本发明涉及固定床烃加氢反应产物加热生成油分馏过程待蒸发料的方法，劣质烃强放热加氢反应过程如煤焦油加氢精制反应过程的中间或最终反应产物u1p携带大量反应热，利用分馏塔kt系统的温位较低的待汽化的物流如塔进料或进料口至底部塔板之间的液相物流为吸热物料通过换热器ke回收之，热料在闪蒸区s1分离为气体s1v和液体s1l，s1v进入kt中，至少部分s1l返回ke循环吸热增加取热油qu1l流量，充分利用传热温差回收反应热，节省kt加热炉燃料耗量；可设置qrl背压式缓冲罐tank，充当紧急停工过程u1p的持续取热冷源；可将qrl作为其它换热器的热源或串联二级使用以降低冷却后温位，提高换热器ke温差即降低换热面、提高极限吸热量。
背景技术：
：本发明固定床烃加氢反应产物加热生成油分馏过程待蒸发料的方法，是对现有的劣质烃加氢反应产物加热生成油分馏过程分馏塔塔底物料以节省加热炉燃料量的方法如中国专利申请200610153519.9、中国专利zl201010127976.7的改进，目的在于提高反应热回收率、降低分馏过程燃料耗量，或利于加氢装置的扩能改造。中国专利申请200610153519.9涉及一种高氢耗烃类加氢转化过程热量回收方法，低温取热油与反应流出物换热，形成的高温取热油进入分馏塔底部与分馏塔内液相物流混合后，再分流为低温取热油循环使用。特别适合于煤焦油的加氢转化过程，具有提高热能利用率、降低循环氢系统规模、降低分馏塔重沸炉规模的优点，且该取热油换热器可用作为反应部分开工或硫化过程用加热器，可显著缩短开工或硫化周期、降低反应原料(氢气或和原料油)加热炉的热负荷。中国专利zl201010127976.7一种高压部分串联的两段法烃氢化方法中涉及了类似的方法。中国专利申请200610153519.9记载的方法中，高温取热油进入分馏塔底部与分馏塔内液相物流混合，其实质是提供分馏塔的塔底闪蒸汽相，向分馏塔的分馏过程提供高温位的热能，然后分馏塔塔底液相分流出的部分塔底液作为低温取热油与高温加氢反应流出物换热循环使用，该方法存在以下1项或几项缺点：①在使用重沸炉的分馏塔系统，塔底液是塔排出的温度最高的液体，作为冷源与高温加氢反应流出物在换热器ke进行换热，加氢反应流出物的理论换热降温幅度是最小的，不利于提高反应热量的回收率，即不利于降低分馏塔重沸炉燃料量；②在使用重沸炉的分馏塔系统，塔底液是塔排出的温度最高的液体，作为冷源与高温加氢反应流出物在换热器ke进行换热，其传热温差是最小的，在等量传热量的条件下，换热面积大，投资大；③没有涉及采用负压分馏塔操作模式来降低烃组分的蒸发温度，从而大幅度降低分馏系统供热量的节能方案。实际上，在分馏塔系统中，降低分馏塔重沸炉热负荷的方法有多种，比如：①分馏塔t的含液相或主要由液相组成的塔初始进料tf是温度较低的物料，加热tf增加其汽化率的过程，可以用于回收反应产物u1p携带反应热；②分馏塔t的初始进料口以下的塔提馏段的塔板之间流动的液相tudl是温度较低的物料，加热tudl增加其汽化率的过程，可以用于回收反应产物u1p携带反应热；③对于脱除液化气最好脱除轻石脑油(常规沸点低于100℃的烃组分)的稳定加氢生成油，采用负压分馏塔操作模式可大幅度降低烃组分的蒸发温度，从而大幅度降低分馏系统供热量，节省燃料耗量，同时也为反应产物的换热过程创造出了温位更低的冷源，这一点，对于大规模加氢装置的分馏部分的影响更为巨大。但是，简单地直接使用上述物料tf、tudl，会受到物料流量绝对值小从而高压换热器数量太多、难以大量取热的换热缺点，为了克服上述缺陷，本发明提出了基于上述物料tf、tudl的使用循环取热物料从而提高取热物料流量、提高反应产物u1p反应热回收率的方法。本发明的基本构想是：固定床烃加氢反应产物加热生成油分馏过程待蒸发料的方法，劣质烃强放热加氢反应过程如煤焦油加氢精制反应过程的中间或最终反应产物u1p携带大量反应热，利用分馏塔kt系统的温位较低的待汽化的物流如塔进料或进料口至底部塔板之间的液相物流为吸热物料通过换热器ke回收之，热料在闪蒸区s1分离为气体s1v和液体s1l，s1v进入kt中，至少部分s1l返回ke循环吸热增加取热油qu1l流量，充分利用传热温差回收反应热，节省kt加热炉燃料耗量；可设置qrl背压式缓冲罐tank，充当紧急停工过程u1p的持续取热冷源；可将qrl作为其它换热器的热源或串联二级使用以降低冷却后温位，提高换热器ke温差即降低换热面、提高极限吸热量。本发明适合于新建装置设计或已有装置改造，与中国专利申请200610153519.9、中国专利zl201010127976.7记载的换热方法相比，优点在于：①其一，利用分馏塔t系统的温位较低的物流，提高传热温差，利于提高反应热回收总量即提高反应热回收率，节省加热炉t燃料耗量，降低重沸器或加热炉规模；②其二，利用分馏塔t系统的温位较低的物流，提高传热温差，在回收反应热数量等同的条件下，显著降低换热面积、显著降低高压换热器投资；③其三，利用分馏塔t系统的温位较低的物流如塔进料或进料口至底部塔板之间的需要加热汽化的物流为吸热物料通过换热器ke回收之，热料在闪蒸罐s1分离为s1v和液相s1l，s1v进入t中，至少部分s1l返回ke循环吸热，通过增加取热油qrl流量，实现换热器ke的大型化、减少换热器台数、简化反应热回收系统，充分利用传热温差回收更多反应热，进一步节省加热炉t燃料耗量；④可设置取热油qrl背压式缓冲罐，在加氢过程紧急停工过程，充当反应产物u1p的持续取热冷源，防止高温反应产物对换热器ke下游的设备如换热器、闪蒸罐、空冷器、水冷器等带来高温物料的热冲击；⑤可将取热油qrl作为其它温度更低的物料的换热器的热源使用，即构成串联二级放热，得到了温度更低的二级冷却取热油cqrl，进一步降低了冷却后温位，去换热器ke换热，可以进一步提高温差和吸热量；⑥对于脱除液化气最好脱除轻石脑油(常规沸点低于100℃的烃组分)的稳定加氢生成油，采用负压分馏塔操作模式可大幅度降低烃组分的蒸发温度，从而大幅度降低分馏系统供热量，节省燃料耗量，同时也为反应产物的换热过程创造出了温位更低的冷源；该项优点特别适合于装置的扩能改造；⑦取热油可以吸收固定床反应器中间产物的热量，从而节省急冷氢气物料数量，降低循环氢气系统的规模、循环氢气系统的降低投资；取热油可以吸收固定床反应器中间产物的热量，从而节省急冷氢气物料数量，可降低循环氢气系统经过空冷器或水冷器损失的热能，提高反应热回收率；该项优点特别适合于装置的扩能改造；⑧利于换热器ke构成的反应过程与分馏过程之间的换热网络，换热器ke可以作为加氢反应部分u1开工升温过程或硫化过程加氢反应产物加热器使用，借用分馏加热炉负荷使之升温，然后加热加氢反应器进料物流，可显著缩短开工或硫化周期，或者可以降低反应原料(氢气或和原料油)加热炉的对应工况的设计热负荷；⑨本发明，特别适合于固定床加氢反应产物u1p中的烃组分以柴油组分为主的情况，比如柴油加氢过程、汽油和柴油混合油加氢过程、柴油和蜡油混合油加氢过程、汽油和柴油及蜡油混合油加氢过程；⑩本发明适合于新建装置，特别适合于已有装置的改造。本发明所述方法未见报道。本发明的目的是提出固定床烃加氢反应产物加热生成油分馏过程待蒸发料的方法，烃加氢反应产物可以是中间反应产物或最终反应产物，待蒸发料可以是分馏塔kt塔进料或进料口至底部塔板之间的需要加热汽化的物流，分馏塔kt可以在负压下操作。技术实现要素：本发明固定床烃加氢反应产物加热生成油分馏过程待蒸发料的方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在烃类固定床加氢反应过程u1，烃物料u1f发生至少一部分固定床加氢反应u1r转化为固定床加氢反应产物u1p；固定床加氢反应过程u1，可能使用2个或多个固定床加氢反应器，任意2个固定床加氢反应器之间，可能使用中间气液分离步骤ms90；在可能使用的中间气液分离步骤ms90中，上游固定床加氢反应器气液产物进入中间气液分离步骤ms90分离为气体ms90-v和液体ms90-l，至少一部分液体ms90-l进入下游固定床加氢反应器进行加氢反应；(2)在分离部分hs100，分离加氢反应产物u1p得到加氢生成油u1po；(3)在加氢生成油分馏部分frac，使用至少一台分馏塔xt，加工基于加氢生成油u1po烃物流，分馏出至少2个窄馏分物料；(4)在换热过程hx1，吸热物料hx1-cs1的初始物料hx1-cs00是步骤(3)所述分馏部分frac存在的分馏塔kt的塔进料或进料口至底部空间之间传质段存在的需要加热汽化的液体物流；基于加氢反应产物u1p的物料u1p-x作为放热物料hx1-hs1释放热量传递给吸热物料hx1-cs1；放热物料hx1-hs1释放热量后离开换热过程hx1成为低焓物料hx1-hs7；吸热物料hx1-cs1吸收热量后离开换热过程hx1成为高焓物料hx1-cs7；换热过程hx1使用换热器ke；高焓物料hx1-cs7在闪蒸区s1分离为气体s1v和液体s1l，s1v进入分馏塔kt中，部分液相s1l返回换热过程hx1作为循环吸热油s1lr循环吸热，部分液相s1l进入分馏塔kt中。本发明，(4)在换热过程hx1，高焓物料hx1-cs7在闪蒸区s1分离为s1v和液相s1l，s1v进入分馏塔kt中，部分液相s1l返回换热过程hx1作为循环吸热油s1lr循环吸热，部分液相s1l进入分馏塔kt中；定义循环吸热油s1lr的重量流量s1lr-w与初始物料hx1-cs00的重量流量hx1-cs00-w的比值为循环比k100，k100＝(s1lr-w)/(hx1-cs00-w)，循环比k100可以选自下列中的1种：①0.01～0.50；②0.50～2.50；③2.50～5.00；④5.00～15.0。本发明，固定床加氢反应产物u1p选自下列中的1种或几种：①固定床加氢反应过程u1的固定床加氢反应器排出的中间反应流出物；②基于固定床加氢反应过程u1的固定床加氢反应器排出的分离过程得到的气相或液相或气液混相物料；③固定床加氢反应过程u1的固定床加氢反应器排出的最终反应流出物；④基于固定床加氢反应过程u1的固定床加氢反应器排出的最终反应流出物的分离过程得到的气相或液相或气液混相物料。本发明，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1，可以选自下列中的1种或几种：①含液相的分馏塔进料；②基于含液相的分馏塔进料的分离过程得到的至少脱出部分气相的含液相物料；③分馏塔进料口至分馏塔底部塔板之间的需要加热汽化的液相物流；④基于分馏塔进料口至分馏塔底部塔板之间的需要加热汽化的液相物流的分离过程得到的至少脱出部分气相的含液相物料。本发明，通常，烃加氢反应过程u1为强放热反应过程，烃加氢反应过程u1的至少一个含烃油物料rof1串联流过的加氢反应过程的第一催化剂床层的入口温度值，低于含烃油物料rof1串联流过的加氢反应过程的最后一个催化剂床层的出口温度值至少70℃。本发明，一般，烃加氢反应过程u1为强放热反应过程，烃加氢反应过程u1的至少一个含烃油物料rof1串联流过的加氢反应过程的第一催化剂床层的入口温度值，低于含烃油物料rof1串联流过的加氢反应过程的最后一个催化剂床层的出口温度值至少100℃。本发明，通常，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1，与固定床加氢反应产物u1p的换热温差至少高于30℃。本发明，一般，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1，与固定床加氢反应产物u1p的换热温差至少高于50℃。本发明，通常，烃加氢反应过程u1排出的固定床加氢反应产物u1p的温度为300～480℃，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1的温度为150～380℃；在换热过程ku100，固定床加氢反应产物u1p温度降低10～150℃；吸热物料hx1-cs1的温度升高30～150℃。本发明，一般，烃加氢反应过程u1排出的固定床加氢反应产物u1p的温度为350～440℃，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1的温度为190～360℃；在换热过程ku100，固定床加氢反应产物u1p温度降低30～100℃；吸热物料hx1-cs1的温度升高50～150℃。本发明，(2)在分离部分hs100，可以设置第一热高压分离过程hs110；在第一热高压分离过程hs110，分离反应产物u1p得到一个在体积上主要由氢气、杂质气体、常规气体烃组成的第一热高分气气体hs110-v和一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一热高分油液体hs110-l；部分第一热高分油液体hs110-l返回固定床加氢反应过程u1作为循环第一热高分油液体hs110-lr使用。本发明，(4)在换热过程hx1，基于循环第一热高分油液体hs110-lr的物料hs110-lr-x可以作为放热物料hx1-hs1使用。本发明，热高分油返回烃加氢反应过程u1的循环加压过程，可以使用无轴封的离心泵，可以选自下列中的1种或几种：①干式屏蔽离心泵；②湿式屏蔽离心泵；③湿式电机离心泵。本发明，(2)在分离部分hs100，可以设置第一热高压分离过程hs110；定义循环第一热高分油液体hs110-lr的重量流量hs110-lr-w与第一热高分油液体hs110-l的重量流量hs110-l-w的比值为循环比k300，k300＝(hs110-lr-w)/(hs110-l-w)，循环比k300可以选自下列中的1种：①0.01～0.50；②0.50～0.80；③0.80～0.90；④0.90～0.95。本发明，(2)在分离部分hs100，操作温度可以选自下列中的一种：①180～250℃；②250～320℃；③320～400℃。本发明，加氢反应过程u1加工的烃物料u1f，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油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑥石油基重油或其热加工过程所得高芳烃油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑦石油砂基重油或其热加工过程所得高芳烃油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油；⑨至少使用1台沸腾床加氢反应区的烃类加氢反应过程的反应产物或其分离过程得到的含烃油的物料；⑩至少使用1个悬浮床加氢反应区的烃类加氢反应过程反应产物或其分离过程得到的含烃油的物料；至少使用1台沸腾床和悬浮床组合反应区的烃类加氢反应过程反应产物或其分离过程得到的含烃油的物料；至少使用1台上流式微膨胀床反应区的烃类加氢反应过程反应产物或其分离过程得到的含烃油的物料；烃物料u1f在加氢反应过程u1的重量化学氢气耗量大于烃物料u1f重量的3％重量。本发明，(4)在换热过程hx1，在吸热物料hx1-cs1的循环系统，可以设置背压式缓冲罐tank；换热过程hx1正常工作时，基于吸热物料hx1-cs1的循环液连续进入缓冲罐tank，缓冲罐tank连续排出基于吸热物料hx1-cs1的循环液；与固定床加氢反应过程u1加氢反应产物u1p换热吸热的至少一路固定床加氢反应过程u1进料fx的增压系统失去动力导致固定床加氢反应过程u1进料fx停止供料时，加氢反应产物u1p换热降温的正常能力将引起至少一部分损失，此时，通过增加吸热物料hx1-cs1的循环流量或和降低吸热物料hx1-cs1的温度，增加换热过程hx1的传热量，以降低加氢反应产物u1p的总体放热量的变化量。本发明，(4)在换热过程hx1，在吸热物料hx1-cs1的循环系统，可以设置背压式缓冲罐tank；换热过程hx1正常工作时，基于吸热物料hx1-cs1的循环液连续进入缓冲罐tank，缓冲罐tank连续排出基于吸热物料hx1-cs1的循环液；与固定床加氢反应过程u1加氢反应产物u1p换热吸热的全部固定床加氢反应过程u1进料fy的增压系统失去动力导致固定床加氢反应过程u1进料fy停止供料时，加氢反应产物u1p换热降温的正常能力将引起至少一部分损失，此时，背压式缓冲罐tank内的基于吸热物料hx1-cs1的循环液，在背压式缓冲罐tank内的背压气体的膨胀作用下继续流动，维持换热过程hx1的吸热物料hx1-cs1的继续循环流动吸热，对加氢反应产物u1p产生至少一部分的降温作用。本发明，(4)在换热过程hx1，在吸热物料hx1-cs1的循环系统，可以设置放热过程700u；在放热过程700u，基于吸热物料hx1-cs1的物料作为热源加热第三方吸热物料700cs；第三方吸热物料700cs，可能是分馏部分frac存在的物料。本发明，(4)在换热过程hx1，吸热物料hx1-cs1的初始物料hx1-cs00是步骤(3)所述分馏部分frac存在的分馏塔kt的塔进料或进料口至底部空间之间传质段存在的需要加热汽化的液体物流；分馏塔kt的操作压力可以低于大气压力，为负压操作，可以选自下列中的1种或几种：①绝对压力低于0.08mpa；②绝对压力低于0.04mpa；③绝对压力低于0.02mpa。本发明，(4)在换热过程hx1，吸热物料hx1-cs1的初始物料hx1-cs00的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：①初始物料hx1-cs00先经过换热过程hx1，然后进入闪蒸区s1；②初始物料hx1-cs00先经过换热过程hx1并与循环吸热油s1lr混合接触，然后进入闪蒸区s1；③初始物料hx1-cs00不经过换热过程hx1进入闪蒸区s1。本发明，(3)在加氢生成油分馏部分frac，基于加氢生成油u1po烃物流，可以先经过稳定塔分离为稳定塔塔顶气、主要由丙烷至常规沸点为100℃的烃组分组成的稳定塔塔顶液和主要由常规沸点高于100℃的烃组分组成的稳定塔塔底油；在稳定塔塔底油的分馏塔t9系统，稳定塔塔底油分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组分组成的分馏塔t9塔底油、主要由常规沸点介于100～330℃的烃组分组成的分馏塔t9馏出油；分馏塔t9馏出油可能是2路或多路沸点不同的窄馏分烃物流；分馏塔t9可以在负压下操作。本发明，(3)在加氢生成油分馏部分frac，基于加氢生成油u1po烃物流，可以先经过稳定塔分离为稳定塔塔顶气、主要由丙烷和丁烷组成的稳定塔塔顶液和主要由戊烷及更高沸点的烃组分组成的稳定塔塔底油；在稳定塔塔底油的分馏塔t7系统，稳定塔塔底油分离为主要由戊烷至常规沸点为100℃的烃组分组成的分馏塔t7塔顶液和主要由常规沸点高于100℃的烃组分组成的分馏塔t7塔底油；在分馏塔t7塔底油的分馏塔t8系统，分馏塔t7塔底油分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组分组成的分馏塔t7塔底油、主要由常规沸点介于100～330℃的烃组分组成的分馏塔t7馏出油；分馏塔t7馏出油可能是2路或多路沸点不同的窄馏分烃物流；分馏塔t8可以在负压下操作。本发明，烃类固定床加氢反应过程u1，可以选自下列中的一种或几种：①劣质烃物料u1，主要由常规沸点低于350℃烃组分组成；在加氢生成油分馏部分frac，分离出的平均沸点最高的窄馏分物料是柴油馏分；②烃物料u1f，主要由常规沸点低于350℃烃组分组成且含有常规沸点介于40～180℃的烃组分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出的平均沸点最高的窄馏分物料是主要由常规沸点介于180～350℃烃组分组成的柴油馏分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出主要由常规沸点介于40～180℃烃组分组成的石脑油馏分；③烃物料u1f，主要由常规沸点低于370℃烃组分组成且含有常规沸点高于370℃的烃组分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出的平均沸点最高的窄馏分物料是主要由常规沸点介于330～530℃烃组分组成的蜡油馏分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出主要由常规沸点介于180～350℃烃组分组成的柴油馏分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出主要由常规沸点介于40～180℃烃组分组成的石脑油馏分。本发明，(4)在换热过程hx1，高焓物料hx1-cs7的汽化率，可以选自下列中的1种：①高焓物料hx1-cs7的体积流率中，气相体积流率的比例低于2％；②高焓物料hx1-cs7的体积流率中，气相体积流率的比例低于15％；③高焓物料hx1-cs7的体积流率中，气相体积流率的比例低于50％；高焓物料hx1-cs7降低操作压力后进入闪蒸区s1分离为气体s1v和液体s1l。本发明，(1)在烃类固定床加氢反应过程u1，来自上游加工过程的烃物料u1f宜以热态物流方式进入烃类固定床加氢反应过程u1，其操作温度可以选自下列中的1种：①100～180℃；②180～260℃；③260～360℃。具体实施方式以下详细描述本发明。本发明所述的压力，指的是绝对压力。本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～350℃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。本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于350℃的烃类。本发明所述的氢气/原料油体积比即氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。以下结合煤焦油加氢反应过程和煤焦油加氢反应生成油的分离过程描述本发明。本发明所述烃类固定床加氢反应过程u1，指的是加氢过程氢气耗量较大、反应放热量较大的烃类固定床加氢反应过程。本发明所述劣质烃物料u1f，通常是氢元素含量较低或和杂质元素含量较高的烃类，含有较多的在较低温度下即可发生加氢反应的组分，因此，其进入固定床加氢反应过程u1的起始反应温度较低，其需要的预热温度较低，这样导致固定床加氢反应产物u1p中的更多的热量不能被固定床加氢反应过程u1的进料所吸收，形成反应流出物热能过剩。本发明所述劣质烃，一个例子就是煤焦油或煤焦油馏分油，它包含着有机金属、烯烃、有机氧、有机硫、有机氮，并含有大量的芳烃，其深度加氢精制反应过程的氢耗很高(比如高达原料烃的4～10％重量)，反应放热量巨大。本发明所述劣质烃加氢反应，指的是劣质烃物料u1f发生的加氢反应，可以包含加氢脱金属、烯烃加氢饱和、加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、芳烃加氢饱和、加氢裂化等反应，并且通常是强放热反应过程。本发明所述煤焦油，指的是适合于加氢处理的煤焦油，由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述煤焦油的性质，有机氧含量通常为0.3～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般为60～530℃通常为120～510℃，通常金属含量为5～80ppm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、通常无机水含量为0.2～5.0％。煤焦油进入加氢反应器前，一般经过脱水和过滤处理。本发明所述的加氢处理催化剂，指的是原料油在加氢反应过程中接触到加氢脱金属催化剂以后接触到的各种加氢催化剂，煤焦油加氢处理过程一般必须设置使用加氢保护催化剂(比如加氢烯烃饱和催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱残炭催化剂中的1种或几种)的第一反应部分和使用加氢处理催化剂的第二反应部分。加氢保护催化剂(比如加氢烯烃饱和催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱残炭催化剂中的1种或几种)，不仅具有对应的主体加氢功能，通常也具有一定的浅度加氢精制反应功能(比如加氢脱氧、加氢脱硫等功能)。煤焦油含有较多的在缓和条件下易反应的组分如金属离子、有机氧、低级有机硫、烯烃、而烯烃等，因此，本发明所述的加氢转化部分，指的是使用加氢保护催化剂和最少一种加氢处理催化剂(通常为加氢精制催化剂)的加氢转化部分。按照本发明，在第一反应部分，在加氢保护催化剂存在条件下，所述煤焦油与氢气进行加氢反应，生成一个由氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃组成的第一反应流出物；基于第一反应部分的目的是脱除金属、脱除部分有机氧(比如有机酚)、以及对部分易反应组分的加氢，因此第一反应部分的反应条件比第二反应部分反应条件较缓和。按照本发明，第一反应部分的操作条件一般为：温度为130～390℃、压力为6.0～25.0mpa、脱金属催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500～3000。按照本发明，第一反应部分较好的操作条件宜为：温度为180～370℃、压力为10.0～20.0mpa、脱金属催化剂体积空速为0.2～0.5hr-1、氢气/原料油体积比为1000∶1～2000∶1。按照本发明，在第二反应部分，在加氢处理催化剂(通常至少使用具备加氢精制功能的催化剂)存在条件下，所述第一反应流出物进行加氢反应，生成一个由氢气、杂质组分、常规气体烃、常规液体烃组成的第二反应流出物；基于煤焦油加氢转化部分预期的改质油品的通常指标要求，必须脱除大部分氮、脱除大部分硫、降低芳烃度、提高十六烷值、降低密度，通常化学纯氢耗量为1.5～8.0％或更高(对原料油重量)，第二反应部分平均反应温度比第一反应部分平均反应温度一般高20℃以上、通常高50℃以上、特别地高80℃以上。第二反应部分操作条件一般为：温度为270～480℃、压力为6.0～25.0mpa、精制催化剂体积空速为0.1～2.0hr-1、氢气/原料油体积比为500～3000。第二反应部分操作条件宜为：温度为320～440℃、压力为10.0～20.0mpa、精制催化剂体积空速为0.2～0.5hr-1、氢气/原料油体积比为1000～2500。工业装置上，第二反应部分需要设置多台反应器，反应器出口温度通常在350～480℃之间。第一反应部分和部分第二反应部分，通常在不同的台反应器内进行，便于控制不同的催化剂床层温度。第一反应部分和部分第二反应部分，可以在一台反应器内进行。按照本发明，固定床加氢反应过程u1，可能使用2个或多个固定床加氢反应器，任意2个固定床加氢反应器之间，可能使用中间气液分离步骤ms90；在可能使用的中间气液分离步骤ms90中，上游固定床加氢反应器气液产物进入中间气液分离步骤ms90分离为气体ms90-v和液体ms90-l，至少一部分液体ms90-l进入下游固定床加氢反应器进行加氢反应；此时，上游固定床加氢反应器气液产物中的至少部分气体不再流过下游固定床加氢反应器，从而可以将上游固定床加氢反应器产物中的低沸点组分如水、氨、硫化氢、氯化氢、常规气体烃、低沸点烃如石脑油组分分离出去，不再流过下游固定床加氢反应器，可以降低下游固定床加氢反应器进料中的杂质组分含量、降低低沸点组分含量，提高高沸点烃组分的浓度，利于提高下游固定床加氢反应器内反应物料的选择性，利于提高硫化型催化剂的催化活性。比如，该工艺可以实现蒽油加氢精制反应过程和蒽油加氢精制反应产物热高分油的加氢裂化反应的串联组合，简化高压系统，降低投资、降低能耗、降低溶解氢气的损失。煤焦油加氢精制生成油的加氢裂化反应过程，通常加工常规沸点介于330～530℃的烃组分，也可加工芳烃含量较高的常规沸点介于280～330℃的烃组分。煤焦油加氢精制生成油的加氢裂化反应过程，当加氢裂化烃原料的氮含量较高或和芳烃含量较高时，通常在加氢裂化催化剂床层之前，设置前置深度加氢精制催化剂床层，进行深度加氢脱氮或和深度加氢芳烃饱和，以净化加氢裂化催化剂接触的原料。煤焦油加氢精制生成油的加氢裂化反应过程，通常在加氢裂化催化剂床层之后，设置后置加氢精制催化剂床层，进行加氢脱硫醇反应和烯烃加氢饱和反应。煤焦油加氢精制生成油的加氢裂化反应过程，可以与煤焦油加氢精制反应过程组成组合工艺，比如中国专利zl200910003886.4一种含煤焦油氢化过程的烃氢化组合方法，该发明涉及一种含煤焦油氢化过程的烃氢化组合方法，来自第一氢化反应流出物的第一物流和来自第二氢化反应流出物的第二物流混合后经换热器冷却降温后进入共用的冷高压分离部分。中间加氢反应流出物或最终加氢反应流出物的气液分离过程，可以是任意一种合适的流程形式，比如可以仅使用冷高压分离过程，可以使用热高压分离过程和冷高压分离过程，可以使用热高压分离过程、温高压分离过程和冷高压分离过程。按照本发明，反应流出物经过高压分离过程(包含高压换热过程)分离为循环氢和高压分离器烃液。所述高压分离器烃液(可能存在热高分油、冷高分油、温高分油)首先进入低压分离器中，通常在压力为0.5～4.0mpa、温度与高压分离器操作温度接近的条件下进行，比如冷低压分离器在35～60℃条件下，分离为主要由h2和c1、c2烃组成的低分气气体和主要由c3及其以上烃组成的低分油烃液。然后，低分油(可能存在热低分油、冷低分油、温低分油)进入分馏部分，分馏部分可以是任意一种合适的流程形式，比如可以是稳定塔、稳定塔底油分馏塔分离方式，此时，低分油先进入稳定塔(脱丁烷塔或脱戊烷塔或脱己烷塔或脱硫化氢塔等)，在压力为0.8～2.3mpa的操作条件下，分离为富含c3、c4烃的稳定塔顶气、主要由c3、c4烃组成的稳定塔顶液态烃和主要由c5及其以上烃组成的稳定塔底油。稳定塔底油进一步在稳定塔底油分馏塔部分分离为窄馏份产品如石脑油、柴油、蜡油等。本发明所述分馏塔，可以是稳定塔或稳定塔底油分馏塔，本发明所述分馏塔，根据需要，可以使用重沸炉或重沸器或进料加热器或进料加热炉，本发明所述分馏塔塔低温度一般为150～380℃、宜为250～360℃。本发明所述分馏塔，根据需要，可以在负压下操作。按照本发明，在所述取热油循环过程，可以使用换热器加热工艺物流、发生蒸汽、发生热水等，也可以使用空冷器降低取热油温度用于排出取热油在反应部分吸收的过剩的热量，利于降低后续高压换热器材料等级，节省投资。按照本发明，其操作条件为：反应流出物温度为300～480℃宜为350～440℃，低温取热油温度为150～380℃宜为190～360℃；反应流出物换热后温度降低10～150℃宜为30～100℃。取热油换热后的温度，可通过调节取热油循环量控制，取热油换热后的温度一般升高30～150℃、宜升高50～150℃。按照本发明，使用取热油，可通过调节取热油循环量和操作温度灵活调节取热量，从而在换热能力上，具有较大的操作弹性。以煤焦油加氢装置为例，煤焦油加氢精制反应过程，由于氢耗高，故反应放热量大，反应流出物或中间反应流出物存在大量的热能，通常使用大量氢气作为急冷降温物料，氢油比很大，远远超过反应过程的氢气分压的需要；又因原料中易反应组分多，反应起始温度很低，原料油预热温度低，最终反应流出物存在大量过剩的热能，采用本发明，可以节省冷氢用量、降低循环氢系统规模、降低循环氢系统投资，同时节省分馏炉燃料耗量、降低分馏炉规模和投资。加工基于煤焦油的不含煤沥青的馏分油的加氢装置，其固定床加氢反应过程u1的加氢反应产物u1p的生成油中，柴油组分重量比例通常为65～85％重量甚至更高，加氢反应产物u1p的生成油中可能不含柴油以上沸点更高的组分，这样，生成油分馏部分的最后分离步骤分馏塔kt通常是少量石脑油组分与大量柴油组分之间的分离，此时，降低分馏塔kt操作压力，可以降低大部分或绝大部分加氢生成油离开分馏塔的温度，从而大幅度降低分馏系统的吸热量。加工基于煤焦油的不含煤沥青的馏分油的加氢装置，其固定床加氢反应过程u1的加氢反应产物u1p的生成油中，柴油组分重量比例通常为65～85％重量甚至更高，加氢反应产物u1p的生成油中可能仅含有15～35％重量甚至更少的蜡油，此时，最后分离步骤分馏塔进行大量柴油和少量蜡油之间的分离，塔底油数量较少而蒸发馏出的柴油组分占比很大，即使仅含有少量柴油也可大幅度降低其沸点，换句话说，最后分离步骤分馏塔kt的塔进料或进料口至底部空间之间传质段存在的需要加热汽化的液体物流，可以通过吸热过程大量吸热蒸发但是蒸发后的平衡液相的沸点温度变化较小，这样可以大量吸收反应热，如果此时降低分馏塔kt操作压力，可以大幅降低取热油温度，从而利于换热过程，利于提高换热器ke温差即降低换热面、提高极限吸热量。以煤焦油加氢装置扩能改造增加20～40％加工量为例，如果简单地放大装置规模，则需要大范围改造装置流程、增加或更换设备，工程量大、投资大；而采用本发明，可以将固定床加氢反应器之间的注冷氢降温过程改造为取热油吸热，也可增加最终反应产物换热器用取热油吸热，高效回收反应热，从而可以减少或取消循环氢气量的增加，使得已有的循环氢气循环系统(包括循环氢气压缩机、循环氢气管路、循环氢气的换热器)基本不变，可以节省冷氢用量、降低循环氢系统规模、降低循环氢系统改造投资；同时取热油回收的反应热用于分馏塔的重沸供热以降低已有加热炉的操作负荷，理想情况下，可不改造已有加热炉、也不增加加热炉，即可满足分馏塔的供热需要，从而节省分馏炉燃料耗量、降低分馏炉规模和投资。本发明，特别适合于固定床加氢反应产物u1p中的烃组分以柴油组分为主的情况，比如柴油加氢过程、汽油和柴油混合油加氢过程、柴油和蜡油混合油加氢过程、汽油和柴油及蜡油混合油加氢过程。以下举例说明降低操作压力对塔底排出柴油物流的分馏塔的供热带来的影响。表1是典型柴油的性质。表2是典型柴油在不同压力下的泡点温度。表3是典型柴油在0.22mpa绝对压力下的定压比热对温度的变化表。表1典型柴油的性质spgr0.8772馏程d86℃ibp171.4355％195.95710％206.5130％235.92950％264.54670％298.39590％357.75395％370.029ebp388.312表2典型柴油在不同压力下的泡点温度序号绝对压力，mpa泡点温度，℃10.2226920.1223730.0721140.05197表3典型柴油在0.22mpa绝对压力下的定压比热对温度的变化表序号温度，℃绝对压力，mpa定压比热cp，kcal/kg-c11800.220.563821900.220.572732000.220.581542100.220.590452200.220.599362300.220.608272400.220.617182500.220.626192600.220.6352102700.220.6442112800.220.6502对于400吨/时的柴油，在操作压力0.12mpa绝对压力条件下离开分馏塔的温度是237℃，而在操作压力0.05mpa绝对压力条件下离开分馏塔的温度是197℃，二者相差40℃，平均定压比热按0.600kcal/kg-c计算，热量差额为9.6mmkcal/h，如果这些热量全部由燃料气供热，热效率按90％计算，需要燃料气燃烧供热10.67mmkcal/h，按热值为7200kcal/nm3的天然气计算，需要1482nm3/h，按2.5～3.5元人民币/nm3计算，燃料气成本为3705～5187元人民币/nm3/h，装置运转时数按8000h/a即8000小时/年计算，燃料气成本为2964～4150万元人民币/年；而这还没有计算增加的加热炉系统投资、烟气热量回收或空气预热系统投资和能耗，也没有计算增加的这些热量的回收系统的投资和能耗，事实上，在较高的操作压力下，分离塔塔顶的石脑油蒸汽离开分离塔的温度也会大幅度增加，因此，分馏系统还需要提供对应部分的热量消耗的燃料和加热炉投资，还需要提供对应部分的热量被分馏系统取出的冷凝冷却系统(可能用于发生低压蒸汽或热水，通常会采用空冷器或水冷器冷却放热)的投资和能耗，这些部分的投资约1500～1800万元人民币甚至更多。从上述分析可以看出，本发明也为柴油固定床加氢装置的待加氢原料实现上游装置与柴油固定床加氢装置之间的热联合创造了条件，柴油固定床加氢装置的待加氢原料宜采用热进料方式，使得温位更高的柴油固定床加氢装置的中间反应产物或最终反应产物携带的反应热，用于加热柴油固定床加氢装置加氢生成油的分馏过程的取热物料，从而降低全厂燃料气耗量。对于仅含有石脑油组分与柴油组分的混合原料的分馏塔，只要系统密闭性良好，建立抽真空系统的投资是很少的，因为只要分馏塔进料中的低沸点组分很少，抽真空系统的抽空气的体积量是很少的，抽真空系统的投资和能耗是极低的。为了降低抽真空系统的抽空负荷，应防止负压操作的分馏塔的进料中含有较多的低沸点气体组分，通常要求分馏塔上游的分离步骤彻底脱出常规气体烃，并最好脱除常规沸点低于100℃的轻石脑油组分。以下详细描述本发明的加氢反应过程的气相硫化氢浓度的一般控制原则。根据需要，可以将任一种补充硫加入任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢体积浓度比如500ppm(v)或1000ppm(v)或规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。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。所述冷高压分离部分包含注水后最终反应流出物的冷却、分离步骤。在此，所述的注水后最终反应流出物通常先降低温度(通常使用空气冷却器或和水冷却器)至约30～70℃、最好30～60℃，在此降温过程中，注水后反应流出物中水蒸汽逐渐冷凝为液相，吸收反应产物中的氨并进一步吸收反应产物中的硫化氢，形成高分水液体。最终所述注水后最终反应流出物冷却并在冷高压分离器中分离为：一个主要由氢气组成的冷高分气气体，一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油液体和一个主要由水组成的并溶解有硫化氢、氨的冷高分水液体。所述冷高分水液体，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％或更多以防止水全汽化；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，新氢氢气的体积浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入最上游加氢反应过程。以下详细描述本发明的特征部分。本发明固定床烃加氢反应产物加热生成油分馏过程待蒸发料的方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在烃类固定床加氢反应过程u1，烃物料u1f发生至少一部分固定床加氢反应u1r转化为固定床加氢反应产物u1p；固定床加氢反应过程u1，可能使用2个或多个固定床加氢反应器，任意2个固定床加氢反应器之间，可能使用中间气液分离步骤ms90；在可能使用的中间气液分离步骤ms90中，上游固定床加氢反应器气液产物进入中间气液分离步骤ms90分离为气体ms90-v和液体ms90-l，至少一部分液体ms90-l进入下游固定床加氢反应器进行加氢反应；(2)在分离部分hs100，分离加氢反应产物u1p得到加氢生成油u1po；(3)在加氢生成油分馏部分frac，使用至少一台分馏塔xt，加工基于加氢生成油u1po烃物流，分馏出至少2个窄馏分物料；(4)在换热过程hx1，吸热物料hx1-cs1的初始物料hx1-cs00是步骤(3)所述分馏部分frac存在的分馏塔kt的塔进料或进料口至底部空间之间传质段存在的需要加热汽化的液体物流；基于加氢反应产物u1p的物料u1p-x作为放热物料hx1-hs1释放热量传递给吸热物料hx1-cs1；放热物料hx1-hs1释放热量后离开换热过程hx1成为低焓物料hx1-hs7；吸热物料hx1-cs1吸收热量后离开换热过程hx1成为高焓物料hx1-cs7；换热过程hx1使用换热器ke；高焓物料hx1-cs7在闪蒸区s1分离为气体s1v和液体s1l，s1v进入分馏塔kt中，部分液相s1l返回换热过程hx1作为循环吸热油s1lr循环吸热，部分液相s1l进入分馏塔kt中。本发明，(4)在换热过程hx1，高焓物料hx1-cs7在闪蒸区s1分离为s1v和液相s1l，s1v进入分馏塔kt中，部分液相s1l返回换热过程hx1作为循环吸热油s1lr循环吸热，部分液相s1l进入分馏塔kt中；定义循环吸热油s1lr的重量流量s1lr-w与初始物料hx1-cs00的重量流量hx1-cs00-w的比值为循环比k100，k100＝(s1lr-w)/(hx1-cs00-w)，循环比k100可以选自下列中的1种：①0.01～0.50；②0.50～2.50；③2.50～5.00；④5.00～15.0。本发明，固定床加氢反应产物u1p选自下列中的1种或几种：①固定床加氢反应过程u1的固定床加氢反应器排出的中间反应流出物；②基于固定床加氢反应过程u1的固定床加氢反应器排出的分离过程得到的气相或液相或气液混相物料；③固定床加氢反应过程u1的固定床加氢反应器排出的最终反应流出物；④基于固定床加氢反应过程u1的固定床加氢反应器排出的最终反应流出物的分离过程得到的气相或液相或气液混相物料。本发明，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1，可以选自下列中的1种或几种：①含液相的分馏塔进料；②基于含液相的分馏塔进料的分离过程得到的至少脱出部分气相的含液相物料；③分馏塔进料口至分馏塔底部塔板之间的需要加热汽化的液相物流；④基于分馏塔进料口至分馏塔底部塔板之间的需要加热汽化的液相物流的分离过程得到的至少脱出部分气相的含液相物料。本发明，通常，烃加氢反应过程u1为强放热反应过程，烃加氢反应过程u1的至少一个含烃油物料rof1串联流过的加氢反应过程的第一催化剂床层的入口温度值，低于含烃油物料rof1串联流过的加氢反应过程的最后一个催化剂床层的出口温度值至少70℃。本发明，一般，烃加氢反应过程u1为强放热反应过程，烃加氢反应过程u1的至少一个含烃油物料rof1串联流过的加氢反应过程的第一催化剂床层的入口温度值，低于含烃油物料rof1串联流过的加氢反应过程的最后一个催化剂床层的出口温度值至少100℃。本发明，通常，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1，与固定床加氢反应产物u1p的换热温差至少高于30℃。本发明，一般，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1，与固定床加氢反应产物u1p的换热温差至少高于50℃。本发明，通常，烃加氢反应过程u1排出的固定床加氢反应产物u1p的温度为300～480℃，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1的温度为150～380℃；在换热过程ku100，固定床加氢反应产物u1p温度降低10～150℃；吸热物料hx1-cs1的温度升高30～150℃。本发明，一般，烃加氢反应过程u1排出的固定床加氢反应产物u1p的温度为350～440℃，与固定床加氢反应产物u1p换热的吸热物料hx1-cs1的温度为190～360℃；在换热过程ku100，固定床加氢反应产物u1p温度降低30～100℃；吸热物料hx1-cs1的温度升高50～150℃。本发明，(2)在分离部分hs100，可以设置第一热高压分离过程hs110；在第一热高压分离过程hs110，分离反应产物u1p得到一个在体积上主要由氢气、杂质气体、常规气体烃组成的第一热高分气气体hs110-v和一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的第一热高分油液体hs110-l；部分第一热高分油液体hs110-l返回固定床加氢反应过程u1作为循环第一热高分油液体hs110-lr使用。本发明，(4)在换热过程hx1，基于循环第一热高分油液体hs110-lr的物料hs110-lr-x可以作为放热物料hx1-hs1使用。本发明，热高分油返回烃加氢反应过程u1的循环加压过程，可以使用无轴封的离心泵，可以选自下列中的1种或几种：①干式屏蔽离心泵；②湿式屏蔽离心泵；③湿式电机离心泵。本发明，(2)在分离部分hs100，可以设置第一热高压分离过程hs110；定义循环第一热高分油液体hs110-lr的重量流量hs110-lr-w与第一热高分油液体hs110-l的重量流量hs110-l-w的比值为循环比k300，k300＝(hs110-lr-w)/(hs110-l-w)，循环比k300可以选自下列中的1种：①0.01～0.50；②0.50～0.80；③0.80～0.90；④0.90～0.95。本发明，(2)在分离部分hs100，操作温度可以选自下列中的一种：①180～250℃；②250～320℃；③320～400℃。本发明，加氢反应过程u1加工的烃物料u1f，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油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；②高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品物流；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；③煤加氢直接液化过程产物的分馏油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；④页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑤乙烯裂解焦油或其热加工过程所得油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑥石油基重油或其热加工过程所得高芳烃油品；热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑦石油砂基重油或其热加工过程所得高芳烃油品热加工过程选自焦化过程或催化裂化过程或催化裂解过程或加氢过程；⑧其它芳烃重量含量高于40％、有机氮重量含量高于0.10％的烃油；⑨至少使用1台沸腾床加氢反应区的烃类加氢反应过程的反应产物或其分离过程得到的含烃油的物料；⑩至少使用1个悬浮床加氢反应区的烃类加氢反应过程反应产物或其分离过程得到的含烃油的物料；至少使用1台沸腾床和悬浮床组合反应区的烃类加氢反应过程反应产物或其分离过程得到的含烃油的物料；至少使用1台上流式微膨胀床反应区的烃类加氢反应过程反应产物或其分离过程得到的含烃油的物料；烃物料u1f在加氢反应过程u1的重量化学氢气耗量大于烃物料u1f重量的3％重量。本发明，(4)在换热过程hx1，在吸热物料hx1-cs1的循环系统，可以设置背压式缓冲罐tank；换热过程hx1正常工作时，基于吸热物料hx1-cs1的循环液连续进入缓冲罐tank，缓冲罐tank连续排出基于吸热物料hx1-cs1的循环液；与固定床加氢反应过程u1加氢反应产物u1p换热吸热的至少一路固定床加氢反应过程u1进料fx的增压系统失去动力导致固定床加氢反应过程u1进料fx停止供料时，加氢反应产物u1p换热降温的正常能力将引起至少一部分损失，此时，通过增加吸热物料hx1-cs1的循环流量或和降低吸热物料hx1-cs1的温度，增加换热过程hx1的传热量，以降低加氢反应产物u1p的总体放热量的变化量。本发明，(4)在换热过程hx1，在吸热物料hx1-cs1的循环系统，可以设置背压式缓冲罐tank；换热过程hx1正常工作时，基于吸热物料hx1-cs1的循环液连续进入缓冲罐tank，缓冲罐tank连续排出基于吸热物料hx1-cs1的循环液；与固定床加氢反应过程u1加氢反应产物u1p换热吸热的全部固定床加氢反应过程u1进料fy的增压系统失去动力导致固定床加氢反应过程u1进料fy停止供料时，加氢反应产物u1p换热降温的正常能力将引起至少一部分损失，此时，背压式缓冲罐tank内的基于吸热物料hx1-cs1的循环液，在背压式缓冲罐tank内的背压气体的膨胀作用下继续流动，维持换热过程hx1的吸热物料hx1-cs1的继续循环流动吸热，对加氢反应产物u1p产生至少一部分的降温作用。本发明，(4)在换热过程hx1，在吸热物料hx1-cs1的循环系统，可以设置放热过程700u；在放热过程700u，基于吸热物料hx1-cs1的物料作为热源加热第三方吸热物料700cs；第三方吸热物料700cs，可能是分馏部分frac存在的物料。本发明，(4)在换热过程hx1，吸热物料hx1-cs1的初始物料hx1-cs00是步骤(3)所述分馏部分frac存在的分馏塔kt的塔进料或进料口至底部空间之间传质段存在的需要加热汽化的液体物流；分馏塔kt的操作压力可以低于大气压力，为负压操作，可以选自下列中的1种或几种：①绝对压力低于0.08mpa；②绝对压力低于0.04mpa；③绝对压力低于0.02mpa。本发明，(4)在换热过程hx1，吸热物料hx1-cs1的初始物料hx1-cs00的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：①初始物料hx1-cs00先经过换热过程hx1，然后进入闪蒸区s1；②初始物料hx1-cs00先经过换热过程hx1并与循环吸热油s1lr混合接触，然后进入闪蒸区s1；③初始物料hx1-cs00不经过换热过程hx1进入闪蒸区s1。本发明，(3)在加氢生成油分馏部分frac，基于加氢生成油u1po烃物流，可以先经过稳定塔分离为稳定塔塔顶气、主要由丙烷至常规沸点为100℃的烃组分组成的稳定塔塔顶液和主要由常规沸点高于100℃的烃组分组成的稳定塔塔底油；在稳定塔塔底油的分馏塔t9系统，稳定塔塔底油分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组分组成的分馏塔t9塔底油、主要由常规沸点介于100～330℃的烃组分组成的分馏塔t9馏出油；分馏塔t9馏出油可能是2路或多路沸点不同的窄馏分烃物流；分馏塔t9可以在负压下操作。本发明，(3)在加氢生成油分馏部分frac，基于加氢生成油u1po烃物流，可以先经过稳定塔分离为稳定塔塔顶气、主要由丙烷和丁烷组成的稳定塔塔顶液和主要由戊烷及更高沸点的烃组分组成的稳定塔塔底油；在稳定塔塔底油的分馏塔t7系统，稳定塔塔底油分离为主要由戊烷至常规沸点为100℃的烃组分组成的分馏塔t7塔顶液和主要由常规沸点高于100℃的烃组分组成的分馏塔t7塔底油；在分馏塔t7塔底油的分馏塔t8系统，分馏塔t7塔底油分离为主要由常规沸点高于330℃的烃组分组成的分馏塔t7塔底油、主要由常规沸点介于100～330℃的烃组分组成的分馏塔t7馏出油；分馏塔t7馏出油可能是2路或多路沸点不同的窄馏分烃物流；分馏塔t8可以在负压下操作。本发明，烃类固定床加氢反应过程u1，可以选自下列中的一种或几种：①劣质烃物料u1，主要由常规沸点低于350℃烃组分组成；在加氢生成油分馏部分frac，分离出的平均沸点最高的窄馏分物料是柴油馏分；②烃物料u1f，主要由常规沸点低于350℃烃组分组成且含有常规沸点介于40～180℃的烃组分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出的平均沸点最高的窄馏分物料是主要由常规沸点介于180～350℃烃组分组成的柴油馏分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出主要由常规沸点介于40～180℃烃组分组成的石脑油馏分；③烃物料u1f，主要由常规沸点低于370℃烃组分组成且含有常规沸点高于370℃的烃组分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出的平均沸点最高的窄馏分物料是主要由常规沸点介于330～530℃烃组分组成的蜡油馏分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出主要由常规沸点介于180～350℃烃组分组成的柴油馏分；在加氢生成油分馏部分frac，分离出主要由常规沸点介于40～180℃烃组分组成的石脑油馏分。本发明，(4)在换热过程hx1，高焓物料hx1-cs7的汽化率，可以选自下列中的1种：①高焓物料hx1-cs7的体积流率中，气相体积流率的比例低于2％；②高焓物料hx1-cs7的体积流率中，气相体积流率的比例低于15％；③高焓物料hx1-cs7的体积流率中，气相体积流率的比例低于50％；高焓物料hx1-cs7降低操作压力后进入闪蒸区s1分离为气体s1v和液体s1l。本发明，(1)在烃类固定床加氢反应过程u1，来自上游加工过程的烃物料u1f宜以热态物流方式进入烃类固定床加氢反应过程u1，其操作温度可以选自下列中的1种：①100～180℃；②180～260℃；③260～360℃。实施例实施例一二段法蒽油加氢装置的加氢精制反应段设置1台加氢保护反应器r11和3台加氢精制反应器r12、r13、r14，加氢保护反应器r11的第一个保护催化剂床层的入口反应温度仅275℃，加氢精制反应器r14的最后一个加氢精制催化剂床层的出口温度为385℃，二者相差110℃，因此，加氢精制反应器r14产物r14p中携带了大量反应热；最后一个加氢精制催化剂床层的操作压力为17.0mpa。加氢精制反应器r14产物r14p换热降温至240℃后，进入加氢精制热高压分离器中分离为加氢精制热高分气和加氢精制热高分油。加氢精制热高分气换热冷却至180℃后，注入洗涤水后通过空气冷却器降温至50℃后，进入加氢精制冷高压分离器中分离为加氢精制热冷高分气和加氢精制冷高分油。加氢精制热高分油进入加氢裂化反应过程(先经过前置深度加氢精制催化剂床层、在经过加氢裂化催化剂床层、最后经过后置加氢精制催化剂床层)转化为加氢裂化反应产物，最后一台加氢裂化反应器的最后一个加氢催化剂床层的出口温度为405℃；最后一个加氢裂化催化剂床层的操作压力为17.0mpa。加氢裂化反应产物换热降温至220℃后，进入加氢裂化热高压分离器中分离为加氢裂化热高分气和加氢裂化热高分油。加氢裂化热高分气换热冷却至180℃后，注入洗涤水后通过空气冷却器降温至50℃后，进入加氢裂化冷高压分离器中分离为加氢裂化热冷高分气和加氢裂化冷高分油。加氢裂化热高分油，降压1.0mpa后，进入加氢裂化热低压分离器中分离为加氢裂化热低分气和加氢裂化热低分油。加氢精制冷高分油降压后、加氢裂化冷高分油降压后，进入联合冷低压分离器中，分离为联合冷低分气和联合冷低分油。加氢裂化热低分油、联合冷低分油，先进入稳定塔(脱丁烷塔即脱碳4塔)，在压力为0.8mpa的操作条件下，分离为富含c3、c4烃的稳定塔顶气、主要由c3、c4烃组成的稳定塔顶液态烃和主要由c5及其以上烃组成的稳定塔底油。稳定塔底油进一步在脱石脑油塔中分离出c5至常规沸点为175℃的烃组分，塔底排出温度为195℃的主要由常规沸点高于175℃的烃组分组成的脱石脑油塔塔底油，该塔在负压下操作。脱石脑油塔塔底油，进入塔顶绝对压力为0.048mpaa的脱柴油分馏塔中，分离出常规沸点介于175～335℃烃组分组成的柴油馏分，塔底排出温度为364℃的主要由常规沸点高于335℃的烃组分组成的脱柴油分馏塔塔底油(蜡油)。从表6可以看出，脱石脑油塔塔底油中柴油组分的重量比例约为84％重量，因此，脱柴油分馏塔脱出的柴油占脱柴油分馏塔进料的84％重量。为了降低脱柴油分馏塔塔底重沸炉的热负荷、降低燃料气耗量，充分回收加氢精制反应器r14产物r14p中的反应热，采用本发明，设置换热过程hx1，吸热物料hx1-cs1的初始物料hx1-cs00是脱石脑油塔塔底油即脱柴油分馏塔进料；加氢精制反应器r14产物r14p作为放热物料hx1-hs1释放热量传递给吸热物料hx1-cs1，自身温度由312℃降低至240℃；放热物料hx1-hs1释放热量后离开换热过程hx1成为低焓物料hx1-hs7；吸热物料hx1-cs1吸收热量后离开换热过程hx1成为高焓物料hx1-cs7，自身温度由199℃升高至287℃，操作压力为0.6～1.0mpaa；高焓物料hx1-cs7在闪蒸区s1(闪蒸罐)分离为气体s1v和液体s1l，s1v进入脱柴油分馏塔kt中，重量流量为80t/h的部分液相s1l返回换热过程hx1作为循环吸热油s1lr(闪蒸罐罐底循环油)循环吸热，重量流量为3.249t/h的液相s1l(闪蒸罐罐底油)进入脱柴油分馏塔kt中。闪蒸罐罐底循环油温度为273℃，部分罐底循环油用做热流在稳定塔进料换热器中供热，部分罐底循环油用做热流在稳定塔底重沸器中供热，部分罐底循环油用做热流在脱石脑油塔塔底重沸器中供热，上述换热过程排出的降温后罐底循环油混合后温度为220℃；温度为220℃的罐底循环油在取热油蒸汽发生器中供热降低温度至200℃；温度为200℃的罐底循环油、温度为195℃的脱石脑油塔塔底油混合为温度为199℃的取热油(吸热物料hx1-cs1)进入换热过程hx1。表4为闪蒸区s1净物料平衡。表5为脱柴油分馏塔物料平衡。表6为相关物料的性质。表7为换热过程hx1的相关系统的热负荷和冷流、热流温度。表8为脱柴油分馏塔操作参数。很明显，闪蒸罐平衡温度仅为273℃，与脱柴油分馏塔的塔底温度364℃相比，低了91℃，与中国专利申请200610153519.9、中国专利zl201010127976.7的方法相比，冷物流的温位降低的幅度，是巨大的。表4闪蒸区s1净物料平衡序号项目流量，kg/h收率，％1进料1.1脱石脑油塔塔底油18162100.00％合计18162100.00％2产品2.1闪蒸气1491382.11％2.2闪蒸油324917.89％合计18162100.00％表5脱柴油分馏塔物料平衡序号项目流量，kg/h收率，％1进料18162100.00％1.1闪蒸气1491382.11％1.2闪蒸油324917.89％合计18162100.00％2产品2.1脱柴油分馏塔塔顶柴油1526084.02％2.2脱柴油分馏塔塔底尾油290215.98％合计18162100.00％表6相关物料的性质表7换热过程hx1的相关系统的热负荷和冷流、热流温度表8脱柴油分馏塔操作参数序号塔顶温度，℃2451塔顶压力，mpag-0.0522塔顶冷负荷，mkcal/h2.89773塔顶回流量，kg/h20004塔顶产品量，kg/h152605塔底温度，℃3646塔底压力，mpag-0.0327塔底热负荷，mkcal/h0.20298塔底重沸量，kg/h113009塔底产品量，kg/h2902当前第1页12