一种费托合成油生产航空煤油的加氢处理装置及方法

技术领域

本发明属于加氢反应领域，具体地，涉及一种费托合成油的催化蒸馏生产航空煤油的加氢处理装置及方法。

背景技术

费托合成反应是以氢气和一氧化碳为原料，在催化剂作用下发生费托合成反应生成以液体燃料为主的工艺过程，其原料主要是煤和天然气。费托合成油主要由正构烷烃、烯烃及一定量的含氧化合物组成，其硫、氮、芳烃等非理想组分含量极低，在烃类组成和主要性质方面与常规矿物石油具有较大的区别。费托合成油中石脑油馏分基本不含硫和氮，辛烷值很低(烯烃和烷烃绝大部分为直链)，烯烃含量和氧含量最高；柴油馏分硫、氮和芳烃含量极低，十六烷值很高，烯烃含量和氧含量居中，重油烯烃含量和氧含量最低。因此，费托合成油必须经过相应的加氢处理，才能得到符合使用规格的石油化工原料或运输燃料。

目前通用的费托合成油加氢处理工艺流程是，费托合成油(包括石脑油馏分、柴油馏分和重质油馏分)与氢气混合后，先进入加氢精制反应器，在催化剂床层上进行烯烃饱和、含酸含氧化合物加氢脱氧反应后进入分馏系统。在分馏塔内，将加氢精制产物馏程分离出石脑油、柴油和重油。重油继续进入后续的加氢裂化反应器，裂化产物进入第二套分馏系统，尾油部分或全循环回加氢裂化反应器，其目的是通过裂化反应得到更多的石脑油和柴油馏分。这些工艺都采用传统的固定床加氢反应器模式，其主要目的是生成柴油调和组分，同时副产少量的石脑油产品，很少用于生产航空煤油。

传统加氢反应固定床高径比较高，以保证气液物料与固体催化剂的充分接触，达到所需的反应深度和效率。董方亮等人在《一重技术》1998.1(总75)，“加氢反应器主要结构参数的确定”中提到，为避免小的高径比“使流体分布不均而导致催化剂接触效率较差”，因此“传统固定床反应器高径比多取4～9”。专利CN109679689 A中也提到，对于现有的液相加氢反应器高径比一般2.5～12。上述加氢反应器床层高径比的设计成为本领域技术人员的固化认知，大量工业实践的应用也证实该设计具有合理性和较为普遍的适应性，广泛的工业成功可能也导致技术人员未能更全面更深入地研究不同类型反应是否还存在其它更优的选择，长期以来没有相关的研究报道，或仅有论证现有高径比为适宜设计的研究报道。

自21世纪以来，我国整体柴汽比需求明显下降，而航空煤油仍保持较高增长速度。长三角地区对航空煤油的市场需求尤为明显，多产航空煤油具有明显的经济效率。随着国内低碳烯烃和芳烃的进口量持续扩大，生产优质化工原料油对于炼油厂整体效率具有重要意义。费托合成油生产的航空煤油的链烷烃高，环烷烃和芳烃含量低，因此其烟点高，且几乎不含硫、氮、金属等杂质，是优质喷气燃料，但冰点偏高。

另外，费托合成油主要由直链的高碳数烷烃和烯烃组成，尤其是轻馏分重烯烃含量更高，可达50％以上，而传统石油基催化裂化原料主要由含侧链的多环烃组成，两者分子结构差别很大。同带侧链的多环烃分子相比，长链烃分子裂化活化能更低，发生裂化反应更容易，因此在裂化过程中裂化产物可能再次发生裂化反应，使得反应深度不可控，产生大量的气体和烯烃，而且会导致反应器出现结焦堵塞现象。但现有方法均不能消除传统反应器的结焦堵塞现象。这是因为原料油和氢气在整个反应器床层流动过程中产物无法离开体系，物料在床层推进过程中，一边反应一边向下流动。这期间，既有新鲜物料在催化剂作用下进行反应，又有裂化产物再次发生裂化反应。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明的目的在于提供一种费托合成油生产航空煤油的加氢装置及方法。以便能大幅度提高航空煤油收率，降低航空煤油冰点，同时有效控制加氢裂化反应深度。

本发明第一方面在于提供一种费托合成油生产航空煤油的加氢处理装置，所述装置包括：

(1)加氢精制反应器，用于将原料费托合成油进行加氢处理；

(2)加氢裂化反应器，该反应器包括由上至下依次连通的分离器、反应腔及重质油仓；反应腔内设置有：催化剂床层以及氢气分布腔，催化剂床层间设置有分离腔。

上述技术方案中，反应腔内催化剂床层横截面积当量直径(当量直径公式为de＝4A/L，A为催化剂床层横截面积，L催化剂床层周长)与催化剂床层总高度之比为2:1～10:1，优选为3:1～6:1。

上述技术方案中，催化剂床层高一般为100mm～5000mm，优选为200mm～1000mm。在较高的径高比下，可以极大增加经过位于反应腔中催化剂床层的物料通量，同时减少物料和热量在催化剂床层内的停留时间。

上述技术方案中，所述反应腔为卧式储罐，其轴向沿横向设置，卧式储罐两端设有封头；或者反应腔为扁圆柱罐，其轴向沿纵向设置。反应腔内装填催化剂构成反应区，反应区由网状隔断分隔为多个反应区单元。

上述技术方案中，催化剂床层间设置的分离腔高度一般为分离腔与催化剂床层总高度的10％～30％。分离腔上部催化剂床层高度与分离腔下部催化剂床层高度的比例为5:1～1:8，优选2:1～1:6。

上述技术方案中，加氢裂化反应器分离腔内设置有液体分布组件，液体分布组件包括液体分布器及设置在液体分布器上方的液体分配盘及分配锥。用于将分离腔上部催化剂床层所生成的液体分散为小的液滴，在氢气汽提作用下，较轻的部分被向上带出，较重的部分进入分离腔下部催化剂床层。较轻的部分通常为石脑油和航煤馏分，较重的部分通常为柴油和蜡油馏分。

上述技术方案中，所述液体分布器为本领域中的常规分布器，如莲蓬头式分布器、盘管式分布器、多孔直管式分布器、直管挡板式分布器、折流板式分布器、切向环流式分布器、旋转叶片分布器、双列叶片式分布器等。本发明中液体分布器优选多孔管式分布器、直管挡板式分布器，管式分布器的孔道直径0.5mm～20mm，优选2mm～10mm。距离原料油入口端越远，孔径越大。液体分布器距离反应器床层顶部高度1mm～1000mm，优选50mm～500mm。高度的多少与原料油的性质和温度、压力相关。一般而言，温度较高时，液体分布器距离床层高度越高，这样，分布器在较高的空间内可以使原料更均匀的落在床层表面。同样，压力越高，液体分布器的喷射角越大，距离反应器床层顶部高度可以越低，更节省空间。

上述技术方案中，液体分配盘形状与加氢主反应器催化剂床层横截面相同，液体分配盘面积是催化剂床层横截面面积的10％～100％，优选60％～100％。

上述技术方案中，液体分配盘上均匀开设多个第一通孔，第一通孔周围设有第一溢流环，分配盘外缘设有溢流部；分配盘的开孔率为5％～90％，第一通孔的直径为5mm～100mm，第一溢流环的高度为1mm～30mm。

上述技术方案中，第一溢流环的内侧设有锯齿部，锯齿部向下弯曲，锯齿部上设有导流槽。

上述技术方案中，所述分配锥设置在液体分配盘的上部中心，分配锥设有多个第二通孔，第二通孔周围设有第二溢流环。分配锥的顶角大于90°，分配锥的开孔率为5％～80％，第二溢流环的高度为1mm～30mm；分配锥的底面积为液体分配盘的面积的2％～15％。

上述技术方案中，所述分离器直径或当量直径与下部反应腔的直径或当量直径比为1:1.2～1:50，优选1:2～1:10。上部分离器直径变小，使在高压下的轻馏分负荷完全与塔板相匹配，塔板分离效率高，具备分馏塔的完全替代性。

上述技术方案中，分离器从下向上依次为混合段、分离段和稳定段，所述混合段高度为分离器总高度的20％～35％，分离段高度为分离器总高度的55％～70％；稳定段高度为分离器总高度的5％～10％。

上述技术方案中，分离段放置填料或塔板。填料或塔板均为本领域常规形式，如填料可选择鲍尔环、拉西环、矩鞍环、鞍形、开孔环类型、半环、阶梯环、双弧、海尔环、共轭环、扁环、花环等散堆填料的一种或几种，填料也可选择金属或陶瓷波纹填料。塔板为泡罩板、筛板、浮阀板、网孔板、舌形板、导向筛板、多降液管塔板等有降液管的塔板中的一种或几种，也可为穿流式筛板、穿流式波纹板等无降液管的塔板。优选导向浮阀、筛板塔等高效塔板。混合段和稳定段不限制是否放置填料，并根据工艺需要可以增加反应区。

上述技术方案中，所述反应腔中氢气分布腔及催化剂床层内沿竖直方向平行设有多个隔板，多个隔板将氢气分布腔分隔为多个进气单元，每一个进气单元的底部设有至少一个氢气进口。每个隔板上分布有多个孔；隔板向上延伸至催化剂层，催化剂床层以下的隔板的开孔率小于70％，催化剂层内的隔板的开孔率大于50％。

上述技术方案中，氢气进口处设有气体分布器。本发明中，气体分布器优选切向环流式分布器、旋转叶片分布器，气体分布器可使气体进入整个催化剂床层界面的流速较均匀，避免发生偏流、沟流等情况。

本发明所述的加氢处理装置氢气分布腔中设置有氢气进料管，氢气进料管设置多个进口，每个氢气进料管对应两个隔板之间的催化剂床层区域，使得氢气从每个分布器出来后，均能向上通过顶部的反应区。带孔挡板与主反应器底部的连接处至少有一个孔道。

上述技术方案中，每相邻两个隔板之间催化剂床层底部对应1～3个气体分布器，隔板区域内的所有气体分布器出来的氢气到相应区域床层底部时的分布区域应覆盖整个区域床层底部。进一步地，所述隔板为环状或圆缺状。

上述技术方案中，重质油仓设置在反应腔的底部中心，重质油仓与所述的多个进气单元相连通。

上述技术方案中，所述加氢处理装置还包括：再沸器，其一端连接重质油仓的出口，另一端连接氢气分布腔。通过再沸器，使得重质油仓温度保持在反应床层所需要的温度。

上述技术方案中，所述加氢处理装置还包括：多级辅助反应腔，每一级辅助反应腔单独进氢、底部中心单独设置重质油仓，每一级辅助反应腔的液体原料进口与上一级的重质油仓相连接，多级辅助反应腔的顶部均连接至分离器。

本发明第二方面在于提供一种费托合成油生产航空煤油的加氢处理方法，包括如下步骤：

(1)费托合成油与氢气进入加氢精制反应器，在加氢精制催化剂上进行加氢精制反应后，分离为气体、石脑油、航煤和重组分；

(2)步骤(1)中分离得到的重组分进入加氢裂化反应器内部的分离腔中，其中较轻的部分被从底部向上流动的氢气带离向上进入上层加氢裂化反应区；较重的部分向下进入下层加氢裂化反应区，与逆流向上的氢气发生裂化反应，反应产生的轻组分向上脱离下层加氢裂化反应区后进入上层加氢裂化反应区，重组分向下流出进行回流或部分外甩作为尾油排出；

(3)加氢裂化后的物流向上进入反应腔上部设置的分离器，经分离得到气体、石脑油和航煤馏分，分离后的未裂化重组分再次进入加氢裂化反应区进行加氢裂化反应。

上述技术方案中，步骤(1)和步骤(3)中产生的气体为富氢气体，两者混合后循环使用。

上述技术方案中，步骤(1)中原料费托合成油和氢气进入加氢精制反应器前经过加热炉加热，优选加热到200℃～450℃。

上述技术方案中，步骤(1)中加氢精制反应包括烯烃加氢饱和、加氢脱氧和加氢脱杂质反应。

上述技术方案中，步骤(1)中所述的分离优选在精馏塔中进行，分离后所述气体含氢气和不凝气从精馏塔顶部通过氢压机提压作为循环氢进入加氢处理反应区。

上述技术方案中，所述费托合成油包括高温费托合成全馏分油和低温费托合成全馏分油，优选低温费托合成全馏分油。进一步优选所述费托合成油性质如下：密度0.6g/cm

上述技术方案中，步骤(2)中上层和下层加氢裂化反应区中分别包含至少一个催化剂床层，催化剂床层横截面积当量直径与催化剂床层总高度之比(下简称当量径高比)为2:1～10:1，优选为3:1～6:1。本文不作特殊说明时，当量径高比均指当量直径与反应器内催化剂床层总高度之比，当有多个催化剂床层时，所述催化剂床层总高度是指多个催化剂床层之和。

上述技术方案中，步骤(2)中液体经液体分布组件后分散为小的液滴，在氢气汽提作用下，较轻的部分被带离向上，较重的部分则在重力作用下向下进入加氢裂化反应区。较轻的部分一般是指柴油馏分，较重的部分一般是蜡油馏分。

上述技术方案中，步骤(1)中所述的加氢反应器为常规的固定床加氢反应器，其中含有加氢精制催化剂床层。所述加氢处理催化剂床层优选上部可选择性放置加氢保护剂，下部放置加氢精制催化剂，加氢保护剂与加氢精制催化剂的体积比为0～3:10，优选1:20～1:5。所述加氢保护剂与加氢精制催化剂均为常规的保护剂与精制催化剂。一般是以氧化铝或含硅氧化铝为载体，以VIB族和第Ⅷ族的金属为活性组分，如W、Mo、Co、Ni中的一种、两种或多种，加氢保护剂比加氢精制催化剂具有更大的孔径。

上述技术方案中，步骤(2)中所述的上层和下层加氢裂化反应区分别都装填加氢裂化催化剂。上层装填裂化活性较弱，同时具备较强异构化功能的加氢裂化催化剂，下层装填裂化活性高的加氢裂化催化剂。

加氢裂化催化剂通常包括活性组分及载体，载体组分包括氧化铝、含硅氧化铝和分子筛中的一种或多种，最好含有分子筛，所述的分子筛可以为Y型分子筛剂；活性组分为第ⅥB族和第Ⅷ族金属中的一种或多种，第ⅥB族金属一般为Mo和/或W，第Ⅷ族金属一般为Co和/或Ni。所述加氢裂化催化剂形状可以是任何常规现有加氢裂化催化剂形状，优选为多孔催化剂、异形催化剂和/或蜂窝体催化剂。多孔催化剂孔径为1mm～50mm，优选4mm～20mm；异形催化剂的平均颗粒直径为2mm～50mm，优选4mm～30mm；蜂窝体催化剂孔直径或孔边长为1mm～50mm，优选3mm～15mm；催化剂床层空隙率推荐15％～85％，优选20％～75％。

上述技术方案中，步骤(1)所述的加氢精制反应的操作条件如下：反应温度为200℃～400℃，反应压力为3MPa～18MPa，氢油体积比为100～1000，液时体积空速0.5h

上述技术方案中，步骤(2)所述加氢裂化反应器的操作条件为：反应温度为350℃～450℃，反应压力为3MPa～15MPa，塔顶回流比为1.2～4.5，氢油体积比为300～2000，液时体积空速0.1h

上述技术方案中，所述的分离器在侧线或顶部抽出产品。顶部抽出气体，侧线抽出石脑油和航煤馏分。

上述技术方案中，优选在分离器的分离段开2～3个侧线，用于抽出所需要的产品。在分离器顶部，抽出温度为60℃～80℃，抽出的组分为气体和轻石脑油馏分。第1侧线抽出温度为140℃～180℃，优选140℃～170℃，在该侧线抽出的组分为重石脑油馏分。第2侧线抽出温度为200℃～280℃，优选210℃～260℃，在该侧线抽出的组分为航煤馏分。

进一步地，上述技术方案中，所述的侧线抽出线可设置回流。

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，反应器内催化剂床层径高比明显高于现有常规技术的情况下，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，进而克服了高径比小会带来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。

与现有技术相比，本发明的优点在于：

(1)通过在加氢裂化反应器内设置分离腔，将进入加氢裂化反应器的重组分分为柴油馏分和蜡油馏分，柴油馏分向上进入上层加氢裂化反应区，进行浅度加氢裂化用于生产航煤，同时将直链烷烃转化为异构烷烃，降低了航煤冰点；蜡油馏分直接向下进入下层加氢裂化反应区，进行深度加氢裂化反应。有效避免了柴油馏分和蜡油馏分同时进入加氢裂化催化剂床层时，由于蜡油馏分的分子极性大，更容易吸附在催化剂表面发生裂化反应，而柴油馏分由于受竞争吸附的影响，导致其在催化剂孔道内停留时间短，反应不充分，而直链烷烃主要富集在航煤馏分中，因而无法有效降低航煤冰点。同时避免催化剂床层温升过大，防止液泛的出现。

(2)液体分布组件的设计，能够使得分离腔内向下流动的重组分液体分散成适宜的小液滴，并借助于氢气的汽提作用，使得其中较轻的部分可以直接被带出，不再进入下层加氢裂化反应区参与深度加氢裂化反应。同时，通过液体分布组件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径高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。反应床层温升控制的更小，允许的进料负荷更大。孔隙结构的改善可以提高液泛特性，同时可以保证良好的传质性能。最终，产品性质具有良好的可控性。

(3)本发明通过分离器的设置，通过闪蒸及汽提作用可实现石脑油、航煤和柴油产品的及时采出，既带走了反应放出的大量热量，又控制了反应程度，防止石脑油和航煤产品的过度裂化和气化，最大限度的保证了石脑油和航煤产品的收率。同时，由于产物分压一直保持较低状态，加快了反应速度，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。

附图说明

图1是本发明费托合成油加氢处理工艺流程示意图以及加氢处理装置结构示意图；

其中：1－原料油入口；2－新氢；3－热原料油；4－热氢；5－氢油混合原料；6－加氢精制反应器；7－加氢精制反应器底部管道；8－加氢裂化反应器分离腔；9－加氢裂化反应器入口；10－加氢裂化反应器反应腔；11－上层加氢裂化催化剂床层；12－下层加氢裂化催化剂床层；13－重质油仓；14－液体分布组件；15－催化剂床层隔板；16-混合段；17－分离段；18－稳定段；19－分离器；20－加氢裂化反应器顶部管线；21－冷凝器；22－分液罐；23－富氢和不凝气；24－轻石脑油馏分I；37－轻石脑油馏分II；25－重石脑油馏分I；38－重石脑油馏分II；26－航煤馏分I；39－航煤馏分II；27－氢气；28－尾油；29－加氢重馏分；30－循环油泵；31－回流重馏分；32－循环氢压机；33－脱硫脱氨设备；34－加热炉；35-高分不凝气；36-高压分离器；40-加氢重组分；41-分馏塔。

图2是根据本发明的一实施方式的圆缺隔板的侧视结构示意图。

图3是根据本发明的另一实施方式的圆缺隔板的侧视结构示意图，该隔板仅位于在氢气分布腔内，催化剂床层内部没有圆缺隔板。

图4是根据本发明的一实施方式的环状隔板的俯视结构示意图。

图5是根据本发明的两种实施方式的环状隔板的侧视结构示意图，图5-2隔板仅位于在氢气分布腔内，催化剂床层内部没有环状隔板。

图6是根据本发明的一实施方式的液体分布组件的俯视结构示意图。

图7是根据本发明的另一实施方式的液体分布组件的俯视及侧视结构示意图。

图8是根据本发明的一实施方式的第一溢流环的俯视结构示意图。

图9是图8的第一溢流环的立体结构示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明做进一步说明。

如图1所示为本发明的费托合成油加氢工艺流程。费托合成油从原料油入口1送入加热炉34，加热到250℃～400℃后得到热原料油3与新氢2经加热后得到的热氢4汇合为氢油混合原料5，进入加氢精制反应器6中，该加氢精制反应器内自上而下依次放置加氢保护剂和加氢精制催化剂，加氢后的馏分油从加氢精制反应器底部管道7进入高压分离器36中进行气液分离，分离后的高分不凝气35进入冷凝器21，高分液体进入分馏塔41中分馏得到轻石脑油馏分II 37、重石脑油馏分II 38、航煤馏分II 39和加氢重组分40。

加氢重组分40经加氢裂化反应器入口9进入加氢裂化反应器反应腔10内的加氢反应器分离腔8中，经闪蒸和液体分布组件14分散后，其中较轻的部分被从底部向上流动的氢气带离向上进入上层加氢裂化催化剂床层11(包括11-1～11-6)；较重的部分向下被均匀的喷淋于下层加氢裂化催化剂床层12(包括12-1～12-6)上。同时，氢气2经加热炉34加热后的热氢4的支线氢气27被送入加氢裂化反应器反应腔10内，在网状挡板15及气体分布器4-1～4-6作用下，均匀从各反应区底部向上移动，与从液体分布组件14喷淋的较重部分在下层加氢裂化催化剂床层12内逆流接触，并与从分离腔向上流动的较轻部分在上层加氢裂化催化剂床层11内并流向上。在操作压力4MPa～12MPa下，费托合成油较重组分在下层加氢裂化催化剂床层上进行加氢裂化反应，一部分长链分子断裂为短链分子，多环芳烃也部分发生断环；费托合成油较轻组分、裂化反应轻组分和氢气在上层加氢裂化催化剂床层11上进行缓和加氢裂化、加氢异构和加氢饱和等反应。

在氢气携带下，小分子烃类及部分大分子烃类脱离床层，进入分离器19。经过混合段16和分离段17的分离作用，一部分较重的馏分向下落入上层加氢裂化催化剂床层11的表面，另外一部分轻组分在分离器内继续向上移动，在侧线作为重石脑油馏分I 25、航煤馏分I 26被抽出作为产品送出，不凝气继续通过冷凝器21进行冷却，再经过分液罐22气液分离后，液态烃进行回流或抽出作为轻石脑馏分I 24，富氢和不凝气23进入脱硫脱氨设备33净化后循环利用。反应腔底部加氢的重馏分29由循环油泵30送回加氢裂化反应器入口9或者作为尾油28抽出。

进一步地，在本发明的一个或多个示例性实施方式中，反应腔10可以为卧式储罐，如图1所示，其轴向沿横向设置，卧式储罐两端设有封头。进一步地，在本发明的一个或多个示例性实施方式中，反应腔10也可以为扁圆柱罐，其轴向沿纵向设置。

进一步地，在本发明的一个或多个示例性实施方式中，隔板的形状与反应腔10的底部相匹配，当反应腔10为卧式储罐时，隔板为圆缺隔板，如图2和图3所示；当反应腔10为扁圆柱罐时，多个隔板为同轴环状隔板，如图4～图6所示。进一步地，在本发明的一个或多个示例性实施方式中，每个隔板上分布多个圆孔。进一步地，在本发明的一个或多个示例性实施方式中，如图1所示，多个隔板15可以向上延伸至催化剂床层11、12，在底部不与催化剂床层11、12接触的隔板的开孔率小于70％，较低的开孔率有利于增加阻力，使得氢气尽可能向上进入催化剂床层11、12，进一步起到气体分布器的作用。催化剂床层11、12内的隔板的开孔率大于50％，有利于更充分地利用催化剂。

进一步地，在本发明的一个或多个示例性实施方式中，催化剂床层11，12之间设置有液体分布组件14，分离器19和反应腔10之间也可以同样设置有液体分布组件14，所述液体分布组件14包括液体分配盘和分配锥。液体分配盘设置在液体分布器的上方，液体分配盘与多孔催化剂层的顶面形状相同，液体分配盘上均匀开设多个第一通孔，第一通孔周围设有第一溢流环，分配盘外缘设有溢流部(图中未示出)。分配锥设置在液体分配盘的上部中心，分配锥设有多个第二通孔，第二通孔周围设有第二溢流环(图中未示出)。

优选而非限制性地，在本发明的一个或多个示例性实施方式中，结合图8和图9所示，第一溢流环的内侧设有锯齿部14-1，锯齿部向下弯曲，锯齿部上设有导流槽14-2。示例性地，导流槽沿锯齿部的中心开设。

在本发明的一个或多个实施方式中，异型加氢反应器还包括辅助反应腔。应了解的是，辅助反应腔可以为多级。每一级辅助反应腔单独进氢、底部中心单独设置重质油仓，每一级辅助反应腔的液体原料进口与上一级的重质油仓相连接，多级辅助反应腔的顶部均连接至分离器19。

下面结合具体实施方式，对本发明进行详细描述，但应当理解本发明的保护范围并不受具体实施方式的限制。

实施例1

采用本发明图1所示的流程图，原料油为费托合成油，性质见表1。原料油和氢气经过加热炉加热至300℃后，分别进入加氢精制反应器。该一段加氢精制反应器内自上而下依次放置中国石化大连石油化工研究院生产的FBN系列加氢保护剂和加氢精制催化剂FF-66，加氢保护剂和加氢精制催化剂体积比为1:10。费托合成油经加氢处理后进入高压分离器进行气液分离，分离后的高分不凝气进入冷凝器，高分液体进入分馏塔，分馏得到轻石脑油馏分、重石脑油馏分和航煤馏分作为产品出装置，加氢重组分进入加氢裂化反应器内部的分离腔中。

二段加氢反应器内上层和下层加氢裂化反应区分别装填中国石化大连石油化工研究院生产的加氢裂化催化剂FC-20和FC-24，催化剂床层当量径高比为4：1。二段加氢反应器反应腔内催化剂床层横截面为圆形，床层高为800mm，其中上层催化剂床层高400mm，下层催化剂床层高400mm；中间分离腔高200mm。催化剂床层内设置环状隔板，隔板数量为4个。隔板上分布有多个孔；隔板向上延伸至催化剂层，催化剂层以下的隔板的开孔率40％，催化剂层内的隔板的开孔率70％。

作为二段加氢反应器原料的液体首选经过液体分布组件进行轻、重组分分离，轻组分向上进入上层加氢裂化反应区进行缓和加氢裂化、加氢异构、烯烃饱和等反应，重组分向下进入下层加氢裂化反应区，与从底部进入的氢气在加氢裂化催化剂的作用下进行深度加氢裂化、烯烃饱和等反应。反应产生的轻馏分迅速向上脱离反应体系，进入分离器中。分离器从下向上依次为混合段、分离段和稳定段。所述混合段高度为分离器总高度的35％，分离段高度为分离器总高度的60％，稳定段高度为分离器总高度的5％。

在混合段和分离段分离塔板作用下，重馏分向下重新进入二段加氢反应器催化剂床层进行裂化反应，轻馏分在侧线作为重石脑油馏分、航煤馏分被抽出作为产品送出，不凝气继续通过冷凝器进行冷却，再经过分液罐气液分离后，液态烃抽出作为轻石脑馏分，气体进入脱硫脱氨设备净化后循环利用。未足够裂化的重馏分从重质油仓底部流出经过循环泵后全部进入二段加氢反应器入口作为循环油，塔顶回流比为2.0，其余具体操作工艺条件见表2，产品分布及性质见表3。

所述液体分布组件包括液体分布器及设置在液体分布器上方的液体分配盘及分配锥。所述液体分配盘与催化剂床层的顶面形状相同，液体分配盘的面积是催化剂床层横截面的70％。所述液体分配盘上均匀开设多个第一通孔，第一通孔周围设有第一溢流环，分配盘外缘设有溢流部，液体分配盘的开孔率为50％，第一通孔的直径为10mm，第一溢流环的高度为10mm。所述分配锥设置在液体分配盘的上部中心，分配锥设有多个第二通孔，第二通孔周围设有第二溢流环；分配锥的顶角120°，分配锥的开孔率为50％，第二溢流环的高度为10mm；分配锥的底面积为液体分配盘的面积的10％。

实施例2

本实施例与实施例1不同的是，二段加氢反应器中催化剂床层当量径高比为5：1，催化剂床层高500mm，其中上层催化剂床层高100mm，下层催化剂床层高400mm；中间分离腔高80mm。催化剂床层内隔板数量为6个。隔板上分布有多个孔；隔板向上延伸至催化剂层，催化剂层以下的隔板的开孔率30％，催化剂层内的隔板的开孔率80％。液体分配盘的面积是催化剂床层横截面的90％。液体分配盘的开孔率为80％，第一通孔的直径为20mm，第一溢流环的高度为20mm。所述分配锥设置在液体分配盘的上部中心，分配锥设有多个第二通孔，第二通孔周围设有第二溢流环；分配锥的顶角150°，分配锥的开孔率为70％，第二溢流环的高度为20mm；分配锥的底面积为液体分配盘的面积的15％。其余条件与实施例1相同。

实施例3

本实施例与实施例1不同的是，二段加氢反应器中催化剂床层当量径高比为6：1，催化剂床层高600mm，其中上层催化剂床层高100mm，下层催化剂床层高500mm；中间分离腔高200mm。催化剂床层内隔板数量为6个。液体分配盘的面积是催化剂床层横截面的80％。液体分配盘的开孔率为70％，第一通孔的直径为30mm，第一溢流环的高度为20mm。所述分配锥设置在液体分配盘的上部中心，分配锥设有多个第二通孔，第二通孔周围设有第二溢流环；分配锥的顶角140°，分配锥的开孔率为60％，第二溢流环的高度为20mm；分配锥的底面积为液体分配盘的面积的15％。其余条件与实施例1相同。

实施例4-5

与实施例1相同，区别仅在于变化了反应条件，具体反应工艺条件见表2，产品分布和性质见表3。

比较例1

采用常规的二段加氢法，即精制+裂化法工艺。精制和裂化反应器均采用原料和氢气并流从上向下流动的反应过程。费托合成油先在加氢精制反应器进行烯烃饱和，脱氧和脱杂质反应后，加氢精制物流进入第一分离、分馏系统，得到精制高压气体，石脑油、柴油和重油，其中精制高压气体回流进入加氢精制反应器，重油进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应，反应完成后进入第二分离、分馏系统，经分离得到气体、石脑油和柴油馏分，分离后的未裂化重组分全部回流进入加氢裂化反应器再次进行加氢裂化反应。采用的催化剂和工艺条件与实施例1相同。

表1原料油主要性质

表2实施例工艺条件

表3产品分布和性质

从表3的结果看，采用本发明方法，可以得到优质的重石脑油和航煤馏分，且两者的收率明显高于比较例1。