一種由費託合成油生產中間餾分油的方法與流程
2023-12-06 08:10:51 2
本發明涉及煉油領域，具體地，涉及一種由費託合成油生產中間餾分油的方法，更具體地，涉及一種由費託合成油加氫提質生產中間餾分油的方法。
背景技術：
：隨著國民經濟的快速發展，我國石油消費呈現快速上升的趨勢。與此同時，隨著環保要求的日趨嚴格，對發動機燃料的組成、雜質含量和加工過程中汙染物的排放提出了更為苛刻的要求。然而，石油作為不可再生的能源，正面臨日趨枯竭的危機，油的質量也越來越差，劣質化和重質化的趨勢日趨明顯。因此，開發滿足環保要求和液體燃料需求的新型可持續能源技術已經成為解決能源危機與環境危機的研究動力。費託合成反應由德國化學家Fischer和Tropsch於1923年發現。該反應是以氫氣和一氧化碳為原料，在合成催化劑作用下生成烴類的反應。其原料可以通過煤、天然氣、煤層氣、生物質等轉化而成，具有廣泛的來源。在原油價格不斷攀升的情況下，費託合成油的大規模工業應用來生產部分優質發動機燃料和化工原料具有廣泛的應用前景。採用費託合成技術得到的合成油，在烴類組成和主要性質等各方面與常規石油衍生物相比有較大的區別，是一種含蠟含量高的混合物，主要由鏈烷烴和烯烴構成，且硫、氮含量極低，但含有一定量的氧。汽油餾分基本不含硫和氮，但是由於其組成中的烯烴和烷烴絕大部分為直鏈，故其辛烷值很低；柴油餾分硫、氮和芳烴含量極低，十六烷值很高，但是其低溫流動性能很差、凝點等較高。因此，由費託合成反應產物得到的各個餾分需要經過相應的加氫提質，才能得到符合使用規格的液體燃料。例如，US6589415介紹了一種將費託合成油進行加氫裂化的方法，其主要特點是將合成油的重餾分進行加氫裂化，將合成油的輕餾分作為加氫裂化反應床層的冷卻物流。該發明雖然也是通過加氫裂化的方法將費託合成油轉化為輕組分，但不足之處在於裂化催化劑容易失活，另外，該方法的液體產物收率低、選擇性低。因此，本領域內亟需找到一種新的加工費託合成油的方法，以改善中間餾分油的選擇性並且獲得較高的中間餾分油收率。技術實現要素：本發明的目的是克服現有技術的中間餾分油選擇性低並且收率不高的缺陷，提供一種由費託合成油加氫提質生產中間餾分油的新方法。為了實現上述目的，本發明提供一種由費託合成油生產中間餾分油的方法，該方法包括：將費託合成油與含氫物流引入含有加氫精制催化劑的加氫精制反應器中進行反應，然後將加氫精制反應流出物依次進行分離和分餾，得到第一石腦油餾分、輕柴油餾分和重油餾分；將所述重油餾分引入含有異構加氫裂化催化劑的異構加氫裂化反應器中進行反應，然後將異構加氫裂化反應流出物依次進行分離和分餾，得到第二石腦油餾分、中間餾分油和尾油餾分，任選地將至少部分所述尾油循環回異構加氫裂化反應器入口進行循環；其中，所述異構加氫裂化反應器中至少設置兩個反應區，按照反應物流的流向，相鄰兩個反應區中單位體積的異構加氫裂化催化劑的裂化活性依次降低。採用本發明的上述方法由費託合成油加氫提質生產中間餾分油時，能夠提高中間餾分油的選擇性以及收率。本發明的上述方法還具有以下優點：相對獨立的加氫精制過程和異構加氫裂化過程能夠得到具有不同性能、滿足不同產品規格的目標產品，產品方 案靈活；而且，本發明的上述方法在對現有裝置流程進行較少改動的情況下就能實現，大大節省了裝置的投資費用。本發明的其它特徵和優點將在隨後的具體實施方式部分予以詳細說明。附圖說明附圖是用來提供對本發明的進一步理解，並且構成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用於解釋本發明，但並不構成對本發明的限制。附圖中的一些輔助設備如換熱器、預熱爐等未標出，但這對本領域普通技術人員是公知的。在附圖中：圖1是本發明提供的由費託合成油生產中間餾分油的方法的流程示意圖。附圖標記說明1費託合成油2加氫精制反應器3第一熱高壓分離器4第一冷高壓分離器5第一熱低壓分離器6第一冷低壓分離器7水8第一冷低分液相9第一熱低分液相10第一分餾塔11第一石腦油餾分12輕柴油餾分13重油餾分14第一低分氣體15循環氫壓縮機16新氫17循環氣18異構加氫裂化反應器19第二熱高壓分離器20第二冷高壓分離器21第二熱低壓分離器22第二冷低壓分離器23第二冷低分液相24第二熱低分液相25第二分餾塔26第二石腦油餾分27中間餾分油28尾油餾分29第二低分氣體30第二冷高分氣相具體實施方式以下對本發明的具體實施方式進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用於說明和解釋本發明，並不用於限制本發明。本發明提供了一種由費託合成油生產中間餾分油的方法，該方法包括：將費託合成油與含氫物流引入含有加氫精制催化劑的加氫精制反應器中進行反應，然後將加氫精制反應流出物依次進行分離和分餾，得到第一石腦油餾分、輕柴油餾分和重油餾分；將所述重油餾分引入含有異構加氫裂化催化劑的異構加氫裂化反應器中進行反應，然後將異構加氫裂化反應流出物依次進行分離和分餾，得到第二石腦油餾分、中間餾分油和尾油餾分，任選地將至少部分所述尾油循環回異構加氫裂化反應器入口進行循環；其中，所述異構加氫裂化反應器中至少設置兩個反應區，按照反應物流的流向，相鄰兩個反應區中單位體積的異構加氫裂化催化劑的裂化活性依次降低。本發明所述第一石腦油餾分的餾程範圍為C5-150℃，所述輕柴油餾分的餾程範圍為150-320℃，所述重油餾分為餾程在320℃以上的餾分。本發明所述第二石腦油餾分的餾程範圍為C5-150℃，所述中間餾分油的餾程範圍為150-370℃，所述尾油餾分為餾程在370℃以上的餾分。在本發明所述的方法中，所述相鄰兩個反應區中單位體積的異構加氫裂化催化劑的裂化活性依次降低是指：在相同的反應條件下，相鄰兩個反應區中相同體積的異構加氫裂化催化劑的裂化活性依次降低。特別地，本發明所述的催化劑的裂化活性可以通過控制異構加氫裂化催化劑的製備過程中的紅外酸度來實現。在本發明所述的方法中，所述含氫物流是指能夠提供氫氣的物流，包括新氫、循環氫、富氫氣體和其它能夠提供氫氣的氣相物流以及其它能夠提供氫氣的液相物流中的任意一種或多種。本發明中所述的含氫物流可以相同也可以不同，本領域技術人員在了解了本發明的技術方案之後能夠清楚地理解本發明中所述的含氫物流。本發明的發明人發現，通過在異構加氫裂化反應器的相鄰兩個反應區中分別裝填不同裂化活性水平的催化劑能夠有利於減緩正構烷烴以及已生成的異構烷烴的二次裂化反應程度，有利於減少輕組分C1-C4烴類和石腦油餾分的生成，以提高中間餾分油的選擇性和收率。而且，與常規的異構加氫裂化反應器中均裝填同一種活性的異構加氫裂化催化劑相比，本發明提供的方法，一方面降低了正構烷烴以及已生成異構烷烴的二次裂化反應程度，減少了輕組分C1-C4烴類和石腦油餾分的生成，提高了中間餾分油的選擇性和收率；另一方面，在相鄰兩個反應區的下部反應區中裝填活性水平相對較低的異構加氫裂化催化劑，還有利於控制裂化反應的深度，減少熱量的生成和聚積，有效地促進了裝置的平穩操作，並能防止異構加氫裂化反應器出口溫度過高而造成下部反應區中異構加氫裂化催化劑過早達到後期使用溫度而縮短了催化劑使用壽命。根據本發明所述的方法，優選情況下，以異構加氫裂化反應流出物中的尾油餾分的總重量計，循環回所述異構加氫裂化反應器入口的尾油餾分為10-100重量％；更加優選循環回所述異構加氫裂化反應器入口的尾油餾分為50-100重量％。在本發明所述的方法中，優選情況下，按照反應物流的流向，相鄰兩個反應區中單位體積的異構加氫裂化催化劑的裂化活性之比為1.1-10：1；優選為1.2-5：1。優選情況下，在本發明所述的方法中，按照反應物流的流向，所述異構 加氫裂化反應器中設置上部反應區和下部反應區共兩個反應區，上部反應區和下部反應區中異構加氫裂化催化劑的裝填體積比為1-4：1；優選為1.2-2.5：1。根據本發明所述的方法，按照反應物流的流向，所述異構加氫裂化反應器中設置上部反應區和下部反應區共兩個反應區，優選每個反應區中設置至少一個催化劑床層，更加優選每個反應區中設置2-3個催化劑床層。本發明的方法優選各個反應區的每個催化劑床層中異構加氫裂化催化劑的裝填體積相同。根據本發明所述的方法，按照反應物流的流向，所述異構加氫裂化反應器中設置上部反應區和下部反應區共兩個反應區，優選上部反應區中異構加氫裂化催化劑的紅外酸度為0.5-1.0mmol/g，下部反應區中異構加氫裂化催化劑的紅外酸度為0.1-0.45mmol/g。在本發明中，所述異構加氫裂化催化劑的紅外酸度的測試方法可以為本領域技術人員公知的紅外光譜法，紅外光譜法是目前最常用的分析固體催化劑表面的酸性方法之一，它同時可以得到催化劑表面酸的類型、強度和酸量的信息。其基本原理是鹼性的探針分子被催化劑表面酸性位吸附，固體酸催化劑表面的B酸和L酸與鹼性探針分子作用形成不同的物種，在紅外光譜譜圖上產生一些特徵吸收帶或發生原有吸收帶的位移，由此可測定酸的類型、強度和酸度。吡啶是最常用的鹼性探針分子。在本發明所述的方法中，優選所述加氫精制催化劑中含有作為載體的無定形氧化鋁以及負載在所述載體上的VIB族金屬元素和/或VIII族金屬元素。更加優選情況下，在本發明所述的方法中，在所述加氫精制催化劑中，所述VIB族金屬元素為Mo和/或W，所述VIII族金屬元素為Co和/或Ni。根據本發明所述的方法，優選所述異構加氫裂化催化劑中含有作為載體的無定形矽鋁以及負載在所述載體上的活性組分元素。更加優選情況下，在本發明所述的方法中，在所述異構加氫裂化催化劑 中，所述活性組分元素包括貴金屬元素和/或非貴金屬元素；所述非貴金屬元素為VIB族金屬元素和/或VIII族金屬元素。特別優選情況下，在本發明所述的方法中，在所述異構加氫裂化催化劑中，所述VIB族金屬元素為Mo和/或W，所述VIII族金屬元素為Co和/或Ni；所述貴金屬元素為Pt元素和/或Pd元素。根據本發明所述的方法，優選所述加氫精制反應器中的反應條件包括：氫分壓為2.0-15.0MPa，反應溫度為250-400℃，氫油體積比為100-1000：1，體積空速為0.5-8.0h-1。根據本發明所述的方法，優選所述異構加氫裂化反應器中的反應條件包括：氫分壓為2.0-15.0MPa，反應溫度為300-450℃，氫油體積比為300-1500：1，體積空速為0.5-5.0h-1。在本發明所述的方法中，由於費託合成油中烯烴含量很高，烯烴如果直接與加氫精制催化劑接觸反應，會劇烈反應在加氫精制催化劑上生成大量焦炭而導致加氫精制催化劑活性下降；費託合成油中一般還含有一定量的金屬，這些金屬極易沉積在加氫精制催化劑頂部，導致加氫精制反應器很快出現壓差，同時沉積在加氫精制催化劑上的金屬會造成加氫精制催化劑的永久失活，為保證工業裝置的長周期運轉，最好將加氫保護催化劑裝填在加氫精制催化劑的頂部，從而避免上述現象的發生。在本發明所述的方法中，按照反應物流的流向，優選所述加氫精制反應器中依次裝填加氫保護催化劑和所述加氫精制催化劑。在本發明所述的方法中，在所述加氫精制反應器中，優選加氫保護催化劑和加氫精制催化劑的裝填體積比為2-30：100；優選為5-15：100。根據本發明所述的方法，優選所述加氫保護催化劑中包括載體和負載在所述載體上的活性組分元素，所述活性組分元素為VIB族金屬元素和/或VIII族金屬元素。根據本發明所述的方法，由於異構加氫裂化反應有少量的烯烴生成，為確保產品質量穩定，優選在異構加氫裂化反應器的底部裝填適量的後精製催化劑，後精製催化劑與異構加氫裂化催化劑的裝填體積比為2-15：100，優選為5-10：100。本發明的方法對後精製催化劑的種類沒有特別的限定，本領域技術人員可以採用本領域內常規使用的各種後精製催化劑用於本發明的方法中。在本發明所述的方法中，優選所述費託合成油為來自漿態床費託合成工藝的合成輕油、合成重油和合成蠟的全餾分和/或來自固定床費託合成工藝的合成輕油、合成重油和合成蠟的全餾分。根據本發明的一種優選的具體實施方法，本發明的方法採用圖1所示的流程示意圖的方法進行，具體地如下：費託合成油1進入加氫精制反應器2進行反應，加氫精制反應器2出來的物流進入第一熱高壓分離器3進行氣液分離，第一熱高壓分離器3出來的液相進入第一熱低壓分離器5，第一熱高壓分離器3的氣相進入第一冷高壓分離器4進一步分離為氣相、液態烴和水7，第一冷高壓分離器4分離出來的氣相為富氫氣體，經循環氫壓縮機15升壓後與新氫16混合後的循環氣17返回反應器入口和床層之間，第一冷高壓分離器4分離出來的液態烴與第一熱低壓分離器5的氣相一起進入第一冷低壓分離器6進一步進行氣液分離，第一冷低壓分離器6分離出來的第一冷低分液相8和第一熱低壓分離器5的第一熱低分液相9一起進入第一分餾塔10，分離為加氫精制單元的第一石腦油餾分11、輕柴油餾分12和重油餾分13，第一冷低壓分離器6分離出來的氣相和第一分餾塔10分離出來的氣相作為第一低分氣體14排出。重油餾分13再進入異構加氫裂化反應器18，進行異構加氫裂化反應，異構加氫裂化反應器18出來的物流進入第二熱高壓分離器19進行氣液分離，第二熱高壓分離器19出來的液相進入第二熱低壓分離器21，第二熱高壓分離器19的氣 相進入第二冷高壓分離器20進一步分離為氣相和液相，第二冷高壓分離器20分離出來的第二冷高分氣相30去循環氫壓縮機15，第二冷高壓分離器20分離出來的液相與第二熱低壓分離器21的氣相一起進入第二冷低壓分離器22進一步進行氣液分離，第二冷低壓分離器22分離出來的第二冷低分液相23和第二熱低壓分離器21的第二熱低分液相24一起進入第二分餾塔25，分離為異構加氫裂化單元的第二石腦油餾分26、中間餾分油27和尾油餾分28，第二冷低壓分離器22分離出來的氣相和第二分餾塔25分離出來的氣相作為第二低分氣體29排出，其中，尾油餾分可循環回異構加氫裂化反應器18的入口進行進一步轉化。本發明的上述方法還具有如下具體的優點：(1)加氫精制反應和異構加氫裂化反應相對獨立的工藝流程可分別得到具有不同性能、滿足不同產品規格的目的產品，產品方案靈活；(2)本發明提供的方法，一方面降低了正構烷烴以及已生成異構烷烴的二次裂化反應程度，減少了輕組分C1-C4烴類和石腦油餾分的生成，提高了中間餾分油的選擇性和收率；另一方面由於異構加氫裂化過程是強放熱過程，在下部反應區裝填裂化活性水平相對較低的異構加氫裂化催化劑，還有利於控制裂化反應的深度，減少熱量的生成和聚積，有效地促進了反應裝置的平穩操作，並能防止反應器出口溫度過高而造成下部催化劑過早達到後期使用溫度而縮短了催化劑使用壽命；(3)採用本發明提供的方法，有利於進一步提高中間餾分油的選擇性和收率，實現了最大限度生產中間餾分油的目的；(4)採用本發明提供的方法，可在對現有裝置流程進行較少改動的情況下來實現，大大節省了裝置投資費用。以下將通過實施例對本發明進行詳細描述。以下實施例中，在沒有特別說明的情況下，所採用的各種原料均來自商購。以下實施例和對比例中使用的原料油為費託合成油全餾分，其性質見表1中所示。加氫精制催化劑的商品牌號為RTF-1(直徑1.4mm)，異構加氫裂化催化劑為RCF-1、CDB-44、CDB-45和CDB-46。加氫保護催化劑為RGF系列保護劑，為五種保護催化劑的級配裝填，按照反應物流的流向，商品牌號依次包括RGF-20、RGF-30E、RGF-30A、RGF-30B、RGF-1。後精製催化劑的商品牌號為RTF-1(直徑3.4mm)。以上催化劑均由中國石化股份有限公司催化劑長嶺分公司生產。在沒有相反說明的情況下，在所述加氫精制反應器中，所述加氫保護催化劑和所述加氫精制催化劑的裝填體積比為10：100；在所述異構加氫裂化反應器中，所述異構加氫裂化催化劑和所述後精製催化劑的裝填體積比為8：100。其中，所述CDB-44的組成為：以所述催化劑的總重量計，所述催化劑中含有32.5重量％的無定形矽酸鋁、35.0重量％的氧化鋁、以氧化物計的25.0重量％的氧化鎢、以氧化物計的7.5重量％的氧化鎳，紅外酸度為0.35mmol/g。所述CDB-45的組成為：以所述催化劑的總重量計，所述催化劑中含有42.6重量％的無定形矽酸鋁、22.4重量％的氧化鋁、以氧化物計的26.8重量％的氧化鎢、以氧化物計的8.2重量％的氧化鎳。紅外酸度為0.62mmol/g。所述CDB-46的組成為：以所述催化劑的總重量計，所述催化劑中含有29.1重量％的無定形矽酸鋁、38.7重量％的氧化鋁、以氧化物計的24.9重量％的氧化鎢、以氧化物計的7.3重量％的氧化鎳，紅外酸度為0.28mmol/g。在本發明中，本領域技術人員公知的是，本發明的方法中的裂化活性能夠通過＞370℃餾分的轉化率來體現。在本發明中，所述＞370℃餾分轉化率＝(異構加氫裂化反應器進料中＞370℃餾分的含量-異構加氫裂化反應器產 物中＞370℃餾分的含量×液體收率)/異構加氫裂化反應器進料中＞370℃餾分含量×100％。在本發明所述的方法中，所述中間餾分油的選擇性＝(異構加氫裂化反應器產物中中間餾分油的含量×液體收率-異構加氫裂化反應器進料中對應中間餾分油餾程範圍的餾分的含量)/(異構加氫裂化反應器進料中＞370℃餾分的含量-異構加氫裂化產物中＞370℃餾分的含量×液體收率)×100％。表1費託合成油原料密度(20℃)/(g/cm3)0.7900氧含量/(μg/g)0.51C含量/重量％85.24H含量/重量％14.66餾程ASTMD-1160/℃IBP6850％38995％643金屬含量/(μg/g)Fe7.1Cu0.1Mg0.3Na0.8Ca0.2Al0.4實施例1本實施例用於說明本發明所述的由費託合成油生產中間餾分油的方法，具體地如下：費託合成油原料進入加氫精制反應器，依次與加氫保護催化劑和加氫精制催化劑接觸反應，加氫精制反應流出物進入分離和分餾系統進行分離分餾，得到第一石腦油餾分、輕柴油餾分和重油餾分。其中重油餾分再進入設置有上部反應區和下部反應區的異構加氫裂化反應器，按照反應物流的流向，所述重油餾分分別在上部反應區和下部反應區與異構加氫裂化催化劑 RCF-1和異構加氫裂化催化劑CDB-46接觸反應，並且在所述異構加氫裂化反應器的尾部裝填後精製催化劑，異構加氫裂化反應流出物進入分離和分餾系統進行分離分餾，得到第二石腦油餾分、中間餾分油和尾油餾分，其中，異構加氫裂化反應器中設置4個催化劑床層，第1個催化劑床層和第2個催化劑床層為上部反應區，第3個催化劑床層和第4個催化劑床層為下部反應區，其中，單位體積的RCF-1的裂化活性水平與單位體積的CDB-46的裂化活性水平之比為1.4：1；上部反應區和下部反應區中異構加氫裂化催化劑的裝填體積比為1.5：1。尾油餾分全部循環回異構加氫裂化反應器的入口，具體反應條件、反應性能和異構加氫裂化反應後的產品性質見表2和表3，其中，表3中的石腦油餾分為本發明前述的第二石腦油餾分(下同)。從表3中可以看出，本實施例的中間餾分油的選擇性為81.80％，裂化反應器的床層溫升僅有31℃，這說明本發明提供的方法，一方面降低了正構烷烴以及異構烷烴的二次裂化反應程度，減少了輕組分C1-C4烴類和第二石腦油餾分的生成，提高了中間餾分油的選擇性和收率；另一方面由於在下部反應區裝填活性水平相對較低的催化劑，有利於控制反應深度，減少熱量的生成和聚積，有效地促進了裝置的平穩操作，並能防止反應器出口溫度過高造成下部催化劑過早達到後期使用溫度而縮短了催化劑使用壽命。從表3中可以看出，第二石腦油餾分主要由正構烷烴和異構烷烴組成，是較好的蒸汽裂解原料，中間餾分油的十六烷值為78，硫、氮含量均很低，可作為高十六烷值柴油調和組分。實施例2本實施例用於說明本發明所述的由費託合成油生產中間餾分油的方法，具體地如下：費託合成油原料進入加氫精制反應器，依次與加氫保護催化劑和加氫精 制催化劑接觸反應，加氫精制反應流出物進入分離和分餾系統進行分離分餾，得到第一石腦油餾分、輕柴油餾分和重油餾分。其中重油餾分再進入設置有上部反應區和下部反應區的異構加氫裂化反應器，按照反應物流的流向，所述重油餾分分別在上部反應區和下部反應區與異構加氫裂化催化劑RCF-1和異構加氫裂化催化劑CDB-44接觸反應，並且在所述異構加氫裂化反應器的尾部裝填後精製催化劑，異構加氫裂化反應流出物進入分離和分餾系統進行分離分餾，得到第二石腦油餾分、中間餾分油和尾油餾分，其中，異構加氫裂化反應器中設置4個催化劑床層，第1個催化劑床層和第2個催化劑床層為上部反應區，第3個催化劑床層和第4個催化劑床層為下部反應區，其中，單位體積的RCF-1的裂化活性水平與單位體積的CDB-44的裂化活性水平之比為1.2：1；上部反應區和下部反應區中異構加氫裂化催化劑的裝填體積比為1.2：1。尾油餾分全部循環回異構加氫裂化反應器的入口，具體反應條件、反應性能和異構加氫裂化反應後的產品性質見表2和表3。從表3可以看出，本實施例的中間餾分油的選擇性為80.93％，裂化反應器的床層溫升為33℃，這也說明了本發明提供的方法，一方面降低了正構烷烴以及異構烷烴的二次裂化反應程度，減少了輕組分C1-C4烴類和石腦油餾分的生成，提高了中間餾分油的選擇性和收率；另一方面由於在下部反應區裝填活性水平相對較低的催化劑，有利於控制反應深度，減少熱量的生成和聚積，有效地促進了裝置的平穩操作，並能防止反應器出口溫度過高造成下部催化劑過早達到後期使用溫度而縮短了催化劑使用壽命。從表3可以看出，第二石腦油餾分主要由正構烷烴和異構烷烴組成，是較好的蒸汽裂解原料，中間餾分油的十六烷值為80，硫、氮含量均很低，可作為高十六烷值柴油調和組分。對比例1本對比例採用與實施例1相似的方法進行，所不同的是：異構加氫裂化反應器的四個催化劑床層均裝填同一種催化劑RCF-1。本對比例的具體反應條件、反應性能和產品性質見表2和表3。從表3可以看出，與實施例1相比，在＞370℃餾分轉化率相近時，本對比例的中間餾分油選擇性低3.57個百分點，液體產品分布中中間餾分油的收率低3.33個百分點，異構加氫裂化反應器的催化劑床層總溫升高出6℃，這說明異構加氫裂化反應器的兩個反應區裝填同一種催化劑，不能減緩正構烷烴以及異構烷烴的二次裂化反應程度，增加了輕組分C1-C4烴類和石腦油餾分的生成機率，相應降低了中間餾分油的選擇性和收率；另一方面還不利於控制反應深度，增加了熱量的生成和聚積，造成了床層溫升較高，這不利於裝置的平穩操作和延長催化劑的使用壽命。對比例2本對比例採用與對比例1相似的方法進行，所不同的是：異構加氫裂化反應器的四個催化劑床層均裝填同一種催化劑CDB-46。本對比例的具體反應條件、反應性能和產品性質見表2和表3。從表3可以看出，與實施例1相比，在＞370℃餾分轉化率相近時，本對比例的中間餾分油選擇性低3.16個百分點，液體產品分布中中間餾分油的收率低3.47個百分點，異構加氫裂化反應器的催化劑床層總溫升高出5℃，這說明異構加氫裂化反應器的兩個反應區裝填同一種催化劑，不能減緩正構烷烴以及異構烷烴的二次裂化反應程度，增加了輕組分C1-C4烴類和石腦油餾分的生成機率，相應降低了中間餾分油的選擇性和收率；另一方面還不利於控制反應深度，增加了熱量的生成和聚積，造成了床層溫升較高，這不利於裝置的平穩操作和延長催化劑的使用壽命。表2表3實施例3本實施例採用與實施例1相似的方法進行，不同的是：本實施例中，以異構加氫裂化反應流出物中的尾油餾分的總重量計，循環回所述異構加氫裂化反應器入口的尾油餾分為40重量％。其餘均與實施例1中相同。具體反應條件、反應性能和異構加氫裂化反應後的產品性質見表4和表5。從表5可以看出，本實施例的中間餾分油的選擇性為81.36％，裂化反應器的床層溫升為33℃。從表5可以看出，中間餾分油的十六烷值為79，硫、氮含量均很低，可作為高十六烷值柴油調和組分。實施例4本實施例採用與實施例2相似的方法進行，不同的是：本實施例中，下部反應區中裝填的異構加氫裂化催化劑為CDB-45，其中，RCF-1催化劑的裂化活性水平與CDB-45催化劑的裂化活性水平之比為1.1：1。其餘均與實施例2中相同。具體反應條件、反應性能和異構加氫裂化反應後的產品性質見表4和表5。從表5可以看出，本實施例的中間餾分油的選擇性為79.06％，裂化反 應器的床層溫升為36℃。從表5可以看出，中間餾分油的十六烷值為80，硫、氮含量均很低，可作為高十六烷值柴油調和組分。實施例5本實施例採用與實施例1相似的方法進行，不同的是：本實施例中，上部反應區和下部反應區中異構加氫裂化催化劑的裝填體積比為3：1。其餘均與實施例1中相同。具體反應條件、反應性能和異構加氫裂化反應後的產品性質見表4和表5。從表5可以看出，本實施例的中間餾分油的選擇性為81.55％，裂化反應器的床層溫升為33℃。從表5可以看出，中間餾分油的十六烷值為78，硫、氮含量均很低，可作為高十六烷值柴油調和組分。實施例6本實施例採用與實施例5相似的方法進行，不同的是：本實施例中，上部反應區和下部反應區中異構加氫裂化催化劑的裝填體積比為4：1。其餘均與實施例5中相同。具體反應條件、反應性能和異構加氫裂化反應後的產品性質見表4和表5。從表5可以看出，本實施例的中間餾分油的選擇性為81.07％，裂化反應器的床層溫升為35℃。從表5可以看出，中間餾分油的十六烷值為77，硫、氮含量均很低，可作為高十六烷值柴油調和組分。表4表5以上詳細描述了本發明的優選實施方式，但是，本發明並不限於上述實施方式中的具體細節，在本發明的技術構思範圍內，可以對本發明的技術方案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬於本發明的保護範圍。另外需要說明的是，在上述具體實施方式中所描述的各個具體技術特徵，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進行組合，為了避免不必要的重複，本發明對各種可能的組合方式不再另行說明。此外，本發明的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本發明的思想，其同樣應當視為本發明所公開的內容。當前第1頁1 2 3