CN109609186A - 上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法 - Google Patents

上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法 Download PDF

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Abstract

上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法，适用于反应产物含蜡油组分、渣油组分的碳氢料R10F的上流加氢热裂化反应过程R10的待分离油1F与含轻质烃、蜡油组分、渣油组分的宽馏分烃油第二烃料2F的脱轻质烃蒸馏过程的集成分馏，待分离油1F的脱减压渣油过程1F‑FLASH的含蜡油组分油气1F‑FLASH‑V，进入2F的脱轻质烃蒸馏过程UFRAC，用2F间接或直接回收1F‑FLASH‑V携带的热能，降低UFRAC的能耗；UFRAC的脱轻质烃后重油进入反应过程R10反应时，构成了一种宽馏分烃油的短流程加氢方法；所述轻质烃指的是常规沸点低于350℃烃组分。

Description

上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法
技术领域
本发明涉及上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法，适用于反应产物含蜡油组分、渣油组分的碳氢料R10F的上流加氢热裂化反应过程R10的待分离油1F与含轻质烃、蜡油组分、渣油组分的宽馏分烃油第二烃料2F的脱轻质烃蒸馏过程的集成分馏，待分离油1F的脱减压渣油过程1F-FLASH的含蜡油组分油气1F-FLASH-V，进入2F的脱轻质烃蒸馏过程UFRAC，用2F间接或直接回收1F-FLASH-V携带的热能，降低UFRAC的能耗；UFRAC的脱轻质烃后重油进入反应过程R10反应时，构成了一种宽馏分烃油的短流程加氢方法；所述轻质烃指的是常规沸点低于350℃烃组分。
背景技术
本发明所述石脑油组分，指的是常规沸点介于40～180℃的烃组分。
本发明所述柴油组分，指的是常规沸点介于165～370℃的烃组分。
本发明所述轻质烃，指的是常规沸点低于370℃烃组分。
本发明所述蜡油组分，指的是常规沸点介于350～550℃的烃组分。
本发明所述轻蜡油组分，指的是常规沸点介于350～450℃的烃组分。
本发明所述重蜡油组分，指的是常规沸点介于450～550℃的烃组分。
本发明所述蜡油，指的是由常规沸点介于350～550℃的烃组分组成的馏分油。
本发明所述渣油组分，指的是常规沸点大于530℃的烃组分。
本发明所述重油组分，指的是常规沸点大于350℃的烃组分。
本发明所述重油，可以含有蜡油组分或和渣油组分。
本发明所述碳氢料，包括碳氢液料如重油或和碳氢粉料如粉煤。
本发明所述碳氢料加氢热裂化待分离油1F，指的是碳氢料加氢热裂化反应过程R10的生成油；碳氢料加氢热裂化反应过程R10，通常为碳氢料上流式加氢热裂化反应过程，使用上流式加氢热裂化反应器如微膨胀床、悬浮床、沸腾床、悬浮床和沸腾床的组合床等。
本发明所述碳氢料上流式加氢热裂化过程R10，通常使用上流式加氢反应器，发生至少一部分碳氢料R10F的热裂化反应、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，可以是劣质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。
本发明所述第二烃料2F为含轻质烃、蜡油组分、渣油组分的物料，含有可蒸馏轻质烃组分(沸点低于蜡油组分的烃组分)和蜡油组分、渣油组分，因此，第二烃料2F可以是中温煤焦油、超重稠油、石油基燃料油、页岩油砂油等，本发明关注的问题是，如何构建上述宽馏分烃油的短流程加氢方法，这主要涉及三个工序的相互关系：
①第二烃料2F的脱轻质烃重油(含蜡油组分、渣油组分)的加氢热裂化反应过程R10；
②第二烃料2F的脱轻质烃蒸馏过程，与R10的待分离油1F的含蜡油组分油气的分离过程，形成何种形式的组合分离分馏过程UFRAC；
③第二烃料2F脱出的轻质烃，与R10反应烃产物的轻质烃馏分油的联合加氢提质反应过程HP66。
本发明的基本构想是：上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法，适用于反应产物含蜡油组分、渣油组分的碳氢料R10F的上流加氢热裂化反应过程R10的待分离油1F与含轻质烃、蜡油组分、渣油组分的宽馏分烃油第二烃料2F的脱轻质烃蒸馏过程的集成分馏，待分离油1F的脱减压渣油过程1F-FLASH的含蜡油组分油气1F-FLASH-V，进入2F的脱轻质烃蒸馏过程UFRAC，用2F间接或直接回收1F-FLASH-V携带的热能，降低UFRAC的能耗；UFRAC的脱轻质烃后重油进入反应过程R10反应时，构成了一种宽馏分烃油的短流程加氢方法；所述轻质烃指的是常规沸点低于350℃烃组分。
通常，在热高压分离部分THPS，分离加氢反应过程R10的反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L。
通常，在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L。
本发明所述的待分离油1F，可以是热低分油、热低分油脱轻组分油、预热后的热低分油、热低分油脱轻组分油的预热后油，可以是旋流分离器排出的顶流。
待分离油1F的分离过程1F-FLASH，可以是闪蒸罐、闪蒸塔，可以设置气体脱固体洗涤段。
本发明的反应过程R10，可以联合加工碳氢料R10F以外的含烃物料，比如富含双环芳烃或多环芳烃的含烃物料、富含供氢溶剂的含烃物料，富含供氢溶剂的含烃物料可以是富含双环芳烃或多环芳烃的烃物料R70F的加氢改性反应过程R70的反应产物。
本发明的分离过程UFRAC分出的轻质烃馏分、加氢反应产物R10P的分离过程分出的轻质烃馏分，可联合进行加氢改质。
本发明可以与其它工艺组合使用。
本发明所述方法未见报道。
本发明的第一目的是提出上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法，上流加氢热裂化过程加工的碳氢料R10F可以是油或和煤，第二烃料2F可以是中温煤焦油、超重稠油、石油基燃料油、页岩油砂油等含轻质烃、蜡油组分、渣油组分的宽馏分烃油，或者第二烃料2F可以是含有轻质烃馏分、蜡油渣油组分和渣油组分的混合烃油。
本发明的第二目的是提出含轻质烃、蜡油组分、渣油组分的宽馏分烃油即第二烃料2F的分馏过程，与分离第二烃料2F得到的重油(含蜡油组分、渣油组分)的加氢热裂化反应过程生成油的联合分馏过程，实质上提出了一种宽馏分烃油即第二烃料2F的组合加工流程。
本发明的第三目的是提出一种宽馏分烃油即第二烃料2F的组合加工流程，不需要设置固定床蜡油加氢裂化过程，所有需要的蜡油裂化任务在上流加氢热裂化过程完成，从而简化流程。
发明内容
本发明上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
上流加氢热裂化过程，包含碳氢料加氢热裂化反应过程R10和反应过程R10反应待分离油1F的分离过程1F-FRAC-B；
(1)在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃组分、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的碳氢料R10F进行加氢反应R10-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物R10P；
碳氢料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；
加氢反应产物R10P中至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分，所述常规沸点高于530℃的渣油组分是碳氢料R10F的加氢转化物或碳氢料R10F的组分；
加氢反应R10-R，包含至少一部分液态原料R10FL的热裂化反应，包含至少一部分热裂化反应生成的自由基的加氢稳定反应，可能包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，可能包含至少一部分可能存在的固体颗粒原料R10FS的加氢液化反应；
加氢反应R10-R，可能存在催化剂R10-CAT，催化剂R10-CAT可能含有硫化钼颗粒；
在碳氢料加氢反应过程R10，可能存在含常规沸点为230～400℃的烃组分的供氢烃或供氢烃前身物；
在碳氢料加氢反应过程R10，可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃SH的外来供氢烃物流OUT-TO-R10-DS；
在碳氢料加氢反应过程R10，可能产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分R10PR0-DSC；
碳氢料加氢反应过程R10使用加氢反应器R10-XE，加氢反应产物R10P为含有氢气、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的混相物料，离开反应器R10-XE时以1路或2路或多路物料R10P-X的形式出现，物料R10P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；
在碳氢料加氢反应过程R10，设置至少一个反应段；使用至少一台上流式加氢热裂化反应器；
所述一个反应段，指的是包含液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；
(2)在分离过程1F-FRAC-B，分离加氢反应产物R10P得到高温态的含蜡油组分、含渣油组分的待分离油1F；
在分离过程1F-FLASH，待分离油1F分离为主要由常规沸点大于530℃的烃组分组成的渣油1F-FLASH-VR和含蜡油组分油气1F-FLASH-V；
可能有至少一部分渣油1F-FLASH-VR，进入反应过程R10的起始位置或中间位置进行反应加氢热裂化反应；
(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和馏出油UFRAC-MO；
第二烃料2F为含轻质烃、蜡油组分、渣油组分的物料；
联合分离过程UFRAC，操作方式选自下列方式中的一种或几种的组合：
①在联合分离过程UFRAC，基于第二烃料2F的物料作为冷物流间接换热回收基于油气1F-FLASH-V的物料中的热能，然后升温后的基于第二烃料2F的物流或其衍生物料，与降温后的基于油气1F-FLASH-V的物料或其衍生物料，混合接触进行分离；
②在联合分离过程UFRAC，基于油气1F-FLASH-V的物料、基于第二烃料2F的含液相物料混合后联合分离；
③在联合分离过程UFRAC，设置逆流接触步骤，基于油气1F-FLASH-V的气相物料自下向上流动，基于第二烃料2F的液相物料自上向下流动，进行至少一次接触分离；
④在联合分离过程UFRAC，分离基于油气1F-FLASH-V的物料、基于第二烃料2F的含液相物料，得到既包含来自基于油气1F-FLASH-V的物料中烃组分又包含来自基于第二烃料2F的含液相物料中烃组分的馏出油UFRAC-MO，所述馏出油可能进入馏出油UFRAC-MO加氢改质反应过程HP66中；
馏出油UFRAC-MO，为石脑油馏分或和柴油馏分或和蜡油馏分；
⑤在联合分离过程UFRAC，分离基于第二烃料2F的物料、基于油气1F-FLASH-V的物料，得到既包含来自基于油气1F-FLASH-V的物料中烃组分又包含来自基于第二烃料2F的含液相物料中烃组分的含蜡油组分、渣油馏分的重油2F-VR，基于重油2F-V的物料2F-V-TOR10可能进入反应过程R10的起始位置或中间位置进行反应加氢热裂化反应；
⑥在联合分离过程MFRAC，基于油气1F-FLASH-V的气相物料的至少一部分冷凝分离过程，与基于第二烃料2F的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述联合分离过程MFRAC可能使用脱尘洗涤段以脱除油气中的固体使其进入冷凝液中；
⑦在联合分离过程UFRAC，设置分离步骤P90；
在分离步骤P90，来自分离过程1F-FRAC-B的闪蒸烃汽的深度升温气或或和来自2F的闪蒸烃汽的深度升温气，作为载热气P90-VF与基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF混合得到混合物料SK30，混合物料SK30分离为气体SK30-V和浓缩渣油SK-30L，浓缩渣油SK-30L中的固体重量含量高于渣油1F-FLASH-VR中的固体重量含量，浓缩渣油SK-30L中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；气体SK30-V中的烃类重量流量高于载热气P90-VF中的烃类重量流量；
可能有至少一部分气体SK30-V进入分离过程1F-FRAC-B或联合分离过程UFRAC的油气回收步骤。
本发明，通常，(1)在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，碳氢料R10F包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；所述液态原料R10FL，主要由常规沸点高于350℃的烃类组成，至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分。
本发明，一般，(1)在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，碳氢料R10F包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；所述液态原料R10FL，主要由常规沸点高于450℃的烃类组成，至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油R10FL加氢热裂化反应过程，所述重油R10FL的组成可以选自下列烃组成中的一种或几种：
①常规沸点低于350℃的烃组分含量为0～60重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为40～100重量％；
②常规沸点低于350℃的烃组分含量为0～40重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为60～100重量％；
③常规沸点低于350℃的烃组分含量为0～15重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为85～100重量％。
本发明，通常，(1)重油加氢热裂化反应过程R10，重油R10FL，其中的加氢热裂化反应目标烃组分主要由常规沸点高于350℃的蜡油组分、渣油组分组成；
(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和基本不含蜡油组分的馏出油UFRAC-MO。
本发明，通常，(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和基本不含重蜡油组分的馏出油UFRAC-MO；
馏出油UFRAC-MO，主要由常规沸点低于450℃的烃组分组成。
本发明，一般，(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和基本不含蜡油组分的馏出油UFRAC-MO；
馏出油UFRAC-MO，主要由常规沸点低于370℃的烃组分组成。
本发明，碳氢料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；所述液态原料R10FL，至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分；
液态原料R10FL，选可以自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
④煤加氢直接液化反应过程所得煤液化油或其馏分油，煤加氢直接液化反应过程选自煤加氢直接液化过程或煤油共炼加氢反应过程；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨其它胶质、沥青质总重量含量高于30重量％、残炭量高于15重量％的至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分的烃油；
所述重油指的是主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃油。
本发明，碳氢料加氢反应过程R10，可以加工固体颗粒原料R10FS；
碳氢料R10F，包含液态原料R10FL和固体颗粒原料R10FS；
加氢反应产物R10P中至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分，所述常规沸点高于530℃的渣油组分是碳氢料R10F的加氢转化物或碳氢料R10F的组分；
固体颗粒原料R10FS，可以选自下列物料中的一种或几种：
①煤粉；
②塑料粉；
③橡胶粉；
④煤加氢直接液化反应过程RU掺炼的其它碳氢粉料。
本发明，在加氢直接液化反应过程RU，可以加工碳氢粉料R10F，存在的固体可以选自下列中的1种或几种：
①煤粉；
②催化剂固体颗粒；
③硫磺粉；
④烃油结焦物载体半焦颗粒；
⑤塑料粉；
⑥橡胶粉；
⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU需要输入的其它固体粉料。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以包含煤加氢直接液化反应过程，可以选自下列类型中的一种或几种：
①使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程；
②不使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程；
③使用供氢溶剂的煤与油联合加氢热裂化反应过程；
④不使用供氢溶剂的煤与油联合加氢热裂化反应过程；
⑤煤临氢热溶液化过程。
本发明，在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器XR10E的工作方式可以选自下列中的1种或几种：
①悬浮床反应器即浆态床反应器；
②沸腾床反应器；
③悬浮床和沸腾床组合式反应器；
④微膨胀床。
本发明，在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器X10E的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：
选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；
选项2，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项6，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项7，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项8，反应器XR10E，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；
选项9，反应器XR10E，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；
选项10，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项12，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；
选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；
选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以是重油加氢热裂化反应过程，所述重油指的是主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃油；重油加氢热裂化反应过程R10使的用固体颗粒物原料R10FS，可以选自下列中的1种或几种：
①催化剂颗粒；
②反应生焦的携带剂颗粒；
③铁锈颗粒；
④无机物颗粒；
⑤原料油携带的灰分固体颗粒；
⑥来自烃类热缩合过程的产物固体颗粒；
⑦来自页岩的固体颗粒；
⑧来自油砂的固体颗粒；
⑨其它存在于加氢反应产物中的颗粒。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以是重油加氢热裂化反应过程，所述重油指的是主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃油；重油加氢热裂化反应过程R10使的用固体颗粒物原料R10FS，可以选自下列中的1种或几种：
①固体颗粒物原料R10FS包括加氢催化剂R10C；加氢催化剂R10C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；
②固体颗粒物原料R10FS包括加氢催化剂R10C；加氢催化剂R10C是含金属钼的催化剂，所述加氢催化剂R10C的添加物为钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物，加氢热裂化反应过程R10中催化剂粒子直径为10纳米～100微米的颗粒；
③固体颗粒物原料R10FS包括加氢催化剂R10C；加氢催化剂R10C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∶1000至10∶1；所述高活性组分为钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；加氢热裂化反应过程R10中催化剂粒子直径为1～100μm的颗粒；
④固体颗粒物原料R10FS包括反应生焦携带剂；反应生焦的携带剂颗粒，为主要由碳组分组成的固体颗粒；
⑤固体颗粒物原料R10FS包括反应生焦携带剂；反应生焦的携带剂颗粒，为主要由碳组分组成的固体颗粒，其粒子直径为10纳米～100微米的颗粒。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以是重油加氢热裂化反应过程，所述重油R10FL的组成主要由常规沸点高于350℃烃类组成的物料，可能含有固体；
碳氢料加氢热裂化反应过程R10同时加工含烃物料R109F，含烃物料R109F可以选自下列烃组成中的一种或几种：
①主要由常规沸点高于350℃烃类组成的物料，可能含有固体；
②主要由常规沸点高于480℃烃类组成的物料，可能含有固体；
③主要由常规沸点高于510℃烃类组成的物料，可能含有固体；
④主要由常规沸点高于540℃烃类组成的物料，可能含有固体；
⑤主要由常规沸点高于565℃烃类组成的物料，可能含有固体。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，所述重油R10FL的热裂化率，可以选自下列中的一种或几种：
①为15～97重量％；
②为55～93重量％；
③为70～90重量％；
④为75～80重量％。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，使用供氢烃物流DS，操作方式可以选自下列中的一种或几种：
①供氢烃物流DS的芳碳率为0.3～0.65；
②供氢溶剂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；
③供氢溶剂DS的重量流率DS-W与重油R10FL中的常规沸点高于530℃的烃类HDC的重量流率的比值为剂油比K600，K600＝(DS-W)/(HDC-W)，K600为0.10～1.5。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以是重油加氢热裂化反应过程，操作条件可以选自下列中的一种：
①加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：反应温度为400～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm3/t，催化剂添加量为重油FD重量的0.001～5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，反应停留时间为0.1～5小时，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.07～0.50；
②加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：反应温度为380～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm3/t，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.20～0.80；
③加氢热裂化反应过程R10的反应空间的液相中，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，加氢催化剂为0.0001～100μm的粉状颗粒；
加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：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。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10是煤加氢直接液化反应过程，操作方式可以选自下列中的一种或几种：
①煤粉的液化率为85～98％；
②碳氢料加氢热裂化反应过程R10同时掺炼重油，重油的加氢热裂化转化率大于85％；
③煤加氢直接液化反应过程的操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为200～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，含可释放性硫的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，煤浆固体浓度为10～60质量％，反应停留时间TA为0.3～5小时；
④使用的煤加氢直接液化催化剂，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％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；
⑤使用的煤加氢直接液化催化剂，是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；
⑥进入煤加氢直接液化反应过程R10的烃油至少一部分为供氢溶剂DS，供氢溶剂DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂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；
供氢溶剂DS的重量流率DS-W与煤粉SF的重量流率SF-W的比值为剂煤比K100，K100＝(DS-W)/(SF-W)，K100为0.35～2.0。
本发明，第二烃料2F，可以选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
④煤加氢直接液化反应过程所得煤液化油或其馏分油，煤加氢直接液化反应过程选自煤加氢直接液化过程或煤油共炼加氢反应过程；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨其它胶质、沥青质总重量含量高于30重量％、残炭量高于15重量％的至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分的烃油。
本发明，第二烃料2F，其烃类组成可以选自下列烃组成中的一种或几种：
①常规沸点低于350℃的烃组分含量为15～70重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为30～85重量％；
②常规沸点低于350℃的烃组分含量为25～60重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为40～75重量％；
③常规沸点低于350℃的烃组分含量为35～50重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为50～65重量％。
本发明，第二烃料2F中的常规沸点高于530℃的烃类，其残炭值可以为15～65％。
本发明，反应过程R10的液态原料R10FL中的常规沸点高于530℃的烃类，其残炭值可以为20～60％。
本发明，反应过程R10为重油加氢热裂化反应过程，加氢反应产物R10P中烃组分的组成可以选自下列烃组成中的一种或几种：
①常规沸点低于530℃的烃组分含量为50～99重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为1～50重量％；
②常规沸点低于530℃的烃组分含量为70～90重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为10～30重量％。
本发明，联合分离过程UFRAC，基于2F的物料作为冷物流回收待油气1F-FLASH-V的分馏过程的热物流中的热能，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：
①基于2F的物料作为冷物流回收油气1F-FLASH-V的分馏过程的温度为200～450℃的热物流中的热能；
②基于2F的物料作为冷物流回收油气1F-FLASH-V的分馏过程的温度为250～400℃的热物流中的热能；
③基于2F的物料作为冷物流回收油气1F-FLASH-V的分馏过程的温度为300～380℃的热物流中的热能。
本发明，反应过程R10可以为重油加氢热裂化反应过程，待分离油1F含有基于加氢催化剂R10C的固体颗粒；
联合分离过程UFRAC，在分离步骤P90，来自2F的闪蒸烃汽的深度升温气作为载热气P90-VF，与基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF混合得到混合物料SK30，混合物料SK30分离为气体SK30-V和浓缩渣油SK-30L，浓缩渣油SK-30L中的固体重量含量高于渣油1F-FLASH-VR中的固体重量含量，浓缩渣油SK-30L中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；气体SK30-V中的烃类重量流量高于载热气P90-VF中的烃类重量流量，分离步骤P90的工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：
①分离步骤P90设置1次强制混合、分离过程；
在第一分离步骤P901，渣油1F-FLASH-VR和第一载热气P90-VF-01进行强制混合后分离为第一气体SK30-V-01和第一浓缩渣油SK-30L-01，第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；第一浓缩渣油SK-30L-01用作外排含固油渣；
②分离步骤P90设置2次串联强制混合、分离过程P901、P902；
在第一分离步骤P901，渣油1F-FLASH-VR和第一载热气P90-VF-01进行强制混合后分离为第一气体SK30-V-01和第一浓缩渣油SK-30L-01，第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；
在第二分离步骤P902，第一浓缩渣油SK-30L-01和第二载热气P90-VF-02进行强制混合后分离为第二气体SK30-V-02和第二浓缩渣油SK-30L-02，第二浓缩渣油SK-30L-02中的烃类重量流量低于第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量；第二浓缩渣油SK-30L-02用作外排含固油渣；
③分离步骤P90设置3次串联强制混合、分离过程P901、P902、P903；
在第一分离步骤P901，渣油1F-FLASH-VR和第一载热气P90-VF-01进行强制混合后分离为第一气体SK30-V-01和第一浓缩渣油SK-30L-01，第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；
在第二分离步骤P902，第一浓缩渣油SK-30L-01和第二载热气P90-VF-02进行强制混合后分离为第二气体SK30-V-02和第二浓缩渣油SK-30L-02，第二浓缩渣油SK-30L-02中的烃类重量流量低于第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量；
在第三分离步骤P903，第二浓缩渣油SK-30L-02和第三载热气P90-VF-03进行强制混合后分离为第三气体SK30-V-03和第三浓缩渣油SK-30L-03，第三浓缩渣油SK-30L-03中的烃类重量流量低于第二浓缩渣油SK-30L-02中的烃类重量流量；第三浓缩渣油SK-30L-03用作外排含固油渣；
④基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF，是渣油1F-FLASH-VR；
⑤基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF，是渣油1F-FLASH-VR的减压分离过程1F-FLASH-VR-VT得到的脱低沸点渣油组分烃的重质渣油1F-FLASH-VR-VT-L；
在减压分离过程1F-FLASH-VR-VT，渣油1F-FLASH-VR分离为蒸汽1F-FLASH-VR-VT-V和重质渣油1F-FLASH-VR-VT-L；
回收蒸汽1F-FLASH-VR-VT-V。
本发明，反应过程R10可以为重油加氢热裂化反应过程，待分离油1F含有基于加氢催化剂R10C的固体颗粒；
在联合分离过程UFRAC，在分离步骤P90，来自2F的闪蒸烃汽的深度升温气作为载热气P90-VF，与基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF混合得到混合物料SK30，混合物料SK30分离为气体SK30-V和浓缩渣油SK-30L，浓缩渣油SK-30L中的固体重量含量高于渣油1F-FLASH-VR中的固体重量含量，浓缩渣油SK-30L中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；气体SK30-V中的烃类重量流量高于载热气P90-VF中的烃类重量流量，气体SK30-V的后续工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：
①气体SK30-V进入独立的分离回收系统，得到的渣油去加氢热裂化反应过程R10参与反应；
②气体SK30-V进入分离待分离油1F物流的减压蒸馏塔中联合回收；
③气体SK30-V进入分离第二烃料2F的减压蒸馏塔中联合回收。
本发明，联合分离过程UFRAC的工作方式，可以选自下列方式的一种或几种：
①基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
基于油气1F-FLASH-V的物流，与基于第二液料2FL的物流混合分离；
②基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；第二蒸汽2FV再升温成为载热气T2FV；
基于油气1F-FLASH-V的物流，与基于基于第二液料2FL混合分离；
渣油1F-FLASH-VR，与载热气T2FV的物流混合分离；
③基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于第一蒸汽1FV的物流与基于2F的物流混合分离；
④基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于第一蒸汽1FV的物流，与基于第二液料2FL的物流混合分离；
⑤基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于第一蒸汽1FV的物流，与基于第二液料2FL的物流混合分离；
⑥基于2F的物流和升温后的基于油气1F-FLASH-V的物流混合后联合分离；
基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL的工作方式，选自下列物料的一种或几种：
①油气1F-FLASH-V加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
②油气1F-FLASH-V预热后分离为预热蒸汽01FV和预热液料01FL；
预热蒸汽01FV再升温成为载热气T01FV；
载热气T01FV与预热液料01FL混合后，分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL的工作方式，选自下列物料的一种或几种：
①基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
②基于2F的物流预热后分离为预热蒸汽02FV和预热液料02FL；
预热蒸汽02FV再升温成为载热气T02FV；
载热气T02FV与预热液料02FL混合后，分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL。
本发明，通常，(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备。
本发明，通常，(2)分离过程1F-FLASH，工作方式可以选自下列类型中的一种或几种：
①分离过程1F-FLASH为闪蒸过程，使用闪蒸罐或闪蒸塔；
②分离过程1F-FLASH为设置气体脱尘洗涤段的分离过程，来自待分离油1F的气相通过脱尘洗涤段成为油气1F-FLASH-V，至少一部分油气油气1F-FLASH-V中的固体进入富固体洗涤液中，使用闪蒸罐或闪蒸塔。
本发明，通常，(2)在分离过程1F-FRAC-B，分离加氢反应产物R10P得到高温态的含蜡油组分、含渣油组分的待分离油1F；
在分离过程1F-FLASH，待分离油1F分离为主要由常规沸点大于530℃的烃组分组成的渣油1F-FLASH-VR和含蜡油组分油气1F-FLASH-V；
反应待分离油1F，可以选自下列物料中的一种或几种：
①在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L；
在加热部分TLPS-L-DT，基于热低分油TLPS-L的物料TLPS-L-X吸热提高焓值成为增焓物料TLPS-L-X-DT；
至少一部分增焓物料TLPS-L-X-DT，用作待分离油1F；
②在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L；
在加热部分TLPS-L-DT，基于热低分油TLPS-L的物料TLPS-L-X吸热提高焓值成为增焓物料TLPS-L-X-DT；
在分离部分MS，分离增焓物料TLPS-L-X-DT得到闪蒸汽MS-V和可能含固体的闪蒸油MS-L；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收，使用冷凝冷却步骤或使用分馏塔系统；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收，该冷却回收的排放气进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔的抽空系统中；
闪蒸汽MS-V，可能进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔中联合回收；
在加热部分MS-L-DT，闪蒸油MS-L吸热提高焓值成为增焓闪蒸油MS-L-DT；
至少一部分增焓闪蒸油MS-L-DT，用作待分离油1F；
③在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L；
在加热部分TLPS-L-DT，基于热低分油TLPS-L的物料TLPS-L-X吸热提高焓值成为增焓物料TLPS-L-X-DT；
在分离部分MS，分离增焓物料TLPS-L-X-DT得到闪蒸汽MS-V和可能含固体的闪蒸油MS-L；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收，该冷却回收的排放气进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔的抽空系统中；
闪蒸汽MS-V，可能进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔中联合回收；
在机械分离过程XSX0，含反应过程R10使用的分散型颗粒催化剂R10C的闪蒸油MS-L，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；
至少一部分基于富催化剂物料KSX的物流，返回反应过程R10的起始位置或中间位置进行加氢热裂化反应；
在加热部分MS-L-DT，可能含气相的贫催化剂液料XSX0-F-LP吸热提高焓值成为增焓贫催化剂液料XSX0-F-LP-DT；
至少一部分增焓贫催化剂液料XSX0-F-LP-DT，用作待分离油1F；
在机械分离过程XSX0，分离效果可能为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；
在机械分离过程XSX0，分离效果可能为实现分散型颗粒催化剂R10C的过滤，过滤收集的分散型颗粒催化剂R10C存在于富催化剂物料KSX中，过滤工作方法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，(1)反应过程R10，加工碳氢料R10F之外，可以联合加工的物料R107F，选自下列中的一种或几种：
选择1，富含双环芳烃或多环芳烃的含烃物料；
选择1，富含供氢烃的含烃物料；
选择3，富含供氢烃的含烃物料，是基于烃物料R70F的加氢改性反应过程R70的反应产物R70P的含供氢烃的物料R70P-W：
在加氢改性反应过程R70，富含双环芳烃或多环芳烃的烃物料R70F发生至少一部分芳烃部分加氢饱和反应，生成至少一部分供氢烃；
物流R70P-W，选自下列物流的一种或几种：
①加氢反应产物R70P用作物流R70P-W；
②加氢反应产物R70P进入热高压分离过程R70P-HS分离为热高分油R70P-HSO和热高分气R70P-HSV，至少一部分热高分油R70P-HSO用作物流R70P-W；
③加氢反应产物R70P进入热高压分离过程R70P-HS分离为热高分油R70P-HSO和热高分气R70P-HSV，至少一部分热高分油R70P-HSO降压、脱气后所得液体R70P-HSOA用作物流R70P-W；
④分离加氢反应产物R70P得到加氢生成油R70P-WPO和富氢气体；在加氢生成油R70P-WPO分馏部分，分离加氢生成油R70P-WPO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的物流用作物流R70P-W；
⑤分离加氢反应产物R70P得到加氢生成油R70P-WPO和富氢气体；在加氢生成油R70P-WPO分馏部分，分离加氢生成油R70P-WPO得到主要由常规沸点为大于350℃的富含供氢烃组分的物流用作物流R70P-W。
本发明，通常，在分离过程1F-FRAC-B，在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
分离热高分油THPS-L得到含轻质烃的物料THPS-L-ML；
在联合分离过程UFRAC，得到馏出油UFRAC-MO；
热高分气THPS-V中的烃类、物料THPS-L-ML、馏出油UFRAC-MO，其中的2种或多种物料可以在加氢改质反应过程HP66联合进行加氢改质。
本发明，通常，在分离过程1F-FRAC-B，在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
分离热高分油THPS-L得到含轻质烃的物料THPS-L-ML；
在联合分离过程UFRAC，得到馏出油UFRAC-MO；
热高分气THPS-V中的烃类、物料THPS-L-ML、馏出油UFRAC-MO，其中的2种或多种物料在加氢改质反应过程HP66联合进行加氢改质，工作方式可以选自下列中的一种或几种：
选择1，可能有来自热高分气THPS-V的氢气，进入加氢改质反应过程HP66；
选择2，可能有来自加氢改质反应过程HP66的氢气，进入反应过程R10。
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。
本文所说的多环芳烃，其芳环数≥3。
本发明所述的上流式加氢反应器，其反应空间或加氢催化剂床层内的工艺介质的宏观流动主导方向为由上向下。
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器，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液流返混或者说存在循环液；返混流或循环液，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回流程点K的上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成返混流的方式可以是任意合适的方式，如设置内置式内环流筒、内置式外环流筒、内置式集液杯+导流管+循环泵、外置式循环管等。
本发明所述液体产物循环上流式膨胀床加氢反应器系统，指的是使用膨胀床反应器的反应区或主反应区的操作方式存在液体产物返回上游反应空间循环加工或者说存在液体产物循环；加氢反应器内的液体产物循环，指的是流程点K处的中间产物XK或最终产物XK中的至少一部分液相XK-L作为循环液流XK-LR返回物流XK上游反应区，循环液流XK-LR的反应产物流过K点并存在于XK之中。形成液体产物循环的方式可以是任意合适的方式，但是必须在反应器内的顶部空间设置气液分离区，得到循环液和其它产物，即设置内置式集液杯+导流管+循环增压器，循环增压器通常是循环泵，可以布置在反应器内部或外部。
本发明所述反应器内设置的集液杯或集液器，指的是布置于反应器内的用于收集液体的容器，通常上部或上部侧面开口，底部或下部侧面安装导流管用于输送或排出收集液；膨胀床反应器的顶部集液器，通常安装在气液物料的脱液区，得到含有少量气泡的液体和气液混相物流或得到液体和气体，至少部分液相产物经过循环泵加压后返回反应空间循环加工。典型的例子是H-OIL工艺使用的重油沸腾床加氢反应器、HTI煤加氢直接液化反应器。
本发明上流式反应器，工作方式可以选自：
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。
以下描述本发明的特征部分。
本发明上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
上流加氢热裂化过程，包含碳氢料加氢热裂化反应过程R10和反应过程R10反应待分离油1F的分离过程1F-FRAC-B；
(1)在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃组分、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的碳氢料R10F进行加氢反应R10-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物R10P；
碳氢料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；
加氢反应产物R10P中至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分，所述常规沸点高于530℃的渣油组分是碳氢料R10F的加氢转化物或碳氢料R10F的组分；
加氢反应R10-R，包含至少一部分液态原料R10FL的热裂化反应，包含至少一部分热裂化反应生成的自由基的加氢稳定反应，可能包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，可能包含至少一部分可能存在的固体颗粒原料R10FS的加氢液化反应；
加氢反应R10-R，可能存在催化剂R10-CAT，催化剂R10-CAT可能含有硫化钼颗粒；
在碳氢料加氢反应过程R10，可能存在含常规沸点为230～400℃的烃组分的供氢烃或供氢烃前身物；
在碳氢料加氢反应过程R10，可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃SH的外来供氢烃物流OUT-TO-R10-DS；
在碳氢料加氢反应过程R10，可能产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分R10PRO-DSC；
碳氢料加氢反应过程R10使用加氢反应器R10-XE，加氢反应产物R10P为含有氢气、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的混相物料，离开反应器R10-XE时以1路或2路或多路物料R10P-X的形式出现，物料R10P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；
在碳氢料加氢反应过程R10，设置至少一个反应段；使用至少一台上流式加氢热裂化反应器；
所述一个反应段，指的是包含液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；
(2)在分离过程1F-FRAC-B，分离加氢反应产物R10P得到高温态的含蜡油组分、含渣油组分的待分离油1F；
在分离过程1F-FLASH，待分离油1F分离为主要由常规沸点大于530℃的烃组分组成的渣油1F-FLASH-VR和含蜡油组分油气1F-FLASH-V；
可能有至少一部分渣油1F-FLASH-VR，进入反应过程R10的起始位置或中间位置进行反应加氢热裂化反应；
(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和馏出油UFRAC-MO；
第二烃料2F为含轻质烃、蜡油组分、渣油组分的物料；
联合分离过程UFRAC，操作方式选自下列方式中的一种或几种的组合：
①在联合分离过程UFRAC，基于第二烃料2F的物料作为冷物流间接换热回收基于油气1F-FLASH-V的物料中的热能，然后升温后的基于第二烃料2F的物流或其衍生物料，与降温后的基于油气1F-FLASH-V的物料或其衍生物料，混合接触进行分离；
②在联合分离过程UFRAC，基于油气1F-FLASH-V的物料、基于第二烃料2F的含液相物料混合后联合分离；
③在联合分离过程UFRAC，设置逆流接触步骤，基于油气1F-FLASH-V的气相物料自下向上流动，基于第二烃料2F的液相物料自上向下流动，进行至少一次接触分离；
④在联合分离过程UFRAC，分离基于油气1F-FLASH-V的物料、基于第二烃料2F的含液相物料，得到既包含来自基于油气1F-FLASH-V的物料中烃组分又包含来自基于第二烃料2F的含液相物料中烃组分的馏出油UFRAC-MO，所述馏出油可能进入馏出油UFRAC-MO加氢改质反应过程HP66中；
馏出油UFRAC-MO，为石脑油馏分或和柴油馏分或和蜡油馏分；
⑤在联合分离过程UFRAC，分离基于第二烃料2F的物料、基于油气1F-FLASH-V的物料，得到既包含来自基于油气1F-FLASH-V的物料中烃组分又包含来自基于第二烃料2F的含液相物料中烃组分的含蜡油组分、渣油馏分的重油2F-VR，基于重油2F-V的物料2F-V-TOR10可能进入反应过程R10的起始位置或中间位置进行反应加氢热裂化反应；
⑥在联合分离过程MFRAC，基于油气1F-FLASH-V的气相物料的至少一部分冷凝分离过程，与基于第二烃料2F的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述联合分离过程MFRAC可能使用脱尘洗涤段以脱除油气中的固体使其进入冷凝液中；
⑦在联合分离过程UFRAC，设置分离步骤P90；
在分离步骤P90，来自分离过程1F-FRAC-B的闪蒸烃汽的深度升温气或或和来自2F的闪蒸烃汽的深度升温气，作为载热气P90-VF与基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF混合得到混合物料SK30，混合物料SK30分离为气体SK30-V和浓缩渣油SK-30L，浓缩渣油SK-30L中的固体重量含量高于渣油1F-FLASH-VR中的固体重量含量，浓缩渣油SK-30L中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；气体SK30-V中的烃类重量流量高于载热气P90-VF中的烃类重量流量；
可能有至少一部分气体SK30-V进入分离过程1F-FRAC-B或联合分离过程UFRAC的油气回收步骤。
本发明，通常，(1)在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，碳氢料R10F包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS：所述液态原料R10FL，主要由常规沸点高于350℃的烃类组成，至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分。
本发明，一般，(1)在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，碳氢料R10F包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；所述液态原料R10FL，主要由常规沸点高于450℃的烃类组成，至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油R10FL加氢热裂化反应过程，所述重油R10FL的组成可以选自下列烃组成中的一种或几种：
①常规沸点低于350℃的烃组分含量为0～60重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为40～100重量％；
②常规沸点低于350℃的烃组分含量为0～40重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为60～100重量％；
③常规沸点低于350℃的烃组分含量为0～15重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为85～100重量％。
本发明，通常，(1)重油加氢热裂化反应过程R10，重油R10FL，其中的加氢热裂化反应目标烃组分主要由常规沸点高于350℃的蜡油组分、渣油组分组成；
(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和基本不含蜡油组分的馏出油UFRAC-MO。
本发明，通常，(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和基本不含重蜡油组分的馏出油UFRAC-MO；
馏出油UFRAC-MO，主要由常规沸点低于450℃的烃组分组成。
本发明，一般，(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和基本不含蜡油组分的馏出油UFRAC-MO；
馏出油UFRAC-MO，主要由常规沸点低于370℃的烃组分组成。
本发明，碳氢料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；所述液态原料R10FL，至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分；
液态原料R10FL，选可以自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
④煤加氢直接液化反应过程所得煤液化油或其馏分油，煤加氢直接液化反应过程选自煤加氢直接液化过程或煤油共炼加氢反应过程；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨其它胶质、沥青质总重量含量高于30重量％、残炭量高于15重量％的至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分的烃油；
所述重油指的是主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃油。
本发明，碳氢料加氢反应过程R10，可以加工固体颗粒原料R10FS；
碳氢料R10F，包含液态原料R10FL和固体颗粒原料R10FS；
加氢反应产物R10P中至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分，所述常规沸点高于530℃的渣油组分是碳氢料R10F的加氢转化物或碳氢料R10F的组分；
固体颗粒原料R10FS，可以选自下列物料中的一种或几种：
①煤粉；
②塑料粉；
③橡胶粉；
④煤加氢直接液化反应过程RU掺炼的其它碳氢粉料。
本发明，在加氢直接液化反应过程RU，可以加工碳氢粉料R10F，存在的固体可以选自下列中的1种或几种：
①煤粉；
②催化剂固体颗粒；
③硫磺粉；
④烃油结焦物载体半焦颗粒；
⑤塑料粉；
⑥橡胶粉；
⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU需要输入的其它固体粉料。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以包含煤加氢直接液化反应过程，可以选自下列类型中的一种或几种：
①使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程；
②不使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程；
③使用供氢溶剂的煤与油联合加氢热裂化反应过程；
④不使用供氢溶剂的煤与油联合加氢热裂化反应过程；
⑤煤临氢热溶液化过程。
本发明，在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器XR10E的工作方式可以选自下列中的1种或几种：
①悬浮床反应器即浆态床反应器；
②沸腾床反应器；
③悬浮床和沸腾床组合式反应器；
④微膨胀床。
本发明，在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器X10E的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：
选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；
选项2，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项6，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项7，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项8，反应器XR10E，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；
选项9，反应器XR10E，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；
选项10，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项12，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；
选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；
选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以是重油加氢热裂化反应过程，所述重油指的是主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃油；重油加氢热裂化反应过程R10使的用固体颗粒物原料R10FS，可以选自下列中的1种或几种：
①催化剂颗粒；
②反应生焦的携带剂颗粒；
③铁锈颗粒；
④无机物颗粒；
⑤原料油携带的灰分固体颗粒；
⑥来自烃类热缩合过程的产物固体颗粒；
⑦来自页岩的固体颗粒；
⑧来自油砂的固体颗粒；
⑨其它存在于加氢反应产物中的颗粒。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以是重油加氢热裂化反应过程，所述重油指的是主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃油；重油加氢热裂化反应过程R10使的用固体颗粒物原料R10FS，可以选自下列中的1种或几种：
①固体颗粒物原料R10FS包括加氢催化剂R10C；加氢催化剂R10C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；
②固体颗粒物原料R10FS包括加氢催化剂R10C；加氢催化剂R10C是含金属钼的催化剂，所述加氢催化剂R10C的添加物为钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物，加氢热裂化反应过程R10中催化剂粒子直径为10纳米～100微米的颗粒；
③固体颗粒物原料R10FS包括加氢催化剂R10C；加氢催化剂R10C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∶1000至10∶1；所述高活性组分为钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；加氢热裂化反应过程R10中催化剂粒子直径为1～100μm的颗粒；
④固体颗粒物原料R10FS包括反应生焦携带剂；反应生焦的携带剂颗粒，为主要由碳组分组成的固体颗粒；
⑤固体颗粒物原料R10FS包括反应生焦携带剂；反应生焦的携带剂颗粒，为主要由碳组分组成的固体颗粒，其粒子直径为10纳米～100微米的颗粒。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以是重油加氢热裂化反应过程，所述重油R10FL的组成主要由常规沸点高于350℃烃类组成的物料，可能含有固体；
碳氢料加氢热裂化反应过程R10同时加工含烃物料R109F，含烃物料R109F可以选自下列烃组成中的一种或几种：
①主要由常规沸点高于350℃烃类组成的物料，可能含有固体；
②主要由常规沸点高于480℃烃类组成的物料，可能含有固体；
③主要由常规沸点高于510℃烃类组成的物料，可能含有固体；
④主要由常规沸点高于540℃烃类组成的物料，可能含有固体；
⑤主要由常规沸点高于565℃烃类组成的物料，可能含有固体。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，所述重油R10FL的热裂化率，可以选自下列中的一种或几种：
①为15～97重量％；
②为55～93重量％；
③为70～90重量％；
④为75～80重量％。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，使用供氢烃物流DS，操作方式可以选自下列中的一种或几种：
①供氢烃物流DS的芳碳率为0.3～0.65；
②供氢溶剂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；
③供氢溶剂DS的重量流率DS-W与重油R10FL中的常规沸点高于530℃的烃类HDC的重量流率的比值为剂油比K600，K600＝(DS-W)/(HDC-W)，K600为0.10～1.5。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10可以是重油加氢热裂化反应过程，操作条件可以选自下列中的一种：
①加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：反应温度为400～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm3/t，催化剂添加量为重油FD重量的0.001～5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，反应停留时间为0.1～5小时，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.07～0.50；
②加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：反应温度为380～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm3/t，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.20～0.80；
③加氢热裂化反应过程R10的反应空间的液相中，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，加氢催化剂为0.0001～100μm的粉状颗粒；
加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：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。
本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程R10是煤加氢直接液化反应过程，操作方式可以选自下列中的一种或几种：
①煤粉的液化率为85～98％；
②碳氢料加氢热裂化反应过程R10同时掺炼重油，重油的加氢热裂化转化率大于85％；
③煤加氢直接液化反应过程的操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为200～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，含可释放性硫的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，煤浆固体浓度为10～60质量％，反应停留时间TA为0.3～5小时；
④使用的煤加氢直接液化催化剂，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％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；
⑤使用的煤加氢直接液化催化剂，是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；
⑥进入煤加氢直接液化反应过程R10的烃油至少一部分为供氢溶剂DS，供氢溶剂DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂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；
供氢溶剂DS的重量流率DS-W与煤粉SF的重量流率SF-W的比值为剂煤比K100，K100＝(DS-W)/(SF-W)，K100为0.35～2.0。
本发明，第二烃料2F，可以选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
④煤加氢直接液化反应过程所得煤液化油或其馏分油，煤加氢直接液化反应过程选自煤加氢直接液化过程或煤油共炼加氢反应过程；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨其它胶质、沥青质总重量含量高于30重量％、残炭量高于15重量％的至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分的烃油。
本发明，第二烃料2F，其烃类组成可以选自下列烃组成中的一种或几种：
①常规沸点低于350℃的烃组分含量为15～70重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为30～85重量％；
②常规沸点低于350℃的烃组分含量为25～60重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为40～75重量％；
③常规沸点低于350℃的烃组分含量为35～50重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为50～65重量％。
本发明，第二烃料2F中的常规沸点高于530℃的烃类，其残炭值可以为15～65％。
本发明，反应过程R10的液态原料R10FL中的常规沸点高于530℃的烃类，其残炭值可以为20～60％。
本发明，反应过程R10为重油加氢热裂化反应过程，加氢反应产物R10P中烃组分的组成可以选自下列烃组成中的一种或几种：
①常规沸点低于530℃的烃组分含量为50～99重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为1～50重量％；
②常规沸点低于530℃的烃组分含量为70～90重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为10～30重量％。
本发明，联合分离过程UFRAC，基于2F的物料作为冷物流回收待油气1F-FLASH-V的分馏过程的热物流中的热能，工作方式可以选自下列方式中的一种或几种；
①基于2F的物料作为冷物流回收油气1F-FLASH-V的分馏过程的温度为200～450℃的热物流中的热能；
②基于2F的物料作为冷物流回收油气1F-FLASH-V的分馏过程的温度为250～400℃的热物流中的热能；
③基于2F的物料作为冷物流回收油气1F-FLASH-V的分馏过程的温度为300～380℃的热物流中的热能。
本发明，反应过程R10可以为重油加氢热裂化反应过程，待分离油1F含有基于加氢催化剂R10C的固体颗粒；
联合分离过程UFRAC，在分离步骤P90，来自2F的闪蒸烃汽的深度升温气作为载热气P90-VF，与基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF混合得到混合物料SK30，混合物料SK30分离为气体SK30-V和浓缩渣油SK-30L，浓缩渣油SK-30L中的固体重量含量高于渣油1F-FLASH-VR中的固体重量含量，浓缩渣油SK-30L中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；气体SK30-V中的烃类重量流量高于载热气P90-VF中的烃类重量流量，分离步骤P90的工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：
①分离步骤P90设置1次强制混合、分离过程；
在第一分离步骤P901，渣油1F-FLASH-VR和第一载热气P90-VF-01进行强制混合后分离为第一气体SK30-V-01和第一浓缩渣油SK-30L-01，第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；第一浓缩渣油SK-30L-01用作外排含固油渣；
②分离步骤P90设置2次串联强制混合、分离过程P901、P902；
在第一分离步骤P901，渣油1F-FLASH-VR和第一载热气P90-VF-01进行强制混合后分离为第一气体SK30-V-01和第一浓缩渣油SK-30L-01，第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；
在第二分离步骤P902，第一浓缩渣油SK-30L-01和第二载热气P90-VF-02进行强制混合后分离为第二气体SK30-V-02和第二浓缩渣油SK-30L-02，第二浓缩渣油SK-30L-02中的烃类重量流量低于第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量；第二浓缩渣油SK-30L-02用作外排含固油渣；
③分离步骤P90设置3次串联强制混合、分离过程P901、P902、P903；
在第一分离步骤P901，渣油1F-FLASH-VR和第一载热气P90-VF-01进行强制混合后分离为第一气体SK30-V-01和第一浓缩渣油SK-30L-01，第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；
在第二分离步骤P902，第一浓缩渣油SK-30L-01和第二载热气P90-VF-02进行强制混合后分离为第二气体SK30-V-02和第二浓缩渣油SK-30L-02，第二浓缩渣油SK-30L-02中的烃类重量流量低于第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量；
在第三分离步骤P903，第二浓缩渣油SK-30L-02和第三载热气P90-VF-03进行强制混合后分离为第三气体SK30-V-03和第三浓缩渣油SK-30L-03，第三浓缩渣油SK-30L-03中的烃类重量流量低于第二浓缩渣油SK-30L-02中的烃类重量流量；第三浓缩渣油SK-30L-03用作外排含固油渣；
④基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF，是渣油1F-FLASH-VR；
⑤基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF，是渣油1F-FLASH-VR的减压分离过程1F-FLASH-VR-VT得到的脱低沸点渣油组分烃的重质渣油1F-FLASH-VR-VT-L；
在减压分离过程1F-FLASH-VR-VT，渣油1F-FLASH-VR分离为蒸汽1F-FLASH-VR-VT-V和重质渣油1F-FLASH-VR-VT-L；
回收蒸汽1F-FLASH-VR-VT-V。
本发明，反应过程R10可以为重油加氢热裂化反应过程，待分离油1F含有基于加氢催化剂R10C的固体颗粒；
在联合分离过程UFRAC，在分离步骤P90，来自2F的闪蒸烃汽的深度升温气作为载热气P90-VF，与基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF混合得到混合物料SK30，混合物料SK30分离为气体SK30-V和浓缩渣油SK-30L，浓缩渣油SK-30L中的固体重量含量高于渣油1F-FLASH-VR中的固体重量含量，浓缩渣油SK-30L中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；气体SK30-V中的烃类重量流量高于载热气P90-VF中的烃类重量流量，气体SK30-V的后续工作方式可以选自下列方式中的一种或几种：
①气体SK30-V进入独立的分离回收系统，得到的渣油去加氢热裂化反应过程R10参与反应；
②气体SK30-V进入分离待分离油1F物流的减压蒸馏塔中联合回收；
③气体SK30-V进入分离第二烃料2F的减压蒸馏塔中联合回收。
本发明，联合分离过程UFRAC的工作方式，可以选自下列方式的一种或几种：
①基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
基于油气1F-FLASH-V的物流，与基于第二液料2FL的物流混合分离；
②基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；第二蒸汽2FV再升温成为载热气T2FV；
基于油气1F-FLASH-V的物流，与基于基于第二液料2FL混合分离；
渣油1F-FLASH-VR，与载热气T2FV的物流混合分离；
③基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于第一蒸汽1FV的物流与基于2F的物流混合分离；
④基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于第一蒸汽1FV的物流，与基于第二液料2FL的物流混合分离；
⑤基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于第一蒸汽1FV的物流，与基于第二液料2FL的物流混合分离；
⑥基于2F的物流和升温后的基于油气1F-FLASH-V的物流混合后联合分离；
基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL的工作方式，选自下列物料的一种或几种：
①油气1F-FLASH-V加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
②油气1F-FLASH-V预热后分离为预热蒸汽01FV和预热液料01FL；
预热蒸汽01FV再升温成为载热气T01FV；
载热气T01FV与预热液料01FL混合后，分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL的工作方式，选自下列物料的一种或几种：
①基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
②基于2F的物流预热后分离为预热蒸汽02FV和预热液料02FL；
预热蒸汽02FV再升温成为载热气T02FV；
载热气T02FV与预热液料02FL混合后，分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL。
本发明，通常，(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备。
本发明，通常，(2)分离过程1F-FLASH，工作方式可以选自下列类型中的一种或几种：
①分离过程1F-FLASH为闪蒸过程，使用闪蒸罐或闪蒸塔；
②分离过程1F-FLASH为设置气体脱尘洗涤段的分离过程，来自待分离油1F的气相通过脱尘洗涤段成为油气1F-FLASH-V，至少一部分油气油气1F-FLASH-V中的固体进入富固体洗涤液中，使用闪蒸罐或闪蒸塔。
本发明，通常，(2)在分离过程1F-FRAC-B，分离加氢反应产物R10P得到高温态的含蜡油组分、含渣油组分的待分离油1F；
在分离过程1F-FLASH，待分离油1F分离为主要由常规沸点大于530℃的烃组分组成的渣油1F-FLASH-VR和含蜡油组分油气1F-FLASH-V；
反应待分离油1F，可以选自下列物料中的一种或几种：
①在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L；
在加热部分TLPS-L-DT，基于热低分油TLPS-L的物料TLPS-L-X吸热提高焓值成为增焓物料TLPS-L-X-DT；
至少一部分增焓物料TLPS-L-X-DT，用作待分离油1F；
②在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L；
在加热部分TLPS-L-DT，基于热低分油TLPS-L的物料TLPS-L-X吸热提高焓值成为增焓物料TLPS-L-X-DT；
在分离部分MS，分离增焓物料TLPS-L-X-DT得到闪蒸汽MS-V和可能含固体的闪蒸油MS-L；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收，使用冷凝冷却步骤或使用分馏塔系统；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收，该冷却回收的排放气进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔的抽空系统中；
闪蒸汽MS-V，可能进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔中联合回收；
在加热部分MS-L-DT，闪蒸油MS-L吸热提高焓值成为增焓闪蒸油MS-L-DT；
至少一部分增焓闪蒸油MS-L-DT，用作待分离油1F；
③在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L；
在加热部分TLPS-L-DT，基于热低分油TLPS-L的物料TLPS-L-X吸热提高焓值成为增焓物料TLPS-L-X-DT；
在分离部分MS，分离增焓物料TLPS-L-X-DT得到闪蒸汽MS-V和可能含固体的闪蒸油MS-L；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收，该冷却回收的排放气进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔的抽空系统中；
闪蒸汽MS-V，可能进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔中联合回收；
在机械分离过程XSX0，含反应过程R10使用的分散型颗粒催化剂R10C的闪蒸油MS-L，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；
至少一部分基于富催化剂物料KSX的物流，返回反应过程R10的起始位置或中间位置进行加氢热裂化反应；
在加热部分MS-L-DT，可能含气相的贫催化剂液料XSX0-F-LP吸热提高焓值成为增焓贫催化剂液料XSX0-F-LP-DT；
至少一部分增焓贫催化剂液料XSX0-F-LP-DT，用作待分离油1F；
在机械分离过程XSX0，分离效果可能为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；
在机械分离过程XSX0，分离效果可能为实现分散型颗粒催化剂R10C的过滤，过滤收集的分散型颗粒催化剂R10C存在于富催化剂物料KSX中，过滤工作方法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，(1)反应过程R10，加工碳氢料R10F之外，可以联合加工的物料R107F，选自下列中的一种或几种：
选择1，富含双环芳烃或多环芳烃的含烃物料；
选择1，富含供氢烃的含烃物料；
选择3，富含供氢烃的含烃物料，是基于烃物料R70F的加氢改性反应过程R70的反应产物R70P的含供氢烃的物料R70P-W；
在加氢改性反应过程R70，富含双环芳烃或多环芳烃的烃物料R70F发生至少一部分芳烃部分加氢饱和反应，生成至少一部分供氢烃；
物流R70P-W，选自下列物流的一种或几种：
①加氢反应产物R70P用作物流R70P-W；
②加氢反应产物R70P进入热高压分离过程R70P-HS分离为热高分油R70P-HSO和热高分气R70P-HSV，至少一部分热高分油R70P-HSO用作物流R70P-W；
③加氢反应产物R70P进入热高压分离过程R70P-HS分离为热高分油R70P-HSO和热高分气R70P-HSV，至少一部分热高分油R70P-HSO降压、脱气后所得液体R70P-HSOA用作物流R70P-W；
④分离加氢反应产物R70P得到加氢生成油R70P-WPO和富氢气体；在加氢生成油R70P-WPO分馏部分，分离加氢生成油R70P-WPO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的物流用作物流R70P-W；
⑤分离加氢反应产物R70P得到加氢生成油R70P-WPO和富氢气体；在加氢生成油R70P-WPO分馏部分，分离加氢生成油R70P-WPO得到主要由常规沸点为大于350℃的富含供氢烃组分的物流用作物流R70P-W。
本发明，通常，在分离过程1F-FRAC-B，在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
分离热高分油THPS-L得到含轻质烃的物料THPS-L-ML；
在联合分离过程UFRAC，得到馏出油UFRAC-MO；
热高分气THPS-V中的烃类、物料THPS-L-ML、馏出油UFRAC-MO，其中的2种或多种物料可以在加氢改质反应过程HP66联合进行加氢改质。
本发明，通常，在分离过程1F-FRAC-B，在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
分离热高分油THPS-L得到含轻质烃的物料THPS-L-ML；
在联合分离过程UFRAC，得到馏出油UFRAC-MO；
热高分气THPS-V中的烃类、物料THPS-L-ML、馏出油UFRAC-MO，其中的2种或多种物料在加氢改质反应过程HP66联合进行加氢改质，工作方式可以选自下列中的一种或几种：
选择1，可能有来自热高分气THPS-V的氢气，进入加氢改质反应过程HP66；
选择2，可能有来自加氢改质反应过程HP66的氢气，进入反应过程R10。

Claims (35)

1.上流加氢热裂化过程和宽馏分烃油分馏过程的组合方法，其特征在于包含以下步骤：
上流加氢热裂化过程，包含碳氢料加氢热裂化反应过程R10和反应过程R10反应待分离油1F的分离过程1F-FRAC-B；
(1)在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，在存在氢气、常规液体烃同时可能存在供氢烃组分、可能存在固体颗粒的混相物料条件下，至少含有碳元素和氢元素的碳氢料R10F进行加氢反应R10-R发生至少一部分加氢热裂化反应转化为加氢反应产物R10P；
碳氢料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；
加氢反应产物R10P中至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分，所述常规沸点高于530℃的渣油组分是碳氢料R10F的加氢转化物或碳氢料R10F的组分；
加氢反应R10-R，包含至少一部分液态原料R10FL的热裂化反应，包含至少一部分热裂化反应生成的自由基的加氢稳定反应，可能包含至少一部分液态原料R10FL的加氢精制反应，可能包含至少一部分可能存在的固体颗粒原料R10FS的加氢液化反应；
加氢反应R10-R，可能存在催化剂R10-CAT，催化剂R10-CAT可能含有硫化钼颗粒；
在碳氢料加氢反应过程R10，可能存在含常规沸点为230～400℃的烃组分的供氢烃或供氢烃前身物；
在碳氢料加氢反应过程R10，可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃SH的外来供氢烃物流OUT-TO-R10-DS；
在碳氢料加氢反应过程R10，可能产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分R10PRO-DSC；
碳氢料加氢反应过程R10使用加氢反应器R10-XE，加氢反应产物R10P为含有氢气、常规液体烃同时可能含有固体颗粒的混相物料，离开反应器R10-XE时以1路或2路或多路物料R10P-X的形式出现，物料R10P-X为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；
在碳氢料加氢反应过程R10，设置至少一个反应段；使用至少一台上流式加氢热裂化反应器；
所述一个反应段，指的是包含液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；
(2)在分离过程1F-FRAC-B，分离加氢反应产物R10P得到高温态的含蜡油组分、含渣油组分的待分离油1F；
在分离过程1F-FLASH，待分离油1F分离为主要由常规沸点大于530℃的烃组分组成的渣油1F-FLASH-VR和含蜡油组分油气1F-FLASH-V；
可能有至少一部分渣油1F-FLASH-VR，进入反应过程R10的起始位置或中间位置进行反应加氢热裂化反应；
(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和馏出油UFRAC-MO；
第二烃料2F为含轻质烃、蜡油组分、渣油组分的物料；
联合分离过程UFRAC，操作方式选自下列方式中的一种或几种的组合：
①在联合分离过程UFRAC，基于第二烃料2F的物料作为冷物流间接换热回收基于油气1F-FLASH-V的物料中的热能，然后升温后的基于第二烃料2F的物流或其衍生物料，与降温后的基于油气1F-FLASH-V的物料或其衍生物料，混合接触进行分离；
②在联合分离过程UFRAC，基于油气1F-FLASH-V的物料、基于第二烃料2F的含液相物料混合后联合分离；
③在联合分离过程UFRAC，设置逆流接触步骤，基于油气1F-FLASH-V的气相物料自下向上流动，基于第二烃料2F的液相物料自上向下流动，进行至少一次接触分离；
④在联合分离过程UFRAC，分离基于油气1F-FLASH-V的物料、基于第二烃料2F的含液相物料，得到既包含来自基于油气1F-FLASH-V的物料中烃组分又包含来自基于第二烃料2F的含液相物料中烃组分的馏出油UFRAC-MO，所述馏出油可能进入馏出油UFRAC-MO加氢改质反应过程HP66中；
馏出油UFRAC-MO，为石脑油馏分或和柴油馏分或和蜡油馏分；
⑤在联合分离过程UFRAC，分离基于第二烃料2F的物料、基于油气1F-FLASH-V的物料，得到既包含来自基于油气1F-FLASH-V的物料中烃组分又包含来自基于第二烃料2F的含液相物料中烃组分的含蜡油组分、渣油馏分的重油2F-VR，基于重油2F-V的物料2F-V-TOR10可能进入反应过程R10的起始位置或中间位置进行反应加氢热裂化反应；
⑥在联合分离过程MFRAC，基于油气1F-FLASH-V的气相物料的至少一部分冷凝分离过程，与基于第二烃料2F的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述联合分离过程MFRAC可能使用脱尘洗涤段以脱除油气中的固体使其进入冷凝液中；
⑦在联合分离过程UFRAC，设置分离步骤P90；
在分离步骤P90，来自分离过程1F-FRAC-B的闪蒸烃汽的深度升温气或或和来自2F的闪蒸烃汽的深度升温气，作为载热气P90-VF与基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF混合得到混合物料SK30，混合物料SK30分离为气体SK30-V和浓缩渣油SK-30L，浓缩渣油SK-30L中的固体重量含量高于渣油1F-FLASH-VR中的固体重量含量，浓缩渣油SK-30L中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；气体SK30-V中的烃类重量流量高于载热气P90-VF中的烃类重量流量；
可能有至少一部分气体SK30-V进入分离过程1F-FRAC-B或联合分离过程UFRAC的油气回收步骤。
2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，碳氢料R10F包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；所述液态原料R10FL，主要由常规沸点高于350℃的烃类组成，至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分。
3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，碳氢料R10F包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；所述液态原料R10FL，主要由常规沸点高于450℃的烃类组成，至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分。
4.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油R10FL加氢热裂化反应过程，所述重油R10FL的组成选自下列烃组成中的一种或几种：
①常规沸点低于350℃的烃组分含量为0～60重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为40～100重量％；
②常规沸点低于350℃的烃组分含量为0～40重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为60～100重量％；
③常规沸点低于350℃的烃组分含量为0～15重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为85～100重量％。
5.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)重油加氢热裂化反应过程R10，重油R10FL，其中的加氢热裂化反应目标烃组分主要由常规沸点高于350℃的蜡油组分、渣油组分组成；
(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和基本不含蜡油组分的馏出油UFRAC-MO。
6.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和基本不含重蜡油组分的馏出油UFRAC-MO；
馏出油UFRAC-MO，主要由常规沸点低于450℃的烃组分组成。
7.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，分离出含蜡油组分、渣油馏分的重油和基本不含蜡油组分的馏出油UFRAC-MO；
馏出油UFRAC-MO，主要由常规沸点低于370℃的烃组分组成。
8.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料R10F，包含液态原料R10FL和可能存在的固体颗粒原料R10FS；所述液态原料R10FL，至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分；
液态原料R10FL，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
④煤加氢直接液化反应过程所得煤液化油或其馏分油，煤加氢直接液化反应过程选自煤加氢直接液化过程或煤油共炼加氢反应过程；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨其它胶质、沥青质总重量含量高于30重量％、残炭量高于15重量％的至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分的烃油；
所述重油指的是主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃油。
9.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢反应过程R10，加工固体颗粒原料R10FS；
碳氢料R10F，包含液态原料R10FL和固体颗粒原料R10FS；
加氢反应产物R10P中至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分，所述常规沸点高于530℃的渣油组分是碳氢料R10F的加氢转化物或碳氢料R10F的组分；
固体颗粒原料R10FS，选自下列物料中的一种或几种：
①煤粉；
②塑料粉；
③橡胶粉；
④煤加氢直接液化反应过程RU掺炼的其它碳氢粉料。
10.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
在加氢直接液化反应过程RU，加工碳氢粉料R10F，存在的固体选自下列中的1种或几种：
①煤粉；
②催化剂固体颗粒；
③硫磺粉；
④烃油结焦物载体半焦颗粒；
⑤塑料粉；
⑥橡胶粉；
⑦碳氢粉料加氢直接液化反应过程RU需要输入的其它固体粉料。
11.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化反应过程R10包含煤加氢直接液化反应过程，选自下列类型中的一种或几种：
①使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程；
②不使用供氢溶剂的煤加氢直接液化反应过程；
③使用供氢溶剂的煤与油联合加氢热裂化反应过程；
④不使用供氢溶剂的煤与油联合加氢热裂化反应过程；
⑤煤临氢热溶液化过程。
12.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器XR10E的工作方式选自下列中的1种或几种：
①悬浮床反应器即浆态床反应器；
②沸腾床反应器；
③悬浮床和沸腾床组合式反应器；
④微膨胀床。
13.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
在碳氢料加氢热裂化反应过程R10，使用的碳氢粉料加氢直接液化反应器X10E的工作方式，选自下列中的1种或几种：
选项1，液料与气料采用纯逆流工作方式的逆流反应器；
选项2，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床反应器；
选项3，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的悬浮床反应器；
选项4，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项5，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的悬浮床反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项6，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项7，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的悬浮床反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项8，反应器XR10E，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的沸腾床反应器系统；
选项9，反应器XR10E，顶部设置集液杯排出液料产物经过专用送料泵向下游输送液料产物，不设置液料产物强制循环的悬浮床反应器系统；
选项10，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器；
选项11，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，循环泵输送循环液的同时，向下游输送液料产物；
选项12，反应器XR10E，顶部设置集液杯的收集液通过循环泵加压后强制循环返回反应器XR10E原料进口的沸腾床与沸腾床的组合式反应器，同时收集杯排出的其它收集液经过其它专用送料泵向下游输送液料产物；
选项13，设置内部导流筒的中心上流四周下流型的悬浮床反应器系统；
选项14，设置内部导流筒的中心下流四周上流型的悬浮床反应器系统；
选项15，空筒鼓泡床悬浮床反应器系统；
选项16，使用反应器外置循环管，形成反应器上部反应区液相下流返回反应器下部反应区的器外环流。
14.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，所述重油指的是主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃油；重油加氢热裂化反应过程R10使的用固体颗粒物原料R10FS，选自下列中的1种或几种：
①催化剂颗粒；
②反应生焦的携带剂颗粒；
③铁锈颗粒；
④无机物颗粒；
⑤原料油携带的灰分固体颗粒；
⑥来自烃类热缩合过程的产物固体颗粒；
⑦来自页岩的固体颗粒；
⑧来自油砂的固体颗粒；
⑨其它存在于加氢反应产物中的颗粒。
15.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，所述重油指的是主要由常规沸点高于350℃的烃组分组成的烃油；重油加氢热裂化反应过程R10使的用固体颗粒物原料R10FS，选自下列中的1种或几种：
①固体颗粒物原料R10FS包括加氢催化剂R10C；加氢催化剂R10C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；
②固体颗粒物原料R10FS包括加氢催化剂R10C；加氢催化剂R10C是含金属钼的催化剂，所述加氢催化剂R10C的添加物为钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物，加氢热裂化反应过程R10中催化剂粒子直径为10纳米～100微米的颗粒；
③固体颗粒物原料R10FS包括加氢催化剂R10C；加氢催化剂R10C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∶1000至10∶1；所述高活性组分为钼的油溶性盐类化合物或水溶性盐类化合物或其混合物；所述低活性组分为氧化铁矿石或硫化铁矿石，其中矿石中铁含量不低于40wt％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；加氢热裂化反应过程R10中催化剂粒子直径为1～100μm的颗粒；
④固体颗粒物原料R10FS包括反应生焦携带剂；反应生焦的携带剂颗粒，为主要由碳组分组成的固体颗粒；
⑤固体颗粒物原料R10FS包括反应生焦携带剂；反应生焦的携带剂颗粒，为主要由碳组分组成的固体颗粒，其粒子直径为10纳米～100微米的颗粒。
16.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，所述重油R10FL的组成主要由常规沸点高于350℃烃类组成的物料，可能含有固体；
碳氢料加氢热裂化反应过程R10同时加工含烃物料R109F，含烃物料R109F选自下列烃组成中的一种或几种：
①主要由常规沸点高于350℃烃类组成的物料，可能含有固体；
②主要由常规沸点高于480℃烃类组成的物料，可能含有固体；
③主要由常规沸点高于510℃烃类组成的物料，可能含有固体；
④主要由常规沸点高于540℃烃类组成的物料，可能含有固体；
⑤主要由常规沸点高于565℃烃类组成的物料，可能含有固体。
17.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，所述重油R10FL的热裂化率，选自下列中的一种或几种：
①为15～97重量％；
②为55～93重量％；
③为70～90重量％；
④为75～80重量％。
18.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，使用供氢烃物流DS，操作方式选自下列中的一种或几种：
①供氢烃物流DS的芳碳率为0.3～0.65；
②供氢溶剂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；
③供氢溶剂DS的重量流率DS-W与重油R10FL中的常规沸点高于530℃的烃类HDC的重量流率的比值为剂油比K600，K600＝(DS-W)/(HDC-W)，K600为0.10～1.5。
19.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化反应过程R10是重油加氢热裂化反应过程，操作条件选自下列中的一种：
①加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：反应温度为400～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm3/t，催化剂添加量为重油FD重量的0.001～5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，反应停留时间为0.1～5小时，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.07～0.50；
②加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：反应温度为380～480℃、反应器压力为6～30MPa，气液体积比为100～1500Nm3/t，反应过程总体烃类进料中的供氢烃重量比例为0.20～0.80；
③加氢热裂化反应过程R10的反应空间的液相中，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，加氢催化剂为0.0001～100μm的粉状颗粒；
加氢热裂化反应过程R10的操作条件为：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。
20.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
碳氢料加氢热裂化反应过程R10是煤加氢直接液化反应过程，操作方式选自下列中的一种或几种：
①煤粉的液化率为85～98％；
②碳氢料加氢热裂化反应过程R10同时掺炼重油，重油的加氢热裂化转化率大于85％；
③煤加氢直接液化反应过程的操作条件为：反应温度为400～485℃，反应器压力为6～30MPa，气相氢气体积浓度50～95％，气液体积比为200～1500NL/kg，液化催化剂添加量为干煤粉重量的0.1～3质量％，含可释放性硫的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，煤浆固体浓度为10～60质量％，反应停留时间TA为0.3～5小时；
④使用的煤加氢直接液化催化剂，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％，煤加氢直接液化催化剂水含量低于2wt％；煤加氢直接液化催化剂粒子直径为1～100μm的粉状颗粒；
⑤使用的煤加氢直接液化催化剂，是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；
⑥进入煤加氢直接液化反应过程R10的烃油至少一部分为供氢溶剂DS，供氢溶剂DS的至少一部分作为配制煤浆的溶剂使用；
供氢溶剂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；
供氢溶剂DS的重量流率DS-W与煤粉SF的重量流率SF-W的比值为剂煤比K100，K100＝(DS-W)/(SF-W)，K100为0.35～2.0。
21.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
第二烃料2F，选自下列物料中的一种或几种：
①低温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
②中温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
③高温煤焦油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
④煤加氢直接液化反应过程所得煤液化油或其馏分油，煤加氢直接液化反应过程选自煤加氢直接液化过程或煤油共炼加氢反应过程；
⑤页岩油或其馏分油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑥乙烯裂解焦油；
⑦石油基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑧石油砂基重油或其热加工过程所得油品，热加工过程是重油焦化过程或重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；
⑨其它胶质、沥青质总重量含量高于30重量％、残炭量高于15重量％的至少包含一部分常规沸点高于530℃的渣油组分的烃油。
22.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
第二烃料2F，其烃类组成选自下列烃组成中的一种或几种：
①常规沸点低于350℃的烃组分含量为15～70重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为30～85重量％；
②常规沸点低于350℃的烃组分含量为25～60重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为40～75重量％；
③常规沸点低于350℃的烃组分含量为35～50重量％，常规沸点高于350℃的烃组分含量为50～65重量％。
23.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
第二烃料2F中的常规沸点高于530℃的烃类，其残炭值为15～65％。
24.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
反应过程R10的液态原料R10FL中的常规沸点高于530℃的烃类，其残炭值为20～60％。
25.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
反应过程R10为重油加氢热裂化反应过程，加氢反应产物R10P中烃组分的组成选自下列烃组成中的一种或几种：
①常规沸点低于530℃的烃组分含量为50～99重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为1～50重量％；
②常规沸点低于530℃的烃组分含量为70～90重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为10～30重量％。
26.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
联合分离过程UFRAC，基于2F的物料作为冷物流回收待油气1F-FLASH-V的分馏过程的热物流中的热能，工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①基于2F的物料作为冷物流回收油气1F-FLASH-V的分馏过程的温度为200～450℃的热物流中的热能；
②基于2F的物料作为冷物流回收油气1F-FLASH-V的分馏过程的温度为250～400℃的热物流中的热能；
③基于2F的物料作为冷物流回收油气1F-FLASH-V的分馏过程的温度为300～380℃的热物流中的热能。
27.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
反应过程R10为重油加氢热裂化反应过程，待分离油1F含有基于加氢催化剂R10C的固体颗粒；
联合分离过程UFRAC，在分离步骤P90，来自2F的闪蒸烃汽的深度升温气作为载热气P90-VF，与基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF混合得到混合物料SK30，混合物料SK30分离为气体SK30-V和浓缩渣油SK-30L，浓缩渣油SK-30L中的固体重量含量高于渣油1F-FLASH-VR中的固体重量含量，浓缩渣油SK-30L中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；气体SK30-V中的烃类重量流量高于载热气P90-VF中的烃类重量流量，分离步骤P90的工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①分离步骤P90设置1次强制混合、分离过程；
在第一分离步骤P901，渣油1F-FLASH-VR和第一载热气P90-VF-01进行强制混合后分离为第一气体SK30-V-01和第一浓缩渣油SK-30L-01，第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；第一浓缩渣油SK-30L-01用作外排含固油渣；
②分离步骤P90设置2次串联强制混合、分离过程P901、P902；
在第一分离步骤P901，渣油1F-FLASH-VR和第一载热气P90-VF-01进行强制混合后分离为第一气体SK30-V-01和第一浓缩渣油SK-30L-01，第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；
在第二分离步骤P902，第一浓缩渣油SK-30L-01和第二载热气P90-VF-02进行强制混合后分离为第二气体SK30-V-02和第二浓缩渣油SK-30L-02，第二浓缩渣油SK-30L-02中的烃类重量流量低于第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量；第二浓缩渣油SK-30L-02用作外排含固油渣；
③分离步骤P90设置3次串联强制混合、分离过程P901、P902、P903；
在第一分离步骤P901，渣油1F-FLASH-VR和第一载热气P90-VF-01进行强制混合后分离为第一气体SK30-V-01和第一浓缩渣油SK-30L-01，第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；
在第二分离步骤P902，第一浓缩渣油SK-30L-01和第二载热气P90-VF-02进行强制混合后分离为第二气体SK30-V-02和第二浓缩渣油SK-30L-02，第二浓缩渣油SK-30L-02中的烃类重量流量低于第一浓缩渣油SK-30L-01中的烃类重量流量；
在第三分离步骤P903，第二浓缩渣油SK-30L-02和第三载热气P90-VF-03进行强制混合后分离为第三气体SK30-V-03和第三浓缩渣油SK-30L-03，第三浓缩渣油SK-30L-03中的烃类重量流量低于第二浓缩渣油SK-30L-02中的烃类重量流量；第三浓缩渣油SK-30L-03用作外排含固油渣；
④基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF，是渣油1F-FLASH-VR；
⑤基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF，是渣油1F-FLASH-VR的减压分离过程1F-FLASH-VR-VT得到的脱低沸点渣油组分烃的重质渣油1F-FLASH-VR-VT-L；
在减压分离过程1F-FLASH-VR-VT，渣油1F-FLASH-VR分离为蒸汽1F-FLASH-VR-VT-V和重质渣油1F-FLASH-VR-VT-L；
回收蒸汽1F-FLASH-VR-VT-V。
28.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
反应过程R10为重油加氢热裂化反应过程，待分离油1F含有基于加氢催化剂R10C的固体颗粒；
在联合分离过程UFRAC，在分离步骤P90，来自2F的闪蒸烃汽的深度升温气作为载热气P90-VF，与基于渣油1F-FLASH-VR的含固含渣油物料P90-LSF混合得到混合物料SK30，混合物料SK30分离为气体SK30-V和浓缩渣油SK-30L，浓缩渣油SK-30L中的固体重量含量高于渣油1F-FLASH-VR中的固体重量含量，浓缩渣油SK-30L中的烃类重量流量低于渣油1F-FLASH-VR中的烃类重量流量；气体SK30-V中的烃类重量流量高于载热气P90-VF中的烃类重量流量，气体SK30-V的后续工作方式选自下列方式中的一种或几种：
①气体SK30-V进入独立的分离回收系统，得到的渣油去加氢热裂化反应过程R10参与反应；
②气体SK30-V进入分离待分离油1F物流的减压蒸馏塔中联合回收；
③气体SK30-V进入分离第二烃料2F的减压蒸馏塔中联合回收。
29.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
联合分离过程UFRAC的工作方式，选自下列方式的一种或几种：
①基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
基于油气1F-FLASH-V的物流，与基于第二液料2FL的物流混合分离；
②基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；第二蒸汽2FV再升温成为载热气T2FV；
基于油气1F-FLASH-V的物流，与基于基于第二液料2FL混合分离；
渣油1F-FLASH-VR，与载热气T2FV的物流混合分离；
③基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于第一蒸汽1FV的物流与基于2F的物流混合分离；
④基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于第一蒸汽1FV的物流，与基于第二液料2FL的物流混合分离；
⑤基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于第一蒸汽1FV的物流，与基于第二液料2FL的物流混合分离；
⑥基于2F的物流和升温后的基于油气1F-FLASH-V的物流混合后联合分离；
基于油气1F-FLASH-V的物流加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL的工作方式，选自下列物料的一种或几种：
①油气1F-FLASH-V加热后分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
②油气1F-FLASH-V预热后分离为预热蒸汽01FV和预热液料01FL；
预热蒸汽01FV再升温成为载热气T01FV；
载热气T01FV与预热液料01FL混合后，分离为第一蒸汽1FV和第一液料1FL；
基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL的工作方式，选自下列物料的一种或几种：
①基于2F的物流加热后分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL；
②基于2F的物流预热后分离为预热蒸汽02FV和预热液料02FL；
预热蒸汽02FV再升温成为载热气T02FV；
载热气T02FV与预热液料02FL混合后，分离为第二蒸汽2FV和第二液料2FL。
30.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(3)在联合分离过程UFRAC，联合分离油气1F-FLASH-V、第二烃料2F，共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备。
31.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(2)分离过程1F-FLASH，工作方式选自下列类型中的一种或几种：
①分离过程1F-FLASH为闪蒸过程，使用闪蒸罐或闪蒸塔；
②分离过程1F-FLASH为设置气体脱尘洗涤段的分离过程，来自待分离油1F的气相通过脱尘洗涤段成为油气1F-FLASH-V，至少一部分油气油气1F-FLASH-V中的固体进入富固体洗涤液中，使用闪蒸罐或闪蒸塔。
32.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(2)在分离过程1F-FRAC-B，分离加氢反应产物R10P得到高温态的含蜡油组分、含渣油组分的待分离油1F；
在分离过程1F-FLASH，待分离油1F分离为主要由常规沸点大于530℃的烃组分组成的渣油1F-FLASH-VR和含蜡油组分油气1F-FLASH-V；
反应待分离油1F，选自下列物料中的一种或几种：
①在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L；
在加热部分TLPS-L-DT，基于热低分油TLPS-L的物料TLPS-L-X吸热提高焓值成为增焓物料TLPS-L-X-DT；
至少一部分增焓物料TLPS-L-X-DT，用作待分离油1F；
②在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L；
在加热部分TLPS-L-DT，基于热低分油TLPS-L的物料TLPS-L-X吸热提高焓值成为增焓物料TLPS-L-X-DT；
在分离部分MS，分离增焓物料TLPS-L-X-DT得到闪蒸汽MS-V和可能含固体的闪蒸油MS-L；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收，使用冷凝冷却步骤或使用分馏塔系统；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收，该冷却回收的排放气进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔的抽空系统中；
闪蒸汽MS-V，可能进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔中联合回收；
在加热部分MS-L-DT，闪蒸油MS-L吸热提高焓值成为增焓闪蒸油MS-L-DT；
至少一部分增焓闪蒸油MS-L-DT，用作待分离油1F；
③在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
在热低压分离部分TLPS，分离热高分油THPS-L得到热低分气TLPS-V和可能含固体的热低分油TLPS-L；
在加热部分TLPS-L-DT，基于热低分油TLPS-L的物料TLPS-L-X吸热提高焓值成为增焓物料TLPS-L-X-DT；
在分离部分MS，分离增焓物料TLPS-L-X-DT得到闪蒸汽MS-V和可能含固体的闪蒸油MS-L；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收；
闪蒸汽MS-V，可能独立冷却回收，该冷却回收的排放气进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔的抽空系统中；
闪蒸汽MS-V，可能进入联合分离过程UFRAC使用的减压塔中联合回收；
在机械分离过程XSX0，含反应过程R10使用的分散型颗粒催化剂R10C的闪蒸油MS-L，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；
至少一部分基于富催化剂物料KSX的物流，返回反应过程R10的起始位置或中间位置进行加氢热裂化反应；
在加热部分MS-L-DT，可能含气相的贫催化剂液料XSX0-F-LP吸热提高焓值成为增焓贫催化剂液料XSX0-F-LP-DT；
至少一部分增焓贫催化剂液料XSX0-F-LP-DT，用作待分离油1F；
在机械分离过程XSX0，分离效果可能为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；
在机械分离过程XSX0，分离效果可能为实现分散型颗粒催化剂R10C的过滤，过滤收集的分散型颗粒催化剂R10C存在于富催化剂物料KSX中，过滤工作方法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。
33.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
(1)反应过程R10，加工碳氢料R10F之外，联合加工的物料R107F，选自下列中的一种或几种：
选择1，富含双环芳烃或多环芳烃的含烃物料；
选择1，富含供氢烃的含烃物料；
选择3，富含供氢烃的含烃物料，是基于烃物料R70F的加氢改性反应过程R70的反应产物R70P的含供氢烃的物料R70P-W；
在加氢改性反应过程R70，富含双环芳烃或多环芳烃的烃物料R70F发生至少一部分芳烃部分加氢饱和反应，生成至少一部分供氢烃；
物流R70P-W，选自下列物流的一种或几种：
①加氢反应产物R70P用作物流R70P-W；
②加氢反应产物R70P进入热高压分离过程R70P-HS分离为热高分油R70P-HSO和热高分气R70P-HSV，至少一部分热高分油R70P-HSO用作物流R70P-W；
③加氢反应产物R70P进入热高压分离过程R70P-HS分离为热高分油R70P-HSO和热高分气R70P-HSV，至少一部分热高分油R70P-HSO降压、脱气后所得液体R70P-HSOA用作物流R70P-W；
④分离加氢反应产物R70P得到加氢生成油R70P-WPO和富氢气体；在加氢生成油R70P-WPO分馏部分，分离加氢生成油R70P-WPO得到富含供氢烃组分的物流，至少一部分富含供氢烃组分的物流用作物流R70P-W；
⑤分离加氢反应产物R70P得到加氢生成油R70P-WPO和富氢气体；在加氢生成油R70P-WPO分馏部分，分离加氢生成油R70P-WPO得到主要由常规沸点为大于350℃的富含供氢烃组分的物流用作物流R70P-W。
34.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
在分离过程1F-FRAC-B，在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
分离热高分油THPS-L得到含轻质烃的物料THPS-L-ML；
在联合分离过程UFRAC，得到馏出油UFRAC-MO；
热高分气THPS-V中的烃类、物料THPS-L-ML、馏出油UFRAC-MO，其中的2种或多种物料在加氢改质反应过程HP66联合进行加氢改质。
35.根据权利要求1所述方法，其特征在于：
在分离过程1F-FRAC-B，在热高压分离部分THPS，分离加氢反应产物R10P得到热高分气THPS-V和可能含固体的热高分油THPS-L；
分离热高分油THPS-L得到含轻质烃的物料THPS-L-ML；
在联合分离过程UFRAC，得到馏出油UFRAC-MO；
热高分气THPS-V中的烃类、物料THPS-L-ML、馏出油UFRAC-MO，其中的2种或多种物料在加氢改质反应过程HP66联合进行加氢改质，工作方式选自下列中的一种或几种：
选择1，可能有来自热高分气THPS-V的氢气，进入加氢改质反应过程HP66；
选择2，可能有来自加氢改质反应过程HP66的氢气，进入反应过程R10。
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Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN113061466A (zh) * 2021-02-04 2021-07-02 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 尾液循环碳氢料上流式加氢热裂化生成油的组合蒸馏方法

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2000273467A (ja) * 1998-10-30 2000-10-03 Jgc Corp ガスタ−ビン燃料油及びその製造方法並びに発電方法
CN102585897A (zh) * 2012-01-12 2012-07-18 何巨堂 一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法
CN105694971A (zh) * 2016-01-06 2016-06-22 何巨堂 一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法
CN108277035A (zh) * 2017-01-06 2018-07-13 何巨堂 一种碳氢料加氢反应三相产物的热高压分馏方法和设备
CN108531217A (zh) * 2017-03-01 2018-09-14 何巨堂 导液降温式碳氢料加氢反应器三相产物的分离方法

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2000273467A (ja) * 1998-10-30 2000-10-03 Jgc Corp ガスタ−ビン燃料油及びその製造方法並びに発電方法
CN102585897A (zh) * 2012-01-12 2012-07-18 何巨堂 一种使用供氢烃的低氢含量重油的加氢轻质化方法
CN105694971A (zh) * 2016-01-06 2016-06-22 何巨堂 一种原料油和生成油组合分馏的高芳烃加氢热裂化方法
CN108277035A (zh) * 2017-01-06 2018-07-13 何巨堂 一种碳氢料加氢反应三相产物的热高压分馏方法和设备
CN108531217A (zh) * 2017-03-01 2018-09-14 何巨堂 导液降温式碳氢料加氢反应器三相产物的分离方法

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN113061466A (zh) * 2021-02-04 2021-07-02 洛阳瑞华新能源技术发展有限公司 尾液循环碳氢料上流式加氢热裂化生成油的组合蒸馏方法

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