一种两段加氢裂化方法

技术领域

本发明属于加氢反应领域，具体地，涉及一种两段加氢裂化方法。

背景技术

加氢裂化技术具有原料适应性强、生产操作和产品方案灵活性大、产品质量好等特点，能够将各种重质劣质进料直接转化为市场急需的优质喷气燃料、柴油、润滑油基础料以及化工石脑油和尾油蒸汽裂解制乙烯原料，已成为现代炼油和石油化学工业最重要的重油深度加工工艺之一，在国内外获得日益广泛的应用。随着我国加氢裂化技术的日益成熟，降低加氢裂化装置能耗，改善产品分布逐渐成为加氢裂化技术发展的主要目标。

加氢裂化工艺按照加工流程可以分为：一段串联加氢裂化工艺流程、单段加氢裂化工艺流程和两段加氢裂化工艺流程。

CN100569923C公开一种两段加氢裂化方法。以VGO/或其它重质馏分油为原料油，采用两段法工艺流程，在加氢裂化操作条件下，得到各种优质清洁产品。该方法可以有效降低一段预处理反应区的操作苛刻度，提高装置的处理量，延长催化剂的使用寿命和提高产品质量。

US10144884B2公开的两段加氢裂化技术是一种两段全转化工艺，其主要特点是发明一种叫做加氢裂化反应器容器的设备，这个设备整体可分为上下两部分，上部采用一种特殊构件实现气液分离，下部就是一个普通的滴流床加氢反应器。该设备有上下两股进料，前部加氢裂化反应器出来的物流进入上部进行气液分离，顶部分离出气相，液相下降到加氢裂化反应器部分；下部进料是未转化油和循环氢的混合物流，该物流与上部分离部分下降的液相在加氢裂化反应器催化剂床层上面混合，下降通过催化剂床层进行加氢裂化反应。该反应器容器顶部和底部流出物均经过热高分、冷高分分离，氢气循环使用；分离器分离出的液相进入分馏塔，塔顶和侧线出产品，塔底尾油循环。

从加氢裂化的发展历程可看出，技术进步主要集中在原料的变化、工艺流程的改变以及催化剂性能的提升等方面。然而，加氢裂化反应器仍是传统而经典的滴流床反应器。

发明内容

针对现有技术中的不足之处，本发明目的在于提供一种两段加氢裂化方法。所述方法可有效解决反应产物及时从反应区分离的问题，提高了目标产物的收率，同时提高加氢裂化反应效率、降低装置能耗。

本发明提供的一种两段加氢裂化方法，包括以下内容：采用两段工艺流程，将原料油与氢气混合后进入第一段的加氢裂化预处理反应器发生预反应；然后气液分离的液相产物进入第二段的加氢裂化反应器进行第一加氢裂化反应；第一加氢裂化反应流出物进入第二段的催化反应蒸馏塔进行第二加氢裂化反应和精馏，得到相应产品。

进一步，上述技术方案中，气液分离的装置为高压分离器。所述高压分离器的操作条件为：压力2.0～20.0MPa；温度40～260℃。气液分离得到的气相产物循环使用；优选循环至第一段的加氢裂化预处理反应器。循环装置为循环压缩机。

进一步，上述技术方案中，气液分离的液相产物在进入第二段的加氢裂化反应器前要进行换热；换热装置为加热炉；换热后物流即为加氢裂化反应器进料油，其换热后的温度为300～400℃。

进一步，上述技术方案中，所述原料油包括柴油馏分、减压馏分油(VGO)及其混合油(包括二次加工过程产品的相应馏分)中至少一种。所述原料油的馏程一般为140～600℃范围内。所述原料油中，硫含量为0.05wt％以上，优选为0.10wt％～4.0wt％；和/或，氮含量为50μg/g以上，优选为500～3000μg/g，和/或，芳烃含量为30wt％以上，优选为60wt％～90wt％。

进一步，上述技术方案中，原料油经换热后再与氢气混合；原料油换热后温度为260～350℃。

进一步，上述技术方案中，所述加氢裂化预处理反应器内设置至少一个催化剂床层；优选地，催化剂床层个数为1～4个；更优选，催化剂床层间设置有急冷氢入口。

进一步，上述技术方案中，所述预反应包括加氢脱硫、加氢脱氮及加氢饱和反应中的至少一种。

进一步，上述技术方案中，所述预反应的加氢条件为：总压2.0～20.0MPa，平均反应温度为330～400℃，液时体积空速为0.5～3.0h

进一步，上述技术方案中，加氢裂化预处理反应器中装填有催化剂。所述催化剂为加氢裂化预处理催化剂；所述催化剂可以选择商业的加氢裂化预处理催化剂，也可以按照本领域公知的方法制备。商业加氢裂化预处理催化剂优选抚顺石油化工研究院研制开发的选择FF系列加氢裂化预处理催化剂，如FF-36。

进一步，上述技术方案中，预反应流出物液相中氮含量为20～200μg/g，优选为50～100μg/g。

进一步，上述技术方案中，所述第二段的加氢裂化反应器内设置至少一个催化剂床层；优选地，催化剂床层个数为1～2个。

进一步，上述技术方案中，所述第一加氢裂化反应为浅度的加氢裂化反应；原料油裂化转化率为30wt％以内，优选10wt％～30wt％。所述第一加氢裂化反应主要裂化容易反应的物料，便于下段催化蒸馏反应器温度控制，同时又提高催化蒸馏反应器进料温度。

进一步，上述技术方案中，所述第一加氢裂化反应的加氢条件为：总压2.0～20.0MPa，平均反应温度为280～400℃，液时体积空速为3.0～30.0h

进一步，上述技术方案中，第二段的加氢裂化反应器中装填有催化剂。所述催化剂为加氢裂化催化剂。所述催化剂可以选择商业的加氢裂化催化剂，也可以按照本领域公知的方法制备。商业加氢裂化催化剂优选抚顺石油化工研究院研制开发的FC系列加氢裂化催化剂，如FC-24等。

进一步，上述技术方案中，所述催化反应蒸馏塔，包括：催化反应单元和精馏单元；所述精馏单元设置于催化反应单元上部。

进一步，上述技术方案中，所述第一加氢裂化反应流出物中的液相进入催化反应蒸馏塔的催化反应单元进行第二加氢裂化反应；所述第一加氢裂化反应流出物中的气相进入催化反应蒸馏塔的精馏单元进行精馏。

进一步，上述技术方案中，所述第二加氢裂化反应后物流中的气相进入精馏单元，物流中液相从催化反应蒸馏塔底部流出，得到相应产品。

进一步，上述技术方案中，所述精馏单元对催化反应单元生成的气相以及第一加氢裂化反应流出物中的气相进行精馏。

经过大量研究发现，对于在反应中液相量快速减少、气相量快速增加的气液固三相反应过程，由于气相量快速增加，占据大量床层空隙，使得液相流速大大增加。按传统设计，虽然可以保证气液固三相接触充分，但需要进一步转化的液相有效反应时间减少，不需要再次反应的气相(如反应条件下液相转化所得的气相)与催化剂接触机率增加，对于需要液相更多转化、气相控制二次反应的体系来说，总体反应效果受到一定限制，一般表现为反应转化率、选择性等难以进一步提升。

经研究发现，在总体空速相近时，针对反应过程液相量快速减少、气相量快速增加的气液固三相加氢反应，采用氢气与原料油气液逆流方式接触时，使得生成的气相快速离开催化剂床层，生成气相的不利影响累积作用小，液相可以有更充分的在催化剂上反应的机率，进而克服了传统反应器在大高径比下接触效果不好等不利影响的传统认识，取得了目的产物收率明显提升的效果，同时解决了逆流反应器易液泛、氢油比受限等问题。

进一步，上述技术方案中，所述催化反应单元进一步包括：多个催化剂床层，优选大径高比催化剂床层，径高比为2～800：1，优选为5～500：1。所述径高比为催化剂床层横截面积当量直径与催化剂床层高度之比。所述催化剂床层用于填充加氢裂化催化剂，从第二层开始，每层催化剂床层填充的该加氢裂化催化剂上部具有一倾斜表面；液相进料子单元，其设置在最顶部第一层催化剂床层之上，液相进料向下被引导至第一层催化剂床层；气相进料子单元，其设置在上一层的催化剂床层和下一层的倾斜表面之间，每层的气相进料向上进入催化剂床层；气相通道，其与气相进料子单元处于相对隔离状态，气相进料和液相进料在催化剂床层进行反应后生成的气相产品直接进入该气相通道。

进一步，上述技术方案中，气相通道可位于催化反应单元的外侧，且呈环状从下到上贯通所有催化剂床层。另外，该气相通道也可以设置在催化反应单元的中部。

进一步，上述技术方案中，倾斜表面整体可以设计为一倒置的伞形隔板结构。倒置的伞形隔板末端可设有内侧降液管，该内侧降液管底部与催化剂床层的底部间隔一段距离，使得液相进料沿径向方向进入催化剂床层。

进一步，上述技术方案中，催化剂床层可设有：溢流堰，其设置在靠近气相通道一侧；液封挡板，其设置在溢流堰上部，用于将气相进料与气相产品进行隔离。

进一步，上述技术方案中，液封挡板可包括：水平部，其呈环形平板状并位于溢流堰上方；竖直部，其呈圆筒形，该竖直部与水平部一体成型，该竖直部的下端与催化剂床层底部间隔一段距离。

进一步，上述技术方案中，液相进料子单元进一步包括：液相进料管，其沿催化反应单元的径向方向延伸；液相分配管，其呈环形并与液相进料管正交或切向相交，该液相分配管的管壁设有多个孔道，用于将液相进料均匀分布至第一层催化剂床层上方的各个位置。

进一步，上述技术方案中，气相进料子单元可进一步包括：气相进料管，其沿催化反应单元的径向方向延伸；气相分配管，其呈环形或多层同心环形，该气相分配管与所述气相进料管正交或切向相交，该气相分配管的壁面上设有多个孔道，用于将气相进料均匀分布至催化剂床层底部的各个方向。

进一步，上述技术方案中，气相进料子单元还可包括：气相分配盘，其位于催化剂床层底部且整体呈盘状，该气相分配盘上均匀密布多个孔眼。

进一步，上述技术方案中，气相分配管可设置在催化剂床层下方或催化剂床层内。

进一步，上述技术方案中，精馏单元可设置惰性填料层，来自气相通道的上升的气相产品在惰性填料层中进行精馏。

进一步，上述技术方案中，惰性填料层上填充惰性填料；所述惰性填料可以根据需要进行常规选取，优选为拉西环、瓷球中至少一种。

进一步，上述技术方案中，惰性填料层与第一层催化剂床层之间设有导流子单元，该导流子单元整体为倒置的伞形隔板结构；隔板靠近蒸馏塔壁一侧、与气相通道相应位置处为镂空结构，隔板靠近蒸馏塔中部一侧设有供精馏后下降的液相重组分进入催化反应单元的开口。

进一步，上述技术方案中，催化反应蒸馏塔可以为多层板塔结构。催化反应蒸馏塔内的催化剂床层数量为2层以上，优选2～20层。

进一步，上述技术方案中，催化反应蒸馏塔适用于至少一种液相进料和至少一种气相进料在加氢裂化催化剂上进行化学反应、且反应生成物中至少有一种气相产品的反应体系。

进一步，上述技术方案中，催化反应单元发生的第二加氢裂化反应条件为：平均反应温度为300～450℃，液时体积空速为0.5～3.0h

进一步，上述技术方案中，催化反应单元使用的加氢裂化反应的催化剂为加氢裂化催化剂。所述催化剂可以选择商业的加氢裂化催化剂，也可以按照本领域公知的方法制备。商业加氢裂化催化剂优选抚顺石油化工研究院研制开发的FC系列加氢裂化催化剂，如FC-24等。

进一步，上述技术方案中，精馏单元的精馏反应条件：塔顶压力为2.0～20.0MPa、塔顶温度为200～400℃。

进一步，上述技术方案中，精馏单元反应流出物经换热冷却后气液分离，所得液相物流一部分回流入蒸馏塔精馏单元的塔顶，另一部分流出管线即为所得轻质产品，比如石脑油。回流入蒸馏塔的部分与流出管线的产品部分的重量比，简称塔顶回流比，可以根据产品质量要求来确定。所述塔顶回流比为1:1～3:1。

进一步，上述技术方案中，从催化反应蒸馏塔底部流出的为重质产品，比如柴油馏分、加氢裂化尾油等。

本发明的加氢裂化方法为两段加氢裂化方法。加氢裂化原料经换热与氢气混合后进入加氢裂化预处理反应器进行加氢脱硫、加氢脱氮及加氢饱和等反应；预反应流出物经气液分离后，所得液相物流进入加氢裂化反应器进行第一加氢裂化反应，即浅度的加氢裂化反应；第一加氢裂化反应流出物直接进入催化反应蒸馏塔。催化反应蒸馏塔分上段和下段，上段为精馏段，下段为反应段。第一加氢裂化反应流出物中气相向上进入精馏段，液相向下进入反应段通过催化剂床层进行第二加氢裂化反应，即主要的加氢裂化反应。反应段设多个催化剂床层，各床层上面均与气相通道相连，气相通过气相通道进入精馏段；没有反应或反应仍处于液相的油品逐层通过催化剂床层，到达催化反应蒸馏塔底部仍处于液相的油品流出蒸馏塔。

与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：

(1)本发明中，所述两段加氢裂化方法采用两段工艺流程，包括预反应，其分离后液相产物进行第一加氢裂化反应，以及在催化反应蒸馏塔内进行第二加氢裂化反应和精馏的步骤。本发明所述方法对原料的适应性更强，可以加工硫氮含量高、干点更高的VGO及掺炼DAO的劣质直馏或二次加工油品。另外，本发明工艺可有效降低加氢裂化反应器温度和提高加氢裂化空速。并且，在一定程度降低催化蒸馏塔精馏段负荷和明显减轻塔顶换热冷凝器腐蚀。

本发明中使用催化反应蒸馏塔，反应物在催化剂床层内进行加氢裂化反应后生成的气相产品会及时离开反应区，不会再次进入上面的催化剂床层，避免目标气相产物的二次反应，提高了目标产物的选择性。由于反应区内气相产物的及时离开，既增加了反应的推动力，又提高了平衡转化率；目标产物收率高，C4以下组分产率低，氢耗量有效降低；用于加氢裂化反应的催化反应蒸馏塔塔顶产物的芳烃含量有明显的增加。

(2)本发明对反应条件下液相量快速减少、气相量快速增加的加氢反应进行深入研究，突破本领域的长期以来的设计方案，提出设计参数与现有技术完全不同的技术手段，提出适宜的工艺流程、催化剂床层结构等技术方案，取得了突出的技术效果，超出了本领域技术人员的预想，突破了本领域的常规固化性认知。

本发明通过催化反应蒸馏塔的催化反应单元内多个固定床层(特别是大径高比床层)形式的设置，能够使得较轻的部分可以直接被带出，不再进入加氢裂化反应区参与加氢裂化反应。同时，通过液相分配管的设计使得进入加氢裂化反应区的重组分可以分配得更为均匀,解决了传统反应器在大高径比下催化剂床层上反应物接触差的问题。采用本发明反应器，在同等工艺条件和产品指标要求下，本发明的反应器空隙率可以更小。

另外，本发明通过合理设置反应流程并控制催化剂床层结构，使得第二加氢裂化反应加氢后馏分油的轻组分能迅速脱离体系不再过度参与裂化反应，由于产物能迅速离开反应体系，增加正反应速度的同时，也消除了副产物堵塞催化剂的隐患，提高了目的产物收率，并延长催化剂使用寿命。

本发明通过催化反应蒸馏塔的精馏单元的设置通过闪蒸及汽提作用可实现轻质中间产品的及时采出，以有效控制其反应程度，最大限度的保留了芳烃组分，成为很好的化工原料。同时，由于产物分压一直保持较低状态，加快了反应速度，既有利于提高反应效率，又能带走易结焦的硫化氢和氨气等不良组分。

附图说明

图1是本发明催化反应蒸馏塔的结构示意图。

图2是本发明催化反应单元中液相分配管的俯视图。

图3是本发明催化反应单元中气相进料管和气相分配管的俯视图(示出气相进料管与环形气相分配管正交设置的情况)。

图4是本发明催化反应单元中气相进料管和气相分配管的另一俯视图(示出气相进料管与环形气相分配管切向相交设置的情况)。

图5是本发明气相分配管采用同心双环分配管的俯视图。

图6是本发明催化反应单元中气相分配盘的俯视图。

图7是本发明催化反应单元中催化剂支撑盘的俯视图。

图8是本发明精馏单元中惰性填料支撑盘的俯视图。

图9是本发明精馏单元中导流子单元的俯视图。

图10是本发明加氢裂化方法的工艺流程图。

主要附图标记说明：

1-催化反应蒸馏塔，102-加氢裂化预处理反应器，103-循环压缩机，104-高压分离器，105-加氢裂化反应器液相进料加热炉，106-加氢裂化反应器，107-换热冷却器，108-回流罐，109-循环氢加热炉；

1001-原料油，1002-原料油与氢气混合物，1003-预反应流出物，1004-加氢处理段高压分离器气相流出物，1005-加氢处理段循环气，1006-加氢处理段补充氢，1007-加氢处理段高压分离器液相流出物，1008-加氢裂化反应器进料油，1009-加氢裂化反应器混合进料，1010-加氢裂化反应器流出物，1011-催化反应蒸馏塔塔顶流出物，1012-回流罐进料，1013-回流罐顶气，1014-加氢裂化反应器循环气，1015-催化反应蒸馏塔循环气，1016-催化反应蒸馏塔进氢，1017-回流罐底部液相物流，1018-催化反应蒸馏塔塔顶回流，1019-催化反应蒸馏塔塔顶产品(轻质产品)，1020-催化反应蒸馏塔塔底产品(重质产品)，1021-补充氢气。

10-加氢裂化催化剂，11-第一伞形隔板，12-内侧降液管，13-气相通道，14-溢流堰，15-降液折板，16-受液盘，17-液封挡板，18-外侧降液管，19-催化剂支撑盘，191-格栅；

21-液相进料管，22-液相分配管，220-液相分配管管体，221-液相孔道；

31-气相进料管，32-气相分配管，320-气相分配管管体，321-气相孔道，33-气相分配盘，331-孔眼；

41-第二伞形隔板，411-镂空部分，42-液相重组分收集口，43-填料支撑盘，44-惰性填料。

具体实施方式

下面通过实施例对本发明作进一步阐述，但本发明的保护范围不受实施例的限制。

除非另有其他明确表示，否则在整个说明书和权利要求书中，术语“包括”或其变换如“包含”或“包括有”等等将被理解为包括所陈述的元件或组成部分，而并未排除其他元件或其他组成部分。

在本文中，为了描述的方便，可以使用空间相对术语，诸如“下面”、“下方”、“下”、“上面”、“上方”、“上”等，来描述一个元件或特征与另一元件或特征在附图中的关系。应理解的是，空间相对术语旨在包含除了在图中所绘的方向之外物件在使用或操作中的不同方向。例如，如果在图中的物件被翻转，则被描述为在其他元件或特征“下方”或“下”的元件将取向在所述元件或特征的“上方”。因此，示范性术语“下方”可以包含下方和上方两个方向。物件也可以有其他取向(旋转90度或其他取向)且应对本文使用的空间相对术语作出相应的解释。

在本文中，术语“第一”、“第二”等是用以区别两个不同的元件或部位，并不是用以限定特定的位置或相对关系。换言之，在一些实施例中，术语“第一”、“第二”等也可以彼此互换。

如图1所示，本发明的催化反应蒸馏塔1为上下结构，塔内下部设置催化反应单元，塔内上部设置精馏单元。其中，催化反应单元为反应蒸馏塔1的内部构件，包括多个催化剂床层、液相进料子单元、气相进料子单元以及气相通道。其中，催化剂床层用于填充加氢裂化催化剂10，从顶部第二层开始，每层催化剂床层填充的加氢裂化催化剂10的上部具有一倾斜表面，该倾斜表面形成的整体形状可以呈倒置的伞形，起到隔板的作用，一方面可以隔开相邻床层间的气相进料与产品气，另一方面起到液相和气相的导流作用，优选而非限制性地，倒置的伞面可以是弧型，也可以是折伞型。液相进料子单元设置在最顶部的第一层催化剂床层之上，液相进料向下被引导至第一层催化剂床层与加氢裂化催化剂10接触，具体地，倒置的第一伞形隔板11末端设有内侧降液管12(即图1中的降液折板15围合而成的空间)，该内侧降液管12底部与催化剂床层的底部间隔一段距离，使得液相进料沿反应蒸馏塔1的径向方向进入催化剂床层。气相进料子单元在每个催化剂床层均设置，具体设置在上一层的催化剂床层和下一层的倒置的第一伞形隔板11之间，每层的气相进料向上进入催化剂床层。气液相进料与加氢裂化催化剂10在催化剂床层充分反应后，每层的气相产品沿倒置的第一伞形隔板11的下部导流至气相通道13。气相通道13与气相进料子单元处于相对隔离状态，即气相进料和液相进料在催化剂床层进行反应后生成的气相产品直接进入该气相通道13。优选而非限制性地，气相通道位于反应蒸馏塔1的外侧，呈环状且从下到上贯通所有催化剂床层。

进一步如图1、2所示，液相进料子单元进一步包括液相进料管21和液相分配管22。液相进料管21沿催化反应单元的径向方向延伸，液相分配管22呈环形，液相进料管21与液相分配管22的管体220正交或切向相交，该液相分配管22的管壁设有多个孔道221，用于将液相进料均匀分布至第一层催化剂床层上方的各个位置。孔道221的开孔可以在管体的上面、下面以及侧部面的各个方向。液相进料经过液相进料管21进入反应蒸馏塔1内，通过环形液相分配管22进入塔内，分配到第一层催化剂床层上。环形液相分配管22的环形直径大于内侧降液管12的外径，小于反应蒸馏塔1的内径。降液折板15的高度一般小于本层催化剂装填高度，降液折板15围合的空间大小依据本层液相反应物流量大小而定。

进一步如图1所示，反应蒸馏塔1内每个催化剂床层的高度可以是相同的，也可以是不同的，需要根据不同的化学反应体系而定，催化剂床层上方用筛网固定，保持床层相对稳定，床层高度设置为10mm至1000mm。催化剂床层设有溢流堰14和液封挡板17，溢流堰14设置在靠近气相通道13一侧。液封挡板17设置在溢流堰14上部，用于将气相进料与气相产品进行隔离。进一步地，液封挡板17包括水平部和竖直部，水平部呈环形平板状并位于溢流堰14上方；竖直部呈圆筒形，该竖直部与水平部一体成型，也可采用其他无缝连接的方式，该竖直部的下端与催化剂床层底部间隔一段距离，可保证液相产物的流出。在催化剂床层内未反应的液相进料和已反应但保持液相的物料，经过溢流堰14，通过外侧降液管18(即溢流堰14与气相通道13内壁之间的环形空间)，顺着倒置的第一伞形隔板11，通过下一层的内侧降液管12进入下一催化剂床层。溢流堰14的高度高于本床层催化剂上平面，优选高出10至100mm。溢流堰14与气相通道13的内壁间形成的环形外侧降液管18，间距的大小依据液相负荷的大小而定，每个床层降液管的尺寸可以相同，也可有所不同。

进一步如图1、3至5所示，气相进料子单元包括气相进料管31和气相分配管32，气相进料管31沿反应蒸馏塔1的径向方向延伸。气相分配管32呈环形(参见图3、4)或多层同心环形(参见图5的两层同心环)，该气相进料管31与气相分配管32的管体320正交(参见图3)或切向相交(参见图4)，气相分配管32的壁面上设有多个孔道321，用于将气相进料均匀分布至催化剂床层底部的各个方向。优选而非限制性地，气相分配管32可设置在催化剂床层下方，也可以设置在催化剂床层内。进一步如图6所示，气相进料子单元还包括气相分配盘33，气相分配盘33位于催化剂床层底部且整体呈盘状，该气相分配盘上均匀密布多个孔眼331。气相进料经过各层的气相进料管31进入反应蒸馏塔1内，通过环形气相分配管32分配到反应蒸馏塔1内，通过催化剂支撑盘19下部的气相分配盘33向上进入催化剂床层。气相进料管31以径向进入反应蒸馏塔1，与环形气相分配管32正交或切向相交，环形气相分配管32位于催化剂床层下方，环形气相分配管32的环形直径小于催化剂床层外环直径，内径大于催化剂床层内环直径，环形气相分配管32管壁的若干孔道321便于气体均匀的分布于气相分配盘33的各个位置。催化剂支撑盘19的作用主要是支撑催化剂床层，保证催化剂床层在反应蒸馏塔的轴向方向保持稳定。气相分配盘33的作用是保证气相进料的均匀分布，同时尽量避免液相进料在催化剂床层上直接泄漏(采用本发明中的气相分配盘33，液体泄漏量<15％)。在同一平面上，当设置不止一个同心不同直径的环形气相分配管32，可使气相进料的分配更趋于均匀。图1中的实施例将环形气相分配管32设置在催化剂床层下方，而当环形气相分配管32安装在催化剂床层内时，催化剂支撑盘19可以将图7的格栅191改为支撑板，同时取消气相分配盘33。

进一步如图1所示，液相进料与气相进料在各层的催化剂床层反应后，生成的气相产品直接进入塔壁侧的环形气相通道13，气相产品经过该气相通道13并上升直至精馏单元的惰性填料层44，惰性填料层44下部设有格栅式的填料支撑盘43(参见图8)，来自催化反应单元的该气相产品在此进行精馏。进料通过本发明的催化反应单元实现向目的产物(即气相产品)的转化并及时脱离反应体系(气相进料不会与气相产品混合进行二次反应)，催化反应单元获得的气相产品通过气相通道13上升到精馏单元，通过精馏单元可以得到一种或两种及以上的目的产品。在惰性填料层44的精馏过程中，会产生一些液相重组分，因此，本发明在惰性填料层44与第一层催化剂床层之间设有导流子单元，导流子单元为精馏单元与催化反应单元之间的衔接装置，在液体收集的同时，可起到将催化反应单元上升的气相产品进行均匀分配的作用。该导流子单元整体为倒置的伞形隔板结构(即图1中的第二伞形隔板41)；第二伞形隔板41靠近蒸馏塔壁一侧、与气相通道13相应位置处为镂空结构(参见图9的镂空部分411)，该镂空部分411设置在靠近塔壁一侧以便来自气相通道13的上升的气相产品能够顺利进入惰性调料层44。第二伞形隔板41靠近蒸馏塔中部一侧设有供精馏后下降的液相重组分进入催化反应单元的开口(即图1和图9中的液相重组分收集口42)，通过精馏单元下降的液相重组分可再次进入催化反应单元。

本发明的催化反应单元在催化剂床层内，液相进料、气相进料进行催化反应，气相产品及未反应的气相进料上升通过气相通道13脱离反应体系，反应物在催化剂床层内进行化学反应后生成的气相产品会及时离开反应区，不会再次进入上面的催化剂床层(被倒置的伞形隔板隔离)，避免目的产物的二次反应，提高了反应的选择性。同时由于反应区内产物的离开，既增加了反应的推动力，又提高了平衡转化率。

本发明的反应蒸馏塔应用以上的催化反应单元，反应蒸馏塔1可以为多层板塔结构。反应蒸馏塔内的催化剂床层数量为两层或两层以上。本发明的反应蒸馏塔1适用于至少一种液相进料和至少一种气相进料在加氢裂化催化剂上进行化学反应、且反应生成物中至少有一种气相产品的反应体系。例如，石油馏分和化工合成油的加氢裂化，柴油和润滑油馏分的临氢脱蜡，各种石油馏分的加氢处理过程等。

本发明的反应蒸馏塔1每层塔盘上除了包括降液管、溢流堰和受液盘16以外，在塔盘上还设有液封挡板，液封挡板与气相通道相连接，相邻塔盘间通过倒置的伞形隔板隔开，每层塔盘为环形结构，环形外缘与气相通道相连接。气相通道是每层塔盘上进行化学反应生成的气相产物移出的共用通道。本发明的实施例液体进料位置全部在第一层塔盘上部，也可在部分塔盘或每层塔盘上都有液体进料，气相进料每层下部都有进料。每层塔盘上方为催化剂装填区，液相进料径向流动穿过催化剂床层，气相进料从塔盘下方进入，并在催化剂作用下进行反应，反应后生成的气相物料直接脱离反应体系进入外侧的气相通道，液相离开本床层后通过降液管进入下一床层。由于反应与分离同时进行，可破坏反应平衡，有效提高反应物的转化率和目的产物的选择性。

如图10所示，原料油1001经换热与加氢处理段循环气1005以及补充新鲜氢气1006混合，原料油与氢气混合物1002进入加氢裂化预处理反应器102，反应器内装有加氢裂化预处理催化剂，床层可以是一个或多个，床层间可以有冷氢注入，原料在102内进行加氢脱氮、加氢脱硫和加氢饱和等预反应。预反应流出物1003经换热冷却后进入高压分离器104进行气液分离，分离出的富氢气体即加氢处理段高压分离器气相流出物1004经循环压缩机103循环至加氢裂化预处理反应器102，高压分离器104液相流出物1007经加氢裂化反应器液相进料加热炉105加热，作为加氢裂化反应器进料油1008与循环气1014混合(也可炉前混氢，即循环气1014与高压分离器104液相流出物1007混合后进入加氢裂化反应器液相进料加热炉105)后作为加氢裂化反应器混合进料1009进入加氢裂化反应器106，加氢裂化反应器106内装有加氢裂化催化剂，床层数一般为一层，物料在催化剂上进行浅度的加氢裂化反应；加氢裂化反应器流出物1010进入催化反应蒸馏塔1中部，催化反应蒸馏塔分上段和下段，上段为精馏段，对产物进行精馏分离，下段为加氢裂化反应段。催化反应蒸馏塔塔顶流出物1011经换热冷却器107，冷却混合物作为回流罐进料1012进入回流罐108进行气液分离。富氢气体回流罐顶气1013分两路循环，一路通过循环氢管线1014循环至加氢裂化反应器106；另一路通过催化蒸馏循环氢管线1015，与补充氢气1021混合进入循环氢加热炉109，加热后通过催化反应蒸馏塔进氢管线1016(为多条管线，每一催化剂床层至少有一条)进入反应器。回流罐108底部液相物流1017分两部分，一部分通过催化反应蒸馏塔塔顶回流管线1018作为回流打回催化反应蒸馏塔1的精馏段塔顶，另一部分通过催化反应蒸馏塔塔顶产品管线1019作为装置轻质产品出装置。催化反应蒸馏塔1下段为反应段，为重质馏分进行加氢裂化反应的场所。在这里，重质馏分进行加氢裂化反应生成的轻组分，通过气相通道上升到精馏段，未裂化的重质馏分逐级通过催化剂床层，通过最下床层仍没有裂化的重组分从催化反应蒸馏塔塔底产品管线1020排出。

实施例1-5

以下各实施例中装置工艺流程图与图10相同，各实施例工艺条件见表2，所得主要产品性质见表3。各例中，加氢处理反应器装填FF-36催化剂，加氢裂化反应器装填FC-24催化剂，催化反应蒸馏塔催化反应单元催化剂床层装填FC-24催化剂，原料油使用催化柴油，性质见表1。各例中加氢裂化预处理反应器内设置1个催化剂床层。加氢裂化反应器内设置1个催化剂床层。催化反应蒸馏塔内的催化剂床层数量为6个，其中各催化剂床层的径高比：实施例1为5：1，实施例2为20：1，实施例3为40：1，实施例4为100：1，实施例5为500：1。催化反应蒸馏塔内的惰性填料为拉西环。

表1原料油性质

对比例1

采用常规的两段加氢裂化法，即精制+裂化法工艺。裂化反应器采用原料从反应器上部进入，氢气从反应器下部进入反应器。裂化后的馏分油再经过分离塔分离后作为产品送出。裂化反应器中催化剂床层的径高比为1：3。其余条件与实施例1相同。所得主要产品性质见表3。

表2实施例工艺条件

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表3主要产品的性质

以上详细描述了本发明的具体实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。