CN106433779A - 一种煤焦油最大化生产轻质燃料的***及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及煤焦油最大化生产轻质燃料的***及方法。本发明的***包括原料预处理单元、轻质馏分处理单元、重质馏分处理单元：原料预处理单元依次包括混合装置、悬浮床加氢裂化装置、分离装置(4)、分馏装置(6)；轻质馏分处理单元依次包括固定床加氢精制装置、固定床加氢裂化装置；重质馏分处理单元依次包括提升管反应器、分馏装置(8)；其中，分馏装置(6)分别与固定床加氢精制装置、提升管反应器连接；分馏装置(8)分别与固定床加氢精制装置、混合装置连接。本发明可提高轻质燃料收率，达到最大化生产轻质燃料油的目的。
Description
技术领域
本发明涉及煤化工领域，尤其涉及一种煤焦油最大化生产轻质燃料的***及方法。
背景技术
随着经济的飞速发展，我国对燃料油的需求日益增大。由于大部分燃料油仍需从石油资源中获取，我国的原油需求量和对外依存度也在逐年增加。截至2014年，我国原油的对外依存度已达到59.6％。因此，面对石油资源短缺的问题以及我国富煤少油的能源格局，从煤资源中获取清洁燃料具有重要的现实意义。
煤焦油是煤干馏的副产物，根据干馏温度，可将煤焦油分为高温煤焦油、中温煤焦油和中低温煤焦油等。与高温煤焦油相比，中低温煤焦油芳烃含量相对较低，饱和烃含量相对较高，更接近石油的组成。因此，中低温煤焦油更适合通过加氢处理技术，来生产清洁燃料油品。
由于中低温煤焦油中含有大量的煤粉、热解碳等固体杂质，且胶质、沥青质含量较高。因此，采用传统的固定床加氢工艺加工煤焦油，存在易生焦、运行周期较短的问题。故国内开发了煤焦油轻组分加氢或延迟焦化和固定床加氢结合的工艺，但煤焦油的利用率不高。并且，采用加氢精制工艺虽能脱除煤焦油中的N、S、O等杂质，但其轻质化程度较低，所得的轻质燃料油产品收率较低，经济性不高。因此，采用悬浮床/浆态床/浆态床与固定床结合、加氢精制与加氢裂化结合的组合工艺，将最大化提高煤焦油利用率，生产轻质燃料油，提高煤焦油加工的经济性。
现有技术公开了一种煤焦油悬浮床催化加氢的方法。该方法将煤焦油通过常压蒸馏分离为酚油馏分、柴油馏分和重油馏分。酚油馏分脱酚后得到脱酚油，重油馏分进行悬浮床加氢裂化，对加氢裂化产物进行固液分离后，蒸馏得到液体产物，将塔底尾油作为循环油与重油馏分混合，轻质产物以及脱酚油、原料中的柴油馏分混合后进入提质单元。但是，塔底尾油直接循环回悬浮床反应器，未进一步加工，反应深度较低，利用率低，且该方法流程较复杂。
现有技术二公开了一种处理煤焦油全馏分以生产燃料油的方法。该方法将煤焦油重馏分与催化剂和硫化剂混合均匀，硫化后进入浆态床反应器进行加氢裂化反应，产物分馏后得到石脑油、柴油和加氢尾油，部分加氢尾油作为循环油回到浆态床反应器，其余加氢尾油脱除固体颗粒后与煤焦油轻馏分进入固定床反应器，产物分馏得到石脑油、柴油和加氢尾油。但是，煤焦油全馏分轻质化效果较差，煤焦油利用率较低，且工艺流程复杂。
现有技术三公开了一种煤焦油生产柴油的方法。该方法将煤焦油全馏分分离为富沥青质相和贫沥青质相，富沥青质相经浆态床加氢反应后与贫沥青质相混合进入固定床反应器，加氢产物切割后得到柴油产品，其中一部分加氢柴油作为循环油与煤焦油原料混合。但是，柴油循环量较大，柴油产品产出量较少，产品轻质化程度低。
发明内容
本发明的目的主要在于解决煤焦油利用率较低的问题，提供一种悬浮床加氢裂化、固定床加氢精制与加氢裂化联合加工的方法，有效转化煤焦油全馏分，最大化产出石脑油和柴油等轻质馏分，提高煤焦油的利用率。
本发明提出了一种煤焦油最大化生产轻质燃料的***，所述***包括原料预处理单元、轻质馏分处理单元、重质馏分处理单元；
所述原料预处理单元依次包括混合装置、悬浮床加氢裂化装置、分离装置(4)、分馏装置(6)，所述混合装置具有煤焦油入口、催化剂入口、硫化剂入口，所述分馏装置(6)具有轻质馏分-1出口、重质馏分-1出口；
所述轻质馏分处理单元依次包括固定床加氢精制装置、固定床加氢裂化装置，所述固定床加氢精制装置具有轻质馏分-1入口、轻质馏分-2入口，所述轻质馏分-1入口与所述分馏装置(6)的轻质馏分-1出口连接；
所述重质馏分处理单元依次包括提升管反应器、分馏装置(8)，所述提升管反应器具有重质馏分-1入口，所述重质馏分-1入口与所述分馏装置(6)的重质馏分-1出口连接；
所述分馏装置(8)具有轻质馏分-2出口、重质馏分-2出口，所述轻质馏分-2出口与所述固定床加氢精制装置的轻质馏分-2入口连接。
进一步的，所述混合装置还具有重质馏分-2入口，所述重质馏分-2入口与所述分馏装置(8)的重质馏分-2出口连接。
本发明还提出了一种利用上述***进行煤焦油最大化生产轻质燃料的方法，包括如下步骤：
步骤A，将煤焦油、催化剂、硫化剂混合后得到油浆，将所述油浆送入悬浮床进行加氢裂化反应，反应产物进行分离，得到固体杂质和生成油；
步骤B，将所述生成油进行分馏，分馏温度T1以上得到重质馏分-1，分馏温度T1以下得到轻质馏分-1；
步骤C，将所述轻质馏分-1送入固定床分别进行加氢精制反应和加氢裂化反应，得到石脑油和柴油；
步骤D，将所述重质馏分-1送入提升管反应器进行催化裂化反应，反应产物经分离得到液相，所述液相进行分馏，分馏温度T2以上得到重质馏分-2，分馏温度T2以下得到轻质馏分-2，所述轻质馏分-2经由所述轻质馏分-2入口送入所述固定床加氢精制装置中进行加氢精制反应。
上述煤焦油最大化生产轻质燃料的方法中，进一步包括步骤：将所述重质馏分-2经由所述重质馏分-2入口送入所述混合装置中，与所述煤焦油进行混合。
上述煤焦油最大化生产轻质燃料的方法中，所述T1和T2均为350～370℃。
上述煤焦油最大化生产轻质燃料的方法中，所述步骤A中的催化剂采用粒径为100～300μm的具有较低加氢活性的催化剂。
上述煤焦油最大化生产轻质燃料的方法中，所述步骤A中的催化剂为铁系微球状催化剂；
所述步骤A中的加氢裂化反应的反应温度为400～440℃，氢气分压为10～16MPa。
上述煤焦油最大化生产轻质燃料的方法中，所述步骤C中的加氢精制反应采用的加氢精制催化剂的组成为：1wt％～5wt％氧化镍、8wt％～15wt％氧化钼、0.5wt％～3wt％氧化磷、77wt％～90.5wt％γ-Al2O3；
所述加氢精制反应的反应温度为330～350℃，氢气分压为6～10MPa。
上述煤焦油最大化生产轻质燃料的方法中，所述步骤C中的加氢裂化反应采用的加氢裂化催化剂的组成为：1wt％～5wt％氧化镍、8wt％～15wt％氧化钼、0.5wt％～5wt％氧化磷、75wt％～90.5wt％载体；
所述载体为Y型分子筛和γ-Al2O3的混合物，其中，所述Y型分子筛占所述载体的百分比为25wt％～45wt％。
上述煤焦油最大化生产轻质燃料的方法中，所述步骤C中加氢裂化反应的反应温度为370～410℃，氢气分压为6～10MPa。
本发明可转化煤焦油重质组分中易生焦的胶质和沥青质，有利于重质组分进行反应，并减少其中的积炭，延长运行周期。预处理后的煤焦油粘度较低，有利于脱除机械杂质，先将煤焦油进行预处理再脱除机械杂质的方法可在增加轻质燃料收率的同时，降低对煤焦油含尘量的要求。
本发明中重质馏分进行催化裂化反应，可大幅促进煤焦油的轻质化。同时，重质馏分-2循环，与煤焦油混合后进入悬浮床加氢裂化装置，有利于重质馏分-2的进一步反应，同时得到稀释，降低悬浮床加氢裂化装置的进料粘度，提高反应物的传质，降低焦炭的生成。
并且，本发明采用加氢性能较低裂化性能较高的加氢裂化催化剂，可有效利用煤焦油中芳烃较多的特点，将多环芳烃部分饱和，裂化生成单环芳烃，提高石脑油油馏分和柴油馏分的质量，提高轻质燃料收率，达到最大化生产轻质燃料油的目的。
附图说明
图1为本发明中煤焦油最大化生产轻质燃料的***示意图。
图2为本发明中煤焦油最大化生产轻质燃料的方法流程示意图。
附图中的附图标记如下：
1、原料预处理装置；2、混合装置；3、悬浮床加氢裂化装置；4、分离装置；5、回收***；6、分馏装置；7、提升管反应器；8、分馏装置；9、固定床加氢精制装置；10、固定床加氢裂化装置。
具体实施方式
以下结合附图和实施例，对本发明的具体实施方式进行更加详细的说明，以便能够更好地理解本发明的方案以及其各个方面的优点。然而，以下描述的具体实施方式和实施例仅是说明的目的，而不是对本发明的限制。
如图1所示，为本发明中煤焦油最大化生产轻质燃料的***示意图。本发明实施例的***包括原料预处理单元、轻质馏分处理单元、重质馏分处理单元。
⑴原料预处理单元包括原料预处理装置1、混合装置2、悬浮床加氢裂化装置3、分离装置4、回收***5、分馏装置6。
原料预处理装置1用于对煤焦油原料进行脱水加热预处理，具有原料入口、预处理煤焦油出口。
混合装置2用于煤焦油与催化剂等的混合制备油浆，具有煤焦油入口、催化剂入口、硫化剂入口、重质馏分-2入口、油浆出口。其中，煤焦油入口与原料预处理装置1的预处理煤焦油出口连接。
悬浮床加氢裂化装置3用于油浆的加氢裂化反应，具有油浆入口、氢气入口、气相出口、液相出口。其中，油浆入口与混合装置2的油浆出口连接。
分离装置4用于液相的分离，具有液相入口、生成油出口、固体杂质出口。其中，液相入口与悬浮床加氢裂化装置3的液相出口连接。分离装置4包括脱水装置和过滤装置。
回收***5用于回收固体杂质，具有固体杂质入口，与分离装置4的固体杂质出口连接。
分馏装置6用于生成油的分馏分离，具有生成油入口、轻质馏分-1出口、重质馏分-1出口。并且，生成油入口与分离装置4的生成油出口连接。
(2)轻质馏分处理单元依次包括固定床加氢精制装置9、固定床加氢裂化装置10。
固定床加氢精制装置9用于轻质馏分的的加氢精制反应，具有轻质馏分-1入口、轻质馏分-2入口、加氢精制产物出口。其中，轻质馏分-1入口与分馏装置6的轻质馏分-1出口连接。
固定床加氢裂化装置10用于加氢精制产物进一步进行加氢裂化反应，具有加氢精制产物入口、石脑油出口、柴油出口。并且，加氢精制产物入口与固定床加氢精制装置9的加氢精制产物出口连接。
(3)重质馏分处理单元依次包括提升管反应器7、分馏装置8。
提升管反应器7用于重质馏分进行催化裂化反应，具有重质馏分-1入口、液相出口。并且，重质馏分-1入口与分馏装置6的重质馏分-1出口连接。
分馏装置8具有液相入口、轻质馏分-2出口、重质馏分-2出口。其中，液相入口与提升管反应器7的液相出口连接，轻质馏分-2出口与固定床加氢精制装置9的轻质馏分-2入口连接，重质馏分-2出口与混合装置2的重质馏分-2入口连接。
如图2所示，为本发明中煤焦油最大化生产轻质燃料的方法流程示意图。本发明实施例的方法包括如下步骤：
步骤A：将煤焦油、催化剂、硫化剂在混合装置2中进行混合，得到油浆。然后，将油浆送入悬浮床加氢裂化装置3中进行加氢裂化反应，反应产物经气液分离后得到气相和液相。所得液相送入分离装置4中，经脱水装置脱除水分，并经过滤装置过滤脱除固体，得到生成油和固体杂质。
上述煤焦油在送入混合装置2之前，首先在原料预处理装置1中进行预处理。该预处理过程无需对煤焦油原料进行脱除机械杂质处理，只需对其进行脱水后加热，直至煤焦油处于流动状态，便于其与催化剂混合。
固体杂质送入回收***5中，回收过程为：固体杂质在热解反应装置中发生热裂解反应，反应得到的油相与煤焦油原料混合后进行加工，得到的固体烧焦后作为催化剂循环使用。
该步骤中使用催化剂为铁系微球状催化剂或其它廉价并具有较低加氢活性的催化剂，粒径为100～300μm。加氢裂化反应的反应温度为400～440℃，氢气分压为10～16MPa，氢油体积比为600～1400，反应空速为0.5～1.5h-1。
经过加氢裂化反应，基本脱除了煤焦油中的易生焦物质，可完全转化其中的重质组分(>500℃)，满足了固定床加氢处理进料的要求，实现了煤焦油的初步轻质化，并初步脱除硫、氮、氧、金属等杂质，同时降低了煤焦油的粘度，有利于脱除煤焦油中的机械杂质。
步骤B：将上述步骤得到的生成油送入分馏装置6中进行分馏，分馏温度T1以上得到重质馏分-1，分馏温度T1以下得到轻质馏分-1。
上述分馏温度T1为350～370℃。
步骤C：将上述轻质馏分-1依次送入固定床加氢精制装置9、固定床加氢裂化装置10中，分别进行加氢精制反应和加氢裂化反应，最终得到辛烷值较高的石脑油馏分和清洁柴油馏分。
(1)该步骤中，加氢精制反应所采用的加氢精制催化剂为负载型催化剂，主催化剂为三叶草条状，直径2㎜，负载金属为镍钼体系，磷作为助剂，载体为γ-Al2O3。加氢精制催化剂的组成为：1wt％～5wt％氧化镍、8wt％～15wt％氧化钼、0.5wt％～3wt％氧化磷、77wt％～90.5wt％γ-Al2O3(wt％为质量百分比)。在主催化剂上部装填保护剂，保护剂为惰性材料制成的拉西环，用于沉积油品中残留的金属和机械杂质等。
加氢精制反应的反应温度为330～350℃，氢气分压为6～10MPa，氢油体积比为800～1400，反应空速为0.8～1.2h-1。经过加氢精制反应，大幅度脱除了轻质馏分-1中的含氮、氧、硫化合物，以满足加氢裂化反应的进料要求，并部分饱和多环芳烃，有利于多环芳烃进一步发生加氢裂化反应，益于其转化。
(2)加氢裂化反应采用的加氢裂化催化剂为双功能负载型催化剂，催化剂为三叶草条状，直径1.5mm，负载金属为镍钼体系，磷作为助剂，载体为γ-Al2O3和Y型分子筛的混合物，其中Y型分子筛占载体的百分比为25wt％～45wt％。加氢裂化催化剂的组成为：1wt％～5wt％氧化镍、8wt％～15wt％氧化钼、0.5wt％～5wt％氧化磷、75wt％～90.5wt％载体。
加氢裂化反应的反应温度为370～410℃，氢气分压为6～10MPa，氢油体积比为800～1400，反应空速为0.8～1.5h-1。经过加氢裂化反应，实现了煤焦油的大幅轻质化，石脑油和柴油的收率较高。同时，加氢精制产物中部分饱和的芳烃开环断侧链，最大化生产短侧链芳烃，有利于提高石脑油的辛烷值和柴油的十六烷值，煤焦油利用率大幅提升，清洁燃料油的产率提升，加工工艺的经济效益显著。
步骤D：将步骤B得到的重质馏分-1送入提升管反应器7中进行催化裂化反应，反应产物经三相分离得到液相。将液相送入分馏装置8中，分馏温度T2以上得到重质馏分-2，分馏温度T2以下得到轻质馏分-2。重质馏分经分离可得到包括馏分油馏分和重油馏分。
将上述轻质馏分-2经由轻质馏分-2入口送入固定床加氢精制装置9中，与轻质馏分-1混合进行加氢精制反应。并将重质馏分-2经由重质馏分-2入口送入混合装置2中，与煤焦油进行混合，从而进入悬浮床加氢裂化装置3中进行加氢裂化反应。
上述分馏温度T2为350～370℃。
实施例
实施例1选用一种典型的煤焦油为原料，并对其性质进行分析，结果见表1。
表1煤焦油原料性质分析结果
将煤焦油、重质馏分-2、催化剂混合，在80℃条件下搅拌均匀。所用催化剂为100～300μm铁基催化剂，催化剂含量为2wt％。混合后油浆进入悬浮床加氢裂化装置中进行加氢裂化反应。加氢裂化反应氢气分压为16MPa，反应温度为440℃，氢油体积比为1200，反应空速为1.5h-1。反应产物气液分离后通过过滤装置脱除其中25μm以上的固体杂质，得到生成油。
生成油经分馏装置分馏为<370℃的轻质馏分-1和>370℃的重质馏分-1。将轻质馏分-1和轻质馏分-2混合，送入固定床加氢精制装置。加氢精制催化剂组成为氧化镍2wt％、氧化钼15wt％、氧化磷1.5wt％、余量为γ-Al2O3。加氢精制反应氢气分压为10MPa，反应温度为350℃，氢油体积比为1400，反应空速为1.2h-1。加氢精制产物进入固定床加氢裂化装置中进行加氢裂化反应，加氢裂化催化剂组成为氧化镍3wt％、氧化钼15wt％、氧化磷3wt％、余量为载体，载体中Y型分子筛含量为25wt％。加氢裂化反应氢气分压为10MPa，反应温度370℃，氢油体积比为800，反应空速为1.5h-1。加氢裂化产物经过气液分离、分馏后，得到石脑油馏分和柴油馏分。
本实施例1中，煤焦油经过悬浮床加氢裂化装置的处理后，其中>500℃的重质组分已完成转化，甲苯不溶物含量降低至2％左右。本实施例得到的石脑油收率为46％，RON达85，柴油收率为53％，轻质化效果显著。
实施例2采用与实施例1相同的煤焦油原料。悬浮床加氢裂化所用催化剂含量为1.5wt％，加氢裂化反应氢气分压为16MPa、温度420℃、氢油体积比1400、反应空速0.5h-1。T1和T2均为350℃。固定床加氢精制催化剂组成为氧化镍2wt％、氧化钼15wt％、氧化磷2wt％、余量为γ-Al2O3。加氢精制反应氢气分压为8MPa，反应温度为350℃，氢油体积比为1000，反应空速为1.2h-1。固定床加氢裂化催化剂组成为氧化镍1wt％、氧化钼12wt％、氧化磷2wt％、余量为载体，载体中Y型分子筛含量为35wt％。加氢裂化反应氢气分压为8MPa，反应温度410℃，氢油体积比为1400，反应空速为1.0h-1。
本实施例2中，煤焦油经过悬浮床加氢裂化装置的处理后，其中>500℃的重质组分已完成转化，甲苯不溶物含量降低至3％左右。本实施例得到的石脑油收率为42％，RON达89，柴油收率为58％，轻质化效果显著。
实施例3采用与实施例1相同的煤焦油原料。悬浮床加氢裂化所用催化剂含量为2wt％，加氢裂化反应氢气分压16MPa、温度420℃、氢油体积比800、反应空速1.0h-1。T1和T2均为350℃。固定床加氢精制催化剂组成为氧化镍1wt％、氧化钼12wt％、氧化磷3wt％、余量为γ-Al2O3。加氢精制反应氢气分压为6.5MPa，反应温度为340℃，氢油体积比为1200，反应空速为1.0h-1。固定床加氢裂化催化剂组成为氧化镍2.5wt％、氧化钼12wt％、氧化磷0.5wt％、余量为载体，载体中Y型分子筛含量为45wt％。加氢裂化反应氢气分压为6.5MPa，反应温度400℃，氢油体积比为800，反应空速为0.8h-1。
本实施例3中，煤焦油经过悬浮床加氢裂化装置的处理后，其中>500℃重质组分已完成转化，甲苯不溶物含量降低至3％左右。本实施例得到的石脑油收率为43％，RON达91，柴油收率为57％，轻质化效果显著。
实施例4采用与实施例1相同的煤焦油原料。悬浮床加氢裂化所用催化剂含量为2wt％，加氢裂化反应氢气分压10MPa、温度400℃、氢油体积比600、反应空速1.0h-1。T1和T2均为370℃。固定床加氢精制催化剂组成为氧化镍5wt％、氧化钼8wt％、氧化磷0.5wt％、余量为γ-Al2O3。加氢精制反应氢气分压为10MPa，反应温度为330℃，氢油体积比为800，反应空速为0.8h-1。固定床加氢裂化催化剂组成为氧化镍5wt％、氧化钼8wt％、氧化磷5wt％、余量为载体，载体中Y型分子筛含量为45wt％。加氢裂化反应氢气分压为6MPa，反应温度380℃，氢油体积比为1200，反应空速为1.2h-1。
本实施例4中，煤焦油经过悬浮床加氢裂化装置的处理后，其中>500℃重质组分已完成转化，甲苯不溶物含量降低至3％左右。本实施例得到的石脑油收率为40％，RON达86，柴油收率为54％，轻质化效果显著。
对比例1采用与实施例1相同的煤焦油原料、催化剂及工艺参数，悬浮床加氢裂化生成油进行脱水脱机械杂质后，直接进入固定床反应器中，所得的石脑油收率为37％，柴油收率为46％，>350℃馏分(重质馏分)收率为17％。
即，本发明可实现煤焦油最大化生产轻质燃料。
最后应说明的是：显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明本发明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引申出的显而易见的变化或变动仍处于本发明的保护范围之中。
Claims (10)
1.一种煤焦油最大化生产轻质燃料的***，其特征在于，所述***包括原料预处理单元、轻质馏分处理单元、重质馏分处理单元；
所述原料预处理单元依次包括混合装置、悬浮床加氢裂化装置、分离装置(4)、分馏装置(6)，所述混合装置具有煤焦油入口、催化剂入口、硫化剂入口，所述分馏装置(6)具有轻质馏分-1出口、重质馏分-1出口；
所述轻质馏分处理单元依次包括固定床加氢精制装置、固定床加氢裂化装置，所述固定床加氢精制装置具有轻质馏分-1入口、轻质馏分-2入口，所述轻质馏分-1入口与所述分馏装置(6)的轻质馏分-1出口连接；
所述重质馏分处理单元依次包括提升管反应器、分馏装置(8)，所述提升管反应器具有重质馏分-1入口，所述重质馏分-1入口与所述分馏装置(6)的重质馏分-1出口连接；
所述分馏装置(8)具有轻质馏分-2出口、重质馏分-2出口，所述轻质馏分-2出口与所述固定床加氢精制装置的轻质馏分-2入口连接。
2.根据权利要求1所述的***，其特征在于，所述混合装置还具有重质馏分-2入口，所述重质馏分-2入口与所述分馏装置(8)的重质馏分-2出口连接。
3.一种利用权利要求1-2之一所述的***进行煤焦油最大化生产轻质燃料的方法，其特征在于，包括如下步骤：
步骤A，将煤焦油、催化剂、硫化剂混合后得到油浆，将所述油浆送入悬浮床进行加氢裂化反应，反应产物进行分离，得到固体杂质和生成油；
步骤B，将所述生成油进行分馏，分馏温度T1以上得到重质馏分-1，分馏温度T1以下得到轻质馏分-1；
步骤C，将所述轻质馏分-1送入固定床分别进行加氢精制反应和加氢裂化反应，得到石脑油和柴油；
步骤D，将所述重质馏分-1送入提升管反应器进行催化裂化反应，反应产物经分离得到液相，所述液相进行分馏，分馏温度T2以上得到重质馏分-2，分馏温度T2以下得到轻质馏分-2，所述轻质馏分-2经由所述轻质馏分-2入口送入所述固定床加氢精制装置中进行加氢精制反应。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述方法还包括步骤：将所述重质馏分-2经由所述重质馏分-2入口送入所述混合装置中，与所述煤焦油进行混合。
5.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述T1和T2均为350～370℃。
6.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述步骤A中的催化剂采用粒径为100～300μm的具有较低加氢活性的催化剂。
7.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述步骤A中的催化剂为铁系微球状催化剂；
所述步骤A中的加氢裂化反应的反应温度为400～440℃，氢气分压为10～16MPa。
8.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述步骤C中的加氢精制反应采用的加氢精制催化剂的组成为：1wt％～5wt％氧化镍、8wt％～15wt％氧化钼、0.5wt％～3wt％氧化磷、77wt％～90.5wt％γ-Al2O3；
所述加氢精制反应的反应温度为330～350℃，氢气分压为6～10MPa。
9.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述步骤C中的加氢裂化反应采用的加氢裂化催化剂的组成为：1wt％～5wt％氧化镍、8wt％～15wt％氧化钼、0.5wt％～5wt％氧化磷、75wt％～90.5wt％载体；
所述载体为Y型分子筛和γ-Al2O3的混合物，其中，所述Y型分子筛占所述载体的百分比为25wt％～45wt％。
10.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述步骤C中加氢裂化反应的反应温度为370～410℃，氢气分压为6～10MPa。
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