CN117946722A

CN117946722A - 一种减压分馏过程的重质过汽化油分离方法

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Publication number: CN117946722A
Application number: CN202410233806.9A
Authority: CN
Inventors: 何艺帆; 王嘉恺; 马策旻; 刘湘扬; 何巨堂
Original assignee: Luoyang Ruihua New Energy Technology Development Co ltd
Current assignee: Luoyang Ruihua New Energy Technology Development Co ltd
Priority date: 2024-03-01
Filing date: 2024-03-01
Publication date: 2024-04-30

Abstract

一种减压分馏过程的重质过汽化油分离方法，适用于自碳氢料加氢反应过程R10如渣油悬浮床加氢裂化的减压分馏过程的含重蜡油和渣油组分的过汽化油制取蜡油的精馏法分离过程U10，过汽化油进入负压操作的闪蒸过程S10分离为闪蒸汽S10‑V、闪蒸液S10‑L，最终分离回收闪蒸汽S10‑V中的至少部分重蜡油作为蜡油产品，可设置几路干点不同的窄馏分重蜡油，高沸程、小流率的重蜡油作为“探针物流”进入中间储罐确认质量合格后用作蜡油产品，否则回炼并调整操作；可降低循环反应重蜡油流率避免低效率反应，可提高R10反应进料的渣油组分比率从而提高R10的渣油负荷率和/或渣油转化率；对煤直接液化装置可提高液化油收率。

Description

一种减压分馏过程的重质过汽化油分离方法

技术领域

本发明涉及一种减压分馏过程的重质过汽化油分离方法，适用碳氢料加氢热高分油的减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10制取蜡油的精馏法分离过程U10，可提高蜡油收率、降低减压分馏底油收率、降低循环反应重蜡油流率，最终实现提高总馏出油收率和/或提高加氢反应过程效率之目的，且利于主减压分馏塔的平稳操作。

背景技术

本发明所述碳氢料加氢反应过程R10，选自煤加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程和/或渣油沸腾床加氢裂化反应过程中的一种或几种；

本发明所述减压分馏过程VD30的重质过汽化油F10，指的是任意的减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10，它是减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的主进料VD30—F的闪蒸汽的分馏过程排出的沸程最高的一路或几路含重蜡油和渣油组分的烃油。

本发明所述减压分馏过程的重质过汽化油F10，主要是指煤加氢直接液化和/或渣油悬浮床加氢裂化和/或渣油沸腾床加氢裂化等反应过程R10的反应流出物R10P的热高分油的减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10，当然，也可以是任意其它的烃油减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10，比如石油基烃油、页岩油基烃油、油砂油基烃油、煤焦油基烃油的减压分馏过程VD30的过汽化油F10。

本发明所述减压分馏过程VD30的重质过汽化油F10分离过程U10，指的是利用烃组分沸点差，自重质过汽化油F10中分离出重质蜡油的至少包含闪蒸步骤、通常包含分馏步骤的分离过程。

本发明所述底油，指的是闪蒸、分馏步骤后不蒸发烃油组分组成的烃液。

中国神华鄂尔多斯煤制油分公司拥有世界唯一的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置，煤悬浮床加氢直接液化反应过程R10的反应流出物R10P的热高分油的分离过程使用一台常压分馏塔、一台减压分馏塔进料加热炉、一台减压分馏塔，相关设计操作条件的信息见文献A01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》(出版时间2015年02月)，流程描述见212页至214页，操作条件见226页至231页；②检索用图书编码：ISBN编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社。

表1为神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的减压分馏塔进料加热炉F-302的主要操作参数，表2为神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的减压分馏塔C-302主要操作条件表，均来自文献A01。

以下基于中国神华鄂尔多斯煤制油分公司100万吨/年煤加氢直接液化装置的热高分油的减压分馏塔C-302的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的分离回收过程描述本发明。

根据文献A01记载，常压塔底的油煤浆被塔底泵P-307A/B/C抽出，进入减压分馏塔进料加热炉F-302加热到406℃后进入减压分馏塔C-302。设立减压分馏塔C-302的主要目的是实现减压下的液固分离，保证塔底固体物含量达到50重量％，并尽量防止“污染物”(固体粉尘、残炭物、沥青质)被携带到减压侧线馏分油中。减压分馏塔C-302设三个侧线。第一侧线为轻减压瓦斯油(LVGO)，在154.5℃下被泵P-310A/B抽出，部分在空冷器A-303冷至54℃，再经流控FIC-5002并在过滤器103-S-302A/B过滤后返回减压分馏塔C-302作为顶回流，余下的LVGO则经流控FIC-5001(与LIC-4802串级调节)去T-STAR装置进料总管。第二侧线为重减压瓦斯油(HVGO)，在276.8℃下被泵P-311A/B抽出，部分在蒸汽发生器E-306换热，用温度控制器TIC-5103调节温度在190℃下经流控FIC-5201和过滤器S-304A/B过滤后作为中段回流返回减压分馏塔C-302，余下的HVGO则经流控FIC-5102(与LIC-4804串级调节)去T-STAR装置进料总管。另从HVGO抽出泵P-31lA/B分出一股油(流率78487kg/h)，流经过滤器S-304A/B后分成三股，分别经流控FIC-4802、FIC-4803、FIC-4804作为洗涤油返回减压分馏塔C-302下段。第三侧线为过汽化油，在305℃下被泵P-312A/B抽出，一部分流率约为37500kg/h通过流控阀FIC-5103返回减压分馏塔C-302进料加热炉前进行取热后再返回减压分馏塔C-302底加热，另一部分通过流控FIC-5104返回第三侧线集油箱循环。减压分馏塔设有三级抽真空系统，保持塔顶压力在2kPa(a)以下。减顶油被泵P-309A/B从减顶分液罐D-302抽出，经液控LIC-4904调节送去与常顶轻液化油汇合也作为T-STAR装置的进料。减顶分液罐D-302与常顶分液罐D-301分出的冷凝水被泵P-302A/B抽出后一起返回注水罐D-208作为注水回用。为防止塔底固体物沉积和结焦，减压分馏塔C-302也设计成锥形底。减压分馏塔C-302底含有50％固体的减渣被减压分馏塔底泵P-315A/B/C抽出，在泵出口引出一股去减压分馏塔的循环渣油，达到对塔底油进行搅拌的作用，也可经油渣成型装置大循环后返回减压分馏塔C-302。其余减渣则通过油渣成型装置处理。若渣油成型装置不开工或出现故障时，通过与溶剂混合的减压油浆混兑泵P-424A/B经混合降温稀释后去罐区的含固重污油罐。

表1神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的减压分馏塔进料加热炉F-302的主要操作参数

表2神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的减压分馏塔C-302的主要操作条件表

关于神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的减压分馏塔C-302系统的实际运行状况(主要指减压分馏塔C-302残渣操作温度、轻质渣油组分回收率)，在文献A02《石油和化工设备》2015年第18卷第8期的第32页至35页刊载的作者为张洪伟的文章“减压分馏技术在煤直接液化装置的应用”中，也给出了描述，其中第32页关于“减压分馏塔C-302塔底温度增加36℃使减压分馏塔C-302馏出油收率增加4％”的描述，大约减压分馏塔C-302塔底温度增加10℃可使减压分馏塔C-302馏出油收率增加1重量％(对煤液化油总产品流率，约1.08万吨/年)，因此，提高减压分馏塔C-302塔底温度可以有效提高减压分馏塔C-302馏出油收率。或者说，如果能够采用其它热裂化、热缩合反应更低的方式提高减压分馏塔C-302馏出油收率1重量％(对煤液化油总产品流率，约1.08万吨/年)，则可以降低减压分馏塔C-302塔底温度增加10℃，可大幅度降低减压分馏塔进料加热炉F-302的出口温度，从而降低减压分馏塔进料加热炉F-302炉管的结焦速度、降低减压分馏塔C-302的主进料闪蒸段和洗涤段、塔底汽提段的结焦速度，并降低减压分馏塔进料加热炉F-302炉管内和减压分馏塔C-302内的热裂化造气反应速度，减少减压分馏过程VD30的塔顶抽真空系统的不凝气负荷并降低抽真空动力消耗量。

根据文献A01记载，第三侧线为过汽化油F10，在305℃下被泵P-312A/B抽出分为2路，第一路第三侧线油通过流控FIC-5104返回第三侧线集油箱循环缓冲用，第二路第三侧线油(流率约为37500kg/h)通过流控阀FIC-5103返回减压分馏塔C-302进料加热炉F-302前注入加热炉F-302主进料(常压塔底的油煤浆)中进行取热后再返回减压分馏塔C-302底，也就是流率约为37500kg/h的外排过汽化油F10，返回减压分馏塔进料加热炉F-302前，首先与370.7℃的常压塔底的油煤浆混合，然后随常压塔底的油煤浆在压塔进料加热炉F-302的炉管内被加热至407℃后，返回减压分馏塔C-302底部的进料闪蒸段闪蒸为循环过汽化油气相和循环过汽化油液相，包含循环过汽化油液相、常压塔底的油煤浆闪蒸液相的总体闪蒸后液料，下降经过水蒸气汽提段分离为进入塔底汽提段排气中的提后汽和进入减压分馏塔C-302塔底液化残渣中的提后液，包含循环过汽化油气相、常压塔底的油煤浆闪蒸气相、塔底汽提段排气的总体气相进入减压分馏塔C-302进料口以上的精馏段，在上行过程中依次经过洗涤段、第二侧线抽出上部的塔段、第一侧线抽出上部的冷却塔段，在洗涤段气相中的重质烃冷凝产生的循环过汽化油F10，排出减压分馏塔C-302第三侧线抽出口。

对于煤加氢直接液化工程而言，液化油品总收率是一个关键的经济性指标，然而，文献A01记载的煤加氢直接液化反应过程R10反应流出物R10P的热高分油的减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的回收方式存在重大技术缺陷，它实质上是借鉴常规的原油减压分馏过程方法、延迟焦化主分馏塔的洗涤段方法形成的技术移植和组合，没有充分结合煤加氢直接液化反应过程R10反应流出物R10P的热高分油的减压分馏过程VD30的差异性特点，因此过汽化油F10中的重蜡油难以高收率回收，最终导致液化油品收率被认为降低了。

记载延迟焦化技术的一个文献A03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A03《延迟焦化工艺与工程》的474页至477页，记载了典型的延迟焦化主分馏塔以及主分馏塔洗涤段技术特点。

相对于常规的原油减压分馏过程存在的“污染物”以沥青质为主、固体粉尘(煤粉、焦粉、软焦)含量极低或没有，其蜡油与渣油的分离几乎是单纯的烃类分离，煤加氢直接液化、渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化等类似过程的热高分油存在的“污染物”“污染物”除沥青质以外还有大量的固体粉尘(煤粉、焦粉、软焦)、并且渣油组分的极性更强、发泡性更强，其减压分馏过程VD30的分馏目标具有以下相同以及不同特征(差异性特征)，从而规定了减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的分馏过程的不同特征，也规定了自含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10中制取蜡油的分馏过程的下述特点，从而规定了本发明方法的基本特征：

①减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的分馏分离，因为馏出油与分馏底油的实沸点分界沸点介于常压实沸点490～530℃范围，为了提高重蜡油蒸发率、降低蒸发温度、抑制烃类的热裂化反应和热缩合反应，必然要求使用深度负压条件，塔顶压力通常为-0.090～-0.098MPaG的深度负压条件，这一点是符合常规经验的；

②减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的组成特征之一是，在狭窄的馏程范围内集中了大量的分馏过程的轻关键组分、重关键组分，馏出油重蜡油与分馏底油轻渣油之间的沸程差很小，因此，分馏的方式必然是要求精密分馏，即要求使用较多的理论板和或较高的液体回流比，来实现清晰分离；精馏法分离过程U10的精馏段的传质段，需要数量足够多的理论版数，通常为10～50块，一般为15～35块；

这一点，文献A01记载的减压分馏塔无法实现或极难实现；

③减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的组成特征之一是，在狭窄的馏程范围内集中了大量的分馏过程的轻关键组分、重关键组分，因此，在精馏法分离过程U10，为了降低产品沸程重叠度、提高重蜡油拔出率，要求使用较高的液体回流比，来实现清晰分离；具体的回流比根据具体分离目标确定，精馏法分离过程U10的精馏段的塔内传质段的重量回流比通常为0.4～5、一般为0.8～2；

这一点，文献A01记载的减压分馏塔无法实现或极难实现；

④精馏法分离过程U10，为了深拔重蜡油，需要提供充分的蒸发热，为了防止加热过程的终端温度过高(通常希望加热过程的终端温度低于390℃、一般介于370～385℃)发生过度的热裂化反应、热缩合反应，在取热负荷一定条件下，通常通过循环精馏法分离过程U10底油和/或精馏法分离过程U10进料闪蒸油，增加热载体流率来降低加热过程温差(即降低加热过程的终端温度)，可灵活调整循环热载体流率提供不同的供热量；

这一点，与文献A01记载的加热方式不同，文献A01记载的加热方式的加热过程的终端温度为407℃；

⑤精馏法分离过程U10，气体水蒸汽的使用

精馏法分离过程U10的闪蒸过程、提馏段，通常设置水蒸汽汽提段，以实现深度蒸发

精馏法分离过程U10，原料油F10进入负压操作的分馏过程之前的加热过程，通常混入防结焦水蒸汽或减压用水蒸汽；

这一点，与文献A01记载的使用水蒸汽相同；，

⑥精馏法分离过程U10的抽真空系统，可以与减压分馏过程VD30的抽空系统联合设置

比如精馏法分离过程U10的三级抽空系统的第一级的吸气口，与减压分馏过程VD30的三级抽空系统的第一级的吸气口连接在同一组抽空器的入口，即精馏法分离过程U10的减压分馏塔塔顶压力与减压分馏过程VD30的减压分馏塔塔顶压力相同；

或者可以是，比如精馏法分离过程U10的三级抽空系统的第一级抽空系统独立设置，减压分馏过程VD30的三级抽空系统的第一级抽空系统独立设置；精馏法分离过程U10的三级抽空系统的第二级的吸气口，与减压分馏过程VD30的三级抽空系统的第二级的吸气口连接在同一组抽空器的入口，即精馏法分离过程U10的减压分馏塔塔顶压力与减压分馏过程VD30的减压分馏塔塔顶压力不相同；

⑦灵活的侧线抽出操作方式

精馏法分离过程U10的精馏段的传质段，设置数量足够多的侧线抽出口，便于布置“探针物流”，便于根据原料油F10的馏程变化机动改变侧线抽出油的抽出口位置；

这一点，与文献A01记载的方式不同，文献A01记载的过汽化油的分馏过程不使用多个馏出油以及“探针物流”，不具备操作灵活性；

⑧分馏过程的制造塔内回流液的取热冷却方式

通常采用塔上部顶回流模式集中冷却，不设置其它塔中段取热器；

这一点，与文献A01记载的方式不同；

⑨精馏法分离过程U10，过汽化油F10加热炉烧焦方式

原料油F10加热炉炉管通常设置部分或全部的备用炉，便于实现不停工在线烧焦，维持精馏法分离过程U10的满负荷连续运行；

这一点，与文献A01记载的方式相同；

⑩操作过程中，1路或几路高沸程蜡油作为“探针物流”使用，“探针物流”首先进入中间储罐，确定其质量合格后作为蜡油产品，如果中间储罐“探针物流”的质量不合格，则调整精馏塔UT10操作使“探针物流”的质量合格，不合格的“探针物流”经回炼后制取合格蜡油产品；

这一点，与文献A01记载的方式不同；

精馏法分离过程U10的精馏段，不需要设置重柴油分馏段、轻蜡油分馏段，因此，精馏法分离过程U10的进料闪蒸段压力可以更低，利于提高重蜡油拔出率或降低闪蒸温度；

这一点，与文献A01记载的方式不同；文献A01中的减压分馏塔如果设置过汽化油F10的多层理论版的精馏段，则减压分馏过程VD30的主进料闪蒸段压力将大幅度升高，原有的操作温度下无法实现原方案、预期的汽化率，馏出油收率将大幅度降低；或者为了保证减压分馏过程VD30的主进料闪蒸段压力大幅度升高条件下，实现预期的汽化率，则操作温度将在原设计操作温度条件下大幅度升高，其后果是：大幅度升高减压分馏塔进料加热炉F-302的出口温度，从而加快减压分馏塔进料加热炉F-302炉管的结焦速度、加快减压分馏塔C-302的主进料闪蒸段和洗涤段、塔底汽提段的结焦速度，并加快减压分馏塔进料加热炉F-302炉管内和减压分馏塔C-302内的热裂化造气反应速度，增加减压分馏过程VD30的塔顶抽真空系统的不凝气负荷并增加抽真空动力消耗量。

关于减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油的分馏方法，与本发明方法相比，一个容易设想的方法是在减压分馏过程VD30本地通过方案变化来完成过汽化油F10的分馏过程，然而实际操作经验和以下理论分析均能够证明，这种操作方式，既不可靠、也不经济、难以实现，在工程上缺乏效率、不具备实用性：

①减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油的组成特征是，不仅在狭窄的馏程范围内集中了大量的分馏过程的轻关键组分、重关键组分，还含有减压分馏过程VD30的进料闪蒸段的上升闪蒸汽夹带的几乎全部“污染物”(固体粉尘、残炭物、沥青质)，因此，在减压分馏过程VD30的减压分馏塔的进料闪蒸段、过汽化段(包括洗涤段)形成了“污染物”分布空间，存在热力学意义上的“污染物”在庞大体积流率气相中的体积熵分布以及液相中的体积熵分布，相对于“污染物”在庞大体积流率气相中的体积熵分布，洗涤段形成的过汽化油属于“污染物”在液相中的浓缩相即形成很小的体积熵分布；

在减压分馏过程VD30的分馏目标中，一个重要的任务是，防止馏出油产品(比如在减压分馏过程VD30的减压分馏塔内与过汽化油最靠近的蜡油侧线产品)中的“污染物”(固体粉尘、残炭物、沥青质)含量超标，其中的煤粉指标、焦粉指标的控制问题是常规原油减压分馏塔不存在的问题，这一点部分地与延迟焦化装置的主分馏塔具有相似性；

本段分析指出，与常规原油减压分馏塔分馏过程不同，减压分馏过程VD30存在“污染物”(固体粉尘、残炭物)的气相分布和液相分布，其严重影响侧线蜡油产品的质量和拔出率；

②与常规原油减压分馏塔分馏过程相比，由于减压分馏过程VD30的原料油含有更多的沥青质和/或煤粉和/或焦粉和/或催化剂粉尘，为了控制减压分馏过程VD30的减压分馏塔内与过汽化油F10最靠近的蜡油侧线产品KP700的“污染物”(固体粉尘、残炭物、沥青质)含量不超标，蜡油侧线产品KP700的分馏干点控制值不得不选取低于纯烃类分馏过程的分馏干点控制值，即损失部分重蜡油，因为重蜡油组分粘度更大、表面张力更大易夹带“污染物”(固体粉尘、残炭物、沥青质)，同时重蜡油组分与轻渣油组分沸点差很小，难以在减压分馏过程VD30的减压分馏塔实现使用多块理论板传质段的精馏，因为使用多块理论板传质段的过汽化油F10精馏过程必然导致压差存在，从而大幅度增加减压分馏过程VD30主进料闪蒸段操作压力，大幅度降低减压分馏过程VD30闪蒸段汽化率，降低蜡油拔出率；而这种结果对减压分馏过程VD30通常是难以接受的；

本段分析指出，与常规原油减压分馏塔分馏过程不同，减压分馏过程VD30因为存在“污染物”(固体粉尘、残炭物)的气相分布和液相分布，其蜡油流出油无法实现理想化回收，为了保证蜡油产品质量稳定，必须损失一部分重蜡油；

③即使强行在减压分馏过程VD30进行含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的深度精馏过程VD10，也必然造成一个与减压分馏过程VD30的进料闪蒸段的上升闪蒸汽共存的庞大空间区域，因为过汽化油F10的精馏过程要求过汽化油F10多次蒸发、多次冷凝，即形成额外新增数量的重沸蒸发汽(携带有“污染组分”)在数量庞大的进料闪蒸段的上升闪蒸汽中的再次分布(也就是被混合稀释)，这一过程必然造成过汽化油F10携带的“污染组分”(固体粉尘、残炭物、沥青质)存在于更为广大的气液接触空间(主要是气相空间)，形成“污染组分”在庞大气相中的体积熵(即被分散为低浓度气相污染物)，从而导致易结焦组分生成更多的热缩合物，热缩合物、易沉积煤粉、焦粉组分得到更多的诱发沉积的表面积(塔内壁表面积、塔盘表面积或塔填料表面积)；

同时，过汽化油F10的深度精馏过程VD10，由于数量庞大的进料闪蒸段的上升闪蒸汽的存在，必然形成极低液气比的液气接触状态，洗涤油液相对气相夹带的“污染组分”的洗涤效果很差；这种现象是“进料闪蒸段的上升闪蒸汽共存”必然造成的；

本段分析指出，强行在减压分馏过程VD30进行含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的深度精馏过程VD10，一方面会降低蜡油拔出率，另一方面会造成更多的结焦和沉积，同时会降低减压分馏过程VD30的主进料的汽化率；

反过来讲，减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的理想分馏过程，需要在一个独立的精馏过程进行，避免被减压分馏过程VD30的进料闪蒸段的上升闪蒸汽混合，并可以形成与抽空系统更短的路径，因为不需要设置进行重柴油组分、轻蜡油组分的分馏传质段故降低了传质段气相压差；

④减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的深度精馏过程VD10，将是一个塔直径庞大、塔盘直径庞大或填料数量庞大的物流过程，投资很高，这种结果是“庞大体积数量的进料闪蒸段的上升闪蒸汽共存”造成的；

⑤供热方式的选择或限制

方式1，无论是何种含重蜡油和渣油组分的过汽化油的精密分馏过程，都需要首先完成过汽化油的至少部分蒸发，需要提供充分的蒸发热，由于该分馏过程是对重蜡油和渣油组分的分馏分离，馏出油的实沸点干点介于常压实沸点490～530℃范围，为了抑制烃类的热裂化热缩合反应，需要控制蒸发温度处于低水平，比如365～400℃范围，在取热负荷一定、闪蒸压力一定的条件下，通常通过循环精馏法分离过程U10底油和/或精馏法分离过程U10进料闪蒸底油，增加热载体流率来降低加热过程温差(即降低加热过程的终端温度)，可灵活调整循环热载体流率提供不同的供热量；

方式2，含重蜡油和渣油组分的过汽化油的精密分馏过程的蒸发热由“减压分馏过程VD30的主进料闪蒸段的上升闪蒸汽”提供，即通过增加减压分馏过程VD30的进料的热焓量来提供，在减压分馏过程VD30进料操作压力一定的条件下，这实质上要求对易于结焦的高沥青质浓度的减压分馏塔进料提高操作温度，一方面会造成更多的热缩合反应导致减压分馏过程VD30的进料加热炉、减压分馏塔闪蒸段、洗涤段结焦速度加快，另一方面会造成更多的热裂化造气反应导致减压分馏过程VD30的塔顶抽真空系统的不凝气负荷增加并消耗更多抽真空动力；

⑥减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10，进入减压分馏过程VD30的提馏段的后果

第一，重蜡油、轻渣油将被减压分馏过程VD30主进料闪蒸油中的渣油组分大比率混合稀释产生混合熵，重蜡油、轻渣油的体积熵将扩大数倍，二次蒸发浓缩过程的能耗代价更大；

第二，重蜡油、轻渣油是减压分馏过程VD30的提馏段潜在的易蒸发组分，二次蒸发将携带提馏段其他“污染物”(固体粉尘、残炭物)浓度更高的渣油中的“污染物”(固体粉尘、残炭物)进入减压分馏过程VD30的过汽化段，增加减压分馏过程VD30过汽化段的“污染物”(固体粉尘、残炭物)数量，从而为减压分馏过程VD30的过汽化段增加分馏负担，需要消耗分馏能耗。

⑦操作控制的灵活性和平稳性

在减压分馏过程VD30的精馏段进行过汽化油F10的深度精馏过程VD10，为了不影响主要蜡油馏出油的质量被污染，只能是增加重蜡油侧线抽出口，由于重蜡油侧线抽出流率很小，比如对于产油100万吨/年的煤加氢直接液化过程，过汽化油F10的深度精馏过程U10蒸发出的重蜡油1.25～2.50t/h即1万吨/年，就相当于液化油总产率提高了1～2重量％，但是对于产油100万吨/年的煤加氢直接液化过程的减压分馏塔，1.25～2.50t/h重蜡油抽出是难以稳定操作的，其质量和流率均会存在大的波动。

⑧短期停工检修的影响范围

在减压分馏过程VD30的精馏段进行过汽化油F10的深度精馏过程VD10，一旦深度精馏过程VD10结焦需要停工检修，必然导致减压分馏过程VD30整体停工；

过汽化油F10在减压分馏过程VD30之外的专用精馏法分离过程U10进行重蜡油组分回收，专用精馏法分离过程U10结焦需要停工检修，不影响减压分馏过程VD30的运转，并且具有将减压分馏过程VD30结焦风险转移至专用精馏法分离过程U10的功能，相当于具有降低减压分馏过程VD30结焦总负荷、降低减压分馏过程VD30结焦处理频次、提高装置开工率和负荷率的功能。

上述分析说明，为了保证或维持减压分馏过程VD30的正常蒸发率、总馏出油收率和馏出油质量、连续运转周期，降低减压分馏过程VD30的主进料加热炉、减压分馏塔内进料闪蒸段、洗涤段等空间的表面区域(塔内壁、塔盘或填料等内件的外侧表面)的结焦、结垢概率，提高或维持操作稳定性、调节灵活性，将减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的深度精馏过程VD10，安排在减压分馏过程VD30之外的专用精馏法分离过程U10进行，是合理的、必要的，具有降低投资、降低能耗、操作灵活、便于控制、便于短期停工检修等多项优点。

将减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的深度精馏过程，安排在减压分馏过程VD30之外的专用的精馏法分离过程U10进行，并不排斥精馏法分离过程U10与减压分馏过程VD30的合理联合，比如，至少可以进行以下方式的联合操作，以简化流程：

①2个减压分馏过程的塔顶减压抽真空系统联合设置；

②精馏法分离过程U10使用的减压分馏塔UT10的通常为含油水蒸气的塔顶排出气体UT10-V，可以进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的气相组成相似的传质段位置，通常，塔顶排出气体UT10-V进入减压分馏塔VDT的位置，远远高于减压分馏塔VDT排出含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的位置，通常减压分馏塔VDT引入精馏法分离过程U10塔顶排出气体UT10-V的位置与减压分馏塔VDT排出过汽化油F10位置二者之间的减压分馏塔VDT内部空间布置有洗涤段、部分精馏传质段；

③精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL，进入减压分馏过程VD30的方式，可选择以下几种方案中的一种或几种：

方案N01，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的主进料闪蒸段与过汽化油F10抽出口之间的空间中，用作气相洗涤油；

方案N02，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入加热炉吸热后进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的主进料闪蒸段的入口上方的空间；

方案N03，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入加热炉吸热后进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的主进料闪蒸段的入口下方的空间；

方案N04，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入减压分馏过程VD30的主进料加热用换热器或加热炉的入口物料中混合后一并加热；

方案N05，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入减压分馏过程VD30的主进料加热用换热中间过程或加热炉加热中间过程的物料中混合后一并加热；

方案N06，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入减压分馏过程VD30的主进料加热用换热器或加热炉的出口物料中混合后一并闪蒸；

方案N07，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的水蒸汽汽提段，与减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的主进料的闪蒸液相接触后被加热一并闪蒸；

方案N08，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的水蒸汽汽提段，与减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的主进料的闪蒸液相接触后一并经过水蒸汽汽提过程进行闪蒸；

方案N09，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT塔底的分馏底油中；

方案N10，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT塔底的分馏底油的用作加氢反应循环物料的物流中；

方案N11，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT塔底的分馏底油的用作外排残渣物料的物流中；

方案N12，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL，单独引入碳氢料加氢反应过程R10的中间位置；

方案N13，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL，单独引入碳氢料加氢反应过程R10反应流出物R10P中或反应流出物R10P的热高分油中或反应流出物R10P的热高分油的降压后物流中或其衍生的含沥青质的物流中；

方案N14，精馏法分离过程U10的分馏底油U10-BL，单独回收处理，比如单独进入加氢反应过程R700处理；

加氢反应过程R700的氢气，使用或不使用基于碳氢料加氢反应过程R10的热高压分离气的含氢气物流；

加氢反应过程R700的反应产物，经过或不经过加工减压分馏过程VD30蜡油产品的加氢反应过程R50的部分或全部反应过程；

方案N15，精馏法分离过程U10分离出的重蜡油U10-VGO，单独回收处理，比如单独进入加氢反应过程R700处理。

方案N16，精馏法分离过程U10分离出的重蜡油U10-VGO，与减压分馏过程VD30的蜡油产品联合处理，比如进入处理减压分馏过程VD30的蜡油产品的加氢反应过程中联合加工。

当本发明的基于闪蒸汽S10-V和/或基于闪蒸液S10-L的物流，进入减压分馏过程VD30与减压分馏过程VD30物料发生混合时，重质过汽化油F10的精馏过程U10与减压分馏过程VD30形成了关系紧密的组合工艺，此时，精馏法分离过程U10及减压分馏塔UT10可以看作是减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的侧线蒸发塔，但是这一侧线蒸发塔的操作模式完全不同于常规的原油减压分馏塔的侧线汽提塔，区别在于：

①精馏法分离过程U10的减压分馏塔UT10的操作压力不受减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10抽出处压力的限制，可以实现减压分馏塔UT10塔顶压力的低压操作，该操作压力可以接近减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的塔顶压力甚至更低；

②精馏法分离过程U10的减压分馏塔UT10是一台以精馏段操作为主的分馏塔，而不是像常规的原油减压分馏塔的侧线汽提塔属于以提馏段操作为主的分馏塔；

③精馏法分离过程U10的减压分馏塔UT10是一台以精馏段操作为主的分馏塔且设置多个液体产品侧线抽出、设置“探针物流”，而不是像常规的原油减压分馏塔的侧线汽提塔通常经存在一个塔底液体产品；

④供热方式特殊，多处使用水蒸气物流。

本发明方法与在减压分馏过程VD30进行含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的深度精馏过程VD10的方法相比，通过设立独立的过汽化油F10精馏过程U10，剥离了过汽化油F10精馏过程与减压分馏过程VD30的联系，限制了过汽化油F10中的“污染物”(固体粉尘、残炭物)的分布空间，降低了“污染物”(固体粉尘、残炭物)的体积熵值，从而降低了易结焦组分的热缩合物产率，降低了热缩合物、易沉积煤粉、焦粉组分接触的诱发沉积的表面积(塔内壁表面积、塔盘表面积或塔填料表面积)；同时，过汽化油F10的深度精馏过程U10，由于避免了数量庞大的进料闪蒸段的上升闪蒸汽的存在，必然形成较高的液气比的液气接触状态，洗涤油液相对气相夹带的“污染组分”的洗涤效果大幅度提高；从而降低了污染物的危害程度，在不影响减压分馏过程VD30操作(主要是减压分馏过程VD30进料闪蒸汽化率)的前提下，可灵活实现精馏法分离过程U10的多种工艺操作目的。

对于煤加氢直接液化等类似过程的热高分油的减压分馏过程VD30而言，本发明，可以提高液化产品油收率、降低残渣收率，并可降低减压分馏塔进料的热负荷和加热终温，方法是联合加工常压塔过汽化油、减压分馏塔过汽化油，避免工常压塔过汽化油混入减压分馏过程VD30，使得常压塔过汽化油的蒸发热量不依赖减压分馏过程VD30的主进料加热炉。

对于渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化、煤加氢直接液化等类似过程的热高分油的减压分馏过程VD30而言，本发明，不仅可以提高液化产品油收率、降低残渣收率，并可降低减压分馏塔进料加热炉负荷或降低减压分馏塔进料段闪蒸温度，方法是联合加工常压塔过汽化油、减压分馏塔过汽化油F10，常压塔过汽化油既不进入减压分馏塔VDT进料段闪蒸汽的过汽化段，也不进入减压分馏塔VDT进料中，也不进入减压分馏塔VDT的提馏段，而是直接进入精馏法分离过程U10，即具有降低减压分馏塔VDT的分馏热负荷的作用，因为避免了与组成相差巨大的富沥青质的渣油物料的混合过程，避免了混合过程造成的混合熵增。

同样的道理，通常，在渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化、煤加氢直接液化等类似过程的热高分油HYAA的减压分馏过程VD30联合加工渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化、煤加氢直接液化等类似过程的温高分油HYBB，由于温高分油属于不含重质渣油、仅含有轻质渣油以及更低沸点烃组分(蜡油组分、柴油组分、石脑油组分等)的液体，基于温高分油HYBB的蜡油组分浓度高、渣油组分浓度低的烃液混入基于热高分油HYAA的蜡油组分浓度低、渣油组分浓度高的烃液，实际上形成了来自温高分油HYBB的蜡油组分、轻质渣油组分的混合熵，既不利用完全蒸发(回收率低)、也将增加分离能耗(被混合的蜡油组分、轻质渣油组分需要二次浓缩耗能)，此时，可以独立设置渣油悬浮床加氢裂化、渣油沸腾床加氢裂化、煤加氢直接液化等类似过程的温高分油HYBB的降低闪蒸罐和基于降压闪蒸底油HYBB-01的分馏过程，比如降压闪蒸底油HYBB-01经过加热升温闪蒸出至少部分柴油组分或闪蒸出至少部分蜡油组分后，进入本发明所述的减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的深度精馏过程U10的减压分馏塔UT10中一并分离，其有利之处在于：对于煤加氢直接液化等类似过程的热高分油的减压分馏过程VD30而言，可以提高液化产品油收率、降低残渣收率，并可降低减压分馏塔VDT的进料负荷。

本发明，应用于煤加氢直接液化过程的热高分油的减压分馏过程VD30的过汽化油F10的深度精馏过程U10，可以提高减压分馏塔分馏油收率1.0～2.0重量％(对液化煤流率)，相当于将残渣中的重蜡油组分转化为油品，对于产油100万吨/年的煤加氢直接液化过程，可以增加产品油产量2.0～4.0万吨/年，可以增加产品油收率2.0～4.0重量％(对液化油设计流率)，其效果是惊人的，同时利于煤液化残渣的凝固成型、利于减少残渣数量，经济效益巨大。如果不使用本发明，现有工艺无法实现过汽化油F10的精密分馏效果，其操作结果必然是将部分重蜡油流入塔底液化残渣中。

本发明，应用于渣油悬浮床加氢裂化过程的热高分油的减压分馏过程VD30，对于渣油悬浮床加氢裂化过程生成油的热高分油中常规实沸点沸程介于480～530℃区间的烃组分含量高的情况，可以提高反应产物中减压分馏塔重蜡油分馏油拔出率收率3.0～6.0重量％(对渣油悬浮床新鲜加氢原料油流率)，从而避免这部分蜡油在渣油悬浮床加氢裂化反应过程、渣油悬浮床加氢裂化反应产物的热高分油的分离、分馏过程的循环存在，需要特别说明的是，由于重蜡油组分在渣油悬浮床加氢裂化反应过程中的裂化性能远低于渣油悬浮床加氢裂化反应过程的新鲜渣油，以埃尼EST工艺为例，常规的悬浮床加氢裂化反应过程的新鲜渣油为了实现90重量％(对新鲜渣油悬浮床加氢原料油流率)的裂化转化率需要约1.1～1.4倍的减压分馏塔塔底尾油循环量，其常规实沸点沸程介于480～530℃区间的渣油悬浮床加氢裂化反应产物中减压分馏塔重蜡油分馏油用作循环油实现90重量％(对循环蜡油流率)的裂化转化率通常需要较多(例如约1.5～2.5倍)的蜡油循环量，这样就形成了一种“在减压分馏过程未被及时分离出的渣油悬浮床加氢裂化反应产物中的重蜡油”在“渣油悬浮床加氢裂化反应过程、热高分油分离分馏过程”形成流量放大性地积累性地循环存在，大大降低了渣油悬浮床加氢裂化反应过程目标原料油渣油组分的选择性，事实上在公知的技术概念中，渣油悬浮床加氢裂化过程用于“蜡油加氢裂化过程”本身就是低效的、不适合的，除非是为了转化“不适合于有载体的加氢催化机能够加工的高残炭、高污染物的极重蜡油组分(比如实沸点常规沸点介于530～545℃的重蜡油组分)”，通常不会采用悬浮床加氢裂化工艺来处理蜡油；这样，提高反应产物中减压分馏塔VDT重蜡油分馏油拔出率收率3.0～6.0重量％(对新鲜渣油悬浮床加氢原料油流率)，相当于减少了7.5～19.5重量％(对渣油悬浮床加氢新鲜原料油流率)渣油悬浮床加氢裂化过程的蜡油进料，折合为渣油悬浮床加氢新鲜原料油流率相当于3.57～8.12重量％(对新鲜渣油悬浮床加氢原料油流率)，影响是巨大的，特别是当渣油悬浮床加氢裂化过程的反应转化物(以常规沸点高于新鲜渣油悬浮床加氢原料油5重量％馏出点的温度为裂化转化物分界线)中重蜡油比例较高时，本发明的影响更大；对于加工量500万吨/年的渣油悬浮床加氢裂化过程，可以减少在“渣油悬浮床加氢裂化反应过程、热高分油分离分馏过程”存在的循环蜡油约37.5～97.5万吨/年，可以增加或保留“渣油悬浮床加氢裂化反应过程的新鲜渣油原料油加工量约17.85～40.6万吨/年，其影响效果是惊人的，利于降低循环反应重蜡油流率、避免其过度热裂化率，同时利于降低整个装置中循环蜡油流经的系统的规模(降低投资和能耗)，其经济效益巨大。本段分析说明如不采用深度分馏及时将重蜡油产品分离出系统进入下游过程，最终将通过化学转化方式转化为低沸点组分被分离出系统以维持装置的入方、出方物料总平衡，将形成重蜡油组分在“渣油悬浮床加氢裂化反应过程、热高分油分离分馏过程”形成流量放大性地积累性地循环存在。

由于渣油悬浮床加氢裂化过程的生成油中的蜡油产率高达16～30重量％(对渣油悬浮床加氢裂化新鲜原料油)，而渣油悬浮床加氢裂化过程通常使用重量循环比为1～1.5的循环渣油，且循环渣油中的常规沸点低于525℃的烃组分高达30～48重量％，因此，通常本发明自过汽化油F10中精馏出的重质蜡油产品的数量是可观的，利于降低整个渣油悬浮床加氢裂化装置中循环蜡油流经的系统的规模(降低投资和能耗)，其经济效益巨大。

关于渣油悬浮床加氢裂化过程的热高分油的减压分馏过程VD30的减压分馏塔的重蜡油分离相关问题，相关工业装置的设计和操作条件的信息见文献A03：①《中外能源》(国内刊号CN 11-5438/TK)②出版时间：2023年第28卷第12期，59页至65页；③文章名称“浆态床渣油加氢装置生产运行的分析和对策”④作者：周振宇；⑤出版社：中国石化出版社。文献A03载明，浙江石油化工有限公司采用意大利Eni公司的EST浆态床渣油加氢裂化工艺技术，设计以常减压装置来的减压渣油和催化装置来的催化油浆为原料，在钼基催化剂作用下发生临氢热裂化反应和加氢精制反应，生产出脱硫燃料气、液化气、石脑油、柴油、蜡油和油渣。EST催化剂由催化剂前驱体制备单元生产，催化剂的活性态是高度分散的二硫化钼(MoS2)，催化剂不需任何预硫化，其活性在反应器内同步生成。生产情况表明，浙江石油化工有限公司浆态床渣油加氢裂化装置的减压分馏塔的加工负荷设计值偏低，不能满负荷运行(长期稳定负荷率为80％设计值)，减压分馏塔重蜡油拔出率低，其证据是没有及时分离出重蜡油产品(蜡油产品收率：设计值为30.18重量％，运行值是22.52重量％(第一套EST装置)、17.03重量％(第二套EST装置))，导致部分预期外的重蜡油进入减压分馏塔塔底循环渣油中，在“渣油悬浮床加氢裂化反应过程、热高分油分离分馏过程”形成数量巨大的重蜡油循环，其证据是减压分馏塔塔底循环渣油的＜540℃馏分比例运行值(41.5重量％(第一套EST装置循环渣油)、46.5重量％)远大于设计值27.44重量％，重蜡油组分在循环油中大量循环低效转化为蜡油、石脑油、并降低渣油总转化率，在渣油悬浮床加氢裂化反应体积一定的条件下，最终降低了渣油悬浮床加氢裂化反应进料的渣油负荷率和渣油转化率。表3是浙江石油化工有限公司浆态床渣油加氢裂化装置的设计数据与运行数据对照表。

表3浙江石油化工有限公司浆态床渣油加氢裂化装置的设计数据与运行数据对照表

事实上，文献A03的操作结果，是多方面原因造成的：

①第一方面原因，是文献A03提到的减压分馏塔塔径偏小；

②第二方面原因，可能是设计时没有充分考虑工作介质重蜡油、渣油的发泡性；

③第三方面原因，是主进料闪蒸段设计不合理(相关解决方法将其它专利申请)；

④第四方面的原因，是该减压分馏塔精馏段传质填料层过多，其中的洗涤油抽出对应的减压分馏塔上部第二填料层应该取消，以降低减压分馏塔精馏段气相压差，提高主进料闪蒸段真空度强化进料汽化；

⑤第五方面的原因，是本发明提出的分析解释，在大处理量的大直径减压分馏塔系统，为了确保侧线蜡油中“污染物(固体粉尘、残炭物、沥青质)”含量不超标，必然导致部分重蜡油组分进入过汽化油中，如果强行提高重蜡油组分拔出率，则侧线蜡油中“污染物(固体粉尘、残炭物、沥青质)”含量难以保证达标；

⑥在保证减压分馏塔主进料闪蒸汽化率达标的前提下，必须首先保证主进料闪蒸段真空度，即必须限制减压分馏塔精馏段气相压差低于设计值，这样，减压分馏塔洗涤段无法安排精馏过程深拔重蜡油馏出油并且保证重蜡油馏出油不被“污染物(固体粉尘、残炭物、沥青质)”污染；若安排精馏过程深拔重蜡油馏出油必然造成减压分馏塔精馏段气相压差过高，降低主进料闪蒸段真空度，减压分馏塔主进料闪蒸汽化率将下降，在减压分馏塔进料焓值不变的条件下，导致大量轻蜡油组分无法气化，在外排减压分馏塔底油产率基本不变或稍有增加的前提下，大量计划外未蒸发重蜡油在“渣油悬浮床加氢裂化反应过程、热高分油分离分馏过程”形成数量巨大的循环重蜡油，大幅增加了实际循环渣油中的重蜡油比例，同时，降低了渣油悬浮床加氢裂化过程加工目标渣油组分的能力；而本发明方法，可以缓解上述矛盾。

本发明应用于煤加氢直接液化装置、渣油悬浮床加氢裂化装置、渣油沸腾床加氢裂化装置，因为煤加氢直接液化装置、渣油悬浮床加氢裂化装置、渣油沸腾床加氢裂化装置的减压分馏过程VD30的减压底油中的碳氢组分用作低价值的减压分馏塔塔底残渣，通常作为煤的代用品使用，其价值很低，所以本发明过汽化油F10制取蜡油的精馏过程U10，相当于高效的“煤制油”。

本发明也可用于原油的减压分馏过程，但是由于原油的减压分馏过程所得减压底油VR10携带的重蜡油组分可以作为延迟焦化原料油、渣油加氢裂化原料油等并最终转化为高价值产品，因此本发明的应用效果的价值相对较小。

本发明的最低级工作方式是，将过汽化油F10单独或与组成接近的其它油品混合后加热，然后闪蒸分离或水蒸汽提分离为富集蜡油组分的闪蒸汽S10-V和富集渣油组分的闪蒸液S10-L，然后闪蒸液S10-L可以循环用作热载体取热，基于闪蒸液S10-L的净分离底油液相，属于轻质渣油烃油，可以去调合减压分馏过程VD30分馏底油即液化残渣的软化点、粘度、固体含量，也可以去碳氢料加氢反应过程R10回炼。

本发明的最低级工作方式是，基于闪蒸汽S10-V的物流，进入冷凝分离或精馏过程G10分离出1个或2个或多个不同沸程的窄馏分蜡油，冷凝分离或精馏过程U10，可以是独立设置，或者与其它烃物流精馏过程联合，比如可以将基于汽相V100物流引入减压分馏过程VD30的主进料闪蒸汽的精馏过程(具体位置可以灵活多变，但是一定是位于减压分馏过程VD30的进料闪蒸段与主蜡油产品抽出口之间的位置)，通常位于过汽化油F10抽出口与减压分馏过程VD30的进主蜡油产品抽出口之间的位置；或者可以将基于汽相V100物流的精馏过程的塔顶汽相引入减压分馏过程VD30的主进料闪蒸汽的精馏过程(具体位置可以灵活多变，但是一定是位于减压分馏过程VD30的主蜡油产品抽出口以上的位置)，通常位于过汽化油F10抽出口以上的位置；

本发明方法未见报道。

本发明的基本设想是：一种减压分馏过程的重质过汽化油分离方法，适用于自碳氢料加氢反应过程R10如渣油悬浮床加氢裂化的减压分馏过程的含重蜡油和渣油组分的过汽化油制取蜡油的精馏法分离过程U10，过汽化油进入负压操作的闪蒸过程S10分离为闪蒸汽S10-V、闪蒸液S10-L，最终分离回收闪蒸汽S10-V中的至少部分重蜡油作为蜡油产品，可设置几路干点不同的窄馏分重蜡油，高沸程、小流率的重蜡油作为“探针物流”进入中间储罐确认质量合格后用作蜡油产品，否则回炼并调整操作；可降低循环反应重蜡油流率避免低效率反应，可提高R10反应进料的渣油组分比率从而提高R10的渣油负荷率和/或渣油转化率；对煤直接液化装置可提高液化油收率。

本发明，对于煤加氢直接液化装置，通过深拔适合于下游装置加工的重蜡油，可降低减压分馏底油即煤液化残渣收率、利于其冷却成型，可灵活调节煤液化残渣中有机质液体的最佳浓度，可将过剩轻质渣油返回煤加氢直接液化反应过程回炼，可提高煤液化油总收率。

本发明，对于渣油悬浮床加氢裂化装置，通过深拔适合于下游装置加工的重蜡油，可降低循环反应重蜡油流率、避免其低效率反应，可提高渣油悬浮床加氢裂化装置反应进料的渣油组分比率从而提高渣油悬浮床加氢裂化装置的渣油负荷率和/或渣油转化率。

本发明，对于渣油沸腾床加氢裂化装置，通过深拔适合于下游装置加工的重蜡油，可降低外排渣油收率，或降低循环反应重蜡油流率、避免其低效率反应，可提高渣油沸腾床加氢裂化装置反应进料的渣油组分比率从而提高渣油沸腾床加氢裂化装置的渣油负荷率和/或渣油转化率。

本发明概念下的减压分馏塔VDT系统与过汽化油F10的精馏过程U10组成的工艺NEWP，与常规单独减压分馏过程VD30工艺相比，至少有以下几个技术优点：

①工艺NEWP中，减压分馏塔VDT的过汽化段(包括洗涤段)的过汽化油F10，可以包含更多的轻蜡油，从而保证减压分馏塔VDT的蜡油产品的质量更好、“污染物”(固体粉尘、残炭物)浓度更低，不必担心部分轻蜡油或重蜡油进入过汽化油F10中，因为进入过汽化油F10中的轻蜡油、重蜡油最终在精馏过程U10被分离回收；

②工艺NEWP中，减压分馏塔VDT的过汽化段(包括洗涤段)的过汽化油F10，可以包含更多的轻蜡油，因此，减压分馏塔VDT的过汽化段(包括洗涤段)的洗涤油数量更多，洗涤效果更好；

③工艺NEWP中，减压分馏塔VDT的过汽化段(包括洗涤段)的过汽化油F10，最终在精馏过程U10被加热分离，因此，相当于减压分馏塔VDT的部分供热量转移至过汽化油F10在精馏过程U10的加热过程，而过汽化油F10或其闪蒸底油的沸点最高的烃组分属于轻质渣油，与减压分馏塔VDT的进料相比沥青质浓度低得多、加热过程的热缩合反应少得多，利于循环加热(即便于使用大的循环比循环载热油充当热载体经过加热炉)；

同时，可以降低减压分馏塔VDT的主进料的热含量或温度，或者降低减压分馏塔VDT的主进料的加热炉的出口终度，利于降低总体加法热炉投资，降低热缩合物产量，减少热裂解气产量，降低减压分馏塔VDT的抽真空系统不凝气负荷、降低抽真空系统投资和能耗；

④工艺NEWP中，减压分馏塔VDT的过汽化段(包括洗涤段)的过汽化油F10，最终在精馏过程U10被加热分离，精馏过程U10因为不包含减压分馏塔VDT的重柴油、轻蜡油的精馏段因而加热后的过汽化油F10的闪蒸过程的真空度更高，利于实现低压深度蒸发，提高过汽化油F10中重蜡油拔出率，这是减压分馏塔VDT的过汽化段(包括洗涤段)增加汽化油F10的深度精馏过程VD10无法实现的高真空度条件；

⑤工艺NEWP中，可提高重蜡油收率、降低减压分馏底油收率；

⑥工艺NEWP中，可提高蜡油收率、降低循环反应重蜡油流率，避免“渣油悬浮床加氢裂化反应过程、热高分油分离分馏过程”过度循环的重蜡油流率形成的低效投资和低效能耗，对于已建成装置，可提高渣油悬浮床加氢裂化反应过程渣油进料流率、提高新鲜反应原料油的渣油选择性。

发明的目的在于提出一种减压分馏过程的重质过汽化油分离方法。

由于本发明针对的问题在煤加氢直接液化装置、渣油悬浮床加氢裂化装置、渣油沸腾床加氢裂化装置普遍存在，且对装置的投资、加工成本影响较大，因此，本发明具有重大的经济价值，且具有普遍实用性。

发明内容

本发明一种减压分馏过程的重质过汽化油分离方法，其特征在于包含以下步骤：

过汽化油F10，是来自减压分馏过程VD30的含重蜡油和渣油组分的过汽化油，含有煤粉、焦粉、软焦、沥青质、胶质中的一种或几种污染组分；

在分离过程U10，分离过汽化油F10得到蜡油U10-VGO、分离底油U10-BL；

分离过程U10，包含以下步骤：

⑴在加热过程HT10，基于过汽化油F10的物流F10-0吸热升高焓值后得到加热后物流F10-1；

在加热过程HT10，过汽化油F10不与减压分馏过程VD30的主进料和/或减压分馏过程VD30的底油接触；

减压分馏过程VD30的底油，指的是减压分馏过程VD30的未蒸发的烃组分和其它存在的不蒸发组分组成的液体物料；

减压分馏过程VD30的主进料，指的是减压分馏过程VD30的含沥青质的进料，减压分馏过程VD30的底油净产品中的沥青质来自减压分馏过程VD30的主进料；

⑵在闪蒸过程S10，基于物流F10-1的物料分离为含蜡油组分的闪蒸汽S10-V、含渣油组分的闪蒸液S10-L；

⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO、过汽化油G10-BL；

⑷在回收过程G20，回收闪蒸液S10-L得到分离底油U10-BL。

本发明，过汽化油F10，可以来自下列过程中的一种或几种：

①碳氢料加氢反应过程R10生成油的热高分油的分离过程的减压分馏过程VD30；

碳氢料加氢反应过程R10，选自煤加氢直接液化反应过程和/或渣油悬浮床加氢裂化反应过程和/或渣油沸腾床加氢裂化反应过程中的一种或几种；

②石油基烃油的分离过程的减压分馏过程VD30；

③页岩油基烃油的分离过程的减压分馏过程VD30；

④油砂油基烃油的分离过程的减压分馏过程VD30；

⑤煤焦油基烃油分离过程的减压分馏过程VD30；

⑥其它能够产生含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10的减压分馏过程VD30。

本发明，⑴在加热过程HT10，基于过汽化油F10的物流F10-0吸热升高焓值后得到加热后物流F10-1；

加热过程HT10的操作方式，可以选自下列方式中的一种或几种：

①基于过汽化油F10的物流F10-0，单程经过加热器HT10-HX提高焓值后得到加热后物流F10-1；

在闪蒸过程S10，基于物流F10-1的物料分离为含蜡油组分的闪蒸汽S10-V、含渣油组分的闪蒸液S10-L；

在闪蒸过程S10，设置或不设置使用水蒸汽对基于物流F10-1的物料的闪蒸液进行气提脱轻组分的汽提过程；

②基于过汽化油F10的物流F10-0，经过加热器HT10-HX提高焓值后得到加热后物流F10-1；

在闪蒸过程S10，基于物流F10-1的物料分离为含蜡油组分的闪蒸汽S10-V、含渣油组分的闪蒸液S10-LT；

闪蒸液S10-LT分流为循环液体热载体S10-LR、净产品的闪蒸液S10-L；

循环液体热载体S10-LR，经过加热器HT20-HX提高焓值后得到加热后循环液体热载体S10-LR-1；

在闪蒸过程S20，基于加热后循环液体热载体S10-LR-1的物料，与基于加热后物流F10-1的含液相物料接触，使得加热后物流F10-1的液相发生至少一部分蒸发形成汽体F10-1-XV、液体F10-1-XL；

在闪蒸过程S20，设置或不设置使用水蒸汽对液体F10-1-XL进行气提脱轻组分的汽提过程；

基于闪蒸汽S10-V的物料，与基于汽体F10-1-XV的物料，进入回收过程G10得到蜡油U10-VGO；

③基于过汽化油F10的物流F10-0，经过加热器HT10-HX提高焓值后得到加热后物流F10-1；

循环液体热载体S10-LR，经过加热器HT10-HX提高焓值后得到加热后循环液体热载体S10-LR-1；加热后循环液体热载体S10-LR-1与加热后物流F10-1混合在一起；

部分闪蒸液S10-L作为循环液体热载体S10-LR，与物流F10-0或物流F10-0在加热器HT10-HX的加热过程的中间态物料混合；

④基于过汽化油F10的物流F10-0，进入经过加热器HT10-HX提高焓值后得到加热后物流F10-1；

部分闪蒸液S10-L作为循环液体热载体S10-LR，经过加热过程提高焓值后得到加热后循环液体热载体S10-LR-1；

基于加热后循环液体热载体S10-LR-1的物料，与基于加热后物流F10-1的液相接触，使得加热后物流F10-1的液相发生至少一部分蒸发形成汽体F10-1-XV；

⑤在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V得到蜡油U10-VGO和富含渣油组分的底油U10-LVR；

至少一部分底油U10-LVR，经过物流F10-0的加热过程HT10的至少一部分加热过程提高焓值，与基于物流F10-0的物流发生混合，并进入加热后物流F10-1中。

本发明，通常，闪蒸过程S10的操作压力为-0.098MPa(表压)～-0.092MPa(表压)。

本发明，⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

回收过程G10的操作方式，可以选自下列方式中的一种或几种：

①闪蒸汽S10-V进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT内部的过汽化油F10抽出口以上的传质段；

②闪蒸汽S10-V经过冷凝器后成为气液混相物料S10-V-M，气液混相物料S10-V-M进入闪蒸过程S10-V-M-S分离为闪蒸汽S10-V-M-SV、闪蒸液S10-V-M-SL；

在闪蒸过程S10-V-M-S，设置或不设置使用水蒸汽对基于气液混相物料S10-V-M的闪蒸液进行气提脱轻组分的汽提过程；

闪蒸汽S10-V-M-SV进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT内部的过汽化油F10抽出口以上的传质段；

③闪蒸汽S10-V进入塔式精馏过程G10-RE01的传质段上行，与下降的回流液逆流接触，闪蒸汽S10-V精馏分离为塔顶汽G10-RE01-TV、侧线蜡油抽出、精馏过程底油G10-RE01-BL；

设置或不设置使用水蒸汽对基于馏过程底油G10-RE01-BL的物流进行气提脱轻组分的汽提过程；

塔顶汽G10-RE01-TV进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT内部的过汽化油F10抽出口以上的气相烃组成与塔顶汽G10-RE01-TV的气相烃组成相近的传质段；

④闪蒸汽S10-V进入塔式精馏过程G10-RE01的传质段上行，与下降的回流液逆流接触，闪蒸汽S10-V精馏分离为塔顶汽G10-RE01-TV、侧线蜡油抽出、精馏过程底油G10-RE01-BL；

塔顶汽G10-RE01-TV进入回收系统G10-RE01-TV-U10，不进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT内部；

⑤闪蒸汽S10-V进入塔式精馏过程G10-RE01的传质段上行，与下降的回流液逆流接触，闪蒸汽S10-V精馏分离为塔顶汽G10-RE01-TV、侧线蜡油抽出、精馏过程底油G10-RE01-BL；

塔顶汽G10-RE01-TV进入抽空系统VAC-200的第一级抽真空过程，减压分馏过程VD30塔顶汽进入抽空系统VAC-200的第一级抽真空过程；

⑥闪蒸汽S10-V进入塔式精馏过程G10-RE01的传质段上行，与下降的回流液逆流接触，闪蒸汽S10-V精馏分离为塔顶汽G10-RE01-TV、侧线蜡油抽出、精馏过程底油G10-RE01-BL；

塔顶汽G10-RE01-TV进入抽空系统VAC-200的第一路第一级抽真空过程VAC-2011A，减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的塔顶汽进入抽空系统VAC-200的第二路第一级抽真空过程VAC-2012B；

基于第一路第一级抽真空过程VAC-2011A的排放物料的气体，与基于第二路第一级抽真空过程VAC-2012B的排放物料的气体混合后进入抽空系统VAC-200的第二级抽真空过程VAC-202。

本发明，⑷在回收过程G20，回收闪蒸液S10-L；

回收过程G20的操作方式，可以选自下列方式中的一种或几种：

①至少一部分闪蒸液S10-L，经过加热过程HT10的一部分加热过程提高焓值，与基于过汽化油F10的物流F10-0发生混合，并进入加热后物流F10-1中；

②至少一部分闪蒸液S10-L，经过加热器S10-L-HX的加热过程提高焓值后，进入闪蒸过程S10进行闪蒸汽化；

③至少一部分闪蒸液S10-L，经过加热器S10-L-HX的加热过程提高焓值后成为热物流S10-L-10，热物流S10-L-10进入回收过程G10分离为闪蒸汽S10-L-10-V、闪蒸液S10-L-10-L，闪蒸汽S10-L-10-V与闪蒸汽S10-V混合；

④至少一部分闪蒸液S10-L，进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT内部的过汽化油F10抽出口以下、减压分馏塔VDT主进料闪蒸段以上的洗涤段与上升气相逆流接触；

⑤至少一部分闪蒸液S10-L，进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT内部的过汽化油F10抽出口以下、减压分馏塔VDT主进料闪蒸段以上的不设内件的空塔段与上升气相逆流接触；

⑥至少一部分闪蒸液S10-L，进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT内主进料闪蒸段以上的空间。

本发明，在分离过程U10得到的分离底油U10-BL，指的是在分离过程U10得到的基于闪蒸液S10-L的未蒸发油；

在回收过程G10得到的过汽化油G10-BL，指的是在回收过程G10得到的基于闪蒸汽S10-V的不属于蜡油U10-VGO的冷凝油；

分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL的处理方式，可以选自下列方式中的一种或几种：

①分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入加热炉吸热后进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的主进料闪蒸段的入口下方的空间；

②分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入减压分馏过程VD30的主进料加热用换热器或加热炉的入口物料中混合后一并加热；

③分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入减压分馏过程VD30的主进料加热用换热中间过程或加热炉加热中间过程的物料中混合后一并加热；

④分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入减压分馏过程VD30的主进料加热用换热器或加热炉的出口物料中混合后一并闪蒸；

⑤分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的主进料闪蒸段以下的空间，与减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的主进料的闪蒸液相接触后被加热并分离出汽体；

⑥分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的水蒸汽汽提段，与减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT的主进料的闪蒸液相接触后一并经过水蒸汽汽提过程进行闪蒸；

⑦分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT塔底的分馏底油中；

⑧分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT塔底的分馏底油的用作碳氢料加氢反应过程R10的循环物料的物流中；

⑨分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入减压分馏过程VD30的减压分馏塔VDT塔底的分馏底油的用作外排残渣物料的物流中；

⑩分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，单独引入碳氢料加氢反应过程R10的中间位置；

碳氢料加氢反应过程R10的反应流出物R10P的热高分油的减压分馏过程VD30排出含重蜡油和渣油组分的过汽化油F10；

分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，单独引入碳氢料加氢反应过程R10反应流出物R10P中或反应流出物R10P的热高分油中或反应流出物R10P的热高分油的降压后物流中或其衍生的含沥青质的物流中；

分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL，进入加氢反应过程R700处理；

加氢反应过程R700，不同于碳氢料加氢反应过程R10；

加氢反应过程R700的反应产物，经过或不经过加工减压分馏过程VD30蜡油产品的加氢反应过程R50的部分或全部反应过程。

蜡油U10-VGO的处理方式，可以选自下列方式中的一种或几种：

①蜡油U10-VGO，进入加氢反应过程R900处理；

加氢反应过程R900，不同于碳氢料加氢反应过程R10；

加氢反应过程R900的原料氢气，使用或不使用基于碳氢料加氢反应过程R10的热高压分离气的含氢气物流；

②蜡油U10-VGO，进入加氢反应过程R900处理；

加氢反应过程R900，不同于碳氢料加氢反应过程R10；

加氢反应过程R900的反应产物，经过或不经过加工减压分馏过程VD30蜡油产品的加氢反应过程R50的部分或全部反应过程；

③蜡油U10-VGO，进入处理减压分馏过程VD30的蜡油产品的加氢反应过程R50联合加工。

本发明，碳氢料加氢反应过程R10可以为渣油悬浮床加氢裂化反应过程；

过汽化油F10，为来自渣油悬浮床加氢裂化反应过程生成油的热高分油的分离过程的减压分馏过程VD30；

分离过程U10得到的蜡油U10-VGO的ASTM-D1160馏程的95体积％馏出点目标值，可以选自下列数值中的一种：

①不大于515℃；

②不大于520℃；

③不大于525℃；

④不大于528℃；

⑤不大于531℃；

⑥不大于534℃；

⑦不大于536℃。

本发明，碳氢料加氢反应过程R10可以为煤加氢直接液化反应过程；

过汽化油F10，为来自煤加氢直接液化反应过程生成油的热高分油的分离过程的减压分馏过程VD30；

①不大于520℃；

②不大于525℃；

③不大于530℃；

④不大于535℃；

⑤不大于540℃；

⑥不大于545℃；

⑦不大于548℃。

本发明，⑶回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

回收过程G10为精馏过程，通常使用精馏塔G10-T；

精馏塔G10-T产出2个或多个重蜡油产品，抽出口位于下部的1个或2个或3个重蜡油产品用作探针物流；

探针物流的操作方式，可以选自下列方式中的一种或几种：

①1个探针物流，与2个或多个精馏塔G10-T的不同位置的抽出口连通，根据需要灵活改变抽出口位置；

②探针物流首先进入中间储罐，确定其质量合格后作为蜡油产品，如果中间储罐的探针物流的质量不合格，则调整精馏塔G10-T操作使后期的探针物流的质量合格；不合格的“探针物流”经回炼后制取合格蜡油产品；

③一个探针物流中的烃组分流率，占进料闪蒸汽S10-V中的烃组分流率的3～15重量％；

④精馏塔G10-T的某一探针物流的95重量％馏出点温度，与相邻的侧线抽出油的95重量％馏出点温度的温度差为3～10℃。

通常闪蒸汽S10-V进入塔式精馏过程G10-RE01的传质段上行，与下降的回流液逆流接触，闪蒸汽S10-V精馏分离为塔顶汽G10-RE01-TV、侧线蜡油抽出、精馏过程底油G10-RE01-BL；

塔式精馏过程G10-RE01的传质段的理论板数，可以选自下列数量中的一种：

①10～15块理论板；

②15～25块理论板；

③25～40块理论板。

本发明，通常，⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

闪蒸汽S10-V进入塔式精馏过程G10-RE01的传质段上行，与下降的回流液逆流接触，闪蒸汽S10-V精馏分离为塔顶汽G10-RE01-TV、侧线蜡油抽出、精馏过程底油G10-RE01-BL；

塔式精馏过程G10-RE01的操作压力为-0.098MPa(表压)～-0.092MPa(表压)；

塔式精馏过程G10-RE01，传质理论板数自上而下编码，采用塔顶冷循环回流模式集中取热，不设置其它塔中段取热器；

所述塔顶冷循环回流模式，指的是从精馏过程G10-RE01的精馏塔G10-T上段内的集油装置收集液体L888，然后液体L888通过排液口L888-N离开精馏塔G10-T通过冷却过程降温后返回精馏塔G10-T的最上端的传质冷却段TNC-01使得大部分上升的烃类蒸汽冷凝为液体；

在精馏塔G10-T内，传质冷却段TNC-01位于液体L888的排液口L888-N之上。

塔式精馏过程G10-RE01的塔顶冷循环回流液中的烃类组分的重量流率与塔式精馏过程G10-RE01的全部液体产品中的烃类组分重量流率的比值定义为总重量回流比K500，K500为1.3～3.0。

本发明，⑵在闪蒸过程S10，基于物流F10-1的物料分离为含蜡油组分的闪蒸汽S10-V、含渣油组分的闪蒸液S10-L；

闪蒸汽S10-V中的烃组分重量流率与过汽化油F10中的蜡油组分重量流率的比值定义为回收过程G10的蒸发率K200，K200通常为1.3～3.0。

蜡油U10-VGO中的蜡油组分重量流率与过汽化油F10中的蜡油组分重量流率的比值定义为过汽化油F10的蜡油组分的重量回收率K100，K100通常为0.50～0.90。

本发明，在分离过程U10，联合加工减压分馏过程VD30的主进料的上游闪蒸过程的闪蒸汽的重质冷凝油，或者联合加工减压分馏过程VD30的主进料的上游闪蒸过程的闪蒸汽的分馏过程的过汽化油。

具体实施方式

以下详细描述本发明。

本发明所述的压力，等同于标准物理术语压强，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催化反应器；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，得到液体和气液混相物流或得到液体和气体。

本发明所述悬浮床加氢反应过程也称为浆态床加氢反应过程。

本发明所述悬浮床反应器也称为浆态床反应器，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。

本发明所述上流式膨胀床加氢反应器，基本部件通常有：

①反应器壳体；

②反应器壳体上的开口(或称为接管)；

③布置于反应器壳体内的上流式加氢主反应空间，工作状态时通常使用催化剂，

通常使用进料分布元件用于均匀分布进料；

④布置于反应器壳体内底部的进料分布器；

⑤布置于反应器壳体内上段或中上段的液体收集杯LD和液体导管LK；

⑥反应器中间进料分布器(或分配器)，催化剂床层间的混合器，如冷氢箱；

⑦出口整流部件，如收集器、液相排料用防涡流器、混相产物引出管。

⑧可能安装的测量仪表：测试催化剂床层温度的测温部件如热电偶，测量反应器系统特定位置压力的压力表，测量液位的液位仪表比如玻璃板、浮筒、双法兰差压计、导波雷达、射线料位计等；

本发明所述上流式反应器，辅助部件为外部保温材料、支撑件(裙座或支耳)、基础、梯子、操作平台及可能存在的消防配件如蒸汽消防环。根据建设地地质、气象等条件，结合设备重量、高度等条件，本发明所述上流式反应器根据需要其基础之下需要打桩以控制其基础的沉降速度。

本发明所述热高分器，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。

本发明所述煤加氢直接液化反应过程或称油煤浆加氢直接液化反应过程，通常使用上流式膨胀床加氢反应器，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联合使用悬浮床、沸腾床的组合床加氢反应器。

本发明所述渣油悬浮床加氢裂化反应过程也称为渣油浆态床加氢裂化反应过程，通常使用上流式膨胀床加氢反应器，工作方式可以选择：

①悬浮床加氢反应器；

②联合使用悬浮床、沸腾床的组合床加氢反应器；

其中的沸腾床加氢反应功能，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。

分离过程U10，包含以下步骤：

⑷在回收过程G20，回收闪蒸液S10-L得到分离底油U10-BL。

本发明，过汽化油F10，可以来自下列过程中的一种或几种：

②石油基烃油的分离过程的减压分馏过程VD30；

③页岩油基烃油的分离过程的减压分馏过程VD30；

④油砂油基烃油的分离过程的减压分馏过程VD30；

⑤煤焦油基烃油分离过程的减压分馏过程VD30；

本发明，⑷在回收过程G20，回收闪蒸液S10-L；

加氢反应过程R700，不同于碳氢料加氢反应过程R10；

蜡油U10-VGO的处理方式，可以选自下列方式中的一种或几种：

①蜡油U10-VGO，进入加氢反应过程R900处理；

加氢反应过程R900，不同于碳氢料加氢反应过程R10；

②蜡油U10-VGO，进入加氢反应过程R900处理；

加氢反应过程R900，不同于碳氢料加氢反应过程R10；

①不大于515℃；

②不大于520℃；

③不大于525℃；

④不大于528℃；

⑤不大于531℃；

⑥不大于534℃；

⑦不大于536℃。

①不大于520℃；

②不大于525℃；

③不大于530℃；

④不大于535℃；

⑤不大于540℃；

⑥不大于545℃；

⑦不大于548℃。

本发明，⑶回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

回收过程G10为精馏过程，通常使用精馏塔G10-T；

探针物流的操作方式，可以选自下列方式中的一种或几种：

①10～15块理论板；

②15～25块理论板；

③25～40块理论板。

Claims

1.一种减压分馏过程的重质过汽化油分离方法，其特征在于包含以下步骤：

分离过程U10，包含以下步骤：

⑷在回收过程G20，回收闪蒸液S10-L得到分离底油U10-BL。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

过汽化油F10，来自下列过程中的一种或几种：

②石油基烃油的分离过程的减压分馏过程VD30；

③页岩油基烃油的分离过程的减压分馏过程VD30；

④油砂油基烃油的分离过程的减压分馏过程VD30；

⑤煤焦油基烃油分离过程的减压分馏过程VD30；

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

加热过程HT10的操作方式，选自下列方式中的一种或几种：

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

闪蒸过程S10的操作压力为-0.098MPa(表压)～-0.092MPa(表压)。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

回收过程G10的操作方式，选自下列方式中的一种或几种：

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

⑷在回收过程G20，回收闪蒸液S10-L；

回收过程G20的操作方式，选自下列方式中的一种或几种：

7.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：

在分离过程U10得到的分离底油U10-BL，指的是在分离过程U10得到的基于闪蒸液S10-L的未蒸发油；

分离底油U10-BL和/或过汽化油G10-BL的处理方式，选自下列方式中的一种或几种：

加氢反应过程R700，不同于碳氢料加氢反应过程R10；

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

蜡油U10-VGO的处理方式，选自下列方式中的一种或几种：

①蜡油U10-VGO，进入加氢反应过程R900处理；

加氢反应过程R900，不同于碳氢料加氢反应过程R10；

②蜡油U10-VGO，进入加氢反应过程R900处理；

加氢反应过程R900，不同于碳氢料加氢反应过程R10；

9.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：

碳氢料加氢反应过程R10为渣油悬浮床加氢裂化反应过程；

分离过程U10得到的蜡油U10-VGO的ASTM-D1160馏程的95体积％馏出点目标值，选自下列数值中的一种：

①不大于515℃；

②不大于520℃；

③不大于525℃；

④不大于528℃；

⑤不大于531℃；

⑥不大于534℃；

⑦不大于536℃。

10.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：

碳氢料加氢反应过程R10为煤加氢直接液化反应过程；

①不大于520℃；

②不大于525℃；

③不大于530℃；

④不大于535℃；

⑤不大于540℃；

⑥不大于545℃；

⑦不大于548℃。

11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

⑶回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

回收过程G10为精馏过程，使用精馏塔G10-T；

探针物流的操作方式，选自下列方式中的一种或几种：

12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

塔式精馏过程G10-RE01的传质段的理论板数，选自下列数量中的一种：

①10～15块理论板；

②15～25块理论板；

③25～40块理论板。

13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

14.根据权利要求13所述的方法，其特征在于：

⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

闪蒸汽S10-V中的烃组分重量流率与过汽化油F10中的蜡油组分重量流率的比值定义为回收过程G10的蒸发率K200，K200为1.3～3.0。

16.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

⑶在回收过程G10，基于闪蒸汽S10-V，得到蜡油U10-VGO；

蜡油U10-VGO中的蜡油组分重量流率与过汽化油F10中的蜡油组分重量流率的比值定义为过汽化油F10的蜡油组分的重量回收率K100，K100为0.50～0.90。

17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

在分离过程U10，联合加工馏程干点不大于过汽化油F10的馏程干点的其它混合物烃料。

18.根据权利要求17所述的方法，其特征在于：

在分离过程U10，联合加工减压分馏过程VD30的主进料的上游闪蒸过程的闪蒸汽的重质冷凝油，或者联合加工减压分馏过程VD30的主进料的上游闪蒸过程的闪蒸汽的分馏过程的过汽化油。