本发明涉及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，适用于反应产物含蜡油组分、渣油组分且至少部分重蜡油组分循环反应、大部分未转化渣油循环反应、少部分未转化渣油外排的工况如渣油沸腾床加氢裂化、渣油悬浮床加氢裂化、煤浆加氢直接液化等过程，分馏过程可在降低未转化渣油收率时尽量降低循环反应渣油的操作温度；加氢生成油预蒸馏所得未蒸发液料分为sf1、sf2两路；sf1在第一减压蒸馏部分浅度分馏得到循环反应的含大量重蜡油组分的第一渣油，可降低能耗、抑制热缩合；sf2在第二闪蒸部分深度蒸发得到外排的蜡油组分浓度低的第二渣油和进入第一减压蒸馏部分联合回收的第二闪蒸气，可简化流程，部分第二渣油可循环反应。
背景技术：
本发明涉及尾液循环碳氢料上流式加氢热裂化反应生成油的减压蒸馏方法，针对反应产物含蜡油组分、渣油组分且至少部分重蜡油组分循环反应、大部分未转化渣油循环反应、少部分未转化渣油外排的工况如渣油沸腾床加氢裂化、渣油悬浮床加氢裂化、煤浆加氢直接液化等过程，关注的主要问题是：如何降低减压分馏过程能耗、简化流程、降低投资，同时降低外排残渣中重蜡油数量、提高蒸馏油收率、抑制结焦、延长操作周期、降低减压蒸馏操作苛刻度，即如何实现在减压分馏过程降低未转化渣油中重蜡油收率的同时尽量实现降低分离出循环反应渣油过程的操作温度这个看似矛盾的问题。
对于重质蜡油组分，其常规沸点介于480～550℃，因此将蒸馏切割点设置在中质蜡油与重质蜡油之间，与将蒸馏切割点设置在重质蜡油与减压渣油之间，减压蒸发过程的平衡温度差额可达35～50℃，比如操作温度是325℃与365℃之间的差别，非常明显。
对于减压渣油沸腾床加氢裂化、减压渣油悬浮床加氢裂化、煤浆加氢直接液化等过程，裂化生成油中的沥青质均属于热敏组分，在高温下易于热缩合甚至生焦，沸腾床加氢裂化产物减压渣油中沥青质含量高时高达40～60重量％，减压渣油悬浮床加氢裂化产物减压渣油中沥青质含量高时高达30～40重量％且含有促进热缩合的悬浮床加氢催化剂，煤浆加氢直接液化产物减压渣油中沥青质含量高达50～60重量％且含有促进热缩合的悬浮床加氢催化剂，因此，当减压渣油沸腾床加氢裂化、减压渣油悬浮床加氢裂化过程使用循环反应减压渣油时，热裂化生成油的分馏过程的操作温度和高温停留时间，就成为与热缩合物产量直接相关的操作参数，必须尽可能优化即降低操作温度、缩短停留时间。
实际上，本发明的任务，是把同一组成的物料分离为相同组分(重质蜡油组分、渣油组分)去向不同的至少2路馏分，其中大部分循环反应重质蜡油组分不必与循环反应渣油分离、少部分重质蜡油组分必须与外排未转化油(与循环反应渣油相同的组分)分离，也就是需要分类减压蒸馏，但是又要避免流程过于复杂、投资大的缺点，这要求同类物料集中分馏，至此，已经提出了本发明的原则流程。
本发明的构想是：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，适用于反应产物含蜡油组分、渣油组分且至少部分重蜡油组分循环反应、大部分未转化渣油循环反应、少部分未转化渣油外排的工况如渣油沸腾床加氢裂化、渣油悬浮床加氢裂化、煤浆加氢直接液化等过程，分馏过程可在降低未转化渣油收率时尽量降低循环反应渣油的操作温度；加氢生成油预蒸馏所得未蒸发液料分为sf1、sf2两路；sf1在第一减压蒸馏部分浅度分馏得到循环反应的含大量重蜡油组分的第一渣油，可降低能耗、抑制热缩合；sf2在第二闪蒸部分深度蒸发得到外排的蜡油组分浓度低的第二渣油和进入第一减压蒸馏部分联合回收的第二闪蒸气，可简化流程，部分第二渣油可循环反应。
为了减少减压塔检修工作量，第一减压蒸部分的减压塔可以分解为进料闪蒸器和闪蒸气蒸馏塔(精馏塔)，闪蒸气蒸馏塔基本不存在结焦、积碳、物料冲刷等风险，将结焦、积碳、物料冲刷等风险集中在进料闪蒸器，便于检修集中管理。
本发明形成了分类蒸发、闪蒸气集中精馏的操作模式，将浅度减压蒸馏和深度减压蒸馏进行了组合。
为了简化流程，减少气体转运管道，可以使用分壁减压蒸馏塔一套设备，完成本发明的任务，对于渣油组分结焦不严重的工况，这一种可行的选择，此时，本发明主要用于节能。
关于碳氢料上流加氢热裂化反应生成油的减压蒸馏方法，现有的几种方法，均存在明显缺点：
①方案一即单一浅度减压蒸馏方案
单一浅度减压蒸馏方案，为了防止减压蒸馏塔塔底温度过高，导致减压蒸馏塔塔底渣油热缩合严重，使得循环反应的减压蒸馏塔塔底油品质恶化，人为降低减压蒸馏塔塔底温度，使得减压蒸馏塔塔底油含有较多的重蜡油，这样外排未转化油uco也将含有较多的重蜡油，使得蒸馏过程的蜡油馏出率降低，增加了外排未转化油uco收率，外排未转化油uco作为沥青使用或作为煤替代物使用大幅度降低了价值，形成巨大经济损失，蜡油与沥青价差约1500～2000元/吨，200万吨/年渣油加氢裂化装置，外排未转化油uco收率由8重量％增大至10重量％相差4万吨/年，及少产蜡油4万吨/年、多产沥青4万吨/年，售价相差6000～8000万元/年，损失严重，该方案不可取；
②方案二即单一深度减压蒸馏方案
单一深度减压蒸馏方案，为了防止外排未转化油uco含有较多的重蜡油形成巨额经济损失，采用深度减压蒸馏方案，其缺点是：第一，使得减压塔进料加热炉出口温度过高，浪费燃料(导致大量循环反应的重蜡油反复蒸发、冷凝)；第二，加剧减压塔进料加热炉炉管、减压蒸馏塔塔底油热缩合，使得循环反应的减压蒸馏塔塔底油品质逐步恶化，严重结垢或结焦，会缩短减压塔进料加热炉、减压塔连续运行周期，降低装置开工率，增加工人检修工作量；第三，会导致碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10的液相中沥青质含量增加，恶化反应效果，会降低渣油总体转化率，大幅度降低经济效益；因此，单一深度减压蒸馏方案，无法实现单纯的深拔蜡油的工艺目标而不造成其他风险；实际上，只能以发生结垢、结焦为代价，实现短期的深拔目标，操作风险巨大；在操作风险的威胁之下，单一深度减压蒸馏方案会退缩为单一浅度减压蒸馏方案；
③方案三即专利中国zl201080035430.7
中国专利zl201080035430.7用于从淤浆加氢裂化的减压瓦斯油和组合物中分离沥青的方法和设备，将重质烃进料用颗粒固体材料浆化以形成重质烃淤浆并在淤浆加氢裂化单元中加氢裂化以产生减压瓦斯油(vgo)和沥青。第一真空塔将vgo与沥青分离，第二真空塔进一步将vgo与沥青分离。差不多15重量％的vgo可通过第二真空塔回收并再循环至淤浆加氢裂化装置，同时得到可制成颗粒且运输时不粘在一起的沥青组合物；
在中国专利zl201080035430.7中，淤浆加氢裂化反应器20的反应产物，在热高压分离器30中分离出热高分油34；热高分油34进入热闪蒸罐36分离出热低分油；热低分油进入分馏段50分离出预分馏塔底油；预分馏塔底油经过加热炉84升温后进入第一真空塔90分离出含有重蜡油、渣油的第一真空塔塔底油；第一真空塔塔底油经过或不经过预蒸发器102加热后，进入第二真空塔100(蒸发器汽提器100)的大直径闪蒸段108中，蒸气vgo可能通过夹带物分离器如去雾器离开蒸发器汽提器顶部以分离可冷凝物，蒸气在管110中离开并进入冷凝器112以及可能使用的积聚器114中，可由冷凝器112中抽出真空；管116取出的vgo，主要是重质蜡油组分hvgo，经管8循环至shc反应器20中；shc反应器20与第二真空塔100的顶部下游连通；管116中一部分hvgo可被回收，在管124中作为净产物流出；第二真空塔100中的沥青向下级联在加热或未加热的塔板如管盘式塔板上，同时其余挥发物通过上升蒸气被汽提，塔板提供各阶段的新液体薄膜，更新用于蒸发和汽提的沥青膜的表面；塔板可限定与来自管126的用于间接加热经过塔板的沥青的加热流体连通的内腔；加热流体在管128中离开第二真空塔100以重新加热升温后循环使用；可将惰性气体如蒸汽或氮气由管118分布到塔中以汽提沥青并进一步增强质量传递，这是一种膜生成蒸发器；第二沥青料流在管120中排出第二真空塔100；第二沥青料流包含小于14重量％的vgo、一般地不大于13重量％vgo、优选不大于10重量％vgo，但是通常第二沥青料流包含至少1重量％vgo，vgo属于常规沸程为300℃～538℃烃馏分；
与常规的浅度减压蒸馏方案相比，中国专利zl201080035430.7，在第一真空塔90下游设置串联操作的第二真空塔100，目的在于从第一真空塔塔底沥青中回收差不多15重量％的vgo(主要是重vgo)，用作产品或循环反应重vgo；可以看出，设置串联操作的第二真空塔100，不仅投资增大，而且循环反应重vgo全部经过了第二真空塔100的蒸发过程，作为馏出油进行反应循环，而不是大部分不经过蒸发过程随循环反应渣油进行循环反应，热能浪费严重；还可以看出，第一真空塔塔底沥青，又经过了至少1次加热过程(在膜生成蒸发器中)，甚至需要经过2次加热过程(分别在预蒸发器102、膜生成蒸发器中)，这样多次受热，会严重加剧减压塔塔底油中渣油的热缩合反应，作为中国专利zl201080035430.7工艺目标即制成颗粒且运输时不粘在一起的沥青组合物，是合理的、可以接受的，但是对于本发明所述的进行未转化渣油循环反应的工艺目标，是无法接受的；中国专利zl201080035430.7，是以最终沥青质量被恶化为代价来实现深拔重蜡油目标，无法实现未转化渣油大量循环，因此，与本发明技术方案不存在可比性；
本发明技术方案，与中国专利zl201080035430.7的不同之处在于：
第一，中国专利zl201080035430.7，分馏段50分离出的预分馏塔底油采用2级串联蒸馏(每级蒸馏前或蒸馏中至少存在一个加热过程)、闪蒸汽分别回收的方法，渣油组分受热次数多，加热时间长；
本发明加氢生成油预蒸馏塔底油，采用分路并联闪蒸(闪蒸前可能需要最多一次加热)、闪蒸汽联合精馏的方法，渣油组分受热次数少，加热时间短，分馏塔仅需一台；
第二，中国专利zl201080035430.7的减压蒸馏过程的未蒸发油，全部作为沥青去固体成型，而不是(也不能)用于循环反应；
本发明的减压蒸馏过程的未蒸发油，大部分作为循环反应尾油使用、少部分作为外排未转化油使用，其使用价值高；
第三，中国专利zl201080035430.7中，第一真空塔90塔底油中的至少15重量％的重蜡油组分，在第二真空塔100中蒸发分离出作为馏出油重蜡油，然后才能进行循环反应；本发明的减压蒸馏过程中，大部分重蜡油组分不必经过蒸发过程，直接随循环反应渣油组分一起循环反应，降低了分馏负荷、可节省热能；
④方案四即中国专利zl201010217358.1
中国专利zl201010217358.1一种非均相催化剂的煤焦油悬浮床加氢方法，包括煤焦油原料预处理及蒸馏分离、煤焦油重质馏分悬浮床加氢裂化和轻质馏分油常规提质加工过程，其中悬浮床加氢反应温度320～480℃，反应压力8～19mpa，体积空速0.3～3.0h-1，氢油体积比500～2000，催化剂为含钼、镍、钴、钨或铁的单金属活性组分或复合多金属活性组分的粉状颗粒煤焦油悬浮床加氢催化剂，加入量为活性组分金属量与煤焦油原料重量比为0.1∶100至4∶100，加氢反应产物分出轻质油后的含有催化剂的尾油大部分直接循环至悬浮床反应器，少部分尾油进行脱除催化剂处理后再循环至悬浮床反应器，进一步轻质化，重油全部或最大量循环，实现了煤焦油最大量生产轻质油和催化剂循环利用的目的，大大提高原料和催化剂的利用效率；
在中国专利zl201010217358.1中，悬浮床加氢反应器反应流出物经过高温分离器、低温分离器分离后得到液固相高低分油混合物流和富氢气体，富氢气体用作循环氢，液固相高低分油混合物流经常压分馏塔后，塔顶得到小于370℃轻质馏分油，塔底得到大于370℃含有催化剂的常底重油，大部分常底重油作为循环油直接循环到悬浮床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应，循环量为常底重油的三分之二到五分之四，其余少部分常底重油进入固液分离系统进行固液分离，固液分离可采用过滤或离心分离或减压分馏的形式，分离后得到催化剂残渣和悬浮床加氢重馏分油，重馏分油或者直接和悬浮床的反应原料混合或者作为催化剂油浆制备的部分溶剂，循环进入悬浮床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应；脱出的催化剂外甩或再生；
按照中国专利zl201010217358.1描述，少部分常底重油进入固液分离系统，当固液分离系统采用减压分馏的形式时，分离后得到催化剂残渣(比如减压塔塔底油)和悬浮床加氢重馏分油(比如减压塔馏出油)，重馏分油(比如减压塔馏出油)循环进入悬浮床加氢反应器内进一步进行加氢轻质化反应，而没有描述将悬浮床加氢重馏分油作为产品外送；脱出的催化剂(比如减压塔塔底油)外甩(外排)或再生；
在中国专利zl201010217358.1中，由于液固相高低分油混合物流经常压分馏塔分馏，塔底得到的大于370℃含有催化剂的常底重油必然含有大量轻质蜡油、中质蜡油和重质蜡油，因此，常底重油的三分之二到五分之四作为循环反应料循环反应，也就说明绝大多数的轻质蜡油、中质蜡油和重质蜡油均被循环加氢热裂化，其中轻质蜡油、中质蜡油被循环加氢热裂化不是本发明的目标，因为轻质蜡油、中质蜡油采用悬浮床和或沸腾床加氢热裂化方式转化，既增加装置规模，同时会导致气体收率过高、氢耗过高，且转化产物仍然需要固定床加氢提质，这样会大幅度增加投资、增加能耗，极不合理；中国专利zl201010217358.1中轻质蜡油产物、中质蜡油产物应直接引入固定床加氢裂化装置(含有加氢精制段)处理，在这一点上，与本发明技术方案不存在可比性；
在中国专利zl201010217358.1中，其余少部分常底重油进入固液分离系统进行固液分离，固液分离可采用过滤或离心分离或减压分馏的形式，但是没有描述其余少部分常底重油的以固液分离为目标的减压分馏过程的技术细节，没有公开于本发明类似的方案，也不能实现本发明的目标，在这一点上，与本发明技术方案不存在可比性。
本发明方法未见报道。
发明的目的在于提出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
技术实现要素：
本发明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，其特征在于包含以下步骤：
(1)在碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10，在存在氢气、常规液体烃同时存在或不存在供氢烃组分、存在或不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，包含或不包含固体颗粒碳氢料r10fs；
液态原料r10fl，包含新鲜液态原料r10fl-new、来自步骤(4)的总体循环反应尾液u20-rr；
加氢反应产物r10p中包含常规沸点低于480℃的烃组分、常规沸点介于480～550℃的重质蜡油组分、常规沸点高于550℃的渣油组分，所述常规沸点高于550℃的渣油组分是碳氢料r10f的加氢转化物和/或碳氢料r10f携带的组分；
加氢反应r10-r，包含至少一部分液态原料r10fl的加氢热裂化反应，包含或不包含固体颗粒碳氢料r10fs的加氢液化反应；
加氢反应r10-r过程中，存在或不存在催化剂r10-cat，催化剂r10-cat含有或不含有硫化钼颗粒，催化剂r10-cat含有或不含有fe7s8；
在碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10，存在或不存在含常规沸点为230～400℃的烃组分的供氢烃或供氢烃前身物，使用或不使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃sh的外来供氢烃物流out-to-r10-ds，产生或不产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分r10pro-dsc；
碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，加氢反应产物r10p为含有氢气、常规液体烃同时含有或不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；
碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10，使用至少一台上流式加氢热裂化反应器；
(2)在热高压分离过程，分离加氢反应产物r10p得到高温态的含蜡油组分、含渣油组分的热高分油hhpl和体积上主要由氢气组成的热高分气hhpv；
基于热高分油hhpl的含蜡油组分、含渣油组分的物料，用作步骤(3)预蒸馏过程u10进料u10-f；
设置热低压分离过程时，热高分油hhpl在热低压分离过程分离为热低分油和热低分气；基于热低分油的含蜡油组分、含渣油组分的物料，用作步骤(3)预蒸馏过程u10进料u10-f；
(3)在预蒸馏过程u10，使用包含预蒸馏塔u10t的步骤，将预蒸馏过程u10进料u10-f，分离为气体u10-g、含蜡油组分和渣油馏分的预蒸馏过程未蒸发油u10-d以及存在或不存在的预蒸馏过程窄馏分馏出油u10-lp；
基于预蒸馏过程未蒸发油u10-d的物流，作为组合减压蒸馏过程u20进料u20-f；
(4)在组合减压蒸馏过程u20，进行组合减压蒸馏过程u20进料u20-f的分馏，得到外排未转化油uco、总体循环反应尾液u20-rr、其它窄馏分馏出油；
组合减压蒸馏过程u20，包含第一减压蒸馏部分u21、第二闪蒸部分u22；
基于组合减压蒸馏过程u20进料u20-f的含蜡油组分、含渣油组分的物料，分为第一进料sf1和第二进料sf2；
①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1在第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和含有蜡油组分、含渣油组分的第一进料闪蒸液sf1l，使用或不使用气提气对第一进料sf1闪蒸出的液相进行气提，气提目的是气提出部分低沸点组分后得到第一进料闪蒸液sf1l；
基于第一进料闪蒸液sf1l的物料作为循环反应尾液sf1l-rr，返回上流式加氢热裂化反应过程r10循环反应；
基于第一进料闪蒸气sf1v的物料，经过第一减压蒸馏塔的精馏段，分离出1路或2路或多路窄馏分油品sf1v-lp；窄馏分油品sf1v-lp中，包含常规沸点为350～～480℃的低沸点蜡油组分；
②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2在第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和含渣油组分的第二进料闪蒸液sf2l，使用或不使用气提气对第二进料sf2闪蒸出的液相进行气提，气提目的是气提出部分低沸点组分后得到第二进料闪蒸液sf2l；
第二进料闪蒸液sf2l中常规沸点低于550℃馏分的重量浓度，低于第一进料闪蒸液sf1l中常规沸点低于550℃馏分的重量浓度；
至少一部分第二进料闪蒸液sf2l，作为外排未转化油uco，存在或不存在基于第二进料闪蒸液sf2l的物流作为循环反应尾液sf2l-rr返回上流式加氢热裂化反应过程r10循环反应；
基于第二进料闪蒸气sf2v的物料，经过第一减压蒸馏塔的至少一部分精馏段进行分离回收；在第一减压蒸馏塔的精馏段内，基于第二进料闪蒸气sf2v的物料与基于第一进料闪蒸气sf1v的物料发生混合；
总体循环反应尾液u20-rr，包括循环反应尾液sf1l-rr和循环反应尾液sf2l-rr。
本发明，第一闪蒸过程可以布置在第一减压蒸馏塔内进行：
(4)在组合减压蒸馏过程u20，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1进入第一减压蒸馏塔内进行第一闪蒸过程，闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l；
第一进料闪蒸气sf1v，在第一减压蒸馏塔的精馏段分离为窄馏分油品sf1v-lp。
本发明，第一闪蒸过程可以在第一减压蒸馏塔外部的第一闪蒸器内进行：
(4)在组合减压蒸馏过程u20：
①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1在第一闪蒸器内进行第一闪蒸过程，分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l；
第一进料闪蒸气sf1v，进入第一减压蒸馏塔中分离为窄馏分油品sf1v-lp。
本发明，(4)组合减压蒸馏过程u20的操作条件可以选自下列中的1种：
选择一，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料闪蒸液sf1l中常规沸点为350～550℃的烃类组分的浓度≥17重量％；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l中常规沸点低于550℃的组分的浓度≤7重量％；
选择二，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料闪蒸液sf1l中常规沸点为350～550℃的烃类组分的浓度≥25重量％；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l中常规沸点低于550℃的组分的浓度≤2重量％；
选择三，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料闪蒸液sf1l的温度为t1；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l的温度为t2，t2高于t1至少20℃；
选择四，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料闪蒸液sf1l的温度为t1；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l的温度为t2，t2高于t1至少35℃；
选择五，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1不经过加热炉升温进入第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l经过第二加热炉升温后，进入第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l；
选择六，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1经过第一加热炉升温后，进入第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l，第一进料sf1排出第一加热炉炉管的温度为ft1；②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2经过第二加热炉升温后，进入第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l，第二进料sf2排出第二加热炉炉管的温度为ft2，温度ft2高于温度ft1至少20℃；
选择七，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1经过第一加热炉升温后，进入第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l，第一进料sf1排出第一加热炉炉管的温度为ft1；②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2经过第二加热炉升温后，进入第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l，第二进料sf2排出第二加热炉炉管的温度为ft2，温度ft2高于温度ft1至少35℃；
选择八，①在第一减压蒸馏部分u21，不对第一进料sf2闪蒸出的液相进行气提；②在第二闪蒸部分u22，使用气提气对第二进料sf2闪蒸出的液相进行气提。
本发明，组合减压蒸馏过程u20的操作方式可以是：
(4)在组合减压蒸馏过程u20，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1经过第一加热炉升温后，进入第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l；②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2经过第二加热炉升温后，进入第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l；
第一加热炉、第二加热炉，设置为联合加热炉，第一加热炉炉膛与第二加热炉炉膛之间用隔墙隔离，第一加热炉烟气与第二加热炉烟气混合后进行烟气热量回收。
本发明，(4)组合减压蒸馏过程u20的进料u20-f，分为第一进料sf1和第二进料sf2，第一进料sf1重量流率sf1-wr和第二进料sf2重量流率sf1-wr之比为k10；
k10＝(sf1-wr)/(sf2-wr)，k10取值可以选自下列中的一种：
①(97∶3)～(93∶7)；
②(93∶7)～(88∶12)；
③(88∶12)～(76∶24)。
本发明，(4)组合减压蒸馏过程u20的操作条件可以选自下列中的1种：
选择一，①在第一减压蒸馏部分u21，第一闪蒸过程的操作压力为0.045～0.033mpa(绝对压力)，第一减压蒸馏塔的塔顶压力为0.015～0.003mpa(绝对压力)，第一进料闪蒸液sf1l的温度为t1，t1为300～340℃；②在第二闪蒸部分u22，第二闪蒸过程的操作压力为0.045～0.033mpa(绝对压力)，第二进料闪蒸液sf2l的温度为t2，温度t2高于温度t1的差额为20～60℃；
选择二，①在第一减压蒸馏塔，分馏第一进料闪蒸气sf1v、第二进料闪蒸气sf2v得到包含常规沸点480～550℃馏分的重质蜡油馏分、包含常规沸点350～480℃馏分的低沸点蜡油馏分。
本发明，(4)在组合减压蒸馏过程u20，可以使用一台组合减压塔，进行第一进料sf1和第二进料sf2的联合减压蒸馏；
组合减压塔的下部设置闪蒸区，闪蒸区用隔板分离为第一闪蒸区和第二闪蒸区，第一进料sf1进入第一闪蒸区分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l，第二进料sf2进入第二闪蒸区闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l；
第一进料闪蒸气sf1v和第二进料闪蒸气sf2v，在组合减压塔的精馏段分离为窄馏分；在组合减压塔的精馏段，基于第一进料闪蒸气sf1v的物料和基于第二进料闪蒸气sf2v的物料发生混合；
第一进料闪蒸液sf1l，排出第一闪蒸区，排出组合减压塔；
第二进料闪蒸液sf2l，排出第二闪蒸区，排出组合减压塔。
本发明，(4)在组合减压蒸馏过程u20，组合减压塔的下部设置闪蒸区的工作方式，可以选自下列中的1种：
选择一，第一进料闪蒸液sf1l与第二进料闪蒸液sf2l，在组合减压塔内不进行混合；
选择二，部分第二进料闪蒸液sf2l作为外排未转化油uco排出第二闪蒸区，排出组合减压塔；在组合减压塔内，部分第二进料闪蒸液sf2l作为循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl排入第一闪蒸区，与第一进料闪蒸液sf1l混合后，排出第一闪蒸区，排出组合减压塔；
循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl排入第一闪蒸区的方式是，第二闪蒸区排出循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl的排放口的标高，高于第一闪蒸区的液相聚集区气液界面的操作标高，比如高出至少1.5米，防止第一进料闪蒸液sf1l进入第二闪蒸区与第二进料闪蒸液sf2l-rl混合；或者，循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl排入第一闪蒸区的方式是，第二闪蒸区排出循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl的排放口的标高，高于第一进料sf1进入第一闪蒸区的进料口的标高，比如高出至少1.5米，防止第一进料sf1中液相进入第二闪蒸区与第二进料闪蒸液sf2l-rl混合。
本发明，(1)碳氢料r10f可以选自下列中的1种：
①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550℃的烃类组分；
②液态原料r10fl主要由常规沸点高于550℃的烃类组成；
③固体颗粒碳氢料r10fs包含煤粉。
本发明，操作条件可以是：
(1)碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10，反应压力为6.0～30.0mpa，反应温度为350～480℃；
(2)热高压分离过程，操作压力为6.0～30.0mpa，操作温度为350～450℃；
(3)预蒸馏过程u10使用的预蒸馏塔u10t的操作压力为0.12～0.80mpa(绝对压力)。
本发明，(1)碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10可以是减压渣油加氢热裂化反应过程，液态原料r10fl中常规沸点高于550℃组分的重量加氢热裂化率，可以选自下列中的一种：
①90～97重量％；
②80～90重量％；
③70～80重量％；
④50～70重量％。
本发明，(1)碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10可以是减压渣油加氢热裂化反应过程，液态原料r10fl包含新鲜减压渣油原料r10fl-new、来自步骤(4)的总体循环反应尾液u20-rr；
总体循环反应尾液u20-rr中常规沸点高于550℃烃组分的重量流率u20-rr-vd-wr与新鲜减压渣油原料r10fl-new的重量流率r10fl-new-wr之比为k50；
k50＝(u20-rr-vd-wr)/(r10fl-new-wr)，k50取值选自下列中的一种：
①1.0～2.0；
②0.5～1.0；
③0.30～0.5；
总体循环反应尾液u20-rr中常规沸点介于480～550℃的重质蜡油组分的重量流率u20-rr-hvgo-wr与新鲜减压渣油原料r10fl-new的重量流率r10fl-new-wr之比为k70；
k70＝(u20-rr-hvgo-wr)/(r10fl-new-wr)，k70取值选自下列中的一种：
①0.5～0.8；
②0.3～0.5；
③0.15～0.3。
本发明，(1)碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10使用的碳氢料加氢热裂化反应器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，(4)在组合减压蒸馏过程u20，②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2在第二闪蒸器进行第二闪蒸过程，闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和含渣油组分的第二进料闪蒸液sf2l；
在第二闪蒸器内可以设置脱重蜡油冷凝段u20kd，第二进料闪蒸气sf2v上行通过脱重蜡油冷凝段u20kd，与自脱重蜡油冷凝段u20kd上部进入的含蜡油冷却液u20ql逆流接触降温，第二进料闪蒸气sf2v中的至少一部分重蜡油组分冷凝为脱重液u20-hvgo排出第二闪蒸器且不与第二进料闪蒸液sf2l混合；
至少一部分脱重液u20-hvgo，返回或不返回上流式加氢热裂化反应过程r10循环反应；
含蜡油冷却液u20ql，是或不是冷却降温后的脱重液u20-hvgo，是或不是来自第一减压蒸馏部分u21的第一减压蒸馏塔的精馏段排出的含蜡油液料；
离开脱重蜡油冷凝段u20kd的气体作为脱重气体，进入第一减压蒸馏部分u21的第一减压蒸馏塔的精馏段进行回收；这样可以降低第二进料闪蒸气sf2中的重蜡油组分与低沸点蜡油组分的分离能耗，防止第一进料闪蒸气sf1v被减压渣油组分污染，因为第二进料闪蒸气sf2通常含有少量减压渣油组分。
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。
本发明所述二级或多级加氢方法，指的是包含二个反应级或多个反应级的加氢方法。
本发明所述一个加氢反应级，指的是自烃原料进入一个加氢反应过程开始到其加氢产物气液分离得到至少一个由至少一部分生成油组成的液相产物为止的流程段，包含该加氢反应级的加氢反应过程和该级的至少一部分加氢反应产物的气液分离过程。因此，一级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程只包含一个加氢反应步骤和该加氢反应步骤产物气液分离过程的流程方式，所述的一个加氢反应步骤，根据需要可以使用1台或2台或多台串联操作的加氢反应器，因此反应器个数和形式不是决定反应级的依据，一个或一些串联反应器组成的反应步骤与其产物分离器共同组合才能组成一个完成意义上的加氢反应级。
本发明所述二级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由二个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程。
本发明所述三级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，其中至少一部分一级加氢生成油组成的物流进入二级加氢反应过程，至少一部分二级加氢生成油组成的物流进入三级加氢反应过程。更多级数的加氢方法的流程结构，照上述原则类推。多级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由三个或更多不同的加氢反应过程和加氢产物气液分离过程”组成的流程方式。
三级加氢方法，指的是初始烃原料的加工过程包含液体物料加工流程为串联操作的“由由三个不同的加氢反应步骤和对应加氢反应步骤产物的气液分离过程”组成的流程方式，根据该定义，很明显，所述不同级加氢产物的气液分离过程，可以独立进行，也可以部分或全部联合进行。
本发明所述似二级加氢方法，指的是近似于二级加氢方法的方法，当后级上进料返混流膨胀床反应器的返混液相流量与上进料中液相流量比值趋于无限大时，视为二级加氢方法。
本发明所述重油ur10f的上流式加氢裂化反应过程r10，其反应产物base-r10p，至少为气液两相物流，多数情况属于气、液、固三相物流。本发明所述加氢反应流出物r10p用于排出加氢反应产物base-r10p，以1路或2路或多路物料的形式出现，为气相或液相或气液混相或气液固三相物流。
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。
本发明所述碳氢料，包括碳氢液料如重油和/或碳氢粉料如煤粉。
本发明所述石脑油组分，指的是常规沸点介于碳五～180℃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。
本发明所述轻质蜡油组分，指的是常规沸点介于350～425℃的烃组分。
本发明所述中质蜡油组分，指的是常规沸点介于425～480℃的烃组分。
本发明所述重质蜡油组分，指的是常规沸点介于480～550℃的烃组分。
本发明所述减压渣油组分，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。
本发明所述石脑油，指的是由石脑油组分组成的馏分油。
本发明所述石脑油，指的是由柴油组分组成的馏分油。
本发明所述蜡油，指的是由蜡油组分组成的馏分油。
本发明所述减压渣油，指的是由减压渣油组分组成的馏分油。
本发明所述重油，指的是由蜡油组分和/或减压渣油组分组成的馏分油。
减压渣油沸腾床加氢裂化过程，可以采用未转化减压渣油循环操作模式，通常循环反应未转化减压渣油重量流率与新鲜减压渣油重量流率的比值为循环反应未转化减压渣油循环比，该循环比通常为0.6～1.0倍甚至更大，并且新鲜减压渣油沥青质含量越高，循环反应未转化减压渣油循环比越高；
减压渣油沸腾床加氢裂化过程，可以采用产物重蜡油(芳烃浓度较高)循环操作模式(部分循环)，通常循环反应重蜡油重量流率与新鲜减压渣油重量流率的比值为循环反应重蜡油循环比，该循环比通常为0.15～0.3倍甚至更大，并且新鲜减压渣油沥青质含量越高，循环反应尾油循环比越高，作为沥青溶剂或供氢剂循环使用。
减压渣油悬浮床加氢裂化过程，可以采用未转化减压渣油循环操作模式(部分循环或大量循环)，以使用钼基催化剂的减压渣油悬浮床加氢裂化过程为例，通常循环反应未转化减压渣油重量流率与新鲜减压渣油重量流率的比值为循环反应未转化减压渣油循环比，该循环比通常为0.6～1.0倍甚至更大，并且新鲜减压渣油沥青质含量越高，循环反应未转化减压渣油循环比越高；
减压渣油悬浮床加氢裂化过程，通常采用产物重蜡油循环操作模式(部分循环或全循环)，以使用钼基催化剂的减压渣油悬浮床加氢裂化过程为例，通常循环反应重蜡油重量流率与新鲜减压渣油重量流率的比值为循环反应重蜡油循环比，该循环比通常为0.15～0.3倍甚至更大，并且新鲜减压渣油沥青质含量越高，循环反应尾油循环比越高，作为沥青溶剂或供氢剂循环使用。
以下描述本发明的特征部分。
本发明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，其特征在于包含以下步骤：
(1)在碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10，在存在氢气、常规液体烃同时存在或不存在供氢烃组分、存在或不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，包含或不包含固体颗粒碳氢料r10fs；
液态原料r10fl，包含新鲜液态原料r10fl-new、来自步骤(4)的总体循环反应尾液u20-rr；
加氢反应产物r10p中包含常规沸点低于480℃的烃组分、常规沸点介于480～550℃的重质蜡油组分、常规沸点高于550℃的渣油组分，所述常规沸点高于550℃的渣油组分是碳氢料r10f的加氢转化物和/或碳氢料r10f携带的组分；
加氢反应r10-r，包含至少一部分液态原料r10fl的加氢热裂化反应，包含或不包含固体颗粒碳氢料r10fs的加氢液化反应；
加氢反应r10-r过程中，存在或不存在催化剂r10-cat，催化剂r10-cat含有或不含有硫化钼颗粒，催化剂r10-cat含有或不含有fe7s8；
在碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10，存在或不存在含常规沸点为230～400℃的烃组分的供氢烃或供氢烃前身物，使用或不使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃sh的外来供氢烃物流out-to-r10-ds，产生或不产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分r10pro-dsc；
碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，加氢反应产物r10p为含有氢气、常规液体烃同时含有或不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；
碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10，使用至少一台上流式加氢热裂化反应器；
(2)在热高压分离过程，分离加氢反应产物r10p得到高温态的含蜡油组分、含渣油组分的热高分油hhpl和体积上主要由氢气组成的热高分气hhpv；
基于热高分油hhpl的含蜡油组分、含渣油组分的物料，用作步骤(3)预蒸馏过程u10进料u10-f；
设置热低压分离过程时，热高分油hhpl在热低压分离过程分离为热低分油和热低分气；基于热低分油的含蜡油组分、含渣油组分的物料，用作步骤(3)预蒸馏过程u10进料u10-f；
(3)在预蒸馏过程u10，使用包含预蒸馏塔u10t的步骤，将预蒸馏过程u10进料u10-f，分离为气体u10-g、含蜡油组分和渣油馏分的预蒸馏过程未蒸发油u10-d以及存在或不存在的预蒸馏过程窄馏分馏出油u10-lp；
基于预蒸馏过程未蒸发油u10-d的物流，作为组合减压蒸馏过程u20进料u20-f；
(4)在组合减压蒸馏过程u20，进行组合减压蒸馏过程u20进料u20-f的分馏，得到外排未转化油uco、总体循环反应尾液u20-rr、其它窄馏分馏出油；
组合减压蒸馏过程u20，包含第一减压蒸馏部分u21、第二闪蒸部分u22；
基于组合减压蒸馏过程u20进料u20-f的含蜡油组分、含渣油组分的物料，分为第一进料sf1和第二进料sf2；
①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1在第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和含有蜡油组分、含渣油组分的第一进料闪蒸液sf1l，使用或不使用气提气对第一进料sf1闪蒸出的液相进行气提，气提目的是气提出部分低沸点组分后得到第一进料闪蒸液sf1l；
基于第一进料闪蒸液sf1l的物料作为循环反应尾液sf1l-rr，返回上流式加氢热裂化反应过程r10循环反应；
基于第一进料闪蒸气sf1v的物料，经过第一减压蒸馏塔的精馏段，分离出1路或2路或多路窄馏分油品sf1v-lp；窄馏分油品sf1v-lp中，包含常规沸点为350～～480℃的低沸点蜡油组分；
②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2在第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和含渣油组分的第二进料闪蒸液sf2l，使用或不使用气提气对第二进料sf2闪蒸出的液相进行气提，气提目的是气提出部分低沸点组分后得到第二进料闪蒸液sf2l；
第二进料闪蒸液sf2l中常规沸点低于550℃馏分的重量浓度，低于第一进料闪蒸液sf1l中常规沸点低于550℃馏分的重量浓度；
至少一部分第二进料闪蒸液sf2l，作为外排未转化油uco，存在或不存在基于第二进料闪蒸液sf2l的物流作为循环反应尾液sf2l-rr返回上流式加氢热裂化反应过程r10循环反应；
基于第二进料闪蒸气sf2v的物料，经过第一减压蒸馏塔的至少一部分精馏段进行分离回收；在第一减压蒸馏塔的精馏段内，基于第二进料闪蒸气sf2v的物料与基于第一进料闪蒸气sf1v的物料发生混合；
总体循环反应尾液u20-rr，包括循环反应尾液sf1l-rr和循环反应尾液sf2l-rr。
本发明，第一闪蒸过程可以布置在第一减压蒸馏塔内进行：
(4)在组合减压蒸馏过程u20，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1进入第一减压蒸馏塔内进行第一闪蒸过程，闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l；
第一进料闪蒸气sf1v，在第一减压蒸馏塔的精馏段分离为窄馏分油品sf1v-lp。
本发明，第一闪蒸过程可以在第一减压蒸馏塔外部的第一闪蒸器内进行：
(4)在组合减压蒸馏过程u20：
①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1在第一闪蒸器内进行第一闪蒸过程，分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l；
第一进料闪蒸气sf1v，进入第一减压蒸馏塔中分离为窄馏分油品sf1v-lp。
本发明，(4)组合减压蒸馏过程u20的操作条件可以选自下列中的1种：
选择一，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料闪蒸液sf1l中常规沸点为350～550℃的烃类组分的浓度≥17重量％；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l中常规沸点低于550℃的组分的浓度≤7重量％；
选择二，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料闪蒸液sf1l中常规沸点为350～550℃的烃类组分的浓度≥25重量％；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l中常规沸点低于550℃的组分的浓度≤2重量％；
选择三，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料闪蒸液sf1l的温度为t1；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l的温度为t2，t2高于t1至少20℃；
选择四，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料闪蒸液sf1l的温度为t1；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l的温度为t2，t2高于t1至少35℃；
选择五，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1不经过加热炉升温进入第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l；②在第二闪蒸部分u22，第二进料闪蒸液sf2l经过第二加热炉升温后，进入第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l；
选择六，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1经过第一加热炉升温后，进入第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l，第一进料sf1排出第一加热炉炉管的温度为ft1；②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2经过第二加热炉升温后，进入第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l，第二进料sf2排出第二加热炉炉管的温度为ft2，温度ft2高于温度ft1至少20℃；
选择七，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1经过第一加热炉升温后，进入第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l，第一进料sf1排出第一加热炉炉管的温度为ft1；②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2经过第二加热炉升温后，进入第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l，第二进料sf2排出第二加热炉炉管的温度为ft2，温度ft2高于温度ft1至少35℃；
选择八，①在第一减压蒸馏部分u21，不对第一进料sf2闪蒸出的液相进行气提；②在第二闪蒸部分u22，使用气提气对第二进料sf2闪蒸出的液相进行气提。
本发明，组合减压蒸馏过程u20的操作方式可以是：
(4)在组合减压蒸馏过程u20，①在第一减压蒸馏部分u21，第一进料sf1经过第一加热炉升温后，进入第一闪蒸过程闪蒸分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l；②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2经过第二加热炉升温后，进入第二闪蒸过程闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l；
第一加热炉、第二加热炉，设置为联合加热炉，第一加热炉炉膛与第二加热炉炉膛之间用隔墙隔离，第一加热炉烟气与第二加热炉烟气混合后进行烟气热量回收。
本发明，(4)组合减压蒸馏过程u20的进料u20-f，分为第一进料sf1和第二进料sf2，第一进料sf1重量流率sf1-wr和第二进料sf2重量流率sf1-wr之比为k10；
k10＝(sf1-wr)/(sf2-wr)，k10取值可以选自下列中的一种：
①(97∶3)～(93∶7)；
②(93∶7)～(88∶12)；
③(88∶12)～(76∶24)。
本发明，(4)组合减压蒸馏过程u20的操作条件可以选自下列中的1种：
选择一，①在第一减压蒸馏部分u21，第一闪蒸过程的操作压力为0.045～0.033mpa(绝对压力)，第一减压蒸馏塔的塔顶压力为0.015～0.003mpa(绝对压力)，第一进料闪蒸液sf1l的温度为t1，t1为300～340℃；②在第二闪蒸部分u22，第二闪蒸过程的操作压力为0.045～0.033mpa(绝对压力)，第二进料闪蒸液sf2l的温度为t2，温度t2高于温度t1的差额为20～60℃；
选择二，①在第一减压蒸馏塔，分馏第一进料闪蒸气sf1v、第二进料闪蒸气sf2v得到包含常规沸点480～550℃馏分的重质蜡油馏分、包含常规沸点350～480℃馏分的低沸点蜡油馏分。
本发明，(4)在组合减压蒸馏过程u20，可以使用一台组合减压塔，进行第一进料sf1和第二进料sf2的联合减压蒸馏；
组合减压塔的下部设置闪蒸区，闪蒸区用隔板分离为第一闪蒸区和第二闪蒸区，第一进料sf1进入第一闪蒸区分离为第一进料闪蒸气sf1v和第一进料闪蒸液sf1l，第二进料sf2进入第二闪蒸区闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和第二进料闪蒸液sf2l；
第一进料闪蒸气sf1v和第二进料闪蒸气sf2v，在组合减压塔的精馏段分离为窄馏分；在组合减压塔的精馏段，基于第一进料闪蒸气sf1v的物料和基于第二进料闪蒸气sf2v的物料发生混合；
第一进料闪蒸液sf1l，排出第一闪蒸区，排出组合减压塔；
第二进料闪蒸液sf2l，排出第二闪蒸区，排出组合减压塔。
本发明，(4)在组合减压蒸馏过程u20，组合减压塔的下部设置闪蒸区的工作方式，可以选自下列中的1种：
选择一，第一进料闪蒸液sf1l与第二进料闪蒸液sf2l，在组合减压塔内不进行混合；
选择二，部分第二进料闪蒸液sf2l作为外排未转化油uco排出第二闪蒸区，排出组合减压塔；在组合减压塔内，部分第二进料闪蒸液sf2l作为循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl排入第一闪蒸区，与第一进料闪蒸液sf1l混合后，排出第一闪蒸区，排出组合减压塔；
循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl排入第一闪蒸区的方式是，第二闪蒸区排出循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl的排放口的标高，高于第一闪蒸区的液相聚集区气液界面的操作标高，比如高出至少1.5米，防止第一进料闪蒸液sf1l进入第二闪蒸区与第二进料闪蒸液sf2l-rl混合；或者，循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl排入第一闪蒸区的方式是，第二闪蒸区排出循环反应用第二进料闪蒸液sf2l-rl的排放口的标高，高于第一进料sf1进入第一闪蒸区的进料口的标高，比如高出至少1.5米，防止第一进料sf1中液相进入第二闪蒸区与第二进料闪蒸液sf2l-rl混合。
本发明，(1)碳氢料r10f可以选自下列中的1种：
①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550℃的烃类组分；
②液态原料r10fl主要由常规沸点高于550℃的烃类组成；
③固体颗粒碳氢料r10fs包含煤粉。
本发明，操作条件可以是：
(1)碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10，反应压力为6.0～30.0mpa，反应温度为350～480℃；
(2)热高压分离过程，操作压力为6.0～30.0mpa，操作温度为350～450℃；
(3)预蒸馏过程u10使用的预蒸馏塔u10t的操作压力为0.12～0.80mpa(绝对压力)。
本发明，(1)碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10可以是减压渣油加氢热裂化反应过程，液态原料r10fl中常规沸点高于550℃组分的重量加氢热裂化率，可以选自下列中的一种：
①90～97重量％；
②80～90重量％；
③70～80重量％；
④50～70重量％。
本发明，(1)碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10可以是减压渣油加氢热裂化反应过程，液态原料r10fl包含新鲜减压渣油原料r10fl-new、来自步骤(4)的总体循环反应尾液u20-rr；
总体循环反应尾液u20-rr中常规沸点高于550℃烃组分的重量流率u20-rr-vd-wr与新鲜减压渣油原料r10fl-new的重量流率r10fl-new-wr之比为k50；
k50＝(u20-rr-vd-wr)/(r10fl-new-wr)，k50取值选自下列中的一种：
①1.0～2.0；
②0.5～1.0；
③0.30～0.5；
总体循环反应尾液u20-rr中常规沸点介于480～550℃的重质蜡油组分的重量流率u20-rr-hvgo-wr与新鲜减压渣油原料r10fl-new的重量流率r10fl-new-wr之比为k70；
k70＝(u20-rr-hvgo-wr)/(r10fl-new-wr)，k70取值选自下列中的一种：
①0.5～0.8；
②0.3～0.5；
③0.15～0.3。
本发明，(1)碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10使用的碳氢料加氢热裂化反应器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，(4)在组合减压蒸馏过程u20，②在第二闪蒸部分u22，第二进料sf2在第二闪蒸器进行第二闪蒸过程，闪蒸分离为第二进料闪蒸气sf2v和含渣油组分的第二进料闪蒸液sf2l；
在第二闪蒸器内可以设置脱重蜡油冷凝段u20kd，第二进料闪蒸气sf2v上行通过脱重蜡油冷凝段u20kd，与自脱重蜡油冷凝段u20kd上部进入的含蜡油冷却液u20ql逆流接触降温，第二进料闪蒸气sf2v中的至少一部分重蜡油组分冷凝为脱重液u20-hvgo排出第二闪蒸器且不与第二进料闪蒸液sf2l混合；
至少一部分脱重液u20-hvgo，返回或不返回上流式加氢热裂化反应过程r10循环反应；
含蜡油冷却液u20ql，是或不是冷却降温后的脱重液u20-hvgo，是或不是来自第一减压蒸馏部分u21的第一减压蒸馏塔的精馏段排出的含蜡油液料；
离开脱重蜡油冷凝段u20kd的气体作为脱重气体，进入第一减压蒸馏部分u21的第一减压蒸馏塔的精馏段进行回收；这样可以降低第二进料闪蒸气sf2中的重蜡油组分与低沸点蜡油组分的分离能耗，防止第一进料闪蒸气sf1v被减压渣油组分污染，因为第二进料闪蒸气sf2通常含有少量减压渣油组分。
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