含蜡油料加氢、含渣油料加氢、催化剂循环的组合方法与流程
本发明涉及含蜡油料加氢、含渣油料加氢、催化剂循环的组合方法，适用于高芳烃蜡油braf的悬浮床加氢改性反应过程bra、减压渣油r10f的悬浮床加氢反应过程r10、易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp的分离循环过程xsx0的组合，存在于bra的bp经过r10二次使用，r10产物r10p中的bp经xsx0分离出富含bp物料返回bra循环累计，维持高倍率的bp循环比以增大颗粒数量和催化剂外表面积，bp提供大的单颗粒面积以防止重质沥青质hwa包裹催化剂颗粒形成过度的屏蔽效应，反应过程可同时使用难以机械分离的小粒径颗粒lp，部分含lp的产物渣油可返回bra或和r10循环累积，可大幅降低催化剂耗量、提高总体经济性；可有效提高单程转化率或降低反应温度、提高工艺稳定性，可降低投资、氢耗、能耗、催化剂消耗、气体收率，提高液收、提高生成油质量；可以实现催化剂高比率循环使用，能实现催化剂与其它纳米颗粒固体的分离，实现外排催化剂固体的提纯便于二次加工或回收，利于形成超低残渣排放率的工艺；可以使用钼基催化剂、供氢溶剂、稀释剂，原料油可分路进料加工；可优化悬浮床加氢热裂化反应过程r10、分馏过程、萃取过程的操作条件和操作结果。
背景技术：
本发明关注的主要问题是：在减压渣油r10f的悬浮床加氢反应过程r10，联合加工高芳烃蜡油braf时，如何优化催化剂粒度匹配、优化催化剂颗粒循环累计方法、优化二个反应过程的流程匹配，大幅降低催化剂耗量、提高催化反应效率，特别是提高重质沥青质hwa的加氢反应效率，提高产品质量，延长操作周期，提高轻质油收率，降低装置投资，提高工艺总体经济性。
以下结合减压渣油悬浮床加氢反应过程描述本发明。
本发明所述烃悬浮床加氢反应过程r10，加工的原料通常含有重油组分，所述重油组分的常规沸点：通常＞350℃、一般＞450℃、特别地＞530℃、更特别地＞570℃。
本发明所述重油r10f，主要由蜡油或和渣油组成，其主要的烃类组分的常规沸点：通常＞350℃、一般＞450℃、特别地＞530℃、更特别地＞570℃。
本发明所述减压渣油r10f，通常主要由常规沸点高于530℃的烃类组成。
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。
本发明所述重油r10f的上流式悬浮床加氢反应过程使用的催化剂r10c，在反应过程中的存在形态通常为硫化物，常见的催化剂有铁基硫化物、钼基硫化物、镍基硫化物、钴基硫化物等。
本发明所述上流式悬浮床加氢反应过程，可以使用上流式悬浮床加氢反应器，可以使用悬浮床和沸腾床组合式加氢反应器的加氢反应过程。
本发明所述重油r10f的上流式悬浮床加氢反应过程，发生的加氢反应，可以是以加氢精制反应为主要目标反应，可以是以加氢热裂化反应为主要目标反应。
本发明所述的加氢精制反应，可以是不饱和烃加氢饱和反应或部分加氢饱和反应，如烯烃加氢饱和反应、芳烃加氢饱和反应或芳烃部分加氢饱和反应；所述的加氢精制反应，可以是加氢脱杂元素(如硫、氮、氧、氯等)、加氢脱金属(如有机的铁、钒、镍等)；本发明所述的加氢热裂化反应，包括烃类产生热裂化自由基的热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应。
本发明所述重油r10f的上流式悬浮床加氢改性反应过程r10，其主要任务是发生至少一部分重油r10f的加氢芳烃部分饱和反应、至少一部分加氢脱杂质反应，当然，通常同时还发生热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分芳炭率更低、沸点更低的烃类产物。
本发明所述重油r10f的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程r10，其主要任务是发生至少一部分重油r10f的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分芳炭率更低、沸点更低的烃类产物，当然，通常同时加氢芳烃部分饱和反应、至少一部分加氢脱杂质反应，通常同时还发生热缩合反应比如生焦反应。
本发明所述重油r10f的上流式悬浮床加氢芳烃饱和反应过程r10，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15～45％，这样加氢芳烃饱和单程反应产物r10p中存在一定数量比如65～85％的尾油(加氢芳烃饱和产物渣油)thc-vr，比如，以针状焦原料氢化沥青为生产目标的含沥青高温煤焦油r10f的悬浮床加氢反应过程r10。
本发明所述重油r10f的上流式悬浮床加氢热裂化反应过程r10，发生至少一部分重油r10f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；重油上流式加氢热裂化反应过程r10，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％，这样加氢热裂化单程反应产物r10p中存在一定数量比如15～30％的尾油(加氢热裂化产物渣油)thc-vr。
本发明所述重油r10f的悬浮床加氢热裂化反应过程r10，使用悬浮床加氢反应器，发生至少一部分重油r10f中渣油组分(常规沸点高于530℃的烃类)的热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物(可气化、可蒸馏组分)；重油r10f的悬浮床加氢热裂化反应过程，通常还发生烃组分的加氢精制反应(烯烃的加氢饱和反应、芳烃的加氢饱和反应)、杂原子的氢解反应、有机金属的氢解反应，也发生烃类或烃类热解自由基的热缩合反应；所述热缩合反应可能生成焦炭或焦炭前驱体。
如果从组分结构的角度看，上流式悬浮床加氢产物渣油thc-vr本身就是原料r10f中重油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，与原料重油r10f的同沸程馏分相比，通常，其中的胶质含量、沥青质含量、残炭含量会不同程度升高，比如根据反应氢气分压、反应温度、催化剂种类、是否使用供氢溶剂、反应时间的不同，可能升高10～100％。
本发明中，易于机械分离的大粒径催化剂颗粒bp，其颗粒粒径：通常＞100纳米、一般＞300纳米、特别地＞500纳米、更特别地＞1000纳米。
本发明中，难以机械分离的小粒径颗粒lp，其颗粒粒径：通常＜100纳米、一般＜50纳米、特别地＜10纳米、更特别地＜5纳米。
本发明所述重油r10f的上流式悬浮床加氢反应过程，使用分散型颗粒催化剂，为了保证分散型颗粒催化剂的分散均匀度，含分散型催化剂颗粒的液相，通常形成悬浮液或和胶体，这样才能充分发挥催化剂的效能。
本发明所述重油r10f的上流式悬浮床加氢反应过程，使用易于机械分离的大粒径催化剂颗粒bp，因此，根据液相粘度、密度、流速的不同，根据固体颗粒密度、润湿性的不同，大粒径催化剂颗粒bp的适宜粒度存在上限，在催化剂存在量一定的条件下，催化剂r10c粒度的增大，不仅降低了催化剂的外表面积(即降低催化剂效率)、降低了催化剂的颗粒数(即降低催化剂分散均匀度)，还会引起催化剂颗粒沉降(即破坏悬浮状态)，因此，确保新添加或新生成的催化剂颗粒在反应过程r10不会沉降是限制大粒径催化剂颗粒bp的上限粒径的一个刚性条件，当然这里所说的催化剂颗粒不包括结焦导致粒径长大后的催化剂颗粒。在保证反应过程的单位体积的液相中催化剂r10c颗粒的重量和催化剂外表面积一定的前提下，为了降低补充的新鲜催化剂或催化剂基体物的用量，可以循环使用反应产物r10p带出的催化剂r10c颗粒，比如采用离心沉降方法，使用旋液分离器得到富集催化剂颗粒的底流并返回反应过程r10循环累积，这时，催化剂r10c颗粒的粒度不应太小，以利于分离回收。综合上述两项要求，可以试验得知优选的大粒径催化剂颗粒bp粒径范围，它同时具有以下特点：
①可以被高效率分离回收循环使用，通常循环比＞50、一般循环比＞100、特别地循环比＞1000；
②能够提供较多颗粒数(关系到催化剂分散度)、较大外表面积(关系到催化剂反应界面面积)。
对于烃悬浮床加氢反应过程r10使用的催化剂r10c而言，易于机械分离的大粒径催化剂颗粒bp的颗粒粒度：通常为0.080～3.000μm(微米)、一般0.120～2.000μm(微米)、较佳者为0.240～1.000μm(微米)、最佳者为0.500～0.80μm(微米)。
本发明所述重油r10f的上流式悬浮床加氢反应过程，使用难以机械分离的小粒径颗粒lp，通常分离悬浮床加氢生成油可以得到含lp的渣油或其含lp的萃取过程物料，然后返回r10循环累积。
石油基减压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物质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，以分子量高达几万以上的稳定结构集团即重质沥青质hwa为例，这些集团含有大量稠环芳烃单元并含有金属、硫、氮等元素，是具有多层结构的缔合物结构集团，其轻质化过程(加氢热裂化过程)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，其轻质化反应步骤数量最多，需要的反应时间最长；这些重质沥青质hwa分散相的分子尺寸(宽度或长度或厚度)可达几十～几百纳米甚至更大，对于粒度过小(比如颗粒粒度＜0.020～0.100μm)的催化剂颗粒会形成包裹屏蔽效应，一方面会形成缺氢环境从而引发热缩合反应、结焦反应，另一方面不利于催化剂表面的快速更替从而降低催化反应效率；这些重质沥青质hwa分散相的分子尺寸(宽度或长度或厚度)可达几十～几百纳米甚至更大，为了展开重质沥青质hwa的表面使之尽可能大表面积的同步接触催化剂表面，进行高效催化加氢反应，需要表面积(或粒度)相匹配的催化剂颗粒，即与重质沥青质hwa高效催化加氢反应相匹配的催化剂颗粒不宜过小，其颗粒宜为适宜大的粒度比如颗粒粒度宜为0.080～0.500μm甚至更大；在反应的过程中，催化剂颗粒与重质沥青质hwa中的稠环芳烃单元、芳烃、硫、氮等相互作用，存在的吸引力使其相互吸附而延长有效反应时间，同时催化剂粒度较大，可以防止沥青质集团的包裹屏蔽效应，抑制壁面形成缺氢环境从而抑制热缩合反应、结焦反应。或者说，在存在小粒度催化剂的条件下，同时存在适宜大粒度的催化剂，重质沥青质hwa的加氢热裂化反应效果将大幅的改善。这已经被试验所证实。
当然，对于多数石油基减压渣油所含的胶状沥青状组分分散相而言，通常含有大量的分子量约介于一千至一万的轻质沥青质lwa稳定结构集团，它们通常是胶状沥青状组分的大部分(以重量计算)，这些集团含有稠环芳烃单元并含有金属、硫、氮等元素，其具有较少层结构(比如仅有2层结构)的缔合物结构集团其轻质化过程(加氢热裂化过程)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几倍、几十倍的小分子，其轻质化反应步骤数量较多，需要的反应时间较长；这些轻质沥青质lwa分散相的分子尺寸(宽度或长度或厚度)仅约8～100纳米，分子数量庞大，它们在液相中广泛均匀分布，为了实现轻质沥青质mwa的加氢热裂化反应的同步性或均匀性，希望使用数量巨大的小粒度的催化剂颗粒组成胶体溶液，提高催化剂颗粒分散度、颗粒外表面积，即与轻质沥青质lwa高效催化加氢反应相匹配的催化剂颗粒宜适宜小，比如颗粒粒度宜为8～100纳米；当然，由于其对催化剂颗粒形成包裹屏蔽效应的能力远低于重质沥青质hwa，与轻质沥青质lwa高效催化加氢反应相匹配的催化剂颗粒，也可以用更小粒度的颗粒代替，比如可以使用颗粒粒度宜为＜5.0～10纳米(即0.005～0.010微米)，3纳米的长度约相当于10个并列苯环长度。
当然，对于多数石油基减压渣油所含的胶状沥青状组分分散相而言，通常还含有大量的分子量介于300(常规沸点360℃的碳21烃)至560(常规沸点540℃的碳40烃)的蜡油组分vgo分子以及其它芳炭率低的烃类大分子，多数情况下部分蜡油组分vgo(来自原料油、循环油)需要加氢热裂化反应，这些分子含有大量芳烃并含有硫、氮等元素，其轻质化过程(加氢热裂化过程)的主要任务是将这些蜡油分子加氢饱和、裂化，成为柴油、石脑油、常规气体烃的小分子；这些蜡油组分vgo分子(宽度或长度或厚度)仅约2～6纳米，分子数量庞大，它们在液相中广泛均匀分布，为了实现蜡油组分vgo加氢热裂化反应的同步性或均匀性，希望使用数量巨大的小粒度的催化剂颗粒组成胶体溶液，提高催化剂颗粒分散度、颗粒外表面积，即与蜡油组分vgo分子高效催化加氢反应相匹配的催化剂颗粒宜尽量小，比如颗粒粒度宜为＜5.0～10纳米(即0.005～0.010微米)。
对减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程而言，本质上讲，只有提高重质沥青质hwa的加氢反应转化率，才能够有效降低未转化沥青产率、降低缩合沥青产率、降低游离碳产率，进而改善循环渣油的组分性质(降低沥青质浓度、降低残碳值、提高催化剂携带比例)，进而提高循环油的循环比(降低催化剂补充量)，因此，如何提高重质沥青质hwa的加氢反应转化率，是减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程的一个关键性技术问题。
对于重质沥青质hwa的加氢反应而言，从接触催化反应机理上讲，大表面积催化剂颗粒能够把重质沥青质hwa结构集团展开，而小表面积催化剂可插入重质沥青质hwa结构集团的内部空隙、可附着于外表面，灵活接触重质沥青质hwa结构集团所含缩合芳环单元、芳环单元；同时组合使用大表面积(大颗粒)催化剂、小表面积(小颗粒)催化剂，比单独使用大表面积(大颗粒)催化剂、单独使用小表面积(小颗粒)催化剂，具有更为有效的协同效应。等催化剂重量条件下，大颗粒催化剂的表面积会远低于小颗粒催化剂的表面积，因此，为了降低大颗粒催化剂用量，必须进行分离回收循环利用。
为了充分利用二次使用巨大循环量的大粒径颗粒催化剂bp，可将bp(新加入料、循环料)引入高芳烃蜡油braf的悬浮床加氢改性反应过程bra生产供氢溶剂、然后悬浮床加氢改性反应产物brap中的bp以及供氢溶剂进入减压渣油r10f的悬浮床加氢反应过程r10使用。
至此，已经提出了本发明的基本构想：含蜡油料加氢、含渣油料加氢、催化剂循环的组合方法，适用于高芳烃蜡油braf的悬浮床加氢改性反应过程bra、减压渣油r10f的悬浮床加氢反应过程r10、易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp的分离循环过程xsx0的组合，存在于bra的bp经过r10二次使用，r10产物r10p中的bp经xsx0分离出富含bp物料返回bra循环累计，维持高倍率的bp循环比以增大颗粒数量和催化剂外表面积，bp提供大的单颗粒面积以防止重质沥青质hwa包裹催化剂颗粒形成过度的屏蔽效应，反应过程可同时使用难以机械分离的小粒径颗粒lp，部分含lp的产物渣油可返回bra或和r10循环累积，可大幅降低催化剂耗量、提高总体经济性；可有效提高单程转化率或降低反应温度、提高工艺稳定性，可降低投资、氢耗、能耗、催化剂消耗、气体收率，提高液收、提高生成油质量；可以实现催化剂高比率循环使用，能实现催化剂与其它纳米颗粒固体的分离，实现外排催化剂固体的提纯便于二次加工或回收，利于形成超低残渣排放率的工艺；可以使用钼基催化剂、供氢溶剂、稀释剂，原料油可分路进料加工；可优化悬浮床加氢热裂化反应过程r10、分馏过程、萃取过程的操作条件和操作结果。
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。
仅设置一个反应分离节流程的重油悬浮床加氢热裂化反应分离方法，如果设置含固体颗粒、含未转化渣油组分的循环重油的热裂化循环加氢系统，在反应段，为了防止原料油携带的难以热裂化的沥青质或热缩合焦炭或焦炭前驱体的过度积累形成高浓度沥青质的循环渣油恶化第一反应段的液相性质(使残炭值升高、粘度值升高、平均氢含量下降)，为了防止原料油携带的金属生成的硫化物固体、其它灰分、第一加氢热裂化反应过程存在的催化剂固体颗粒等固体的过度积累形成高浓度含固循环渣油，第一分离段必须排出一定比率的外排减压渣油；与新鲜渣油r10f相比，第一分离段外排减压渣油的固体颗粒携带率更高、沥青质浓度更高、沥青质更难以加氢热裂化处理。
在中国专利zl200980145006.5所述的淤浆加氢裂化反应过程20，可以联合加工重油12的减压渣油即物流4、重油12的减压蜡油即物流5a、淤浆加氢裂化反应过程20产物的分馏馏分蜡油即物流3、焦化过程30的焦化产物的分馏馏分蜡油即物流2，上述几路物料混合在一起进行联合淤浆加氢裂化反应，通过了全部的淤浆加氢裂化反应过程20。在该方法中，排出反应器的催化剂颗粒最终进入焦炭产品10中，不再循环返回淤浆加氢裂化部分，因此催化剂用量很大，催化剂成本太高。
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。得到可制成颗粒且运输时不粘在一起的沥青组合物。在该方法中，排出反应器的催化剂颗粒最终进入沥青产品中，不再循环返回淤浆加氢裂化部分，因此催化剂用量很大，催化剂成本太高。
设置含固体颗粒未转化渣油循环热裂化系统的渣油悬浮床加氢热裂化反应分离方法，其代表性工艺是意大利埃尼公司的est渣油悬浮床加氢热裂化工艺。
在est渣油悬浮床加氢热裂化工艺中，在减压渣油在悬浮床反应器中，在钼基催化剂存在和缓和的操作条件(温度约为400～425℃、压力约为15～17mpa)下进行加氢裂化，转化为轻产品。已转化的油进入分离系统，以回收气体、石脑油、中馏分油和蜡油，含氢气气相产物在分离出轻产品后进入胺洗部分，清洁含氢气气体经过再次压缩和补充氢气后循环回反应过程，从液相中回收馏分油。在est渣油悬浮床加氢热裂化工艺中，使用一种油溶性母体在反应器中转化为以微米颗粒或纳米级薄层形式存在的无载体的mos2。因为原料渣油携中的金属在反应过程生成的硫化物沉积形成单独相，不干扰裸露的mos2活性中心，所以在整个操作过程中催化剂实际上没有发生变化，因而不会老化，可以多次循环利用。由于催化剂以纳米级薄层形式存在，具有极大的外表面积、极高的分散度，其活化氢气、诱导芳环侧链断裂的效率很高。
在est渣油悬浮床加氢热裂化工艺中，对催化剂而言，生焦的影响很小、表面积大和不存在传质扩散阻力，使得est催化剂比载体催化剂具有更高的活性。很高的比活性(单位质量的活性)使得est催化剂的浓度仅需要维持在几千μg/g水平，即可形成良好的催化反应条件。因为催化剂在原料渣油中分散地很好，反应过程、反应放热在空间上是均匀的，因此温度控制是均匀的而不会发生局部过热。因此，金属含量高、沥青质含量高的渣油，选用这种无载体的悬浮床催化剂特别有效。渣油转化过程由热反应通过c-c键断裂产生自由基开始，自由基快速获得活性氢而实现加氢稳定，避免出现自由基的β裂变和它们的不断结合而导致生焦。在悬浮床中mos2薄层间的距离比载体催化剂与油分子间的距离小几个数量级，因此，缩短了自由基生成时间和自由基到达催化剂表面并完成加氢稳定过程所需时间，也就减少了生焦。mos2具有催化氢气使之转变为活性氢(氢原子)的能力、也具有活化芳环能力，使得芳烃加氢、残炭减少，并可通过c-杂原子键氢解进行加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧、加氢脱金属等反应脱除杂原子。
在est渣油悬浮床加氢热裂化工艺中，未转化的渣油与分散的催化剂、其它固体一道循环返回反应器。根据原料渣油质量对工艺苛刻度(反应时间和反应温度)进行优化，部分未转化渣油(其质量比新鲜原料渣油的同沸程组分更差，氢含量更低、残炭值更高)与新鲜渣油混合进行循环加氢热裂化反应，一方面使得能够轻质化的沥青质多次反应实现深度转化轻质化，一方面导致难以轻质化的沥青质多次热反应形成热缩合产物积累，在维持一定的外排渣油比率的条件下，及时排出部分难以转化的沥青质或焦炭前身物，使得循环渣油的性质长期处于处于稳定状态，避免循环渣油、第一反应段液相发生沥青质沉淀导致生焦和设备结垢，如此实现循环加氢热裂化直至接近完全转化，此处所述接近完全转化指的是外排尾油较少而不是渣油原料100％实现轻质化。为了限制来自原料渣油中的金属(主要是钒、镍、铁)硫化物的循环累积，必须排出少量(对新鲜渣油约3重量％的比率)的未转化渣油，未转化渣油中含有渣油烃类、携带的金属硫化物颗粒及其它固体。
在est渣油悬浮床加氢热裂化工艺中，早期使用的悬浮床加氢催化剂是微米级颗粒，后期使用的悬浮床加氢催化剂是粒径低于10纳米的颗粒，催化剂循环方式是分离悬浮床加氢生成油可以得到含催化剂颗粒的渣油或其萃取过程物料，然后返回r10循环累积。在est工艺中，没有考虑机械分离反应产物携带的催化剂颗粒以及将富催化剂颗粒物料返回悬浮床加氢反应过程的循环累积的方案。
以意大利埃尼公司的est渣油悬浮床加氢热裂化工艺为例，其外排含固渣油vr-outs中的烃油数量通常不高于5％、一般仅为原料渣油重量的2.5～3.3重量％，以下按3重量％计算，同时渣油单程转化率按68重量％。对于100万吨/年渣油原料而言，其数量为3万吨/年，由于反应过程液相中催化剂二硫化钼固体数量对原料油数量的比例为千分之几，按千分之二计算，这样外排含固渣油vr-outs中含有3万吨/年的烃油、烃油0.00625倍的催化剂二硫化钼固体颗粒(187.5吨/年)。由于钼基催化剂价格昂贵，即使仅按照100万元人民币/吨计算，二硫化钼固体颗粒(187.5吨/年)的价格高达1.875亿元人民币/年，因此，在保证操作效果不变的前提下，降低催化剂补充量具有巨大的经济价值，哪怕是将降低催化剂补充量降低仅仅10％，其节省的成本也是惊人的(1875万元人民币/年)。
前述的现有的仅设置一个反应分离节流程的重油悬浮床加氢热裂化反应分离方法中，外排含催化剂尾油与含催化剂循环渣油的组成是相同的，因此，从总体反应产物中的催化剂的回收量与排放量的分配比角度讲，实质上是一级催化剂提浓循环反应模式，因为只存在一个分配步骤，这种重油悬浮床加氢热裂化反应分离方法，至少存在以下缺点：
①在维持反应过程的催化剂存在量一定的前提下，为了降低新鲜催化剂补充量，必须增加含催化剂循环渣油的数量，但是，必然导致含催化剂循环渣油中的胶质、沥青质按比例增加，恶化反应过程的液相性质催；
也就是说，在维持反应过程液相中的催化剂浓度一定的条件下，为了降低催化剂补充量而增加催化剂循环量时，无法同时降低或控制反应过程中的胶质、沥青质数量；
②在维持反应过程液相中的催化剂浓度一定的条件下，增加催化剂循环量时可以降低催化剂补充量，如果同时希望降低或控制反应过程中的胶质、沥青质数量，就必须降低含催化剂、含渣油的循环油中的胶质、沥青质浓度，按照现有技术，就只能增加外排含催化剂尾油中的比胶质、沥青质氢碳比高的烃组分，很明显只能是降低原料重油r10f的总体转化率；
③外排含催化剂尾油是高粘度减压渣油组分与高分散度颗粒催化剂的混合物，不便沉降分离、离心分离等物理分离；
④重质沥青质hwa分散相的分子尺寸(宽度或长度或厚度)可达几十～几百纳米甚至更大，对于粒度过小(比如颗粒粒度＜0.080～0.150μm)的催化剂颗粒会形成包裹屏蔽效应，一方面会形成缺氢环境从而引发热缩合反应、结焦反应，另一方面不利于催化剂表面的快速更替从而降低催化反应效率；而est纳米级颗粒催化剂粒度太小(厚度0.3～0.5纳米、宽度3～5纳米)，无法展开重质沥青质hwa的表面使之尽可能大表面积的同步接触催化剂表面，难以进行高效催化加氢反应，缺乏表面积(或粒度)相匹配的催化剂颗粒；
⑤没有考虑组合使用大粒径催化剂和小粒径催化剂，没有考虑以机械分离方法回收循环利用大粒径催化剂。
一种提高催化剂利用率的方式是用极性萃取剂将外排含催化剂尾油分离为催化剂颗粒和极性溶剂与渣油的萃取液，但是成本高昂、不经济。
事实上，造成上述技术症结的根源在于：在单个反应分离节流程中，基于分馏技术的一个分离步骤，分离出的循环渣油中的催化剂浓度被渣油r10f的总体未转化率(外排残夜比率)所决定，含渣油的循环油，同时具有循环减压渣油组分和循环催化剂组分的双重主体功能，二者之间存在牵制耦合作用，而降低催化剂添加量要求尽可能降低外排渣油比率(外排催化剂比率)，但是降低外排渣油比率(外排催化剂比率)必然导致未转化渣油中富集难转化的沥青质。由于渣油悬浮床加氢热裂化工艺的工程技术需要综合多种因素进行优化考虑，因此，对于难加工渣油、极难加工工渣油，需要将这两种累积效应分别利用或应对，从而形成一定程度上的分类加工或分类联合加工。
上述分析暗示，需要将循环渣油和循环特定粒径催化剂的两个主体功能进行解耦，如果增加一个有效的催化剂与减压渣油组分的分离步骤，选择适宜的流程位置物流，该物流中的比减压渣油组分更轻的烃组分最好是需要循环加氢的烃组分比如重质蜡油、全馏分蜡油(包括重质蜡油、轻质蜡油、甚至重柴油)，基于高温烃料粘度低、密度低而催化剂颗粒相对密度很大，加之渣油高裂化率r10又需要大量循环裂化尾油，对含催化剂、含渣油组分的初馏点适宜的高温烃物料，用旋液分离系统高效分离出的富催化剂颗粒液料ksx返回r10、分离出的贫固粒液料深度蒸馏或汽化后得到残夜vs，残夜vs或其旋分富催化剂分离液返回r10，可构成构成2级或多级催化剂提浓循环反应模式。
也就是说，一种解耦方法是将含催化剂、含渣油组分的特定流程位置(具有低粘度、低密度)的重油(实际上是上游分离、分馏流程的分离结果，已经对催化剂、减压渣油组分进行了浓缩)，利用离心分离进行催化剂与渣油组分的一级相对分离，分离出一级富含催化剂颗粒的液料(用作一级富催化剂循环油)、一级贫催化剂的液料，然后继续对一级贫催化剂的液料，进行蒸馏或蒸发的分离操作，实现催化剂的二级浓缩，分离出二级富含催化剂颗粒的液料(可用作二级富催化剂循环油、二级富催化剂渣油)、二级贫催化剂的液料，并且可以对二级贫催化剂的液料进行第3级催化剂浓缩(催化剂与渣油组分的三级分离)，分离出三级富含催化剂颗粒的液料(可用作三级富催化剂循环油、三级富催化剂渣油)、三级贫催化剂的液料，三级贫催化剂的液料用作外排贫催化剂的富沥青质残渣，从而实现沥青质的高选择性排放。
因此，基于使用的分散颗粒催化剂r10c包含易于机械分离的较大粒度颗粒bp和难以机械分离的较小粒度颗粒lp的概念，通常需要设置机械分离过程，分离出大粒径催化剂进行循环使用。
本发明所述含剂料，指的是含分散型颗粒催化剂r10c的含烃物料。
本发明所述机械分离过程，指的是不属于蒸馏、蒸发、化学分离过程的使用分离机械或设备的分离过程。
事实上，由于钼基催化剂的优良性能，使用钼基催化剂的重油悬浮床加氢反应产物的渣油的粘度通常较低，因此，可以利用催化剂颗粒比重远大于渣油比重、渣油沥青组分之间相互作用力较大的特点，将基于r10p的分离过程重液、分馏过程重液、分馏产物重油的萃取液等含催化剂、含沥青组分的液料分离为至少2股催化剂浓度、沥青质浓度不同的物料，以各自适宜的循环比、各自适宜的循环回路返回适宜流程位置灵活循环加工。
本发明在一定程度上实现了轻质渣油组分循环、重质渣油组分循环、小颗粒催化剂循环、大颗粒催化剂循环多个主体功能的解耦，同时在一定程度上实现了设计粒度的固体催化剂与渣油r10f悬浮床加氢热裂化反应过程自产的纳米级金属硫化物、灰分、游离碳的相对分离，利于实现外排催化剂固体的提纯，本发明的优点在于：
①第一方面，对于钼基催化剂而言，可以灵活大幅度提高大颗粒催化剂的循环比率以降低外排尾油产率、大幅度降低外排残渣中的重质沥青质浓度、降低催化剂浓度，从而彻底大幅度降低新鲜催化剂补充量，大幅度降低了催化剂费用，同时可实现减压渣油原料r10f的高的总体转化率；
②第二方面，对于劣质渣油深度加氢热裂化过程而言，仅使用少量新鲜催化剂补充量即可实现反应过程催化剂浓度足够高，从而可以大幅度提高重质沥青质的单程转化率、提高循环渣油氢含量(降低残碳含量)，最终大幅度降低循环渣油比率，大幅度降低装置规模，大幅度降低投资和能耗降低；
③第三方面，对于以针状焦原料氢化沥青为生产目标的含沥青高温煤焦油r10f的悬浮床加氢热裂化反应过程r10而言，仅使用少量新鲜催化剂补充量即可实现反应过程催化剂浓度适宜高，从而可以精准控制高温煤焦油沥青质的芳烃加氢部分饱和反应深度，得到芳炭率适宜的催化剂含量更低的针状焦原料-氢化沥青，实现沥青质的精准加氢；
④重质沥青质hwa分散相的分子尺寸(宽度或长度或厚度)可达几十～几百纳米甚至更大，对于粒度过小(比如颗粒粒度＜0.080～0.150μm)的催化剂颗粒会形成包裹屏蔽效应，一方面会形成缺氢环境从而引发热缩合反应、结焦反应，另一方面不利于催化剂表面的快速更替从而降低催化反应效率；而本发明在使用小颗粒催化剂的同时，组合使用大颗粒催化剂，可以有效地大幅度提高重质沥青质hwa的加氢效率，可以使用机械分离方法回收循环利用大粒径催化剂。
本发明含蜡油料加氢、含渣油料加氢、催化剂循环的组合方法，应用于渣油r10f的悬浮床加氢热裂化反应过程r10和产物r10p的热高分油的分馏过程u10时，其主要目的在于，在维持反应过程液相中的催化剂浓度一定的条件下，为了降低催化剂补充量而增加催化剂循环量时，同时降低或控制反应过程中的胶质、沥青质数量，可获得下述目标效果中的1个或几个：
①在维持反应过程液相中的催化剂浓度一定的条件下，可以大幅度降低催化剂补充量，降低催化剂成本；
②在催化剂补充量一定、原料渣油r10f总体转化率一定的条件下，可以大幅度提高反应过程液相中的催化剂浓度，利于提高单程转化率，从而降低循环渣油数量，即具有降低装置规模、降低投资的优势；
③在催化剂补充量一定、原料渣油r10f总体转化率一定的条件下，可以大幅度提高反应过程液相中的催化剂浓度，利于提高单程转化率，从而降低循环渣油数量，可以降低循环渣油带入反应过程r10的胶质、沥青质数量，即具有提高操作稳定性、延长连续运行操作周期的优势；
④在催化剂补充量一定、原料渣油r10f总体转化率、单程转化率一定的条件下，可以大幅度提高反应过程液相中的催化剂浓度，利于降低反应温度，从而减少热缩合负反应数量，降低循环渣油中的胶质、沥青质数量，可以降低循环渣油带入反应过程r10的胶质、沥青质数量，即具有提高操作稳定性、延长连续运行操作周期的优势；
⑤在催化剂补充量一定、原料渣油r10f总体转化率、单程转化率一定、反应液相中沥青质浓度一定的条件下，可以大幅度提高反应过程液相中的催化剂浓度，利于降低反应温度，从而减少热缩合负反应数量，降低循环渣油中的胶质、沥青质数量，可以降低循环渣油带入反应过程r10的胶质、沥青质数量，因此，可以加工更劣质(沥青质浓度更高、残炭更高)的原料渣油，即利于扩大原料加工范围，降低原料油成本；
⑥在催化剂补充量一定、原料渣油r10f总体转化率、单程转化率一定的条件下，可以大幅度提高反应过程液相中的催化剂浓度，利于降低反应温度，从而减少热缩合负反应数量，降低循环渣油中的胶质、沥青质数量，可以降低循环渣油带入反应过程r10的胶质、沥青质数量，基于催化剂成本可以大幅度降低，可以扩大加氢精制反应功能强的加氢催化剂如高分散钼基催化剂的应用范围；
⑦在催化剂补充量一定、原料渣油r10f总体转化率、单程转化率一定的条件下，可以大幅度提高反应过程液相中的催化剂浓度，使用加氢精制反应功能强的加氢催化剂如高分散钼基催化剂时，利于构建经济性的悬浮床加氢改性反应过程；
所述的悬浮床加氢改性反应过程，目标反应是对高芳烃料r10f进行芳烃加氢部分饱和反应、加氢脱杂质(硫、氮、氧、氯、金属等)反应，期望控制反应物碳原子数不变、环状结尽量少变，可以高收率得到氢化蜡油、渣油组分(比如用作针状焦原料油的氢化高温煤沥青)，降低气体收率、降低氢耗；
本发明，可以通过变化各反应段或分离段的操作条件、流程形式，可以通过联合加工其它适于联合加工的含烃物料，可以通过联合多种热高分气中烃油的后续加工方法，形成多种组合工艺，比如以下工艺：
①通过对高芳烃料r10f进行芳烃加氢改性反应实现加氢改性，同时控制反应物碳原子数不变、环状结尽量少变，因此，当氢气耗量较大时，其反应热较大，因为缺乏吸热性的热裂化反应、产物小分子的吸热汽化过程，可以使用稀释烃以降低温升，可以使用供氢烃增加低反应热的液相烃之间的氢转化反应，以降低高反应热的气相氢消耗反应；
②高芳烃料r10f进行芳烃加氢改性反应实现加氢改性，利于抑制热缩合反应，通常，宜使用加氢精制反应功能强的加氢催化剂如高分散钼基催化剂，可用稀释烃或和供氢烃，以降低反应温度，抑制热裂化、热缩合反应；
③r10可设置反应温度更低的补充加氢反应过程r10k，以减少最终产物中热反应性高的组分如烯烃；
④高芳烃料r10f可分路进料反应，以降低稀释烃或和供氢烃的用量，提高过程的经济性；
⑤加氢改性反应过程r10的生成油馏分，可以返回加氢改性反应过程r10循环加氢反应，与高芳烃料r10f混合加压可以简化流程、降低投资、降低能耗；
⑥加氢改性反应过程r10的生成油馏分，可以返回加氢改性反应过程r10的中间过程进行补充性循环加氢反应，充当稀释油、急冷油，可降低反应过程的急冷氢气耗量、专用急冷油耗量；
⑦对于使用加氢精制反应功能强的加氢催化剂如高分散钼基催化剂的悬浮床加氢改性反应过程r10，自反应中间产物或最终反应产物或反应产物的分离物中得到富集催化剂固体颗粒的富催化剂物料，然后返回r10循环使用，可以大幅度降低新鲜催化剂补充量，降低催化剂成本；
⑧加氢改性反应过程r10设置中间液体产物或最终液体产物循环系统，利于减少反应器级数，提高反应器内液体流动速度，防止固体颗粒沉积；
加氢改性反应过程r10设置中间液体产物循环返回第一反应器入口的流程，可以回收初期加氢反应热、利用中间液体产物作循环供氢溶剂、降低原料预热温度；
⑨可以使用中间液相产物或最终液相产物或反应生成油的馏分油，作为自制供氢溶剂循环使用；
⑩可以组合使用供氢溶剂反应过程dsr，生产的供氢溶剂进入高芳烃的加氢改性反应过程r10过程中，供氢溶剂反应过程dsr可以位于高芳烃的加氢改性反应过程r10使用的氢气物料的上游或者下游，高芳烃的加氢改性反应过程r10生产油或其馏分油可以作为供氢溶剂反应过程dsr原料使用。
为了提高装置的加工效率，最好增加重油r10f的单程转化率；而重油r10f的单程转化率的升高，必然降低反应产物中渣油馏分数量，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r10f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r10f单程转化率或引入外来的溶剂油，由于降低重油r10f单程转化率是被动的方法，会降低装置加工效率，因此“引入外来的合适的胶质、沥青质、液相焦炭的溶剂油及其使用方法”，就成了一个重要的技术问题，它关系着重油r10f的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程r10的经济性，而本发明的核心目标是，在承认“引入外来的合适的胶质、沥青质、液相焦炭的溶剂油”的前提下，对现有的溶剂油使用方法提出改进以降低溶剂油用量，以期合理降低r10及产物分离系统规模即显著节省投资、降低氢耗、降低kvgo缩合为渣油的数量，提高r10的经济性。
本发明所述富芳烃蜡油kvgo，其主要的烃类的常规沸程通常为370～570℃、一般为400～570℃、特别地为450～550℃。
本发明所述富芳烃中质蜡油kvgo，其主要的烃类的常规沸程通常为400～520℃、一般为425～510℃、特别地为450～510℃。
在重油上流式膨胀床加氢热裂化反应过程，常规的蜡油溶剂油的使用方法如中国专利zl200980118107.3、中国专利zl200980145006.5、中国专利申请号200980145007.x、中国专利zl201080035430.7，是将选择的富芳烃蜡油kvgo与初始原料重油r10f混合在一起进行联合加氢热裂化。
本发明可以与其它任意合适的渣油悬浮床加氢热裂化工艺组合使用，构成相应的组合工艺，可能的组合技术至少有：
①新鲜重油的悬浮床加氢过程，使用液体产物循环反应器，将初期加氢热裂化反应热传递至原料重油，从而将其预热温度降低至360～400℃，防止重油加热炉炉管结焦，也可使用少量(如重油量的5～10％的)供氢溶剂进一步预防结焦；
②使用高分散高活性催化剂如钼系催化剂，同时可以使用供氢溶剂，快速提供活性氢，抑制重油原料的初期热裂化过程的热缩合，这是一种本质上的主动方案，可以显著改善一次加氢热裂化尾油性质；
③防止热裂化反应过程末期溶液体系出现超饱和沥青相即第二液相，这要求合理控制单程转化率在65～80％范围，使用液体产物循环反应器，提高反应器出口处液相烃的芳香度，同时采用反应器末端反应区喷入气提氢气及时排出饱和程度高的轻质烃防止其降低溶液芳香度，也防止其过度循环热裂化降低液体收率；而减少过度多的供氢溶剂的存在，既可以提高热裂化率、又可以降低供氢溶剂的热裂化率；
④可能需要使用高芳烃蜡油，加入后部反应段，以安全地将反应器内液相中的沥青质浓度控制在安全范围内，并安全地将未转化沥青质携带出反应器；
⑤降低尾油产率，提高过程经济性，设置使用供氢溶剂油的尾油加氢改质反应过程cr，在高的剂油比、高的催化剂浓度、低的反应温度的条件下，进行以芳烃加氢饱和反应为主要目标反应的加氢改质过程，然后将产物crp导入悬浮床加氢热裂化反应过程ar中的后部反应区arb进行适度的加氢热裂化反应，防止改质尾油单程热裂化率太高引发过量的热缩合反应，控制一次尾油thc-vr的整体循环加氢过程中反应类型(加氢饱和、加氢裂化)的比例，适当提高加氢饱和反应比例，降低加氢热裂化反应比例，通过增加循环量的方式，实现多次分批转化，控制溶液的稳定性，降低外排尾油数量，提高外排尾油质量；最理想的结果是外排尾油量很少(比如低于3～5％)，仅用于排出固体颗粒(包括催化剂颗粒、原料重油金属硫化物、极少量的结焦颗粒)防止其在反应系统中过度积累；
同时，可以采用分批供料技术，进一步提高抑制尾油循环加氢过程的生焦倾向；
⑥本发明的尾油循环加氢改质反应过程与新鲜重油悬浮床加氢热裂化反应过程的组合方法，可降低尾油循环加氢改质反应过程成本、提高过程经济性，由于形成了供氢溶剂的二次甚至多次串联循环使用，因此可显著提高供氢溶剂的循环路径的加氢区供氢速度、总体供氢能力，提高了循环利用效率；
⑦提供了供氢溶剂的高效循环路径，可缩短其循环路径长度、降低循环回路投资和能耗，降低供氢溶剂被污染程度，可有效降低循环成本；
⑧可将供氢溶剂的专用复活步骤与馏分油加氢提质步骤组合，进一步提高流程集成度，降低总体工艺的投资和能耗；
⑨重油加氢过程使用悬浮床加氢反应器，最好使用液体产物循环式悬浮床加氢反应器；
⑩在重油加工的总流程中，与重油催化裂化过程或和重油焦化过程组成联合工艺，降低焦炭收率、增加轻质油产率、提高加氢热裂化反应过程的重油原料的加氢热裂化转化率、延长重油加氢热裂化反应过程的操作周期。
本发明，使用的供氢溶剂前身物为重油催化裂化产物柴油、重循环油时，实际上组成了重油催化裂化过程与重油加氢热裂化过程的组合工艺。
本发明，使用的沥青质携带剂高芳烃蜡油为重油催化裂化产物蜡油(重循环油、澄清油)时，实际上组成了重油催化裂化过程与重油加氢热裂化过程的组合工艺，实现了重油催化裂化产物蜡油(重循环油、澄清油)的加氢改性和加氢热裂化，一方面降低了催化裂化反应过程的加工负荷、降低了焦炭产率、增加了液收，另一方面增加了重油加氢热裂化过程的供氢溶剂数量、降低了重油加氢热裂化反应过程的热缩合物(胶质、沥青质、焦炭)的产率、增加了液收，增加了重油加氢热裂化产物中胶质沥青质的携带溶剂油的数量，利于提高重油加氢热裂化转化率，总体而言，利于提高馏分油收率，降低焦炭产量，显著提高过程的经济性。
渣油加氢热裂化产物轻蜡油，可以去催化裂化反应过程或催化裂解反应过程，以多产催化裂化汽油或和催化裂化柴油，而催化裂化柴油可以用作轻质供氢溶剂的前身物使用。
本发明，使用的沥青质携带剂高芳烃蜡油为焦化产物重蜡油时，实际上组成了重油焦化过程与重油加氢热裂化过程的组合工艺，实现了焦化重蜡油的加氢改性和加氢热裂化，一方面降低了焦化反应过程的加工负荷、降低了焦炭产率、增加了液收，另一方面增加了重油加氢热裂化过程的供氢溶剂数量、降低了重油加氢热裂化反应过程的热缩合物(胶质、沥青质、焦炭)的产率、增加了液收，增加了重油加氢热裂化产物中胶质沥青质的携带溶剂油的数量，利于提高重油加氢热裂化转化率，总体而言，利于提高馏分油收率，降低焦炭产量，显著提高过程的经济性。
特别地，使用供氢溶剂的重油加氢热裂化反应过程，与不使用供氢溶剂的常规重油加氢热裂化反应过程相比，在相同的加氢热裂化转化率条件下，其加氢热裂化渣油的氢含量会显著增加、残炭值会显著降低，该加氢热裂化渣油作为循环加氢热裂化渣油则更易于加氢热裂化，该加氢热裂化渣油作为外排油可以用作优质气化化原料，作为焦化过程原料时则焦炭产率更低，从而利于提高焦化馏分油收率，如果焦化过程比如延迟焦化过程的原料油中，也掺炼一定比例的高芳烃蜡油的加氢改性油作为供氢溶剂，则形成了供氢性焦化反应过程，该组合工艺允许重油加氢热裂化反应过程加工更劣质(残炭含量更高)、价格更低的渣油。该重油加氢热裂化过程与重油焦化过程的组合工艺，特别适合于新建重油加氢热裂化过程与已有重油焦化过程的组合。
重油加氢热裂化重蜡油或其加氢改性油，重油催化裂化产物蜡油(重循环油、澄清油)的加氢改性油，重油焦化产物重蜡油的加氢改性油，可以去焦化反应过程如延迟焦化反应过程或流化焦化反应过程或灵活焦化反应过程，充当具有一定供氢能力的供氢溶剂油使用，与重油加氢热裂化渣油联合进行焦化反应过程，该焦化反应过程通常还联合加工直馏减压渣油以控制总体焦化原料油的残炭含量或和产物焦炭中的灰分含量、金属含量，而重油加氢热裂化过程使用供氢溶剂后可以降低重油加氢热裂化催化剂固体以及焦炭携带剂固体的用量，从而利于优化重油加氢热裂化渣油的焦化反应过程的操作效果。
基于流程中物流组成、催化剂颗粒特性、渣油组分特性，如果从本发明的蒸馏、旋分组合分离的角度看，上述要素之间的协同作用是有利的、客观存在的，实际上，本发明也提出了催化剂粒度与催化剂旋分浓缩工艺的关系，说明催化剂粒度存在一种适宜的粒度范围、适宜粒径的组配，这一点，对于低金属含量、低灰分含量、高沥青质浓度或高芳碳率重油的悬浮床加氢反应过程，具有重大的优化操作的作用。
本发明提出的问题和解决方案是极劣质渣油加氢热裂化反应过程存在的一个普遍问题和普遍使用的技术方案，由于本发明的效果影响巨大，本发明的出现是必然的。
能够实现本发明目标的工艺流程，均是合适可用的方案，本发明提出了一些具体的工艺方案。
本发明所述方法未见报道。
因此，本发明的目的是提出含蜡油料加氢、含渣油料加氢、催化剂循环的组合方法，可极大地降低催化剂补充量、提高反应过程催化剂浓度、提高工艺总体经济性；可有效提高单程转化率或降低反应温度、提高工艺稳定性，可降低投资、氢耗、能耗、催化剂消耗、气体收率，提高液收、提高生成油质量；可以实现催化剂高比率循环使用，能实现催化剂与其它纳米颗粒固体的分离，实现外排催化剂固体的提纯便于二次加工或回收，利于形成超低残渣排放率的工艺；可以使用钼基催化剂、供氢溶剂、稀释剂，原料油可分路进料加工；可优化悬浮床加氢热裂化反应过程r10、分馏过程、萃取过程的操作条件和操作结果。
技术实现要素：
本发明含蜡油料加氢、含渣油料加氢、催化剂循环的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在含芳基蜡油组分物料braf的悬浮床加氢改性反应过程bra，在存在氢气、常规液体烃、分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能存在供氢烃、可能存在稀释烃、可能存在分散型小粒径颗粒催化剂lp的条件下，含双环芳烃或和多环芳烃的可能含有固体颗粒的含芳基蜡油组分物料braf在加氢改性反应过程bra进行加氢反应brr发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应转化为富含供氢烃组分bra-dsc的加氢改性反应产物brap；
至少一部分基于产物brap的包含分散型大粒径颗粒催化剂bp的物流brap-bp-x，通过悬浮床加氢反应过程r10的至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料r10f或其加氢转化物接触；
(2)在悬浮床加氢反应过程r10，在存在氢气、常规液体、分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能存在供氢烃、可能存在稀释烃、可能存在分散型小粒径颗粒催化剂lp的条件下，至少一部分含常规沸点高于530℃烃的物料r10f进行加氢反应r10r发生至少一部分重烃加氢反应转化为加氢反应产物r10p；
基于加氢反应产物r10p的物料，用作物流r10-endp；
(3)在回收过程su10，回收物流r10p-x得到富氢气气体srv，得到分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能含分散型小粒径颗粒催化剂lp、可能含常规液态烃的物料；
在回收过程su10，可能设置热高压分离过程thps，可能设置分离分馏过程du10；
在可能设置的热高压分离过程thps，回收加氢反应过程r10的反应流出物r10-endp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，得到含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的常规液态烃的含有分散型颗粒催化剂r10c的热高分液体thps-l；
在可能设置的分离分馏过程du10，基于热高分液体thps-l的含催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的加氢反应生成油r10p-y，分离出至少一个包含常规沸点高于450℃的烃组分的窄馏分du10-hl、至少一个包含常规沸点低于450℃的烃组分的窄馏分du10-ll，得到至少一个含催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的物料du10-shl；在可能设置的分离分馏过程du10，可能使用溶剂萃取步骤；
可能存在至少一部分含小粒径颗粒催化剂lp、含常规沸点高于450℃烃组分的物料du10-shl，返回加氢反应过程r10循环反应；
(3)在机械分离过程xsx0，分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能含分散型颗粒催化剂lp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
所述富催化剂物料ksx，富含分散型大粒径颗粒催化剂bp；
所述可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp，富含可能存在的小粒径颗粒催化剂lp；
回收机械分离过程xsx0排出的物料；
回收可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp，可能回收其中的固体组分或和非固体组分；
物料ksx的回收方式，选自下列方法中的一种或几种：
选择1，至少一部分基于物料ksx的含分散型大粒径颗粒催化剂bp的物料，用作循环物料ksx-tobra，通过返回过程ksx-loop，返回悬浮床加氢改性反应过程bra通过至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料富芳烃蜡油braf或其加氢转化物接触；
选择2，至少一部分基于物料ksx的含分散型大粒径颗粒催化剂bp的物料，用作下游的含催化剂料的浓缩分离过程xsy0的含液相物料xsy0-f；
选择3，至少一部分基于物料ksx的含分散型大粒径颗粒催化剂bp的物料，用作再次待浓缩物料ksx2-tosolid，进入固体脱液过程spu10，脱出至少一部分烃料spu10-hc，得到固体浓度更高的干化料vr-r10c-out，至少一部分干化料vr-r10c-out用作分散型大粒径颗粒催化剂bp的外排物料；
可能存在的2个或多个含催化剂料机械分离过程xsx0、xsy0，可能采用串联流程操作；
在机械分离过程xsx0，被分离的物料xsx0-f，可能选自下列物料中的一种或几种：
选择1，基于悬浮床加氢反应过程r10的中间反应产物的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择2，基于悬浮床加氢反应过程r10的最终反应产物的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择3，基于可能存在的热高分液体thps-l的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择4，分离可能存在的热高分液体thps-l得到的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择5，分馏可能存在的热高分液体thps-l得到的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择6，分离可能存在的基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil得到的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择7，分馏可能存在的基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil得到的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择8，在可能存在的基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil的含液料物料的分离过程，得到含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择9，在可能存在的基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil的含液料物料的使用分馏塔的分馏过程，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液料物料，用作物料xsx0-f；
在机械分离过程xsx0，分离效果选自下列方法中的一种或几种：
选择1，实现大粒径颗粒催化剂bp在富催化剂物料ksx中的浓缩；
选择2，实现大粒径颗粒催化剂bp的过滤，过滤收集的大粒径颗粒催化剂bp存在于富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，bp平均粒径高于lp平均粒径的5倍。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，小粒径颗粒催化剂lp的粒度分布，可以选自下列中的一种或几种：
选择1，小粒径颗粒催化剂lp的粒径＜100纳米；
选择2，小粒径颗粒催化剂lp的粒径＜50纳米；
选择3，小粒径颗粒催化剂lp的粒径＜10纳米；
选择4，小粒径颗粒催化剂lp的粒径＜5纳米；
大粒径颗粒催化剂bp的粒度分布，可以选自下列中的一种或几种：
选择1，大粒径颗粒催化剂bp的粒径为80～3000纳米；
选择2，大粒径颗粒催化剂bp的粒径为120～2000纳米；
选择3，大粒径颗粒催化剂bp的粒径为240～1000纳米；
选择4，大粒径颗粒催化剂bp的粒径为500～800纳米。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，悬浮床加氢改性反应过程bra的液相中小粒径颗粒催化剂lp的存在重量lp-w与液相状态烃重量yxt-w的比值lp-k100，lp-k100＝(lp-w)/(yxt-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，lp-k100为0.000500∶1～0.002000∶1；
选择2，lp-k100为0.002000∶1～0.005000∶1；
选择3，lp-k100为0.005000∶1～0.020000∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
悬浮床加氢改性反应过程bra的液相中大粒径颗粒催化剂bp的存在重量bp-w与液相状态烃重量yxt-w的比值bp-k100，bp-k100＝(bp-w)/(yxt-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，bp-k100为0.000500∶1～0.002000∶1；
选择2，bp-k100为0.002000∶1～0.005000∶1；
选择3，bp-k100为0.005000∶1～0.020000∶1；
选择4，bp-k100为0.020000∶1～0.200000∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，悬浮床加氢改性反应过程bra的液相中小粒径颗粒催化剂lp的存在重量lp-w与液相状态烃重量yxt-w的比值lp-k100，lp-k100＝(lp-w)/(yxt-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，lp-k100为0.000500∶1～0.002000∶1；
选择2，lp-k100为0.002000∶1～0.005000∶1；
选择3，lp-k100为0.005000∶1～0.020000∶1；
悬浮床加氢改性反应过程bra的液相中大粒径颗粒催化剂bp的存在重量bp-w与液相状态烃重量yxt-w的比值bp-k100，bp-k100＝(bp-w)/(yxt-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，bp-k100为0.000500∶1～0.002000∶1；
选择2，bp-k100为0.002000∶1～0.005000∶1；
选择3，bp-k100为0.005000∶1～0.020000∶1；
选择4，bp-k100为0.020000∶1～0.200000∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，添加的形成小粒径颗粒催化剂lp的催化剂基材100-lp，以活性金属为计量基准，催化剂基材100-lp的添加重量100-lp-w与含烃物料r10f中常规沸点高于350℃烃组分的重量r10f-kc-w的比值100-lp-k100，100-lp-k100＝(100-lp-w)/(r10f-kc-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，100-lp-k100为0.000200∶1～0.000500∶1；
选择2，100-lp-k100为0.000100∶1～0.000200∶1；
选择3，100-lp-k100为0.000050∶1～0.000100∶1；
选择4，100-lp-k100为0.000010∶1～0.000050∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
添加的形成大粒径颗粒催化剂bp的催化剂基材200-bp，以活性金属为计量基准，催化剂基材200-bp的添加重量200-bp-w与含烃物料r10f中常规沸点高于350℃烃组分的重量r10f-kc-w的比值200-bp-k100，200-bp-k100＝(200-bp-w)/(r10f-kc-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，200-bp-k100为0.000200∶1～0.000500∶1；
选择2，200-bp-k100为0.000100∶1～0.000200∶1；
选择3，200-bp-k100为0.000050∶1～0.000100∶1；
选择4，200-bp-k100为0.000010∶1～0.000050∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，添加的形成小粒径颗粒催化剂lp的催化剂基材100-lp，以活性金属为计量基准，催化剂基材100-lp的添加重量100-lp-w与含烃物料r10f中常规沸点高于350℃烃组分的重量r10f-kc-w的比值100-lp-k100，100-lp-k100＝(100-lp-w)/(r10f-kc-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，100-lp-k100为0.000200∶1～0.000500∶1；
选择2，100-lp-k100为0.000100∶1～0.000200∶1；
选择3，100-lp-k100为0.000050∶1～0.000100∶1；
选择4，100-lp-k100为0.000010∶1～0.000050∶1；
添加的形成大粒径颗粒催化剂bp的催化剂基材200-bp，以活性金属为计量基准，催化剂基材200-bp的添加重量200-bp-w与含烃物料r10f中常规沸点高于350℃烃组分的重量r10f-kc-w的比值200-bp-k100，200-bp-k100＝(200-bp-w)/(r10f-kc-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，200-bp-k100为0.000200∶1～0.000500∶1；
选择2，200-bp-k100为0.000100∶1～0.000200∶1；
选择3，200-bp-k100为0.000050∶1～0.000100∶1；
选择4，200-bp-k100为0.000010∶1～0.000050∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
可能存在的小粒径颗粒催化剂lp，至少包含二硫化钼mos2颗粒；
大粒径颗粒催化剂bp，至少包含二硫化钼mos2颗粒。
本发明，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
可能存在的小粒径颗粒催化剂lp，可以至少包含磁黄铁矿相fe1-xs颗粒；
大粒径颗粒催化剂bp，可以至少包含磁黄铁矿相fe1-xs颗粒。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，分离效果是实现分散型颗粒催化剂r10c在富催化剂物料ksx中的浓缩，浓缩工作方法可以选自下列中的一种或几种：
选择1，重力沉降法，使用沉降分离罐；
选择2，离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器；
选择3，离心沉降法，使用装置旋转的沉降离心机。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，分离效果可以是实现大粒径颗粒催化剂bp的过滤，过滤收集的大粒径颗粒催化剂bp存在于富催化剂物料ksx中，过滤工作方法可以选自下列中的一种或几种：
选择1，使用筛网过滤器；
选择2，使用楔形缝网过滤器；
选择3，离心过滤法，使用离心过滤器；
选择4，压滤法，使用压滤器；
选择5，真空过滤法，使用真空过滤器。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，选自下列中的一种或几种：
选择1，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于300℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择2，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于350℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择3，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于400℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择4，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于450℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择5，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于500℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择6，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于530℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择7，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于550℃的烃组分的重量含量低于10％。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，分离效果可以选自下列中的一种或几种：
①以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的50％以上，富集于富催化剂物料ksx中；
②以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的80％以上，富集于富催化剂物料ksx中；
③以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的95％以上，富集于富催化剂物料ksx中；
④以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的99％以上，富集于富催化剂物料ksx中；
⑤以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的99.9％以上，富集于富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，分离效果可以选自下列中的一种或几种：
①以重量计算，物料xsx0-f中的烃的10％以下，进入富催化剂物料ksx中；
②以重量计算，物料xsx0-f中的烃的5％以下，进入富催化剂物料ksx中；
③以重量计算，物料xsx0-f中的烃的2.5％以下，进入富催化剂物料ksx中；
④以重量计算，物料xsx0-f中的烃的1.0％以下，进入富催化剂物料ksx中；
⑤以重量计算，物料xsx0-f中的烃的0.1％以下，进入富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，分离效果可以选自下列中的一种或几种：
①比例50％以上的颗粒粒径大于10.0微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
②比例50％以上的颗粒粒径大于3.00微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
③比例50％以上的颗粒粒径大于1.00微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
④比例50％以上的颗粒粒径大于0.50微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
⑤比例50％以上的颗粒粒径大于0.20微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，可以分离效果选自下列中的一种或几种：
①富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于0.10％；
②富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于0.50％；
③富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于2.50％；
④富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于12.5％；
⑤富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于25.0％；
⑥富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于50.0％。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，可以分离效果选自下列中的一种或几种：
①富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于0.10％；
②富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于0.50％；
③富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于2.50％；
④富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于12.5％；
⑤富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于25.0％；
⑥富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于50.0％。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心过滤法，使用离心过滤器，分离效果可以选自下列中的一种或几种：
①被拦截的颗粒粒径大于10.0微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
②被拦截的颗粒粒径大于3.00微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
③被拦截的颗粒粒径大于1.00微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
④被拦截的颗粒粒径大于0.20微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
⑤被拦截的颗粒粒径大于0.05微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，物料xsx0-f的操作温度，可以选自下列中的一种或几种：
①120～200℃；
②200～250℃；
③250～300℃；
④300～350℃；
⑤350～400℃；
⑥400～450℃。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，物料xsx0-f中的大粒径颗粒催化剂bp的组分，可以选自下列中的一种或几种：
①钼的硫化物；
②铁的硫化物；
③镍的硫化物；
④钒的硫化物；
⑤钨的硫化物。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，物料xsx0-f中的大粒径颗粒催化剂bp的粒度分布，可以选自下列中的一种或几种：
①粒径介于2.00～10.0微米的颗粒的重量比例高于80％；
②粒径介于0.50～2.00微米的颗粒的重量比例高于80％；
③粒径介于0.10～0.50微米的颗粒的重量比例高于80％；
④粒径介于0.05～0.10微米的颗粒的重量比例高于80％；
⑤粒径介于0.01～0.05微米的颗粒的重量比例高于80％。
本发明，通常，(1)在加氢反应过程r10，至少使用一台悬浮床加氢反应器；在悬浮床加氢反应器内的液相中，存在主体工作形态为二硫化钼mos2的钼基分散性颗粒加氢催化剂大粒径颗粒催化剂bp；
含烃物料r10f，主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，被分离的大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，可以选自下列物料中的一种或几种：
选择1，悬浮床加氢反应过程r10的中间反应产物，用作物料xsx0-f；
选择2，分离悬浮床加氢反应过程r10的中间反应产物得到的含液料的物料，用作物料xsx0-f；
选择3，分离悬浮床加氢反应过程r10的中间反应产物得到的液料，用作物料xsx0-f；
选择4，悬浮床加氢反应过程r10的最终反应产物，用作物料xsx0-f；
选择5，分离悬浮床加氢反应过程r10的最终反应产物得到的含液料的物料，用作物料xsx0-f；
选择6，分离悬浮床加氢反应过程r10的最终反应产物得到的液料，用作物料xsx0-f；
选择7，可能存在的热高分液体thps-l，用作物料xsx0-f；
选择8，可能存在的热高分液体thps-l的降压闪蒸过程得到的热低分液体tlps-l，用作物料xsx0-f；
在热低压分离过程tlps，热高分液体thps-l分离为热低分气体tlps-v和热低分液体tlps-l；
选择9，在可能存在的热高分液体thps-l的不使用分馏塔的降压闪蒸分离过程，得到的基于热高分液体thps-l的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择10，在可能存在的热高分液体thps-l的不使用分馏塔的降压闪蒸分离过程，得到的基于热高分液体thps-l的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的液料，用作物料xsx0-f；
选择11，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的基于含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择12，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的基于含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的液料，可能是分馏塔进料闪蒸罐罐底油或分馏塔塔底油或分馏塔塔底油的降压闪蒸油或分馏塔塔底油的升温后闪蒸油或分馏塔塔底油的气提闪蒸油，用作物料xsx0-f；
选择13，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，分离为轻相料vs-eu-l和重相料vs-eu-h；
在萃取分离过程vs-eu，物料s888与萃取溶剂混合后分离出含萃取溶剂、含相对低分子量烃组分的含剂轻相液料vs-eu-ml，分离出含萃取溶剂、含相对高分子量烃组分、富集分散型颗粒催化剂r10c的含剂重相液料vs-eu-mh；
至少一部分含剂重相液料vs-eu-mh，用作物料xsx0-f；
选择14，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，分离为轻相料vs-eu-l和重相料vs-eu-h；
在萃取分离过程vs-eu，物料s888与萃取溶剂混合后分离出含萃取溶剂、含相对低分子量烃组分的含剂轻相液料vs-eu-ml，分离出含萃取溶剂、含相对高分子量烃组分、富集分散型颗粒催化剂r10c的含剂重相液料vs-eu-mh；
在蒸馏脱出萃取溶剂的含剂重相液料vs-eu-mh的分馏过程，含剂重相液料vs-eu-mh蒸馏脱除萃取溶剂后成为重相料vs-eu-h；
至少一部分重相料vs-eu-h，用作物料xsx0-f；
选择15，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，分离为轻相料vs-eu-l和重相料vs-eu-h；
在萃取分离过程vs-eu，物料s888与萃取溶剂混合为混合物qq77后分离出含萃取溶剂、含相对低分子量烃组分的含剂轻相液料vs-eu-ml，分离出含萃取溶剂、含相对高分子量烃组分、富集分散型颗粒催化剂r10c的含剂重相液料vs-eu-mh；
至少一部分混合物qq77，用作物料xsx0-f。
本发明，(2)在回收过程su10，在回收加氢反应过程r10的反应流出物r10-endp的生成油的使用分馏塔的分馏过程，得到的大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，可以在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，得到的含液料物料，用作机械分离过程xsx0的进料物料xsx0-f；
采用溶剂分离法的分离过程vs-eu分离出轻液相和重液相的方法，可以选自下列中的1种或几种：
①溶剂-沉降法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
②溶剂-离心法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
③溶剂-过滤法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
④溶剂-絮凝法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
⑤溶剂-抽提法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
⑥超临界萃取法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，利用离心分离原理工作，工作方式可以选自下列中的1种：
选择1，离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器；
选择2，离心沉降法，使用装置旋转的沉降离心机；
选择3，离心过滤法，使用离心过滤器；
在机械分离过程xsx0，利用离心分离原理工作，离心分离步骤的级数，可以选自下列中的1种：
①一级分离法；
②串联操作的两级分离法，含2个离心分离步骤；
③串联操作的三级旋分分离法，含3个离心分离步骤。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，利用离心分离原理工作，离心分离步骤的级数可以为两级，含2个离心分离步骤，工作方式可以选自下列中的1种：
①在第一级离心分离步骤xsx0-1，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-2，第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top；
至少一部分第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm，用作富催化剂物料ksx；
至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
②在第一级离心分离步骤xsx0-a，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-b，第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top；
至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
至少一部分可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，利用离心分离原理工作，离心分离步骤的级数为可以三级，含3个离心分离步骤，工作方式可以选自下列中的1种：
①在第一级离心分离步骤xsx0-1，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-2，第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top；
在第三级离心分离步骤xsx0-3a，可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top分离为2路物料：第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-btm、可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-top；
至少一部分第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-btm，返回第二级离心分离步骤xsx0-2循环分离；
②在第一级离心分离步骤xsx0-1，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-2，第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top；
在第三级离心分离步骤xsx0-3b，第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm分离为2路物料：第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-btm、可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-top；
至少一部分第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-top，返回第二级离心分离步骤xsx0-2循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b3a-btm，返回第二级离心分离步骤xsx0-2循环分离；
③在第一级离心分离步骤xsx0-a，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-b，第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top；
在第三级离心分离步骤xsx0-c1，第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm分离为2路物料：第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-btm、可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-top；
至少一部分可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
可能有至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
可能有至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-top，返回第二级离心分离步骤xsx0-b循环分离；
④在第一级离心分离步骤xsx0-a，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-b，第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top；
在第三级离心分离步骤xsx0-c2，可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top分离为2路物料：第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-btm、可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-top；
至少一部分可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-top，返回第二级离心分离步骤xsx0-b循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
可能有至少一部分第三富颗粒催化剂r10c的含液相物料xsx0-c2-btm，返回第二级离心分离步骤xsx0-b循环分离。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可以设置物料xsx0-f的预处理过程，工作方式可以选自下列中的1种：
①物料xsx0-f的闪蒸脱气过程分离为脱气油、闪蒸气，得到的脱气油进入机械分离过程xsx0；
②物料xsx0-f在气提闪蒸过程，与气提气接触使部分低沸点组分汽化，分离为脱气油、气提闪蒸气，得到的脱气油进入机械分离过程xsx0；
③物料xsx0-f先经过加热升温过程使部分低沸点组分汽化，然后在闪蒸脱气过程分离为脱气油、闪蒸气，得到的脱气油进入机械分离过程xsx0；
④物料xsx0-f先经过冷却降温过程使物料的温度低于泡点温度成为过冷液料，然后过冷液料进入机械分离过程xsx0。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
在一个机械分离步骤，可以使用至少由2根旋分分离单元并联操作组成的集装式旋分分离器。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
在一个机械分离步骤，可以使用至少由2根旋分分离单元并联操作组成的集装式旋分分离器，其工作方式，可以选自下列中的1种或几种：
①使用进料总管，分路向各个旋分分离单元输送原料；
使用底流排料总管，接收各个旋分分离单元分离出的底流；
使用顶流排料总管，接收各个旋分分离单元分离出的顶流；
②使用集装壳体，将2个或多个旋分分离单元，并联安装，构成进料分配室、底流汇集室、顶流汇集室；
全部旋分分离单元的进料口与进料分配室连通；
全部旋分分离单元的底流口与底流汇集室连通；
全部旋分分离单元的顶流口与顶流汇集室连通；
进料分配室与顶流汇集室，用第一隔板隔离；
进料分配室与底流汇集室，用第二隔板隔离；
进料分配室，位于集装壳体的中段，且与进入集装壳体的进料总料的进口连通；
底流汇集室，位于进料分配室的一侧，且与离开集装壳体的对应底流总料排料口连通；
顶流汇集室，位于进料分配室的另一侧，且与离开集装壳体的对应顶流总料排料口连通；
③使用集装壳体，将2个或多个旋分分离单元，并联安装，构成进料分配室、底流汇集室、顶流汇集室；
全部旋分分离单元的进料口与进料分配室连通；
全部旋分分离单元的底流口与底流汇集室连通；
全部旋分分离单元的顶流口与顶流汇集室连通；
进料分配室与顶流汇集室，用第一隔板隔离；
进料分配室与底流汇集室，用第二隔板隔离；
底流汇集室，位于集装壳体的中心位置，且与离开集装壳体的底流总料的排料口连通；
④使用集装壳体，将2个或多个旋分分离单元，并联安装，构成进料分配室、底流汇集室、顶流汇集室；
全部旋分分离单元的进料口与进料分配室连通；
全部旋分分离单元的底流口与底流汇集室连通；
全部旋分分离单元的顶流口与顶流汇集室连通；
进料分配室与顶流汇集室，用第一隔板隔离；
进料分配室与底流汇集室，用第二隔板隔离；
顶流汇集室，位于集装壳体的中心位置，且与离开集装壳体的顶流总料的排料口连通。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
在一个机械分离步骤，使用旋分分离器，可以使用的旋分分离单元的分离锥轴线的工作状态的安装方式，可以选自下列中的1种或几种：
①水平安装；
②垂直安装；
③倾斜安装，即分离锥轴线的工作状态与水平面的夹角，既不是0度角、也不是90度角。
本发明，通常，在旋分过程xsx0，使用的旋分分离单元，用耐磨材料制造或采用耐磨材料作内衬。
本发明，含烃物料r10f，是包含常规沸点高于450℃烃组分的物料，可以选自下列物料中的一种或几种：
选项1，胶状沥青状组分含量高的烃油；
选项2，灰分含量高的烃油；
选项3，易结焦组分含量高的烃油；
选项4，高温易反应物含量高的烃油；
选项5，高芳碳率的烃油。
本发明，含烃物料r10f，是包含常规沸点高于450℃烃组分的物料，可以选自下列物料中的一种或几种：
①主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成；
②主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成；
③主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成；
④主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成。
本发明，含烃物料r10f，是包含常规沸点高于450℃烃组分的物料，可以选自下列物料中的一种或几种：
选项1，基于低温煤焦油的烃料，为低温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项2，基于中温煤焦油的烃料，为中温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项3，基于高温煤焦油的烃料，为高温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项4，基于煤加氢直接液化产品油的烃料，为煤加氢直接液化制油过程所得油品或其萃取油或其热加工过程所得油品，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，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项5，基于石油基重油的烃料，为石油基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项6，基于页岩油的烃料，页岩油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项7，基于石油砂基重油的烃料，为石油砂基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项8，乙烯裂解焦油的加氢过程；
选项9，其它胶质重量含量高于15％或和沥青质重量含量高于5.0％的烃油。
本发明，可以设置先导脱固体颗粒步骤：
在先导脱固体颗粒步骤，最后进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10的物料或其前身物，先脱出粒度等同于易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp的最小粒径的颗粒得到贫颗粒物料，然后贫颗粒物料进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10。
本发明，可以设置先导脱固体颗粒步骤：
在先导脱固体颗粒步骤，最后进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10的物料或其前身物，先脱出粒度小于易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp的最小粒径的颗粒得到贫颗粒物料，然后贫颗粒物料进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10。
本发明，可以设置先导脱固体颗粒步骤：
在先导脱固体颗粒步骤，最后进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10的物料或其前身物，先脱出粒度等同于易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp的最小粒径的50％粒径的颗粒得到贫颗粒物料，然后贫颗粒物料进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10。
本发明，(2)在回收过程su10，回收物流r10-endp得到富氢气气体srv，得到含有常规液态烃的含分散型颗粒催化剂r10c的物料；
至少一部分富氢气气体srv，可以进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10作为富氢气srv-rh二次使用；
所述加氢反应过程r10的反应流出物r10-endp，以1路或2路或多路物料r10-endp的形式出现，不同r10-endp物流的组成和相态相同或不同。
本发明，(2)在回收过程su10，回收物流r10-endp得到富氢气气体srv，至少一部分富氢气气体srv可以进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10作为富氢气srv-rh二次使用；
富氢气气体srv的h2体积浓度，选自下述方式的1种：
选项1，富氢气气体srv的h2体积浓度，大于75％；
选项2，富氢气气体srv的h2体积浓度，大于80％；
选项3，富氢气气体srv的h2体积浓度，大于85％。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
在热高压分离过程thps，对于基于加氢反应过程r10流出物r10-endp分离出的热高分气体base-thps-v，可以设置气相脱固体的液体洗涤沉降段dwu66，得到固体含量更低的气体；
在气相脱固体的液体洗涤沉降段dwu66，可能使用的至少一部分洗涤液，是冷凝基于热高分气体thps-v的物流得到的凝液。
本发明，通常，悬浮床加氢改性反应过程bra加工的含芳基蜡油组分物料braf，是富含芳基蜡油组分的物料。
本发明，通常，在悬浮床加氢改性反应过程bra，加氢改性反应产物brap中烃类的供氢烃总量浓度，比含芳基蜡油组分物料braf中烃类的供氢烃总量浓度，提高data10，可以选自下列中的一种：
选择1，大于5％；
选择2，大于10％；
选择3，大于15％；
选择4，大于20％；
选择5，大于25％；
选择6，大于35％；
选择7，大于45％；
选择8，大于55％；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，加氢改性反应产物brap中的常规沸点高于350℃的烃组分的加氢热裂化重量转化率，可以选自下列中的一种：
选择1，小于5％；
选择2，小于10％；
选择3，小于15％；
选择4，小于20％；
选择5，小于25％；
选择6，小于30％；
选择7，小于35％；
选择8，小于40％。
本发明，含烃物料r10f的加工过程u100，含烃物料r10f中的常规沸点高于530℃的烃组分的加氢热裂化重量转化率，可以选自下列中的一种：
选择1，大于25％；
选择2，大于40％；
选择3，大于55％；
选择4，大于70％；
选择5，大于85％；
选择6，大于95％；
选择7，大于96％；
选择8，大于97％；
选择9，大于98％；
选择10，大于99％。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用供氢烃物料dsf与含高沸点烃组分hac的物料r10f或其中间加氢产物接触的工作方式，可以选自下列中的一种或几种：
选项1，供氢烃物料dsf中供氢烃组分ds的重量浓度绝对值高于含高沸点烃组分hac的物料r10f中供氢烃组分ds的重量浓度绝对值至少10％；
选项2，供氢烃物料dsf主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；
选项3，供氢烃物料dsf的重量流量与物料r10f中高沸点烃组分hac的重量流量之比为0.05～4.0；
选项4，供氢烃物料dsf中供氢烃组分ds的重量浓度绝对值为10～65％；
选项5，供氢烃物料dsf主要由常规沸点为250～350℃的烃组分组成；
选项6，供氢烃物料dsf中供氢溶剂组分ds的重量流量与物料r10f中高沸点烃组分hac的重量流量之比为0.05～2.0。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用供氢烃物料dsf与含高沸点烃组分hac的物料r10f或其中间加氢产物接触；
供氢烃物料dsf是基于加氢稳定反应过程mr产物mrp的含供氢烃物料；
基于加氢稳定反应过程mr的含氢气物料，可以进入加氢反应过程r10串联使用；
用于生产供氢烃物料dsf的加氢稳定反应过程mr原料mrf，可能包括分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到含烃物料。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用供氢烃物料dsf与含高沸点烃组分hac的物料r10f或其中间加氢产物接触；
供氢烃物料dsf是基于加氢稳定反应过程mr产物mrp的含供氢烃物料；
在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
基于热高分气体thps-v的含氢气物料，可以进入加氢稳定反应过程mr串联使用；
用于生产供氢烃物料dsf的加氢稳定反应过程mr原料mrf，可能包括分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到含烃物料。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，所述稀释烃的芳碳率的绝对值比含芳基蜡油组分物料braf的芳碳率的绝对值至少低0.1；
(2)在悬浮床加氢反应过程r10，所述稀释烃的芳碳率的绝对值比物料r10f的芳碳率的绝对值至少低0.1。
本发明，通常，稀释烃wwf主要由常规沸点为250～350℃的烃组分组成。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
基于热高分气体thps-v的含氢气、含烃油物料，可以进入加氢提质反应过程ht66进行加氢提质反应ht66-r，转化为加氢提质反应产物ht66-p；
加氢提质反应ht66-r，包括加氢烯烃饱和反应、加氢脱硫反应、加氢脱氮反应、加氢芳烃饱和反应、加氢裂化反应、加氢异构化反应中的一种或几种；
加氢提质反应过程ht66，可能加工分馏热高分液体thps-l得到的蒸馏油；
回收加氢提质反应产物ht66-p。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
冷凝分离热高分气体thps-v得到的脱气含烃油物料，可以进入加氢提质反应过程ht66进行加氢提质反应ht66-r，转化为加氢提质反应产物ht66-p；
加氢提质反应ht66-r，包括加氢烯烃饱和反应、加氢脱硫反应、加氢脱氮反应、加氢芳烃饱和反应、加氢裂化反应、加氢异构化反应中的一种或几种；
加氢提质反应过程ht66，可能加工分馏热高分液体thps-l得到的蒸馏油；
回收加氢提质反应产物ht66-p。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
冷凝分离热高分气体thps-v得到的脱气含烃油物料，可以进入加氢提质反应过程ht66进行加氢提质反应ht66-r，转化为加氢提质反应产物ht66-p；
加氢提质反应ht66-r，包括加氢烯烃饱和反应、加氢脱硫反应、加氢脱氮反应、加氢芳烃饱和反应、加氢裂化反应、加氢异构化反应中的一种或几种；
加氢提质反应过程ht66，可能加工分馏热高分液体thps-l得到的蒸馏油；
基于加氢提质反应产物ht66-p的含氢气物料，进入加氢反应过程r10串联使用；
回收加氢提质反应产物ht66-p。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
在分离分馏过程，分离热高分液体thps-l得到的窄馏分油的至少一部分，可以返回加氢反应过程r10的反应过程的开始位置或中间位置，进行循环加氢。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
在分离分馏过程，分离热高分液体thps-l得到的主要由蜡油组分或和渣油组分组成的窄馏分烃料的至少一部分，可以返回加氢反应过程r10的反应过程的开始位置或中间位置，进行循环加氢。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，可以包含2个或多个串联操作的子加氢反应区r10-1、r10-2等，此时，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r10-1得到反应流出物r10-1p，基于反应流出物r10-1p的包含至少一部分加氢生成油r10-1po的物流r10-1px进入第二子加氢反应区r10-2，最后一个子加氢反应区的反应流出物作为反应流出物r10p使用；
物料r10f，可以分为至少2路分路原料进入串联操作的不同子加氢反应区。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，存在的分散型颗粒加氢催化剂r10c的初始添加物，可以为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂、氧化铁、黄铁矿、赤铁矿、氧化钼、硫化钼、钼酸铵、硫化镍中的一种或几种。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂r10c，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂r10c水含量低于2wt％；r10c粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；
加氢反应过程r10的操作条件可以为：温度为300～480℃、压力为4.0～30.0mpa、氢气/原料油体积比为0.01∶1～4000∶1、加氢催化剂r10c的存在重量为含高沸点烃组分hac的物料r10f重量的0.001％～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；含高沸点烃组分hac的物料r10f重量化学氢耗量为0.05％～4.0％。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂r10c，通常至少包含mo元素，mo在加氢反应过程r10的主体工作形态为二硫化钼mos2，加氢催化剂r10c为0.0001～100μm的粉状颗粒；
加氢反应过程r10的操作条件可以为：温度为360～460℃、压力为6.0～22.0mpa、氢气/原料油体积比为50∶1～2000∶1、加氢催化剂r10c的存在重量为含高沸点烃组分hac的物料r10f重量的0.001％～5.0％、体积空速为0.2～5.0hr-1；含高沸点烃组分hac的物料r10f重量化学氢耗量为0.25％～3.0％。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂r10c，通常至少包含mo元素，mo在加氢反应过程r10的主体工作形态为二硫化钼mos2，加氢催化剂r10c为0.0001～100μm的粉状颗粒；
加氢反应过程r10的操作条件可以为：温度为360～460℃、压力为8.0～16.0mpa、氢气/原料油体积比为200∶1～1200∶1、加氢催化剂r10c的存在重量为含高沸点烃组分hac的物料r10f重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.5～3.0hr-1；含高沸点烃组分hac的物料r10f重量化学氢耗量为0.25％～2.5％。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
分离回收热高分液体thps-l，得到主要由常规沸点为250～530℃的烃组分组成的蒸馏油r10-p-ml，至少一部分蒸馏油r10-p-ml可以进入加氢反应过程r10a。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
分离回收热高分液体thps-l，得到主要由常规沸点为350～530℃的烃组分组成的富含芳烃的蒸馏油r10-p-ml，至少一部分蒸馏油r10-p-ml可以进入悬浮床加氢改性反应过程bra。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
分离回收热高分液体thps-l，得到主要由常规沸点为450～530℃的烃组分组成的富含芳烃的蒸馏油r10-p-ml，至少一部分蒸馏油r10-p-ml可以进入悬浮床加氢改性反应过程bra。
本发明，通常，(1)至少一部分基于加氢改性反应产物brap的包含大粒径颗粒催化剂bp的物流brap-bp-x，通过悬浮床加氢反应过程r10的至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料r10f或其加氢转化物接触；
物流brap-bp-x，可以选自下列物流的一个或几个：
①含大粒径颗粒催化剂bp的加氢改性反应产物brap用作物流brap-bp-x；
②含大粒径颗粒催化剂bp的加氢改性反应产物brap进入热高压分离过程brap-bp-x-hs分离为含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-x-hso和热高分气brap-bp-x-hsv，至少一部分热高分油brap-bp-x-hso用作物流brap-bp-x；
③含大粒径颗粒催化剂bp的加氢改性反应产物brap进入热高压分离过程brap-bp-x-hs分离为含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-x-hso和热高分气brap-bp-x-hsv，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-x-hso降压、脱气后所得含大粒径颗粒催化剂bp的液体brap-bp-x-hsoa用作物流brap-bp-x；
④分离加氢改性反应产物brap得到含大粒径颗粒催化剂bp的加氢生成油brap-bp-xpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-xpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-xpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的物流，至少一部分富含供氢烃组分的物流用作物流brap-bp-x；
⑤分离加氢改性反应产物brap得到含大粒径颗粒催化剂bp的加氢生成油brap-bp-xpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-xpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-xpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的富含供氢烃组分的物流，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的富含供氢烃组分的物流用作物流brap-bp-x；
⑥分离加氢改性反应产物brap得到加氢生成油brap-bp-xpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-xpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-xpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的主要由常规沸点为大于350℃的富含供氢烃组分组成的物流用作物流brap-bp-x。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
分离回收热高分液体thps-l，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的加氢尾油r10-p-vs，通常至少一部分尾油r10k-p-vs不进入加氢反应过程。
本发明，通常，基于物流r10-endp得到的富含催化剂的烃物料rkkc，循环返回悬浮床加氢改性反应过程bra与含芳基蜡油组分物料braf或其加氢产物混合接触；
含催化剂的烃物料rkkc，可以选自下列物料中的一种或几种：
选项1，一部分在加氢反应过程r10流出物r10-endp的热高压分离过程得到的热高分油，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项2，一部分在加氢反应过程r10流出物r10-endp的分离分馏过程的蒸馏塔排出的含催化剂的烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项3，一部分在加氢反应过程r10流出物r10-endp的分离分馏过程的蒸馏塔排出的含催化剂的蒸馏冷凝油，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项4，一部分在加氢反应过程r10流出物r10-endp的分离分馏过程的蒸馏塔排出的含催化剂的蒸馏塔底油，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项5，至少一部分分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程vs-eu的原料vs-ef，在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项6，至少一部分分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程vs-eu的原料vs-ef，在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的重质沥青烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项7，至少一部分分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程vs-eu的原料vs-ef，在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的轻质沥青烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项8，至少一部分分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程vs-eu的原料vs-ef，在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的中质沥青烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc。
本发明，通常，含高沸点烃组分hac的物料r10f来自高温煤焦油，含有煤沥青组分；
设置基于加氢反应过程r10流出物r10-endp的含氢化煤沥青物料的提取针状焦原料的采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu；
基于加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的富含催化剂的烃物料rkkc，循环返回加氢反应过程r10与加氢反应过程r10的原料或中间产物或最终产物混合；
含催化剂的烃物料rkkc，可以选自下列物料中的一种或几种：
选项1，至少一部分在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的烃物料用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项2，至少一部分在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的重质沥青烃物料用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项3，至少一部分在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的轻质沥青烃物料用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项4，至少一部分在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的中质沥青烃物料用作含催化剂的烃物料rkkc；
采用溶剂分离法的分离过程分离出轻液相和重液相的方法，选自下列中的1种：
选项1，溶剂-沉降法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项2，溶剂-离心法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项3，溶剂-过滤法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项4，溶剂-絮凝法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项5，溶剂-抽提法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项6，超临界萃取法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程。
本发明，在含烃物料r10f的加工过程u100，在基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil的含液料物料的分离过程，得到含分散型金属化合物颗粒、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s333；
可以在溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，物料s333与萃取溶剂混合后分离出含萃取溶剂、含相对低分子量烃组分的含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl，分离出含萃取溶剂、含相对高分子量烃组分、富集分散型颗粒催化剂r10c的含剂重相液料vs-eu-spu60-sh；
溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，使用的萃取溶剂为溶解胶质或和沥青质能力强的有机低沸点溶剂；
溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60分离出轻液相和重液相的方法，可以选自下列中的1种：
选项1，溶剂-沉降法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项2，溶剂-离心法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项3，溶剂-过滤法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项4，溶剂-絮凝法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项5，溶剂-抽提法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项6，超临界萃取法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
在可能存在的蒸馏脱出萃取溶剂的含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl的分馏过程，含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl蒸馏脱除萃取溶剂后成为轻相料vs-eu-spu60-lp；
在可能存在的蒸馏脱出萃取溶剂的含剂重相液料vs-eu-spu60-sh的分馏过程，含剂重相液料vs-eu-spu60-sh蒸馏脱除萃取溶剂后成为重相料vs-eu-spu60-hp；
至少一部分基于重相料vs-eu-spu60-h的富分散型颗粒催化剂r10c的物料，用作干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out使用；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out，可能用作回收金属的原料使用。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，使用的萃取溶剂可以选自下列中的一种或几种：
选项1，含苯或甲苯的溶剂；
选项2，含四氢呋喃的溶剂；
选项3，含二硫化碳的溶剂；
选项4，含喹啉的溶剂；
选项5，含环己酮的溶剂；
选项6，含吡啶的溶剂；
选项7，含n-甲基吡咯烷酮的溶剂；
选项8，含二甲醚的溶剂；
选项9，含二甲亚砜的溶剂；
选项10，含二甲基甲酰胺的溶剂；
选项11，含乙二胺的溶剂；
选项12，含丙酮的溶剂；
选项13，含苯酚基团的溶剂；
选项14，120～300℃馏份段的煤焦油馏分或其浅度加氢油；
选项15，120～300℃馏份段的煤液化油或其浅度加氢油；
选项16，其它溶解沥青质能力强的低沸点富芳烃溶剂。
本发明，通常，含烃物料s333所含分散型金属化合物颗粒，包括分散型颗粒催化剂r10c。
本发明，一般，含烃物料s333所含分散型金属化合物颗粒，包括硫化钼分散型颗粒催化剂r10c。
本发明，通常，至少一部分含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl，工作方式可以选自下列中的一种或几种：
选项1，用作外排料排出加工过程u100；
选项2，返回悬浮床加氢反应过程r10通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，通常，至少一部分蒸馏脱除萃取溶剂后的轻相料vs-eu-spu60-lp，工作方式可以选自下列中的一种或几种：
选项1，用作外排料排出加工过程u100；
选项2，返回悬浮床加氢反应过程r10通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，通常，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，可以使用1级萃取分离过程或者2级萃取分离过程或者多级萃取分离过程。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，得到干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，可以用作捣固炼焦工艺的原料，与煤混合后，生产金属含量高的焦炭，生产捣固焦。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，得到干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，可以用作捣固炼焦工艺的原料，与煤混合后，生产金属含量高的焦炭，通常，生产捣固焦的步骤如下：
①将干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out凝固、粉碎后，与炼焦用洗精煤混合，粉碎，捣固压饼，得到煤饼；
②将煤饼送至炼焦炉中在隔绝空气下加热并保温，然后经冷却和筛分处理，得到焦炭。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，得到干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，可以用作回收金属的原料使用。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，得到干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，用可以作回收金属的原料使用；
回收金属的工作方式，可以选自下列中的一种或几种：
选项1，先将液体状态或固体颗粒状态的干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out燃烧，然后用氨和碳酸铵对烟尘进行处理以得到钼酸铵；
选项2，先将干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out进行焦化得到焦炭，然后燃烧焦炭，然后用氨和碳酸铵对烟尘进行处理以得到钼酸铵；
选项3，在甲醇和氧化剂存在下利用硫酸与干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out进行反应，钼被萃取进入水相而得到回收；氧化剂可能是过氧化氢；
选项4，采用酸溶、氨气压力下高温高压处理，再加入无机酸、分离、通入硫化氢、分离等步骤将钼转化成硫化钼而使钼得到回收；
选项5，第一步，将干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out与固体碱研磨混合后焙烧；第二步，将焙烧后得到的固体进行水浸，得到的浸取液通过浓缩结晶得到钼酸盐结晶。
本发明，含芳基蜡油组分物料braf，可以主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且可能含有固体颗粒，可以选自下列物料中的一种或几种：
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高温煤焦油或其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％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，含芳基蜡油组分物料braf可以是含有固体颗粒的高芳烃蜡油，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成，可以选自下列物料中的一种或几种：
①石油基稠油的重蜡油；
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重蜡油；
⑤重油加氢热裂化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑥煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑦煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的重蜡油。
本发明，含芳基蜡油组分物料braf，可以主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且含有固体颗粒。
本发明，分离加氢改性反应产物brap中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kkaa，至少一部分蜡油kkaa可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra通过至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料富芳烃蜡油braf或其加氢转化物接触。
本发明，分离加氢反应产物r10p中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kkbb，至少一部分蜡油kkbb可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra通过至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料富芳烃蜡油braf或其加氢转化物接触。
本发明，悬浮床加氢改性反应过程bra的操作条件可以为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂bra-cat添加量为高芳烃蜡油brf的重量的0.001质量％～5质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，反应停留时间tru为5分钟～120分钟。
本发明，悬浮床加氢改性反应过程bra使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至1000∶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；所述低活性组分含有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％。
本发明，悬浮床加氢改性反应过程bra使用的加氢催化剂，可以包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂或和氧化铁或和黄铁矿或和赤铁矿或和氧化钼或和硫化钼或和钼酸铵或和硫化镍。
本发明，通常，悬浮床加氢改性反应过程bra，使用至少一部分供氢溶剂bra-ds；
供氢溶剂bra-ds，可能是基于分离加氢反应过程a10的中间反应产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂bra-ds，可能是基于分离加氢反应过程a10的最终反应产物a10p所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂bra-ds，可能是基于高芳烃蜡油braf在加氢过程bra生成的供氢烃组分bra-cdc；
供氢溶剂bra-ds，可能是外来供氢烃out-to-bra-ds。
本发明，通常，悬浮床加氢改性反应过程bra，使用至少一部分供氢溶剂bra-ds；
供氢溶剂物流bra-ds的重量流率bra-ds-w与含芳基蜡油组分物料braf中常规沸点高于450℃烃组分的重量流率braf-d-w的比值为剂油比bk100＝(bra-ds-w)/(braf-d-w)，bk100为0.1～10.0。
本发明，通常，悬浮床加氢改性反应过程bra，使用至少一部分供氢溶剂bra-ds；
供氢溶剂bra-ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
本发明，一般，悬浮床加氢改性反应过程bra，使用至少一部分供氢溶剂bra-ds；
供氢溶剂bra-ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，(1)在含芳基蜡油组分物料braf的悬浮床加氢改性反应过程bra，至少一部分基于产物brap的包含大粒径颗粒催化剂bp、含供氢烃的物流brap-bp-wx，可以通过加工含渣油组分的物料crf的悬浮床加氢反应过程cr的至少一部分反应空间参与反应，与物料crf或其加氢转化物接触；
在悬浮床加氢反应过程cr，在存在氢气、常规液体、分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能存在供氢烃、可能存在稀释烃、可能存在分散型小粒径颗粒催化剂lp的条件下，至少一部分含常规沸点高于530℃烃的物料crf进行加氢反应r10r发生至少一部分加氢脱残炭反应转化为加氢反应产物crp；
至少一部分基于产物crp的包含大粒径颗粒催化剂bp的物流brap-bp-w，通过悬浮床加氢反应过程r10的至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料r10f或其加氢转化物接触。
本发明，通常，至少一部分基于产物crp的包含大粒径颗粒催化剂bp的物流brap-bp-w，通过悬浮床加氢反应过程r10的至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料r10f或其加氢转化物接触；
物流brap-bp-w，可以选自下列物流的一个或几个：
①含大粒径颗粒催化剂bp的加氢反应产物crp用作物流brap-bp-w；
②含大粒径颗粒催化剂bp的加氢反应产物crp进入热高压分离过程brap-bp-w-hs分离为含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-w-hso和热高分气brap-bp-w-hsv，至少一部分热高分油brap-bp-w-hso用作物流brap-bp-w；
③含大粒径颗粒催化剂bp的加氢反应产物crp进入热高压分离过程brap-bp-w-hs分离为含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-w-hso和热高分气brap-bp-w-hsv，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-w-hso降压、脱气后所得含大粒径颗粒催化剂bp的液体brap-bp-w-hsoa用作物流brap-bp-w；
④分离加氢反应产物crp得到加氢生成油brap-bp-wpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-wpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-wpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的物流，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的物流用作物流brap-bp-w；
⑤分离加氢反应产物crp得到加氢生成油brap-bp-wpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-wpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-wpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的富含供氢烃组分的物流，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的富含供氢烃组分的物流用作物流brap-bp-w；
⑥分离加氢反应产物crp得到加氢生成油brap-bp-wpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-wpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-wpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的主要由常规沸点为大于350℃的富含供氢烃组分组成的物流用作物流brap-bp-w。
本发明，分离加氢反应产物crp中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kk66，至少一部分蜡油kk66可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra或和悬浮床加氢反应过程cr通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，分离加氢反应产物r10p中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kk77，至少一部分蜡油kk77可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra或和悬浮床加氢反应过程cr或和悬浮床加氢反应过程r10通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，分离加氢反应产物crp或和加氢反应产物r10p中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kk77，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流kk255；
至少一部分蜡油kk77可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra通过至少一部分反应空间参与反应；
至少一部分蜡油kk255可以返回悬浮床加氢反应过程cr通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流，其残炭含量为20～65重量％。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流，其残炭含量为30～45重量％。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.010重量％～40.0重量％。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～20.0重量％。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～5.0重量％。
本发明，通常，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，劣质烃crf的加氢热裂化率为5～45％。
本发明，通常，悬浮床加氢反应过程cr的操作条件为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂cra-cat添加量为劣质烃crf的重量的0.001质量％～5质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，反应停留时间tru为5分钟～120分钟。
本发明，悬浮床加氢反应过程cr使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至1000∶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；所述低活性组分含有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％；液化催化剂粒子直径为0～100μm的粉状颗粒。
本发明，通常，悬浮床加氢反应过程cr使用的加氢催化剂，可以包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂或和氧化铁或和黄铁矿或和赤铁矿或和氧化钼或和硫化钼或和钼酸铵或和硫化镍。
本发明，通常，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离加氢反应过程r10的中间反应产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离加氢反应过程r10最终反应产物所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离加氢改性反应过程bra的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离加氢改性反应过程bra最终产物所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离反应过程cr的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离反应过程cr的最终产物所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr生成的供氢烃组分cr-cdc；
供氢溶剂cr-ds，可能是外来供氢烃out-to-cr-ds。
本发明，通常，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂物流cr-ds的重量流率cr-ds-w与劣质烃物流crf的重量流率crf-w的比值为剂油比bk100＝(cr-ds-w)/(crf-w)，ck100为0.05～5.0。
本发明，一般，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂物流cr-ds的重量流率cr-ds-w与物料crf中常规沸点高于450℃烃组分的重量流率crf-h-w的比值为剂油比bk100＝(cr-ds-w)/(crf-h-w)，ck100为0.5～1.5。
本发明，通常，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂物流cr-ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
本发明，一般，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂物流cr-ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，通常，上流式膨胀床加氢改性反应过程cra的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油brf重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为20～35质量％。
本发明，一般，上流式膨胀床加氢改性反应过程cra的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油brf重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～25质量％。
附图说明
图1是一种含蜡油料加氢、含渣油料加氢、催化剂循环的组合方法的原则流程图。
图1所示的含蜡油料加氢、含渣油料加氢、催化剂循环的组合方法，包含富芳烃蜡油的上流式悬浮床加氢改性反应过程bra、上流式悬浮床加氢热裂化反应器r10、反应产物r10p的热高压分离器thps、热低压分离部分tlps、热低分油的预分馏塔1t、减压分馏塔进料加热炉2t-infu、第一减压闪蒸罐2tfs1、第一减压闪蒸气加热炉2t-fvfu、第二减压闪蒸罐2tfs2、减压分馏塔2t、富催化剂料循环系统。
如图1所示，在上流式悬浮床加氢改性反应过程bra，沿管道001输送的循环蜡油r-vgo(可能含有固体颗粒催化剂)、沿管道002输送的其它蜡油bra9f、沿管道003输送的含催化剂bp料(含有固体颗粒催化剂bp或者在反应过程可以生成固体颗粒催化剂bp的前身物)、沿管道209输送的富含bp循环料xs10-ks、沿管道005输送的含氢气物料brah，混合为沿管道008输送的反应进料bratf；反应进料bratf自底部进入反应器bra，反应器bra内的主流物料自下而上流动，反应转化为自顶部排出反应器bra的沿管道011输送的气、液、固三相反应产物brap，包含催化剂bp、供氢溶剂的反应产物brap进入反应器r10。
如图1所示，在渣油悬浮床加氢热裂化反应过程，沿管道101输送的渣油r10fl、沿管道102输送的含催化剂物料r10c(含有固体颗粒催化剂或者在反应过程可以生成固体颗粒催化剂)在混合单元fmixer混合为沿管道103输送的混合料r10mf；混合料r10mf与沿管道105输送的含氢气物料r10h、反应产物brap混合为沿管道108输送的反应进料r10tf；反应进料r10tf自底部进入反应器r10，反应器r10内的主流物料自下而上流动、反应转化为自顶部排出反应器r10沿管道111输送的气、液、固三相反应产物r10p。
如图1所示，气、液、固三相反应产物r10p经管道111进入热高压分离器thps分离为沿管道121输送的热高分气thps-v、沿管道122输送的热高分油thps-l，热高分油thps-l经过安装在g管道122系统中的降压阀后实现降压、汽化，作为热低压分离器tlps进料进入热低压分离部分tlps，分离为沿管道131输送的热低分气tlps-v、沿管道132输送的热低分油tlps-l。
如图1所示，热低分油tlps-l与可能沿管道201输送的冷低分油llps-l混合为混合料1ttf沿管道135进入预分馏塔1t；混合料1ttf沿管道135进入预分馏塔1t之前，可能经过预分馏塔进料加热炉1t-infu(图中未示出)加热，但是，为了简化流程、节省投资，通常不设置预分馏塔进料加热炉1t-infu。
如图1所示，混合料1ttf经预分馏塔1t分馏出沿管道151输送的窄馏分油1tp1(如常规沸点低于150℃烃组成的含常规气体烃、硫化氢、氢气的预分馏塔塔顶液)、沿管道152输送的窄馏分油1tp2(如常规沸点介于130～200℃的烃类组成的预分馏塔第一侧线油)、沿管道153输送的窄馏分油1tp3(如常规沸点介于180～260℃的烃类组成的预分馏塔第二侧线油)、沿管道159输送的预分馏塔塔底油1tp9(如由常规沸点高于250℃的烃和固体组成)等。
如图1所示，在预分馏塔1t内部，为了降低预分馏塔第二侧线油1tp3中可能存在的固体颗粒的浓度，在混合料1ttf进口与第二侧线油1tp3抽出口之间设立洗涤段1twu，通常使用来自塔内上部流下的回流液体洗涤上升的烃类蒸汽，可以任意的合适洗涤方式，比如可以使用喷头雾化洗涤方式或者设置塔盘洗涤段洗涤方式或者设置填料洗涤段洗涤方式，液体接触上升气相所捕集的固体颗粒，通常随洗涤段排出的洗涤油进入预分馏塔塔底油1tp9中。
如图1所示，预分馏塔塔底油1tp9，经过减压分馏塔进料加热炉2t-infu吸收热量后以提高气化率，排出加热炉2t-infu的减压塔进料2tf沿管道161进入第一减压闪蒸罐2tfs1，分离为沿管道171输送的第一减压闪蒸气2tfs1v、沿管道172输送的第一减压闪蒸液2tfs1l。
如图1所示，第一减压闪蒸液2tfs1l，是初馏点(常规沸点低于350℃烃类的重量浓度低于15％)适宜的物性适宜(粘度低、密度低、沥青质分散性好)的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xs10-f。由于含有大量的重柴油组分、蜡油组分，温度也较高(可以控制温度处于280～430℃范围)，该物流的粘度低、密度小、沥青质全部溶解分散，适合于适用旋液分离器或沉降离心机或离心过滤机工作。
如图1所示，物料xs10-f进入使用旋液分离器的机械分离过程xs10，分离为2路物料：富催化剂物料xs10-ks、可能含气相的贫催化剂液料xs10-f-lp；
如图1所示，富催化剂物料xs10-ks沿管道209返回上流式悬浮床加氢改性反应过程bra；
如图1所示，物料xs10-f-lp、第一减压闪蒸气2tfs1v混合后，沿管道174经过减压分馏塔进料加热炉2t-fvfu吸收热量后以提高气化率，沿管道175排出加热炉2t-fvfu的热料，与可能的混合物料混合后成为2tf66沿管道177进入第二减压闪蒸罐2tfs2，分离为沿管道179输送的第二减压闪蒸气2tf99、沿管道178输送的第二减压闪蒸液2tfs2l。
如图1所示，第二减压闪蒸液2tfs2l，是初馏点(常规沸点低于530℃烃类的重量浓度低于10％、主要由常规沸点高于530℃的渣油和固体组成的残渣油))适宜的含分散型颗粒催化剂r10c的含液相物料xs20-f。
为了分离出含液相物料xs20-f中的重质烃循环加氢转化，同时分离出催化剂颗粒、其它颗粒物，将含液相物料xs20-f与萃取剂(溶解沥青质能力强的低沸点溶剂)在加压条件下混合使沥青质分散，然后在150～200℃条件下，进行旋液分离，分离为萃取轻相、萃取重相；萃取轻相蒸馏脱出萃取剂后，部分成为外排料xs20-outl排出系统，部分成为沿管道339输送的物料，返回加氢反应过程r10；萃取重相蒸馏脱出萃取剂后成为干化料s100沿管道350排出，部分成为外排料s101排出系统用作金属回收原料，部分作为循环催化剂料沿管道352返回加氢反应过程r10；
如图1所示，减压塔进料2tf99，经减压分馏塔2t分馏出沿管道181输送的窄馏分油2tp1(如常规沸点介于240～360℃的馏分油)、沿管道182输送的窄馏分油2tp2(如常规沸点介于350～450℃的烃类组成的减压分馏塔第一侧线油)、沿管道183输送的窄馏分油2tp3(如常规沸点介于440～520℃的烃类组成的减压分馏塔第二侧线油)、沿管道184输送的含固体颗粒的窄馏分油2tp4(如常规沸点介于515～540℃的烃类组成的减压分馏塔塔底油、洗涤段排出油)等。
如图1所示，在减压分馏塔2t内部，为了降低第二侧线油2tp3中可能存在的固体颗粒的浓度，在减压塔进料2tf进口与第二侧线油2tp3抽出口之间设立洗涤段2twu，通常使用来自塔内上部流下的回流液体洗涤上升的烃类蒸汽，可以任意的合适洗涤方式，比如可以使用喷头雾化洗涤方式或者设置塔盘洗涤段洗涤方式或者设置填料洗涤段洗涤方式，液体接触上升气相所捕集的固体颗粒，通常随洗涤段排出的富固体洗涤油被收集作为减压分馏塔洗涤段排出油2tp4，沿管道184排出减压分馏塔2t。
如图1所示的减压分馏塔2t排出油2tp3(富芳烃重质蜡油)、2tp4(含固体颗粒富芳烃重质蜡油)，返回上流式悬浮床加氢改性反应过程bra循环加氢。
具体实施方式
固液机械分离过程属于固液两相流范畴，其中固体颗粒为分散相，连续状态的液相为分散介质，由于它们具有不同的物理性质，所以可以用机械方法将其分离。实现分离的基本要点是使固体与液相之间产生相对运动。通常将固液分离分为两大类，即浓缩和过滤，二者可以组合使用，构成2级或多级固液分离过程。
关于固液分离技术原理、分离技术、分类设备和系统、分离指标的信息，记载这类数据的一个文献见文献a01：①出版物名称：《固液分离》；②检索用图书编码：isbn编码：7-5024-1945-4，中国版本图书馆cip数据核字(96)第18533号；③主编：罗茜；④出版社：冶金工业出版社。
表1列出了一些固液机械分离技术，本发明可以使用其中的适用的技术。
本发明所述旋液分离器，属于离心分离设备，在分离过程中连续进料并连续排出清液和浓缩液，属于水力旋流器。
本发明所述旋液分离器，也可称为旋流分离器、水力旋流器等，是利用离心沉降原理从悬浮液中分离固体颗粒的设备，设备主体是由圆筒和圆锥两部分构成。
用于液固分离时，单级旋液分离器的基本工作原理是，悬浮液经进料管沿切向进入圆筒，向下作螺旋形运动，固体颗粒受惯性离心力作用被甩向器壁，随下旋流降至锥底的出口，由底部排出的增浓液称为底流。清液或含有微细颗粒的液体则成为上升的内层旋流，从顶部的中心管排出，称为溢流。内层旋流中心有一个处于负压的气柱，气柱中的气体是由料浆中释放出来的，或者是由于溢流管口暴露于大气中时将空气吸入器内的。旋流分离器的特点是圆筒直径小而圆锥部分长，小直径的圆筒有利于增大惯性离心力，以提高沉降速度；同时，锥形部分加长可增大液流行程，从而延长了悬浮液在器内的停留时间。
用于液液分离时，待分离的两相混合液以一定的压力从切向进料口进入器内，并在器内形成强烈的旋转运动。由于离心沉降作用，大部分轻相通过溢流口排出，而重相则由锥顶处的底流口喷出器外。
固相颗粒进入水力旋流器后，其运动速度依其所受作用力的关系而定。颗粒越细或固液两相密度差越小，颗粒的运动轨迹与流线越接近，这样的颗粒越是难以从液相中分离出来；较粗的颗粒则由于所受离心力足以使其进行离心沉降，于是与液相之间产生相对运动而得以实现两相间的分离。
因此，尽可能扩大颗粒密度与液体组分密度的密度差，是提高分离效率的有效途径，因此，对于本发明，利用固体密度在0～400℃范围内变化极小、而液体密度在0～400℃范围内变化很大的特点，尽可能在分馏塔排出料的高温状态下进行旋液分离，甚至可以将分馏塔排出料先加压再升温后进行旋液分离，以提高分离精度。
旋流分离器可用于固液分离(增浓)、固体回收，用作分级设备使用时更具显著特点。根据增浓或分级用途的不同，旋流分离器的尺寸比例也有相应的变化。
表1固液分离分类表
旋流分离器，包括微旋分器，对于同样的进料速度，大幅度降低旋流分离器直径即缩小旋流场直径，可大幅度增加离心加速度，缩短固体到达旋分器器壁的距离，从而提高分离效率。本发明所述微旋分，可以根据需要降低其旋流场直径，允许达到很高的离心加速度，比如可以达到数十至数百g(重力加速度)的离心加速度。
旋流分离器中，固体颗粒沿壁面的快速运动会造成分离器严重的磨损，为延长使用期限，应采用耐磨材料制造或采用耐磨材料作内衬。
旋液分离器的优点在于：
①构造简单，无活动部分，其内的悬浮液靠切向进料的压力而作旋转运动，性能可靠、成本低廉；
②体积小，占地面积也小；
③生产能力大，可以将多根旋液分离单元集装在一个容器内使用；
④分离的颗粒范围较广。
通常，旋液分离过程用于高倍率浓缩固体，以尽可能高的回收率回收无固体液料，得到尽可能少量的浓缩浆液，由于受到分配比太小的限制，常规条件下旋液分离过程的分离效率较低，可以采用几级串联的方式或与其他分离设备配合应用，以提高其分离效率。
水力旋流器无转动部件，其内的悬浮液靠切向进料的压力而作旋转运动。在水力旋流器内，悬浮液中存在因速度梯度很高而形成的剪切作用，这将破坏可能产生的颗粒聚集体或絮团，这种作用应当说不是分离操作过程中所希望的，但是对于粘度高的液相而言，则是一种有利的防沉积清洗作用。
减压渣油使用固粒催化剂的悬浮床加氢反应过程r10的产物r10p中的固体颗粒，可以是催化剂颗粒、灰分、游离碳、有机金属氢解产物金属硫化物，根据具体的工艺操作过程，其当量直径可以为纳米级或微米级，其密度由组成决定，一些常见金属硫化物的密度、熔点数据见表2。
表2减压渣油悬浮床加氢反应产物r10p中的一些常见金属硫化物的密度、熔点数据
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，指的是常规沸点为200～350℃的烃类。
本发明所述的蜡油组分指的是常规沸点为350～530℃的烃类。
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。
本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。
本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。
本发明所述高沸点烃组分hac，指的是常规沸点高于450℃的烃组分。
本发明所述含高沸点烃组分hac的物料brf，是包含常规沸点高于450℃的高沸点烃组分hac组分的物料。
本发明所述含高沸点烃组分hac的物料brf的加氢反应过程br，根据需要，可能发生加氢精制反应或和催化加氢裂化反应或和加氢热裂化反应或和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应等反应过程。
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，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使用供氢溶剂油。
所述烃料的加氢精制反应，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。所述烃料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，它普遍地存在于煤或和重油的高温加氢热裂化反应过程中，如煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼的加氢反应过程、重油加氢热裂化反应过程、重油加氢化反应过程中。
因此，本发明所述烃料加氢反应过程，可以是劣质重油的高温加氢反应过程，甚至于，可以是超重油加氢脱金属反应过程、加氢脱硫反应过程、加氢脱氮反应过程，可以是超重油加氢裂化反应过程的前部加氢精制反应段如加氢脱金属反应段、加氢脱硫反应段或和加氢脱氮反应段。
以下描述液料(包括浆液)串联操作的2个或多个反应段组成的烃料加氢反应系统。
本发明所述一个反应段，指的是包含烃料加氢反应步骤和该步骤气液产物的气液分离步骤的工艺过程。
以减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程为例，它属于氢气耗量高的碳氢料深度加氢反应过程，由于易反应组分总是在前部反应区快速完成主体反应，也因常规工艺中前部反应区总是氢气纯度高、有害杂质气体浓度最低、易反应物浓度最高的反应区，因此，从加氢反应速度、反应耗氢量上讲，等液相反应体积的反应空间，前部反应区消耗的氢气量远大于后部反应区消耗的氢气量，并通常释放大量反应热；同时杂质元素与碳元素之间的键强度较低的化学键易于发生断裂反应，因此，前部反应区产生的杂质气体量，通常也远大于后部反应区产生的杂质气体量，是杂质气体的主生成区；随着反应历程的延伸，固体或和高沸点烃组分逐步转化为低沸点、中沸点的烃类，这样液体(包括浆液)的平均分子量越来越小、平均沸点越来越低。基于上述分析，通常可以将所述整体加氢反应过程宏观地分为：第一加氢反应过程即氢气耗量高、杂质气体产量高、液料高沸点组分多的前部反应过程，第二加氢反应过程即氢气耗量低、杂质气体产量低、液料高沸点组分少的后部反应过程。
以下详细描述碳氢料加氢反应过程。
本发明所述碳氢料加氢反应，指的是在氢气存在和加压条件下，含碳、氢元素的液体或和固体如油或和煤发生的加氢反应，对于烃油加氢过程其原料油发生加氢精制或和加氢热裂化反应生成至少一部分更低分子量或常规沸点低于450℃的烃产物，对于煤加氢直接液化反应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，典型例子是高温煤焦油悬浮床加氢深度精制反应过程、中低温煤焦油悬浮床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、石油基重油悬浮床或沸腾床加氢裂化反应过程，通常使用供氢溶剂油或稀释油。
本发明所述碳氢料加氢反应，其反应产物base-ru-p，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ru-p-x用于排出加氢反应产物base-ru-p，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。
本发明所述碳氢料加氢热裂化反应过程，包括碳氢料热裂化反应和热裂化自由基碎片的加氢稳定反应，存在于煤加氢直接液化反应过程、重油加氢热裂化反应过程、煤油共加工加氢热裂化反应过程等反应过程中。
本发明所述碳氢料加氢热裂化反应过程，通常使用上流式膨胀床加氢反应器
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区，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返回物流xk上游反应区，循环液流xk-lr的反应产物流过k点并存在于xk之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如反应器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。在上述工况条件下，由于液相产物或中间液相产物的多次循环操作，使得气相产物中的供氢溶剂油相对液相中的供氢溶剂油而言经历了更少的热反应，因此剩余较多的供氢能力，更适合使用本发明。
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、神华煤加氢直接液化反应器。
本发明所述悬浮床反应器，其结构形式可以是任意一种合适的形式，可以是空筒悬浮床反应器从而形成活塞流或存在内循环的返混流，可以是使用内部循环导流筒从而形成内部内环流或内部外环流，可以是使用其外循环管使上部反应空间液体流入下部反应空间形成器外循环流的返混流型，可以是使用顶部产物分离、液体收集和导流系统从而通过循环加压系统形成强制内循环流的返混流型。
本发明所述热高分器，指的是用于分离加氢反应中间产物或最终产物的气液分离设备，可以设置氢气气提功能，降低分离后液体内的低沸点组分的含量。
本发明所述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加氢方法。
本发明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。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。
本发明所述二级加氢方法，指的是初始烃原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。
本发明所述三级加氢方法，指的是初始烃原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，指的是初始烃原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。
三级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由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。
本发明所述似二级加氢方法，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，视为二级加氢方法。
本发明所述加氢反应器，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式加氢反应器
④微膨胀床。
关于含重烃料的加氢技术，对已有技术均可以合理选择使用或配合使用。
本文所述溶剂烃adsc，指的是供氢烃或供氢烃前身物，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)，充当供氢烃或氢传递烃或降粘度烃或稀释剂。
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r10的发生大量热裂化反应的前部反应段r10a，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r10b，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。
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、进行失氢供氢溶剂mfs或和供氢烃前身物ds-bf的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或和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或和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或和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或和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。
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存在分子诱导功能，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、减少气体产率，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ds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的物流或分离所得物流；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30∶1～3000∶1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∶1～1200∶1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∶1～1200∶1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250～530℃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、烯烃加氢饱和催化剂(流程位置通常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。
在含煤沥青的物料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；而含煤沥青的物料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。就含煤沥青的物料一次热裂化和含煤沥青的物料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。
对本发明而言，含煤沥青的物料的上流式加氢反应过程的主要目的，可以是进行适宜深度的热裂化脱硫或和加氢脱硫，同时进行一定程度的加氢脱金属反应，同时进行一定程度的高沸点烃组分的加氢芳烃部分饱和反应、加氢热裂化反应、热裂化反应和热裂化自由基的加氢稳定反应，生产出低硫含量、低金属含量、针状焦适宜组分更多的悬浮床加氢产物，因此，可能需要将悬浮床加氢产物首先分馏，然后对得到的加氢后煤沥青分离为一次氢化精制沥青和一次氢化重质沥青，然后将一次氢化重质沥青返回悬浮床加氢改质过程进行二次加工，从而提高有益的总体热裂化转化率。就煤沥青一次加氢热裂化和煤沥青一次加氢热裂化尾油的再次加氢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。
本发明所述中低温煤焦油，指的是来自煤热解或煤造气或其它过程的煤焦油产品，可以是来自低温炼焦过程(干馏温度低于700℃)的低温煤焦油或中温炼焦过程的中温煤焦油(干馏温度介于700～950℃)或它们的混合油，通常含有煤焦油重油组分。由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，中低温煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述中低温煤焦油的性质比重通常为0.89～1.15，通常金属含量为5～200ppm、硫含量为0.1％～0.7％、氮含量为0.6％～1.6％。本发明所述中低温煤焦油，有时无机水含量为0.2％～5.0％，有时有机氧含量通常为2.5％～11％、特别地为3.5％～10％、更特别地为5％～10％。
本发明所述高温煤焦油，指的是煤高温炼焦过程产尘的高温煤焦油，由于萘组分价格高，高温煤焦油进入加氢装置之前，通常已将其中的萘回收。
本发明，可以联合加工组分适宜、性质适宜的中温煤焦油馏分或和中温煤焦油煤沥青，比如长焰煤流化床快速热解过程产生的中温煤焦油的煤沥青，它的组成和性质与高温煤焦油的组成和性质相差较小。
以下描述劣质烃的劣质烃加氢改质反应过程r10。
本发明所述含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10，其反应产物base-r10p，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r10p用于排出加氢反应产物base-r10p，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。
以下详细描述含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10的适宜催化剂的基本属性。
如前所述，含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10的主要目的，可以是是进行适宜深度的热裂化脱硫或和加氢脱硫，同时进行一定程度的加氢脱金属反应，同时进行一定程度的高沸点烃组分的加氢芳烃部分饱和反应、加氢热裂化反应、热裂化反应和热裂化自由基的加氢稳定反应，生产出低硫含量、低金属含量、针状焦适宜组分更多的悬浮床加氢产物，因此，对催化剂自然提出以下要求：
①采用高活性催化剂，降低使用配比；从而降低精制沥青中的携带量；
②高分散度，即粒度小，提高单位重量催化剂的外表面积，降低使用配比；从而降低精制沥青中的携带量；
③催化剂表面生焦率低，尽量不要沉积在焦炭中；
④催化剂比重与煤沥青比重差额，要足以保证沉降分离；
⑤促进热裂化反应的功能要尽量小。
以下详细描述本发明的劣质重烃crf上流式加氢热裂化反应过程cr，劣质重烃crf可以是煤沥青组分加氢热裂化产物减压渣油thc-vr。
劣质重烃crf上流式加氢热裂化反应过程cr，通常包含产生热裂化自由基的热裂化反应、热裂化自由基的加氢稳定反应，通常也包含加氢精制反应如加氢饱和反应或芳烃的部分加氢饱和反应。
以下详细描述本发明的劣质重烃crf上流式加氢改性反应过程cr，加氢改性反应的含义是，在总体加氢反应中，芳烃的部分加氢饱和反应是期望的主导反应。
本发明所述劣质重烃crf，通常为劣质重烃，通常的含义是：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，劣质重烃crf在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向，比含煤沥青烃油r10f中的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，即生焦率更高或和加氢热裂化转化率更低；通常，劣质重烃crf中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值比含煤沥青烃油r10f中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值更高。
本发明所述劣质重烃crf的上流式加氢改性反应过程cr，其主要目标是，与常规的加氢热裂化反应过程相比，在催化剂和可能存在的供氢溶剂存在条件下，使劣质重烃crf发生较多的加氢饱和反应和充分的热裂化自由基加氢稳定反应，有效降低劣质重烃crf的残炭值，使其中的常规沸点高于530℃的烃类成为适当加氢热裂化度的加氢热裂化反应过程的原料。
在本发明的组合工艺中，本发明所述劣质重烃crf的上流式加氢改性反应过程cr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、加氢芳烃饱或和部分饱和反应、加氢脱残炭反应)或和加氢裂化反应。劣质重烃crf的上流式加氢改性反应过程cr的典型原料就是含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10中的产物渣油，通常，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thc-vr通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼等、来自含煤沥青烃油r10fl的r10产物金属硫化物、可能积累的焦炭。
当劣质重烃crf包含来自含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10产物r10p中的常规沸点高于530℃的烃类r10-vr时，该部分重油r10-vr的残炭含量通常高于原料r10f中沸程相同馏分的残炭含量，或者说碳氢料上流式加氢改质反应过程r10中的液相适合于作为劣质重烃crf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，本发明将劣质重烃crf的上流式加氢改性反应过程cr反应产物中的重烃引入含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10的后半段进行适度加氢热裂化反应，可以同时控制烃类劣质重烃crf的热裂化深度，防止过高的热裂化率导致热缩合物比如沥青质的产率超过限量而导致第二液相(沥青相)的产生。
在劣质重烃crf的上流式加氢改性反应过程cr，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。
本发明所述劣质重烃crf的上流式加氢改性反应过程cr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。
本发明所述劣质重烃crf的上流式加氢改性反应过程cr，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，可以被人为划分为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或和流量，可以是调节油品的温度或和流量。
劣质重烃crf的上流式加氢改性反应过程cr，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，可以将一部分液态原料r10f引入劣质重烃crf的上流式加氢改性反应过程cr。
本发明所述含煤沥青烃油r10f，指的是含有煤沥青hds的烃油物料；所述煤沥青hds其烃类的常规沸点通常＞370℃、一般＞400℃、特别地＞450℃，并且含有常规沸点＞530℃的烃组分如胶质、沥青质、可能的固体颗粒。
本发明所述含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10，指的是上流式膨胀床加氢热裂化反应过程，如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。
本发明所述含煤沥青烃油r10f的上流式膨胀床加氢热裂化反应过程r10，发生至少一部分煤沥青组分hds的加氢脱硫反应、加氢热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分硫含量更低、沸点更低的烃类产物；含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10，通常无法不需要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15％～55％，这样加氢改质反应产物r10p中存在一定数量的未转化煤沥青组分比如45％～85％的未转化煤沥青组分，并形成加氢热裂化产物渣油thc-vr。
如果从组分结构的角度看，加氢热裂化产物渣油thc-vr本身就是煤沥青组分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煤沥青组分hds的同沸程馏分相比，通常，其中的胶质含量、沥青质含量、残炭含量不应显著升高比如升高幅度限制在5％～20％以下；事实上，期望加氢热裂化产物渣油thc-vr本身就是煤沥青组分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煤沥青组分hds的同沸程馏分相比，通常，其中的胶质含量、沥青质含量、残炭含量有所降低，比如降低至少10％～25％。根据试验研究，这样的结果限制了煤沥青组分hds的加氢热裂化转化率通常为5％～55％、一般为15％～45％、最好为20％～35％。
为了提高装置的综合加工效率，加氢热裂化反应过程r10最好优化含煤沥青烃油r10f中的煤沥青组分hds的单程转化率；而含煤沥青烃油r10f中的煤沥青组分hds的单程转化率的过度升高，必然增加煤沥青组分hds中的超大分子的热缩合反应，同时增加热缩合物胶质、沥青质、液相焦炭数量，同时增加气体产率，同时增加常规沸点低于370℃的烃类的加氢饱和深度使之成为对煤沥青溶解分散能力低下的低芳香度烃类、并发生萃取作用使煤沥青浓缩，这种“胶质、沥青质、液相焦炭的数量的增加”与“胶质、沥青质、液相焦炭的适宜溶剂油数量的减少”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。
事实上，本发明可以是以多产优质针状焦原料油为目标，此时，含煤沥青烃油r10f中的煤沥青组分hds的单程转化率过高只会增加轻质馏分油收率、降低目标沥青组分数量。
事实上，本发明方案可以是以多产优质针状焦原料油为目标的，因此，含煤沥青烃油r10f中的煤沥青组分hds的单程转化率相同条件下，也期望在脱硫率、热裂化率相同的条件下，加氢幅度越低越好，这样一方面可以降低氢耗成本，另一方面也可以降低后期的生产针状焦的延迟焦化热裂化反应过程的脱氢任务，因此，通常而言，上流式膨胀床加氢热裂化反应过程r10的脱硫反应的选择性越高越好，这样高选择性脱硫反应催化剂就成了重要的优化操作的条件。本发明优选使用钼基催化剂，特别是纳米级钼基催化剂。
本发明所述稀释剂kws，指的是进入上流式加氢改质反应过程r10的能够使总体反应液相降低粘度或降低沥青浓度或提高供氢能力(抑制结焦)或降低反应温升的烃类，并且最好稀释剂kws的引入不对针状焦原料馏分带来不利影响或不产生影响，因此，稀释剂kws最好是常规沸点低于320℃并且在上流式加氢改质反应过程r10中尽可能呈现为液态的烃类，也就是说稀释剂kws最好是常规沸点为250～320℃的烃类。
本发明所述稀释剂kws，可以是外供物流，可以是分离上流式加氢改质反应过程r10反应产物r10p所得沸程合适的烃类比如常规沸点为250～320℃的烃类，可以是富含供氢烃的烃类。
以下描述本发明含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10可能进行的煤沥青加氢反应。
本发明所述含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10，发生至少一部分含煤沥青烃油r10fl的脱硫反应或加氢脱硫反应、热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分硫含量更低的烃类产物、沸点更低的烃类产物；含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10，通常不能也不希望实现单程反应全部轻质化，即通常存在一个其合理高的热裂化单程转化率，这样加氢改质反应产物r10p中存在一定数量的未转化煤沥青；未转化煤沥青在沥青精制部分分离为精制沥青(轻质沥青)和重质沥青，重质沥青用作尾油；而为了降低外排尾油数量，可能需要设置尾油的加氢热裂化反应过程已生产低沸点产物，而为了简化总体流程、降低投资和能耗，可以将尾油的加氢热裂化反应过程与含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10形成组合工艺，即全部合并或部分合并进行。
尽管含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10以大分子烃类的脱硫反应或加氢脱硫反应、热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应为目标反应，但是由于含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10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，在含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10中，也必然发生一些加氢精制反应(加氢脱金属反应、加氢脱氧反应、加氢脱氮反应、加氢芳烃部分饱和反应、烯烃加氢饱和反应)。
在含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10，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含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10，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；含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10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，可以被人为划分为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或和流量，可以是调节油品的温度或和流量，当然也可以使用换热器简介换热冷却。
含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10，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。
当含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10的后半程反应过程r10b联合加工劣质重烃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r10b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。
本发明所述含煤沥青烃油r10f的上流式加氢改质反应过程r10的反应器形式，可以是任意合适的形式，有多种已知的形式，比如上流式固定床反应器、上流式微膨胀床反应器、上流式移动床反应器、上流式在线置换床反应器、沸腾床反应器、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或和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，所用分散的催化剂或和添加剂，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℃。
本发明所述反应分离节，指的是包含含煤沥青烃油r10f的加氢改质反应过程(或称为反应段)和加氢改质反应产物中的重油烃组分与更低沸点烃组分的分离过程(或称为分离段)的流程；重油烃组分与更低沸点烃组分的分离过程，可以是渣油与蜡油组分的分离过程(通常包含减压分馏过程)，也可以是重蜡油组分与轻蜡油组分的分离过程(通常包含减压分馏过程)的流程，也可以是柴油与蜡油组分的分离过程(可以包含或者不包含减压分馏过程)。
本发明所述一个反应分离节流程，包含含煤沥青烃油r10f的第一加氢改质反应过程和第一加氢改质反应产物的重油烃组分与更低沸点烃组分的第一分离过程，流程上可以包括第一分离过程(通常包含减压分馏过程)排出的未转化渣油或其改性油循环返回第一加氢改质反应过程进行循环加氢改质的循环流程。
现有的重油或渣油的悬浮床加氢改质或加氢热裂化反应分离方法有多种，多数属于一个反应分离节流程，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。
可能需要将悬浮床加氢产物首先分馏，然后对得到的加氢后煤沥青分离为一次氢化精制沥青和一次氢化重质沥青，然后将一次氢化重质沥青返回悬浮床加氢改质过程进行二次加工，从而提高有益的总体热裂化转化率。就煤沥青一次加氢热裂化和煤沥青一次加氢热裂化尾油的再次加氢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。
本发明，可以通过变化各反应段或分离段的流程形式，可以通过联合加工其它适于联合加工的含烃物料，可以通过联合多种热高分气中烃油的后续加工方法，形成多种组合工艺。
本发明，各反应段可以使用稀释油或供氢溶剂。
本发明补充加氢反应过程brk所得油品，可能包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)brk-p-y-n01、第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)brk-p-y-n02、第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)brk-p-y-n03、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)brk-p-y-n04、轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)brk-p-y-n05、重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)brk-p-y-n06、渣油(常规沸点高于530℃的烃类)brk-p-y-n07，上述名称只是一种称呼，也可以称为轻油(常规沸程60～180℃馏分)brk-p-y-n01、第一洗油(常规沸程180～220℃馏分)brk-p-y-n02、第二洗油(常规沸程220～265℃馏分)brk-p-y-n03、蒽油(常规沸程265～350℃馏分)brk-p-y-n04、轻质沥青(常规沸程350～480℃馏分)brk-p-y-n05、中质沥青(常规沸程480～530℃馏分)brk-p-y-n06、重质沥青(常规沸点高于530℃的烃类)brk-p-y-n07。
本发明所得产物中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)brk-p-y-n01，根据需要，可以对其进行深度加氢精制如脱硫、脱氮，通常期望尽可能少的发生苯环加氢饱和反应，加氢精制后的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)可以用作催化重整原料制备芳烃。
本发明所得产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)brk-p-y-n02或其加氢稳定油，通常不适合进入上流式加氢改质反应过程r10或和brk，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入上流式加氢改质反应过程r10或和brk，进一步热裂化反应的产物就是产生大量气体而不经济；因此，除非气体烃价值巨大，第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)brk-p-y-n02通常不宜进入上流式加氢改质反应过程r10或和brk或专用加氢热裂化过程或加氢裂化过程或其它热裂化过程进行加工，通常可以进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。
本发明组合工艺煤加氢直接液化所得产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)brk-p-y-n03，其加氢稳定油品，是上流式加氢改质反应过程r10或和brk需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于上流式加氢改质反应过程r10或和brk，第二轻柴油或其加氢稳定油，在上流式加氢改质反应过程r10或和brk的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在上流式加氢改质反应过程r10或和brk的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是上流式加氢改质反应过程r10或和brk存在余量的资源故属于上流式加氢改质反应过程r10或和brk的产品，因此，第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)brk-p-y-n03或其加氢稳定油，通常部分用作轻质供氢溶剂油用于上流式加氢改质反应过程r10或和brk，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。
本发明组合工艺煤加氢直接液化所得产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)brk-p-y-n04，其加氢稳定油品，是上流式加氢改质反应过程r10或和brk最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于上流式加氢改质反应过程r10或和brk，重柴油或其加氢稳定油，在上流式加氢改质反应过程r10或和brk的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是上流式加氢改质反应过程r10或和brk存在余量的资源故属于上流式加氢改质反应过程r10或和brk的主要产品，因此，重柴油(常规沸程265～350℃馏分)brk-p-y-n04或其加氢稳定油，通常部分用作重质供氢溶剂油用于上流式加氢改质反应过程r10或和brk，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。
本发明所得产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)brk-p-y-n05，只要其杂质含量满足作为针状焦原料的需要，通常不宜返回是上流式加氢改质反应过程r10或和brk二次加氢。本发明组合工艺煤加氢直接液化所得产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)brk-p-y-n05或其加氢稳定油品，根据需要液可以返回是上流式加氢改质反应过程r10或和brk二次加氢。
本发明所得产物中的重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)brk-p-y-n06，只要其杂质含量满足作为针状焦原料的需要，通常不宜返回上流式加氢改质反应过程r10或和brk二次加氢。本发明组合工艺煤加氢直接液化所得产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)brk-p-y-n05或其加氢稳定油品，根据需要液可以返回是上流式加氢改质反应过程r10或和brk二次加氢。通常，重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)brk-p-y-n06会携带少量固体颗粒，并且属于严重缺氢的残炭含量高的物料，过度的热裂化将产生热缩合物甚至形成焦炭。
由于本发明所得产物中常规沸点渣油(常规沸点高于530℃的烃类)brk-p-y-n07，通常存在于减压塔塔底重沥青物流中，通常排出系统不再循环加工，当然，根据需要可以部分循环返回上流式加氢改质反应过程r10或和brk。
如前所述，本发明的主要目标是生产适合作为针状焦原料轻质沥青的加氢改质沥青组分，因此，在上流式加氢改质反应过程brk的产物brk-p的分离分馏过程，常规沸点高于350℃的不同馏分的切割方案可以根据需要调整，比如可以是分离为常规沸程350～400℃的轻质馏分和主要由常规沸点高于400℃的剩余馏分组成的塔底油，可以是分离为常规沸程350～450℃的轻质馏分和主要由常规沸点高于450℃的剩余馏分组成的塔底油，可以是分离为常规沸程350～500℃的轻质馏分和主要由常规沸点高于500℃的剩余馏分组成的塔底油，当然也可以是直接得到主要由常规沸点高于350℃的剩余馏分组成的塔底油，上述分离方案需要考虑提取针状焦原料操作过程的可行性和稳定性、塔底油的流动性等相关技术问题。
以下详细描述本发明的第二加氢反应流出物brk-p的热高压分离过程s10的气提过程1hbm。
本发明所述气提过程1hbm，液体烃brk-p-l与气提氢气1bh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1bh的数量，根据气提过程1hbm组分分离目标的需要确定；气提过程1hbm的操作压力，稍低于补充加氢反应过程brk的操作压力；气提过程1hbm的操作温度，根据气提过程1hbm组分分离目标的需要确定，通常为220～400℃、一般为280～380℃。
以下详细描述本发明的使用固定床加氢反应器的加氢提质反应过程ht66。
加氢提质反应过程ht66，使用的固定床反应器可以是1台或2台或多台；加氢提质反应过程ht66催化剂床层工作方式，可以是任意合适形式，可以是两种或多种不同类型的反应器的组合，可以是下流式固定床反应器，也可以是上流式固定床反应器，甚至可以是上流式微膨胀床，其催化剂床层工作方式通常为下流式固定床。使用固定床加氢反应器的加氢提质反应过程，使用固定床催化剂床层，可以是1个、2个或多个床层，第二及其后续的催化剂床层的入口温度的控制方式，可以是使用冷氢气或和冷油。
使用固定床加氢反应器的加氢提质反应过程ht66，使用的加氢提质催化剂，可以是1个、2个或多个品种的加氢提质催化剂的串联组合使用，沿着反应物流的流动方向，下游加氢提质催化剂的加氢活性，通常等于或高于上游加氢提质催化剂的加氢活性。
使用固定床加氢反应器的加氢提质反应过程ht66，使用的反应器，其催化剂床层中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义加氢提质催化剂床层中“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为床层液相分率kl，分率kl可以大于0.75、甚至大于0.95，形成事实上的液相加氢模式，为了保持加氢提质催化剂床层内的氢气分压足够高，可能需要在每个提质催化剂床层的入口添加氢气。
本发明涉及减压渣油悬浮床加氢热裂化产物残渣的分离回收利用问题，所述减压渣油悬浮床加氢热裂产物残渣hvs，指的是分离分馏减压渣油悬浮床加氢热裂化反应流出物r10p得到的主要由常规沸点高于530℃的减压渣油组分组成的含催化剂颗粒、含其它固体颗粒(原料油中的有机金属的加氢氢解产物金属硫化物)的减压塔底油，在本发明的颗粒催化剂循环累积的条件下，在很低的催化剂基体物添加量的条件下，反应过程液相可以形成极高的颗粒催化剂浓度，从而可以提高减压渣油的总体转化率，这样减压渣油悬浮床加氢热裂产物残渣hvs的收率很低，其中携带的催化剂颗粒(如硫化钼、磁黄铁矿相fe1-xs颗粒)、含其它固体颗粒(原料油中的有机金属钒、镍、铁的加氢氢解产物金属硫化物)的浓度很高，比如加氢热裂化原料减压渣油r10f的铁含量100ppm、镍含量200ppm、钒含量300ppm，新鲜钼基催化剂以钼计量的加入量为200ppm，如果减压渣油悬浮床加氢热裂产物残渣hvs的重量收率仅2％，则其中的来自原料减压渣油r10f的金属重量比率约：铁含量0.005∶1、镍含量0.010∶1、钒含量0.015∶1、钼含量0.010∶1，这样相当于形成了高价值金属的液体富集矿藏。
这时，对减压渣油悬浮床加氢热裂产物残渣hvs，用芳香度高的轻质溶剂或极性有机溶剂进行萃取分离，可以得到主要由轻质沥青质以及更轻烃组分组成的萃取轻相，得到主要由重质沥青质、游离碳、金属硫化物等固体组成的萃取重相；假如萃取轻相收率占产物残渣hvs的50～80％，则萃取重相中金属颗粒的携带比率将浓缩至残渣hvs中金属颗粒的携带比率的2至5倍，金属重量携带比率约为：铁含量0.010～0.025∶1、镍含量0.020～0.050∶1、钒含量0.030～0.075∶1、钼含量0.020～0.050∶1，其金属回收过程的经济价值更大，因为金属浓度很高。
因此，可以设置溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，萃取产物残渣hvs，其步骤为：
①在溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，物料s333(即产物残渣hvs)与萃取溶剂混合后分离出含萃取溶剂、含相对低分子量烃组分的含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl，分离出含萃取溶剂、含相对高分子量烃组分、富集分散型颗粒催化剂r10c的含剂重相液料vs-eu-spu60-sh；
溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，使用的萃取溶剂为溶解胶质或和沥青质能力强的有机低沸点溶剂；
②在可能存在的蒸馏脱出萃取溶剂的含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl的分馏过程，含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl蒸馏脱除萃取溶剂后成为轻相料vs-eu-spu60-lp；
③在可能存在的蒸馏脱出萃取溶剂的含剂重相液料vs-eu-spu60-sh的分馏过程，含剂重相液料vs-eu-spu60-sh蒸馏脱除萃取溶剂后成为重相料vs-eu-spu60-hp；
④至少一部分基于重相料vs-eu-spu60-h的富分散型颗粒催化剂r10c的物料，用作干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out使用。
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，可以用作捣固炼焦工艺的原料，与煤将混合后，生产金属含量高的焦炭，用于金属冶炼过程如炼铁、炼钢过程，使金属钼或和钒或和镍得到循环利用。
如果干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out用作燃料燃烧，则会排放大量固体粉尘，会增加环保投资和费用。
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，生产捣固焦的步骤如下：
①、将干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out凝固、粉碎后，与炼焦用洗精煤混合，粉碎，捣固压饼，得到煤饼；
②、将煤饼送至炼焦炉中在隔绝空气下加热并保温，然后经冷却和筛分处理，得到焦炭。
也可以直接回收干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out所含金属钼或和钒或和镍，生产高纯度钼化合物等，至少有以下5种回收方法：
①方法一，先将液体状态或固体颗粒状态的干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out燃烧，然后用氨和碳酸铵对烟尘进行处理以得到钼酸铵；可参照美国专利us6153155的方法进行；
②方法二，先将干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out进行焦化得到焦炭，然后燃烧焦炭，然后用氨和碳酸铵对烟尘进行处理以得到钼酸铵；可参照美国专利us6153155的方法进行；
③方法三，在甲醇和氧化剂如过氧化氢存在下利用硫酸与干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out进行反应，钼被萃取进入水相而得到回收；可参照美国专利us4417972的方法进行；
④方法四，则采用酸溶、氨气压力下高温高压处理，再加入无机酸、分离、通入硫化氢、分离等步骤将钼转化成硫化钼而使钼得到回收；可参照中国专利cn102361994a的方法进行；
⑤方法五，第一步，将干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out与固体碱研磨混合后焙烧；第二步，将焙烧后得到的固体进行水浸，得到的浸取液通过浓缩结晶得到钼酸盐结晶；可参照中国专利201610952723.0一种煤液化萃取残渣中回收钼的方法进行。
中国专利201080012843.3从含废催化剂的煤液化残余物中回收金属的方法，涉及一种从含金属的材料中回收金属的方法，所述方法包括：使得所述含金属的材料的至少一部分的粒度下降；将所述含金属的材料混合在酸溶液中以形成含有至少碱土金属化合物的第一浆料；从所述第一浆料中分离出所述至少碱土金属化合物以形成第一滤液和含金属的材料；将金属从所述含金属的材料中浸出以形成含有过渡金属的加压浸出溶液；从所述加压浸出溶液中沉淀并回收过渡金属。在另一个方面中，本发明涉及从脱油并干燥的煤液化残余物中回收金属的方法，所述脱油并干燥的煤液化残余物含有源自vib族金属硫化物催化剂的废催化剂。
中国专利201610952723.0一种煤液化萃取残渣中回收钼的方法，公开了一种煤液化萃取残渣中回收钼的方法。该方法包括以下步骤：s1，将煤液化萃取残渣与固体碱研磨混合后焙烧；s2，将焙烧后得到的固体进行水浸，得到的浸取液通过浓缩结晶得到钼酸盐结晶。应用本发明的技术方案，采用湿式碱提取法对煤液化萃取残渣进行处理，然后水浸、浓缩结晶，回收其中的微量钼元素。该回收方法工艺路线简单、成本低、环境友好，提取效率高，得到的钼元素化合物纯度高，具有较高的商业回收价值。
本发明通过借鉴上述的从含废催化剂的煤液化残余物中回收金属的方法，可以形成本发明的干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out的金属回收方法，因为金属浓度更高、而杂质灰分、固体碳的含量低得多，所以金属回收过程的经济价值更大。
为了防止进入加氢反应过程r10的物料中携带的非目标催化剂大颗粒固体粒子在易于机械分离的大粒径颗粒bp的循环回路中积累，可以设置先导脱固体颗粒步骤，并且需要定期间断排放循环颗粒物或者需要连续定量排放循环颗粒物。
本发明，通常，在先导脱固体颗粒步骤，最后进入加氢反应过程r10的物料，先脱出粒度等同于易于机械分离的大粒径颗粒bp的最小粒径的颗粒得到贫颗粒物料，或者先脱出粒度小于易于机械分离的大粒径颗粒bp的最小粒径的颗粒得到贫颗粒物料，或者先脱出粒度等同于易于机械分离的大粒径颗粒bp的最小粒径的50％粒径的颗粒得到贫颗粒物料，然后贫颗粒物料进入加氢反应过程r10。
以下详细描述加氢热裂化反应产物高芳烃重蜡油braf-avgo在加氢热裂化反应过程中的反应趋向。
本发明所述加氢热裂化反应产物高芳烃重蜡油braf-avgo，从组分特性的角度看，是加氢热裂化反应难度仅次于加氢热裂化产物减压渣油thc-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”。
对于高芳烃重蜡油braf-avgo，为了改善联合加氢热裂化反应过程的伴随加氢热裂化物料重油的反应环境，在期望高芳烃重蜡油braf-avgo充当胶质沥青质的分散溶剂油的同时，就必须设法抑制其中的多环芳烃发生不期望的热缩合反应，以实现重油加氢热裂化过程以外附加反应过程不增加胶质、沥青质、焦炭的产量的第一目的，最好实现降低重油加氢热裂化过程的胶质、沥青质、甚至焦炭的产量的第二目的，以保证必要长的连续运转周期、必要低的外排渣油比率，因此，安排高芳烃重蜡油braf-avgo先经过一个增加氢含量、降低残炭的加氢改性(或改质)反应过程bra就成为必然，这要求在悬浮床加氢改性反应过程bra进行多环芳烃的部分加氢饱和反应过程或加氢饱和反应过程，由于多环芳烃的部分加氢饱和反应过程的产物部分饱和的多环结构芳烃具有多种溶剂功能(结焦抑制剂、载热剂、供氢剂、胶状沥青状物质的分散溶剂)，也就成为一种优选的操作方案，也利于维持必要大的胶质沥青质的分散溶剂油的循环量(循环比)，防止这些循环溶剂油的单程转化率过高导致胶质沥青质的分散溶剂油的循环量太低。
以下详细描述高芳烃重蜡油braf-avgo的加氢改性反应过程bra，通常以最大限度制备供氢烃为优选目标的。
本发明所述高芳烃重蜡油braf-avgo如加氢热裂化产物重蜡油的加氢改性反应过程bra，其主要目标是，与常规的加氢热裂化反应过程相比，在催化剂和供氢溶剂存在条件下，使高芳烃重蜡油braf-avgo首先发生较多的加氢饱和反应和充分的热裂化自由基加氢稳定反应，从而有效降低高芳烃重蜡油braf-avgo的残炭值，使其中的可能存在的常规沸点高于530℃地烃类成为适当加氢热裂化度(通常尽可能降低之)的加氢热裂化反应过程的原料。
在本发明的组合工艺中，本发明所述高芳烃重蜡油braf-avgo的加氢反应过程bra的第一反应任务是进行加氢脱残炭反应即重质芳烃的部分加氢饱和反应，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、加氢芳烃饱和反应、加氢脱残炭反应)或和加氢裂化反应。加氢热裂化重蜡油braf-avgo，作为重油r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10的产物，在分馏过程的减压分馏步骤中被蒸发而与渣油组分完成分离，通常在减压闪蒸汽的回收步骤或减压闪蒸汽的分馏步骤被冷凝成为“加氢热裂化重蜡油braf-avgo馏分或物流”，由于它是与加氢热裂化减压渣油thc-vr相邻的分馏馏分，它通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼等、来自重油r10f的r10产物金属硫化物、可能积累的焦炭、夹带的胶质和沥青质；如果从加氢热裂化重蜡油braf-avgo馏分中严格地分离出上述固体和高残炭组分，则大幅度增加分离能耗并增加渣油产率；而将加氢热裂化重蜡油braf-avgo馏分引入上流式加氢改性反应过程bra或重油加氢热裂化反应过程r10，则不需要严格地分离出上述固体和高残炭组分，因而可以大幅度降低分离能耗并可降低渣油产率。
当加氢热裂化重蜡油braf-avgo是富集多环芳烃、并夹带一定量的催化剂固体和高残炭组分时，加氢改性反应过程bra通常宜选择上流式膨胀床加氢反应器系统。
在加氢热裂化重蜡油braf-avgo的上流式加氢反应过程bra，当活性氢供应不及时的时候，多环芳烃、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胶质、沥青质甚至焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应，这样可能需要使用分子量较小比如常规沸点通常为230～450℃、一般为230～380℃的供氢溶剂。
本发明所述高芳烃重蜡油braf-avgo的加氢改性反应过程bra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。
本发明所述高芳烃重蜡油braf-avgo的加氢反应过程bra，使用的加氢催化剂，可以是1种或2种或多种的组合，可以是任意合适形式。
根据具体油品性质，加氢反应过程bra可以是组合使用沸腾床加氢反应过程，组合使用沸腾床加氢催化剂。
通常，根据具体油品性质，加氢反应过程bra是悬浮床加氢反应过程，反应过程存在的加氢改性催化剂是分散型颗粒加氢催化剂，其前身物为颗粒状物料或溶液状物料。
本发明所述加氢热裂化重蜡油braf-avgo的加氢反应过程bra，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，可以是上流式悬浮床反应器或带液体产物循环的上流式悬浮床反应器或逆流悬浮床反应器，单台上流式悬浮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。本发明加氢反应过程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或和流量，可以是调节油品的温度或和流量。
加氢热裂化重蜡油braf-avgo的加氢反应过程bra，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，可以将一部分液态原料r10f引入加氢热裂化重蜡油braf-avgo的上流式加氢反应过程bra。
为了重复使用加氢热裂化减压渣油thc-vr中的具有加氢热裂化催化剂作用的固体物，可以将一部分加氢热裂化减压渣油thc-vr引入高芳烃重蜡油braf-avgo的上流式加氢反应过程bra中。
以下详细描述本发明的加氢改性反应过程bra的反应产物brap中供氢溶剂组分、重油组分、氢气组分的去向。
本发明的一个关键目的是，将高芳烃重蜡油braf-avgo改造为供氢溶剂bra-cds，并将供氢溶剂bra-cds引入减压渣油的上流式加氢反应过程r10中使用或循环使用，或者引入包含加氢热裂化减压渣油thc-vr的上流式加氢反应过程cr、重油上流式加氢热裂化反应过程r10的串联加工过程多次串联使用或循环串联使用，使反应产物brap中的重油组分在后续的上流式加氢热裂化反应过程进行联合加氢热裂化，工作方式可以是任意合适形式，本发明列出了一些常用方案。
本发明的另一个重要目的是，将加氢改性反应过程bra的反应产物brap中的氢气，引入加氢热裂化减压渣油thc-vr的上流式加氢反应过程cr中或引入重油上流式加氢热裂化反应过程r10中二次使用或循环使用，或者引入包含加氢热裂化减压渣油thc-vr的上流式加氢反应过程cr、重油上流式加氢热裂化反应过程r10的串联加工过程二次串联使用或循环使用，同时简化物料传输流程。
本发明的又一个重要目的是，将加氢改性反应过程bra的反应产物brap中的分散状加氢催化剂，引入加氢热裂化减压渣油thc-vr的上流式加氢反应过程cr中或引入重油上流式加氢热裂化反应过程r10中二次使用或循环使用，或者引入包含加氢热裂化减压渣油thc-vr的上流式加氢反应过程cr、重油上流式加氢热裂化反应过程r10的串联加工过程二次串联使用或循环使用，同时简化物料传输流程。
以下详细描述本发明的劣质烃crf上流式加氢反应过程cr，劣质烃crf可以是加氢热裂化减压渣油thc-vr。
本发明所述劣质烃crf，通常为劣质重烃，通常的含义是：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，劣质烃crf在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向，比重油r10f在加氢热裂化反应过程中的结焦倾向更严重，即生焦率更高或和加氢热裂化转化率更低；通常，劣质烃crf中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值比重油arf中的常规沸点高于530℃烃类的残炭值更高。
本发明所述劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr，其主要目标是，与常规的加氢热裂化反应过程相比，在催化剂和供氢溶剂存在条件下，使劣质烃crf首先发生较多的加氢饱和反应和充分的热裂化自由基加氢稳定反应，从而有效降低劣质烃crf的残炭值，使其中的常规沸点高于530℃地烃类成为适当加氢热裂化度的加氢热裂化反应过程的原料。
在本发明的组合工艺中，本发明所述劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr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、加氢芳烃饱或和部分饱和反应、加氢脱残炭反应)或和加氢裂化反应。劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr的典型原料就是重油r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10产物中的渣油组分，通常，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thc-vr通常含有添加的催化剂转化物如硫化钼等、来自重油r10f的加氢产物金属硫化物、可能积累的焦炭。
当劣质烃crf包含来自重油r10f的上流式加氢热裂化反应产物人r10p中的常规沸点高于530℃的烃类r10-vr时，该部分重油r10-vr的残炭含量通常高于重油r10f，或者说碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10中的液相适合于作为劣质烃crf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，本发明将劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr反应产物中的重烃引入重油r10f的上流式加氢热裂化反应过程ar的后半段进行适度加氢热裂化反应，可以同时控制烃类劣质烃crf的热裂化深度，防止过高的热裂化率导致热缩合物比如沥青质的产率超过限量而导致第二液相(沥青相)的产生。
在劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr，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。
本发明所述劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr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。
本发明所述劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr，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，可以是上流式悬浮床反应器或带液体产物循环的上流式悬浮床反应器或逆流悬浮床反应器，单台上流式悬浮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。本发明加氢反应过程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或和流量，可以是调节油品的温度或和流量。
劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr，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，可以将一部分液态原料r10f引入劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr。
为了调整反应进料性质，或者为了控制反应过程液相性质，可以将重油r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10的中间液体产物如前部反应段的一部分液体产物或者最终液体产物如后部反应段的一部分液体产物，在高温高压状态下直接引入劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr，特别是当劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr反应产物crp中的重油组分直接引入重油r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10的后部反应段r10b而不经过前部反应段r10a进行加工时。
为了缩短重油r10f的上流式加氢热裂化反应产物r10p中的渣油组分进入劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr的路径，当反应产物r10p的液相含有的馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)富含供氢剂或供氢剂前身物时，可以直接将部分反应产物r10p的液相引入劣质烃crf的上流式加氢反应过程cr，此时，形成了尾油高压短循环回路；当反应产物r10p的液相含有的馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)仅含有少量供氢剂或供氢剂前身物时，通常需要在反应产物r10p的生成油分离回收系统得到渣油或渣油和重蜡油的混合油作为劣质重烃引入上流式加氢反应过程cr，此时，形成了常规的尾油长循环回路。
以下详细描述本发明的劣质烃crf的上流式加氢反应过程cra反应产物crap中供氢溶剂组分、重油组分的去向，工作方式可以是任意合适形式，本发明列出了一些常用方案。本发明的一个关键目的是，根据需要，重复使用反应产物crp中供氢溶剂组分(循环使用、串联使用、串联循环使用)，可以使反应产物crap中的重油组分在重油r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10(后部反应段)进行联合加氢热裂化。
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《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重质蜡油的收率，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，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、焦化蜡油质量很差，难以直接催化裂化或固定床加氢裂化，而采用本发明进入高芳烃重蜡油加氢改性反应过程bra则实现了优化加工。
以下描述本发明的特征部分。
本发明含蜡油料加氢、含渣油料加氢、催化剂循环的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
(1)在含芳基蜡油组分物料braf的悬浮床加氢改性反应过程bra，在存在氢气、常规液体烃、分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能存在供氢烃、可能存在稀释烃、可能存在分散型小粒径颗粒催化剂lp的条件下，含双环芳烃或和多环芳烃的可能含有固体颗粒的含芳基蜡油组分物料braf在加氢改性反应过程bra进行加氢反应brr发生至少一部分芳烃加氢部分饱和反应转化为富含供氢烃组分bra-dsc的加氢改性反应产物brap；
至少一部分基于产物brap的包含分散型大粒径颗粒催化剂bp的物流brap-bp-x，通过悬浮床加氢反应过程r10的至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料r10f或其加氢转化物接触；
(2)在悬浮床加氢反应过程r10，在存在氢气、常规液体、分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能存在供氢烃、可能存在稀释烃、可能存在分散型小粒径颗粒催化剂lp的条件下，至少一部分含常规沸点高于530℃烃的物料r10f进行加氢反应r10r发生至少一部分重烃加氢反应转化为加氢反应产物r10p；
基于加氢反应产物r10p的物料，用作物流r10-endp；
(3)在回收过程su10，回收物流r10p-x得到富氢气气体srv，得到分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能含分散型小粒径颗粒催化剂lp、可能含常规液态烃的物料；
在回收过程su10，可能设置热高压分离过程thps，可能设置分离分馏过程du10；
在可能设置的热高压分离过程thps，回收加氢反应过程r10的反应流出物r10-endp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，得到含有溶解氢气、常规沸点高于350℃的常规液态烃的含有分散型颗粒催化剂r10c的热高分液体thps-l；
在可能设置的分离分馏过程du10，基于热高分液体thps-l的含催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的加氢反应生成油r10p-y，分离出至少一个包含常规沸点高于450℃的烃组分的窄馏分du10-hl、至少一个包含常规沸点低于450℃的烃组分的窄馏分du10-ll，得到至少一个含催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的物料du10-shl；在可能设置的分离分馏过程du10，可能使用溶剂萃取步骤；
可能存在至少一部分含小粒径颗粒催化剂lp、含常规沸点高于450℃烃组分的物料du10-shl，返回加氢反应过程r10循环反应；
(3)在机械分离过程xsx0，分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能含分散型颗粒催化剂lp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
所述富催化剂物料ksx，富含分散型大粒径颗粒催化剂bp；
所述可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp，富含可能存在的小粒径颗粒催化剂lp；
回收机械分离过程xsx0排出的物料；
回收可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp，可能回收其中的固体组分或和非固体组分；
物料ksx的回收方式，选自下列方法中的一种或几种：
选择1，至少一部分基于物料ksx的含分散型大粒径颗粒催化剂bp的物料，用作循环物料ksx-tobra，通过返回过程ksx-loop，返回悬浮床加氢改性反应过程bra通过至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料富芳烃蜡油braf或其加氢转化物接触；
选择2，至少一部分基于物料ksx的含分散型大粒径颗粒催化剂bp的物料，用作下游的含催化剂料的浓缩分离过程xsy0的含液相物料xsy0-f；
选择3，至少一部分基于物料ksx的含分散型大粒径颗粒催化剂bp的物料，用作再次待浓缩物料ksx2-tosolid，进入固体脱液过程spu10，脱出至少一部分烃料spu10-hc，得到固体浓度更高的干化料vr-r10c-out，至少一部分干化料vr-r10c-out用作分散型大粒径颗粒催化剂bp的外排物料；
可能存在的2个或多个含催化剂料机械分离过程xsx0、xsy0，可能采用串联流程操作；
在机械分离过程xsx0，被分离的物料xsx0-f，可能选自下列物料中的一种或几种：
选择1，基于悬浮床加氢反应过程r10的中间反应产物的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择2，基于悬浮床加氢反应过程r10的最终反应产物的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择3，基于可能存在的热高分液体thps-l的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择4，分离可能存在的热高分液体thps-l得到的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择5，分馏可能存在的热高分液体thps-l得到的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择6，分离可能存在的基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil得到的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择7，分馏可能存在的基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil得到的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择8，在可能存在的基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil的含液料物料的分离过程，得到含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择9，在可能存在的基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil的含液料物料的使用分馏塔的分馏过程，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液料物料，用作物料xsx0-f；
在机械分离过程xsx0，分离效果选自下列方法中的一种或几种：
选择1，实现大粒径颗粒催化剂bp在富催化剂物料ksx中的浓缩；
选择2，实现大粒径颗粒催化剂bp的过滤，过滤收集的大粒径颗粒催化剂bp存在于富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，bp平均粒径高于lp平均粒径的5倍。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，小粒径颗粒催化剂lp的粒度分布，可以选自下列中的一种或几种：
选择1，小粒径颗粒催化剂lp的粒径＜100纳米；
选择2，小粒径颗粒催化剂lp的粒径＜50纳米；
选择3，小粒径颗粒催化剂lp的粒径＜10纳米；
选择4，小粒径颗粒催化剂lp的粒径＜5纳米；
大粒径颗粒催化剂bp的粒度分布，可以选自下列中的一种或几种：
选择1，大粒径颗粒催化剂bp的粒径为80～3000纳米；
选择2，大粒径颗粒催化剂bp的粒径为120～2000纳米；
选择3，大粒径颗粒催化剂bp的粒径为240～1000纳米；
选择4，大粒径颗粒催化剂bp的粒径为500～800纳米。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，悬浮床加氢改性反应过程bra的液相中小粒径颗粒催化剂lp的存在重量lp-w与液相状态烃重量yxt-w的比值lp-k100，lp-k100＝(lp-w)/(yxt-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，lp-k100为0.000500∶1～0.002000∶1；
选择2，lp-k100为0.002000∶1～0.005000∶1；
选择3，lp-k100为0.005000∶1～0.020000∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
悬浮床加氢改性反应过程bra的液相中大粒径颗粒催化剂bp的存在重量bp-w与液相状态烃重量yxt-w的比值bp-k100，bp-k100＝(bp-w)/(yxt-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，bp-k100为0.000500∶1～0.002000∶1；
选择2，bp-k100为0.002000∶1～0.005000∶1；
选择3，bp-k100为0.005000∶1～0.020000∶1；
选择4，bp-k100为0.020000∶1～0.200000∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，悬浮床加氢改性反应过程bra的液相中小粒径颗粒催化剂lp的存在重量lp-w与液相状态烃重量yxt-w的比值lp-k100，lp-k100＝(lp-w)/(yxt-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，lp-k100为0.000500∶1～0.002000∶1；
选择2，lp-k100为0.002000∶1～0.005000∶1；
选择3，lp-k100为0.005000∶1～0.020000∶1；
悬浮床加氢改性反应过程bra的液相中大粒径颗粒催化剂bp的存在重量bp-w与液相状态烃重量yxt-w的比值bp-k100，bp-k100＝(bp-w)/(yxt-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，bp-k100为0.000500∶1～0.002000∶1；
选择2，bp-k100为0.002000∶1～0.005000∶1；
选择3，bp-k100为0.005000∶1～0.020000∶1；
选择4，bp-k100为0.020000∶1～0.200000∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，添加的形成小粒径颗粒催化剂lp的催化剂基材100-lp，以活性金属为计量基准，催化剂基材100-lp的添加重量100-lp-w与含烃物料r10f中常规沸点高于350℃烃组分的重量r10f-kc-w的比值100-lp-k100，100-lp-k100＝(100-lp-w)/(r10f-kc-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，100-lp-k100为0.000200∶1～0.000500∶1；
选择2，100-lp-k100为0.000100∶1～0.000200∶1；
选择3，100-lp-k100为0.000050∶1～0.000100∶1；
选择4，100-lp-k100为0.000010∶1～0.000050∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
添加的形成大粒径颗粒催化剂bp的催化剂基材200-bp，以活性金属为计量基准，催化剂基材200-bp的添加重量200-bp-w与含烃物料r10f中常规沸点高于350℃烃组分的重量r10f-kc-w的比值200-bp-k100，200-bp-k100＝(200-bp-w)/(r10f-kc-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，200-bp-k100为0.000200∶1～0.000500∶1；
选择2，200-bp-k100为0.000100∶1～0.000200∶1；
选择3，200-bp-k100为0.000050∶1～0.000100∶1；
选择4，200-bp-k100为0.000010∶1～0.000050∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp时，添加的形成小粒径颗粒催化剂lp的催化剂基材100-lp，以活性金属为计量基准，催化剂基材100-lp的添加重量100-lp-w与含烃物料r10f中常规沸点高于350℃烃组分的重量r10f-kc-w的比值100-lp-k100，100-lp-k100＝(100-lp-w)/(r10f-kc-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，100-lp-k100为0.000200∶1～0.000500∶1；
选择2，100-lp-k100为0.000100∶1～0.000200∶1；
选择3，100-lp-k100为0.000050∶1～0.000100∶1；
选择4，100-lp-k100为0.000010∶1～0.000050∶1；
添加的形成大粒径颗粒催化剂bp的催化剂基材200-bp，以活性金属为计量基准，催化剂基材200-bp的添加重量200-bp-w与含烃物料r10f中常规沸点高于350℃烃组分的重量r10f-kc-w的比值200-bp-k100，200-bp-k100＝(200-bp-w)/(r10f-kc-w)，可以选自下列中的一种：
选择1，200-bp-k100为0.000200∶1～0.000500∶1；
选择2，200-bp-k100为0.000100∶1～0.000200∶1；
选择3，200-bp-k100为0.000050∶1～0.000100∶1；
选择4，200-bp-k100为0.000010∶1～0.000050∶1。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
可能存在的小粒径颗粒催化剂lp，至少包含二硫化钼mos2颗粒；
大粒径颗粒催化剂bp，至少包含二硫化钼mos2颗粒。
本发明，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，存在的分散型颗粒加氢催化剂，包括易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp和可能存在的难以机械分离的小粒径颗粒催化剂lp；
可能存在的小粒径颗粒催化剂lp，可以至少包含磁黄铁矿相fe1-xs颗粒；
大粒径颗粒催化剂bp，可以至少包含磁黄铁矿相fe1-xs颗粒。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，分离效果是实现分散型颗粒催化剂r10c在富催化剂物料ksx中的浓缩，浓缩工作方法可以选自下列中的一种或几种：
选择1，重力沉降法，使用沉降分离罐；
选择2，离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器；
选择3，离心沉降法，使用装置旋转的沉降离心机。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，分离效果可以是实现大粒径颗粒催化剂bp的过滤，过滤收集的大粒径颗粒催化剂bp存在于富催化剂物料ksx中，过滤工作方法可以选自下列中的一种或几种：
选择1，使用筛网过滤器；
选择2，使用楔形缝网过滤器；
选择3，离心过滤法，使用离心过滤器；
选择4，压滤法，使用压滤器；
选择5，真空过滤法，使用真空过滤器。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，选自下列中的一种或几种：
选择1，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于300℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择2，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于350℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择3，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于400℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择4，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于450℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择5，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于500℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择6，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于530℃的烃组分的重量含量低于10％；
选择7，物料xsx0-f所含烃组分中，常规沸点低于550℃的烃组分的重量含量低于10％。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，分离效果可以选自下列中的一种或几种：
①以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的50％以上，富集于富催化剂物料ksx中；
②以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的80％以上，富集于富催化剂物料ksx中；
③以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的95％以上，富集于富催化剂物料ksx中；
④以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的99％以上，富集于富催化剂物料ksx中；
⑤以重量计算，物料xsx0-f中的分散型颗粒催化剂r10c的99.9％以上，富集于富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，分离效果可以选自下列中的一种或几种：
①以重量计算，物料xsx0-f中的烃的10％以下，进入富催化剂物料ksx中；
②以重量计算，物料xsx0-f中的烃的5％以下，进入富催化剂物料ksx中；
③以重量计算，物料xsx0-f中的烃的2.5％以下，进入富催化剂物料ksx中；
④以重量计算，物料xsx0-f中的烃的1.0％以下，进入富催化剂物料ksx中；
⑤以重量计算，物料xsx0-f中的烃的0.1％以下，进入富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，分离效果可以选自下列中的一种或几种：
①比例50％以上的颗粒粒径大于10.0微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
②比例50％以上的颗粒粒径大于3.00微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
③比例50％以上的颗粒粒径大于1.00微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
④比例50％以上的颗粒粒径大于0.50微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
⑤比例50％以上的颗粒粒径大于0.20微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，可以分离效果选自下列中的一种或几种：
①富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于0.10％；
②富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于0.50％；
③富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于2.50％；
④富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于12.5％；
⑤富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于25.0％；
⑥富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于50.0％。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器或装置旋转的沉降离心机，可以分离效果选自下列中的一种或几种：
①富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于0.10％；
②富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于0.50％；
③富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于2.50％；
④富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于12.5％；
⑤富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于25.0％；
⑥富催化剂物料ksx中大粒径颗粒催化剂bp的重量浓度，高于50.0％。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，采用离心过滤法，使用离心过滤器，分离效果可以选自下列中的一种或几种：
①被拦截的颗粒粒径大于10.0微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
②被拦截的颗粒粒径大于3.00微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
③被拦截的颗粒粒径大于1.00微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
④被拦截的颗粒粒径大于0.20微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中；
⑤被拦截的颗粒粒径大于0.05微米的大粒径颗粒催化剂bp，进入富催化剂物料ksx中。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，物料xsx0-f的操作温度，可以选自下列中的一种或几种：
①120～200℃；
②200～250℃；
③250～300℃；
④300～350℃；
⑤350～400℃；
⑥400～450℃。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，物料xsx0-f中的大粒径颗粒催化剂bp的组分，可以选自下列中的一种或几种：
①钼的硫化物；
②铁的硫化物；
③镍的硫化物；
④钒的硫化物；
⑤钨的硫化物。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，物料xsx0-f中的大粒径颗粒催化剂bp的粒度分布，可以选自下列中的一种或几种：
①粒径介于2.00～10.0微米的颗粒的重量比例高于80％；
②粒径介于0.50～2.00微米的颗粒的重量比例高于80％；
③粒径介于0.10～0.50微米的颗粒的重量比例高于80％；
④粒径介于0.05～0.10微米的颗粒的重量比例高于80％；
⑤粒径介于0.01～0.05微米的颗粒的重量比例高于80％。
本发明，通常，(1)在加氢反应过程r10，至少使用一台悬浮床加氢反应器；在悬浮床加氢反应器内的液相中，存在主体工作形态为二硫化钼mos2的钼基分散性颗粒加氢催化剂大粒径颗粒催化剂bp；
含烃物料r10f，主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，被分离的大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，可以选自下列物料中的一种或几种：
选择1，悬浮床加氢反应过程r10的中间反应产物，用作物料xsx0-f；
选择2，分离悬浮床加氢反应过程r10的中间反应产物得到的含液料的物料，用作物料xsx0-f；
选择3，分离悬浮床加氢反应过程r10的中间反应产物得到的液料，用作物料xsx0-f；
选择4，悬浮床加氢反应过程r10的最终反应产物，用作物料xsx0-f；
选择5，分离悬浮床加氢反应过程r10的最终反应产物得到的含液料的物料，用作物料xsx0-f；
选择6，分离悬浮床加氢反应过程r10的最终反应产物得到的液料，用作物料xsx0-f；
选择7，可能存在的热高分液体thps-l，用作物料xsx0-f；
选择8，可能存在的热高分液体thps-l的降压闪蒸过程得到的热低分液体tlps-l，用作物料xsx0-f；
在热低压分离过程tlps，热高分液体thps-l分离为热低分气体tlps-v和热低分液体tlps-l；
选择9，在可能存在的热高分液体thps-l的不使用分馏塔的降压闪蒸分离过程，得到的基于热高分液体thps-l的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择10，在可能存在的热高分液体thps-l的不使用分馏塔的降压闪蒸分离过程，得到的基于热高分液体thps-l的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的液料，用作物料xsx0-f；
选择11，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的基于含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含液料物料，用作物料xsx0-f；
选择12，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的基于含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的液料，可能是分馏塔进料闪蒸罐罐底油或分馏塔塔底油或分馏塔塔底油的降压闪蒸油或分馏塔塔底油的升温后闪蒸油或分馏塔塔底油的气提闪蒸油，用作物料xsx0-f；
选择13，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，分离为轻相料vs-eu-l和重相料vs-eu-h；
在萃取分离过程vs-eu，物料s888与萃取溶剂混合后分离出含萃取溶剂、含相对低分子量烃组分的含剂轻相液料vs-eu-ml，分离出含萃取溶剂、含相对高分子量烃组分、富集分散型颗粒催化剂r10c的含剂重相液料vs-eu-mh；
至少一部分含剂重相液料vs-eu-mh，用作物料xsx0-f；
选择14，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，分离为轻相料vs-eu-l和重相料vs-eu-h；
在萃取分离过程vs-eu，物料s888与萃取溶剂混合后分离出含萃取溶剂、含相对低分子量烃组分的含剂轻相液料vs-eu-ml，分离出含萃取溶剂、含相对高分子量烃组分、富集分散型颗粒催化剂r10c的含剂重相液料vs-eu-mh；
在蒸馏脱出萃取溶剂的含剂重相液料vs-eu-mh的分馏过程，含剂重相液料vs-eu-mh蒸馏脱除萃取溶剂后成为重相料vs-eu-h；
至少一部分重相料vs-eu-h，用作物料xsx0-f；
选择15，在可能存在的热高分液体thps-l的使用分馏塔的分馏过程，得到的含分散型颗粒催化剂r10c、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，分离为轻相料vs-eu-l和重相料vs-eu-h；
在萃取分离过程vs-eu，物料s888与萃取溶剂混合为混合物qq77后分离出含萃取溶剂、含相对低分子量烃组分的含剂轻相液料vs-eu-ml，分离出含萃取溶剂、含相对高分子量烃组分、富集分散型颗粒催化剂r10c的含剂重相液料vs-eu-mh；
至少一部分混合物qq77，用作物料xsx0-f。
本发明，(2)在回收过程su10，在回收加氢反应过程r10的反应流出物r10-endp的生成油的使用分馏塔的分馏过程，得到的大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s888，可以在采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu，得到的含液料物料，用作机械分离过程xsx0的进料物料xsx0-f；
采用溶剂分离法的分离过程vs-eu分离出轻液相和重液相的方法，可以选自下列中的1种或几种：
①溶剂-沉降法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
②溶剂-离心法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
③溶剂-过滤法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
④溶剂-絮凝法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
⑤溶剂-抽提法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
⑥超临界萃取法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，利用离心分离原理工作，工作方式可以选自下列中的1种：
选择1，离心沉降法，使用装置固定的水力旋流器；
选择2，离心沉降法，使用装置旋转的沉降离心机；
选择3，离心过滤法，使用离心过滤器；
在机械分离过程xsx0，利用离心分离原理工作，离心分离步骤的级数，可以选自下列中的1种：
①一级分离法；
②串联操作的两级分离法，含2个离心分离步骤；
③串联操作的三级旋分分离法，含3个离心分离步骤。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富催化剂物料ksx、可能含气相的贫催化剂液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，利用离心分离原理工作，离心分离步骤的级数可以为两级，含2个离心分离步骤，工作方式可以选自下列中的1种：
①在第一级离心分离步骤xsx0-1，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-2，第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top；
至少一部分第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm，用作富催化剂物料ksx；
至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
②在第一级离心分离步骤xsx0-a，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-b，第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top；
至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
至少一部分可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
在机械分离过程xsx0，利用离心分离原理工作，离心分离步骤的级数为可以三级，含3个离心分离步骤，工作方式可以选自下列中的1种：
①在第一级离心分离步骤xsx0-1，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-2，第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top；
在第三级离心分离步骤xsx0-3a，可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top分离为2路物料：第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-btm、可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-top；
至少一部分第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3a-btm，返回第二级离心分离步骤xsx0-2循环分离；
②在第一级离心分离步骤xsx0-1，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-2，第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-top分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top；
在第三级离心分离步骤xsx0-3b，第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm分离为2路物料：第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-btm、可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-top；
至少一部分第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-1-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-2-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-top，返回第二级离心分离步骤xsx0-2循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-3b-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-1循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b3a-btm，返回第二级离心分离步骤xsx0-2循环分离；
③在第一级离心分离步骤xsx0-a，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-b，第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top；
在第三级离心分离步骤xsx0-c1，第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm分离为2路物料：第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-btm、可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-top；
至少一部分可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可能有至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
可能有至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
可能有至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c1-top，返回第二级离心分离步骤xsx0-b循环分离；
④在第一级离心分离步骤xsx0-a，物料xsx0-f分离为2路物料：第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm、可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top；
在第二级离心分离步骤xsx0-b，第一富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-btm分离为2路物料：第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm、可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top；
在第三级离心分离步骤xsx0-c2，可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top分离为2路物料：第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-btm、可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-top；
至少一部分可能含气相的第一贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-a-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
至少一部分第二富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
至少一部分可能含气相的第二贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-b-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-top，用作可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-top，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
至少一部分可能含气相的第三贫大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-top，返回第二级离心分离步骤xsx0-b循环分离；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-btm，用作富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx；
可能有至少一部分第三富大粒径颗粒催化剂bp的含液相物料xsx0-c2-btm，返回第一级离心分离步骤xsx0-a循环分离；
可能有至少一部分第三富颗粒催化剂r10c的含液相物料xsx0-c2-btm，返回第二级离心分离步骤xsx0-b循环分离。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
可以设置物料xsx0-f的预处理过程，工作方式可以选自下列中的1种：
①物料xsx0-f的闪蒸脱气过程分离为脱气油、闪蒸气，得到的脱气油进入机械分离过程xsx0；
②物料xsx0-f在气提闪蒸过程，与气提气接触使部分低沸点组分汽化，分离为脱气油、气提闪蒸气，得到的脱气油进入机械分离过程xsx0；
③物料xsx0-f先经过加热升温过程使部分低沸点组分汽化，然后在闪蒸脱气过程分离为脱气油、闪蒸气，得到的脱气油进入机械分离过程xsx0；
④物料xsx0-f先经过冷却降温过程使物料的温度低于泡点温度成为过冷液料，然后过冷液料进入机械分离过程xsx0。
本发明，通常，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
在一个机械分离步骤，可以使用至少由2根旋分分离单元并联操作组成的集装式旋分分离器。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
在一个机械分离步骤，可以使用至少由2根旋分分离单元并联操作组成的集装式旋分分离器，其工作方式，可以选自下列中的1种或几种：
①使用进料总管，分路向各个旋分分离单元输送原料；
使用底流排料总管，接收各个旋分分离单元分离出的底流；
使用顶流排料总管，接收各个旋分分离单元分离出的顶流；
②使用集装壳体，将2个或多个旋分分离单元，并联安装，构成进料分配室、底流汇集室、顶流汇集室；
全部旋分分离单元的进料口与进料分配室连通；
全部旋分分离单元的底流口与底流汇集室连通；
全部旋分分离单元的顶流口与顶流汇集室连通；
进料分配室与顶流汇集室，用第一隔板隔离；
进料分配室与底流汇集室，用第二隔板隔离；
进料分配室，位于集装壳体的中段，且与进入集装壳体的进料总料的进口连通；
底流汇集室，位于进料分配室的一侧，且与离开集装壳体的对应底流总料排料口连通；
顶流汇集室，位于进料分配室的另一侧，且与离开集装壳体的对应顶流总料排料口连通；
③使用集装壳体，将2个或多个旋分分离单元，并联安装，构成进料分配室、底流汇集室、顶流汇集室；
全部旋分分离单元的进料口与进料分配室连通；
全部旋分分离单元的底流口与底流汇集室连通；
全部旋分分离单元的顶流口与顶流汇集室连通；
进料分配室与顶流汇集室，用第一隔板隔离；
进料分配室与底流汇集室，用第二隔板隔离；
底流汇集室，位于集装壳体的中心位置，且与离开集装壳体的底流总料的排料口连通；
④使用集装壳体，将2个或多个旋分分离单元，并联安装，构成进料分配室、底流汇集室、顶流汇集室；
全部旋分分离单元的进料口与进料分配室连通；
全部旋分分离单元的底流口与底流汇集室连通；
全部旋分分离单元的顶流口与顶流汇集室连通；
进料分配室与顶流汇集室，用第一隔板隔离；
进料分配室与底流汇集室，用第二隔板隔离；
顶流汇集室，位于集装壳体的中心位置，且与离开集装壳体的顶流总料的排料口连通。
本发明，(3)在机械分离过程xsx0，含大粒径颗粒催化剂bp、含常规沸点高于450℃烃组分的含液相物料xsx0-f，分离为至少2路物料：富大粒径颗粒催化剂bp物料ksx、可能含气相的贫大粒径颗粒催化剂bp液料xsx0-f-lp；
在一个机械分离步骤，使用旋分分离器，可以使用的旋分分离单元的分离锥轴线的工作状态的安装方式，可以选自下列中的1种或几种：
①水平安装；
②垂直安装；
③倾斜安装，即分离锥轴线的工作状态与水平面的夹角，既不是0度角、也不是90度角。
本发明，通常，在旋分过程xsx0，使用的旋分分离单元，用耐磨材料制造或采用耐磨材料作内衬。
本发明，含烃物料r10f，是包含常规沸点高于450℃烃组分的物料，可以选自下列物料中的一种或几种：
选项1，胶状沥青状组分含量高的烃油；
选项2，灰分含量高的烃油；
选项3，易结焦组分含量高的烃油；
选项4，高温易反应物含量高的烃油；
选项5，高芳碳率的烃油。
本发明，含烃物料r10f，是包含常规沸点高于450℃烃组分的物料，可以选自下列物料中的一种或几种：
①主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成；
②主要由常规沸点高于450℃的烃组分组成；
③主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成；
④主要由常规沸点高于550℃的烃组分组成。
本发明，含烃物料r10f，是包含常规沸点高于450℃烃组分的物料，可以选自下列物料中的一种或几种：
选项1，基于低温煤焦油的烃料，为低温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项2，基于中温煤焦油的烃料，为中温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项3，基于高温煤焦油的烃料，为高温煤焦油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项4，基于煤加氢直接液化产品油的烃料，为煤加氢直接液化制油过程所得油品或其萃取油或其热加工过程所得油品，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，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项5，基于石油基重油的烃料，为石油基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项6，基于页岩油的烃料，页岩油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项7，基于石油砂基重油的烃料，为石油砂基重油或其馏分油或其萃取油或其热加工过程所得油品，热加工过程是蒸馏过程或热裂化过程或焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程；
选项8，乙烯裂解焦油的加氢过程；
选项9，其它胶质重量含量高于15％或和沥青质重量含量高于5.0％的烃油。
本发明，可以设置先导脱固体颗粒步骤：
在先导脱固体颗粒步骤，最后进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10的物料或其前身物，先脱出粒度等同于易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp的最小粒径的颗粒得到贫颗粒物料，然后贫颗粒物料进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10。
本发明，可以设置先导脱固体颗粒步骤：
在先导脱固体颗粒步骤，最后进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10的物料或其前身物，先脱出粒度小于易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp的最小粒径的颗粒得到贫颗粒物料，然后贫颗粒物料进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10。
本发明，可以设置先导脱固体颗粒步骤：
在先导脱固体颗粒步骤，最后进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10的物料或其前身物，先脱出粒度等同于易于机械分离的大粒径颗粒催化剂bp的最小粒径的50％粒径的颗粒得到贫颗粒物料，然后贫颗粒物料进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10。
本发明，(2)在回收过程su10，回收物流r10-endp得到富氢气气体srv，得到含有常规液态烃的含分散型颗粒催化剂r10c的物料；
至少一部分富氢气气体srv，可以进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10作为富氢气srv-rh二次使用；
所述加氢反应过程r10的反应流出物r10-endp，以1路或2路或多路物料r10-endp的形式出现，不同r10-endp物流的组成和相态相同或不同。
本发明，(2)在回收过程su10，回收物流r10-endp得到富氢气气体srv，至少一部分富氢气气体srv可以进入悬浮床加氢改性反应过程bra或和加氢反应过程r10作为富氢气srv-rh二次使用；
富氢气气体srv的h2体积浓度，选自下述方式的1种：
选项1，富氢气气体srv的h2体积浓度，大于75％；
选项2，富氢气气体srv的h2体积浓度，大于80％；
选项3，富氢气气体srv的h2体积浓度，大于85％。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
在热高压分离过程thps，对于基于加氢反应过程r10流出物r10-endp分离出的热高分气体base-thps-v，可以设置气相脱固体的液体洗涤沉降段dwu66，得到固体含量更低的气体；
在气相脱固体的液体洗涤沉降段dwu66，可能使用的至少一部分洗涤液，是冷凝基于热高分气体thps-v的物流得到的凝液。
本发明，通常，悬浮床加氢改性反应过程bra加工的含芳基蜡油组分物料braf，是富含芳基蜡油组分的物料。
本发明，通常，在悬浮床加氢改性反应过程bra，加氢改性反应产物brap中烃类的供氢烃总量浓度，比含芳基蜡油组分物料braf中烃类的供氢烃总量浓度，提高data10，可以选自下列中的一种：
选择1，大于5％；
选择2，大于10％；
选择3，大于15％；
选择4，大于20％；
选择5，大于25％；
选择6，大于35％；
选择7，大于45％；
选择8，大于55％；
在悬浮床加氢改性反应过程bra，加氢改性反应产物brap中的常规沸点高于350℃的烃组分的加氢热裂化重量转化率，可以选自下列中的一种：
选择1，小于5％；
选择2，小于10％；
选择3，小于15％；
选择4，小于20％；
选择5，小于25％；
选择6，小于30％；
选择7，小于35％；
选择8，小于40％。
本发明，含烃物料r10f的加工过程u100，含烃物料r10f中的常规沸点高于530℃的烃组分的加氢热裂化重量转化率，可以选自下列中的一种：
选择1，大于25％；
选择2，大于40％；
选择3，大于55％；
选择4，大于70％；
选择5，大于85％；
选择6，大于95％；
选择7，大于96％；
选择8，大于97％；
选择9，大于98％；
选择10，大于99％。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用供氢烃物料dsf与含高沸点烃组分hac的物料r10f或其中间加氢产物接触的工作方式，可以选自下列中的一种或几种：
选项1，供氢烃物料dsf中供氢烃组分ds的重量浓度绝对值高于含高沸点烃组分hac的物料r10f中供氢烃组分ds的重量浓度绝对值至少10％；
选项2，供氢烃物料dsf主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70；
选项3，供氢烃物料dsf的重量流量与物料r10f中高沸点烃组分hac的重量流量之比为0.05～4.0；
选项4，供氢烃物料dsf中供氢烃组分ds的重量浓度绝对值为10～65％；
选项5，供氢烃物料dsf主要由常规沸点为250～350℃的烃组分组成；
选项6，供氢烃物料dsf中供氢溶剂组分ds的重量流量与物料r10f中高沸点烃组分hac的重量流量之比为0.05～2.0。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用供氢烃物料dsf与含高沸点烃组分hac的物料r10f或其中间加氢产物接触；
供氢烃物料dsf是基于加氢稳定反应过程mr产物mrp的含供氢烃物料；
基于加氢稳定反应过程mr的含氢气物料，可以进入加氢反应过程r10串联使用；
用于生产供氢烃物料dsf的加氢稳定反应过程mr原料mrf，可能包括分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到含烃物料。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用供氢烃物料dsf与含高沸点烃组分hac的物料r10f或其中间加氢产物接触；
供氢烃物料dsf是基于加氢稳定反应过程mr产物mrp的含供氢烃物料；
在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
基于热高分气体thps-v的含氢气物料，可以进入加氢稳定反应过程mr串联使用；
用于生产供氢烃物料dsf的加氢稳定反应过程mr原料mrf，可能包括分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到含烃物料。
本发明，通常，(1)在悬浮床加氢改性反应过程bra，所述稀释烃的芳碳率的绝对值比含芳基蜡油组分物料braf的芳碳率的绝对值至少低0.1；
(2)在悬浮床加氢反应过程r10，所述稀释烃的芳碳率的绝对值比物料r10f的芳碳率的绝对值至少低0.1。
本发明，通常，稀释烃wwf主要由常规沸点为250～350℃的烃组分组成。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
基于热高分气体thps-v的含氢气、含烃油物料，可以进入加氢提质反应过程ht66进行加氢提质反应ht66-r，转化为加氢提质反应产物ht66-p；
加氢提质反应ht66-r，包括加氢烯烃饱和反应、加氢脱硫反应、加氢脱氮反应、加氢芳烃饱和反应、加氢裂化反应、加氢异构化反应中的一种或几种；
加氢提质反应过程ht66，可能加工分馏热高分液体thps-l得到的蒸馏油；
回收加氢提质反应产物ht66-p。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
冷凝分离热高分气体thps-v得到的脱气含烃油物料，可以进入加氢提质反应过程ht66进行加氢提质反应ht66-r，转化为加氢提质反应产物ht66-p；
加氢提质反应ht66-r，包括加氢烯烃饱和反应、加氢脱硫反应、加氢脱氮反应、加氢芳烃饱和反应、加氢裂化反应、加氢异构化反应中的一种或几种；
加氢提质反应过程ht66，可能加工分馏热高分液体thps-l得到的蒸馏油；
回收加氢提质反应产物ht66-p。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
冷凝分离热高分气体thps-v得到的脱气含烃油物料，可以进入加氢提质反应过程ht66进行加氢提质反应ht66-r，转化为加氢提质反应产物ht66-p；
加氢提质反应ht66-r，包括加氢烯烃饱和反应、加氢脱硫反应、加氢脱氮反应、加氢芳烃饱和反应、加氢裂化反应、加氢异构化反应中的一种或几种；
加氢提质反应过程ht66，可能加工分馏热高分液体thps-l得到的蒸馏油；
基于加氢提质反应产物ht66-p的含氢气物料，进入加氢反应过程r10串联使用；
回收加氢提质反应产物ht66-p。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
在分离分馏过程，分离热高分液体thps-l得到的窄馏分油的至少一部分，可以返回加氢反应过程r10的反应过程的开始位置或中间位置，进行循环加氢。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
在分离分馏过程，分离热高分液体thps-l得到的主要由蜡油组分或和渣油组分组成的窄馏分烃料的至少一部分，可以返回加氢反应过程r10的反应过程的开始位置或中间位置，进行循环加氢。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，可以包含2个或多个串联操作的子加氢反应区r10-1、r10-2等，此时，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r10-1得到反应流出物r10-1p，基于反应流出物r10-1p的包含至少一部分加氢生成油r10-1po的物流r10-1px进入第二子加氢反应区r10-2，最后一个子加氢反应区的反应流出物作为反应流出物r10p使用；
物料r10f，可以分为至少2路分路原料进入串联操作的不同子加氢反应区。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，存在的分散型颗粒加氢催化剂r10c的初始添加物，可以为纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂、氧化铁、黄铁矿、赤铁矿、氧化钼、硫化钼、钼酸铵、硫化镍中的一种或几种。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂r10c，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至10∶1；所述高活性组分为钼的水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，催化剂r10c水含量低于2wt％；r10c粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；
加氢反应过程r10的操作条件可以为：温度为300～480℃、压力为4.0～30.0mpa、氢气/原料油体积比为0.01∶1～4000∶1、加氢催化剂r10c的存在重量为含高沸点烃组分hac的物料r10f重量的0.001％～8.0％、体积空速为0.1～10.0hr-1；含高沸点烃组分hac的物料r10f重量化学氢耗量为0.05％～4.0％。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂r10c，通常至少包含mo元素，mo在加氢反应过程r10的主体工作形态为二硫化钼mos2，加氢催化剂r10c为0.0001～100μm的粉状颗粒；
加氢反应过程r10的操作条件可以为：温度为360～460℃、压力为6.0～22.0mpa、氢气/原料油体积比为50∶1～2000∶1、加氢催化剂r10c的存在重量为含高沸点烃组分hac的物料r10f重量的0.001％～5.0％、体积空速为0.2～5.0hr-1；含高沸点烃组分hac的物料r10f重量化学氢耗量为0.25％～3.0％。
本发明，(2)在悬浮床加氢反应过程r10，使用悬浮床加氢反应器，使用的加氢催化剂r10c，通常至少包含mo元素，mo在加氢反应过程r10的主体工作形态为二硫化钼mos2，加氢催化剂r10c为0.0001～100μm的粉状颗粒；
加氢反应过程r10的操作条件可以为：温度为360～460℃、压力为8.0～16.0mpa、氢气/原料油体积比为200∶1～1200∶1、加氢催化剂r10c的存在重量为含高沸点烃组分hac的物料r10f重量的0.001％～20.0％、体积空速为0.5～3.0hr-1；含高沸点烃组分hac的物料r10f重量化学氢耗量为0.25％～2.5％。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
分离回收热高分液体thps-l，得到主要由常规沸点为250～530℃的烃组分组成的蒸馏油r10-p-ml，至少一部分蒸馏油r10-p-ml可以进入加氢反应过程r10a。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
分离回收热高分液体thps-l，得到主要由常规沸点为350～530℃的烃组分组成的富含芳烃的蒸馏油r10-p-ml，至少一部分蒸馏油r10-p-ml可以进入悬浮床加氢改性反应过程bra。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
分离回收热高分液体thps-l，得到主要由常规沸点为450～530℃的烃组分组成的富含芳烃的蒸馏油r10-p-ml，至少一部分蒸馏油r10-p-ml可以进入悬浮床加氢改性反应过程bra。
本发明，通常，(1)至少一部分基于加氢改性反应产物brap的包含大粒径颗粒催化剂bp的物流brap-bp-x，通过悬浮床加氢反应过程r10的至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料r10f或其加氢转化物接触；
物流brap-bp-x，可以选自下列物流的一个或几个：
①含大粒径颗粒催化剂bp的加氢改性反应产物brap用作物流brap-bp-x；
②含大粒径颗粒催化剂bp的加氢改性反应产物brap进入热高压分离过程brap-bp-x-hs分离为含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-x-hso和热高分气brap-bp-x-hsv，至少一部分热高分油brap-bp-x-hso用作物流brap-bp-x；
③含大粒径颗粒催化剂bp的加氢改性反应产物brap进入热高压分离过程brap-bp-x-hs分离为含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-x-hso和热高分气brap-bp-x-hsv，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-x-hso降压、脱气后所得含大粒径颗粒催化剂bp的液体brap-bp-x-hsoa用作物流brap-bp-x；
④分离加氢改性反应产物brap得到含大粒径颗粒催化剂bp的加氢生成油brap-bp-xpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-xpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-xpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的物流，至少一部分富含供氢烃组分的物流用作物流brap-bp-x；
⑤分离加氢改性反应产物brap得到含大粒径颗粒催化剂bp的加氢生成油brap-bp-xpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-xpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-xpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的富含供氢烃组分的物流，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的富含供氢烃组分的物流用作物流brap-bp-x；
⑥分离加氢改性反应产物brap得到加氢生成油brap-bp-xpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-xpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-xpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的主要由常规沸点为大于350℃的富含供氢烃组分组成的物流用作物流brap-bp-x。
本发明，通常，在回收过程su10，设置热高压分离过程thps；
在热高压分离过程thps，回收物流r10-endp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℃的常规液态烃的可能含有固体颗粒的热高分液体thps-l；
分离回收热高分液体thps-l，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的加氢尾油r10-p-vs，通常至少一部分尾油r10k-p-vs不进入加氢反应过程。
本发明，通常，基于物流r10-endp得到的富含催化剂的烃物料rkkc，循环返回悬浮床加氢改性反应过程bra与含芳基蜡油组分物料braf或其加氢产物混合接触；
含催化剂的烃物料rkkc，可以选自下列物料中的一种或几种：
选项1，一部分在加氢反应过程r10流出物r10-endp的热高压分离过程得到的热高分油，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项2，一部分在加氢反应过程r10流出物r10-endp的分离分馏过程的蒸馏塔排出的含催化剂的烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项3，一部分在加氢反应过程r10流出物r10-endp的分离分馏过程的蒸馏塔排出的含催化剂的蒸馏冷凝油，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项4，一部分在加氢反应过程r10流出物r10-endp的分离分馏过程的蒸馏塔排出的含催化剂的蒸馏塔底油，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项5，至少一部分分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程vs-eu的原料vs-ef，在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项6，至少一部分分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程vs-eu的原料vs-ef，在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的重质沥青烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项7，至少一部分分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程vs-eu的原料vs-ef，在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的轻质沥青烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项8，至少一部分分离加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的含沥青组分的烃油，用作溶剂萃取分离过程vs-eu的原料vs-ef，在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的中质沥青烃物料，用作含催化剂的烃物料rkkc。
本发明，通常，含高沸点烃组分hac的物料r10f来自高温煤焦油，含有煤沥青组分；
设置基于加氢反应过程r10流出物r10-endp的含氢化煤沥青物料的提取针状焦原料的采用溶剂分离法的溶剂萃取分离过程vs-eu；
基于加氢反应过程r10流出物r10-endp得到的富含催化剂的烃物料rkkc，循环返回加氢反应过程r10与加氢反应过程r10的原料或中间产物或最终产物混合；
含催化剂的烃物料rkkc，可以选自下列物料中的一种或几种；
选项1，至少一部分在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的烃物料用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项2，至少一部分在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的重质沥青烃物料用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项3，至少一部分在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的轻质沥青烃物料用作含催化剂的烃物料rkkc；
选项4，至少一部分在溶剂萃取分离过程vs-eu得到的含催化剂的中质沥青烃物料用作含催化剂的烃物料rkkc；
采用溶剂分离法的分离过程分离出轻液相和重液相的方法，选自下列中的1种：
选项1，溶剂-沉降法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项2，溶剂-离心法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项3，溶剂-过滤法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项4，溶剂-絮凝法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项5，溶剂-抽提法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项6，超临界萃取法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程。
本发明，在含烃物料r10f的加工过程u100，在基于加氢反应流出物r10p的加氢生成油r10p-oil的含液料物料的分离过程，得到含分散型金属化合物颗粒、含常规沸点高于450℃烃组分的含胶质或和沥青质的含烃物料s333；
可以在溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，物料s333与萃取溶剂混合后分离出含萃取溶剂、含相对低分子量烃组分的含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl，分离出含萃取溶剂、含相对高分子量烃组分、富集分散型颗粒催化剂r10c的含剂重相液料vs-eu-spu60-sh；
溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，使用的萃取溶剂为溶解胶质或和沥青质能力强的有机低沸点溶剂；
溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60分离出轻液相和重液相的方法，可以选自下列中的1种：
选项1，溶剂-沉降法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项2，溶剂-离心法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项3，溶剂-过滤法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项4，溶剂-絮凝法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项5，溶剂-抽提法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
选项6，超临界萃取法，包括轻液相蒸馏过程或和可能存在的重液相蒸馏过程；
在可能存在的蒸馏脱出萃取溶剂的含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl的分馏过程，含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl蒸馏脱除萃取溶剂后成为轻相料vs-eu-spu60-lp；
在可能存在的蒸馏脱出萃取溶剂的含剂重相液料vs-eu-spu60-sh的分馏过程，含剂重相液料vs-eu-spu60-sh蒸馏脱除萃取溶剂后成为重相料vs-eu-spu60-hp；
至少一部分基于重相料vs-eu-spu60-h的富分散型颗粒催化剂r10c的物料，用作干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out使用；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out，可能用作回收金属的原料使用。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，使用的萃取溶剂可以选自下列中的一种或几种：
选项1，含苯或甲苯的溶剂；
选项2，含四氢呋喃的溶剂；
选项3，含二硫化碳的溶剂；
选项4，含喹啉的溶剂；
选项5，含环己酮的溶剂；
选项6，含吡啶的溶剂；
选项7，含n-甲基吡咯烷酮的溶剂；
选项8，含二甲醚的溶剂；
选项9，含二甲亚砜的溶剂；
选项10，含二甲基甲酰胺的溶剂；
选项11，含乙二胺的溶剂；
选项12，含丙酮的溶剂；
选项13，含苯酚基团的溶剂；
选项14，120～300℃馏份段的煤焦油馏分或其浅度加氢油；
选项15，120～300℃馏份段的煤液化油或其浅度加氢油；
选项16，其它溶解沥青质能力强的低沸点富芳烃溶剂。
本发明，通常，含烃物料s333所含分散型金属化合物颗粒，包括分散型颗粒催化剂r10c。
本发明，一般，含烃物料s333所含分散型金属化合物颗粒，包括硫化钼分散型颗粒催化剂r10c。
本发明，通常，至少一部分含剂轻相液料vs-eu-spu60-sl，工作方式可以选自下列中的一种或几种：
选项1，用作外排料排出加工过程u100；
选项2，返回悬浮床加氢反应过程r10通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，通常，至少一部分蒸馏脱除萃取溶剂后的轻相料vs-eu-spu60-lp，工作方式可以选自下列中的一种或几种：
选项1，用作外排料排出加工过程u100；
选项2，返回悬浮床加氢反应过程r10通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，通常，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，可以使用1级萃取分离过程或者2级萃取分离过程或者多级萃取分离过程。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，得到干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，可以用作捣固炼焦工艺的原料，与煤混合后，生产金属含量高的焦炭，生产捣固焦。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，得到干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，可以用作捣固炼焦工艺的原料，与煤混合后，生产金属含量高的焦炭，通常，生产捣固焦的步骤如下：
①将干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out凝固、粉碎后，与炼焦用洗精煤混合，粉碎，捣固压饼，得到煤饼；
②将煤饼送至炼焦炉中在隔绝空气下加热并保温，然后经冷却和筛分处理，得到焦炭。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，得到干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，可以用作回收金属的原料使用。
本发明，溶剂萃取分离过程vs-eu-spu60，得到干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out；
干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out含金属钼或和钒或和镍，用可以作回收金属的原料使用；
回收金属的工作方式，可以选自下列中的一种或几种：
选项1，先将液体状态或固体颗粒状态的干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out燃烧，然后用氨和碳酸铵对烟尘进行处理以得到钼酸铵；
选项2，先将干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out进行焦化得到焦炭，然后燃烧焦炭，然后用氨和碳酸铵对烟尘进行处理以得到钼酸铵；
选项3，在甲醇和氧化剂存在下利用硫酸与干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out进行反应，钼被萃取进入水相而得到回收；氧化剂可能是过氧化氢；
选项4，采用酸溶、氨气压力下高温高压处理，再加入无机酸、分离、通入硫化氢、分离等步骤将钼转化成硫化钼而使钼得到回收；
选项5，第一步，将干化料vs-eu-spu60-h-r10c-out与固体碱研磨混合后焙烧；第二步，将焙烧后得到的固体进行水浸，得到的浸取液通过浓缩结晶得到钼酸盐结晶。
本发明，含芳基蜡油组分物料braf，可以主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且可能含有固体颗粒，可以选自下列物料中的一种或几种：
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高温煤焦油或其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％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油。
本发明，含芳基蜡油组分物料braf可以是含有固体颗粒的高芳烃蜡油，主要由常规沸点为350～570℃的烃组成，可以选自下列物料中的一种或几种：
①石油基稠油的重蜡油；
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重蜡油；
⑤重油加氢热裂化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑥煤加氢直接液化反应产物分馏过程得到的重蜡油；
⑦煤油共炼加氢反应产物分馏过程得到的重蜡油。
本发明，含芳基蜡油组分物料braf，可以主要由常规沸点为350～570℃的烃组成且含有固体颗粒。
本发明，分离加氢改性反应产物brap中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kkaa，至少一部分蜡油kkaa可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra通过至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料富芳烃蜡油braf或其加氢转化物接触。
本发明，分离加氢反应产物r10p中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kkbb，至少一部分蜡油kkbb可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra通过至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料富芳烃蜡油braf或其加氢转化物接触。
本发明，悬浮床加氢改性反应过程bra的操作条件可以为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂bra-cat添加量为高芳烃蜡油brf的重量的0.001质量％～5质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，反应停留时间tru为5分钟～120分钟。
本发明，悬浮床加氢改性反应过程bra使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至1000∶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；所述低活性组分含有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％。
本发明，悬浮床加氢改性反应过程bra使用的加氢催化剂，可以包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂或和氧化铁或和黄铁矿或和赤铁矿或和氧化钼或和硫化钼或和钼酸铵或和硫化镍。
本发明，通常，悬浮床加氢改性反应过程bra，使用至少一部分供氢溶剂bra-ds；
供氢溶剂bra-ds，可能是基于分离加氢反应过程a10的中间反应产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂bra-ds，可能是基于分离加氢反应过程a10的最终反应产物a10p所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂bra-ds，可能是基于高芳烃蜡油braf在加氢过程bra生成的供氢烃组分bra-cdc；
供氢溶剂bra-ds，可能是外来供氢烃out-to-bra-ds。
本发明，通常，悬浮床加氢改性反应过程bra，使用至少一部分供氢溶剂bra-ds；
供氢溶剂物流bra-ds的重量流率bra-ds-w与含芳基蜡油组分物料braf中常规沸点高于450℃烃组分的重量流率braf-d-w的比值为剂油比bk100＝(bra-ds-w)/(braf-d-w)，bk100为0.1～10.0。
本发明，通常，悬浮床加氢改性反应过程bra，使用至少一部分供氢溶剂bra-ds；
供氢溶剂bra-ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
本发明，一般，悬浮床加氢改性反应过程bra，使用至少一部分供氢溶剂bra-ds；
供氢溶剂bra-ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，(1)在含芳基蜡油组分物料braf的悬浮床加氢改性反应过程bra，至少一部分基于产物brap的包含大粒径颗粒催化剂bp、含供氢烃的物流brap-bp-wx，可以通过加工含渣油组分的物料crf的悬浮床加氢反应过程cr的至少一部分反应空间参与反应，与物料crf或其加氢转化物接触；
在悬浮床加氢反应过程cr，在存在氢气、常规液体、分散型大粒径颗粒催化剂bp同时可能存在供氢烃、可能存在稀释烃、可能存在分散型小粒径颗粒催化剂lp的条件下，至少一部分含常规沸点高于530℃烃的物料crf进行加氢反应r10r发生至少一部分加氢脱残炭反应转化为加氢反应产物crp；
至少一部分基于产物crp的包含大粒径颗粒催化剂bp的物流brap-bp-w，通过悬浮床加氢反应过程r10的至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料r10f或其加氢转化物接触。
本发明，通常，至少一部分基于产物crp的包含大粒径颗粒催化剂bp的物流brap-bp-w，通过悬浮床加氢反应过程r10的至少一部分反应空间参与反应，与悬浮床加氢反应过程r10的进料r10f或其加氢转化物接触；
物流brap-bp-w，可以选自下列物流的一个或几个：
①含大粒径颗粒催化剂bp的加氢反应产物crp用作物流brap-bp-w；
②含大粒径颗粒催化剂bp的加氢反应产物crp进入热高压分离过程brap-bp-w-hs分离为含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-w-hso和热高分气brap-bp-w-hsv，至少一部分热高分油brap-bp-w-hso用作物流brap-bp-w；
③含大粒径颗粒催化剂bp的加氢反应产物crp进入热高压分离过程brap-bp-w-hs分离为含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-w-hso和热高分气brap-bp-w-hsv，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的热高分油brap-bp-w-hso降压、脱气后所得含大粒径颗粒催化剂bp的液体brap-bp-w-hsoa用作物流brap-bp-w；
④分离加氢反应产物crp得到加氢生成油brap-bp-wpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-wpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-wpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的物流，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的物流用作物流brap-bp-w；
⑤分离加氢反应产物crp得到加氢生成油brap-bp-wpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-wpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-wpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的富含供氢烃组分的物流，至少一部分含大粒径颗粒催化剂bp的富含供氢烃组分的物流用作物流brap-bp-w；
⑥分离加氢反应产物crp得到加氢生成油brap-bp-wpo和富氢气体；在加氢生成油brap-bp-wpo分馏部分，分离加氢生成油brap-bp-wpo得到含大粒径颗粒催化剂bp的主要由常规沸点为大于350℃的富含供氢烃组分组成的物流用作物流brap-bp-w。
本发明，分离加氢反应产物crp中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kk66，至少一部分蜡油kk66可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra或和悬浮床加氢反应过程cr通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，分离加氢反应产物r10p中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kk77，至少一部分蜡油kk77可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra或和悬浮床加氢反应过程cr或和悬浮床加氢反应过程r10通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，分离加氢反应产物crp或和加氢反应产物r10p中的烃类，得到富含双环芳烃或多环芳烃的蜡油kk77，得到主要由常规沸点高于520℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流kk255；
至少一部分蜡油kk77可以返回悬浮床加氢改性反应过程bra通过至少一部分反应空间参与反应；
至少一部分蜡油kk255可以返回悬浮床加氢反应过程cr通过至少一部分反应空间参与反应。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流，其残炭含量为20～65重量％。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的可能含有固体颗粒的烃物流，其残炭含量为30～45重量％。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.010重量％～40.0重量％。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～20.0重量％。
本发明，劣质烃crf可以是主要由常规沸点高于570℃的烃组分组成的富含胶质、沥青质的含有固体颗粒的高残炭烃，固体颗粒的重量浓度为0.10重量％～5.0重量％。
本发明，通常，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，劣质烃crf的加氢热裂化率为5～45％。
本发明，通常，悬浮床加氢反应过程cr的操作条件为：反应温度为390～445℃，反应器压力为6～30mpa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为100～2000标准立方米/吨，加氢改性催化剂cra-cat添加量为劣质烃crf的重量的0.001质量％～5质量％，助催化剂添加量为助催化剂中硫/催化剂活性金属的摩尔比为1.0～2.0，反应停留时间tru为5分钟～120分钟。
本发明，悬浮床加氢反应过程cr使用的加氢催化剂，可以是一种复合型加氢催化剂，包含高活性组分与低活性组分；所述高活性组分金属与低活性组分金属的重量比为1∶10至1000∶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；所述低活性组分含有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％；液化催化剂粒子直径为0～100μm的粉状颗粒。
本发明，通常，悬浮床加氢反应过程cr使用的加氢催化剂，可以包含纳米超细颗粒水合氧化铁催化剂或和氧化铁或和黄铁矿或和赤铁矿或和氧化钼或和硫化钼或和钼酸铵或和硫化镍。
本发明，通常，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离加氢反应过程r10的中间反应产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离加氢反应过程r10最终反应产物所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离加氢改性反应过程bra的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离加氢改性反应过程bra最终产物所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离反应过程cr的中间产物所得气相中所含的烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于分离反应过程cr的最终产物所得烃组分或其加氢稳定烃组分；
供氢溶剂cr-ds，可能是基于劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr生成的供氢烃组分cr-cdc；
供氢溶剂cr-ds，可能是外来供氢烃out-to-cr-ds。
本发明，通常，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂物流cr-ds的重量流率cr-ds-w与劣质烃物流crf的重量流率crf-w的比值为剂油比bk100＝(cr-ds-w)/(crf-w)，ck100为0.05～5.0。
本发明，一般，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂物流cr-ds的重量流率cr-ds-w与物料crf中常规沸点高于450℃烃组分的重量流率crf-h-w的比值为剂油比bk100＝(cr-ds-w)/(crf-h-w)，ck100为0.5～1.5。
本发明，通常，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂物流cr-ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于15％、芳碳率为0.35～0.70。
本发明，一般，在劣质烃crf悬浮床加氢反应过程cr，使用至少一部分供氢溶剂cr-ds；
供氢溶剂物流cr-ds主要由常规沸点为250～530℃烃类组成，其中部分饱和芳烃的重量含量大于25％、芳碳率为0.45～0.60。
本发明，通常，上流式膨胀床加氢改性反应过程cra的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油brf重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为20～35质量％。
本发明，一般，上流式膨胀床加氢改性反应过程cra的操作目标为：氢耗量为高芳烃蜡油brf重量的0.1质量％～1.5质量％，加氢热裂化反应转化率为5～25质量％。
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需要补充硫的加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口以便串联使用硫，以保证加氢反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500ppm(体积)或1000ppm(体积)或3000ppm(体积)，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(比如液硫)等。当加氢反应过程brk、r70的气相中的硫化氢数量满足需要时，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。
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