本发明涉及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HDS的悬浮床加氢热裂化反应过程R10，R10包含2个或多个串联操作的第一、第二子加氢反应区R101、R102等，劣质烃HDS分为两路或多路分路原料HDS1、HDS2，HDS1进入R101所得反应流出物R101P或含其加氢生成油的物流R101PX进入R102与HDS2接触，可降低新鲜原料HDS2在R102液相中的浓度，在R101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HDSX重量”之比值，可降低热缩合结焦速度。
背景技术：
：本发明所述上流式反应或反应器，指的是反应物料的主体流向是自下而上穿过反应空间。本发明所述高芳碳率劣质烃HDS，通常指的是富含多环芳烃、胶质和沥青质的高芳碳率大分子量的烃组分HD的劣质烃并且可能含有固体颗粒，可以是来自煤焦油的含有常规沸点高于450℃的烃组分HD的煤焦油重油或煤沥青，其中常规沸点高于450℃的烃组分HD是煤焦油上流式膨胀床加氢热裂化反应过程R10的目标反应组分，在R10中多数处于液相状态，故其热裂化反应、热缩合反应、加氢反应等多数属于液相反应。本发明所述煤焦油重油HDS的加氢热裂化反应过程R10属于加氢轻质化反应过程R10，指的是煤焦油重油HDS加氢转化生产常规沸点低于450℃馏分的过程，该过程通常包含热裂化反应和热裂化产物自由基的加氢饱和反应，根据使用的加氢催化剂性质，加氢热裂化反应过程R10也可能伴随发生大量的加氢精制反应；由于煤焦油重油HDS粘度大、易缩合结焦并通常含有固体颗粒，加氢热裂化反应过程R10使用固定床加氢反应器难以实现以长周期、深度加氢改质为目标的工业操作。加氢热裂化反应过程R10，为了保证催化剂与原料油的充分接触，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，催化剂、助剂的形态通常为微米级颗粒、纳米级颗粒已提供巨大的表面积和高度的可分散性；所述加氢热裂化反应区，为了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、粘度大的残炭前身物，同时保证反应物通畅地通过反应区，反应区物流工作方式或催化剂工作方式通常为上流式反应器，此类技术如中国专利ZL201010217358.1、中国专利申请CN104593060A、中国专利申请CN104946306A所描述方法，选自下列中的1种或几种的组合：①悬浮床即浆态床；②沸腾床；③上流式移动床。关于中低温煤焦油的不同馏分段的分子结构、分子大小、胶质沥青质在芳烃油中的溶解能力，在CN104927914A包含使用供氢烃的低氢油比预加氢过程的高芳烃加氢方法的说明书第10段至第14段已经有所描述。实际上，煤焦油中的胶质、沥青质组分，可以看成是常温下(30～60℃)分散存在于其它轻质芳烃溶剂中的溶质，二者共同构成相对均一的溶液，很明显，溶剂量越大，溶质的分散度越大，胶质、沥青质组分的热运动碰撞几率越低。常规沸点高于450℃的劣质煤焦油重油HDS如煤沥青，因为粘度太高即不宜分散而易于团聚、残炭太高即生焦率高、氢耗太高即温升太高而难以单独加工，通常需要常规沸点低于450℃的轻质烃组分LM作为稀释剂或分散溶剂或热载体或供氢剂伴随反应。通常R10伴随反应的理想溶剂油是常规沸点为330～450℃的烃组分，在煤焦油悬浮床加氢热裂化反应过程R10中基本处于液相状态故可以充当目标反应物烃组分HD的溶剂油或稀释油组分；R10伴随反应的常规沸点低于330℃的烃组分，在在煤焦油悬浮床加氢热裂化反应过程R10中多数处于气相状态故充当溶剂油或稀释油的有效利用率极低，反而产生不利影响如降低氢气分压、因富含有机氧而产生水蒸气、发生过度的热裂化造气反应降低液体产品收率、增加氢耗、增加反应温升。本发明涉及煤焦油重油HDS的加氢热裂化反应过程R10，特别涉及使用常规沸点为330～450℃的供氢溶剂油的煤焦油重油HDS的使用上流式膨胀床加氢反应器R10E的加氢热裂化反应过程R10。所述供氢烃，指的是在低氢含量烃油比如煤焦油重油的加氢轻质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，与煤液化使用的供氢烃的种类和功能相同或相近。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：本文所述供氢烃SH指的是常规沸点高于330℃的部分饱和的双环芳烃和或部分饱和的多环芳烃。含有供氢烃SH的供氢烃物流SHS可以进入加氢热裂化反应过程R10。定义供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与劣质烃HDS中常规沸点高于450℃的烃组分HD的重量流量HDW之比KSH＝SHSW/HDW。对于胶质、沥青质而言，沸点适宜的供氢烃如常规沸点为330～450℃的供氢溶剂油，在煤焦油重馏分HDS的悬浮床加氢热裂化反应过程的高压、高温条件下基本呈现为液态，具有分散剂、载热剂、供氢剂等多重功能，对煤焦油中的胶质、沥青质组分有着极大的溶解能力，也拥有较强的供氢能力，是煤焦油重馏分HDS的悬浮床加氢热裂化反应过程R10的最为理想的溶剂油。当然KSH越大，煤焦油重油HDS的烃组分HD的分子或分子集团的分散度越大，因此，在煤焦油重油HDS的加氢热裂化反应过程R10中，大量使用常规沸点为330～450℃的供氢溶剂油可以显著提高胶质、沥青质的分散度，提高获得活性氢的速度，降低热缩合速度。相反，在煤焦油重油HDS的加氢热裂化反应过程R10中，反应空间的液相物料中，常规沸点为330～450℃的供氢溶剂油或烃类溶剂的比例越小则胶质、沥青质浓度越高，胶质、沥青质的分散度就越低，获得活性氢的速度就越低，热运动碰撞几率越高即热缩合速度就越高。上述描述说明，对于常规沸点高于450℃的煤焦油重馏分HDS的加氢热裂化反应过程R10，常规沸点为330～450℃的供氢溶剂油或烃类溶剂的构成的溶剂油的性质和数量，将强烈影响煤焦油重馏分HDS的伴生热缩合反应或热裂解反应，溶剂油性质至关重要，为了追求理想化加氢热裂化操作结果，通常希望使用大量的富含供氢烃组分的溶剂油。一种使用悬浮床加氢反应器的煤焦油重油加氢轻质化方法，是将全部煤焦油组分(包括常规沸点低于370℃的馏分和常规沸点高于370℃的馏分)作为加氢裂化的原料，采用悬浮床或鼓泡床加氢热裂化反应器进行加氢热裂化反应过程，该方法把常规沸点低于330℃的烃组分引入加氢热裂化反应过程，其工艺缺陷十分明显。为了消除上述工艺缺陷即不将常规沸点低于330℃的烃组分引入加氢裂化反应过程，中国专利ZL201010217358.1记载了一种使用悬浮床加氢反应器的煤焦油重油加氢轻质化方法，包括煤焦油原料预处理及蒸馏分离、煤焦油重质馏分悬浮床加氢裂化和轻质馏分油常规提质加工过程。ZL201010217358.1的工艺特点是把煤焦油中大于370℃的馏分作为加氢裂化的原料，采用悬浮床或鼓泡床加氢裂化反应器进行加氢裂化反应过程R1，反应生成物大于370℃的重质油(沥青)的大部分(大约80％)直接循环回炼再裂化，小部分(大约20％)进行固液分离，分离固体催化剂后循环回炼再裂化，目的是把煤焦油中大分子沥青尽可能多的裂化成小分子轻质油产品，分出的催化剂外甩，外甩的目的是除去在裂化过程中生成的少量高分子聚合物和已经失活的催化剂。该技术由于把几乎全部的重沥青回炼裂化成了小分子产品，轻油收率要显著提高，最高油收率在93％以上。中国专利ZL201010217358.1，煤焦油中大于370℃的全部馏分作为加氢裂化原料的进入加氢裂化反应过程，但是因其原料油氢含量低、供氢烃含量低，在加氢裂化反应过程中，其总氢耗量大、反应热大、反应温升大、热缩合反应过多、气体产率和缩合物产率大，不是一个优良的稀释剂和供氢剂。为了改进中国专利ZL201010217358.1方法，中国专利ZL201210022921.9提出一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法，对于煤焦油中大于330℃的全部馏分，常规沸点高于450℃的煤焦油重油直接进入膨胀床(如悬浮床或沸腾床)加氢热裂化反应区HPU21，同时将常规沸点为330～450℃的煤焦油馏份作为供氢溶剂油的前身物质经过加氢改性反应区HPU1生产主要由常规沸点为330～450℃的烃组分组成的供氢烃物流SHS，然后将SHS引入加氢热裂化反应区HPU21，很明显，可显著提高SHS流过反应区中之比值KSH，因此具有降低缩合结焦速度、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显著效果。对于密度较低的中低温煤焦油而言，常规沸点高于450℃的煤焦油重油含量较低比如通常低于20％，而常规沸点为330～450℃的煤焦油馏分含量较高比如为30～60％，此时，中国专利ZL201210022921.9可以提供较高的KSH比值比如1.5～3.0，可实现较为理想化的操作。随着高效中低温煤热解新工艺的逐步成功，煤焦油收率将逐步提高，增加的煤焦油产量中重质馏分的比例将逐步升高，此时，常规沸点高于450℃的煤焦油重油含量较高比如可达35～50％甚至更高，而常规沸点为330～450℃的煤焦油馏分含量较低比如为25～42％，此时，中国专利ZL201210022921.9可以提供的KSH比值仅为0.5～1.2，难以实现较为理想化的KSH＝1.5～2.0的操作需求，这样会恶化加氢热裂化反应区HPU21的操作条件。为了对重质组分HD含量高的劣质煤焦油的加氢热裂化反应区HPU21，实现“供氢烃重量/煤焦油重油重量”比值KSH大于1.5的理想化操作条件，本发明的基本构想是：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HDS的加氢热裂化反应过程R10，R10包含2个或多个串联操作的第一、第二子加氢反应区R101、R102等，劣质烃HDS分为两路或多路分路原料HDS1、HDS2，HDS1进入R101所得反应流出物R101P或含其加氢生成油的物流R101PX进入R102与HDS2相互接触，可降低R102中液相的新鲜原料HDS2的浓度，在R101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HDSX重量”之比值，可降低热缩合结焦速度。本质上，本发明提出了一种“分批串联转化”的分级预加氢方法，第一子加氢反应区R101所得反应流出物R101P中包含的烃油，充当第二路劣质烃HDS2的预加氢反应过程的新鲜原料油的稀释剂、载热剂、供氢剂、迁移推动剂，起到降低R102易反应组分浓度、降低R102反应区温升幅度、加快加氢速度(抑制结焦)的作用。本发明最终的预加氢反应流出物通常进入后续的深度加氢热裂化反应过程。当R10使用供氢烃物流SHS时，更是可显著提高SHS流过反应区中“供氢烃重量/新鲜原料HDSX重量”之比值。中国专利ZL200810166719.7记载了一种不同沸程煤焦油馏份的联合加氢转化方法，含有常规沸点低于390℃的煤焦油轻馏份的第一烃馏份在第一加氢精制反应部分完成转化，第一加氢精制反应流出物与含有常规沸点高于370℃的煤焦油重馏份的第二烃馏份在第二加氢精制反应部分完成转化，分离第二加氢精制反应流出物并回收产品。中国专利ZL200810166719.7对沸程不同的煤焦油馏份，进行联合加氢转化，形成更适宜的加氢精制反应温度分布，具有提高产品质量、平稳操作、延长操作周期等优点。该方法，没有明确涉及膨胀床(如悬浮床或沸腾床)加氢热裂化反应过程，也没有明确涉及供氢烃的利用，也没有明确涉及煤焦油重油HDS分路进入加氢热裂化反应过程R10的串联操作的不同反应区。CN105316038A公开了一种劣质烃加氢改质方法，适合于煤焦油加氢改质过程的预加氢过程，预加氢催化剂R1C分2层或多层(通常为水平布置的固定床催化剂床层)串联布置，第一、第二及后续预加氢催化剂床层R1CS1、R1CS2等均配置原料烃F1的进料口FK1、FK2等，当R1CS1无法正常加工F1时，通过R1CS1的F1通过FK2逐步全部切入R1CS2，R1CS1切出F1之后处于热态富氢气体和或热态惰性油流过的热状态以抑制结焦和保证安全。可实现“失效预加氢催化剂床层与原料烃F1的在线分离且不影响后续正常操作”，与停工撇头换剂方案相比，可提高装置开工率、提高安全性、减少开停工损失。该方法，催化剂床层中的催化剂在操作期间不离开催化剂装填空间即宏观上为静止态(如下流式固定床)或接近静止的微动态(如上流式固定床或微膨胀床)，催化剂床层中的催化剂在操作期间不被更换。该方法，不适合也无法应用于高膨胀比的膨胀床(如悬浮床或沸腾床)加氢热裂化反应过程，悬浮床加氢反应器中的催化剂随反应物料穿过反应器后排出反应器空间，沸腾床加氢反应器中的老化催化剂则间断地排出反应器空间并将高活性的新催化剂或再生后催化剂间断地加入反应器空间。该方法，也没有明确涉及供氢烃的利用，也没有明确涉及煤焦油重油HDS分路进入加氢热裂化反应过程R10的串联操作的不同反应区。在煤加氢液化制取液体燃料的过程中，也没有出现含煤粉物流如油煤浆原料分路进入煤加氢液化反应过程的串联操作的不同反应区的工艺方式，大体是因为煤粉与煤粉溶胀体的接触不利于“煤粉与溶剂油接触”的缘故。然而，煤焦油重油HDS中的常规沸点高于450℃的烃馏分，尽管通常其富含金属、多环芳烃、胶质和沥青质，分子量较大，但是与煤粉相比，其基本组分仍然是分子级微粒或较少分子数的多分子组合基团，通常其绝大部分结构单元的分子量小于1000～3000，也就是说在常规沸点为330～450℃的供氢烃构成的液相溶剂中，在高温(320～480℃)状态下仍然是可以快速溶解、良好分散的。应用于煤焦油F00的加氢转化过程时，本发明的第一种基本应用形式是，对于重油含量高的煤焦油，将其作为加氢热裂化反应原料分路引入包含原料分路串联预加氢过程的上流式加氢热裂化反应过程R10中。应用于煤焦油F00的加氢转化过程时，本发明的第二种应用形式是，先将煤焦油F00分离为主要由常规沸点高于450℃的烃组成的重馏分HDS和主要由常规沸点低于450℃的烃组成的轻馏分LM，然后将本发明应用于重馏分HDS的加氢热裂化反应过程R10的预加氢过程，即将重馏分HDS作为加氢热裂化反应原料分路引入包含原料分路串联预加氢过程的加氢热裂化反应过程R10中，同时将轻馏分LM经过供氢烃制备反应区进行加氢部分饱和反应得到的加氢反应流出物或含其生成油的物流作为供氢剂或稀释油，引入到重馏分的加氢热裂化反应过程R10中，这样既降低了加氢热裂化反应过程R10的总反应热、又能提高“供氢烃重量/新鲜原料HDSX重量”之比值，显著改善了R10的操作条件，如此构建的“焦油分馏、轻馏分加氢部分饱和、供氢烃与煤焦油重油混合油加氢热裂化”工艺，大幅度降低了“煤焦油重油加氢热裂化反应过程”的操作难度，形成了一种劣质煤焦油或劣质煤焦油重油的加氢热裂化工艺。本发明可以与CN105623724A所述方法组合应用，从而提供一种适宜的重质煤焦油加氢转化途径，此时能够最大限度扩展供氢烃的来源。CN105623724A公开了一种高芳烃产低碳数单六元环烃的加氢热裂化方法，可用中低温煤焦油经济地多产C6～C10的环己烷系烃或苯系烃，经催化重整、芳烃抽提后得到苯类烃。对于煤焦油加氢热裂化反应过程R10而言，该工艺回收第一加氢反应流出物R10P得到包含第一加氢生成油的物流，通常常规沸点高于350℃的第一加氢生成油烃，返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触，至少一部分常规沸点为260～350℃的第一加氢生成油，返回第一加氢反应过程R10与第一加氢催化剂R10C接触，第一加氢反应流出物R10P中的常规沸点特别高的易热缩合烃组分不再返回第一加氢反应过程R10。采用分段加氢中间液相产物循环，利于防止最后一台反应器内形成的热缩合物流入前部反应区，也利于分段调节操作参数。本发明所述方法未见报道。本发明的目的在于提出一种高芳碳率劣质烃分路进料的上流式加氢热裂化方法。技术实现要素：本发明一种高芳碳率劣质烃分路进料的上流式加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在第一加氢反应过程R10，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，高芳碳率劣质烃HDS进行第一加氢反应R10R得到第一加氢反应产物BASE-R10P；劣质烃HDS，是包含常规沸点高于450℃的烃组分HD的高芳碳烃料；劣质烃HDS，包含常规液态烃原料HDSL，可能包含固体颗粒原料HDSS；第一加氢反应R10R，包含至少一部分液态烃原料HDSL中烃组分HD的加氢精制反应，包含至少一部分液态烃原料HDSL中烃组分HD的加氢热裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料HDSS的加氢反应；第一加氢反应R10R的加氢精制反应包含不饱和烃的加氢饱和反应和或含杂质烃的加氢氢解反应；第一加氢反应过程R10，使用上流式加氢反应器R10E，可能使用加氢催化剂R10C；第一加氢反应过程R10使用加氢催化剂时，使用的上流式加氢反应器R10E的反应空间有催化剂进入、催化剂排出；可能有部分第一加氢反应产物BASE-R10P沉积或停留或循环于加氢反应器R10E内部空间；第一加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的至少包含气相和液相的混相物料；基于第一加氢反应产物BASE-R10P的物料用作第一加氢反应流出物R10P；第一加氢反应流出物R10P用于排出第一加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的至少包含气相和液相的混相物料；第一加氢反应流出物R10P，以1路或2路或多路物料R10PX的形式出现，不同R10PX物流的组成和相态相同或不同；第一加氢反应过程R10，包含2个或多个串联操作的子加氢反应区R101、R102等；劣质烃HDS分为两路或多路分路原料HDS1、HDS2，分路原料分别进入不同子加氢反应区R101、R102，第一路劣质烃HDS1进入第一子加氢反应区R101，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子加氢反应区R102，可能存在的其余分路劣质烃直接进入后续对应子加氢反应区；所述某分路原料HDSN直接进入第N子加氢反应区R10N，指的是该分路原料HDSN或其加氢转化物进入第N子加氢反应区R10N之前，不通过子加氢反应区R10N之前的任意子加氢反应区；基于上游子加氢反应区的反应流出物的包含至少一部分常规液态烃的物流进入下游相邻子加氢反应区，第一子加氢反应区R101得到第一子加氢反应区R101的反应流出物R101P，基于反应流出物R101P的包含至少一部分加氢生成油R101PO的物流R101PX进入第二子加氢反应区R102，最后一个子加氢反应区的反应流出物作为第一加氢反应流出物R10P使用；(2)在回收过程SR，回收第一加氢反应流出物R10P得到体积上主要由氢气组成的富氢气气体SRV和主要由常规液态烃组成的可能含有固体颗粒的液体物流SRL，至少一部分富氢气气体SRV返回加氢反应过程循环使用。本发明，劣质烃HDS通常选自下列物料中的一种或几种：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS选自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，热加工过程是焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；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。本发明，最好劣质烃HDS主要由常规沸点高于450℃烃组分HD组成。本发明，第一加氢反应过程R10使用的加氢催化剂R10C，可以是一种复合型煤焦油加氢催化剂，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∶1000至1∶10；所述高活性组分为钼、镍、钴或钨金属的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂水含量低于2wt％，粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，在第一加氢反应过程R10，第一加氢反应R10R，包含至少一部分液态烃原料HDSL中烃组分HD的加氢精制反应，包含至少一部分液态烃原料HDSL中烃组分HD的加氢热裂化反应；第一加氢反应过程R10，使用的加氢催化剂R10C至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M0S2中。本发明，在第一加氢反应过程R10，第一加氢反应R10R，使用的加氢催化剂R10C至少包含半焦固体颗粒。本发明，可以设置深度加氢改质反应过程R20，此时，其特征在于：(3)在深度加氢改质反应过程R20，在氢气和深度加氢改质催化剂R20C存在条件下，至少一部分液体物流SRL或基于物流SRL的脱除固体颗粒的物流SRLX，进行深度加氢改质反应R20R得到深度加氢改质反应产物R20P，深度加氢改质反应R20R的效果是脱除杂质或降低烃油密度或降低烃油沸点或提高十六烷值；深度加氢改质反应R20R包含下列反应的一种或几种：①芳烃深度加氢饱和反应；②烃类深度加氢脱氮反应；③环烷烃加氢开环反应；④烃类加氢裂化反应；⑤烃类加氢异构化反应。本发明，通常，深度加氢改质反应过程R20的操作条件为：温度为250～440℃、压力为4.0～30.0MPa、催化剂R22体积空速为0.02～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1；加氢改质催化剂R20C为1种催化剂或2种催化剂组合使用或多种催化剂组合使用。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油时，其胶质沥青质含量为10～90％、残炭为0.01～25％、金属含量为2～2000PPm；第一加氢反应过程R10的反应效果通常为，有机氧加氢脱除率大于40％、胶质沥青质加氢脱除率大于40％、残炭加氢脱除率大于35％，金属加氢脱除率大于60％。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油时，其胶质沥青质含量为40～80％、残炭为5～20％、金属含量为50～700PPm；第一加氢反应过程R10的反应效果一般为，有机氧加氢脱除率大于60％、胶质沥青质加氢脱除率大于60％、残炭加氢脱除率大于70％，金属加氢脱除率大于80％。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油时，其胶质沥青质含量为10～90％、残炭为0.01～25％、金属含量为2～2000PPm；在第一加氢反应过程R10，烃组分HD的加氢裂化转化率通常大于25％。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油时，其胶质沥青质含量为40～80％、残炭为5～20％、金属含量为50～700PPm；第一加氢反应过程R10，烃组分HD的加氢裂化转化率一般大于45％。本发明，可以设置热高压分离过程R1M-THPS，此时，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，在子加氢反应区设置热高压分离过程R1M-THPS；在热高压分离过程R1M-THPS，分离子加氢反应区反应流出物R1MP得到含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的常规液态烃的热高分液体R1M-THPS-L和净产物物流R1M-THPS-PP，R1M-THPS-L中可能含有固体粒子；净产物物流R1M-THPS-PP进入下游相邻子加氢反应区；基于热高分液体R1M-THPS-L的包含烃类液体的物流R1M-THPS-LR返回上游加氢反应区R1Z作为循环液相使用；定义R1M-THPS-LR的重量流率与上游加氢反应区R1Z及R1Z上游全部加氢反应区的劣质烃HDS原料的总重量流率之比为循环比KR100，循环比KR100通常为0.05～30、一般为2～10。本发明，完成热高压分离过程R1M-THPS的设备结构的第一种方式是设置反应器期内液体收集系统，此时，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，在子加氢反应区设置热高压分离过程R1M-THPS；热高压分离过程RTHPS，设置在子加氢反应区的加氢反应器的上部空间，以液体收集器、导液管道、循环泵、送液管道组成的系统使R1M-THPS-LR注入上游加氢反应空间R1Z中。本发明，完成热高压分离过程R1M-THPS的设备结构的第二种方式是设置独立的热高压分离器R1M-THPS-E，此时，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，在子加氢反应区设置热高压分离过程R1M-THPS；热高压分离过程R1M-THPS，在独立的热高压分离器R1M-THPS-E中完成；在热高压分离器R1M-THPS-E中，分离子加氢反应区反应流出物R1MP得到含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的常规液态烃的热高分液体R1M-THPS-L和净产物物流R1M-THPS-PP，R1M-THPS-L中可能含有固体粒子；净产物物流R1M-THPS-PP进入下游相邻子加氢反应区。本发明，在回收过程分SR，可以设置热高压分离过程THPS，其特征在于：(2)在回收过程分SR，设置热高压分离过程THPS；在热高压分离过程THPS，分离第一加氢反应流出物R10P得到含有氢气、杂质加氢产物、常规气体烃和常规沸点低于350℃的常规液态烃的热高分气体THPS-V和含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的常规液态烃的热高分液体THPS-L，THPS-L中可能含有固体粒子；热高压分离过程THPS的操作条件通常为：温度为250～460℃、压力为4.0～30.0MPa；热高压分离过程THPS的操作条件一般为：温度为350～440℃、压力为10.0～25.0MPa。本发明，在回收过程分SR，可以设置热高分油循环物流THPS-LR，其特征在于：(2)在回收过程分SR，设置热高压分离过程THPS；在热高分液体R10P-SL分流部分，基于热高分液体THPS-L的包含烃类液体的物流THPS-LR返回第一加氢反应过程R10；定义THPS-LR中常规沸点大于450℃烃组分的重量流率与劣质烃原料HDS中HD组分的重量流率之比为循环比K，循环比K通常为0.05～10、一般为0.5～2。本发明，在回收过程分SR，可以设置冷低分油循环吸收油LLPS-LA，其特征在于：(2)在回收过程分SR，设置冷高压分离过程LHPS、冷低压分离过程LLPS、冷低分油循环洗涤常规气体烃过程；在冷高压分离过程LHPS，基于第一加氢反应流出物R10P的包含第一加氢反应流出物R10P中大部分氢气组分的物流R10P-H100被分离为在体积上主要由氢气组成的富氢气气体LHPS-V和主要由常规液态烃组成的液体物流LHPS-L；富氢气气体LHPS-V用作SRV使用；在冷低压分离过程LLPS，液体物流LHPS-L降压后分离为富含常规气体烃的冷高分气LLPS-V和和主要由常规液态烃组成的液体物流LLPS-L；第一部分液体物流LLPS-L用作吸收油LLPS-LA，与基于第一加氢反应流出物R10P的包含第一加氢反应流出物R10P中大部分氢气组分的物流R10P-H100混合后进入冷高压分离过程LHPS；剩余部分液体物流LLPS-L用作冷低分油产物LLPS-LP；通常，冷高压分离过程LHPS的操作条件为：温度为20～70℃、压力为6.0～30.0MPa；通常，冷低压分离过程LLPS的操作条件为：温度为20～70℃、压力为0.01～3.0MPa；通常，定义吸收油LLPS-LA的重量流率与冷低分油产物LLPS-LP重量流率之比为吸收油循环比K300，K300通常0.05～10；一般，冷高压分离过程LHPS的操作条件为：温度为20～50℃、压力为8.0～25.0MPa；、一般，冷低压分离过程LLPS的操作条件为：温度为20～50℃、压力为0.2～1.0MPa；一般，K300为0.5～4。本发明，在第一加氢反应过程R10，使用加氢催化剂R10C时，上流式加氢反应器R1E的结构形式，可以选自下列中的1种或几种：①悬浮床；②沸腾床；③移动床。本发明，在第一加氢反应过程R10，存在的固体颗粒可以选自下列中的一种或几种：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其它存在于第一加氢反应产物BASE-R10P中的颗粒。本发明，劣质烃HDS来自中低温煤焦油且分为两路时，其特征在于各步骤的操作条件为：①劣质烃HDS来自中低温煤焦油；第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为300～480℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；化学纯氢耗量：通常为0.5～5.0％重量(对劣质烃HDS的重量)、一般为1.5～4.5％重量(对劣质烃HDS的重量)；劣质烃HDS分为两路，第一路劣质烃HDS1进入第一子加氢反应区R101，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子加氢反应区R102；串联布置的上游子加氢反应区的反应流出物进入下游相邻子加氢反应区，第一子加氢反应区反应流出物R101P进入第二子加氢反应区R102，第二子加氢反应区反应流出物R102P即最后一个子加氢反应区的反应流出物作为第一加氢反应流出物R10P使用；第一路劣质烃HDS1占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.10～0.90、一般为为0.30～0.70、最好为0.40～0.60。本发明，劣质烃HDS来自中低温煤焦油且分为三路时，其特征在于各步骤的操作条件为：①劣质烃HDS来自中低温煤焦油；第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为300～480℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；化学纯氢耗量：通常为0.5～5.0％重量(对劣质烃HDS的重量)、一般为1.5～4.5％重量(对劣质烃HDS的重量)；劣质烃HDS分为三路，第一路劣质烃HDS1进入第一子加氢反应区R101，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子加氢反应区R102，第三路劣质烃HDS3直接进入第三子加氢反应区R103；串联布置的上游子加氢反应区的反应流出物进入下游相邻子加氢反应区，第一子加氢反应区反应流出物R101P进入第二子加氢反应区R102，第二子加氢反应区反应流出物R102P进入第三子加氢反应区R103，第三子加氢反应区反应流出物R103P即最后一个子加氢反应区的反应流出物作为第一加氢反应流出物R10P使用；第一路劣质烃HDS1占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.1～0.75、一般为0.15～0.5、最好为0.25～0.45，第二路劣质烃HDS2占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.1～0.75、一般为0.15～0.5、最好为0.25～0.45。本发明，劣质烃HDS来自中低温煤焦油且分为四路时，其特征在于各步骤的操作条件为：①劣质烃HDS来自中低温煤焦油；第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为300～480℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；化学纯氢耗量：通常为0.5～5.0％重量(对劣质烃HDS的重量)、一般为1.5～4.5％重量(对劣质烃HDS的重量)；劣质烃HDS分为四路，第一路劣质烃HDS1进入通过第一子加氢反应区R101，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子加氢反应区R102，第三路劣质烃HDS3直接进入第三子加氢反应区R103，第四路劣质烃HDS4直接进入第四子加氢反应区R104；串联布置的上游子加氢反应区的反应流出物进入下游相邻子加氢反应区，第一子加氢反应区反应流出物R101P进入第二子加氢反应区R102，第二子加氢反应区反应流出物R102P进入第三子加氢反应区R103，第三子加氢反应区反应流出物R103P进入第四子加氢反应区R104，第四子加氢反应区反应流出物R104P即最后一个子加氢反应区的反应流出物作为第一加氢反应流出物R10P使用；第一路劣质烃HDS1占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、最好为0.20～0.30，第二路劣质烃HDS2占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、最好为0.20～0.30，第三路劣质烃HDS32占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、最好为0.20～0.30。本发明，在第一加氢反应过程R10中，劣质烃HDS来自中低温煤焦油，劣质烃HDS分为第一路劣质烃HDS1和后续分路劣质烃，后续分路劣质烃直接进入子加氢反应区时的温度比第一路劣质烃HDS1直接进入第一子加氢反应区R101时的温度：通常低10℃以上、一般低30℃以上、最大幅度可低50℃以上。本发明，在回收过程SR，富氢气气体SRV的H2体积浓度：通常大于75％、一般大于85％、最好大于90％。本发明，在第一加氢反应过程R10，含有供氢烃SH的供氢烃物流SHS，可以进入子加氢反应区与劣质烃HDS的HD组分或其加氢转化物接触；所述供氢烃SH指的是常规沸点高于330℃的部分饱和的双环芳烃和或部分饱和的多环芳烃；物流SHS中供氢烃SH重量与物流SHS中常规液态烃组分总重量之比值，高出劣质烃HDS中供氢烃SH重量与劣质烃HDS中常规液态烃组分总重量之比值至少3重量％；物流SHS中常规液态烃组分氢元素平均重量含量高出劣质烃HDS的氢元素重量含量至少1.5重量％。本发明，物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例：通常高于10重量％、一般高于15重量％、最好高于20重量％；定义供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与劣质烃HDS中常规沸点高于450℃的烃组分HD的重量流量HDW之比KSH＝SHSW/HDW，KSH：通常为0.1～10.0、一般为0.5～5.0、最好为1.0～3.0。本发明，在第一加氢反应过程R10，供氢烃物流SHS，可以全部进入第一子加氢反应区R101，或者供氢烃物流SHS的30～60％作为第一路供氢烃物流SHS1进入第一子加氢反应区R101而剩余的供氢烃物流SHSX进入其它子加氢反应区。本发明，供氢烃物流SHS可以来自加工供氢烃前身物物流SHSBF的以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的加氢反应流出物HPU1P；物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于6重量％；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与劣质烃HDS中常规沸点高于450℃的烃组分HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K为0.1～10。本发明，加工煤焦油重油时可以煤焦油轻馏分为供氢烃前身物物流SHSBF，其特征在于：劣质烃HDS为来自煤焦油的主要由常规沸点高于450℃的烃组分HD组成的物流；供氢烃物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于10重量％；K为0.2～5；供氢烃前身物物流SHSBF选自下列物流中的一种或几种：①主要由常规沸点为350～450℃的低温煤焦油馏分组成的物流；②主要由常规沸点为350～450℃的中温煤焦油馏分组成的物流；③主要由常规沸点为230～450℃的高温煤焦油馏分组成的物流；④主要由包含常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的低温煤焦油馏分组成的物流；⑤主要由包含常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的中温煤焦油馏分组成的物流；⑥主要由脱酚后的常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的低温煤焦油馏分组成的物流；⑦主要由脱酚后的常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的中温煤焦油馏分组成的物流。本发明，加工煤焦油重油且以煤焦油轻馏分MF为供氢烃前身物物流SHSBF时，其特征在于：在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～450℃的烃MF组成的物流MFS进行制供氢烃加氢反应HPU1R，至少一部分烃组分MF完成加氢改性反应得到加氢反应流出物HPU1P，基于加氢反应流出物HPU1P得到的供氢烃物流SHS选自下列物流的一个或几个：①反应流出物HPU1P用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；②反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；③反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS进入加氢反应区HPU21，至少一部分热高分油HPU1-HSO降压、脱气后所得液体HPU1-HSOA与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；④反应流出物HPU1P进入冷高压分离过程HPU1-CS分离为冷高分油HPU1-CSO和冷高分气HPU1-CSV，至少一部分冷高分油HPU1-CSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；⑤分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；⑥分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分主要由常规沸点为350～450℃的富含供氢烃组分组成的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21。本发明，加工煤焦油重油且以煤焦油轻馏分LMF为供氢烃前身物物流SHSBF时，其特征在于：在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的含有常规沸点为60～450℃烃LMF的物流LMFS完成深度加氢精制反应HPU1R转化为加氢反应流出物HPU1P，常规沸点为60～350℃的烃转化为石脑油和柴油组分，常规沸点为350～450℃的烃转化为富含供氢烃SH的加氢尾油，基于加氢反应流出物HPU1P得到的供氢烃物流SHS选自下列物流的一个或几个：①反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；②以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的中间反应流出物HPU1MP进入热高压分离过程HPU1M-HS分离为热高分油HPU1M-HSO和热高分气HPU1MP-HSV，至少一部分热高分油HPU1M-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS进入加氢反应区HPU21，至少一部分热高分油HPU1M-HSO降压脱气后所得脱气油HPU1M-HSOA与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；③分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；④分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分主要由常规沸点为350～450℃的富含供氢烃组分组成的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21。本发明，在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，最好以最大限度制取供氢烃为目标。供氢烃物流SHS，可以是来自分离第一加氢反应流出物R10P得到的含有常规沸点为300～490℃或者330～450℃的烃组分的馏分油。供氢烃前身物物流SHSBF，可以是来自分离第一加氢反应流出物R10P得到的含有常规沸点为300～490℃或330～450℃的烃组分的馏分油。本发明，第一加氢反应过程R10，使用的上流式反应器R1X至少为2台，第一台反应器R101E的反应空间可以分为至少2个串联操作的子反应空间R101E1、R101E2；劣质烃HDS分为两路或多路分路原料HDS1、HDS2等，第一路劣质烃HDS1进入第一子反应空间R101E1，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子反应空间R101E2，存在的其余分路劣质烃直接进入后续对应子加氢反应区。本发明，第一加氢反应过程R10可以设置中间液体产物分段循环模式，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS分为N路分路原料HDS1、HDS2、...、HDSN，其中N≥2；在第一加氢反应过程R10，使用的上流式反应器R1X的台数为M，M≥N+1；分路劣质烃HDSX进入第X台上流式反应器R1XE；自第N台上流式反应器R1NE的内部空间获得主要由液相组成的物流R1NE-SL，至少一部分物流R1NE-SL循环返回选自R101E至R1NE范围内的任意反应器的反应空间；自第M台上流式反应器R1ME的内部空间获得主要由液相组成的物流R1ME-SL，至少一部分物流R1ME-SL循环返回至反应器R1NE后的任意一台反应器的反应空间。本发明，第一加氢反应过程R10，反应温度可以按反应器顺序递增，加氢精制功能可以按反应器顺序递减，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，第1台反应器R101E到第N台上流式反应器R1NE的空间平均反应温度TA，比反应器R1NE后的全部上流式反应器的空间平均反应温度TB：通常低至少10℃、一般低10～50℃；第1台反应器R101E到第N台上流式反应器R1NE的氢耗量中加氢精制氢耗量的比例PA，比反应器R1NE后的全部上流式反应器的氢耗量中加氢精制氢耗量的比例PB：通常高出至少0.1、一般高出0.1～0.5。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10的操作条件通常为：温度为300～500℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10的操作条件一般为：温度为350～460℃、压力为10.0～25.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～2000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.01～5.0％、体积空速为0.2～5.0hr-1。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10的操作条件较佳者为：温度为380～460℃、压力为17.0～23.0MPa、氢气/原料油体积比为500∶1～1200∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.3～3.0％、体积空速为0.3～2.0hr-1。在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10通常为：第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的氢元素重量含量高于9.0％；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的重量化学氢耗高于1.5％(对劣质烃HDS重量)；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的脱残炭率大于50％；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的加氢裂化转化率大于25％。在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10一般为：第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的氢元素重量含量高于10.0％；劣质烃HDS在第一加氢反应过程R10的重量化学氢耗高于2.5对劣质烃HDS重量)％；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的脱残炭率大于70％；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的加氢裂化转化率大于40％。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10使用的加氢反应器R1X：通常为1～5台、一般为2～4台。本发明，供氢烃前身物物流SHSBF主要由常规沸点为350～450℃的煤焦油馏分组成时，以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的操作条件通常为：温度为250～460℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1；化学纯氢耗量为0.5～4.5％重量。本发明，在回收部分SR，至少一部分富氢气气体SRV可以作为待提纯氢气SRV-C进入氢气提纯单元GH100分离为提纯氢气SRV-CH和提纯尾气SRV-CC，至少一部分提纯氢气SRV-CH返回加氢反应过程循环使用本发明，可以使用循环氢气降低物流R10P-HH中水蒸气分压，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油；(2)在回收过程SR，回收第一加氢反应流出物R10P得到体积上主要由氢气组成的富氢气气体SRV和主要由常规液态烃组成的液体物流SRL，至少第一部分富氢气气体SRV返回第一加氢反应过程R10作为反应过程用循环氢气SRV-TO-R10循环使用，至少第二部分富氢气气体SRV与基于第一加氢反应流出物R10P的含有第一加氢反应流出物R10P中大部分氢气、大部分水蒸气的物流R10P-HH混合后作为降低水蒸气分压的循环氢气SRV-200循环使用；循环氢气SRV-TO-R1，最终循环进入到富氢气气体SRV中；循环氢气SRV-R200，最终循环进入到富氢气气体SRV中。本发明，加工煤焦油F00的第一种加工流程是：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油F00；在煤焦油F00分离部分FRAC，煤焦油F00分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L和主要由常规沸点大于360℃的烃组成的包含常规沸点高于450℃的烃HD的重馏分F0H，至少一部分重馏分F0H用作劣质烃HDS；至少一部分轻馏分F0L进入预加氢过程RF0L转化为加氢反应流出物RF0L-P，加氢反应流出物加氢反应流出物RF0L-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10；通常，加氢反应流出物RF0L-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10的第一子加氢反应区R101。本发明，加工煤焦油F00的第二种加工流程是：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油F00；在煤焦油F00分离部分FRAC，煤焦油F00分离为主要由常规沸点为60～450℃的烃组成的轻馏分F0LM和主要由常规沸点大于450℃的烃组成的重馏分F0D，至少一部分重馏分F0D用作劣质烃HDS；至少一部分轻馏分F0LM进入预加氢过程RF0LM转化为加氢反应流出物RF0LM-P，加氢反应流出物RF0LM-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10；通常，加氢反应流出物RF0LM-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10的第一子加氢反应区R101。本发明，加工煤焦油F00的第三种加工流程是：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油F00；在煤焦油F00分离部分FRAC，煤焦油F00分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～450℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于450℃的烃组成的重馏分F0D，至少一部分重馏分F0D用作劣质烃HDS；至少一部分中馏分F0M进入预加氢过程RF0M转化为加氢反应流出物RF0M-P，加氢反应流出物RF0M-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10；通常，加氢反应流出物RF0M-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10的第一子加氢反应区R101。本发明，加工煤焦油F00的第四种加工流程是：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油F00；在煤焦油F00分离部分FRAC，煤焦油F00分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～450℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于450℃的烃组成的重馏分F0D，至少一部分重馏分F0D用作劣质烃HDS；至少一部分中馏分F0M进入预加氢过程RF0M转化为加氢反应流出物RF0M-P，加氢反应流出物RF0M-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10；(2)在回收过程SR，回收第一加氢反应流出物R10P得到体积上主要由氢气组成的富氢气气体SRV和主要由常规液态烃组成的液体物流SRL，至少一部分富氢气气体SRV返回加氢反应过程循环使用；(3)在深度加氢改质反应过程R20，在氢气和深度加氢改质催化剂R02C存在条件下，至少一部分液体物流SRL进行深度加氢改质反应R20R得到深度加氢改质反应产物R20P，深度加氢改质反应R20R的效果是脱除杂质或降低烃油密度或降低烃油沸点；至少一部分轻馏分F0L的加氢改质反应过程与至少一部分SRL的深度加氢改质反应过程R20共用。本发明，第一加氢反应过程R10，使用的上流式反应器R1X至少为2台，第一台反应器R101E的反应空间可以分为至少2个串联操作的子反应空间R101E1、R101E2；劣质烃HDS分为两路或多路分路原料HDS1、HDS2等，第一路劣质烃HDS1通过第一台反应器R101E的底部入口进入第一子反应空间R101E1，第二路劣质烃HDS2通过布置在第一台反应器R101E内的流体分布器进入第二子反应空间R101E2，存在的其余分路劣质烃通过布置在第一台反应器R101E内的流体分布器进入后续对应子反应区空间。具体实施方式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。本发明所述高芳烃，指的是含有三环和或多环芳烃的芳烃浓度高的油品如中低温煤焦油。本发明所述三环结构芳烃指的是含有三个环结构且其中至少一个环属于芳环的烃类，如芴、氧芴、硫杂芴、咔唑、二苯并吡啶、蒽、菲及其带侧链组分或其部分加氢饱和产物。本发明所述多环结构芳烃指的是含有四个或更多环结构且其中至少一个环属于芳环的烃类。本发明所述多环芳烃指的是含有四个或更多相邻芳环结构基团的烃类，在热裂化反应过程通常有发生热缩合的倾向。本发明所述的杂质元素指的是原料油中非氢、非碳、非金属元素如氧、硫、氮、氯等。本发明所述的杂质加氢产物指的是原料油中非氢、非碳元素的加氢产物，包括水、硫化氢、氨、氯化氢等。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值，除非特别说明，均为重量基准值，重量百分率表示为重量％。本发明所述的烃物流或烃组分的化学氢耗量，除非特别说明，均为重量化学氢耗量与烃物流或烃组分的重量的比值，即重量基准值化学氢耗量。本发明所述单六元环烃，可以是环己烷系烃也可以是苯系烃，通常为C6～C10烃。本发明所述石脑油馏份指的是常规沸点一般为60～180℃、通常为60～165℃的烃类。本发明所述柴油馏份指的是常规沸点一般为160～370℃、通常为180～360℃的烃类。本发明所述轻柴油馏份指的是常规沸点一般为155～280℃、通常为165～270℃的烃类。本发明所述重柴油馏份指的是常规沸点一般为250～370℃、通常为260～360℃的烃类。以下详细描述煤焦油及其加氢改质过程。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。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。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2.5～18％、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芳环数分布统计表。表1典型中温煤焦油中不同沸程馏分芳环数分布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。本发明所述高芳碳率劣质烃HDS，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；本发明所述第一加氢反应过程R10进行的加氢反应过程，可以加工1种劣质烃HDS，也可以加工2种或多种不同沸程的劣质烃HDS；本发明所述第一加氢反应过程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催化剂床层可以相同或不同，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。按照本发明，所述煤焦油进行加氢处理之前或进行分馏之前，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。烃原料HDS加氢改质过程UHP的工艺流程范围，通常开始于烃原料HDS的加氢热裂化、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包括第一加氢反应过程R10、第一加氢反应流出物R10P分离过程、加氢提质过程R20、加氢提质生成油的分馏过程、加氢热裂化尾油的循环裂化过程、加氢提质尾油的循环裂化过程。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、加氢提质生成油中的不适合作为石脑油或轻质柴油组分的高沸点烃，通常主要由常规沸点高于300℃或330℃或360℃的烃组分组成。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。煤焦油轻馏分的深度加氢改质过程，或分离第一加氢反应流出物R10P所得物流SRLX，进行的深度加氢改质反应R20R得到深度加氢改质反应产物R20P，通常使用加氢脱硫剂、加氢脱氮剂、芳烃加氢饱和剂以及环烷烃加氢开环催化剂、加氢异构化催化剂、加氢裂化催化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。以下详细描述本发明的特征部分。本发明一种高芳碳率劣质烃分路进料的上流式加氢热裂化方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在第一加氢反应过程R10，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，高芳碳率劣质烃HDS进行第一加氢反应R10R得到第一加氢反应产物BASE-R10P；劣质烃HDS，是包含常规沸点高于450℃的烃组分HD的高芳碳烃料；劣质烃HDS，包含常规液态烃原料HDSL，可能包含固体颗粒原料HDSS；第一加氢反应R10R，包含至少一部分液态烃原料HDSL中烃组分HD的加氢精制反应，包含至少一部分液态烃原料HDSL中烃组分HD的加氢热裂化反应，可能包含至少一部分可能存在的固态物料HDSS的加氢反应；第一加氢反应R10R的加氢精制反应包含不饱和烃的加氢饱和反应和或含杂质烃的加氢氢解反应；第一加氢反应过程R10，使用上流式加氢反应器R10E，可能使用加氢催化剂R10C；第一加氢反应过程R10使用加氢催化剂时，使用的上流式加氢反应器R10E的反应空间有催化剂进入、催化剂排出；可能有部分第一加氢反应产物BASE-R10P沉积或停留或循环于加氢反应器R10E内部空间；第一加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的至少包含气相和液相的混相物料；基于第一加氢反应产物BASE-R10P的物料用作第一加氢反应流出物R10P；第一加氢反应流出物R10P用于排出第一加氢反应产物BASE-R10P，为含有氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的至少包含气相和液相的混相物料；第一加氢反应流出物R10P，以1路或2路或多路物料R10PX的形式出现，不同R10PX物流的组成和相态相同或不同；第一加氢反应过程R10，包含2个或多个串联操作的子加氢反应区R101、R102等；劣质烃HDS分为两路或多路分路原料HDS1、HDS2，分路原料分别进入不同子加氢反应区R101、R102，第一路劣质烃HDS1进入第一子加氢反应区R101，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子加氢反应区R102，可能存在的其余分路劣质烃直接进入后续对应子加氢反应区；所述某分路原料HDSN直接进入第N子加氢反应区R10N，指的是该分路原料HDSN或其加氢转化物进入第N子加氢反应区R10N之前，不通过子加氢反应区R10N之前的任意子加氢反应区；基于上游子加氢反应区的反应流出物的包含至少一部分常规液态烃的物流进入下游相邻子加氢反应区，第一子加氢反应区R101得到第一子加氢反应区R101的反应流出物R101P，基于反应流出物R101P的包含至少一部分加氢生成油R101P0的物流R101PX进入第二子加氢反应区R102，最后一个子加氢反应区的反应流出物作为第一加氢反应流出物R10P使用；(2)在回收过程SR，回收第一加氢反应流出物R10P得到体积上主要由氢气组成的富氢气气体SRV和主要由常规液态烃组成的可能含有固体颗粒的液体物流SRL，至少一部分富氢气气体SRV返回加氢反应过程循环使用。本发明，劣质烃HDS通常选自下列物料中的一种或几种：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS选自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，热加工过程是焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；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。本发明，最好劣质烃HDS主要由常规沸点高于450℃烃组分HD组成。本发明，第一加氢反应过程R10使用的加氢催化剂R10C，可以是一种复合型煤焦油加氢催化剂，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∶1000至1∶10；所述高活性组分为钼、镍、钴或钨金属的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂水含量低于2wt％，粒子直径为1～100μm的粉状颗粒。本发明，在第一加氢反应过程R10，第一加氢反应R10R，包含至少一部分液态烃原料HDSL中烃组分HD的加氢精制反应，包含至少一部分液态烃原料HDSL中烃组分HD的加氢热裂化反应；第一加氢反应过程R10，使用的加氢催化剂R10C至少包含Mo元素，Mo在第一加氢反应过程R10的主体工作形态为M0S2中。本发明，在第一加氢反应过程R10，第一加氢反应R10R，使用的加氢催化剂R10C至少包含半焦固体颗粒。本发明，可以设置深度加氢改质反应过程R20，此时，其特征在于：(3)在深度加氢改质反应过程R20，在氢气和深度加氢改质催化剂R20C存在条件下，至少一部分液体物流SRL或基于物流SRL的脱除固体颗粒的物流SRLX，进行深度加氢改质反应R20R得到深度加氢改质反应产物R20P，深度加氢改质反应R20R的效果是脱除杂质或降低烃油密度或降低烃油沸点或提高十六烷值；深度加氢改质反应R20R包含下列反应的一种或几种：①芳烃深度加氢饱和反应；②烃类深度加氢脱氮反应；③环烷烃加氢开环反应；④烃类加氢裂化反应；⑤烃类加氢异构化反应。本发明，通常，深度加氢改质反应过程R20的操作条件为：温度为250～440℃、压力为4.0～30.0MPa、催化剂R22体积空速为0.02～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1；加氢改质催化剂R20C为1种催化剂或2种催化剂组合使用或多种催化剂组合使用。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油时，其胶质沥青质含量为10～90％、残炭为0.01～25％、金属含量为2～2000PPm；第一加氢反应过程R10的反应效果通常为，有机氧加氢脱除率大于40％、胶质沥青质加氢脱除率大于40％、残炭加氢脱除率大于35％，金属加氢脱除率大于60％。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油时，其胶质沥青质含量为40～80％、残炭为5～20％、金属含量为50～700PPm；第一加氢反应过程R10的反应效果一般为，有机氧加氢脱除率大于60％、胶质沥青质加氢脱除率大于60％、残炭加氢脱除率大于70％，金属加氢脱除率大于80％。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油时，其胶质沥青质含量为10～90％、残炭为0.01～25％、金属含量为2～2000PPm；在第一加氢反应过程R10，烃组分HD的加氢裂化转化率通常大于25％。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油时，其胶质沥青质含量为40～80％、残炭为5～20％、金属含量为50～700PPm；第一加氢反应过程R10，烃组分HD的加氢裂化转化率一般大于45％。本发明，可以设置热高压分离过程R1M-THPS，此时，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，在子加氢反应区设置热高压分离过程R1M-THPS；在热高压分离过程R1M-THPS，分离子加氢反应区反应流出物R1MP得到含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的常规液态烃的热高分液体R1M-THPS-L和净产物物流R1M-THPS-PP，R1M-THPS-L中可能含有固体粒子；净产物物流R1M-THPS-PP进入下游相邻子加氢反应区；基于热高分液体R1M-THPS-L的包含烃类液体的物流R1M-THPS-LR返回上游加氢反应区R1Z作为循环液相使用；定义R1M-THPS-LR的重量流率与上游加氢反应区R1Z及R1Z上游全部加氢反应区的劣质烃HDS原料的总重量流率之比为循环比KR100，循环比KR100通常为0.05～30、一般为2～10。本发明，完成热高压分离过程R1M-THPS的设备结构的第一种方式是设置反应器期内液体收集系统，此时，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，在子加氢反应区设置热高压分离过程R1M-THPS；热高压分离过程RTHPS，设置在子加氢反应区的加氢反应器的上部空间，以液体收集器、导液管道、循环泵、送液管道组成的系统使R1M-THPS-LR注入上游加氢反应空间R1Z中。本发明，完成热高压分离过程R1M-THPS的设备结构的第二种方式是设置独立的热高压分离器R1M-THPS-E，此时，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，在子加氢反应区设置热高压分离过程R1M-THPS；热高压分离过程R1M-THPS，在独立的热高压分离器R1M-THPS-E中完成；在热高压分离器R1M-THPS-E中，分离子加氢反应区反应流出物R1MP得到含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的常规液态烃的热高分液体R1M-THPS-L和净产物物流R1M-THPS-PP，R1M-THPS-L中可能含有固体粒子；净产物物流R1M-THPS-PP进入下游相邻子加氢反应区。本发明，在回收过程分SR，可以设置热高压分离过程THPS，其特征在于：(2)在回收过程分SR，设置热高压分离过程THPS；在热高压分离过程THPS，分离第一加氢反应流出物R10P得到含有氢气、杂质加氢产物、常规气体烃和常规沸点低于350℃的常规液态烃的热高分气体THPS-V和含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的常规液态烃的热高分液体THPS-L，THPS-L中可能含有固体粒子；热高压分离过程THPS的操作条件通常为：温度为250～460℃、压力为4.0～30.0MPa；热高压分离过程THPS的操作条件一般为：温度为350～440℃、压力为10.0～25.0MPa。本发明，在回收过程分SR，可以设置热高分油循环物流THPS-LR，其特征在于：(2)在回收过程分SR，设置热高压分离过程THPS；在热高分液体R10P-SL分流部分，基于热高分液体THPS-L的包含烃类液体的物流THPS-LR返回第一加氢反应过程R10；定义THPS-LR中常规沸点大于450℃烃组分的重量流率与劣质烃原料HDS中HD组分的重量流率之比为循环比K，循环比K通常为0.05～10、一般为0.5～2。本发明，在回收过程分SR，可以设置冷低分油循环吸收油LLPS-LA，其特征在于：(2)在回收过程分SR，设置冷高压分离过程LHPS、冷低压分离过程LLPS、冷低分油循环洗涤常规气体烃过程；在冷高压分离过程LHPS，基于第一加氢反应流出物R10P的包含第一加氢反应流出物R10P中大部分氢气组分的物流R10P-H100被分离为在体积上主要由氢气组成的富氢气气体LHPS-V和主要由常规液态烃组成的液体物流LHPS-L；富氢气气体LHPS-V用作SRV使用；在冷低压分离过程LLPS，液体物流LHPS-L降压后分离为富含常规气体烃的冷高分气LLPS-V和和主要由常规液态烃组成的液体物流LLPS-L；第一部分液体物流LLPS-L用作吸收油LLPS-LA，与基于第一加氢反应流出物R10P的包含第一加氢反应流出物R10P中大部分氢气组分的物流R10P-H100混合后进入冷高压分离过程LHPS；剩余部分液体物流LLPS-L用作冷低分油产物LLPS-LP；通常，冷高压分离过程LHPS的操作条件为：温度为20～70℃、压力为6.0～30.0MPa；通常，冷低压分离过程LLPS的操作条件为：温度为20～70℃、压力为0.01～3.0MPa；通常，定义吸收油LLPS-LA的重量流率与冷低分油产物LLPS-LP重量流率之比为吸收油循环比K300，K300通常0.05～10；一般，冷高压分离过程LHPS的操作条件为：温度为20～50℃、压力为8.0～25.0MPa；、一般，冷低压分离过程LLPS的操作条件为：温度为20～50℃、压力为0.2～1.0MPa；一般，K300为0.5～4。本发明，在第一加氢反应过程R10，使用加氢催化剂R10C时，上流式加氢反应器R1E的结构形式，可以选自下列中的1种或几种：①悬浮床；②沸腾床；③移动床。本发明，在第一加氢反应过程R10，存在的固体颗粒可以选自下列中的一种或几种：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其它存在于第一加氢反应产物BASE-R10P中的颗粒。本发明，劣质烃HDS来自中低温煤焦油且分为两路时，其特征在于各步骤的操作条件为：①劣质烃HDS来自中低温煤焦油；第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为300～480℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；化学纯氢耗量：通常为0.5～5.0％重量(对劣质烃HDS的重量)、一般为1.5～4.5％重量(对劣质烃HDS的重量)；劣质烃HDS分为两路，第一路劣质烃HDS1进入第一子加氢反应区R101，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子加氢反应区R102；串联布置的上游子加氢反应区的反应流出物进入下游相邻子加氢反应区，第一子加氢反应区反应流出物R101P进入第二子加氢反应区R102，第二子加氢反应区反应流出物R102P即最后一个子加氢反应区的反应流出物作为第一加氢反应流出物R10P使用；第一路劣质烃HDS1占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.10～0.90、一般为为0.30～0.70、最好为0.40～0.60。本发明，劣质烃HDS来自中低温煤焦油且分为三路时，其特征在于各步骤的操作条件为：①劣质烃HDS来自中低温煤焦油；第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为300～480℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；化学纯氢耗量：通常为0.5～5.0％重量(对劣质烃HDS的重量)、一般为1.5～4.5％重量(对劣质烃HDS的重量)；劣质烃HDS分为三路，第一路劣质烃HDS1进入第一子加氢反应区R101，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子加氢反应区R102，第三路劣质烃HDS3直接进入第三子加氢反应区R103；串联布置的上游子加氢反应区的反应流出物进入下游相邻子加氢反应区，第一子加氢反应区反应流出物R101P进入第二子加氢反应区R102，第二子加氢反应区反应流出物R102P进入第三子加氢反应区R103，第三子加氢反应区反应流出物R103P即最后一个子加氢反应区的反应流出物作为第一加氢反应流出物R10P使用；第一路劣质烃HDS1占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.1～0.75、一般为0.15～0.5、最好为0.25～0.45，第二路劣质烃HDS2占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.1～0.75、一般为0.15～0.5、最好为0.25～0.45。本发明，劣质烃HDS来自中低温煤焦油且分为四路时，其特征在于各步骤的操作条件为：①劣质烃HDS来自中低温煤焦油；第一加氢反应过程R10的操作条件为：温度为300～480℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；化学纯氢耗量：通常为0.5～5.0％重量(对劣质烃HDS的重量)、一般为1.5～4.5％重量(对劣质烃HDS的重量)；劣质烃HDS分为四路，第一路劣质烃HDS1进入通过第一子加氢反应区R101，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子加氢反应区R102，第三路劣质烃HDS3直接进入第三子加氢反应区R103，第四路劣质烃HDS4直接进入第四子加氢反应区R104；串联布置的上游子加氢反应区的反应流出物进入下游相邻子加氢反应区，第一子加氢反应区反应流出物R101P进入第二子加氢反应区R102，第二子加氢反应区反应流出物R102P进入第三子加氢反应区R103，第三子加氢反应区反应流出物R103P进入第四子加氢反应区R104，第四子加氢反应区反应流出物R104P即最后一个子加氢反应区的反应流出物作为第一加氢反应流出物R10P使用；第一路劣质烃HDS1占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、最好为0.20～0.30，第二路劣质烃HDS2占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、最好为0.20～0.30，第三路劣质烃HDS32占全部劣质烃HDS的比例：通常为0.05～0.5、一般为0.15～0.4、最好为0.20～0.30。本发明，在第一加氢反应过程R10中，劣质烃HDS来自中低温煤焦油，劣质烃HDS分为第一路劣质烃HDS1和后续分路劣质烃，后续分路劣质烃直接进入子加氢反应区时的温度比第一路劣质烃HDS1直接进入第一子加氢反应区R101时的温度：通常低10℃以上、一般低30℃以上、最大幅度可低50℃以上。本发明，在回收过程SR，富氢气气体SRV的H2体积浓度：通常大于75％、一般大于85％、最好大于90％。本发明，在第一加氢反应过程R10，含有供氢烃SH的供氢烃物流SHS，可以进入子加氢反应区与劣质烃HDS的HD组分或其加氢转化物接触；所述供氢烃SH指的是常规沸点高于330℃的部分饱和的双环芳烃和或部分饱和的多环芳烃；物流SHS中供氢烃SH重量与物流SHS中常规液态烃组分总重量之比值，高出劣质烃HDS中供氢烃SH重量与劣质烃HDS中常规液态烃组分总重量之比值至少3重量％；物流SHS中常规液态烃组分氢元素平均重量含量高出劣质烃HDS的氢元素重量含量至少1.5重量％。本发明，物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例：通常高于10重量％、一般高于15重量％、最好高于20重量％；定义供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与劣质烃HDS中常规沸点高于450℃的烃组分HD的重量流量HDW之比KSH＝SHSW/HDW，KSH：通常为0.1～10.0、一般为0.5～5.0、最好为1.0～3.0。本发明，在第一加氢反应过程R10，供氢烃物流SHS，可以全部进入第一子加氢反应区R101，或者供氢烃物流SHS的30～60％作为第一路供氢烃物流SHS1进入第一子加氢反应区R101而剩余的供氢烃物流SHSX进入其它子加氢反应区。本发明，供氢烃物流SHS可以来自加工供氢烃前身物物流SHSBF的以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的加氢反应流出物HPU1P；物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于6重量％；供氢烃物流SHS的重量流量SHSW与劣质烃HDS中常规沸点高于450℃的烃组分HD的重量流量HDW之比K＝SHSW/HDW，K为0.1～10。本发明，加工煤焦油重油时可以煤焦油轻馏分为供氢烃前身物物流SHSBF，其特征在于：劣质烃HDS为来自煤焦油的主要由常规沸点高于450℃的烃组分HD组成的物流；供氢烃物流SHS中供氢烃SH重量占常规液态烃组分总重量比例高于10重量％；K为0.2～5；供氢烃前身物物流SHSBF选自下列物流中的一种或几种：①主要由常规沸点为350～450℃的低温煤焦油馏分组成的物流；②主要由常规沸点为350～450℃的中温煤焦油馏分组成的物流；③主要由常规沸点为230～450℃的高温煤焦油馏分组成的物流；④主要由包含常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的低温煤焦油馏分组成的物流；⑤主要由包含常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的中温煤焦油馏分组成的物流；⑥主要由脱酚后的常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的低温煤焦油馏分组成的物流；⑦主要由脱酚后的常规沸点为120～350℃馏分和常规沸点为350～450℃馏分的中温煤焦油馏分组成的物流。本发明，加工煤焦油重油且以煤焦油轻馏分MF为供氢烃前身物物流SHSBF时，其特征在于：在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的主要由常规沸点为350～450℃的烃MF组成的物流MFS进行制供氢烃加氢反应HPU1R，至少一部分烃组分MF完成加氢改性反应得到加氢反应流出物HPU1P，基于加氢反应流出物HPU1P得到的供氢烃物流SHS选自下列物流的一个或几个：①反应流出物HPU1P用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；②反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；③反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS进入加氢反应区HPU21，至少一部分热高分油HPU1-HSO降压、脱气后所得液体HPU1-HSOA与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；④反应流出物HPU1P进入冷高压分离过程HPU1-CS分离为冷高分油HPU1-CSO和冷高分气HPU1-CSV，至少一部分冷高分油HPU1-CSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；⑤分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；⑥分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1P0和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1P0得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分主要由常规沸点为350～450℃的富含供氢烃组分组成的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21。本发明，加工煤焦油重油且以煤焦油轻馏分LMF为供氢烃前身物物流SHSBF时，其特征在于：在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，来自煤焦油的含有常规沸点为60～450℃烃LMF的物流LMFS完成深度加氢精制反应HPU1R转化为加氢反应流出物HPU1P，常规沸点为60～350℃的烃转化为石脑油和柴油组分，常规沸点为350～450℃的烃转化为富含供氢烃SH的加氢尾油，基于加氢反应流出物HPU1P得到的供氢烃物流SHS选自下列物流的一个或几个：①反应流出物HPU1P进入热高压分离过程HPU1-HS分离为热高分油HPU1-HSO和热高分气HPU1-HSV，至少一部分热高分油HPU1-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；②以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的中间反应流出物HPU1MP进入热高压分离过程HPU1M-HS分离为热高分油HPU1M-HSO和热高分气HPU1MP-HSV，至少一部分热高分油HPU1M-HSO用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS进入加氢反应区HPU21，至少一部分热高分油HPU1M-HSO降压脱气后所得脱气油HPU1M-HSOA与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；③分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21；④分离反应流出物HPU1P得到加氢生成油HPU1PO和富氢气体；在加氢生成油HPU1PO分馏部分，分离加氢生成油HPU1PO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分主要由常规沸点为350～450℃的富含供氢烃组分组成的物流用作供氢烃物流SHS，供氢烃物流SHS与重油物流HDS混合后进入加氢反应区HPU21。本发明，在以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1，最好以最大限度制取供氢烃为目标。供氢烃物流SHS，可以是来自分离第一加氢反应流出物R10P得到的含有常规沸点为300～490℃或者330～450℃的烃组分的馏分油。供氢烃前身物物流SHSBF，可以是来自分离第一加氢反应流出物R10P得到的含有常规沸点为300～490℃或330～450℃的烃组分的馏分油。本发明，第一加氢反应过程R10，使用的上流式反应器R1X至少为2台，第一台反应器R101E的反应空间可以分为至少2个串联操作的子反应空间R101E1、R101E2；劣质烃HDS分为两路或多路分路原料HDS1、HDS2等，第一路劣质烃HDS1进入第一子反应空间R101E1，第二路劣质烃HDS2直接进入第二子反应空间R101E2，存在的其余分路劣质烃直接进入后续对应子加氢反应区。本发明，第一加氢反应过程R10可以设置中间液体产物分段循环模式，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS分为N路分路原料HDS1、HDS2、...、HDSN，其中N≥2；在第一加氢反应过程R10，使用的上流式反应器R1X的台数为M，M≥N+1；分路劣质烃HDSX进入第X台上流式反应器R1XE；自第N台上流式反应器R1NE的内部空间获得主要由液相组成的物流R1NE-SL，至少一部分物流R1NE-SL循环返回选自R101E至R1NE范围内的任意反应器的反应空间；自第M台上流式反应器R1ME的内部空间获得主要由液相组成的物流R1ME-SL，至少一部分物流R1ME-SL循环返回至反应器R1NE后的任意一台反应器的反应空间。本发明，第一加氢反应过程R10，反应温度可以按反应器顺序递增，加氢精制功能可以按反应器顺序递减，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，第1台反应器R101E到第N台上流式反应器R1NE的空间平均反应温度TA，比反应器R1NE后的全部上流式反应器的空间平均反应温度TB：通常低至少10℃、一般低10～50℃；第1台反应器R101E到第N台上流式反应器R1NE的氢耗量中加氢精制氢耗量的比例PA，比反应器R1NE后的全部上流式反应器的氢耗量中加氢精制氢耗量的比例PB：通常高出至少0.1、一般高出0.1～0.5。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10的操作条件通常为：温度为300～500℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～4000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.001～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10的操作条件一般为：温度为350～460℃、压力为10.0～25.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～2000∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.01～5.0％、体积空速为0.2～5.0hr-1。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10的操作条件较佳者为：温度为380～460℃、压力为17.0～23.0MPa、氢气/原料油体积比为500∶1～1200∶1、加氢催化剂R10C加入重量为HDS重量的0.3～3.0％、体积空速为0.3～2.0hr-1。在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10通常为：第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的氢元素重量含量高于9.0％；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的重量化学氢耗高于1.5％(对劣质烃HDS重量)；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的脱残炭率大于50％；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的加氢裂化转化率大于25％。在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10一般为：第一加氢反应流出物R10P中常规液态烃的氢元素重量含量高于10.0％；劣质烃HDS在第一加氢反应过程R10的重量化学氢耗高于2.5对劣质烃HDS重量)％；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的脱残炭率大于70％；在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS的加氢裂化转化率大于40％。本发明，劣质烃HDS来自煤焦油，第一加氢反应过程R10使用的加氢反应器R1X：通常为1～5台、一般为2～4台。本发明，供氢烃前身物物流SHSBF主要由常规沸点为350～450℃的煤焦油馏分组成时，以供氢烃制备为目标的加氢反应区HPU1的操作条件通常为：温度为250～460℃、压力为6.0～30.0MPa、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1、加氢催化剂HPU3-CAT体积空速为0.05～5.0hr-1；化学纯氢耗量为0.5～4.5％重量。本发明，在回收部分SR，至少一部分富氢气气体SRV可以作为待提纯氢气SRV-C进入氢气提纯单元GH100分离为提纯氢气SRV-CH和提纯尾气SRV-CC，至少一部分提纯氢气SRV-CH返回加氢反应过程循环使用本发明，可以使用循环氢气降低物流R10P-HH中水蒸气分压，其特征在于：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油；(2)在回收过程SR，回收第一加氢反应流出物R10P得到体积上主要由氢气组成的富氢气气体SRV和主要由常规液态烃组成的液体物流SRL，至少第一部分富氢气气体SRV返回第一加氢反应过程R10作为反应过程用循环氢气SRV-TO-R10循环使用，至少第二部分富氢气气体SRV与基于第一加氢反应流出物R10P的含有第一加氢反应流出物R10P中大部分氢气、大部分水蒸气的物流R10P-HH混合后作为降低水蒸气分压的循环氢气SRV-200循环使用；循环氢气SRV-TO-R1，最终循环进入到富氢气气体SRV中；循环氢气SRV-R200，最终循环进入到富氢气气体SRV中。本发明，加工煤焦油F00的第一种加工流程是：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油F00；在煤焦油F00分离部分FRAC，煤焦油F00分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L和主要由常规沸点大于360℃的烃组成的包含常规沸点高于450℃的烃HD的重馏分F0H，至少一部分重馏分F0H用作劣质烃HDS；至少一部分轻馏分F0L进入预加氢过程RF0L转化为加氢反应流出物RF0L-P，加氢反应流出物加氢反应流出物RF0L-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10；通常，加氢反应流出物RF0L-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10的第一子加氢反应区R101。本发明，加工煤焦油F00的第二种加工流程是：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油F00；在煤焦油F00分离部分FRAC，煤焦油F00分离为主要由常规沸点为60～450℃的烃组成的轻馏分F0LM和主要由常规沸点大于450℃的烃组成的重馏分F0D，至少一部分重馏分F0D用作劣质烃HDS；至少一部分轻馏分F0LM进入预加氢过程RF0LM转化为加氢反应流出物RF0LM-P，加氢反应流出物RF0LM-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10；通常，加氢反应流出物RF0LM-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10的第一子加氢反应区R101。本发明，加工煤焦油F00的第三种加工流程是：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油F00；在煤焦油F00分离部分FRAC，煤焦油F00分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～450℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于450℃的烃组成的重馏分F0D，至少一部分重馏分F0D用作劣质烃HDS；至少一部分中馏分F0M进入预加氢过程RF0M转化为加氢反应流出物RF0M-P，加氢反应流出物RF0M-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10；通常，加氢反应流出物RF0M-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10的第一子加氢反应区R101。本发明，加工煤焦油F00的第四种加工流程是：(1)在第一加氢反应过程R10，劣质烃HDS来自煤焦油F00；在煤焦油F00分离部分FRAC，煤焦油F00分离为主要由常规沸点为60～360℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为360～450℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于450℃的烃组成的重馏分F0D，至少一部分重馏分F0D用作劣质烃HDS；至少一部分中馏分F0M进入预加氢过程RF0M转化为加氢反应流出物RF0M-P，加氢反应流出物RF0M-P或其生成油或其生成油馏分油进入第一加氢反应过程R10；(2)在回收过程SR，回收第一加氢反应流出物R10P得到体积上主要由氢气组成的富氢气气体SRV和主要由常规液态烃组成的液体物流SRL，至少一部分富氢气气体SRV返回加氢反应过程循环使用；(3)在深度加氢改质反应过程R20，在氢气和深度加氢改质催化剂R02C存在条件下，至少一部分液体物流SRL进行深度加氢改质反应R20R得到深度加氢改质反应产物R20P，深度加氢改质反应R20R的效果是脱除杂质或降低烃油密度或降低烃油沸点；至少一部分轻馏分F0L的加氢改质反应过程与至少一部分SRL的深度加氢改质反应过程R20共用。本发明，第一加氢反应过程R10，使用的上流式反应器R1X至少为2台，第一台反应器R101E的反应空间可以分为至少2个串联操作的子反应空间R101E1、R101E2；劣质烃HDS分为两路或多路分路原料HDS1、HDS2等，第一路劣质烃HDS1通过第一台反应器R101E的底部入口进入第一子反应空间R101E1，第二路劣质烃HDS2通过布置在第一台反应器R101E内的流体分布器进入第二子反应空间R101E2，存在的其余分路劣质烃通过布置在第一台反应器R101E内的流体分布器进入后续对应子反应区空间。根据需要，可以将任一种补充硫加入预加氢过程R1和或深度加氢改质过程R2，以保证反应过程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或硫磺等。当预加氢过程R1的稀释油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。与煤焦油重馏分HDS全部进入第一加氢反应过程R1的第一子加氢反应区R101的方法相比，本发明的优点在于：①劣质烃HDS1的第一子加氢反应区R101的加氢生成油进入第二子加氢反应区R102充当该区劣质烃HDS2的稀释油，可有效降低第二子加氢反应区R102及后续子加氢反应区的总进料中烃组分HD的浓度，可有效降低第二子加氢反应区R102及后续子加氢反应区的总加氢反应的苛刻度；②当存在供氢烃物流SHS时，可以有效提高第一子加氢反应区R11入口液相物料的“供氢烃重量/煤焦油重油HDS1重量”比值KSH，可以有效提高后续子加氢反应区的入口液相物料的“供氢烃重量/煤焦油重油HDS1重量”比值KSH，增加烃组分HD获得活性氢速度、降低烃组分HD缩合结焦速度，有效缓解加氢热裂化反应的剧烈程度，利于减少热裂解造气反应、减少热缩合生焦反应、降低反应温升、提高装置平稳性；③原料油分路供料，可以增强第二子加氢反应区的新鲜原料HDS的浓度，对于第一子加氢反应区产物中的胶质沥青质和循环油中的焦质沥青质，增强了溶解和分散能力，利于提高沥青质轻质化转化率；④第一加氢反应过程R10，可以加工更加劣质的煤焦油重油或煤焦油；为生产劣质、重质煤焦油的煤转化工艺如高焦油收率的煤干馏工艺，开辟了有效的煤焦油加工道路，即可与生产劣质、重质煤焦油的煤转化工艺如煤干馏工艺，组合成为煤加工基础工艺。对照例一采用中国专利ZL201010217358.1一种非均相催化剂的煤焦油悬浮床加氢方法为本发明对照例一，选用的煤焦油原料的性质见表2，煤焦油原料的实沸点切割结果见表3。表2对照例一煤焦油原料的性质表3对照例一煤焦油实沸点切割结果组分重量收率，％对含水焦油水3.07馏分F0L，170℃～355℃馏分41.30馏分F0M，355℃～435℃馏分23.72馏分F0D，＞435℃馏分31.91总计100该煤焦油，经过常规方法脱水、除机械杂质预处理后，经蒸馏过程分离为IBP～355℃、355～435℃和大于435℃重馏分，大于355℃的“包含馏分F0L和馏分F0D”的混合馏分，作为悬浮床加氢反应器的原料油进行加氢裂化轻质化反应。所用催化剂为一种钼铁复合型悬浮床加氢催化剂，所用催化剂包括高活性金属组分钼与低活性金属组分铁，其中高活性组分金属钼与低活性组分金属铁的重量比为1∶500，催化剂水含量低于0.5wt％，粒子直径为1～100μm粉状颗粒。该催化剂是将铁含量为58wt％赤铁矿(主要成份为Fe2O3)粉碎成小于100μm的粉状颗粒，然后将10％的钼酸铵水溶液均匀地喷淋在颗粒上，喷淋量大约为钼∶铁重量比等于1∶500，经100℃下烘干1小时，得到含水量小于0.5wt％的粉状颗粒催化剂。表4为对照例一加氢热裂化反应过程工艺条件。本例的悬浮床加氢工艺过程为：首先将脱除了催化剂的循环油和/或煤焦油大于355℃重馏分油的一小部分与催化剂粒度小于100μm的粉状颗粒钼铁复合型悬浮床加氢催化剂(且金属钼∶铁重量比为1∶500)及硫化剂二甲基二硫醚一起在80℃的搅拌条件下充分混合均匀制得催化剂油浆，控制催化剂油浆的固体浓度在25wt％左右。然后催化剂油浆与其余大部分煤焦油大于355℃重馏分油原料及悬浮床加氢反应生成物经常压塔分馏后的含有催化剂的循环油(即约五分之四的常底重油)混和，经原料泵升压、混氢升温后进入悬浮床加氢反应器进行加氢裂化反应，工艺条件如表4所示，催化剂的加入量以控制活性组分的金属与煤焦油原料重量之比为0.9∶100，悬浮床反应器反应流出物经过高温分离器、低温分离器后得到液固相高低分油混合物流和富氢气体二部分。富氢气体用作循环氢。液固相高低分油混合物流经常压塔分馏后，塔顶得到小于355℃轻馏分油，塔底得到含有催化剂的常底重油，其中大部分(大约五分之四)常底重油作为循环油直接循环到悬浮床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应；其余小部分(大约五分之一)的常底重油采用过滤的方法进行固液分离，分离后得到催化剂残渣和悬浮床加氢重馏分油，这部分重馏分油或者直接和悬浮床的反应原料混合或者作为催化剂油浆制备的部分溶剂，循环进入悬浮床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应，脱出的催化剂外甩或再生。表5为对照例一加氢热裂化反应过程所得部分产物产率分布。采用本例悬浮床加氢工艺处理煤焦油的方法，可使轻质油(煤焦油拔出的常规沸点低于355℃的轻馏分和常规沸点低于355℃的加氢热裂化生成油)产率达到91.1wt％。试验得到的轻质油可采用现有的加工技术进行提质加工生产燃料油和化工原料。表4对照例一加氢热裂化反应过程工艺条件反应温度，℃450反应氢分压，MPa17～18空速，h-11.0氢油比，v/v900催化剂(包括再生催化剂)加入量(铁+钼)/原料油重量比0.9/100常底重油直接循环量/去减压塔脱固量4/1硫化剂二甲基硫醚/原料油2/100表5对照例一加氢热裂化反应过程所得部分产物产率分布基于上述数据，建设煤焦油加工量为50吨/时的煤焦油加氢转化装置，设置2台等体积悬浮床反应器R102E、R103E，每台反应器的空速为2.0h-1，总空速为1.0h-1。反应器R102E的平均操作温度为445℃、R103E的平均操作温度为455℃实施例一基于对照例一，按照本发明，将悬浮床加氢裂化新鲜原料即常规沸点大于355℃的煤焦油F00的馏分油作为劣质烃HDS使用，劣质烃HDS分为体积比为50∶50的第一路劣质烃HDS1和第二路劣质烃HDS2。基于对照例一，增加第一路劣质烃HDS1的悬浮床预加氢裂化反应器R101E，反应器R101E的空速为：对第一路劣质烃HDS1为2.0h-1，对总劣质烃HDS空速为4.0h-1，这样3台串联操作的悬浮床加氢反应器R101E、R102E、R103E的总空速为：总劣质烃HDS为0.8h-1。表6为实施例一加氢热裂化反应温度。本实施例的效果在于：①劣质烃HDS1的第一子加氢反应区R101即反应器R101E的加氢生成油进入第二子加氢反应区R102即反应器R102E充当该区劣质烃HDS2的稀释油，可有效降低第二子加氢反应区R102即反应器R102E的总进料中烃组分HD的浓度，可有效降低第二子加氢反应区R102的总加氢反应的苛刻度；②对第二子加氢反应区R102，可有效降低总体加氢反应数量、降低反应温升、降低平均反应温度、提高操作平稳性，利于减少热裂解造气反应、减少热缩合生焦反应；③第一子加氢反应区R101的平均操作温度，可以低于第二子加氢反应区R102的平均操作温度13℃，第二子加氢反应区R102的平均操作温度低于第三子加氢反应区R103即反应器R103E的平均操作温度12℃，第三子加氢反应区R103的平均操作温度同参考例的平均操作温度。表6实施例一加氢热裂化反应温度反应器R101E平均反应温度，℃430反应器R102E平均反应温度，℃443反应器R103E平均反应温度，℃455实施例二采用中国专利ZL201210022921.9一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法，对实施例一进行改进。在煤焦油F00分离部分FRAC，煤焦油F00分离为主要由常规沸点为60～355℃的烃组成的轻馏分F0L、主要由常规沸点为355～435℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M和主要由常规沸点大于435℃的烃组成的重馏分F0D，重馏分F0D用作劣质烃HDS；中馏分F0M进入预加氢过程RF0M转化为加氢反应流出物RF0M-P，加氢反应流出物RF0M-P进入第一加氢反应过程R10。预加氢过程RF0M的操作条件为：温度为270～410℃、压力为17.5MPa、氢气/原料油体积比为800∶1～2000∶1、加氢精制催化剂HPU3-CAT体积空速为0.55～0.70hr-1；化学纯氢耗量为2.5～3.0％，使中馏分F0M中的双环、三环芳烃发生部分加氢饱和反应。本实施例，常规沸点大于435℃的煤焦油F00的重馏分油作为劣质烃HDS使用，劣质烃HDS分为体积比为50∶50的第一路劣质烃HDS1和第二路劣质烃HDS2；很明显，与实施例一相比，常规沸点为355～435℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M不是直接进入第一加氢反应过程R10，而是通过采用固定床加氢精制反应器的预加氢过程RF0M转化为加氢反应流出物RF0M-P后进入第一加氢反应过程R10；与实施例一相比，3台悬浮床加氢反应器R11E、R12E、R13E的设备规格和结构不变，第一加氢反应过程R10对“重馏分F0D+中馏分F0M的预加氢过程RF0M加氢生成油”的总空速为0.8h-1。表7为实施例二加氢热裂化反应温度。本实施例的效果在于：①第一、第二悬浮床加氢裂化反应器的新鲜焦油原料的数量降低了约42.6％，即常规沸点为355～435℃的烃组成的中低温煤焦油中馏分F0M被其预加氢过程RF0M的加氢产物所充当的供氢烃物流SHS包含的加氢生成油所取代，3台悬浮床反应器的总氢耗和总反应放热量可以降低至少30％；②可显著降低3台悬浮床反应器的总温升及降低平均反应温度、提高操作平稳性，利于减少热裂解造气反应、减少热缩合生焦反应；③与实施一相比，部分悬浮床加氢反应任务被固定床加氢反应过程所取代，且固定床加氢反应过程位于使用悬浮床加氢反应器的第一加氢反应过程R10的上游，利于第一加氢反应过程R10的预热，可方便地实现分步提高劣质烃HDS投料量的开工过程，可方便地实现分步减少劣质烃HDS投料量的停工过程；④与实施一相比，形成了固定床加氢反应产物作为溶剂冲洗重馏分F0D悬浮床加氢热裂化反应过程热缩合物的在线不间断清洗流程，利于延长重馏分F0D悬浮床加氢热裂化反应过程连续运转周期。表7实施例二加氢热裂化反应温度反应器R101E平均反应温度，℃422反应器R102E平均反应温度，℃434反应器R103E平均反应温度，℃445～450实施例三组合应用中国专利申请CN105623724A公开的一种高芳烃产低碳数单六元环烃的加氢热裂化方法，对实施例二形成第二种产品方案。与实施例二相比，将第一加氢反应流出物R10P中的常规沸点为290～355℃的烃组分作为裂化循环油返回第一加氢反应过程R10而不是作为深度加氢改质反应过程R20原料使用，效果在于：①对第一加氢反应过程R10，增加了供氢烃总量，可进一步提高“供氢烃重量/煤焦油重油HDS1重量”比值KSH；②利用加氢热裂化反应过程的“选择性裂化功能”，最大限度多产碳数为6～10的环己烷系烃或苯系烃。当前第1页1 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