本发明涉及碳氢料加氢热裂化生成油和第二烃料的联合分馏方法，适用于渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f如石油基燃料油的集成分馏，通常使热裂化外甩油渣中不混入第二烃料2f渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程可组合在一起，设置洗涤步骤使固体转入重蜡油或渣油中降低轻蜡油或重蜡油产品固体含量；来自2f的低固体、高氢含量的闪蒸汽或其深度升温气可作为载热气与油渣vds混合回收部分闪蒸油、浓缩固体；2f可作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的中温热；分馏得到的热态汽油和或柴油和或蜡油可去加氢改质过程r70实现热联合。
背景技术：
：本发明所述碳氢料，包括碳氢液料如重油和或碳氢粉料如粉煤。本发明所述碳氢料加氢热裂化生成油r10p，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或第二烃2f，指的是含可蒸馏烃组分(沸点低于渣油组分的烃组分)和渣油组分zyc的第二烃料2f如石油基燃料油，通常至少一部分基于第二烃料2f的含渣油组分的烃物料进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物。本发明所述第二烃料2f，可以是含柴油组分和或蜡油组分的含渣油组分的烃油，分馏第二烃料2f得到的渣油2f-zy，至少一部分作为碳氢料上流式加氢热裂化过程r10的原料烃使用。本发明碳氢料加氢热裂化生成油和第二烃料的联合分馏方法，主要应用对象是含可蒸馏烃组分(常规沸点为200～530℃烃组分)和渣油组分zyc的第二烃料2f如燃料油的集成分馏；所述集成蒸馏，指的是将第二烃料2f分离为蒸馏油2f-mdl和加氢热裂化过程r10原料渣油2f-vr的蒸馏过程2frac，与渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f分离为蒸馏油1f-mdl和渣油1f-vr的蒸馏过程1frac相互组合。独立的蒸馏过程2frac、独立的蒸馏过程1frac存在以下特点：①在物料升温方面，在渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f的独立分馏过程1frac，热高分油温度通常较高比如高达390～330℃，其蒸馏过程存在大量的中温热需要回收，并通常发生低压水蒸气以回收这些能量，但是低压水蒸气的利用过程的能量效率较低；而在独立分馏过程2frac，储存温度通常较低(一般为100～150℃)的第二烃料2f实现组分汽化的升温过程需要消耗大量燃料；②在独立的蒸馏过程1frac外甩油渣的油品回收方面，通常，独立分馏过程1frac需要将生成油1f分离为蒸馏油1f-mdl和富集固体的渣油1f-vr，多数情况下，需要将富集固体的渣油1f-vr的一部分(通常为大部分)作为循环料1f-vr-tor10循环返回反应过程r10循环热裂化，同时需要将富集固体的渣油1f-vr的一部分(通常为小部分)作为物料1f-vr-toout以外甩固体和缩合芳烃，防止固体和缩合芳烃在反应过程r10积累；对于物料1f-vr-toout，应该在分离过程sk00尽可能地回收其中的烃油(脱出固体和缩合芳烃高沸物)，可以循环返回反应过程r10生产轻质烃油；分离过程sk00的一种有效工作方式是使用有较大沸点差的烃类蒸汽的过热气体载热气pk60来气提汽化物料1f-vr-toout中的烃油，由于反应过程r10的生成油1f中含有大量微米级甚至纳米级固体颗粒和易缩合的不饱和烃(芳烃、烯烃)，用基于反应过程r10的生成油1f的烃类蒸汽通过间接加热器如加热炉制取温度过热的载热气pk60，存在加热炉炉管易于结焦的缺点，其连续运行周期较短；在独立分馏过程2frac，存在基于第二烃料2f的柴油、轻蜡油、蜡油组分的烃类蒸汽，他们是基本不含固体或固体含量极低的热稳定性高的烃类，通过间接加热器如加热炉制取温度过热的载热气pk60，在高温比如450℃条件下长期工作不会结焦，可保证汽提操作长周期运行；通常，由于渣油zy加氢热裂化反应过程r10的热缩合效应难以被全部抑制，生成油1f中的渣油馏分的性质较渣油zy中的同沸点范围组分的性质更差，表现为氢含量更低、分子量更大、粘度更大、残炭含量更大、更容易热缩合结焦，因此，独立的生成油1f的蒸馏过程1frac，为了保证减压塔1frac-vt1塔底含固渣油不会热缩合和较好的流动性，减压塔1frac-vt1塔底渣油的初馏点不能太高，而只能较低比如控制为520～535℃，这样也限制了外排油渣中油分的进一步回收；③在降低蒸馏油中固体含量方面，独立分馏过程1frac的目的是将渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f分离为蒸馏油1f-mdl和富集固体的渣油1f-vr，由于反应过程r10的生成油1f中含有大量微米级甚至纳米级固体颗粒和易缩合的不饱和烃缩合物大分子，并且热裂化渣油粘度大、易发泡，蒸馏油1f-mdl中通常会含有蒸馏塔塔内上升蒸汽携带的固体颗粒，为了保证下游加工过程正常运行或保证最终产品质量合格，通常在蒸馏塔内设置洗涤脱尘过程，洗涤油的数量越多，洗涤效果越好，但是会增加能耗；而在独立分馏过程2frac，其分馏塔进料口上部存在大量内回流液相，甚至于基于第二烃料2f的含渣油组分的低固体含量的液体也可以直接作为洗涤油使用。基于渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f属于温度高、固体含量高(可达3重量％～6重量％)、渣油粘度大的特点，基于含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f属于温度低、固体含量少、渣油粘度低、柴油和轻蜡油热缩合温度高的特点，也为了联合分馏、简化流程，本发明将蒸馏过程2frac、蒸馏过程1frac进行组合，提出碳氢料加氢热裂化生成油和第二烃料的联合分馏方法，其工艺目标是取得下述的1个或几个效果：①2f可作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的中温热，从而实现热联合，节省外供燃料消耗量，中温热能的回收利用率更高；另一方面，分馏得到的热态汽油和或柴油和或蜡油可去加氢改质过程r70实现热联合；②来自2f的低固体、高氢含量的闪蒸烃汽或其深度升温气可作为载热气与油渣vds混合，在高负压条件下，完成加热、气提、闪蒸以浓缩外排含固油渣，回收部分闪蒸油；工业领域，煤加氢直接液化生成油的减压分馏塔塔底可以排出固体含量高达45～50重量％的油渣；也就是说，通过增设生成油2f的第二减压分离步骤1frac-vt2回收外排油渣中的油分(强制混合传热、汽提、闪蒸、分离)，可以使用汽提器或气提塔，将气相引导进入回收系统，可以独立冷凝回收，可以引入蒸馏过程2frac的减压塔中和或蒸馏过程1frac的减压塔中联合回收；生成油2f的第二减压分离步骤1frac-vt2，根据1frac-vt1减压塔底油渣中的油分含量、固体含量、油分沸程，如果油渣中油分含量不高不宜设置减压塔回收油分，则可以设置与第一载热气进行强制混合传热、汽提、闪蒸、分离，然后对1frac-vt2闪蒸塔塔底油，根据1frac-vt2闪蒸塔塔底油渣中的油分含量、固体含量、油分沸程，可以设置第三减压分离步骤1frac-vt3与第二载热气进行强制混合传热、汽提、闪蒸、分离，甚至可以设置第四减压分离步骤1frac-vt4与第三载热气进行强制混合传热、汽提、闪蒸、分离；根据1frac-vt1减压塔底油渣中的油分含量、固体含量、油分沸程，如果油渣中油分含量较高，则宜设置深拔减压塔1frac-vt12回收油分，然后将深拔减压塔1frac-vt12塔底油引入第二减压分离步骤1frac-vt2，可以设置与第一载热气进行强制混合传热、汽提、闪蒸、分离，然后对1frac-vt2闪蒸塔塔底油，根据1frac-vt2闪蒸塔塔底油渣中的油分含量、固体含量、油分沸程，可以设置第三减压分离步骤1frac-vt3与第二载热气进行强制混合传热、汽提、闪蒸、分离，甚至可以设置第四减压分离步骤1frac-vt4与第三载热气进行强制混合传热、汽提、闪蒸、分离；③分离渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，通常使热裂化外甩油渣不混入第二烃料2f渣油组分(以便排出外甩油渣)，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程可组合在一起，不仅实现了联合分馏从而简化流程、减少投资，同时改善了生成油1f分馏物系的物性，有降低热裂化渣油粘度、增加脱尘洗涤段液相量等作用，利于降低轻蜡油或重蜡油产品固体含量，使其最终转入渣油中；甚至于可将基于第二烃料2f的含渣油组分的液体直接作为洗涤油使用，比如直接使用第二烃料2f作为1f常压分馏塔的洗涤脱尘段的洗涤油，比如使用第二烃料2f的常压塔底油作为2f减压分馏塔的洗涤脱尘段的洗涤油，将热量回收过程和脱尘洗涤过程合理组合。本发明可以与其它工艺相组合使用。本发明所述方法未见报道。本发明的第一目的是提出碳氢料加氢热裂化生成油和第二烃料的联合分馏方法，碳氢料可以是油和或煤，第二烃料2f是含有渣油组分和比渣油组分沸点更低的烃类的混合烃油。本发明的第二目的是提出含有渣油组分和比渣油组分沸点更低的烃类的混合烃油的分馏过程与分馏渣油加氢热裂化反应过程生成油的联合分馏过程，实质上提出了一种含有渣油组分和比渣油组分沸点更低的烃类的混合烃油的组合加工流程。技术实现要素：本发明碳氢料加氢热裂化生成油和第二烃料的联合分馏方法，其特征在于包含以下步骤：在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，将生成油1f分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2f分离为含渣油馏分和蒸馏油；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进行至少一部分加氢热裂化反应转化为最终加氢反应产物r10-p；分离加氢反应产物r10-p得到高温态的加氢热裂化反应生成油1f；碳氢料r10f，包含液态原料r10fl和可能存在的固体颗粒原料r10fs；最终加氢反应产物r10-p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的加氢精制反应，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，可能使用催化剂r10-cat；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r10-pro-dsc；碳氢料加氢反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，最终加氢反应产物r10-p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r10-p-x的形式出现，物料r10-p-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；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基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的热物流中的热能；②在分离步骤p90，来自1f的闪蒸烃汽或来自1f的闪蒸烃汽的深度升温气或来自2f的闪蒸烃汽或来自2f的闪蒸烃汽的深度升温气，作为载热气p90-vf与基于油渣1f-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油渣1f-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油渣1f-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；③分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能存在脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；④分离第二烃料2f得到的含渣油组分的烃物料2f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑤分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f得到的含渣油组分的可能含有固体的烃物料1f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑥在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合馏出油ufrac-mo，所述混合馏出油以热态物料形式加压后进入馏出油加氢改质反应过程中；混合馏出油ufrac-mo，为石脑油馏分或柴油馏分或蜡油馏分，或为包含石脑油组分、柴油组分和蜡油组分中几个组分的混合馏分；⑦在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合渣油ufrac-hds，所述混合渣油ufrac-hds以热态物料形式加压后进入加氢热裂化反应过程r10中；⑧第二烃料2f和生成油1f混合后联合分离。本发明的特征通常为：在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，将生成油1f分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2f分离为含渣油馏分和蒸馏油；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进行至少一部分加氢热裂化反应转化为最终加氢反应产物r10-p；分离加氢反应产物r10-p得到高温态的加氢热裂化反应生成油1f；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；最终加氢反应产物r10-p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的加氢精制反应，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，可能使用催化剂r10-cat；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r10-pro-dsc；碳氢料加氢反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，最终加氢反应产物r10-p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r10-p-x的形式出现，物料r10-p-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；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基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的热物流中的热能；②在分离步骤p90，来自2f的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf与基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf混合得到混合物料sk30，在负压条件下，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油渣1f-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油渣1f-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；③分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；④分离第二烃料2f得到的含渣油组分的烃物料2f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑤分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f得到的含渣油组分的可能含有固体的烃物料1f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑥在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合馏出油ufrac-mo，所述混合馏出油以热态物料形式加压后进入馏出油加氢改质反应过程中；混合馏出油ufrac-mo，为石脑油馏分或柴油馏分或蜡油馏分，或为包含石脑油组分、柴油组分、蜡油组分中几个组分的混合馏分；⑦在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合渣油ufrac-hds，所述混合渣油ufrac-hds以热态物料形式加压后进入加氢热裂化反应过程r10中。本发明的特征一般为：在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，将生成油1f分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2f分离为含渣油馏分和蒸馏油；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进行至少一部分加氢热裂化反应转化为最终加氢反应产物r10-p；分离加氢反应产物r10-p得到高温态的加氢热裂化反应生成油1f；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，其中的加氢热裂化反应目标原料主要由常规沸点高于530℃的渣油组分组成；最终加氢反应产物r10-p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的加氢精制反应，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，可能使用催化剂r10-cat；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r10-pro-dsc；碳氢料加氢反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，最终加氢反应产物r10-p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r10-p-x的形式出现，物料r10-p-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；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基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的热物流中的热能；②在分离步骤p90，来自2f的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf与基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf混合得到混合物料sk30，在高负压条件下，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油渣1f-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油渣1f-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；③分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；④分离第二烃料2f得到的含渣油组分的烃物料2f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑤分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f得到的含渣油组分的可能含有固体的烃物料1f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑥在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合馏出油ufrac-mo，所述混合馏出油以热态物料形式加压后进入馏出油加氢改质反应过程中；混合馏出油ufrac-mo，为石脑油馏分或柴油馏分或蜡油馏分，或为包含石脑油组分、柴油组分、蜡油组分中几个组分的混合馏分；⑦在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合渣油ufrac-hds，所述混合渣油ufrac-hds以热态物料形式加压后进入加氢热裂化反应过程r10中。本发明，当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时，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530℃的烃组分含量为0～60重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为40～100重量％；②常规沸点低于530℃的烃组分含量为0～40重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为60～100重量％；③常规沸点低于530℃的烃组分含量为0～15重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为85～100重量％。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，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石其它胶质、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370℃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；最终加氢反应产物r10-p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。本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，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。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370℃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370℃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和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍；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～100μm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，为主要由炭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，为主要由炭组分组成的固体颗粒，其粒子直径为10纳米～100μm的颗粒。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的组成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450℃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0.10～1.0。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，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。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s/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和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍；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，含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料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石其它胶质、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，含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料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530℃的烃组分含量为15～70重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为30～85重量％；②常规沸点低于530℃的烃组分含量为25～60重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为40～80重量％；③常规沸点低于530℃的烃组分含量为35～50重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为50～65重量％。本发明，在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的外甩渣油zvr；外甩渣油zvr可以去焦化反应过程r90，转化为焦炭、焦化生成油、焦化气体；外甩渣油zvr去焦化反应过程r90，可以选自下列中的一种或几种：①作为焦化原料去硫化焦化过程；②作为掺和原料去延迟焦化过程加工；③作为掺和原料去煤炼焦过程加工；焦化反应过程r90产生的煤气作为制氢原料制取氢气，焦化反应过程r90产生的焦油或焦油的馏分油进入碳氢料加氢热裂化反应过程r10联合加工，从而构成一种炼焦过程与重油加氢热裂化过程的大组合；外甩含固渣油作为煤炼焦过程配料使用时，作为常温固体的含固渣油单独粉碎后与炼焦煤掺混用作炼焦原料，或者常温为固体的含固渣油与炼焦煤掺混后一起粉碎用作炼焦原料。本发明，将重油催化裂化反应过程或重油催化热裂解反应过程产生的富含2～4环结构芳烃的烃油和或碳氢料上流式加氢热裂化过程生成油的重蜡油改性为供氢溶剂使用，进入碳氢料加氢热裂化反应过程r10；在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的外甩渣油zvr；外甩渣油zvr可以去焦化反应过程r90，转化为焦炭、焦化生成油、焦化气体。本发明，通常，第二烃料2f中的常规沸点高于530℃的烃类，其残炭值为15～35％。本发明，通常，碳氢料加氢热裂化反应过程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％。本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程r10为重油加氢热裂化反应过程，碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f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，在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的渣油ufrac-hds；至少一部分渣油ufrac-hds-tor10，作为循环加氢热裂化料ufrac-hds-tor10去碳氢料加氢热裂化反应过程r10进行加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类；在碳氢料加氢热裂化反应过程r10，物ufrac-hds-tor10的反应停留时间可以短于新鲜热裂化原料的反应停留时间。本发明，在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的渣油ufrac-hds；至少一部分渣油ufrac-hds-tor10，作为循环加氢热裂化料ufrac-hds-tor10去碳氢料加氢热裂化反应过程r10进行加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类；在碳氢料加氢热裂化反应过程r10，物ufrac-hds-tor10的反应停留时间可以长于新鲜热裂化原料的反应停留时间。本发明的常见操作方式是：在联合分离过程ufrac，进行重油加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，将生成油1f分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2f分离为含渣油馏分和蒸馏油；在重油加氢热裂化反应过程r10，在存在氢气、常规液体烃、加氢催化剂r10c固体颗粒同时可能存在供氢烃组分、可能存在其它固体颗粒的混相物料条件下，重油r10fl进行加氢反应r10-r进行至少一部分加氢热裂化反应转化为最终加氢反应产物r10-p；分离加氢反应产物r10-p得到高温态的加氢热裂化反应生成油1f；最终加氢反应产物r10-p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℃的渣油组分是重油r10fl的加氢转化物或重油r10fl的组分；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530℃的渣油组分组成；最终加氢反应产物r10-p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℃的渣油组分是重油r10f的加氢转化物或碳氢料r10fs的组分；加氢反应r10-r，包含至少一部分液态原料r10fl的加氢精制反应，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，使用催化剂r10-cat；在重油加氢热裂化反应过程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；在重油加氢热裂化反应过程r10，可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃sh的外来供氢烃out-to-r10-ds；在重油加氢热裂化反应过程r10，可能产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分r10-pro-dsc；重油加氢热裂化反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，最终加氢反应产物r10-p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r10-p-x的形式出现，物料r10-p-x为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；在重油加氢热裂化反应过程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；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基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的热物流中的热能；②在分离步骤p90，来自2f的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf与基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf混合得到混合物料sk30在高负压条件下，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油渣1f-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油渣1f-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；③分离渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；④分离第二烃料2f得到的含渣油组分的烃物料2f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑤分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f得到的含渣油组分的可能含有固体的烃物料1f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑥在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合馏出油ufrac-mo，所述混合馏出油以热态物料形式加压后进入馏出油加氢改质反应过程中；混合馏出油ufrac-mo，为石脑油馏分或柴油馏分或蜡油馏分，或为包含石脑油组分、柴油组分、蜡油组分中几个组分的混合馏分；⑦在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合渣油ufrac-hds，所述混合渣油ufrac-hds以热态物料形式加压后进入加氢热裂化反应过程r10中。本发明，在联合分离过程ufrac，基于2f的物料作为冷物流可以回收生成油1f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生成油1f的分馏过程的温度为200～350℃的热物流中的热能；②基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的温度为250～350℃的热物流中的热能；③基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的温度为250～300℃的热物流中的热能。本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程r10为重油加氢热裂化反应过程，重油加氢热裂化反应过程的生成油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的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf，与基于油渣1f-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油渣1f-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油渣1f-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，油渣1f-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油渣1f-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，油渣1f-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油渣1f-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，油渣1f-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油渣1f-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基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf，是油渣1f-vr；⑤基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf，是油渣1f-vr的减压分离过程1f-vr-vt得到的脱低沸点烃的重质油渣1f-vr-vt-l；在减压分离过程1f-vr-vt，油渣1f-vr分离为蒸汽1f-vr-vt-v和重质油渣1f-vr-vt-l；回收蒸汽1f-vr-vt-v。本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程r10为重油加氢热裂化反应过程，重油加氢热裂化反应过程的生成油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的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf，与基于油渣1f-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油渣1f-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油渣1f-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进入分离生成油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：①2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；物流1f，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；②2f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；物流1f，与基于载热气t2fv的物流混合分离；③1f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2f混合分离；④2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；1f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，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；⑤2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；1f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；⑥2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；基于第一液料1fl的物流，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；⑦2f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；1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；基于第一液料1fl的物流，与基于载热气t2fv的物流混合分离；⑧1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；第一蒸汽1fv再升温成为载热气t1fv；基于载热气t1fv的物流，与物流2f混合分离；⑨2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；第一蒸汽1fv再升温成为载热气t1fv；基于载热气t1fv的物流，与基于第二液料2fl的物流混合分离；⑩2f和升温后的生成油1f混合后联合分离。本发明，分离渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；生成油1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl的工作方式，可以选自下列物料的一种或几种：①1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；②1f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。本发明，分离渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；第二烃料2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl的工作方式，可以选自下列物料的一种或几种：①2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；②2f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，分离为蒸汽第二2fv和第二液料2fl。本发明，在联合分离过程ufrac，来自生成油1f的气相和来自第二烃料2f的气相的冷凝分离过程组合在一起，可以共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备，得到脱固体、脱渣油的蒸馏油pp；蒸馏油pp，主要由常规沸点180～530℃的烃组分组成。本发明，通常，在联合分离过程ufrac，使用减压蒸馏塔。具体实施方式以下详细描述本发明。本发明所述的压力，指的是绝对压力。本发明所述的常规沸点指的是物质在一个大气压力下的汽、液平衡温度。本发明所述的常规沸程指的是馏分的常规沸点范围。本发明所述的比重，除非特别说明，指的是常压、15.6℃条件下液体密度与常压、15.6℃条件下水密度的比值。本发明所述的组分的组成或浓度或含量或收率值，除非特别说明，均为重量基准值。本发明所述的常规气体烃，指的是常规条件下呈气态的烃类，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。本发明所述的常规液体烃，指的是常规条件下呈液态的烃类，包括戊烷及其沸点更高的烃类。本发明所述的杂质元素，指的是原料油中的非氢、非碳、非金属组分如氧、硫、氮、氯等。本发明所述的杂质组分，指的是原料油中非烃组分的加氢转化物如水、氨、硫化氢、氯化氢等。本发明所述的轻质烃，为石脑油组分，指的是常规沸点低于200℃的常规液体烃。本发明所述的中质烃，为柴油组分，指的是常规沸点为200～330℃的烃类。本发明所述的蜡油组分，指的是常规沸点为330～530℃的烃类。本发明所述的重质烃，指的是常规沸点高于330℃的烃类。本发明所述的氢油体积比，指的是氢气的标准状态体积流量与指定油物流的常压、20℃的体积流量的比值。本发明所述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。以下详细描述本发明的各部分。以下描述供氢烃(或供氢烃组分)ds、供氢烃前身物ds-bf、供氢溶剂shs、失氢供氢溶剂(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)mfs和进行失氢供氢溶剂mfs复活过程的加氢稳定反应过程mr。本文所述供氢烃组分ds，指的是在重油临氢热加工反应过程(包括重油加氢热裂化反应过程)、煤加氢直接液化反应过程、煤油共炼加氢反应过程中具有供氢功能的烃组分，供氢烃包括部分饱和的双环芳烃、部分饱和的多环芳烃(通常以三环结构烃、四环结构烃为宜)。供氢烃中，二氢体的供氢速度均大于四氢体，三环芳烃的二氢体和双环芳烃的二氢体相比，其供氢速度有高有低；试验已经证明，多环芳烃虽然无供氢能力，但有传递氢的能力。在400℃时，下列组分的相对供氢速度如下：对于工业上使用的供氢溶剂shs而言，通常是含有供氢烃组分ds和或供氢烃前身物烃组分ds-bf的混合烃，常见的供氢溶剂shs来源有：①低温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；②中温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；③高温煤焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；④粉煤热解焦油的常规沸点为220～480℃的烃馏分；⑤乙烯焦油的220～480℃的烃馏分；⑥石油基重油热加工过程所得220～480℃的烃馏分，热加工过程是重油催化裂化过程或重油催化裂解过程；⑦煤加氢直接液化反应过程所得220～480℃的烃馏分；⑧其它富含供氢烃组分ds和或供氢烃前身物烃组分ds-bf的混合烃。以重油加氢热裂化反应过程为例，在烃类临氢热裂化反应过程，在烃类热裂化自由基获得活性氢的加氢稳定过程，烃类热裂化自由基属于夺氢剂，同时供氢能力优良的供氢烃组分释放出活性氢原子(称为失氢)后成为芳碳率更高的供氢能力更差的烃类；由于供氢烃组成特殊，其价格较高，为了降低成本，对于需要存在大量供氢烃的场合，为了减少外供供氢烃的消耗量，通常需要以一定方式回收失氢供氢烃(或供氢烃前身物、或待复活供氢烃)ds-bf得到失氢供氢溶剂mfs，并通过加氢稳定反应过程mr恢复失氢供氢溶剂mfs的供氢能力，然后循环使用；很明显，通常失氢供氢溶剂mfs也是混合烃，并且通常会被与重油加氢过程的同沸点产物混合，这样如果重油加氢过程的同沸点产物属于供氢烃组分ds和或供氢烃前身物烃组分ds-bf则可能增加供氢溶剂数量，这样如果重油加氢过程的同沸点产物不属于供氢烃组分ds和或供氢烃前身物烃组分ds-bf则会降低供氢溶剂中供氢烃的浓度，对于存在供氢溶剂循环的稳定的生产系统，会形成一个烃组分基本稳定的循环物料。由于供氢溶剂能够在重油临氢热加工芳烃加氢饱和反应过程、重油临氢热裂化反应过程快速提供活性氢、快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)，因此，在一个供氢溶剂的循环过程，如果能够以合理的流程方式(比如经过更多的烃类加氢反应过程)使供氢烃组分ds传递更过的活性氢，则可以提高活性氢的使用效率，从而形成活性氢的高效使用方法，本发明即是在该指导思想下提出的。供氢烃组分ds在烃类临氢热裂化反应过程的有益作用，主要表现为：①在合适的条件下，在转化为失氢溶剂的过程，均匀地向液相反应空间的自由基快速提供活性氢，具有供氢能力，具有供氢剂、结焦抑制剂功能；②向烃类提供活性氢的全部过程属于烃分子之间氢转移，基本不产生反应热，具有降低目标烃油加氢过程反应热的功能；③可以降低烃类热裂化反应温度，具有动力学结焦抑制剂功能；④可以降低分子氢的理解能，加快分子氢的离解速度；⑤快速传递活性氢(比如快速传递出催化剂表面的活性氢从而提高催化剂产生活性氢效率、提高活性氢的使用率)；⑥在合适的条件下，在加氢催化剂作用下，可以多次转换“供氢烃、供氢烃前身物”状态，多次起到活性氢传递剂的作用，本发明正式利用这一特点而提出的。供氢烃组分ds在烃类临氢热裂化反应过程的有益效果，主要表现为：①可以缩短反应过程时间，提高催化剂效率；②可以提高热解分子的保留率同时减少热缩合物如焦炭产率，即提高轻质油品产率、节省固液分离耗能；③可以降低反应总温升；④可以提高操作稳定性、延长操作周期；⑤可以提高重油的总体热裂化转化率。以下详细描述以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr。按照本发明，循环使用的含有供氢烃sh的物流shs是来自富含双环芳烃和/或多环芳烃的供氢烃前身物物流shsbf在以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr转化所得加氢反应流出物mrp的物流；以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，可以在任何适合的条件下工作。加氢稳定反应过程mr，可以采用颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0mpa、加氢催化剂mr-cat体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为300∶1～3000∶1的反应条件下操作。加氢稳定反应过程mr，可以采用使用颗粒催化剂的移动床或沸腾床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0mpa、加氢催化剂mr-cat体积空速为0.05～10.0hr-1、氢气/原料油体积比为100∶1～1200∶1的反应条件下操作。加氢稳定反应过程mr，甚至可以采用悬浮床加氢反应方式，通常在温度为280～440℃、压力为6.0～20.0mpa、添加的加氢催化剂宜为高分散度的油溶性催化剂或水溶性催化剂、氢气/原料油体积比为100∶1～1200∶1的反应条件下操作。本发明所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr发生的芳烃加氢部分饱和反应，指的是在氢气和合适的加氢催化剂mr-cat(具有芳烃加氢部分饱和功能的催化剂)存在条件下富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料shsbf发生的耗氢的反应过程，其最低的反应深度应具备最低限度的工业意义：即对富含双环芳烃和/或多环芳烃的烃物料shsbf完成预期的芳烃加氢部分饱和，该加氢反应深度应根据shsbf中芳烃组分结构和预期的芳烃部分饱和程度来确定，加氢反应流出物mrp中的常规沸点为350～480℃的烃馏分中供氢烃重量浓度值shn期望越高越好，shn同常大于大于6重量％、一般大于10重量％。所述的以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，因原料性质(金属含量、氧含量含量、烯烃含量、硫含量、氮含量、芳烃含量、馏程、比重)的不同和加氢反应(加氢脱氧、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢部分饱和)深度的不同，其操作条件的变化范围很宽，应根据具体的过程条件确定。对于颗粒催化剂床层(下流式固定床、上流式固定床、上流式微膨胀床)反应方式，所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，使用的加氢催化剂mr-cat可以是一种或两种或多种加氢精制催化剂的串联组合和混装，可以是针对具体原料的专用催化剂，也可以是合适的石油炼制重柴油型或蜡油型的加氢精制过程使用的具有加氢脱金属或加氢脱氧或加氢脱硫或加氢脱氮或加氢饱和等功能的加氢精制催化剂及其组合。煤液化粗油生产煤液化溶剂油的芳烃加氢部分饱和反应过程用催化剂、煤焦油轻馏分深度加氢精制催化剂通常是可以使用的。所述以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，使用的加氢催化剂mr-cat，至少包含芳烃加氢饱和催化剂，通常还包含加氢脱金属催化剂(流程位置可能位于芳烃加氢饱和催化剂床层之前)。根据需要可以将任一种补充硫加入以供氢烃制备为目标的加氢反应区mr，以保证反应部分必须的最低硫化氢浓度比如500ppm(v)或1000ppm(v)，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的必须值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。在劣质烃hds的上流式加氢反应过程rx、碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10使用供氢溶剂，会快速消灭自由基，能够提高热裂化产物氢含量，但是也因此会抑制热裂化反应即降低热裂化转化率；而劣质烃hds的上流式加氢反应过程rx、碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10的渣油质量的提高，允许其进一步加氢热裂化(比如循环加氢热裂化)从而提高总体热裂化转化率。就重油一次热裂化和重油一次热裂化尾油的再次热裂化的总体效果而言，使用供氢溶剂可以有效提高总体加氢热裂化转化率，有效降低外甩含固尾油的收率，从而提高过程的经济性。以下详细描述本发明的碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10。以下描述本发明碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10可能进行的重油加氢热裂化反应过程。本发明所述碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10的原料重油r10fl的烃类的常规沸点通常＞470℃、一般＞500℃、特别地＞530℃；本发明所述碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10，发生至少一部分重油r10fl的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应，生成至少一部分沸点更低的烃类产物；重油上流式加氢热裂化反应过程r10，通常无法实现单程反应全部轻质化，即通常其合理高的热裂化深度通常为70～85％的单程转化率，这样加氢热裂化反应产物r10-p中存在一定数量比如15～30％的尾油，而为了降低外排尾油数量，通常必须设置尾油的加氢热裂化反应过程比如rx，而为了简化总体流程、降低投资和能耗，通常将rx与碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10形成组合工艺。尽管碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10以大分子烃类的热裂化反应、热裂化自由基加氢稳定反应为目标反应，但是由于碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10通常使用的加氢催化剂本身具有加氢精制功能，以及存在的活性氢也能诱导烃分子发生加氢精制反应，因此，在碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10中，也必然发生一些加氢精制反应。在碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10，当活性氢供应不及时的时候，胶质、沥青质的热裂化自由基就会发生缩合反应，生产分子量更大的分子或结构集团，反复地脱氢与缩合反应的最终结果是产生焦炭，当然，这是需要抑制或减少的负反应。本发明的主要应用对象是碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10，使用的反应器可以是1台或2台或多台，通常使用的反应器为2～4台；碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10的反应器工作方式可以是任意合适形式，通常为上流式膨胀床反应器或带液体产物循环的上流式膨胀床反应器，单台上流式膨胀床反应器的整体反应区，可以被认为划分为2个或多个反应区。本发明上流式膨胀床反应器的任意反应区的入口温度的控制方式，可以是调节氢气的温度和或流量，可以是调节油品的温度和或流量。碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10，使用的反应器，其反应空间中液相、气相(或汽相)的体积比例，可以是以液相为主的情况，定义反应空间中的“液相实际体积/(液相实际体积+气相实际体积)”为反应空间液相分率kl，分率kl通常大于0.45、一般大于0.55、甚至大于0.70，形成事实上的强化液相加氢模式，为了保持反应空间氢气分压足够高，可能需要在反应器的不同高度的位置2次或多次添加氢气。当碳氢料r10f的上流式加氢热裂化反应过程r10的后半程反应过程r10b联合加工劣质烃hds的上流式加氢反应过程rx的反应产物rx-p中的重油组分rx-pvr时，后半程反应过程r10b的停留时间通常首先满足控制重油组分rx-pvr的加氢热裂化率的要求，通常设置重油组分rx-pvr的加氢热裂化率上限以防止单程转化率过高。本发明所述重油上流式加氢热裂化反应过程r10的反应器形式，可以是任意合适的形式，有多种已知的形式，比如上流式固定床反应器、上流式微膨胀床反应器、上流式移动床反应器、上流式在线置换床反应器、沸腾床反应器、悬浮床反应器、沸腾床与悬浮床的组合床反应器及其特定形式的组合，并且大多数有工业应用案例，形成了较为固定的技术特点。石油基渣油所含的胶状沥青状组分通常是以超分子结构存在的分散相，分析数据表明其中的胶状沥青状组分散相为分子量高达几千至几万甚至几十万的稳定结构集团，当然这些集团含有大量稠环芳烃单元并含有金属、硫、氮等元素，其轻质化过程的主要任务是将这些大分子解缔、加氢饱和、裂化为较其原始物炭数少十倍、百倍甚至千倍的小分子，很明显，过程的热裂化任务占主导地位，这不可能仅仅依靠加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和来实现，石油基渣油的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱和等预加氢过程实质上是为后续的加氢裂化反应准备原料油的加氢精制过程，否则常规的下流式固定床反应器中的加氢裂化催化剂活性中心因金属沉积和快速结焦被快速覆盖导致操作周期太短，无法维持工业化过程要求的最低的经济的运行周期；即使使用了常规的下流式固定床反应器中的加氢脱金属、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢芳烃饱等过程，也无法达到较高的转化率，因为很难克服高温热裂化过程必然产生的快速大量结焦问题，这是过程的热力学性质所决定的；为了克服上述固定床反应器系统的缺陷，反应器形式出现了上流式固定床、上流式微膨胀床、上流式在线置换床、上流式强膨胀床即沸腾床、上流式极限式膨胀床即悬浮床沸、下流式在线置换床等多种形式。石油基渣油的加氢裂化过程中，常规沸点大于530℃馏分裂化为常规沸点小于530℃馏分的转化率通常为40～80％甚至更高，为了达到如此高的裂化率和提高反应速度，必然使用程度较强的热裂化所必需的高温条件，催化剂活性中心的快速结焦是不可避免的，为了将反应器床层内的因金属沉积、结焦使活性快速下降的催化剂移出和更换，技术人员开发了沸腾床、悬浮床这两种催化剂床层膨胀比较大的上流式膨胀床反应器，并将后续的热高压分离器与反应器合并为一个组合设备，将高粘度、易发泡、易凝固的渣油在设备之间(反应器与热高分之间)的转运系统大大简化，可以提高系统的可靠性、安全性、绝热性，提高反应器内物料温度的均匀性，节省了占地面积；从有利方面讲，渣油沸腾床加氢裂化、悬浮床加氢裂化的高转化率是固定床反应器无法达到的，将吸热的裂化反应与放热的加氢反应混合进行利于反应热的利用、利于降低反应温升，循环使用大量的热态反应生成油或中间反应生成油直接加热原料油可以降低原料油预热温度；从不利方面讲，催化剂床层膨胀比较大，与固定床反应器相比，增加了系统的复杂性，降低了操作的平稳性，大幅度增加了工程投资；因增加了催化剂的磨损和碰撞，增加了催化剂的结焦以外原因的损失；因为床层存在催化剂和液相的剧烈返混，含有部分新鲜原料低转化度产物的产品质量必然较差。渣油沸腾床加氢裂化工业化技术有h-oil工艺、lc-fining工艺，为了优化和稳定控制催化剂的沸腾状态，设置有循环油循环泵系统，循环油的收集器置于反应器内催化剂床层之上，相当于把一台为循环泵提供循环油的必须置于高标高位置的高温高压分离器与沸腾床反应器组合并简化了高温高压分离器的结构，但是为了不影响沸腾床的流化状态，循环油的收集器的布置位置、大小及形式都必须仔细设计；通常均将循环油的收集器布置于反应器上部球形封头的正下方，均将循环油的收集器导液管安装在反应器内，该导液管对悬浮床或沸腾床床层的气、液、固多相流动具有一定的整流作用，解决了导液管的保温伴热问题，削弱或消除了导流管内流体流动对反应器的设备稳定性带来的不利影响；渣油沸腾床加氢反应系统，还必须设置催化剂间歇卸料系统、催化剂间歇加料系统，因系统复杂、投资大、操作繁杂；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是部分产物属于高度加氢饱和的烃类，因此产物液相溶解剩余胶质、沥青质的能力差，因此，其转化率较低，尾油产量较大，这在一定程度上限制了该工艺的经济性；渣油沸腾床加氢反应系统的另一个缺点是不能处理残炭含量过高、金属含量过高的劣质重渣油，因为金属含量过高使得脱金属催化剂的耗量太大导致催化剂成本太大，残炭含量过高使得反应过程的转化率太低或者快速结焦导致快速停工，这限制了该工艺的应用范围。上流式沸腾床加氢技术，其技术要点是用反应物料(主要是液相)的上行流动使催化剂床层产生剧烈的膨胀，其膨胀率一般介于25～45％，以损失部分固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点为代价，形成“破坏催化剂结块的能力”和“小颗粒杂质的自由排出的广域通道”，从而能够加工金属含量较高、残碳含量较高的重油，其产品质量较固定床技术已经下降太多，但是其质量远较悬浮床为好；由于沸腾床的膨胀动力主要来源于液相物料的携带，其过程通常不宜使用大量的氢气以防止反应器的液相体积效率太低，因此，也就限制了反应过程的放热效应不能过高，通常沸腾床加氢技术更适合于加工石蜡基或石蜡中间基石油基重油，热裂解反应的吸热量与自由基加氢的放热量抵消后的宏观热效应较小，反应器总温升较低，其原料油的单位重量氢耗通常为1.4～2.3％。但是，即使如此，催化剂的失活速度仍然太高，为此，通过定期排出部分活性低的老催化剂然后补入部分活性高的新催化剂来维持催化剂的平均活性，因此形成价格高昂的高活性加氢催化剂的消耗成本，事实上，加工石油基劣质渣油时已经不太经济。同时，热反应的特征导致高转化率时加氢尾油质量很差，只能做燃料油后汽化原料，因此，沸腾床加氢的原料轻质化转化率通常为60～75％，即转化率低。由于沸腾床加氢技术使用的颗粒状催化剂基本同于常规固定床颗粒状(宜为球状)加氢精制催化剂，仍然属于富含大量内孔道、高内表面积的高活性、颗粒状催化剂，无法满足劣质渣油大分子的扩散和加氢转化，常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，要么对催化剂孔道形成孔口堵塞使该孔道失去活性，要么长期吸附于内壁活性中心产生遮蔽效应，在缺乏活性氢的条件下，因难以加氢固难以解吸脱附，发生热缩合主导反应，形成孔道道中堵塞。过快的催化剂失活速度，形成无法承受的加氢催化剂消耗成本，而更为重要的是巨量的芳烃饱和氢耗所释放出的巨量反应热使得沸腾床加氢技术不具备安全性，高温诱发的胶质沥青质的快速结焦，也在反应器的底部分配盘、中心液体循环管形成大量结焦，迫使装置快速停工。如果选择上流式沸腾床加氢技术加工金属含量高、残炭含量高的劣质渣油，其结果必然是反应器器内大量生焦、运行周期太短、反应温度无法控制即不安全、催化剂失活成本奇高，这些效应已经为试产的劣质重油沸腾床加氢装置的工业运行结果所证实。渣油悬浮床加氢裂化技术的发展，是基于20世纪40年代的煤加氢直接液化技术发展起来的，它是在临氢与充分分散的催化剂和或添加剂共存的条件下，其主导反应使在高温高压下发生的渣油热裂化反应和热裂化自由基加氢稳定反应的过程。悬浮床加氢裂化反应过程，所用分散的催化剂和或添加剂，是细颗粒的粉状物，悬浮在反应物中，可有效抑制焦炭生成。渣油悬浮床加氢技术对原料的机械杂质含量几乎没有限制，可以加工沥青和油砂。典型的有工业化运转业绩的渣油悬浮床加氢裂化技术，有加拿大canmet渣油悬浮床加氢热裂化工艺、意大利埃尼公司的est渣油悬浮床加氢热裂化工艺。其它渣油悬浮床加氢裂化技术，有英国石油公司的bpvcc技术路线，有英国石油公司的bpvcc技术、委内瑞拉国家石油公司(pdvsa)的hdhplus技术、美国uop公司的uniflex技术、美国chevron的vrsh技术等等。为了克服颗粒催化剂加氢技术的缺点，悬浮床加氢技术彻底抛弃了“使用颗粒催化剂的巨量内表面作为加氢反应场所”的模式，其技术要点是“使用高分散度微粒催化剂的外表面作为加氢反应场所”，从而彻底消除了胶质沥青质到达加氢反应场所的扩散路径问题，使其能够处理金属含量更高、残炭含量更高的劣质重油，当然，金属含量极高、残炭含量极高的劣质重油最好用焦化工艺如延迟焦化工艺处理；悬浮床加氢反应器的反应空间，其床层膨胀率已经达到极大值，固体催化剂加入量通常低于10％(以原料油重量计)，形成了“具有结焦物载体能力”和“悬浮颗粒杂质的排出自由通道”的优点。然而事实上，悬浮床加氢反应器不具有床层概念，反应空间彻底丧失了固定床加氢催化剂的“高活性、高拦截率、物料加氢转化深度均一”的优点，转而具有高度的“液相返混”和“液相短路”的双重特征，因此，其产品质量较固定床技术已经下降极多，所以悬浮床加氢技术只能用作劣质油的预处理过程，而不可能生产出高质量产品。悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，强烈地依赖催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率，因此，催化剂表面的更新手段和催化剂置换手段是一个重要的不可缺失的提高催化剂效率的技术手段，目前有的工业化重油悬浮床加氢装置的反应器采用鼓泡床而不设置循环泵，这是一个巨大的技术缺陷，其结果是：内返混液相量不可控、内返混催化剂量(催化剂沉积量)不可控、催化剂适宜粒度范围太窄而难以控制、液相停留时间不可控，并且随着反应器直径的扩大其不可控性更加强烈，这些效应已经为试产的劣质重油悬浮床加氢装置的工业运行结果所证实。本发明推荐使用带液体产物循环的悬浮床反应器，以实现预期的催化剂表面的更新频率和反应空间稳定的置换率。悬浮床加氢反应器的催化剂表面的反应效率，也受到反应器内气相中的极性杂质的吸附占据的影响，煤焦油加氢过程、焦油与煤共炼过程产生大量的极性杂质如h2o、nh3、co、co2会强烈地吸附于催化剂表面形成遮蔽效应，因此国际知名油品技术供应商chevron公司提出了在反应器中间设置气液分离器的及时排杂质气体的方案并在后续悬浮床加氢反应器的下部引入高纯度氢气，但是设置独立的气液分离器投资大、液位控制困难、操作危险性大；为此，本项目推荐可以采用“气体短流程”技术，在不增加气液分离器的条件下，将含气体的气液混相物料引入悬浮床反应器顶部的空间进行气液分离，气相直接排出，而液相的大部分通过循环管进入液相反应空间，在后续悬浮床加氢反应器的下部，引入高纯度氢气物流，形成极低杂质的气相环境，同时形成了氢气体积浓度高的条件，为充分发挥催化剂活性创造了条件，利于降低装置总压、提高单程转化率、降低热裂解造气反应、降低热缩合反应；上述的及时排杂质气体的方案，还具有及时排出低沸点烃组分、降低其热裂解率的优点，利于提高液收、降低氢耗。劣质重油的悬浮床加氢反应器内部发生的典型的重油轻质化反应，本质上是一个在液相中进行的液相大分子的双键加氢成单键、单键裂化成自由基、自由基加氢稳定的串联过程，高的热裂解温度(400～480℃)在整个聚集态液相中产生大量自由基并相对均匀分布于整个液相空间，为了阻止热缩合需要最快速度使自由基加氢稳定，很明显，依靠催化剂表面的活性氢无法达到目的(因为催化剂接触的液相烃分子的概率太低、活性氢移动过程也会组合为无活性的氢分子)，最好是活性氢与自由基均匀相邻存在，并在自由基产生时同步释放，以实现高效供活性氢。适时加入沸点适宜的供氢剂正好能过满足这一要求，阻止热缩合、提高轻产物保留率，这些效应已经为运行8年的使用供氢剂的神华煤加氢直接液化装置的成功长期运行结果所证实。对于常规沸点高于530℃的分子尺寸庞大、极性强的重质馏分，如果不能适时提供活性氢，大量胶质、沥青质的热裂化自由基将缩合较其裂化前身物更大的缩合物从而降低加氢热裂化馏分油(常规沸点低于530℃的烃类)收率，甚至产生超出反应过程液相所能溶解、携带的热缩合物如焦炭或焦炭前驱体导致装置快速停工，这些效应已经为大量实验结果所证实。本发明使用足量供氢剂的操作模式，目的在于通过适时提供活性氢足量抑制结焦，提供渣油的热裂化转化率或加工性质更为苛刻的原料渣油，扩大工艺的适用范围、提高过程的操作稳定性、经济性。以下描述本发明碳氢料上流式加氢热裂化反应过程r10可能进行的煤加氢直接液化过程。本发明所述煤加氢直接液化过程，指的是在溶剂油存在条件下通过加氢使煤加氢直接液化的方法，根据溶剂油和催化剂的不同、热解方式和加氢方式的不同以及工艺条件的不同，可以分为以下几种工艺：①溶解热解液化法：利用重质溶剂对煤热解抽提可制得低灰分的抽提物(日本称膨润炭)；利用轻质溶剂在超临界条件下抽提可得到以重质油为主的油类。此法不用氢气，前一种工艺产率虽高但产品仍为固体，后一种工艺如超临界抽提(萃取)法(sce)抽提率不太高；②溶剂加氢抽提液化法：如有溶剂精炼煤法1和ii(src-1和src-ii)，供氢溶剂法eds、日本新能源开发机构液化法(nedol)等，使用氢气，但压力不太高，溶剂油有明显的作用；③高压催化加氢法：如德国的新老液化工艺(ig和newlg)和美国的氢煤法(h-coal)等都属于这一类；④煤和渣油联合加工法(co·processing)：以渣油为溶剂油与煤一起一次通过反应器，不用循环油。渣油同时发生加氢裂解转化为轻质油。美国、加拿大、德国和前苏联等各有不同的工艺；⑤干馏液化法：煤先热解得到焦油，然后对焦油进行加氢裂解和提质；⑥地下液化法：将溶剂注入地下煤层，使煤解聚和溶解，加上流体的冲击力使煤崩散，未完全溶解的煤则悬浮于溶剂中，用泵将溶液抽出并分离加工。煤直接液化方法中，多数属于煤加氢直接液化制油过程，无论何种煤临氢直接液化过程，其目标均是获得油品，追求的功能均是“煤转油”，必须存在的化学变化是“煤加氢”，目前此类技术的共同特征是使用溶剂油和催化剂，溶剂油的常规沸程一般为200～450℃、多数为200～400℃，溶剂油多数为蒸馏油，所含芳烃多数为2～4个环结构的芳烃。因此，无论是何种煤临氢直接液化过程，它产生的外排油或煤加氢直接液化油(通常为煤加氢直接液化轻油)或煤加氢直接液化油改性油，只要其组成具备本发明所述原料组成特点，均可以使用本发明方法进行加工。专利cn100547055c载明的一种用褐煤制取液体燃料的热溶催化法属于褐煤中压加氢直接液化过程，包括煤加氢直接液化反应过程和煤加氢直接液化油加氢改性过程共两个过程。为了提高煤炭直接液化的转化率和实现煤炭原料进入煤加氢直接液化反应器，煤炭进入煤加氢直接液化反应器前通常制成煤粉，与具备良好供氢能力的溶剂油配成油煤浆，油煤浆经加压、加热后进入煤加氢直接液化反应器。本发明所述煤加氢直接液化反应过程，指的是以煤炭和可能存在的分子氢气为原料，以特定的油品(通常为煤加氢直接液化油的加氢改性油)为供氢溶剂油，在一定的操作条件(如操作温度、操作压力、溶剂油/煤重量比、氢气/溶剂油体积比和合适加氢催化剂)下，煤炭直接发生碳碳键热裂化、加氢直接液化的反应过程。本发明所述煤加氢直接液化油，指的是所述煤加氢直接液化反应过程产生的油品，它存在于煤加氢直接液化反应流出物中，是基于供氢溶剂油、反应消耗煤炭和反应转移氢的综合反应产物。在煤加氢直接液化反应过程运转正常后，供氢溶剂油通常采用煤加氢直接液化反应过程自产的煤加氢直接液化油(通常为常规沸程高于165℃的馏分油)的加氢改性油，煤加氢直接液化油加氢改性过程的主要目标是生产煤加氢直接液化反应过程用溶剂油，具体而言就是提高油品中“具有良好供氢功能的组分”的含量，比如提高环烷基苯类、二环烷基苯类组分的含量，基于煤加氢直接液化油含有大量双环芳烃和大量三环芳烃这一事实，煤加氢直接液化油加氢改性过程是一个“适度芳烃饱和”的加氢过程。煤加氢直接液化反应过程的最终目标是生产外供的油品，通常煤加氢直接液化油加氢改性过程产生的加氢改性油分为两部分：一部分用作煤加氢直接液化反应过程用供氢溶剂油，一部分用作煤加氢直接液化制油过程外排油。通常，煤加氢直接液化反应过程产生的至少一部分煤加氢直接液化轻油用作煤制油过程外排油a，其余的煤加氢直接液化油用作煤加氢直接液化油加氢改性过程原料油生产煤加氢直接液化反应过程用供氢溶剂油和外排油b，此时存在a和b两路外排油，a和b两路外排油的最终去向通常均是经过深度加氢提质过程生产优质油品比如柴油馏分、石脑油馏分。到目前为止，已经出现了多种煤加氢直接液化工艺，其中集合近代煤加氢直接液化先进工艺特征并有所创新的典型工艺，是应用在中国神华鄂尔多斯煤制油分公司的一套商业化的100万吨/年煤加氢直接液化装置上的中国神华煤加氢直接液化工艺，它于2009年投产，最长单次连续正常生产运行周期已经超过8000小时。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，该煤加氢直接液化项目包含煤加氢直接液化反应过程ru、供氢溶剂油的加氢稳定过程、加氢稳定馏分油的加氢提质过程，记载这类数据的一个文献见：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》；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。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，其煤浆的剂煤重量比约为供氢溶剂∶煤粉＝54.95∶45.05；其煤浆悬浮床加氢反应系统设置2台油煤浆悬浮床加氢反应器，每台油煤浆悬浮床加氢反应器各使用一台油煤浆循环泵，将反应器出口产物的高浓度的含固液流返回该反应器进口原料中形成液流循环，以控制反应器内液流流速防止反应器内固体沉积，同时将反应器出口物流携带的反应热带入反应器进口的原料物流中加热之，介质为含有少量气体的气、液、固三相复杂介质系统，并且过流介质在泵体流道中也持续进行着加氢热裂化反应。多年的生产实践表明，在其使用的高效煤加氢直接液化催化剂等操作条件下，该剂煤重量比的油煤浆的煤加氢直接液化反应过程中的供氢溶剂的数量是充分的、过剩的，因为连续正常生产操作8000小时的长周期生产停工后发现，反应器内的分配盘、集液杯、器壁上的沉积物不是结焦堆积物而是颗粒沉积物。也就是说，该装置使用供氢溶剂成功地将热缩合生焦反应控制在了装置长周期运转许可的范围内。神华100万吨/年煤加氢直接液化装置的成功工业化，标志者现代大型悬浮床加氢技术的成功。对于煤加氢直接液化反应过程，为了降低液化反应器后部的系统的腐蚀，可能需要向最终反应产物中注入碳酸钠，以中和腐蚀性组分如氯化氢、氟化氢、硫化氢等，将其阴离子固定。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。本发明煤加氢直接液化反应过程，通常使用上流式反应器，工作方式可以选择：①悬浮床加氢反应器；②沸腾床加氢反应器，通常以间歇的方式从床层底部卸出活性已经降低的催化剂，以间歇的方式从床层上部补入新鲜催化剂维持床层催化剂藏量；③微膨胀床。本发明碳氢料加氢热裂化反应过程r10，使用的反应器，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上流式微膨胀床；④上流式固定床；⑤下流式固定床；⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。本发明供氢溶剂油的加氢稳定反应过程mr，使用的反应器，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上流式微膨胀床；④上流式固定床；⑤下流式固定床；⑥氢油体积比低的液相大循环加氢反应器。煤加氢直接液化所得油品，包括石脑油(常规沸程60～180℃馏分)、第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)、第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)、重柴油(常规沸程265～350℃馏分)、轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)、重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)、液化渣油(常规沸点高于530℃的烃类)。煤液化产物中的石脑油(常规沸程60～180℃馏分)，是目标产物馏分，根据需要，可以对其进行深度加氢精制如脱硫、脱氮，通常期望尽可能少的发生苯环加氢饱和反应。煤液化产物中的第一轻柴油(常规沸程180～220℃馏分)，通常不适合进入煤加氢直接液化反应过程，因为沸点太低易于汽化难以充当液相溶剂组分；如果进入煤加氢直接液化反应过程，进一步热裂化反应的产物就是产生大量气体而不经济；因此，除非气体烃价值巨大，第一轻柴油通常不宜进入煤加氢直接液化反应过程或专用加氢热裂化过程或加氢裂化过程或其它热裂化过程进行加工，通常可进入加氢精制反应过程进行脱硫、脱氮，生产清洁轻柴油。煤液化产物中的第二轻柴油(常规沸程220～265℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，第二轻柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的前部反应过程中起着液相基本溶剂组分的作用，但是在煤加氢直接液化反应过程的后部反应过程中大部分已经汽化，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化产物第二轻柴油或其加氢稳定油，通常部分用作轻质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。煤液化产物中的重柴油(常规沸程265～350℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，重柴油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的全流程中起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程存在余量的资源故属于煤加氢直接液化反应过程的主要产品，因此，煤液化产物重柴油或其加氢稳定油，通常部分用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，部分用作加氢提质原料用于加氢提质反应过程生产最终产品。煤液化产物中的轻蜡油(常规沸程350～480℃馏分)，其加氢稳定油品，是煤加氢直接液化反应过程最需要的沸点合适、供氢能力优良的供氢溶剂油，另外对于煤加氢直接液化过程，轻蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物轻蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。煤液化产物中的重蜡油(常规沸程480～530℃馏分)，这些含有固体颗粒、严重缺氢的物料的轻质化过程，必须在富含供氢烃的能够提供大量活性氢原子的液相条件下进行，才不至于快速结焦以维持装置长周期运转，煤液化重蜡油在反应器内的液相中的分散也需要借助于大量供氢烃的分散溶解，煤液化重蜡油的热缩合物或结焦物也需要依托液化半焦为聚集载体分散和携带出反应空间，因此，煤液化重蜡油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择，或者说煤液化重蜡油经过加氢稳定反应过程所得加氢稳定油进入煤加氢直接液化反应过程进行深度转化是合理的必然选择；另外对于煤加氢直接液化过程，重蜡油或其加氢稳定油，在煤加氢直接液化反应过程的最后高温阶段起着液相基本溶剂组分的作用，并且通常是煤加氢直接液化反应过程难以自身平衡的稀缺资源，因此，煤液化产物重蜡油或其加氢稳定油，通常全部用作重质供氢溶剂油用于煤加氢直接液化反应过程，同时进行其轻质化过程需要的加氢热裂化反应。由于煤液化产物中常规沸点高于530℃的烃类即液化渣油存在于减压塔底煤液化残渣物流中，通常排出系统不再循环加工利用，当然，根据需要可以部分循环返回。以下详细描述煤焦油、煤焦油蒸馏过程和煤焦油加氢过程。本发明所述煤焦油，指的是来自煤热解或煤干馏或煤造气过程的热解步骤等过程的煤焦油或其馏分，可以是煤造气的副产物低温煤焦油或其馏分，也可以是煤炼焦煤热解过程(包括低温炼焦、中温炼焦、高温炼焦过程)副产物煤焦油或其馏分，可以是上述煤焦油的混合油，可以是上述煤焦油经轻质烃溶剂抽提所获得的抽提油比如脱沥青煤焦油或其馏分油。由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，煤焦油的性质也在一定范围内变化。煤焦油初级蒸馏过程的工艺条件和产品要求也在一定范围内变化，故煤焦油轻馏分的性质也在一定范围内变化。煤焦油轻馏分的性质，比重通常为0.92～1.25，常规沸点一般为60～500℃通常为120～460℃，通常金属含量为5～80ppm、硫含量为0.4～0.8％、氮含量为0.6～1.4％、氧含量为0.4～9.0％，通常水含量为0.2～5.0％，残炭含量通常为0.5～13％。本发明所述高温炼焦属于煤高温热解过程，热解过程的最终温度一般大于900℃，通常在1000～1400℃之间。所述高温煤焦油指的是煤高温热解制取焦炭和/或城市煤气过程生产的副产物粗焦油。高温煤焦油在初级蒸馏过程，通常生产以下产品：轻油(拔顶焦油)、酚油、萘油、轻质洗油、重质洗油、轻质蒽油、重质蒽油、沥青等产品，酚油可进一步分离为粗酚和脱酚油，萘油可进一步分离为粗萘和脱萘油。本发明所述高温煤焦油轻馏分指的是：蒽油、洗油、萘油、脱萘油、酚油、脱酚油、轻油及其混合油。本发明所述中低温煤焦油，指的是来自煤热解或煤造气或其它过程的煤焦油产品，可以是来自低温炼焦过程(干馏温度低于700℃)的低温煤焦油或中温炼焦过程的中温煤焦油(干馏温度介于700～950℃)或它们的混合油，通常含有煤焦油重油组分。由于原煤性质和炼焦或造气工艺条件均在一定范围内变化，中低温煤焦油的性质也在一定范围内变化。本发明所述中低温煤焦油的性质比重通常为0.89～1.15，通常金属含量为5～200ppm、硫含量为0.1～0.7％、氮含量为0.6～1.6％。本发明所述中低温煤焦油，有时无机水含量为0.2～5.0％，有时有机氧含量通常为2.5～11％、特别地为3.5～10％、更特别地为5～10％。表1是典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表。本发明所述中温煤焦油，通常是包含常规沸程为120～450℃烃组分和常规沸点高于450℃烃组分的混合物，通常包含10～20％的常规沸程为120～260℃的轻馏分fd1(含双环芳烃馏分)、通常包含30～40％的常规沸程为260～370℃的中馏分fd2(含双环、三环芳烃馏分)、包含20～35％的常规沸程为370～450℃的重馏分fd3(含双环至四环芳烃馏分)和8～20％的常规沸程高于450℃的渣油馏分fd4(即煤沥青馏分)。本发明所述中低温煤焦油轻质馏份油，指的是常规沸点一般为60～480℃、通常为60～450℃的煤焦油馏份油，通常可以采用固定床加氢技术进行加氢改质。本发明所述中低温煤焦油重质馏份油，指的是常规沸点通常高于370℃、一般高于400℃的中低温煤焦油馏分，它们的加氢热裂化过程，指的是发生至少一部分加氢裂化反应生产分子量低于裂化原料分子量的过程，该过程通常包含并行的加氢脱金属、加氢精制、加氢热裂化反应，适宜的反应器形式是上流式膨胀床如悬浮床反应器或沸腾床反应器。渣油馏分fd4通常难以采用常规固定床技术实现长周期、高收率加氢轻质化故采用上流式膨胀床如悬浮床或沸腾床加氢技术转化之，为了防止胶质沥青质团聚引发不必要的结焦反应，通常必须使用与煤渣油馏分有良好互溶能力的溶剂烃类对其溶解分散形成胶质沥青质的稀溶液，溶剂烃类可以是常规沸程为370～450℃的重馏分fd3，也可以是重馏分fd3和渣油馏分fd4的加氢芳烃部分饱和的转化物，也可以是中馏分fd2的加氢芳烃部分饱和的转化物。中馏分fd2的加氢芳烃部分饱和的转化物属于优良的供氢溶剂，富含供氢烃。按照本发明，所述中低温煤焦油进行分离之前，通常经过过滤除固体颗粒的过程。本发明所述中低温煤焦油，通常含有酚类化合物，在进入加氢过程之前，可以提取其中的酚类化合物比如低级酚。中低温煤焦油，杂质金属绝大部分集中在常规沸点高于350℃特别是高于450℃的馏分中，且通常以易氢解金属组分铁、钙、镁为主要组分，通常是油溶性金属化合物如环烷酸铁、环烷酸钙等，这些易氢解金属组分是在一定高的温度和氢气存在条件下能够快速发生氢解反应转化为硫化物如硫化铁、硫化钙，并能够形成颗粒状沉淀物或共沉淀物，在一定条件下，颗粒物粒径会长大。实验研究和工业装置运转均表明，在中低温煤焦油的加氢反应过程中，原料不同组分反应温度按照由低到高分为以下步骤大体是符合实际的：易氢解金属热分解＜高活性稠环芳烃热缩合和加氢饱和＜低级硫化合物加氢脱硫、有机金属络合物催化氢解、低级有机酚催化脱氧、多环芳烃脱残炭，上述温度范围通常为170～350℃、一般为210～330℃，很明显，这是一个宽范围的反应温度区间，对于中低温煤焦油的轻馏分宜控制为不同温度段的第一、第二、第三步骤按照由低到高分阶段进行，利于降低金属硫化物生成速度、降低热缩合物生成速度、防止形成叠加峰值，实现易氢解金属沉积物在催化剂床层的纵深分布，提高沉积反应的可控性。按照本发明，煤焦油的全馏分(需分离提取的特定组分如酚除外)均需经过加氢转化过程，表1所列沸点数据暗示：参考苊常规沸点(278℃)、蒽常规沸点(340℃)和丁省常规沸点(450℃)，以260℃、370℃和450℃为分界点，大约常规沸点低于260℃的馏分含有大量一、二环结构的芳烃，大约常规沸点为260～370℃的馏分含有大量二、三环结构的芳烃，大约常规沸点为370～450℃的馏分含有大量三、四环结构的芳烃，五环及其更多环数结构的芳烃绝大多数集中存在于常规沸点高于450℃的馏分中构成煤沥青馏分。因此，根据不同的目标产品，可以将轻馏分、重馏分分割点确定在180～450℃之间，考虑到不能将煤焦油中的胶质沥青质过度浓缩，通常将轻馏分、重馏分分割点确定在180～350℃之间，一般将轻馏分、重馏分分割点确定在250～350℃之间，适宜地将轻馏分、重馏分分割点确定在200～300℃之间。表1典型中温煤焦油中不同沸程馏分含量统计表通常中低温煤焦油轻馏分比如常规沸点低于350℃的馏分的烯烃含量高、酚含量高、胶质含量高并含有较多在缓和条件下易反应的组分，因此，所述的煤焦油轻馏分的预加氢过程，通常使用加氢保护剂、烯烃加氢饱和剂、加氢脱氧剂、加氢脱残炭剂、加氢脱硫剂等的单剂或双剂或多剂的串联组合或混装组合，通常使用下流式固定床加氢反应器。通常，中低温煤焦油重馏分比如常规沸点高于350℃或450℃或540℃的且含有全部煤沥青的中低温煤焦油馏分，其金属含量高、胶质含量高、沥青质含量高、含有固体颗粒物，因此，所述的煤焦油重馏分的加氢热裂化过程，通常使用上流式膨胀床比如沸腾床、悬浮床等加氢反应器，类似技术如中国专利zl201010217358.1、中国专利申请cn104593060a、中国专利申请cn104946306a所描述方法，以便在线快速更换反应区中的因金属沉积和或生焦而快速失活的加氢催化剂，同时保证反应物流通畅地通过反应区的催化剂床层，其使用的催化剂、助剂已经发展出多种多样的复合功能的催化剂、助剂。所述加氢热裂化反应区，催化剂床层工作方式通常为上流式反应器。实验和工业装置运行表明，通常，不含常规沸点高于540℃重质煤沥青的中低温煤焦油重馏分比如常规沸点为350～530℃的中低温煤焦油馏分，可以使用固定床加氢技术加工，通常进行加氢精制反应以及需要的后续的加氢裂化反应。为了简化流程，本发明，可以将煤焦油的含煤沥青馏分油引入煤加氢直接液化反应过程。本发明所述含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f，可以是1种宽馏分烃物料，也可以是2种或多种不同沸程的宽馏分烃物料的混合物；本发明所述分馏过程ufrac加工2种或多种不同沸程的重油时，可以是2路或多路进料，不同路的原料流过的分离或分馏步骤可以相同或不同，可以是并联关系，也可以是先、后分别进入多分离步骤的串联分离过程的关系，当然也可以是先并联前分离、然后前分离产物汇合后联合后再联合分离的关系，也可以是其它更加复杂的组合关系。本发明所述加氢热裂化反应过程r10用作重油加氢反应过程时，可以加工1种重油，也可以联合加工2种或多种不同沸程的重油；本发明所述加氢热裂化反应过程r10加工2种或多种不同沸程的重油时，可以是2路或多路进料，不同路的原料流过的反应器可以相同或不同，可以是并联加氢关系，也可以是先、后分别进入多反应区的串联加氢过程的关系，当然也可以是先并联前加氢、然后前加氢产物汇合后联合后再加氢的关系，也可以是其它更加复杂的组合关系。本发明所述含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f，其得到最终加氢产品的加氢改质过程uhp的工艺流程范围，通常开始于分馏过程ufrac、ufrac分馏重油(通常是减压渣油)的加氢热裂化反应过程r10、ufrac分馏石脑油和或柴油的加氢精制过程、ufrac分馏蜡油的加氢裂化过程、结束于得到加氢改质石脑油和或轻质柴油产品的流程范围，根据需要，还可以包括获得供氢溶剂的溶剂油加氢稳定过程mr。本发明所述循环热裂化尾油，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化生成油中的不适合作为石脑油组分或柴油组分或蜡油组分的高沸点烃，比如常规沸点高于250℃或高于300℃或高于350℃或高于450℃或530℃的烃组分，通常存在基于加氢热裂化反应过程r10生成油中渣油组分和或重蜡油组分的循环加氢热裂化物料。本发明所述加氢提质过程，通常指的是针对具体原料油的加氢热裂化生成油中的石脑油或轻质柴油组分的加氢提质过程，主要目标是加氢脱杂质的加氢精制反应、选择性开环裂化反应、加氢择型短侧链反应、加氢异构降凝反应，加氢提质过程的操作压力根据需要选择，通常该过程氢气分压为4.0～18.0mpa、一般氢气分压为8.0～16.0mpa。本发明所述重油的加氢热裂化反应过程r10，通常指的是针对具体重油的加氢热裂化过程，其主要目标可以是三环及多环结构芳烃热裂化生产单六元环烃，该过程氢气分压根据需要选择，通常在保证过程连续运行周期前提下选择尽可能低的操作压力，通常该过程氢气分压为8.0～25.0mpa、一般氢气分压为12.0～18.0mpa。以下详细描述分馏过程ufrac。在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，将生成油1f分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2f分离为含渣油馏分和蒸馏油，通常得到含固体颗粒的油渣外甩料。联合分离过程ufrac，通常由加热、闪蒸、冷凝、分馏等步骤构成，根据需要使用泵、换热器、加热炉、重沸器、闪蒸罐、分馏塔(包括可能使用的加压塔、常压塔、减压塔)等设备，具体的流程根据需要设置；联合分离过程ufrac，至少使用1台分馏塔(此时该塔通常为减压塔)。在联合分离过程ufrac，来自加氢热裂化反应过程r10的生成油1f的1路或2路或多路气相，可以和来自第二烃料2f的1路或2路或多路气相的冷凝分离过程组合在一起，通常这些气体共用包括冷凝器和或分馏塔在内的一部分分离设备至全部分离设备。以下详细描述本发明的特征部分。本发明碳氢料加氢热裂化生成油和第二烃料的联合分馏方法，其特征在于包含以下步骤：在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，将生成油1f分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2f分离为含渣油馏分和蒸馏油；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进行至少一部分加氢热裂化反应转化为最终加氢反应产物r10-p；分离加氢反应产物r10-p得到高温态的加氢热裂化反应生成油1f；碳氢料r10f，包含液态原料r10fl和可能存在的固体颗粒原料r10fs；最终加氢反应产物r10-p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的加氢精制反应，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，可能使用催化剂r10-cat；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r10-pro-dsc；碳氢料加氢反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，最终加氢反应产物r10-p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r10-p-x的形式出现，物料r10-p-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；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基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的热物流中的热能；②在分离步骤p90，来自1f的闪蒸烃汽或来自1f的闪蒸烃汽的深度升温气或来自2f的闪蒸烃汽或来自2f的闪蒸烃汽的深度升温气，作为载热气p90-vf与基于油渣1f-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油渣1f-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油渣1f-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；③分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能存在脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；④分离第二烃料2f得到的含渣油组分的烃物料2f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑤分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f得到的含渣油组分的可能含有固体的烃物料1f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑥在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合馏出油ufrac-mo，所述混合馏出油以热态物料形式加压后进入馏出油加氢改质反应过程中；混合馏出油ufrac-mo，为石脑油馏分或柴油馏分或蜡油馏分，或为包含石脑油组分、柴油组分和蜡油组分中几个组分的混合馏分；⑦在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合渣油ufrac-hds，所述混合渣油ufrac-hds以热态物料形式加压后进入加氢热裂化反应过程r10中；⑧第二烃料2f和生成油1f混合后联合分离。本发明的特征通常为：在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，将生成油1f分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2f分离为含渣油馏分和蒸馏油；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进行至少一部分加氢热裂化反应转化为最终加氢反应产物r10-p；分离加氢反应产物r10-p得到高温态的加氢热裂化反应生成油1f；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；最终加氢反应产物r10-p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的加氢精制反应，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，可能使用催化剂r10-cat；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r10-pro-dsc；碳氢料加氢反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，最终加氢反应产物r10-p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r10-p-x的形式出现，物料r10-p-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；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基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的热物流中的热能；②在分离步骤p90，来自2f的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf与基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf混合得到混合物料sk30，在负压条件下，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油渣1f-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油渣1f-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；③分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；④分离第二烃料2f得到的含渣油组分的烃物料2f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑤分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f得到的含渣油组分的可能含有固体的烃物料1f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑥在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合馏出油ufrac-mo，所述混合馏出油以热态物料形式加压后进入馏出油加氢改质反应过程中；混合馏出油ufrac-mo，为石脑油馏分或柴油馏分或蜡油馏分，或为包含石脑油组分、柴油组分、蜡油组分中几个组分的混合馏分；⑦在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合渣油ufrac-hds，所述混合渣油ufrac-hds以热态物料形式加压后进入加氢热裂化反应过程r10中。本发明的特征一般为：在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，将生成油1f分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2f分离为含渣油馏分和蒸馏油；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进行至少一部分加氢热裂化反应转化为最终加氢反应产物r10-p；分离加氢反应产物r10-p得到高温态的加氢热裂化反应生成油1f；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，其中的加氢热裂化反应目标原料主要由常规沸点高于530℃的渣油组分组成；最终加氢反应产物r10-p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的加氢精制反应，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，可能使用催化剂r10-cat；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r10-pro-dsc；碳氢料加氢反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，最终加氢反应产物r10-p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r10-p-x的形式出现，物料r10-p-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；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基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的热物流中的热能；②在分离步骤p90，来自2f的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf与基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf混合得到混合物料sk30，在高负压条件下，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油渣1f-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油渣1f-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；③分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；④分离第二烃料2f得到的含渣油组分的烃物料2f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑤分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f得到的含渣油组分的可能含有固体的烃物料1f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑥在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合馏出油ufrac-mo，所述混合馏出油以热态物料形式加压后进入馏出油加氢改质反应过程中；混合馏出油ufrac-mo，为石脑油馏分或柴油馏分或蜡油馏分，或为包含石脑油组分、柴油组分、蜡油组分中几个组分的混合馏分；⑦在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合渣油ufrac-hds，所述混合渣油ufrac-hds以热态物料形式加压后进入加氢热裂化反应过程r10中。本发明，当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时，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530℃的烃组分含量为0～60重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为40～100重量％；②常规沸点低于530℃的烃组分含量为0～40重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为60～100重量％；③常规沸点低于530℃的烃组分含量为0～15重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为85～100重量％。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，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石其它胶质、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370℃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；最终加氢反应产物r10-p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。本发明，在碳氢粉料加氢直接液化反应过程ru，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。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370℃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370℃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和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍；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～100μm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，为主要由炭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，为主要由炭组分组成的固体颗粒，其粒子直径为10纳米～100μm的颗粒。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的组成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450℃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0.10～1.0。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，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。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s/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和或氧化铁和或黄铁矿和或赤铁矿和或氧化钼和或硫化钼和或钼酸铵和或硫化镍；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，含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料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石其它胶质、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，含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料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530℃的烃组分含量为15～70重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为30～85重量％；②常规沸点低于530℃的烃组分含量为25～60重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为40～80重量％；③常规沸点低于530℃的烃组分含量为35～50重量％，常规沸点高于530℃的烃组分含量为50～65重量％。本发明，在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的外甩渣油zvr；外甩渣油zvr可以去焦化反应过程r90，转化为焦炭、焦化生成油、焦化气体；外甩渣油zvr去焦化反应过程r90，可以选自下列中的一种或几种：①作为焦化原料去硫化焦化过程；②作为掺和原料去延迟焦化过程加工；③作为掺和原料去煤炼焦过程加工；焦化反应过程r90产生的煤气作为制氢原料制取氢气，焦化反应过程r90产生的焦油或焦油的馏分油进入碳氢料加氢热裂化反应过程r10联合加工，从而构成一种炼焦过程与重油加氢热裂化过程的大组合；外甩含固渣油作为煤炼焦过程配料使用时，作为常温固体的含固渣油单独粉碎后与炼焦煤掺混用作炼焦原料，或者常温为固体的含固渣油与炼焦煤掺混后一起粉碎用作炼焦原料。本发明，将重油催化裂化反应过程或重油催化热裂解反应过程产生的富含2～4环结构芳烃的烃油和或碳氢料上流式加氢热裂化过程生成油的重蜡油改性为供氢溶剂使用，进入碳氢料加氢热裂化反应过程r10；在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的外甩渣油zvr；外甩渣油zvr可以去焦化反应过程r90，转化为焦炭、焦化生成油、焦化气体。本发明，通常，第二烃料2f中的常规沸点高于530℃的烃类，其残炭值为15～35％。本发明，通常，碳氢料加氢热裂化反应过程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％。本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程r10为重油加氢热裂化反应过程，碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f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，在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的渣油ufrac-hds；至少一部分渣油ufrac-hds-tor10，作为循环加氢热裂化料ufrac-hds-tor10去碳氢料加氢热裂化反应过程r10进行加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类；在碳氢料加氢热裂化反应过程r10，物ufrac-hds-tor10的反应停留时间可以短于新鲜热裂化原料的反应停留时间。本发明，在联合分离过程ufrac，进行碳氢料加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，得到主要由常规沸点高于530℃的烃组分组成的可能含有固体颗粒的渣油ufrac-hds；至少一部分渣油ufrac-hds-tor10，作为循环加氢热裂化料ufrac-hds-tor10去碳氢料加氢热裂化反应过程r10进行加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类；在碳氢料加氢热裂化反应过程r10，物ufrac-hds-tor10的反应停留时间可以长于新鲜热裂化原料的反应停留时间。本发明的常见操作方式是：在联合分离过程ufrac，进行重油加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、含可蒸馏烃组分和渣油组分zyc的第二烃料2f的联合分离，将生成油1f分离为含渣油馏分和蒸馏油，将第二烃料2f分离为含渣油馏分和蒸馏油；在重油加氢热裂化反应过程r10，在存在氢气、常规液体烃、加氢催化剂r10c固体颗粒同时可能存在供氢烃组分、可能存在其它固体颗粒的混相物料条件下，重油r10fl进行加氢反应r10-r进行至少一部分加氢热裂化反应转化为最终加氢反应产物r10-p；分离加氢反应产物r10-p得到高温态的加氢热裂化反应生成油1f；最终加氢反应产物r10-p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℃的渣油组分是重油r10fl的加氢转化物或重油r10fl的组分；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530℃的渣油组分组成；最终加氢反应产物r10-p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℃的渣油组分是重油r10f的加氢转化物或碳氢料r10fs的组分；加氢反应r10-r，包含至少一部分液态原料r10fl的加氢精制反应，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，使用催化剂r10-cat；在重油加氢热裂化反应过程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；在重油加氢热裂化反应过程r10，可能使用含常规沸点为230～400℃的供氢烃sh的外来供氢烃out-to-r10-ds；在重油加氢热裂化反应过程r10，可能产生常规沸点为230～400℃的供氢烃组分r10-pro-dsc；重油加氢热裂化反应过程r10使用加氢反应器r10-xe，最终加氢反应产物r10-p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r10-p-x的形式出现，物料r10-p-x为气相或液相或气液混相或气液固三相物流；在重油加氢热裂化反应过程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；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基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的热物流中的热能；②在分离步骤p90，来自2f的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf与基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf混合得到混合物料sk30在高负压条件下，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油渣1f-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油渣1f-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；③分离渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；④分离第二烃料2f得到的含渣油组分的烃物料2f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑤分离加氢热裂化反应过程r10的生成油1f得到的含渣油组分的可能含有固体的烃物料1f-vr，作为渣油zy进入加氢热裂化反应过程r10参与反应并发生至少一部分加氢热裂化反应生成至少一部分沸点更低的烃类产物；⑥在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合馏出油ufrac-mo，所述混合馏出油以热态物料形式加压后进入馏出油加氢改质反应过程中；混合馏出油ufrac-mo，为石脑油馏分或柴油馏分或蜡油馏分，或为包含石脑油组分、柴油组分、蜡油组分中几个组分的混合馏分；⑦在联合分离过程ufrac，分离生成油1f、第二烃料2f，得到既包含来自生成油1f中烃组分又包含来自生成油2f中烃组分的混合渣油ufrac-hds，所述混合渣油ufrac-hds以热态物料形式加压后进入加氢热裂化反应过程r10中。本发明，在联合分离过程ufrac，基于2f的物料作为冷物流可以回收生成油1f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生成油1f的分馏过程的温度为200～350℃的热物流中的热能；②基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的温度为250～350℃的热物流中的热能；③基于2f的物料作为冷物流回收生成油1f的分馏过程的温度为250～300℃的热物流中的热能。本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程r10为重油加氢热裂化反应过程，重油加氢热裂化反应过程的生成油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的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf，与基于油渣1f-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油渣1f-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油渣1f-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，油渣1f-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油渣1f-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，油渣1f-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油渣1f-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，油渣1f-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油渣1f-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基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf，是油渣1f-vr；⑤基于油渣1f-vr的含固含渣油物料p90-lsf，是油渣1f-vr的减压分离过程1f-vr-vt得到的脱低沸点烃的重质油渣1f-vr-vt-l；在减压分离过程1f-vr-vt，油渣1f-vr分离为蒸汽1f-vr-vt-v和重质油渣1f-vr-vt-l；回收蒸汽1f-vr-vt-v。本发明，碳氢料加氢热裂化反应过程r10为重油加氢热裂化反应过程，重油加氢热裂化反应过程的生成油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的闪蒸烃汽或其深度升温气作为载热气p90-vf，与基于油渣1f-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油渣1f-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油渣1f-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进入分离生成油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：①2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；物流1f，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；②2f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；物流1f，与基于载热气t2fv的物流混合分离；③1f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2f混合分离；④2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；1f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，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；⑤2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；1f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；⑥2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；基于第一液料1fl的物流，与基于第二蒸汽2fv的物流混合分离；⑦2f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；1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；基于第一液料1fl的物流，与基于载热气t2fv的物流混合分离；⑧1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；第一蒸汽1fv再升温成为载热气t1fv；基于载热气t1fv的物流，与物流2f混合分离；⑨2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；第一蒸汽1fv再升温成为载热气t1fv；基于载热气t1fv的物流，与基于第二液料2fl的物流混合分离；⑩2f和升温后的生成油1f混合后联合分离。本发明，分离渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；生成油1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl的工作方式，可以选自下列物料的一种或几种：①1f加热后分离为第一蒸汽1fv和第一液料1fl；②1f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。本发明，分离渣油zy加氢热裂化反应过程r10的生成油1f、第二烃料2f，使热裂化外甩油渣不混入来自第二烃料2f的常规沸点大于570℃的渣油组分，来自1f的气相和来自2f的含固气相的冷凝分离过程在混合分离过程mfrac联合进行，即来自1f的气相的至少一部分冷凝分离过程与来自2f的气相的至少一部分冷凝分离过程共用，所述混合分离过程mfrac可能使用脱尘洗涤段以脱除蒸馏油中的固体使其进入塔底油中；第二烃料2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl的工作方式，可以选自下列物料的一种或几种：①2f加热后分离为第二蒸汽2fv和第二液料2fl；②2f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，分离为蒸汽第二2fv和第二液料2fl。本发明，在联合分离过程ufrac，来自生成油1f的气相和来自第二烃料2f的气相的冷凝分离过程组合在一起，可以共用包括分馏塔在内的至少一部分分离设备，得到脱固体、脱渣油的蒸馏油pp；蒸馏油pp，主要由常规沸点180～530℃的烃组分组成。本发明，通常，在联合分离过程ufrac，使用减压蒸馏塔。以下详细描述本发明的加氢反应过程的气相硫化氢浓度的一般控制原则。根据需要，可以将任一种补充硫加入任一加氢反应过程，但通常是加入到最上游的加氢反应过程入口，以保证反应过程必须的最低硫化氢浓度比如500ppm(v)或1000ppm(v)或规定值，以保证催化剂必须的硫化氢分压不低于最低的规定值。所述的补充硫可以是含硫化氢或可以转化为硫化氢的对加氢转化过程无不良作用的物料，比如含硫化氢的气体或油品，或与高温氢气接触后生成硫化氢的二硫化碳或二甲基二硫等。当预加氢反应过程r1的稀释烃以含硫化氢的加氢反应流出物形式提供时，如果其中的硫化氢数量满足预加氢反应过程r1的需要，可以不再使用补硫剂。以下详细描述本发明的加氢反应流出物的高压分离过程的一般原则。加氢反应流出物的高压分离过程通常包含冷高压分离器，当加氢反应流出物中烃油密度大(比如与水密度接近)或粘度大或与水乳化难于分离时，还需要设置操作温度通常为150～450℃的热高压分离器，此时加氢反应流出物进入热高压分离器分离为一个在体积上主要由氢气组成的热高分气气体和一个主要由常规液体烃以及可能存在的固体组成的热高分油液体，热高分气进入操作温度通常为20～80℃的冷高压分离器分离为冷高分油和冷高分气，由于大量高沸点组分进入热高分油液体中，实现了以下目标：冷高分油密度变小或粘度变小或与水易于分离。加氢反应流出物的高压分离过程设置热高压分离器，还具备减少热量损失的优点，因为热高分油液体可以避免热高分气经历的使用空冷器或水冷器的冷却降温过程。同时，可以将部分热高分油液体返回上游的加氢反应过程循环使用，以改善接收该循环油的加氢反应过程的总体原料性质，或对该循环油进行循环加氢。加氢反应流出物或热高分气进入冷高压分离部分之前，通常先降低温度(一般是与反应部分进料换热)至约220～100℃(该温度应高于该加氢反应流出物气相中硫氢化氨结晶温度)，然后通常向其中注入洗涤水形成注水后加氢反应流出物，洗涤水用于吸收氨及可能产生的其它杂质如氯化氢等，而吸收氨后的水溶液必然吸收硫化氢。在冷高压分离部分，所述注水后加氢反应流出物分离为：一个在体积上主要由氢气组成的冷高分气、一个主要由常规液体烃和溶解氢组成的冷高分油、一个主要由水组成的并溶解有氨、硫化氢的冷高分水。所述冷高分水，其中氨的含量一般为0.5～15％(w)，最好为1～8％(w)。注洗涤水的一个目的是吸收加氢反应流出物中的氨和硫化氢，防止形成硫氢化氨或多硫氨结晶堵塞换热器通道，增加系统压力降。所述洗涤水的注入量，应根据下述原则确定：一方面，洗涤水注入加氢反应流出物后分为汽相水和液相水，液相水量必须大于零，最好为洗涤水总量的30％或更多；再一方面，洗涤水用于吸收加氢反应流出物中的氨，防止高分气的氨浓度太高，降低催化剂活性，通常高分气的氨体积浓度越低越好，一般不大于200ppm(v)，最好不大于50ppm(v)。所述的冷高压分离器操作压力为加氢反应部分压力减去实际压力降，冷高压分离部分操作压力与加氢反应压力的差值，不宜过低或过高，一般为0.35～3.2mpa、通常为0.5～1.5mpa。所述的冷高分气的氢气体积浓度值，不宜过低(导致装置操作压力上升)，一般应不低于70％(v)、宜不低于80％(v)、最好不低于85％(v)。如前所述至少一部分、通常为85～100％的冷高分气返回在加氢反应部分循环使用，以提供加氢反应部分必须的氢气量和氢浓度；为了提高装置投资效率，必须保证循环氢浓度不低于前述的低限值，为此，根据具体的原料性质、反应条件、产品分布，可以排除一部分所述冷高分气以排除反应产生的甲烷、乙烷。对于排放的冷高分气，可以采用常规的膜分离工艺或变压吸附工艺或油洗工艺实现氢气和非氢气体组分分离，并将回收的氢气用作新氢。新氢进入加氢部分以补充加氢反应过程消耗的氢气，新氢氢浓度越高越好，一般不宜低于95％(v)，最好不低于99％(v)。可将全部新氢引入任一加氢反应部分，最好引入预加氢反应过程r1。实施例实施例一加工量为200万吨/年的燃料油2f，其性质见表2，分馏为石脑油馏分、柴油馏分、蜡油(常规沸点350～520℃的)、减压渣油2f-vr(常规沸点高于510℃的馏分)。101.4万吨/年的减压渣油2f-vr，作为新鲜原料进入减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程r10，反应过程r10操作条件为：反应温度为410～450℃、反应器压力为17.5～18.0mpa，气液体积比为800～1000nm3/t，以金属组分钼计算的催化剂添加量为减压渣油2f-vr重量的0.025质量％，即原料油浆钼含量为250ppm(重量)，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2.0，反应停留时间为110～120分钟，反应过程单程转化率为78％；为了实现减压渣油2f-vr中的常规沸点高于530℃的烃组分的总体转化率不低于91％的加氢热裂化目标，将大部分减压渣油2f-vr的加氢热裂化尾油(常规沸点高于510℃的烃)作为加氢热裂化渣油循环油1f-vr-tor10引入悬浮床加氢热裂化反应过程r10进行加氢热裂化率约为50％的循环加氢热裂化，加氢热裂化循环油1f-vr-tor10的流量为26万吨/年；按照上述操作条件，单位重量目标原料氢气消耗为235～240nm3/t，减压渣油悬浮床加氢热裂化反应过程r10的油品收率如下：加氢热裂化反应过程r10单程转化率的定义是：加氢热裂化反应过程r10原料油中的常规沸点高于530℃的烃组分转化为常规沸点低于530℃的烃组分的比例。温度为450℃的加氢热裂化反应过程r10产物r10p，先混入急冷氢气降低温度至415℃后，进入操作压力为17.0～17.5mpa的热高压分离器r10p-thps分离为热高分气r10p-thps-v和热高分油r10p-thps-l。温度为415℃的热高分油r10p-thps-l，降压后进入操作压力为4.0mpa、操作温度为452℃的热中压分离器r10p-tmps分离为热中分气r10p-tmps-v和热中分油r10p-tmps-l；热中分油r10p-tmps-l进一步降压后进入操作压力为0.6mpa、操作温度为452℃的热低压分离器r10p-tlps分离为热低分气r10p-tlps-v和热低分油r10p-tlps-l；温度为452℃的热低分油r10p-tlps-l作为第一路加氢热裂化反应过程r10的生成油1f01使用。温度为415℃的热高分气r10p-thps-v，降低温度至280℃后进入操作压力为16.8～17.3mpa、操作温度为280℃的温高压分离器r10p-whps分离为温高分气r10p-whps-v和温高分油r10p-whps-l；温高分气r10p-whps-v混入冲洗水以吸收氨气和硫化氢气等酸性体，然后经过换热冷却后进入16.4～16.9mpa、操作温度为50℃的冷高压分离器r10p-lhps分离为冷高分气r10p-lhps-v、冷高分油r10p-lhps-l和冷高分酸性水r10p-lhps-w。温度为280℃的温高分油r10p-whps-l，降压后进入操作压力为3.5mpa的温中压分离器r10p-wmps分离为温中分气r10p-wmps-v和温中分油r10p-wmps-l；温中分油r10p-wmps-l进一步降压后进入操作压力为0.6mpa、操作温度为281℃的温低压分离器r10p-wlps分离为温低分气r10p-wlps-v和温低分油r10p-wlps-l；温度为281℃的温低分油r10p-wlps-l作为第二路加氢热裂化反应过程r10的生成油1f02使用。冷高分油r10p-lhps-l，降压后进入操作压力为3.5mpa的冷中压分离器r10p-lmps分离为冷中分气r10p-lmps-v和冷中分油r10p-lmps-l；冷中分油r10p-lmps-l进一步降压后进入操作压力为0.6mpa、操作温度为51℃的冷低压分离器r10p-llps分离为冷低分气r10p-llps-v和冷低分油r10p-llps-l；温度为51℃的冷低分油r10p-llps-l作为第三路加氢热裂化反应过程r10的生成油1f03使用。按照本发明，将1路加氢热裂化反应过程r10的生成油1f01和燃料油2f进行联合分馏，其具体方案如下：①加氢热裂化反应过程r10的生成油1f01进行分馏，其具体方案如下：在常压塔1f-atower，设置1个进料口，进料口以下为塔底油闪蒸脱气段和塔底油缓冲区，进料口以上是洗涤脱尘段、精馏段；常压塔1f-atower，得到石脑油1f-fp1、轻柴油1f-fp21和常压塔底油1f-ar，常压塔底油1f-ar由常规沸点高于280℃的烃组成；常压塔底油1f-ar，经过减压加热炉1f-fun-02加热后，进入负压闪蒸罐1f-xkd分离为闪蒸汽1f-xkd-v和1f-闪蒸油xkd-l，闪蒸油1f-xkd-l的90重量％以上由常规沸点高于510℃的烃组成；闪蒸油1f-xkd-l经过泵加压后，分为2路1f-xkd-l-tor10、1f-xkd-l-toout，重量流量为减压渣油2f-vr重量流量的9重量％的闪蒸油用作外甩含固油渣前身物1f-xkd-l-toout使用，其余闪蒸油作为加氢热裂化渣油循环油1f-xkd-l-tor10引入悬浮床加氢热裂化反应过程r10进行加氢热裂化；常压塔1f-atower，接收2f的闪蒸汽2f-af-v一并分馏，设置回流液洗涤脱尘段；洗涤脱尘段排出的含尘油，可以引入减压加热炉进料中；②燃料油2f的分离步骤如下：来自罐区的操作温度为80～135℃的燃料油2f，经过换热升温步骤hx01、电脱盐脱水步骤后，得到脱盐脱水燃料油；脱盐脱水燃料油，经过换热升温步骤hx02、常压加热炉2f-fun-01加热后，进入闪蒸罐2f-xd，分离为闪蒸汽2f-xd-v和闪蒸油2f-xd-l，闪蒸油2f-xd-l主要由常规沸点高于280℃的烃组成；闪蒸油2f-xd-l，经过减压加热炉1f-fun-02加热后成为油气1f-fun-02-p，进入减压塔2f-vtower，分离为减压塔底油2f-vtower-bl、馏出油2f-vtower-p，减压塔底油2f-vtower-bl的93重量％由常规沸点高于530℃的烃组成；减压塔底油2f-vtower-bl全部作为悬浮床加氢热裂化反应过程r10的原料重油使用；1f的闪蒸汽1f-xkd-v，进入减压塔2f-vtower联合分馏；通常，其进料位置位于闪蒸油2f-xd-l进料口位置附近独立设置，也可与闪蒸油2f-xd-l进料口合使用，此时，闪蒸汽1f-xkd-v与油气1f-fun-02-p混合后进入减压塔2f-vtower；大体而言，1f的蒸馏过程设置常压(或低压)分馏塔和减压加热炉出口料闪蒸器，2f的蒸馏过程设置常压加热炉出口料闪蒸器和减压塔，将2f的常压加热炉出口料闪蒸汽体2f-xd-v引入1f的常压(或低压)分馏塔(也就是联合常压(或低压)分馏塔)，将1f的减压加热炉出口料闪蒸汽体1f-xkd-v引入2f的减压塔(也就是联合减压塔)。本发明联合蒸馏方案，与1f、2f各自独立分馏的方案相比，降压投资额度超过2000万元。表2燃料油2f性质密度(20℃)，g/cm30.98运动粘度，mm2/s(50℃)370硫，％(m/m)2.0酸值，mgkoh/g2.0闪点，℃＞100康氏残炭，wt％11.0盐含量，mgnacl/g180馏程数据180～350℃11.0350～510℃38.3510～530℃4.7＞530℃46.0合计100.0实施例二基于实施例一，将3路加氢热裂化反应过程r10的生成油1f01、1f02、1f03进行联合分馏，在常压塔1f-atower，设置三个进料口，最上部进料口接收1f03、中间进料口接收1f02、最下部进料口接收1f01，最下部进料口以下为塔底油闪蒸脱气段和塔底油缓冲区；该方案具有简化分馏流程、降低投资的优势。实施例三基于实施例一，将来自2f的常压加热炉2f-fun-01出口料闪蒸汽2f-xd-v，引入常压塔1f-atower联合分馏，通常，其进料位置位于1f01进料口位置以上、1f02进料口位置以下；该方案将1f、2f的常压分馏过程联合进行，具有简化分馏流程、降低投资的优势。实施例四基于实施例一，将脱盐脱水燃料油2f，经过换热升温、常压加热炉2f-fun-01加热后，引入闪蒸罐2f-xd，分离为闪蒸汽2f-xd-v和闪蒸油2f-xd-l，闪蒸油2f-xd-l主要由常规沸点高于280℃的烃组成；将闪蒸汽2f-xd-v引入载热气加热炉lu10升温至450～460℃用作载热气，同时将来自联合分馏过程ufrac的分馏塔排出的热态石脑油或热态柴油或热态轻蜡油引入载热气加热炉lu10升温至450～460℃用作载热气；在外甩油渣脱油浓缩固体过程的分离步骤p90，将外甩含固油渣前身物1f-xkd-l-toout与上述全部载热气强制混合后喷入气流床蒸发器svfd，分离为闪蒸汽svfd-v和浓缩油渣svfd-v；浓缩油渣svfd-v，可以使用螺旋卸料器排出，然后进入冷水槽冷却成型；闪蒸汽svfd-v，进入减压塔2f-vtower联合分馏，闪蒸汽svfd-v中的渣油和固体进入减压塔底油2f-vtower-bl中，全部作为悬浮床加氢热裂化反应过程r10的原料重油使用，从而实现了这部分渣油组分的加氢热裂化轻质化，提高了总体产品收率；浓缩油渣svfd-v中的油含量，比外甩含固油渣前身物xkd-l-toout中的油含量，至少低20～30重量％；浓缩油渣svfd-v主要由常规沸点高于575℃的烃组成，可以以液料形式去延迟焦化装置掺和加工，可以以冷却后形成固体料的粉碎料的形式与粉碎煤混合后一并去煤炼焦过炉进行焦化过程，转化为焦炭、煤焦油、煤气。实施例五基于实施例一，在所述换热升温步骤hx01和或换热升温步骤hx02，基于物料2f的冷物流，与物料1f的分馏过程存在中温热物流换热后吸收热量、升高温度。实施例六基于实施例一，在反应过程r10使用供氢溶剂，其重量流量为减压渣油2f-vr的0.25倍。实施例七基于实施例一，将产率约15重量％的加氢热裂化重蜡油(常规沸点为420～510℃的烃馏分)，作为加氢热裂化重蜡油循环油1f-hvgo-tor10引入悬浮床加氢热裂化反应过程r10进行加氢热裂化率约为50％的循环加氢热裂化，加氢热裂化重蜡油循环油1f-hvgo-tor10的流量为30万吨/年。其工艺流程为，生成油1f常压闪蒸出大部分常规沸点低于280℃的烃组分组成的常压闪蒸汽得到常压闪蒸油，然后常压闪蒸油在第一减压加热炉出口闪蒸罐闪蒸出大部分常规沸点低于420℃的烃组分组成的第一减压闪蒸汽得到第一减压闪蒸油，然后第一减压闪蒸油在第二减压加热炉出口闪蒸罐闪蒸出大部分常规沸点低于510℃的烃组分组成的第二减压闪蒸汽得到第二减压闪蒸油，冷凝第二减压闪蒸汽得到加氢热裂化重蜡油循环油1f-hvgo-tor10。当前第1页12