本发明涉及炼油领域，具体地，涉及一种由费托合成油生产中间馏分油的方法，更具体地，涉及一种由费托合成油加氢提质生产中间馏分油的方法。
背景技术：
：随着国民经济的快速发展，我国石油消费呈现快速上升的趋势。与此同时，随着环保要求的日趋严格，对发动机燃料的组成、杂质含量和加工过程中污染物的排放提出了更为苛刻的要求。然而，石油作为不可再生的能源，正面临日趋枯竭的危机，油的质量也越来越差，劣质化和重质化的趋势日趋明显。因此，开发满足环保要求和液体燃料需求的新型可持续能源技术已经成为解决能源危机与环境危机的研究动力。费托合成反应由德国化学家Fischer和Tropsch于1923年发现。该反应是以氢气和一氧化碳为原料，在合成催化剂作用下生成烃类的反应。其原料可以通过煤、天然气、煤层气、生物质等转化而成，具有广泛的来源。在原油价格不断攀升的情况下，费托合成油的大规模工业应用来生产部分优质发动机燃料和化工原料具有广泛的应用前景。采用费托合成技术得到的合成油，在烃类组成和主要性质等各方面与常规石油衍生物相比有较大的区别，是一种含蜡含量高的混合物，主要由链烷烃和烯烃构成，且硫、氮含量极低，但含有一定量的氧。汽油馏分基本不含硫和氮，但是由于其组成中的烯烃和烷烃绝大部分为直链，故其辛烷值很低；柴油馏分硫、氮和芳烃含量极低，十六烷值很高，但是其低温流动性能很差、凝点等较高。因此，由费托合成反应产物得到的各个馏分需要经过相应的加氢提质，才能得到符合使用规格的液体燃料。例如，US6589415介绍了一种将费托合成油进行加氢裂化的方法，其主要特点是将合成油的重馏分进行加氢裂化，将合成油的轻馏分作为加氢裂化反应床层的冷却物流。该发明虽然也是通过加氢裂化的方法将费托合成油转化为轻组分，但不足之处在于裂化催化剂容易失活，另外，该方法的液体产物收率低、选择性低。因此，本领域内亟需找到一种新的加工费托合成油的方法，以改善中间馏分油的选择性并且获得较高的中间馏分油收率。技术实现要素：本发明的目的是克服现有技术的中间馏分油选择性低并且收率不高的缺陷，提供一种由费托合成油加氢提质生产中间馏分油的新方法。为了实现上述目的，本发明提供一种由费托合成油生产中间馏分油的方法，该方法包括：将费托合成油与含氢物流引入含有加氢精制催化剂的加氢精制反应器中进行反应，然后将加氢精制反应流出物依次进行分离和分馏，得到第一石脑油馏分、轻柴油馏分和重油馏分；将所述重油馏分引入含有异构加氢裂化催化剂的异构加氢裂化反应器中进行反应，然后将异构加氢裂化反应流出物依次进行分离和分馏，得到第二石脑油馏分、中间馏分油和尾油馏分，任选地将至少部分所述尾油循环回异构加氢裂化反应器入口进行循环；其中，所述异构加氢裂化反应器中至少设置两个反应区，按照反应物流的流向，相邻两个反应区中单位体积的异构加氢裂化催化剂的裂化活性依次降低。采用本发明的上述方法由费托合成油加氢提质生产中间馏分油时，能够提高中间馏分油的选择性以及收率。本发明的上述方法还具有以下优点：相对独立的加氢精制过程和异构加氢裂化过程能够得到具有不同性能、满足不同产品规格的目标产品，产品方 案灵活；而且，本发明的上述方法在对现有装置流程进行较少改动的情况下就能实现，大大节省了装置的投资费用。本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。附图说明附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。附图中的一些辅助设备如换热器、预热炉等未标出，但这对本领域普通技术人员是公知的。在附图中：图1是本发明提供的由费托合成油生产中间馏分油的方法的流程示意图。附图标记说明1费托合成油2加氢精制反应器3第一热高压分离器4第一冷高压分离器5第一热低压分离器6第一冷低压分离器7水8第一冷低分液相9第一热低分液相10第一分馏塔11第一石脑油馏分12轻柴油馏分13重油馏分14第一低分气体15循环氢压缩机16新氢17循环气18异构加氢裂化反应器19第二热高压分离器20第二冷高压分离器21第二热低压分离器22第二冷低压分离器23第二冷低分液相24第二热低分液相25第二分馏塔26第二石脑油馏分27中间馏分油28尾油馏分29第二低分气体30第二冷高分气相具体实施方式以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。本发明提供了一种由费托合成油生产中间馏分油的方法，该方法包括：将费托合成油与含氢物流引入含有加氢精制催化剂的加氢精制反应器中进行反应，然后将加氢精制反应流出物依次进行分离和分馏，得到第一石脑油馏分、轻柴油馏分和重油馏分；将所述重油馏分引入含有异构加氢裂化催化剂的异构加氢裂化反应器中进行反应，然后将异构加氢裂化反应流出物依次进行分离和分馏，得到第二石脑油馏分、中间馏分油和尾油馏分，任选地将至少部分所述尾油循环回异构加氢裂化反应器入口进行循环；其中，所述异构加氢裂化反应器中至少设置两个反应区，按照反应物流的流向，相邻两个反应区中单位体积的异构加氢裂化催化剂的裂化活性依次降低。本发明所述第一石脑油馏分的馏程范围为C5-150℃，所述轻柴油馏分的馏程范围为150-320℃，所述重油馏分为馏程在320℃以上的馏分。本发明所述第二石脑油馏分的馏程范围为C5-150℃，所述中间馏分油的馏程范围为150-370℃，所述尾油馏分为馏程在370℃以上的馏分。在本发明所述的方法中，所述相邻两个反应区中单位体积的异构加氢裂化催化剂的裂化活性依次降低是指：在相同的反应条件下，相邻两个反应区中相同体积的异构加氢裂化催化剂的裂化活性依次降低。特别地，本发明所述的催化剂的裂化活性可以通过控制异构加氢裂化催化剂的制备过程中的红外酸度来实现。在本发明所述的方法中，所述含氢物流是指能够提供氢气的物流，包括新氢、循环氢、富氢气体和其它能够提供氢气的气相物流以及其它能够提供氢气的液相物流中的任意一种或多种。本发明中所述的含氢物流可以相同也可以不同，本领域技术人员在了解了本发明的技术方案之后能够清楚地理解本发明中所述的含氢物流。本发明的发明人发现，通过在异构加氢裂化反应器的相邻两个反应区中分别装填不同裂化活性水平的催化剂能够有利于减缓正构烷烃以及已生成的异构烷烃的二次裂化反应程度，有利于减少轻组分C1-C4烃类和石脑油馏分的生成，以提高中间馏分油的选择性和收率。而且，与常规的异构加氢裂化反应器中均装填同一种活性的异构加氢裂化催化剂相比，本发明提供的方法，一方面降低了正构烷烃以及已生成异构烷烃的二次裂化反应程度，减少了轻组分C1-C4烃类和石脑油馏分的生成，提高了中间馏分油的选择性和收率；另一方面，在相邻两个反应区的下部反应区中装填活性水平相对较低的异构加氢裂化催化剂，还有利于控制裂化反应的深度，减少热量的生成和聚积，有效地促进了装置的平稳操作，并能防止异构加氢裂化反应器出口温度过高而造成下部反应区中异构加氢裂化催化剂过早达到后期使用温度而缩短了催化剂使用寿命。根据本发明所述的方法，优选情况下，以异构加氢裂化反应流出物中的尾油馏分的总重量计，循环回所述异构加氢裂化反应器入口的尾油馏分为10-100重量％；更加优选循环回所述异构加氢裂化反应器入口的尾油馏分为50-100重量％。在本发明所述的方法中，优选情况下，按照反应物流的流向，相邻两个反应区中单位体积的异构加氢裂化催化剂的裂化活性之比为1.1-10：1；优选为1.2-5：1。优选情况下，在本发明所述的方法中，按照反应物流的流向，所述异构 加氢裂化反应器中设置上部反应区和下部反应区共两个反应区，上部反应区和下部反应区中异构加氢裂化催化剂的装填体积比为1-4：1；优选为1.2-2.5：1。根据本发明所述的方法，按照反应物流的流向，所述异构加氢裂化反应器中设置上部反应区和下部反应区共两个反应区，优选每个反应区中设置至少一个催化剂床层，更加优选每个反应区中设置2-3个催化剂床层。本发明的方法优选各个反应区的每个催化剂床层中异构加氢裂化催化剂的装填体积相同。根据本发明所述的方法，按照反应物流的流向，所述异构加氢裂化反应器中设置上部反应区和下部反应区共两个反应区，优选上部反应区中异构加氢裂化催化剂的红外酸度为0.5-1.0mmol/g，下部反应区中异构加氢裂化催化剂的红外酸度为0.1-0.45mmol/g。在本发明中，所述异构加氢裂化催化剂的红外酸度的测试方法可以为本领域技术人员公知的红外光谱法，红外光谱法是目前最常用的分析固体催化剂表面的酸性方法之一，它同时可以得到催化剂表面酸的类型、强度和酸量的信息。其基本原理是碱性的探针分子被催化剂表面酸性位吸附，固体酸催化剂表面的B酸和L酸与碱性探针分子作用形成不同的物种，在红外光谱谱图上产生一些特征吸收带或发生原有吸收带的位移，由此可测定酸的类型、强度和酸度。吡啶是最常用的碱性探针分子。在本发明所述的方法中，优选所述加氢精制催化剂中含有作为载体的无定形氧化铝以及负载在所述载体上的VIB族金属元素和/或VIII族金属元素。更加优选情况下，在本发明所述的方法中，在所述加氢精制催化剂中，所述VIB族金属元素为Mo和/或W，所述VIII族金属元素为Co和/或Ni。根据本发明所述的方法，优选所述异构加氢裂化催化剂中含有作为载体的无定形硅铝以及负载在所述载体上的活性组分元素。更加优选情况下，在本发明所述的方法中，在所述异构加氢裂化催化剂 中，所述活性组分元素包括贵金属元素和/或非贵金属元素；所述非贵金属元素为VIB族金属元素和/或VIII族金属元素。特别优选情况下，在本发明所述的方法中，在所述异构加氢裂化催化剂中，所述VIB族金属元素为Mo和/或W，所述VIII族金属元素为Co和/或Ni；所述贵金属元素为Pt元素和/或Pd元素。根据本发明所述的方法，优选所述加氢精制反应器中的反应条件包括：氢分压为2.0-15.0MPa，反应温度为250-400℃，氢油体积比为100-1000：1，体积空速为0.5-8.0h-1。根据本发明所述的方法，优选所述异构加氢裂化反应器中的反应条件包括：氢分压为2.0-15.0MPa，反应温度为300-450℃，氢油体积比为300-1500：1，体积空速为0.5-5.0h-1。在本发明所述的方法中，由于费托合成油中烯烃含量很高，烯烃如果直接与加氢精制催化剂接触反应，会剧烈反应在加氢精制催化剂上生成大量焦炭而导致加氢精制催化剂活性下降；费托合成油中一般还含有一定量的金属，这些金属极易沉积在加氢精制催化剂顶部，导致加氢精制反应器很快出现压差，同时沉积在加氢精制催化剂上的金属会造成加氢精制催化剂的永久失活，为保证工业装置的长周期运转，最好将加氢保护催化剂装填在加氢精制催化剂的顶部，从而避免上述现象的发生。在本发明所述的方法中，按照反应物流的流向，优选所述加氢精制反应器中依次装填加氢保护催化剂和所述加氢精制催化剂。在本发明所述的方法中，在所述加氢精制反应器中，优选加氢保护催化剂和加氢精制催化剂的装填体积比为2-30：100；优选为5-15：100。根据本发明所述的方法，优选所述加氢保护催化剂中包括载体和负载在所述载体上的活性组分元素，所述活性组分元素为VIB族金属元素和/或VIII族金属元素。根据本发明所述的方法，由于异构加氢裂化反应有少量的烯烃生成，为确保产品质量稳定，优选在异构加氢裂化反应器的底部装填适量的后精制催化剂，后精制催化剂与异构加氢裂化催化剂的装填体积比为2-15：100，优选为5-10：100。本发明的方法对后精制催化剂的种类没有特别的限定，本领域技术人员可以采用本领域内常规使用的各种后精制催化剂用于本发明的方法中。在本发明所述的方法中，优选所述费托合成油为来自浆态床费托合成工艺的合成轻油、合成重油和合成蜡的全馏分和/或来自固定床费托合成工艺的合成轻油、合成重油和合成蜡的全馏分。根据本发明的一种优选的具体实施方法，本发明的方法采用图1所示的流程示意图的方法进行，具体地如下：费托合成油1进入加氢精制反应器2进行反应，加氢精制反应器2出来的物流进入第一热高压分离器3进行气液分离，第一热高压分离器3出来的液相进入第一热低压分离器5，第一热高压分离器3的气相进入第一冷高压分离器4进一步分离为气相、液态烃和水7，第一冷高压分离器4分离出来的气相为富氢气体，经循环氢压缩机15升压后与新氢16混合后的循环气17返回反应器入口和床层之间，第一冷高压分离器4分离出来的液态烃与第一热低压分离器5的气相一起进入第一冷低压分离器6进一步进行气液分离，第一冷低压分离器6分离出来的第一冷低分液相8和第一热低压分离器5的第一热低分液相9一起进入第一分馏塔10，分离为加氢精制单元的第一石脑油馏分11、轻柴油馏分12和重油馏分13，第一冷低压分离器6分离出来的气相和第一分馏塔10分离出来的气相作为第一低分气体14排出。重油馏分13再进入异构加氢裂化反应器18，进行异构加氢裂化反应，异构加氢裂化反应器18出来的物流进入第二热高压分离器19进行气液分离，第二热高压分离器19出来的液相进入第二热低压分离器21，第二热高压分离器19的气 相进入第二冷高压分离器20进一步分离为气相和液相，第二冷高压分离器20分离出来的第二冷高分气相30去循环氢压缩机15，第二冷高压分离器20分离出来的液相与第二热低压分离器21的气相一起进入第二冷低压分离器22进一步进行气液分离，第二冷低压分离器22分离出来的第二冷低分液相23和第二热低压分离器21的第二热低分液相24一起进入第二分馏塔25，分离为异构加氢裂化单元的第二石脑油馏分26、中间馏分油27和尾油馏分28，第二冷低压分离器22分离出来的气相和第二分馏塔25分离出来的气相作为第二低分气体29排出，其中，尾油馏分可循环回异构加氢裂化反应器18的入口进行进一步转化。本发明的上述方法还具有如下具体的优点：(1)加氢精制反应和异构加氢裂化反应相对独立的工艺流程可分别得到具有不同性能、满足不同产品规格的目的产品，产品方案灵活；(2)本发明提供的方法，一方面降低了正构烷烃以及已生成异构烷烃的二次裂化反应程度，减少了轻组分C1-C4烃类和石脑油馏分的生成，提高了中间馏分油的选择性和收率；另一方面由于异构加氢裂化过程是强放热过程，在下部反应区装填裂化活性水平相对较低的异构加氢裂化催化剂，还有利于控制裂化反应的深度，减少热量的生成和聚积，有效地促进了反应装置的平稳操作，并能防止反应器出口温度过高而造成下部催化剂过早达到后期使用温度而缩短了催化剂使用寿命；(3)采用本发明提供的方法，有利于进一步提高中间馏分油的选择性和收率，实现了最大限度生产中间馏分油的目的；(4)采用本发明提供的方法，可在对现有装置流程进行较少改动的情况下来实现，大大节省了装置投资费用。以下将通过实施例对本发明进行详细描述。以下实施例中，在没有特别说明的情况下，所采用的各种原料均来自商购。以下实施例和对比例中使用的原料油为费托合成油全馏分，其性质见表1中所示。加氢精制催化剂的商品牌号为RTF-1(直径1.4mm)，异构加氢裂化催化剂为RCF-1、CDB-44、CDB-45和CDB-46。加氢保护催化剂为RGF系列保护剂，为五种保护催化剂的级配装填，按照反应物流的流向，商品牌号依次包括RGF-20、RGF-30E、RGF-30A、RGF-30B、RGF-1。后精制催化剂的商品牌号为RTF-1(直径3.4mm)。以上催化剂均由中国石化股份有限公司催化剂长岭分公司生产。在没有相反说明的情况下，在所述加氢精制反应器中，所述加氢保护催化剂和所述加氢精制催化剂的装填体积比为10：100；在所述异构加氢裂化反应器中，所述异构加氢裂化催化剂和所述后精制催化剂的装填体积比为8：100。其中，所述CDB-44的组成为：以所述催化剂的总重量计，所述催化剂中含有32.5重量％的无定形硅酸铝、35.0重量％的氧化铝、以氧化物计的25.0重量％的氧化钨、以氧化物计的7.5重量％的氧化镍，红外酸度为0.35mmol/g。所述CDB-45的组成为：以所述催化剂的总重量计，所述催化剂中含有42.6重量％的无定形硅酸铝、22.4重量％的氧化铝、以氧化物计的26.8重量％的氧化钨、以氧化物计的8.2重量％的氧化镍。红外酸度为0.62mmol/g。所述CDB-46的组成为：以所述催化剂的总重量计，所述催化剂中含有29.1重量％的无定形硅酸铝、38.7重量％的氧化铝、以氧化物计的24.9重量％的氧化钨、以氧化物计的7.3重量％的氧化镍，红外酸度为0.28mmol/g。在本发明中，本领域技术人员公知的是，本发明的方法中的裂化活性能够通过＞370℃馏分的转化率来体现。在本发明中，所述＞370℃馏分转化率＝(异构加氢裂化反应器进料中＞370℃馏分的含量-异构加氢裂化反应器产 物中＞370℃馏分的含量×液体收率)/异构加氢裂化反应器进料中＞370℃馏分含量×100％。在本发明所述的方法中，所述中间馏分油的选择性＝(异构加氢裂化反应器产物中中间馏分油的含量×液体收率-异构加氢裂化反应器进料中对应中间馏分油馏程范围的馏分的含量)/(异构加氢裂化反应器进料中＞370℃馏分的含量-异构加氢裂化产物中＞370℃馏分的含量×液体收率)×100％。表1费托合成油原料密度(20℃)/(g/cm3)0.7900氧含量/(μg/g)0.51C含量/重量％85.24H含量/重量％14.66馏程ASTMD-1160/℃IBP6850％38995％643金属含量/(μg/g)Fe7.1Cu0.1Mg0.3Na0.8Ca0.2Al0.4实施例1本实施例用于说明本发明所述的由费托合成油生产中间馏分油的方法，具体地如下：费托合成油原料进入加氢精制反应器，依次与加氢保护催化剂和加氢精制催化剂接触反应，加氢精制反应流出物进入分离和分馏系统进行分离分馏，得到第一石脑油馏分、轻柴油馏分和重油馏分。其中重油馏分再进入设置有上部反应区和下部反应区的异构加氢裂化反应器，按照反应物流的流向，所述重油馏分分别在上部反应区和下部反应区与异构加氢裂化催化剂 RCF-1和异构加氢裂化催化剂CDB-46接触反应，并且在所述异构加氢裂化反应器的尾部装填后精制催化剂，异构加氢裂化反应流出物进入分离和分馏系统进行分离分馏，得到第二石脑油馏分、中间馏分油和尾油馏分，其中，异构加氢裂化反应器中设置4个催化剂床层，第1个催化剂床层和第2个催化剂床层为上部反应区，第3个催化剂床层和第4个催化剂床层为下部反应区，其中，单位体积的RCF-1的裂化活性水平与单位体积的CDB-46的裂化活性水平之比为1.4：1；上部反应区和下部反应区中异构加氢裂化催化剂的装填体积比为1.5：1。尾油馏分全部循环回异构加氢裂化反应器的入口，具体反应条件、反应性能和异构加氢裂化反应后的产品性质见表2和表3，其中，表3中的石脑油馏分为本发明前述的第二石脑油馏分(下同)。从表3中可以看出，本实施例的中间馏分油的选择性为81.80％，裂化反应器的床层温升仅有31℃，这说明本发明提供的方法，一方面降低了正构烷烃以及异构烷烃的二次裂化反应程度，减少了轻组分C1-C4烃类和第二石脑油馏分的生成，提高了中间馏分油的选择性和收率；另一方面由于在下部反应区装填活性水平相对较低的催化剂，有利于控制反应深度，减少热量的生成和聚积，有效地促进了装置的平稳操作，并能防止反应器出口温度过高造成下部催化剂过早达到后期使用温度而缩短了催化剂使用寿命。从表3中可以看出，第二石脑油馏分主要由正构烷烃和异构烷烃组成，是较好的蒸汽裂解原料，中间馏分油的十六烷值为78，硫、氮含量均很低，可作为高十六烷值柴油调和组分。实施例2本实施例用于说明本发明所述的由费托合成油生产中间馏分油的方法，具体地如下：费托合成油原料进入加氢精制反应器，依次与加氢保护催化剂和加氢精 制催化剂接触反应，加氢精制反应流出物进入分离和分馏系统进行分离分馏，得到第一石脑油馏分、轻柴油馏分和重油馏分。其中重油馏分再进入设置有上部反应区和下部反应区的异构加氢裂化反应器，按照反应物流的流向，所述重油馏分分别在上部反应区和下部反应区与异构加氢裂化催化剂RCF-1和异构加氢裂化催化剂CDB-44接触反应，并且在所述异构加氢裂化反应器的尾部装填后精制催化剂，异构加氢裂化反应流出物进入分离和分馏系统进行分离分馏，得到第二石脑油馏分、中间馏分油和尾油馏分，其中，异构加氢裂化反应器中设置4个催化剂床层，第1个催化剂床层和第2个催化剂床层为上部反应区，第3个催化剂床层和第4个催化剂床层为下部反应区，其中，单位体积的RCF-1的裂化活性水平与单位体积的CDB-44的裂化活性水平之比为1.2：1；上部反应区和下部反应区中异构加氢裂化催化剂的装填体积比为1.2：1。尾油馏分全部循环回异构加氢裂化反应器的入口，具体反应条件、反应性能和异构加氢裂化反应后的产品性质见表2和表3。从表3可以看出，本实施例的中间馏分油的选择性为80.93％，裂化反应器的床层温升为33℃，这也说明了本发明提供的方法，一方面降低了正构烷烃以及异构烷烃的二次裂化反应程度，减少了轻组分C1-C4烃类和石脑油馏分的生成，提高了中间馏分油的选择性和收率；另一方面由于在下部反应区装填活性水平相对较低的催化剂，有利于控制反应深度，减少热量的生成和聚积，有效地促进了装置的平稳操作，并能防止反应器出口温度过高造成下部催化剂过早达到后期使用温度而缩短了催化剂使用寿命。从表3可以看出，第二石脑油馏分主要由正构烷烃和异构烷烃组成，是较好的蒸汽裂解原料，中间馏分油的十六烷值为80，硫、氮含量均很低，可作为高十六烷值柴油调和组分。对比例1本对比例采用与实施例1相似的方法进行，所不同的是：异构加氢裂化反应器的四个催化剂床层均装填同一种催化剂RCF-1。本对比例的具体反应条件、反应性能和产品性质见表2和表3。从表3可以看出，与实施例1相比，在＞370℃馏分转化率相近时，本对比例的中间馏分油选择性低3.57个百分点，液体产品分布中中间馏分油的收率低3.33个百分点，异构加氢裂化反应器的催化剂床层总温升高出6℃，这说明异构加氢裂化反应器的两个反应区装填同一种催化剂，不能减缓正构烷烃以及异构烷烃的二次裂化反应程度，增加了轻组分C1-C4烃类和石脑油馏分的生成几率，相应降低了中间馏分油的选择性和收率；另一方面还不利于控制反应深度，增加了热量的生成和聚积，造成了床层温升较高，这不利于装置的平稳操作和延长催化剂的使用寿命。对比例2本对比例采用与对比例1相似的方法进行，所不同的是：异构加氢裂化反应器的四个催化剂床层均装填同一种催化剂CDB-46。本对比例的具体反应条件、反应性能和产品性质见表2和表3。从表3可以看出，与实施例1相比，在＞370℃馏分转化率相近时，本对比例的中间馏分油选择性低3.16个百分点，液体产品分布中中间馏分油的收率低3.47个百分点，异构加氢裂化反应器的催化剂床层总温升高出5℃，这说明异构加氢裂化反应器的两个反应区装填同一种催化剂，不能减缓正构烷烃以及异构烷烃的二次裂化反应程度，增加了轻组分C1-C4烃类和石脑油馏分的生成几率，相应降低了中间馏分油的选择性和收率；另一方面还不利于控制反应深度，增加了热量的生成和聚积，造成了床层温升较高，这不利于装置的平稳操作和延长催化剂的使用寿命。表2表3实施例3本实施例采用与实施例1相似的方法进行，不同的是：本实施例中，以异构加氢裂化反应流出物中的尾油馏分的总重量计，循环回所述异构加氢裂化反应器入口的尾油馏分为40重量％。其余均与实施例1中相同。具体反应条件、反应性能和异构加氢裂化反应后的产品性质见表4和表5。从表5可以看出，本实施例的中间馏分油的选择性为81.36％，裂化反应器的床层温升为33℃。从表5可以看出，中间馏分油的十六烷值为79，硫、氮含量均很低，可作为高十六烷值柴油调和组分。实施例4本实施例采用与实施例2相似的方法进行，不同的是：本实施例中，下部反应区中装填的异构加氢裂化催化剂为CDB-45，其中，RCF-1催化剂的裂化活性水平与CDB-45催化剂的裂化活性水平之比为1.1：1。其余均与实施例2中相同。具体反应条件、反应性能和异构加氢裂化反应后的产品性质见表4和表5。从表5可以看出，本实施例的中间馏分油的选择性为79.06％，裂化反 应器的床层温升为36℃。从表5可以看出，中间馏分油的十六烷值为80，硫、氮含量均很低，可作为高十六烷值柴油调和组分。实施例5本实施例采用与实施例1相似的方法进行，不同的是：本实施例中，上部反应区和下部反应区中异构加氢裂化催化剂的装填体积比为3：1。其余均与实施例1中相同。具体反应条件、反应性能和异构加氢裂化反应后的产品性质见表4和表5。从表5可以看出，本实施例的中间馏分油的选择性为81.55％，裂化反应器的床层温升为33℃。从表5可以看出，中间馏分油的十六烷值为78，硫、氮含量均很低，可作为高十六烷值柴油调和组分。实施例6本实施例采用与实施例5相似的方法进行，不同的是：本实施例中，上部反应区和下部反应区中异构加氢裂化催化剂的装填体积比为4：1。其余均与实施例5中相同。具体反应条件、反应性能和异构加氢裂化反应后的产品性质见表4和表5。从表5可以看出，本实施例的中间馏分油的选择性为81.07％，裂化反应器的床层温升为35℃。从表5可以看出，中间馏分油的十六烷值为77，硫、氮含量均很低，可作为高十六烷值柴油调和组分。表4表5以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，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，这些简单变型均属于本发明的保护范围。另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。当前第1页1 2 3