CN1169919C - 一种由馏份油增产优质柴油的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种由馏份油增产优质柴油的方法：将异构化催化剂置于现有一段串联或单段加氢裂化的主裂化剂与后精制剂之间，使柴油馏分凝点下降，从而通过后延柴油切割点的方式提高柴油产率。本发明所用加氢裂化及异构化催化剂均具有良好的抗NH3及H2S能力，故工艺流程及操作比较简单，对原料的适应性强，且利用现有装置及催化剂即可实现。

Description

一种由馏份油增产优质柴油的方法
1、技术领域
本发明涉及柴油的生产方法，特别是由重质馏份油增产优质柴油的方法。
2、背景技术
近年来，石油产品市场的需求结构随经济发展发生了相应变化，燃料油及汽油的需求量下降，柴油需求量上升，且环保法规日趋严格。因此，炼油企业迫切需要找到一种既能提高柴油产率又可生产清洁燃料的新工艺技术。
随着原油开采时间的推移，原油日趋重质化。要提高轻质油品产率，必须对原油进行深度加工。催化裂化、焦化和加氢裂化是三大重油深加工技术，其中加氢裂化因其可加工的原料范围宽，产品方案灵活、产品质量好，尤其是能直接生产优质的喷气燃料和柴油馏份，具有催化和焦化技术所无法比拟的优势。加氢裂化工艺无论是一段串联或单段流程，均已在工业上广泛应用，技术成熟可靠。但常规的加氢裂化工艺从产品中分出航煤馏份后，所得柴油产品凝点较高，欲直接生产合格的柴油产品，则柴油的切割点被迫前移，从而在一定程度上降低了柴油产率。
美国专利US5,935,414介绍了一种由馏份油加氢裂化生产低冰点喷气燃料及低凝点柴油的方法，该方法采用常规加氢裂化工艺流程，在裂化段加氢裂化催化剂下面装填部分脱蜡降凝催化剂，在脱蜡催化剂下装填后精制催化剂。其主要目的是把343℃以上的馏份油经加氢裂化后，利用脱蜡降凝催化剂所含分子筛(如ZSM-5等中孔分子筛)的独特孔道和酸性中心，使裂化产物中的链烷烃、带短侧链烷烃及环状烃所带长侧链烷烃等高凝点组分选择性地裂解成小分子，从而降低喷气燃料的冰点及柴油的凝点。该方法通过对裂化产物脱蜡的方式，虽然可以将柴油凝点降得很低，但存在以下几个问题：1.裂化产物经脱蜡后，虽然可以降低喷气燃料的冰点及柴油的凝点，但这是以牺牲中油产率为代价的，降凝的同时，中油产率下降，汽油产率上升。2.脱蜡催化剂与加氢裂化催化剂的活性及稳定性匹配问题，即在达到所要求的裂解深度的同时，脱蜡深度能否符合要求。若两种过程所要求的反应温度相差较大，则势必会造成二者难以兼顾，给操作造成困难。另外两种催化剂的失活速率差别较大，不能按使用要求同步提温，一是会给操作带来困难，二是该组合工艺无法长期使用，随运转时间的延长，降凝作用下降较快，无法与加氢裂化相一致，则效果会逐渐变差。3.采用脱蜡方式达到降凝目的的同时会产生大量的烯烃，因此在降凝段后部必须设置后精制段，否则其产品质量无法达标，且后精制段空速比常规加氢裂化要低，即要占用更多的反应器空间来装填后精制催化剂，因此给反应器容积的合理利用带来了负面影响。
美国专利US5,384,297介绍了一种由富含芳烃组分的原料加氢裂化生产低芳烃低凝点柴油的方法。由于方法所采用的加氢裂化催化剂为含钌或钯等三金属组分的贵金属催化剂，原料必须先进行加氢精制脱除硫、氮等杂质，且精制生成油需经过分离脱除H2S和NH3以后，才能进入裂化段进行加氢裂化。为降低柴油凝点，在裂化段第二反应器裂化剂下部装填降凝催化剂，降凝剂所含分子筛为ZSM-5。由于该专利是利用含ZSM-5分子筛的降凝剂对加氢裂化产物进行脱蜡以降低柴油馏份的凝点，则该专利同样具有美国专利US5,935,414所存在的不足。另外，该专利所用加氢裂化催化剂为贵金属催化剂，对H2S和NH3极为敏感，很容易中毒失活。因此油品与该催化剂接触之前必须先进行分离，脱除毒性杂质。所采用的流程为两段流程，该流程比一段串联或单段流程复杂得多，且投资费用较高，操作难度大。
3、发明内容
针对现有技术的不足，本发明的目的在于针对上述技术中存在的问题，开发一种简单可行的馏份油增产优质柴油的方法，在确保生产优质柴油的前提下，使柴油产率得到进一步提高。
本发明的主要构思是想开发一种加氢裂化——异构化组合工艺，即在裂化段的裂化剂后面装填部分异构性能强的异构化催化剂，将原料中链烷烃、带短侧链烷烃及环状烃所带长侧链烷烃等高凝点组分选择性地异构化，从而降低裂化生成的柴油馏分的凝点，在保证生产优质柴油的同时，将柴油切割点后移以提高柴油产率。异构产物则根据产品质量的要求，决定是否进行后精制，目前工业上广泛使用的加氢裂化催化剂，均具有良好的抗NH3及H2S的性能。由于裂化产生的物料不用换热和分离直接进行异构化，因此流程简单，操作方便，利用现有装置即可实现。为达到本发明的目的，要解决的主要技术关键是加氢裂化与异构化间的温度匹配问题，所选用的异构化催化剂与裂化催化剂的使用寿命应基本一致，才能使二者组合使用时，可以同步失活，同步提温。另外异构化催化剂是装在裂化段的最后一个床层或下一个反应器，这样就可以通过调整床层间或反应器入口的冷氢量来调节异构的反应温度来达到预期效果，因此两段工艺之间的温度匹配问题也会得到解决。
基于上述构思，发明人通过大量试验，寻找到适于这一构思的切实可行的条件，该发明方法包括：
(1)馏份油反应原料在氢气存在的条件下，与加氢裂化催化剂接触，在加氢裂化反应区进行加氢转化反应，反应温度为250～500℃，反应压力为3.0～20.0MPa，氢油体积比为300～2000，液时体积空速为0.5～5.0h-1；
(2)经(1)步加氢裂化反应区处理后的反应产物进入异构反应区，使加氢裂化产物与具有深度异构性能的异构催化剂接触，使高凝点含蜡组分发生深度异构反应，从而降低油品的凝点，反应温度为300～500℃，反应压力为3.0～20.0MPa，氢油体积比为300～2000，液时体积空速2.0～10.0h-1；
(3)通过分离得到优质柴油产品
本发明工艺方法所加工的馏份油反应原料一般可以是馏分范围在200～580℃中的石油馏分，原料油密度一般在0.80～0.95g/cm3之间，硫含量一般在0～5w％之间，氮含量一般在100～3000μg/g之间，例如可以选自劣质二次加工柴油、焦化蜡油、催化裂化循环油、常压馏份油和减压馏份油中的一种或几种。这些原料中基本都含有链烷烃、带短侧链烷烃及环状烃所带长侧链烷烃等高凝点组分，当然由于原料的性质不同或预处理的手段不同，其含量也不同，高凝点组分越高，越能体现出本发明的优势。
加氢裂化的反应条件最好是：反应温度为330～440℃，反应压力为5.0～17.0MPa，氢油体积比为700～1600，液时体积空速为1.0～4.0h-1。
异构化的反应条件最好是：反应温度360～440℃，反应压力5.0～17.0MPa，氢油体积比700～1600，液时体积空速4.0～8.0h-1。
加氢裂化催化剂对进入裂化段物料中杂质含量的限制，主要是对氮含量的要求，可以根据情况在所述加氢裂化反应区前设置加氢精制反应区，以脱除对加氢裂化催化剂有害的杂质，一般要求加氢精制生成油中的氮含量在0～2500μg/g之间。加氢精制催化剂既可以是与加氢裂化催化剂在同一个反应器中，并装在加氢裂化催化剂的上一个床层，对反应原料首先进行预处理(这种情况我们一般称为单段加氢裂化工艺)，也可以在加氢裂化反应器前，单独设置反应器装填加氢精制催化剂，其中反应原料经过加氢精制反应器反应后，可以不经过分离直接进入加氢裂化反应器(一段串联加氢裂化工艺)，也可以首先将加氢精制反应生成的硫化氢、氨气等杂质脱除后，再将其它反应产物送入加氢裂化反应区(二段加氢裂化工艺)。由于目前工业上的加氢裂化催化剂抗硫化氢、氨气干扰的能力较强，所以为了简化操作，减少投资，一般可选择单段加氢裂化工艺或一段串联加氢裂化工艺。对于两段和一段串联加氢裂化工艺，加氢精制过程的操作条件为：反应温度250～500℃，最佳范围是330～420℃；反应压力3.0～20.0MPa，最佳范围是5.0～17.0MPa，氢油体积比300～2000，最佳范围是600～1200；体积空速0.5～4.0h-1，最佳范围0.7～2.5h-1。
另外，可以根据反应原料的性质，对产品指标的要求等具体情况，考虑对本发明的异构化的反应产物进行后精制处理，主要目的是脱除硫醇及对不饱和烃进行加氢饱和。所以所述后精制处理一般可采用常用的加氢精制技术，反应温度一般为250～500℃，最佳范围是330～440℃；反应压力一般为3.0～20.0MPa，最佳范围是5.0～17.0MPa，氢油体积比一般为300～2000，最佳范围是700～1600；体积空速一般为6～20h-1，最佳范围8～16h-1。后精制催化剂可以与异构化催化剂装填在同一个反应器中，也可以装填在不同的反应器中。
所述加氢异构裂化催化剂当然也可以与加氢裂化催化剂同装在一个反应器的不同床层，或分装在不同的反应器内。
所述加氢裂化后的反应产物也可以根据具体情况，考虑将反应产物首先送入分离系统，将柴油馏份分出，使之进入异构化反应区，尾油可以全部或部分循环回加氢裂化反应区，也可以一次通过加氢裂化反应区，这时，尾油部分循环时的其余尾油，以及尾油一次通过时的全部尾油可进入其它装置处理。当然，加氢裂化后的反应产物也可以不经过分离直接进入异构化反应区，这样除了最终得到的柴油产品质量得到改善外，其他产品的凝点或烟点等指标也将得到改善。
本发明所述加氢裂化反应区前及异构化反应区后的加氢精制催化剂可以是同种催化剂，也可结合两者反应的不同情况，选择不同的催化剂。所述加氢精制催化剂可以是包括现有技术在内的任何适用的催化剂，它的主要功能是在氢气存在的条件下，脱除原料中的硫、氮等杂质。一般是以无机多孔耐熔氧化物为载体，以第VIB族和/或第VIII族金属组分为加氢活性组分，比较常用的加氢精制催化剂一般是以γ-Al2O3为载体，催化剂活性组份是元素周期表中的第VI族和第VIII族金属组分的W、Mo、Ni、Co中的一种或几种。例如可以采用具有以下组成的加氢精制催化剂：以催化剂的重量为基准，WO3或MoO3的含量占20％～30％，NiO占3％～12％。
本发明所述加氢裂化催化剂是包括现有技术在内任何适用的催化剂，是由加氢组份和酸性组份所组成的双功能催化剂，其载体主要是硅酸铝、硅酸镁、氧化铝等无机耐熔氧化物、以及无机耐熔氧化物上的硅铝分散体等，裂化活性主要由加入其中的各种类型的分子筛或无定型硅铝提供，本发明推荐一种具有如下性质的加氢裂化催化剂，以氧化铝为载体，添加改性Y型、改性β型和改性ZSM-5分子筛中的一种或两种酸性组分，加氢活性组分是选自元素周期表中的第VIB族中的W和/或Mo，以及第VIII族组分中的Ni和/或Co，以催化剂的重量百分比为基准，所述分子筛组份在催化剂上的含量是3％-50％，WO3和/或MoO3的含量占15％～30％，NiO和/或CoO的含量占3％～7％。
本发明所述异构化催化剂也可以是任何适宜的具有异构功能的催化剂，本发明推荐一种具有如下性质的催化剂：该催化剂以无定型硅铝为载体，以第VIB族和/或第VIII族金属组份为加氢活性组份。其中加氢活性金属组分最好是选自所述第VIB族金属组分的W或Mo，和选自第VIII族金属组分的Ni或Co，以氧化物计，其中WO3或MoO3占催化剂总重量的20％～30％，NiO或CoO占催化剂总重量的3％～8％，催化剂的孔容0.2～0.5ml/g，最佳范围是0.28～0.34，比表面积一般为180～500m2/g，最好是210～400m2/g，红外酸度一般为0.2～0.7mM/g，最好为0.30～0.50mM/g，其中L酸的酸度一般为0.1～0.5mM/g，最好为0.1～0.4mM/g。该催化剂的孔分布最好是3～8nm的孔占总孔容的85％～90％。该催化剂的制备方法可以参照现有技术中任何适用的方法。本发明推荐一种共胶法制备，制备过程可以是：(1)分别配制铝盐溶液、含有所述加氢活性金属组份的化合物溶液和含硅化合物溶液，并将之混合，加入沉淀剂，进行共沉淀，其特点是共胶得到的滤饼不经常规浆化洗涤，而直接进行干燥脱水，待物料经部分脱水后进行挤条成型，然后再进行洗涤去除杂质。洗涤后半成品湿条再经干燥和焙烧，即得到成品催化剂。该加氢异构裂化催化剂的异构裂解性能主要由酸性较弱的非质子酸(L酸)提供，且孔分布集中，所以该催化剂具有良好的异构性能和适度的裂解性能，具有较高的中油选择性，生产出的柴油产品收率高且低温性能好。
与现有技术相比，本发明方法的优点和特点是：
1.在加氢裂化过程的裂化催化剂后面装填部分加氢异构裂化催化剂，可以有效降低加氢裂化产物中柴油馏份的凝点，从而直接生产低温性能好的柴油产品，或在保证柴油质量的前提下，后延柴油的切割点以提高柴油产率。由于加氢异构裂化催化剂本身具有中油选择性高的特点，更有利于中油产率的提高。而不象常规加氢裂化过程那样，为保证柴油凝点合格而被迫将切割点前移，使柴油产率大幅下降。
2.利用异构化催化剂特有的深度异构功能，降低柴油凝点，但柴油馏份的产率基本不变。而通常采用的脱蜡降凝催化剂(多含有ZSM系列分子筛)，是通过对链烷烃裂解，除去高凝点组份来降低柴油的凝点，因此在降凝的同时会大幅度降低柴油的产率，从而增加非目的产品轻石脑油的产率。
3.利用异构化催化剂降低柴油凝点，是通过对高凝点链烷烃深度异构的方式实现的。如果再使该催化剂具有具有良好的加氢性能，那么异构化产物中基本没有不饱和烃。因此。可以根据对产品质量的要求程度，在加氢异构裂化催化剂后面装填少量后精制催化剂，或干脆不用后精制催化剂。通常采用的降凝催化剂，在裂解烷烃的同时产生大量烯烃，而该催化剂自身的加氢性能又较弱，因此。要保证降凝后各种产品的质量及安定性，必须在降凝段后装填一定数量的后精制催化剂，对降凝过程中产生的烯烃进行加氢饱和，由此而降低了反应器有效容积的利用率。
4.所选用的加氢裂化催化剂与异构化催化剂的使用寿命基本一致，二者失活速率基本相同，可以达到同步失活，同步提温，操作稳定简单。而常规的脱蜡降凝催化剂与加氢裂化催化剂的失活速率差别较大，随运转时间的延长，降凝作用下降较快，无法与加氢裂化按要求同步提温，组合工艺的综合效果会逐渐变差。
5.所选用的加氢裂化及异构化催化剂具有良好的抗NH3和H2S的能力，因此，原料以加氢精制后可不经分离直接进入裂化段及异构裂化段，使得本发明流程简化，操作简单。
4、附图说明
图1是本发明实施例中所使用的一种流程图，其中的加氢裂化与加氢精制部分采用一段串联流程，最后分离出的尾油全循环。
图2是本发明实施例中所使用的另一种流程图，其中的加氢裂化与加氢精制部分为单段加氢裂化工艺流程，最后分离出的尾油全部外排。
5、具体实施方式
以下结合附图及实施例进一步详细解释本发明。
实施例1-4及比较例1-2
表-1是本发明实施例中所使用原料油的性质
                                    表1
原料油编号     原料-1     原料-2     原料-3     原料-4
密度(20℃)，g/cm3馏程范围，℃硫，μg/g氮，μg/g凝点，℃BMCI值     0.9083329～5431580014503644     0.9133319～531220007902947     0.8471179～417677267527.1     0.9024321～5281010011383741.1
表2是本发明实施例中所用加氢精制催化剂物化性质
                                   表2
催化剂编号     HT-1     HT-2     HT-3     HT-4
化学组成，w％NiOMoO3γ-Al2O3孔容，ml/g比表面，m2/g堆密度，g/ml外形平均粒度，mm 319余量0.382000.73三叶草φ1.2×(3-8) 3～522～26余量0.31200.85～0.93四叶草φ1.2×(3-8) 3～523～26余量0.3～0.4＞1600.88～0.94四叶草φ1.3×(3-8) 424余量0.351800.85～0.95三叶草φ1.3×(3-8)
表3是本发明实施例中所用加氢裂化催化剂的物化性质
                                               表3
  催化剂编号     HC-1     HC-2     HC-3     HC-4
  化学组成，w％NiOWO3MoO3SiO2载体改性沸石含量w％沸石Si/Al原子比孔容，ml/g比表面，m2/g堆密度，g/ml外形平均粒度，mm 4.523.550.0SiO2-Al2O3+化学脱铝Y455～60.273850.70～0.80园柱条φ1.5-1.7×(3-8) 9.023.032.0SiO2-Al2O3+脱铝Y205～60.342550.85～0.95园柱条φ1.5-1.7×(3-8) 9.224.16.5Al2O3+深度脱铝Y55.5～7.50.312150.90～1.05园柱条φ1.5-1.8×(3-8) 6.0220.413.2Al2O3+超稳Y182.5～3.50.352900.75～0.85园柱条φ1.5-1.7×(3-8)
表4是本发明实施例中所用异构化催化剂的性质(该催化剂同时还具备加氢性能)
                   表4
  催化剂编号     IHC-1
  化学组成，w％NiOWO3SiO2γ-Al2O3孔容，ml/g比表面，m2/g堆密度，g/ml外形平均粒度，mm催化剂红外酸度mM/g催化剂红外L酸mM/g 9.022.517.0余量0.322530.98园柱条φ1.5-1.8×(3-8)0.450.25
表5是本发明实施例中所用后精制催化剂的性质。
                        表5
  催化剂编号     HT-2     HT-3
  化学组成，w％NiOMoO3SiO2载体Al2O3孔容，ml/g比表面，m2/g堆密度，g/ml外形平均粒度，mm 422～266余量0.31200.85～0.93四叶草φ1.2×(3-8) 523～264余量0.3～0.41650.88～0.94四叶草φ1.3×(3-8)
以下是实施例及比较例中所使用的几种流程介绍：其中流程1-3为本发明实施例中所使用的流程，流程4-5为本发明比较例中所使用的流程。
流程1：如图1所示，原料油沿管线1与管线2来的循环氢混合后进入加氢精制反应床层3，脱除硫、氮、氧等杂质后，不经分离，沿管线4与管线5来的循环氢混合后，沿管线6直接依次进入裂化反应床层7，异构化反应床层8，后精制反应床层9，先后进行加氢裂化、异构化、补充加氢精制反应，最后反应流出物沿管线10进入分离系统11分离，分离出的石脑油沿管线12，煤油沿管线13，柴油沿管线14出装置，尾油沿管线16进入管线4与加氢精制反应床层3处理后的反应产物一起再进行处理。我们通常称该工艺为一段串联尾油全循环工艺。
流程2：该流程与流程1基本相似，只是分离系统11的尾油不通过管线16返回装置前部，而直接一次性出装置。我们通常称该工艺为一段串联一次通过工艺。
流程3：如图2所示，原料油沿管线1与管线2来的循环氢混合后依次进入加氢精制反应床层3、加氢裂化反应床层7、异构化反应床层8、后精制反应床层9，反应产物最后通过管线10进入分离系统11，分离了的气体沿管线12、石脑油沿管线13、煤油沿管线14、柴油沿管线15、尾油沿管线17分别出装置。我们通常称该工艺为单段一次通过工艺。
以上几种流程只是本发明总体构思的一些具体实施方式，根据本发明构思当然在流程上还有其它很多变化。例如就流程1来说，尾油可以不循环，一次通过通过装置，或者部分循环，部分出装置等。另外，尾油也可以根据情况选择与加氢精制处理后的反应产物混合再一起处理，也可以直接与原料油混合再一起进入加氢精制反应床层3开始处理。再比如，经过加氢裂化反应床层7处理后的反应产物也可以先进行分离，根据具体情况有选择地将部分产物如柴油、石脑油等产品进行下一步异构化处理，尾油则返回装置前部循环处理，或直接出装置等。对流程3来说，也可以选择尾油全部循环，或部分循环的方案等。
流程4：与上述流程1基本相似，只是没有异构化处理部分。
流程5：与上述流程1基本相似，只是没有异构化处理部分，并且尾油一次通过，不循环。
表6是本发明实施例试验条件
                                                      表6
例子                         实施例            比较例
编号  1  2  3  4     1  2
工艺流程原料油反应总压，MPa  流程1一段串联＞370℃尾油全循环原料油-115.7  流程2一段串联＞370℃尾油单程通过原料油-215.7  流程2一段串联＞370℃尾油单程通过原料油-36.86  流程3单段＞370℃尾油一次通过原料油-415.7     流程4一段串联＞370℃全循环原料油-115.7  流程5一段串联＞370℃尾油单程通过原料油-36.86
加氢精制 催化剂编号氢油比(v)体积空速h-1反应温度℃  HT-3900∶11.0379  HT-2950∶10.92366  HT-3800∶12.0368  HT-31240∶111.5406     HT-3900∶11.0379  HT-3800∶12.0368
加氢裂化 催化剂编号氢油比(v)体积空速h-1反应温度℃  HC-21100∶11.5383  HC-41200∶11.19373  HC-11000∶12.89375  HC-31240∶11.13406     HC-21100∶11.2380  HC-11000∶12.0371
异构化 催化剂编号氢油比(v)体积空速h-1反应温度℃  IHC-11100∶16.0383  IHC-11200∶17.0373  IHC-11000∶16.5375  IHC-11240∶15.0406
后精制 催化剂编号氢油比(v)体积空速h-1反应温度℃  HT-31100∶115.0383  HT-21200∶113.8373  HT-31000∶115.0375  HT-31240∶112.9406     HT-31100∶115.0380  HT-31000∶115.0375
表7是本发明实施例及比较例的柴油产率及性质
                                                     表7
例子                                 实施例           比较例
编号           1   2                3     4     1   2
柴油馏份范围℃产率w％凝点℃十六烷值 282～37021.82-1265.8 282～38525.78-467.9 282～35011.76-2261.4 180～34047.40-2949.0 180～36055.42-1852.7 249～37124.52-2458.2 282～37021.92068.1 180～34047.2-1650.1
实施例1是将比较例1的部分裂化催化剂换成加氢异构裂化催化剂，采用一段串联全循环处理VGO原料的试验结果，可以看出，采用加氢裂化——加氢异构裂化组合工艺，在达到相同转化深度的情况下，相同馏份的柴油凝点下降较多，采用常规加氢裂化工艺282～370℃馏份只能勉强生产0#轻柴油，而采用组合工艺后，282～370℃馏份可生产-10#轻柴油，如将馏份范围放宽至282～385℃，柴油产率提高近4％，且仍可生产0#轻柴油。
实施例3是将比较例2的部分裂化剂换成加氢异构裂化催化剂，采用一段串联单程通过处理催化柴油与AGO混合原料的试验结果，可以看出在相同工艺条件下，普通的加氢改质工艺180～340℃馏份可生产-10#轻柴油，而采用组合工艺后，180～340℃馏份可直接生产-20#低凝柴油，且二者产率基本相当。如将柴油馏份范围拓宽至180～360℃，则产率上升约8％，仍可生产-10#轻柴油。
可见采用加氢裂化——加氢异构裂化组合工艺可以有效降低柴油馏份的凝点，在保证柴油质量的前提下，可以达到增产柴油的目的。

Claims (9)

1、一种由馏份油增产优质柴油的方法，包括：
(1)馏分油反应原料在氢气存在的条件下，与加氢裂化催化剂接触，在加氢裂化反应区进行加氢转化反应，反应温度为250～500℃，反应压力为3.0～20.0MPa，氢油体积比为300～2000，液时体积空速为0.5～5.0h-1；
(2)经(1)步加氢裂化反应区处理后的反应产物进入异构反应区，使加氢裂化产物与具有深度异构性能的异构化催化剂接触，使高凝点含蜡组分发生深度异构反应，从而降低油品的凝点，反应温度为300～500℃，反应压力为3.0～20.0MPa，氢油体积比为300～2000，液时体积空速2.0～10.0h-1；
(3)通过分离得到优质柴油产品；
其中所述异构化催化剂是以无定型硅铝为载体，以选自第VIB族金属组分的W或Mo，和选自第VIII族金属组分的Ni或Co为加氢活性组分，以氧化物计，其中WO3或MoO3占催化剂总重量的20％～30％，NiO或CoO占催化剂总重量的3％～12％，催化剂的孔容是0.2～0.5ml/g，比表面积为180～500m2/g，红外酸度为0.2～0.7mM/g，其中L酸的酸度为0.1～0.5mM/g。
2、根据权利要求1所述由馏份油增产优质柴油的方法，其特征在于所述馏分油反应原料是馏程范围在200～580℃中的石油馏分。
3、根据权利要求1所述由馏份油增产优质柴油的方法，其特征在于所述加氢裂化的反应条件是：反应温度为330～440℃，反应压力为5.0～17.0MPa，氢油体积比为700～1600，液时体积空速为1.0～4.0h-1。
4、根据权利要求1所述由馏份油增产优质柴油的方法，其特征在于所述异构化的反应条件是：反应温度360～440℃，反应压力5.0～17.0MPa，氢油体积比700～1600，液时体积空速4.0～8.0h-1。
5、根据权利要求1所述由馏份油增产优质柴油的方法，其特征在于所述加氢裂化反应区前还设有加氢精制反应区，以脱除对加氢裂化催化剂有害的杂质。
6、根据权利要求1所述由馏份油增产优质柴油的方法，其特征在于所述异构化的反应产物还需要进行后精制处理，脱除硫醇及对不饱和烃进行加氢饱和。
7、根据权利要求1所述由馏份油增产优质柴油的方法，其特征在于所述加氢裂化催化剂是以氧化铝为载体，添加改性Y型、改性β型和改性ZSM-5分子筛中的一种或几种做为酸性组分，加氢活性组分是选自元素周期表中的第VIB族中的W和/或Mo，以及第VIII族组分中的Ni和/或Co，以催化剂的重量百分比为基准，所述分子筛组分在催化剂上的含量是3％-50％，WO3和/或MoO3的含量占15％～30％，NiO和/或CoO的含量占3％～7％。
8、根据权利要求5所述由馏份油增产优质柴油的方法，其特征在于所述加氢精制过程是在氢气和加氢精制催化剂存在的条件下进行的，操作条件为：反应温度250～500℃，反应压力3.0～20.0MPa，氢油体积比300～2000，液时体积空速0.5～4.0h-1。
9、根据权利要求6所述由馏份油增产优质柴油的方法，其特征在于所述后精制处理是加氢精制技术，是在氢气和加氢精制催化剂存在下进行的，反应温度为250～500℃，反应压力为3.0～20.0MPa，氢油体积比为300～2000，液时体积空速为6～20h-1。
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