步加氢热裂化(比如循环加氢热裂化)从而提高总体热裂化转化率。就重油一次热裂化和重油一次热裂化尾油的再次热裂化的总体效果而言，使用供氢溶剂可以有效提高总体加氢热裂化转化率，有效降低外甩含固尾油的收率，从而提高过程的经济性。
以下详细描述富芳烃蜡油kvgo在加氢热裂化反应过程中的反应趋向。
从组分特性的角度看，本发明所述富芳烃蜡油kvgo，是加氢热裂化反应难度次于减压渣油、减压重质蜡油的烃组分；对于重油加氢热裂化产物的渣油、重油加氢热裂化产物的重蜡油而言，重油加氢热裂化产物的中质蜡油虽然是富集芳烃的馏分，但是其胶质、沥青质含量低得多，具有较低的残炭值、热缩合敏感性，在加氢热裂化反应过程中，加氢反应与热缩合反应并行存在，但是以加氢反应为主导。
从组分特性的角度看，重油加氢热裂化产物的重蜡油，是加氢热裂化反应难度仅次于加氢热裂化产物减压渣油urp-vr的富集多环芳烃的烃馏分，具有较高的残炭值、热缩合敏感性，在重油加氢热裂化反应过程反复循环，会产生更多的热缩合物；在加氢热裂化反应过程中，加氢反应与热缩合反应并行存在，即存在着并行的加氢轻质化反应和脱氢缩合重质化反应，这两种反应方向是：
①加氢轻质化反应即抑制结焦的反应，方向为“稠环芳烃→多环芳烃→部分饱和的多环结构芳烃→含氢量更高的烃类”；
②脱氢反应即结焦反应，方向为“焦炭←炭质中间相←沥青质组分←胶质←稠环芳烃←多环芳烃”。
以下详细描述本发明的重油加氢热裂化产物减压渣油urp-vr。
本发明所述重油加氢热裂化产物减压渣油urp-vr，在不使用供氢溶剂条件下，在其它操作条件(反应压力、反应温度、催化剂组成和添加量及存在量、停留时间、氢油体积比、反应器操作方式)相同的条件下，urp-vr在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向，比重油urf中沸程相同馏分在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向更严重，即生焦率更高和或加氢热裂化转化率更低；通常，urp-vr中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值比重油f1中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值更高。
在本发明的组合工艺中，本发明所述urp-vr循环加氢热裂化过程的第一反应任务是进行劣质重烃的加氢脱残炭反应即重质芳烃或胶质、沥青质的加氢饱和反应，当然，同时可以发生加氢精制反应(包括脱金属加氢氢解反应、烯烃加氢饱和反应、加氢脱杂质(氧、硫、氮)反应、加氢芳烃饱和或部分饱和反应、加氢脱残炭反应)和或加氢裂化反应。urp-vr，在产物分馏过程它富集在减压分馏塔的塔底渣油中，这种渣油urp-vr通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼等、来自重油f1的ur产物金属硫化物、可能积累的焦炭。
来自重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur产物urp中的常规沸点高于530℃的烃类urp-vr，其残炭含量通常高于原料f1中沸程相同馏分的残炭含量，或者说碳氢料上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur中的液相适合于作为劣质烃urp-vr的加氢热裂化反应过程的胶质、沥青质、液相焦炭的分散溶液，因此，本发明将urp-vr引入重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的反应过程(前部反应过程ar或后部反应过程br)进行适度加氢热裂化反应。
在urp-vr的上流式加氢反应过程，当活性氢供应不及时的时候，胶质、沥青质的热裂化自由基就会发生缩合反应，生产分子量更大的分子或结构集团，反复地脱氢与缩合反应的最终结果是产生焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应。
本发明所述urp-vr的上流式加氢反应过程的反应器形式，可以是任意合适的形式，可以是悬浮床反应器、沸腾床与悬浮床的组合床反应器中的一种或几种的组合。
本发明所述urp-vr的上流式加氢反应过程，使用的反应器可以是1台或2台或多台，反应器工作方式可以是任意合适形式，通常为上流式膨胀床反应器或带液体产物循环的上流式膨胀床反应器，单台上流式膨胀床反应器的整体反应区，可以被认为划分为2个或多个反应区。本发明上流式膨胀床反应器的任意反应区的入口温度的控制方式，可以是调节氢气的温度和或流量，可以是调节油品的温度和或流量。
urp-vr的上流式加氢反应过程，使用的反应器，其反应空间中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义反应空间中的“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为反应空间液相分率kl，分率kl通常大于0.5、一般大于0.65、甚至大于0.80，形成事实上的强化液相加氢模式，为了保持反应空间氢气分压足够高，可能需要在反应器的不同高度的位置2次或多次添加氢气。
为了调整反应进料性质，或者为了控制反应过程液相性质，可以液态原料f1分批加入加氢反应过程ur的不同空间，形成停留时间不等的分批加料模式。如中国专利zl201610525311.9公开了一种高芳碳率劣质烃分路进料的上流式加氢热裂化方法，适合于金属、多环芳烃、胶质、沥青质含量高的常规沸点高于450℃的煤焦油重油的悬浮床加氢热裂化反应过程ur，ur包含2个或多个串联操作的第一、第二子加氢反应区ur1、ur2等，劣质烃f1分为两路或多路分路原料f11、f12，f11进入ur1所得反应流出物ur1p或含其加氢生成油的物流ur1px进入ur2与f12接触，可降低新鲜原料f12在ur2液相中的浓度，在ur1使用供氢烃物流shs时，可显著提高shs流过反应区中“供氢烃重量/新鲜原料f1x重量”之比值，可降低热缩合结焦速度。
以下详细描述本发明的重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur。
以下描述本发明重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur可能进行的重油加氢热裂化反应过程。
本发明所述重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的原料重油f1的烃类的常规沸点通常＞470℃、一般＞500℃、特别地＞530℃；本发明所述重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur，发生至少一部分重油f1的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物；重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur，通常无法实现单程反应全部轻质化，即通常其合理高的热裂化深度通常为70～85％的单程转化率，这样加氢热裂化反应产物urp中存在一定数量比如15～30％的尾油，而为了降低外排尾油数量，通常必须设置尾油的加氢热裂化反应过程，而为了简化总体流程、降低投资和能耗，通常将尾油的加氢热裂化反应过程与重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur形成组合工艺。
尽管重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur以大分子烃类的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应为目标反应，但是由于重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur通常使用的加氢催化剂本身具有加氢精制功能，以及存在的活性氢也能诱导烃分子发生加氢精制反应，因此，在重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur中，也必然发生一些加氢精制反应。
在重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur，当活性氢供应不及时的时候，胶质、沥青质的热裂化自由基就会发生缩合反应，生产分子量更大的分子或结构集团，反复地脱氢与缩合反应的最终结果是产生焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应。
本发明的主要应用对象是重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur，使用的反应器可以是1台或2台或多台，通常使用的反应器为2～4台；重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的反应器工作方式可以是任意合适形式，通常为上流式膨胀床反应器或带液体产物循环的上流式膨胀床反应器，单台上流式膨胀床反应器的整体反应区，可以被认为划分为2个或多个反应区。本发明上流式膨胀床反应器的任意反应区的入口温度的控制方式，可以是调节氢气的温度和或流量，可以是调节油品的温度和或流量。
重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur，使用的反应器，其反应空间中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义反应空间中的“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为反应空间液相分率kl，分率kl通常大于0.45、一般大于0.55、甚至大于0.70，形成事实上的强化液相加氢模式，为了保持反应空间氢气分压足够高，可能需要在反应器的不同高度的位置2次或多次添加氢气。
当重油f1的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的后半程反应过程urb联合加工劣质烃crf的上流式加氢改性反应过程cr的反应产物crp中的重油组分crpvr时，后半程反应过程urb的停留时间通常首先满足控制重油组分crpvr的加氢热裂化率的要求，通常设置重油组分crpvr的加氢热裂化率上限以防止单程转化率过高。
本发明所述重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的反应器形式，可以是任意合适的形式，有多种已知的形式，比如悬浮床反应器、沸腾床与悬浮床的组合床反应器及其特定形式的组合，并且大多数有工业应用案例，形成了较为固定的技术特点。
石油基渣油所含的胶状沥青状组分通常是以超分子结构存在的分散相，分析数据表明其中的胶状沥青状组分散相为分子量高达几千至几万甚至几十万的稳定结构集团，当然这些集团含有大量稠环芳烃单元并含有金属、硫、氮等元素，其轻质化过程的主要任务是将这些大分子解缔、加氢饱和、裂化为较其原始物炭数少十倍、百倍甚至千倍的小分子，很明显，过程的热裂化任务占主导地位，这不可能仅仅依靠加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和来实现，石油基渣油的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和等预加氢过程实质上是为后续的加氢裂化反应准备原料油的加氢精制过程，否则常规的下流式固定床反应器中的加氢裂化催化剂活性中心因金属沉积和快速结焦被快速覆盖导致操作周期太短，无法维持工业化过程要求的最低的经济的运行周期；即使使用了常规的下流式固定床反应器中的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱等过程，也无法达到较高的转化率，因为很难克服高温热裂化过程必然产生的快速大量结焦问题，这是过程的热力学性质所决定的；为了克服上述固定床反应器系统的缺陷，反应器形式出现了上流式固定床、上流式微膨胀床、上流式在线置换床、上流式强膨胀床即沸腾床、上流式极限式膨胀床即悬浮床沸、下流式在线置换床等多种形式。
石油基渣油的加氢裂化过程中，常规沸点大于530℃馏分裂化为常规沸点小于530℃馏分的转化率通常为40～80％甚至更高，为了达到如此高的裂化率和提高反应速度，必然使用程度较强的热裂化所必需的高温条件，催化剂活性中心的快速结焦是不可避免的，为了将反应器床层内的因金属沉积、结焦使活性快速下降的催化剂移出和更换，技术人员开发了沸腾床、悬浮床这两种催化剂床层膨胀比较大的上流式膨胀床反应器，并将后续的热高压分离器与反应器合并为一个组合设备，将高粘度、易发泡、易凝固的渣油在设备之间(反应器与热高分之间)的转运系统大大简化，可以提高系统的可靠性、安全性、绝热性，提高反应器内物料温度的均匀性，节省了占地面积；从有利方面讲，渣油沸腾床加氢裂化、悬浮床加氢裂化的高转化率是固定床反应器无法达到的，将吸热的裂化反应与放热的加氢反应混合进行利于反应热的利用、利于降低反应温升，循环使用大量的热态反应生成油或中间反应生成油直接加热原料油可以降低原料油预热温度；从不利方面讲，催化剂床层膨胀比较大，与固定床反应器相比，增加了系统的复杂性，降低了操作的平稳性，大幅度增加了工程投资；因增加了催化剂的磨损和碰撞，增加了催化剂的结焦以外原因的损失；因为床层存在催化剂和液相的剧烈返混，含有部分新鲜原料低转化度产物的产品质量必然较差。
渣油沸腾床加氢裂化工业化技术有h-oil工艺、lc-fining工艺，为了优化和稳定控制催化剂的沸腾状态，设置有循环油循环泵系统，循环油的收集器置于反应器内催化剂床层之上，相当于把一台为循环泵提供循环油的必须置于高标高位置的高温高压分离器与沸腾床反应器组合并简化了高温高压分离器的结构，但是为了不影响沸腾床的流化状态，循环油的收集器的布置位置、大小及形式都必须仔细设计；通常均将循环油的收集器布置于反应器上部球形封头的正下方，均将循环油的收集器导液管安装在反应器内，该导液管对悬浮床或沸腾床床层的气、液、固多相流动具有一定的整流作用，解决了导液管的保温伴热问题，削弱或消除了导流管内流体流动对反应器的设备稳定性带来的不利影响；渣油沸腾床加氢反应系统，还必须设置催化剂间歇卸料系统、催化剂间歇加料系统，因系统复杂、投资大、操作繁杂；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是部分产物属于高度加氢饱和的烃类，因此产物液相溶解剩余胶质、沥青质的能力差，因此，其转化率较低，尾油产量较大，这在一定程度上限制了该工艺的经济性；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是不能处理残炭含量过高、金属含量过高的劣质重渣油，因为金属含量过高使得脱金属催化剂的耗量太大导致催化剂成本太大，残炭含量过高使得反应过程的转化率太低或者快速结焦导致快速停工，这限制了该工艺的应用范围。
上流式沸腾床加氢技术，其技术要点是用反应物料(主要是液相)的上行流动使催化剂床层产生剧烈的膨胀，其膨胀率一般介于25～45％，以损失部分固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点为代价，形成“破坏催化剂结块的能力”和“小颗粒杂质的自由排出的广域通道”，从而能够加工金属含量较高、残碳含量较高的重油，其产品质量较固定床技术已经下降太多，但是其质量远较悬浮床为好；由于沸腾床的膨胀动力主要来源于液相物料的携带，其过程通常不宜使用大量的氢气以防止反应器的液相体积效率太低，因此，也就限制了反应过程的放热效应不能过高，通常沸腾床加氢技术更适合于加工石蜡基或石蜡中间基石油基重油，热裂解反应的吸热量与自由基加氢的放热量抵消后的宏观热效应较小，反应器总温升较低，其原料油的单位重量氢耗通常为1.4～2.3％。但是，即使如此，催化剂的失活速度仍然太高，为此，通过定期排出部分活性低的老催化剂然后补入部分活性高的新催化剂来维持催化剂的平均活性，因此形成价格高昂的高活性加氢催化剂的消耗成本，事实上，加工石油基劣质渣油时已经不太经济。同时，热反应的特征导致高转化率时加氢尾油质量很差，只能做燃料油后汽化原料，因此，沸腾床加氢的原料轻质化转化率通常为60～75％，即转化率低。由于沸腾床加氢技术使用的颗粒状催化剂基本同于常规固定床颗粒状(宜为球状)加氢精制催化剂，仍然属于富含大量内孔道、高内表面积的高活性、颗粒状催化剂，无法满足劣质渣油大分子的扩散和加氢转化，常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，要么对催化剂孔道形成孔口堵塞使该孔道失去活性，要么长期吸附于内壁活性中心产生遮蔽效应，在缺乏活性氢的条件下，因难以加氢固难以解吸脱附，发生热缩合主导反应，形成孔道道中堵塞。过快的催化剂失活速度，形成无法承受的加氢催化剂消耗成本，而更为重要的是巨量的芳烃饱和氢耗所释放出的巨量反应热使得沸腾床加氢技术不具备安全性，高温诱发的胶质沥青质的快速结焦，也在反应器的底部分配盘、中心液体循环管形成大量结焦，迫使装置快速停工。如果选择上流式沸腾床加氢技术加工金属含量高、残炭含量高的劣质渣油，其结果必然是反应器器内大量生焦、运行周期太短、反应温度无法控制即不安全、催化剂失活成本奇高，这些效应已经为试产的劣质重油沸腾床加氢装置的工业运行结果所证实。
渣油悬浮床加氢裂化技术的发展，是基于20世纪40年代的煤加氢直接液化技术发展起来的，它是在临氢与充分分散的催化剂和或添加剂共存的条件下，其主导反应使在高温高压下发生的渣油热裂化反应和热裂化自由基加氢稳定反应的过程。悬浮床加氢裂化反应过程，所用分散的催化剂和或添加剂，是细颗粒的粉状物，悬浮在反应物中，可有效抑制焦炭生成。渣油悬浮床加氢技术对原料的机械杂质含量几乎没有限制，可以加工沥青和油砂。
典型的有工业化运转业绩的渣油悬浮床加氢裂化技术，有加拿大canmet渣油悬浮床加氢热裂化工艺、意大利埃尼公司的est渣油悬浮床加氢热裂化工艺。其它渣油悬浮床加氢裂化技术，有英国石油公司的bpvcc技术路线，有英国石油公司的bpvcc技术、委内瑞拉国家石油公司(pdvsa)的hdhplus技术、美国uop公司的uniflex技术、美国chevron的vrsh技术等等。
为了克服颗粒催化剂加氢技术的缺点，悬浮床加氢技术彻底抛弃了“使用颗粒催化剂的巨量内表面作为加氢反应场所”的模式，其技术要点是“使用高分散度微粒催化剂的外表面作为加氢反应场所”，从而彻底消除了胶质沥青质到达加氢反应场所的扩散路径问题，使其能够处理金属含量更高、残炭含量更高的劣质重油，当然，金属含量极高、残炭含量极高的劣质重油最好用焦化工艺如延迟焦化工艺处理；悬浮床加氢反应器的反应空间，其床层膨胀率已经达到极大值，固体催化剂加入量通常低于10％(以原料油重量计)，形成了“具有结焦物载体能力”和“悬浮颗粒杂质的排出自由通道”的优点。然而事实上，悬浮床加氢反应器不具有床层概念，反应空间彻底丧失了固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点，转而具有高度的“液相返混”和“液相短路”的双重特征，因此，其产品质量较固定床技术已经下降极多，所以悬浮床加氢技术只能用作劣质油的预处理过程，而不可能生产出高质量产品。
悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，强烈地依赖催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率，因此，催化剂表面的更新手段和催化剂置换手段是一个重要的不可缺失的提高催化剂效率的技术手段，目前有的工业化重油悬浮床加氢装置的反应器采用鼓泡床而不设置循环泵，这是一个巨大的技术缺陷，其结果是：内返混液相量不可控、内返混催化剂量(催化剂沉积量)不可控、催化剂适宜粒度范围太窄而难以控制、液相停留时间不可控，并且随着反应器直径的扩大其不可控性更加强烈，这些效应已经为试产的劣质重油悬浮床加氢装置的工业运行结果所证实。本发明推荐使用带液体产物循环的悬浮床反应器，以实现预期的催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率。
悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，也受到反应器内气相中的极性杂质的吸附占据的影响，煤焦油加氢过程、焦油与煤共炼过程产生大量的极性杂质如h2o、nh3、co、co2会强烈地吸附于催化剂表面形成遮蔽效应，因此国际知名油品技术供应商chevron公司提出了在反应器中间设置气液分离器的及时排杂质气体的方案并在后续悬浮床加氢反应器的下部引入高纯度氢气，但是设置独立的气液分离器投资大、液位控制困难、操作危险性大；为此，本项目推荐可以采用“气体短流程”技术，在不增加气液分离器的条件下，将含气体的气液混相物料引入悬浮床反应器顶部的空间进行气液分离，气相直接排出，而液相的大部分通过循环管进入液相反应空间，在后续悬浮床加氢反应器的下部，引入高纯度氢气物流，形成极低杂质的气相环境，同时形成了氢气体积浓度高的条件，为充分发挥催化剂活性创造了条件，利于降低装置总压、提高单程转化率、降低热裂解造气反应、降低热缩合反应；上述的及时排杂质气体的方案，还具有及时排出低沸点烃组分、降低其热裂解率的优点，利于提高液收、降低氢耗。
劣质重油的悬浮床加氢反应器内部发生的典型的重油轻质化反应，本质上是一个在液相中进行的液相大分子的双键加氢成单键、单键裂化成自由基、自由基加氢稳定的串联过程，高的热裂解温度(400～480℃)在整个聚集态液相中产生大量自由基并相对均匀分布于整个液相空间，为了阻止热缩合需要最快速度使自由基加氢稳定，很明显，依靠催化剂表面的活性氢无法达到目的(因为催化剂接触的液相烃分子的概率太低、活性氢移动过程也会组合为无活性的氢分子)，最好是活性氢与自由基均匀相邻存在，并在自由基产生时同步释放，以实现高效供活性氢。适时加入沸点适宜的供氢剂正好能过满足这一要求，阻止热缩合、提高轻产物保留率，这些效应已经为运行8年的使用供氢剂的神华煤加氢直接液化装置的成功长期运行结果所证实。对于常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，如果不能适时提供活性氢，大量胶质、沥青质的热裂化自由基将缩合较其裂化前身物更大的缩合物从而降低加氢热裂化馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)收率，甚至产生超出反应过程液相所能溶解、携带的热缩合物如焦炭或焦炭前驱体导致装置快速停工，这些效应已经为大量实验结果所证实。本发明使用足量供氢剂的操作模式，目的在于通过适时提供活性氢足量抑制结焦，提供渣油的热裂化转化率或加工性质更为苛刻的原料渣油，扩大工艺的适用范围、提高过程的操作稳定性、经济性。
以下详细描述本发明的热高压分离过程或温高压分离过程的可能使用气提过程xhbm。
本发明所述气提过程xhbm，液体烃w物料与气提氢气xbh的逆流接触分离次数：一般为1～8次、通常为2～4次；气提氢气xbh的数量，根据气提过程xhbm组分分离目标的需要确定；气提过程xhbm的操作压力，通常稍低于其进料的操作压力；气提过程xhbm的操作温度，根据气提过程xhbm组分分离目标的需要确定，通常为180～480℃、一般为250～440℃。
本发明上流式反应器，工作方式可以选择：
①悬浮床加氢反应器；
②悬浮床和沸腾床的组合式加氢反应器；
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。
本发明所述烃类催化热裂化反应过程，指的是在热裂化催化剂存在条件下原料烃发生的以碳碳键断裂为主要目的热裂化反应过程，包括通常所述的催化裂化反应过程或催化裂解反应过程，通常加工的主体原料油是蜡油、常压渣油，记载这类技术的一个文献t001是：①出版物名称：《催化裂化工艺与工程》；②检索用图书编码：isbn编码：7-80043-537-7；中国版本图书馆cip数据核字：(2004)第131193号；③主编：陈俊武；④出版社：中国石化出版社。文献t001《催化裂化工艺与工程》的459页至488页，记载了典型的催化裂化轻柴油(轻循环油)、催化裂化回炼油(重循环油)、催化裂化澄清油的物性数据。根据具体装置的操作条件和产品分离方案的不同，催化裂化轻柴油(轻循环油)、催化裂化回炼油(重循环油)、催化裂化澄清油的沸程范围在一定范围内波动，而基于本发明，可以提高催化热裂化反应生成油的蜡油的收率而减少其在催化热裂化反应过程的加工比例，然后去上流式加氢改性过程进行加氢反应。
本发明所述重油焦化反应过程，指的是以贫氢的重质油(如减压渣油、裂化渣油等)为原料，在高温和长反应时间条件下，进行深度热裂化和缩合反应的热加工过程，原料转化为气体、石脑油、汽油、柴油、重质馏分油(焦化轻蜡油、焦化重蜡油)和焦炭。焦化过程的工艺类型包括釜式焦化、平炉焦化、延迟焦化、接触焦化、流化焦化、灵活焦化。现代重质油焦化过程，包括延迟焦化、接触焦化、流化焦化、灵活焦化等工艺。记载这类技术的一个文献t002是：①出版物名称：《延迟焦化工艺与工程》；②检索用图书编码：isbn编码：978-7-80229-456-1；中国版本图书馆cip数据核字：(2007)第168082号；③主编：瞿国华；④出版社：中国石化出版社。文献t002《延迟焦化工艺与工程》的188页至254页，记载了典型的延迟焦化蜡油的物性数据。根据具体装置的操作条件和产品分离方案的不同，焦化蜡油的沸程范围在一定范围内波动，而基于本发明，可以提高焦化生成油的重质蜡油的收率而减少其在焦化反应过程的加工比例，然后去上流式加氢改性过程进行加氢反应。
由于催化裂化回炼油(重循环油)、催化裂化澄清油、焦化蜡油、重油悬浮床加氢热裂化重质蜡油、中质蜡油等，均属于富含多环芳烃的蜡油，难以直接催化裂化，也难于采用固定床催化剂加氢裂化，而采用本发明进行加氢热裂化则实现了适宜的加工，并同时提高了反应液相中多环芳烃的浓度，抑制了沥青质的热缩合反应。
以下描述煤直接液化过程。
本发明所述煤直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤液化的方法，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(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；
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。
本发明所述煤直接液化过程，通常使用膨胀床加氢反应器，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程等。
本发明所述上流式膨胀床加氢反应器，基本部件通常有：
①反应器壳体；
②反应器壳体上的开口(或称为接管)；
③布置于反应器壳体内的上流式加氢主反应空间，工作状态时通常使用催化剂，通常使用进料分布元件用于均匀分布进料；
④布置于反应器壳体内底部的进料分布器；
⑤布置于反应器壳体内上段或中上段的液体收集杯ld和液体导管lk；
⑥反应器中间进料分布器(或分配器)，催化剂床层间的混合器，如冷氢箱；
⑦出口整流部件，如收集器、液相排料用防涡流器、混相产品引出管。
⑧可能安装的测量仪表：测试催化剂床层温度的测温部件如热电偶，测量反应器系统特定位置压力的压力表，测量液位的液位仪表比如玻璃板、浮筒、双法兰差压计、导波雷达、射线料位计等；
本发明所述上流式反应器，辅助部件为外部保温材料、支撑件(裙座或支耳)、基础、梯子、操作平台及可能存在的消防配件如蒸汽消防环。根据建设地地质、气象等条件，结合设备重量、高度等条件，本发明所述上流式反应器根据需要其基础之下需要打桩以控制其基础的沉降速度。
本发明上流式反应器，工作方式可以选择：
①悬浮床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；
③悬浮床和沸腾床的组合床加氢反应器；
④微膨胀床。
以下详细描述本发明的特征部分。
本发明液体产物循环氢化级中间加富芳料的碳氢料膨胀床加氢方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，在存在氢气、液相烃同时可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的第一原料urf进行膨胀床加氢反应urr得到加氢反应产物base-urp，排出加氢反应流出物urp-x，排出加氢反应过程净产物urp；
第一原料urf，包含液态原料urfl和可能存在的固体颗粒原料urfs；
膨胀床加氢反应urr，包含至少一部分液态原料urfl的加氢精制反应，可能包含至少一部分液态原料urfl的加氢裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料urfs的加氢热裂化反应；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，可能使用加氢化剂urc，加氢化剂urc可能含有金属钼；
加氢反应产物base-urp，为含有氢气、液相烃同时可能含有固体颗粒的混相物料；
基于加氢反应产物base-urp的物料用作加氢反应流出物urp-x；加氢反应流出物urp-x，以1路或2路或多路物料的形式出现，加氢反应流出物urp-x为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；
属于加氢反应流出物urp-x的液体物流urp-l，可能含有固体颗粒；
属于加氢反应流出物urp-x的气液相物流urp-m，可能含有固体颗粒；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器；
所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含至少一个加氢反应级，包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级，至少一个有液相产物循环的加氢反应级kr采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含2个或多个加氢反应级时，编号序列为1r、2r、3r等；
有液相产物循环的加氢反应级kr，包含上游加氢反应过程kr1、下游加氢反应过程kr2，工作方式如下：
①上游加氢反应过程kr1产物kr1p与富芳料kas混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr1p-m；
②混合物kr1p-m通过加氢反应级kr的下游加氢反应过程kr2后得到包含富芳料kas衍生物的加氢反应产物kr2p；
③加氢反应产物kr2p进入气液分离过程kr2p-thps，分离为至少一路液相物料kr2p-thps-l和至少一路包含气相的物料kr2p-thps-vm；
④至少一部分液相物料kr2p-thps-l用作热循环液kr2p-thps-lir，热循环液kr2p-thps-lir返回加氢反应级kr的主反应空间的起始反应位置与待升温物料xcf-tokr1混合为起始进料tf-tokr1，起始进料tf-tokr1进入加氢反应级kr的主反应空间的起始反应位置；
富芳料kas，是富含2环结构及多环结构的芳烃的物料，主要由常规沸程为230～530℃的烃组分组成，其中常规沸点＞350℃的烃组分的重量含量大于50％；
所述2环结构及多环结构的芳烃，是含有2个环状结构且至少1个环状结构属于苯环的芳烃；
至少一部分富芳料kas，是分离碳氢料膨胀床加氢反应过程ur净产物urp得到的物料dsbf，或者是物料dsbf加氢稳定反应过程mr后生产出的烃组成中供氢烃重量浓度更高的含烃物料。
本发明，通常，碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，是一个有液相产物循环的加氢反应级，第一加氢反应级1r采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式。
本发明，通常，加氢反应级kr，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器，最后1台加氢反应器kr9为上流式膨胀床加氢反应器；最后1台加氢反应器kr9使用内置式液体收集杯kr9ld进行气液分离过程kr9ld-thps，分离为至少一路液相物料kr9ld-thps-l和至少一路包含气相的物料kr9ld-thps-vm；
至少一路液相物料kr9ld-thps-l，用作热循环液kr2p-thps-lir。
本发明，通常，有液相产物循环的加氢反应级kr，工作方式可以选自下列中的1种：
①加氢反应级kr，包含3个串联操作的子加氢反应段kr1、kr2、kr3，使用2个富芳料物流kas1、kas2；
加氢反应级kr初始原料经过第一子加氢反应段kr1转化为子加氢反应段kr1反应产物kr1p；
至少一部分子加氢反应段kr1反应产物kr1p，与富芳料物流kas1混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr1p-m；
混合物kr1p-m通过子加氢反应段kr2转化为子加氢反应段kr2反应产物kr2p；
子加氢反应段kr2反应产物kr2p，与富芳料物流kas2混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr2p-m；
混合物kr2p-m通过子加氢反应段kr3转化为子加氢反应段kr3反应产物kr3p；
至少一部分反应产物kr3p作为加氢反应级kr最终产物krendp使用；
②加氢反应级kr，包含4个串联操作的子加氢反应段kr1、kr2、kr3、kr4，使用3个富芳料物流kas1、kas2、kas3；
加氢反应级kr初始原料经过第一子加氢反应段kr1转化为子加氢反应段kr1反应产物kr1p；
至少一部分子加氢反应段kr1反应产物kr1p，与富芳料物流kas1混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr1p-m；
混合物kr1p-m通过子加氢反应段kr2转化为子加氢反应段kr2反应产物kr2p；
子加氢反应段kr2反应产物kr2p，与富芳料物流kas2混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr2p-m；
混合物kr2p-m通过子加氢反应段kr3转化为子加氢反应段kr3反应产物kr3p；
子加氢反应段kr3反应产物kr3p，与富芳料物流kas3混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr3p-m；
混合物kr3p-m通过子加氢反应段kr4转化为子加氢反应段kr4反应产物kr4p；
至少一部分反应产物kr4p作为加氢反应级kr最终产物krendp使用；
③加氢反应级kr，包含5个串联操作的子加氢反应段kr1、kr2、kr3、kr4、kr5，使用3个富芳料物流kas1、kas2、kas3、kas4；
加氢反应级kr初始原料经过第一子加氢反应段kr1转化为子加氢反应段kr1反应产物kr1p；
至少一部分子加氢反应段kr1反应产物kr1p，与富芳料物流kas1混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr1p-m；
混合物kr1p-m通过子加氢反应段kr2转化为子加氢反应段kr2反应产物kr2p；
子加氢反应段kr2反应产物kr2p，与富芳料物流kas2混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr2p-m；
混合物kr2p-m通过子加氢反应段kr3转化为子加氢反应段kr3反应产物kr3p；
子加氢反应段kr3反应产物kr3p，与富芳料物流kas3混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr3p-m；
混合物kr3p-m通过子加氢反应段kr4转化为子加氢反应段kr4反应产物kr4p；
子加氢反应段kr4反应产物kr4p，与富芳料物流kas4混合后产生温度降低的效应并得到混合物kr4p-m；
混合物kr4p-m通过子加氢反应段kr5转化为子加氢反应段kr5反应产物kr5p；
至少一部分反应产物kr5p作为加氢反应级kr最终产物krendp使用。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas的重量流量kas-w与第一原料urf中常规沸点大于520℃烃组分的重量流量urf-vr-w之比为fk100，fk100＝(kas-w)/(urf-vr-w)，fk100可以选自下列中的1种：
①fk100为0.001～0.15；
②fk100为0.15～0.30；
③fk100为0.30～0.45；
④fk100为0.45～0.80。
本发明，通常，碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，至少一个有液相产物循环的加氢反应级kr采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
加氢反应级kr的主反应空间的任一区域的正常操作温度对加氢反应级kr的平均操作温度的偏离值，可以选自下列中的1种：
①-10.0℃～+10.0℃；
②-7.5℃～+7.5℃；
③-5.0℃～+5.0℃；
④-3℃～+3℃。
本发明，通常，碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含至少2个加氢反应级，包含至少一个有液相产物循环的加氢反应级，至少一个有液相产物循环的加氢反应级kr采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，末端加氢反应级为endr；
末端加氢反应级为endr，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器，最后1台加氢反应器endr9e为上流式膨胀床加氢反应器；
在最后1台加氢反应器endr9e内设置顶部集液杯endr9e-v，集液杯endr9e-v排出收集液endr9e-v-l，将部分收集液endr9e-v-l作为循环液endr9e-v-l-to1r1e使用，endr9e-v-l-to1r1e循环至第一加氢反应级1r的第一加氢反应器1r1e的主加氢反应空间之中；
在最后1台加氢反应器endr9e，可能有部分收集液endr9e-v-l循环至收集液endr9e-v-l抽出点上游的悬浮床反应器的主加氢反应空间之中。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，在最后1台加氢反应器endr9e内设置顶部集液杯endr9e-v，集液杯endr9e-v排出收集液endr9e-v-l，将部分收集液endr9e-v-l作为循环液endr9e-v-l-to1r1e使用，endr9e-v-l-to1r1e循环至第一加氢反应级1r的第一加氢反应器1r1e的主加氢反应空间之中；
定义endr9e-v-l-to1r1e的重量流量endr9e-v-l-to1r1e-w与进入第一加氢反应级1r的第一原料urf-to1r的重量流量urf-to1r-w之比为rk200，rk200＝(endr9e-v-l-to1r1e-w)/(urf-to1r-w)，rk200可以选自下列中的1种：
①rk200为0.05～0.20；
②rk200为0.20～0.40；
③rk200为0.40～0.60；
④rk200为0.60～0.80；
⑤rk200为0.80～1.50。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，选自下列加氢反应过程的1种或2种或几种的组合：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
③煤加氢直接液化制油过程使用膨胀床的加氢过程，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
⑤乙烯裂解焦油的使用膨胀床的加氢过程；
⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流的使用膨胀床的加氢过程；
⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油的使用膨胀床的加氢过程；
上述的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。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，存在的固体颗粒选自下列中的1种或几种：
①煤加氢直接液化过程所得半焦颗粒；
②催化剂颗粒；
③铁锈颗粒；
④无机物颗粒；
⑤煤焦化过程产生的进入煤焦油中的固体颗粒；
⑥来自烃类热缩合过程的产物固体颗粒；
⑦来自页岩的固体颗粒；
⑧来自油砂的固体颗粒；
⑨其它存在于加氢反应产物中的颗粒。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用的膨胀床反应器，操作方式选自下列中的1种或几种的组合：
①悬浮床即浆态床加氢反应器；
②沸腾床加氢反应反应器；
③悬浮床和沸腾床的组合床加氢反应器；
④微膨胀床加氢反应器。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用的加氢反应器urxe的工作方式选自下列中的1种或几种：
选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；
选项2，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项6，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项7，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项8，反应器urxe，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；
选项9，反应器urxe，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；
选项10，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项12，反应器urxe，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器urxe原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；
选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；
选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流；
选项17，反应器urxe内，设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应段的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应段浆液产物或循环反应液相。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，加氢反应级得到液体产物的方式，选自下述方式中的1种或几种：
①自反应级反应产物的气液分离过程排出的浆液，作为最后反应级浆液产物；
②反应级的最后反应器使用纯逆流反应器，自反应级的最后反应器的底部液相区排出的浆液，作为反应级浆液产物；
③反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应级浆液产物；
④反应级的最后反应器内设置顶部集液杯，自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为待脱气浆料；
待脱气的可能含有固体的液体，经过旋流分离步骤分离为一路富含气泡的液流、一路贫气泡的液流；贫气泡的液流，用作反应级的可能含有固体的液体产物；
⑤反应级的最后反应器内设置进入顶部集液杯的末端气液产物的气提步骤和顶部集液杯气液分离步骤，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的平均分子量大于末端气液产物的平衡液相的平均分子量，富氢气气提气与末端气液产物混合后形成的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度大于末端气液产物的平衡液相的常规沸点高于350℃的烃组分的浓度；自反应级的最后反应器内的集液杯经导流管排出的浆液，作为反应级浆液产物或循环反应液相。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf包含下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
④煤加氢直接液化制油过程所得油品，煤加氢直接液化制油过程包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
⑤石油基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑥页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑦石油砂基重油或其馏分油或其热加工过程所得油品；
⑧乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑨其它胶质重量含量高于15％和或沥青质重量含量高于5.0％的烃油；
上述的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。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas选自下列物流中的一种或几种：
①中低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；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；
②高温煤焦油馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
③煤加氢直接液化制油过程所得含油品物流，包括使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程、油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程；
④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑤乙烯裂解焦油或其馏分油或其热加工过程所得含油品物流；
⑥石油基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑦石油砂基重油或其热加工过程所得含油品物流；
⑧其它芳烃重量含量高于40％的烃油。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas选自下列物料中的一种或几种：
①石油基稠油的中质蜡油；
②重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化重循环油；
③重油催化裂化反应产物分馏过程得到的重油催化澄清油；
④重油焦化反应产物分馏过程得到的焦化蜡油；
⑤重油悬浮床加氢热裂化反应产物分馏过程得到的蜡油；
⑥煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的中质蜡油；
⑦煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的中质蜡油。
本发明，通常，(1)碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas主要由常规沸点为450～510℃的烃组分组成且可以含有固体颗粒。
本发明，通常，第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
富芳料kas，是富含2环及多环结构的芳烃的物料，主要由常规沸程为300～500℃的烃组分组成，其中常规沸点＞400℃的烃组分的重量含量大于50％；
至少一部分富芳料kas，是分离碳氢料膨胀床加氢反应过程ur净产物urp得到的物料dsbf，或者是物料dsbf加氢稳定反应过程mr后生产出的烃组成中供氢烃重量浓度更高的物料；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含至少2个加氢反应级；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，是一个有液相产物循环的加氢反应级，第一加氢反应级1r采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，末端加氢反应级为endr；
末端加氢反应级为endr，使用至少1台加氢反应器，使用的加氢反应器中至少包含1台上流式膨胀床加氢反应器，最后1台加氢反应器endr9e为上流式膨胀床加氢反应器；
在最后1台加氢反应器endr9e内设置顶部集液杯endr9e-v，集液杯endr9e-v排出收集液endr9e-v-l，将部分收集液endr9e-v-l作为循环液endr9e-v-l-to1r1e使用，endr9e-v-l-to1r1e循环至第一加氢反应级1r的第一加氢反应器1r1e的主加氢反应空间之中；
在最后1台加氢反应器endr9e，可能有部分收集液endr9e-v-l循环至收集液endr9e-v-l抽出点上游的悬浮床反应器的主加氢反应空间之中；
最后1台加氢反应器endr9e，其顶部集液杯endr9e-v排出的收集液endr9e-v-l的组成，可以选自下列中的1种或几种：
①常规沸点高于350℃的烃组分的重量浓度大于60％；
②常规沸点高于450℃的烃组分的重量浓度大于45％；
③常规沸点高于480℃的烃组分的重量浓度大于35％；
④双环结构芳烃和多环结构芳烃的总重量与沥青质重量的比值大于3。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率ur-con-sx，可以选自下列中的1种：
①大于75％；
②大于85％；
③大于90％。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率为ur-con-sx；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，第一原料urf中常规沸点＞520℃的烃组分的单程加氢裂化转化率1r-con-sx，可以选自下列中的1种或几种：
①为单程加氢裂化转化率ur-con-sx的35～60％；
②为单程加氢裂化转化率ur-con-sx的60～80％。
本发明，通常，在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用供氢烃物流ds，供氢烃物流ds的供氢烃重量浓度，可以选自下列中的1种：
①为15～20％；
②为20～30％；
③为30～45％；
④为45～65％。
本发明，通常，(1)在热高压分离过程s100，加氢反应过程净产物urp分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体s100v和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料s100l；
(2)在气体回收部分s100v-gu，分离气体s100v得到富氢气体hpv，至少一部分富氢气气体hpv进入加氢反应过程使用。
本发明，通常，富氢气气体hpv的氢气体积浓度，大于75％或大于85％。
本发明，通常，(3)在液料回收部分s100l-gu，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料s100l，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油thc-vr。
本发明，通常，至少一部分加氢热裂化减压渣油thc-vr不进入加氢反应过程ur。
本发明，通常，至少一部分加氢热裂化减压渣油thc-vr作为反应-分馏循环路径的循环油s66进入加氢反应过程ur，循环油s66可能进入加氢反应过程ur的任意1个或2个或多个加氢反应级之中。
本发明，通常，第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，第一加氢反应级1r的含有重油urf的进料加热炉的出口温度低于375℃，同时，第一加氢反应级1r的含有氢气的进料加热炉的出口温度满足以下条件之一：
①第一加氢反应级1r的含有氢气的进料加热炉的出口温度低于375℃，该加热炉炉管外壁温度低于490℃；
②第一加氢反应级1r的含有氢气的进料加热炉的出口温度低于330℃，该加热炉炉管外壁温度低于450℃；
③第一加氢反应级1r的含有氢气的进料加热炉的出口温度低于300℃，该加热炉炉管外壁温度低于420℃。
本发明，通常，第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf的重量化学氢耗量，选自下列中的1种：
①为0.50～1.0％；
②为1.0～2.0％；
③为2.0～3.0％；
④为3.0～4.0％。
本发明，通常，第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
第一原料urf的残炭含量，选自下列中的1种：
①为10～18％；
②为18～28％；
③为28～35％；
④为大于35％。
本发明，通常，(1)第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程，其操作方式选自下列中的1种或几种：
①反应过程ur，操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为300～1500nm3/m3，加氢催化剂添加量为重油原料重量的0.001～3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，体积空速为0.25～5.0hr-1；
②反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc，至少包含mo元素，mo在第一加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
③反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc，至少包含mo元素，mo在第一加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
加氢催化剂urc，添加状态为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；
④反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc，至少包含mo元素，mo在第一加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
加氢催化剂urc，添加状态为钼的油溶性盐类化合物或其混合物；
⑤反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂；
⑥反应过程ur，使用的加氢催化剂urc，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；所述高活性组分含有钼的油溶性盐类化合物或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％，加氢热裂化催化剂水含量低于2wt％；加氢热裂化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；
⑦反应过程ur，使用的加氢热裂化催化剂urc包含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，重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的操作条件通常为：
第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur为重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程；
在反应过程ur，使用的加氢催化剂urc，至少包含mo元素，mo在重油上流式加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
反应过程ur的操作条件为，选自下列中的1种：
①反应过程ur的操作条件为：温度为350～480℃、压力为6.0～30.0mpa、氢气/原料油体积比为0.01～2000、加氢催化剂r10c加入重量为重油f1重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；
②加氢催化剂urc加入重量，折算为主体工作形态的m0s2，与第一原料urf重量流量的比值为百万分之七十至百万分之四百、反应器体积空速为0.1～2.0hr-1；
反应过程ur的操作温度为400～450℃；
第一加氢反应级1r的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度5～20℃；
③加氢催化剂urc加入重量，折算为主体工作形态的m0s2，与第一原料urf重量流量的比值为百万分之一百至百万分之三百、反应器体积空速为0.2～1.0hr-1；
反应过程ur的操作温度为410～445℃；
第一加氢反应级1r的平均操作温度，低于后续加氢反应级的平均操作温度10～15℃。
(3)本发明，重油上流式悬浮床加氢热裂化反应过程ur的操作条件一般为：
(4)第一原料urf，主要由常规沸点＞520℃的烃组分组成且含有沥青质组分；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，为重油上流式加氢热裂化反应过程；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，使用的加氢催化剂urc，至少包含mo元素，mo在加氢反应过程ur的主体工作形态为m0s2，工作形态的加氢催化剂urc为0.3纳米～100微米的粉状颗粒；
富芳料kas，是富含2环及多环芳烃的物料，主要由常规沸程为300～500℃的烃组分组成，其中常规沸点＞400℃的烃组分的重量含量大于50％；
至少50％重量的富芳料kas，是分离或分馏碳氢料膨胀床加氢反应过程ur最终产物urp得到的物料；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，富芳料kas的重量流量kas-w与第一原料urf中常规沸点大于520℃烃组分的重量流量urf-vr-w之比为fk100，fk100＝(kas-w)/(urf-vr-w)，fk100为0.20～0.60；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，包含至少2个加氢反应级，第一加氢反应级为1r，末端加氢反应级为endr；
碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一加氢反应级1r为有液相产物循环的加氢反应级，第一加氢反应级1r采用反应级内部中间加入富芳料kas的工作方式；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，在末端加氢反应级为endr的最后1台加氢反应器endr9e内设置顶部集液杯endr9e-v，集液杯endr9e-v排出收集液endr9e-v-l，将部分收集液endr9e-v-l作为循环液endr9e-v-l-to1r1e使用，endr9e-v-l-to1r1e循环至第一加氢反应级1r的第一加氢反应器1r1e的主加氢反应空间之中；
定义endr9e-v-l-to1r1e的重量流量endr9e-v-l-to1r1e-w与进入第一加氢反应级1r的第一原料urf-to1r的重量流量urf-to1r-w之比为rk200，rk200＝(endr9e-v-l-to1r1e-w)/(urf-to1r-w)，rk200为0.15～0.40；
收集液endr9e-v-l的烃组分中，常规沸点高于450℃组分的重量浓度大于45％；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur，第一原料urf的单程加氢裂化转化率ur-con-sx为70～93％；
在碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一加氢反应级1r，第一原料urf的单程加氢裂化转化率1r-con-sx，为碳氢料膨胀床加氢反应过程ur的第一原料urf的单程加氢裂化转化率ur-con-sx的50～70％；
在热高压分离过程s100，加氢反应过程净产物urp分离为包含常规氢气、常规气体烃、常规液体烃的气体s100v和可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料s100l；
(2)在气体回收部分s100v-gu，分离气体s100v得到富氢气体hpv，至少一部分富氢气气体hpv进入加氢反应过程使用；
富氢气气体hpv的氢气体积浓度，大于75％；
(3)在液料回收部分s100l-gu，分离可能含有固体的主要由常规液体烃组成液相组分的液料s100l，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组成的且含有常规沸点高于570℃的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的加氢热裂化减压渣油thc-vr；
至少一部分加氢热裂化减压渣油thc-vr不进入加氢反应过程ur；
可能有部分加氢热裂化减压渣油thc-vr作为反应-分馏循环路径的循环油s66进入加氢反应过程ur，循环油s66可能进入加氢反应过程ur的任意1个或2个或多个加氢反应级之中。
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。对于循环使用的冷高分气，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，在任意反应过程，使用的氢气物流，可以全部是新氢，可以全部是循环氢，可以是新氢和循环氢的混合气。
对于煤加氢直接液化反应过程，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。
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