CN103773483A

CN103773483A - 一种煤液化油沸腾床加氢处理工艺

Info

Publication number: CN103773483A
Application number: CN201210408380.3A
Authority: CN
Inventors: 吕振辉; 彭绍忠; 王刚; 袁胜华
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Priority date: 2012-10-24
Filing date: 2012-10-24
Publication date: 2014-05-07
Anticipated expiration: 2032-10-24
Also published as: CN103773483B

Abstract

本发明公开了一种提高煤液化油轻油收率的沸腾床加氢工艺。催化裂化油浆澄清油切割成轻馏分与重馏分，重馏分与氢气进行逆流加氢改质反应，改质后重馏分与轻馏分混合后，与煤液化油以及循环的液体生成油一起，进入沸腾床反应器进行加氢处理反应；分离反应流出物，得到液体生成油一部分返回沸腾床反应器，剩余部分生成油进行分馏，得到各种产品。油浆经过加氢改质后，其芳烃中单环芳烃与多环芳烃含量大幅增加，将其作为供氢剂用于煤液化油的沸腾床加氢过程中，两者之间通过协同作用可显著提高煤液化油的转化率，增加轻油收率，同时又很好的利用了难以加工的催化裂化油浆，取得很好的经济效益。

Description

一种煤液化油沸腾床加氢处理工艺

技术领域

本发明涉及一种提高煤液化油轻油收率的沸腾床加氢工艺，更具体地说，是一种将煤液化油最大量转化为轻质油的方法。

背景技术

由于煤液化油中含有大量烯烃，氮含量一般在0.5wt%以上，还含有大量的氧，若不及时进行预处理，极易生成不利于后续运输和加工的物质，因此要采用加氢的方法对煤液化油进行预处理，饱和煤液化油中烯烃，脱除氧，最大限度地脱除氮和硫等杂原子，提高煤液化油的稳定性，故也称此加氢过程为稳定加氢。

通常情况下，煤液化油较重且含较多机械杂质，催化反应条件会比较苛刻；高氮原料会加速催化剂失活，催化剂使用周期很短，产品性质无法保证；催化剂床层压降高；为满足产品指标，固定床反应器系统就需要采用较复杂的设计从而使投资成本增加。而沸腾床加氢工艺是使催化剂呈膨胀状态，并通过新鲜催化剂的每天加入和排出来维持催化剂活性。这一特点使其能处理较重且含较多机械杂质的原料而不堵塞床层，在整个操作周期内都可生产质量均衡的产品，而且装置生产周期长，同时，沸腾床加氢工艺还具有反应温度较易控制，原料可调整，系统较固定床系统的投资低等优点。因此，沸腾床加氢工艺是一种很好的处理煤液化油的加氢工艺。

芳烃加氢饱和是一个可逆的放热反应，反应温度较低时平衡常数较大，反应速度较慢；而反应温度高时平衡常数较小，反应速度较快。油浆澄清油加氢过程中，芳烃脱除率随反应温度升高而增加的曲线有一个极大值，即当温度升至某一个数值后，由于受热力学平衡的限制，再升高温度，芳烃饱和率会降低。另外，升高反应压力有利于芳烃饱和反应。从加氢饱和的难易程度来说，稠环芳烃第一个芳烃加氢较容易，两个环加氢次之，但芳烃全部加氢饱和很困难。也就是说，原料中的三环芳烃即三环以上的芳烃容易加氢饱和为二环或单环芳烃，但是原料中的总芳烃的数目并没有减少，所以说，原料中的多环芳烃含量越多，芳烃脱除困难越大。

专利CN94114967.6提供了一种利用重油催化裂化全馏分油浆的方法，是经釜式或塔式氧化，生产石油沥青。US6190542B1公开了一种在线加氢精制煤液化油的工艺。固定床在线加氢装置的进料为石脑油和煤液化全馏分油，通过在线加氢达到脱除煤液化油中的杂原子，提高煤液化油稳定性的目的。

发明内容

本发明的目的是克服现有技术的不足，提供一种最大量转化煤液化油的沸腾床加氢处理工艺，从而实现煤液化油与催化裂化油浆的综合利用，提高装置轻油收率和装置加工能力，降低了装置能耗；以最大限度的脱除混合油中的氮、硫等杂原子，降低其烯烃和芳烃含量，提高产品稳定性，显著地增加了催化裂化装置以及煤液化油加氢装置经济效益，是一种最大量转化煤液化油的沸腾床加氢工艺。

本发明提高煤液化油轻油收率的沸腾床加氢工艺，包括以下内容：

（1）将催化裂化油浆经过滤后的澄清油切割成轻馏分与重馏分，所述轻馏分与重馏分的切割温度为250℃～350℃；

（2）步骤（1）得到的油浆重馏分与氢气分别从固定床反应器的上部和下部逆向通过加氢改质催化剂床层，进行加氢改质反应；

（3）步骤（2）所得改质后的油浆重馏分与油浆轻馏分混合，并与煤液化油以及循环的液体生成油一起，与氢气混合后，自沸腾床反应器底部进入沸腾床反应器，在沸腾床加氢处理催化剂的存在下进行加氢处理反应；

（4）步骤（3）所得加氢处理流出物进入分离器进行分离，所得到液体生成油一部分返回步骤（3），剩余部分液体生成油进入分馏塔分馏，得到轻质馏分、中间馏分、重质馏分及残渣。

根据本发明的沸腾床加氢工艺，其中还可以包括步骤（5）：步骤（4）所得到重质馏分循环回沸腾床加氢反应器。

本发明步骤（1）中，所述的轻馏分与重馏分的切割温度为250℃～350℃。催化裂化油浆所含有的芳烃中，单环芳烃和双环芳烃主要分布在轻馏分中，三环芳烃和多环芳烃主要分布在重馏分中。

本发明步骤（2）中，所述固定床加氢改质工艺的条件可以采用现有技术中的常规操作条件，一般氢分压1.0MPa～12.0MPa，反应温度260℃～450℃，液时空速0.1h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100～1500。

本发明方法推荐在步骤（2）中的油浆重馏分加氢改质中采用以下工艺条件，以控制适宜的加氢深度，使重馏分中的多环芳烃尽量转化为单环芳烃和双环芳烃，而非生成环烷烃，从而显著提高油浆重馏分的供氢能力。所述工艺条件为：氢分压5.0MPa～12.0MPa，优选8.0MPa～11.0MPa；反应温度280℃～400℃，优选280℃～390℃；体积空速0.1h^-1～6.0h^-1，优选0.3h^-1～3.0h^-1。

同时在本发明披露的方法中，步骤（2）采用固定床反应器为逆向流式反应器，即步骤（2）所得的重馏分由反应器上部进入反应器，氢气由反应器下部进入反应器。在加氢改质反应器中采用气液逆向流方式，氢气与混合油接触充分，可以提高多环芳烃的加氢饱和程度，改善了反应氛围，可以使催化剂床层温度更加均匀，使上、下床层的催化剂尽量同步失活，从而充分利用催化剂；还可以有效避免在反应过程中生成的硫化氢、氨气及烃类小分子对芳烃饱和及芳烃开环等反应的较大抑制作用，从而避免了其反应速率的下降，可实现在相对缓和条件下实现煤液化油的加氢改质。

本发明利用难反应的多环芳烃分布在较重馏分中的特点，将重组分单独分离出来进行开环裂化反应，达到了降低多环芳烃含量、提高单环和双环芳烃的目的。

加氢改质反应器在深度脱芳烃的反应条件下，使脱芳烃反应在芳烃饱和的热力学平衡温度下进行，有利于最大限度脱除芳烃。由于对原料进行切割，只有重质馏分经过含有沸石的复合催化剂床层，所以反应选择性好，柴油产品收率高，另外降低了此反应区的空速，有利于芳烃饱和反应的进行。同时，有效地减少了轻组分中单环芳烃参与加氢饱和的程度，降低了反应化学氢耗。

所采用的加氢改质催化剂的组分包括加氢活性金属组分、多孔耐熔无机氧化物和分子筛。所述的活性金属选自周期表第Ⅷ族及ⅥB族金属，ⅥB族非贵金属组分包括钼、钨、铬或其混合物，优选钼、钨或其混合物。Ⅷ族的非贵金属如钴、镍、铁或其混合物，优选钴、镍或其混合物。活性金属组分占催化剂的质量为ⅥB族金属10w%～35w%（以氧化物计），Ⅷ族金属1w%～9w%（以氧化物计）。所述的无机多孔氧化物选自氧化铝、氧化硅、氧化镁、氧化铝-氧化镁、氧化硅-氧化铝、氧化硅-氧化镁、氧化硅-氧化铝-氧化镁和粘土中的一种或几种，最好为氧化铝。本发明所述的沸石分子筛选自Y型沸石、丝光沸石、ZSM沸石以及Beta沸石中的一种或几种：所述的Y型沸石选自HY型沸石、稀土型沸石、超稳Y型沸石、含磷的Y型沸石中的一种或几种。其中分子筛的含量为3w%～18w%，优选4w%～16w%。其中还可以选择性地加入P、Si、B等助剂中的一种或几种。催化剂的成型方法，可以是挤压成型、压片成型等，以挤压成型为最好。载体的形状可以是球形、条形（包括圆柱形或三叶草等异形条）、片形等。

本发明所述加氢改质催化剂的特点在于，改质催化剂的性能介于加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂之间，分子筛含量不能太高，否则裂化性能太强，使得单环芳烃及双环芳烃裂解成为烷烃、烯烃，降低了产品的十六烷值；加氢精制性能不能太强，否则容易使得大部分的单环芳烃和双环芳烃加氢成为环烷烃，影响产品质量。

本发明步骤（2）中所述的加氢改质催化剂的比表面积为150m²/g～250m²/g，优选180 m²/g～230m²/g；孔容为0.4mL/g～1.5mL/g，优选0.5 mL/g～1.2mL/g。

本发明步骤（2）所述油浆重馏分加氢改质过程中，控制加氢改质后油浆重馏分中单环芳烃的含量为30w%～40w%，优选30w%～37w%。经过加氢改质后，其中双环芳烃的含量一般为15w%～35w%，优选20w%～32w%。

本发明的加氢工艺中，其中步骤（3）采用一种或多种沸腾床加氢处理催化剂，所采用的加氢处理催化剂的组分包括加氢活性金属组分和多孔耐熔无机氧化物。本发明中所述的活性金属选自周期表第Ⅷ族及ⅥB族金属，合适的ⅥB族非贵金属组分包括钼、钨、铬或其混合物，优选钼、钨或其混合物。合适的Ⅷ族的非贵金属如钴、镍、铁或其混合物，优选钴、镍或其混合物。活性金属组分占催化剂的质量为ⅥB族金属10w%～35w%（以氧化物计），Ⅷ族金属1w%～9w%（以氧化物计）。所述的无机多孔氧化物选自氧化铝、氧化硅、氧化镁、氧化铝－氧化镁、氧化硅-氧化铝、氧化硅-氧化镁、氧化硅-氧化铝-氧化镁和粘土中的一种或几种，最好为氧化铝。还可以选择性地加入P、Si、B等助剂中的一种或几种。所述催化剂的成型方法，可以是挤压成型、压片成型等，以挤压成型为最好。载体的形状可以是球形、条形（包括圆柱形或三叶草等异形条）、片形等。本发明中的专用催化剂的比表面积为120m²/g～300m²/g，优选160 m²/g～280m²/g；孔容为0.2mL/g～0.8mL/g，优选0.4 mL/g～0.6mL/g；平均孔径为8nm～13nm，优选9nm～11nm和如下孔尺寸分布：即直径在4nm～10nm的孔体积占总孔体积的70%～80%，直径15nm的孔体积占总孔体积的5%～10%。

本发明步骤（3）所述的沸腾床加氢工艺采用常规的流程，可采用单独一个反应器，也可以采用两个或两个以上的反应器串联，每个反应器中有一个或多个催化剂床层，也就是说，每个反应器可装填一种加氢催化剂，也可以装填两种或两种以上加氢催化剂。

本发明步骤（3）所述沸腾床加氢工艺中的操作条件可采用现有技术中常规的操作条件，如氢分压一般为6.0MPa～30.0MPa，优选6.0MPa～25.0MPa；反应温度300℃～550℃，优选310℃～500℃；体积空速0.2h^-1～4.8h^-1，优选0.2h^-1～4.5h^-1；氢油体积比为250～2500，优选270～2000。

本发明步骤（3）所述的沸腾床加氢工艺过程中由于新鲜原料的进料速度不能保证必须的催化剂床膨胀，所以采用过程的液体产品循环的方式，循环油与新鲜原料（煤液化油）的重量比为10 ：1～1：1，优选5：1～2：1。

本发明步骤（3）所述的沸腾床加氢工艺所处理的煤液化油为煤液化全馏分油。其干点一般为500℃～600℃。

本发明步骤（3）所述油浆（包括改质后油浆重馏分及油浆轻馏分）的加入量与煤液化油的比例为1：1～1：12，优选1：1～1：10。

与现有技术相比较，本发明提供的煤液化油的沸腾床加氢工艺具有以下优点：

1、煤液化油中分别含有大量的煤粉颗粒，采用沸腾床加氢工艺不会堵塞床层，在整个操作周期内通过新鲜催化剂的每天加入和排出来维持催化剂活性，可生产质量均衡的产品，而且装置生产周期长，同时，沸腾床加氢工艺还具有反应温度较易控制，原料可调整，系统较固定床系统的投资低等优点。

2、催化裂化油浆中含有大量的稠环芳烃，其单环、双环芳烃含量相对较少，三、四环及多环芳烃含量较多。本发明利用难反应的多环芳烃分布在较重馏分中的特点，将重组分单独分离出来，采用适宜的工艺条件和反应流程进行开环裂化反应，达到降低多环芳烃含量、提高单环和双环芳烃含量的目的。

3、如果直接用催化裂化油浆作为供氢剂，由于油浆中含有大量的多环芳烃，往往不能起到供氢的作用，反而会起到夺氢剂的作用，会使煤液化油的转化率下降，轻油收率降低。加氢改质后油浆重馏分中芳烃氢含量较高，主要以单环、双环芳烃为主，与油浆轻馏分混合后在煤液化油加氢过程中能起到传递活性氢的作用。芳烃氢含量越多，传递氢的能力越大，所以共处理可显著提高煤液化油的加氢转化率。

4、催化裂化油浆中稠环芳烃含量很高，难以进一步进行催化裂化加工。而本发明先对油浆进行加氢改质，并将其作为供氢剂用于煤液化油的沸腾床加氢过程中，两者之间通过协同作用可显著提高煤液化油的转化率，增加轻油收率，同时又很好的利用了难以加工的催化裂化油浆，取得很好的经济效益。

5、使用加氢改质后油浆作为供氢剂，不仅可以提高油浆的利用率，还避免了使用纯供氢剂如四氢化萘而造成的成本过高的不利影响；而且在较低的氢分压的条件下也可以达到提高轻油收率的目的，经济效益好。

附图说明

图1是本发明煤液化油沸腾床加氢工艺的原则流程示意图。

其中：Ⅰ-精馏塔；Ⅱ-加氢改质反应器；Ⅲ-混合罐；Ⅳ-加热炉；Ⅴ-沸腾床反应器；Ⅵ-热高分；Ⅶ-分馏塔；1-油浆澄清油；2-重组分；3-轻组分；4-新氢；5-加氢改质后澄清油；6-煤液化油；7-新催化剂；8-废催化剂；9-循环氢；10-循环油；11-废气；12-部分生成油；13-轻质馏分；14-中间馏分；15-重质馏分；16-残渣。

具体实施方式

本发明的工艺流程是：过滤后的油浆澄清油1首先在精馏塔Ⅰ中分割为重组分2和轻组分3，轻组分与重组分的切割温度为250℃～350℃。重馏分 2与氢气4逆向进入到加氢改质反应器Ⅱ中进行加氢改质，加氢改质后澄清油5与轻馏分3以及煤液化油6经过混料罐Ⅲ均匀混合再与氢气4混合，经加热炉Ⅳ后，从沸腾床反应器Ⅴ底部进入，向上流动时带动反应器内的催化剂进行流化，使反应器内处于全混流状态。反应后的物料经过反应器上部分离后，废催化剂8排出，部分循环油10以一定比例进入到反应器中与原料混合继续反应；油气进入热高分Ⅵ进行气-液分离。富含氢气的气体经洗气塔后循环使用。从热高分底Ⅵ部分离出的生成油11，进入到分馏塔Ⅶ中分离成轻质馏分12、中质馏分13、重质馏分14和残渣15。

表1所示的分别为所用催化剂的物化性质，表2、3所示的是轻馏分和重馏分性质及其加氢改质的工艺条件，表4所示的是加氢改质后的澄清油性质，表5所示的是煤液化油性质。

表1 催化剂的物化性质。

项目	加氢改质催化剂	沸腾床加氢化剂
			MoO₃，w%	—	24.2
NiO，w%	7.0	3.5
			WO₃，w%	20.0	—
P，w%	1.8	1.5
			Al₂O₃，w%	余量	余量
ZSM-5分子筛，w%	15.0	—
			孔容/mL·g^-1	0.32	0.42
比表面积/m²·g^-1	200	175
			形状	三叶草条	圆柱条

表2 油浆澄清油各馏分油性质。

原料油	轻馏分油	重馏分油
			密度（20℃）/g·cm^-3	0.8942	1.0048
馏程/℃
			IBP/EBP	180/348	346/456
硫/μg·g^-1	3500	12000
			氮/μg·g^-1	2500	5600
质谱组成，%
			饱和分	23.7	26.0
芳香烃	48.2	61.3
			单环芳烃	26.9	8.7
双环芳烃	20.2	10.6
			多环芳烃	1.1	42.0

表3 澄清油加氢改质工艺条件。

项目	工艺条件
		反应温度/℃	385
反应氢分压/MPa	11.0
		体积空速/h^-1	0.6
氢油体积比	500

表4 加氢改质后澄清油性质。

原料油	加氢改质后澄清油
		密度（20℃）/g·cm^-3	0.9720
馏程/℃
		IBP/EBP	85/475
硫/μg·g^-1	2600
		氮/μg·g^-1	2000
质谱组成，%
		饱和分	20.6
芳香分	66.8
		单环芳烃	34.1
双环芳烃	20.6
		多环芳烃	22.1

表5 煤液化油性质。

原料油	煤液化油
		密度（20℃）/g·cm^-3	0.9912
馏程/℃
		IBP/EBP	80/520
硫/μg·g^-1	200
		氮/μg·g^-1	3800

比较例1

比较例1是以煤液化油为原料，原料经过混料罐混合后与氢气混合从反应器底部进入，向上流动时带动反应器内的催化剂进行流化，使反应器内处于全混流状态。反应后的物料经分离后，催化剂返回反应区或排出，部分循环油（循环比为2：1，即循环的液体与煤液化油的重量比）进行循环进入到反应器中作为供氢剂与原料混合继续反应；油气进入热高分进行气-液分离。富含氢气的气体经洗气塔后循环使用。从热高分底部分离出的生成油，进入到分馏塔中分离成轻质馏分、中质馏分、重质馏分和残渣。

比较例2

比较例2是以90w%的煤液化油和经过滤的10w%澄清油为原料，原料经过混料罐混合后与氢气混合从反应器底部进入，向上流动时带动反应器内的催化剂进行流化，使反应器内处于全混流状态。反应后的物料经过分离后，催化剂返回反应区或排出，部分循环油（循环比为2：1，即循环的液体与煤液化油的重量比）进入到反应器中作为供氢剂与原料混合继续反应；油气进入热高分进行气-液分离。富含氢气的气体经洗气塔后循环使用。从热高分底部分离出的生成油，进入到分馏塔中分离成轻质馏分、中质馏分、重质馏分和残渣。

比较例3

比较例3是以90w%煤液化油和10w%四氢化萘为原料，原料经过混料罐混合后与氢气混合从反应器底部进入，向上流动时带动反应器内的催化剂进行流化，使反应器内处于全混流状态。反应后的物料经分离后，催化剂返回反应区或排出，部分循环油（循环比为2：1，即循环的液体与煤液化油的重量比）进入到反应器中作为供氢剂与原料混合继续反应；油气进入热高分进行气-液分离。富含氢气的气体经洗气塔后循环使用。从热高分底部分离出的生成油，进入到分馏塔中分离成轻质馏分、中质馏分、重质馏分和残渣。

实施例1

实施例1是将过滤后的澄清油以350℃为切割点分割为＜350℃馏分和＞350℃馏分。其中＞350℃馏分与氢气逆向进入到加氢改质装置中进行加氢改质，加氢改质后澄清油、＜350℃的轻馏分与煤液化油（油浆/煤液化油重量比为1：9）与经过混料罐混合后与氢气混合从反应器底部进入，向上流动时带动反应器内的催化剂进行流化，使反应器内处于全混流状态。反应后的物料经分离后，催化剂返回反应区或排出，部分循环油（循环比为2：1，即循环的液体与煤液化油的重量比）进入到反应器中与原料混合继续反应；油气进入热高分进行气-液分离。富含氢气的气体经洗气塔后循环使用。从热高分底部分离出的生成油，进入到分馏塔中分离成轻质馏分、中质馏分、重质馏分和残渣。

实施例2

实施例2是将过滤后的＞350℃澄清油馏分进入到加氢装置中进行加氢处理，将加氢改质后澄清油、＜350℃的轻馏分与煤液化油（油浆：煤液化油重量比为1：4）与经过混料罐混合后与氢气混合从反应器底部进入，向上流动时带动反应器内的催化剂进行流化，使反应器内处于全混流状态。反应后的物料经分离后，催化剂返回反应区或排出，部分循环油（循环比为2：1，即循环的液体与煤液化油的重量比）进入到反应器中与原料混合继续反应；油气进入热高分进行气-液分离。富含氢气的气体经洗气塔后循环使用。从热高分底部分离出的生成油，进入到分馏塔中分离成轻质馏分、中质馏分、重质馏分和残渣。

表6所示的是沸腾床加氢后产品的性质，从表中可以看出，与比较例1和比较例2相比，比较例3和实施例1在加入供氢剂的条件下，在较低的氢分压下就可以提高轻油（＜350℃馏分）收率的目的，故可以提高装置的利用率以及降低装置的能耗；其次比较例3、实施例1与比较例1相比，在煤液化加氢过程中加入供氢剂，可以显著提高轻油（＜350℃馏分）收率，改善产品结构；纯的供氢剂的效果要比加氢后油浆的效果明显，但是价格昂贵；再次实施例1与比较例3相比，两者的效果相当，所以在调整加氢后油浆的加入比例的条件下，其可以代替纯四氢化萘类供氢剂，提高轻油（＜350℃馏分）收率，使得本发明方法得到较好的经济效益。实施例1和实施例2相比，如果提高加氢后油浆的加入量，则必须提高反应温度以及反应压力，降低空速才能使得两个实施例达到相当的水平。所以本发明方法所述的工艺过程，可以在较低的氢耗的条件下最大量的提高煤液化油的轻质油品（＜350℃馏分）的收率，提高煤液化油的利用率，同时还可以将催化裂化原料进行合理的利用，有效地提高了产品质量，改善产品结构，增加了装置的经济效益。

表6 工艺条件和产品性质

	比较例1	比较例2	比较例3	实施例1	实施例2
						加氢处理条件
反应温度／℃	385	385	385	385	395
						反应氢分压／MPa	16	16	13	13	16
体积空速／h^-1	1.3	1.3	1.3	1.3	1.1
						氢油体积比	1000：1	1000：1	1000：1	1000：1	1000：1
产品性质
						硫/μg·g^-1	13	500	11	12	10
氮/μg·g^-1	650	800	620	640	600
						产品收率，w%
＜170℃馏分	7.2	7.4	6.9	7.0	7.1
						170℃～350℃馏分	38.7	34.8	58.7	48.8	47.8
350℃～530℃馏分	51.2	55.2	32.2	41.4	42.4

Claims

1.一种煤液化油沸腾床加氢处理工艺，包括以下步骤：

2.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述工艺还包括步骤（5）：步骤（4）所得到重质馏分循环回沸腾床加氢反应器。

3.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤（2）中所述固定床加氢改质工艺的条件为：氢分压1.0MPa～12.0MPa，反应温度260℃～450℃，液时空速0.1h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100～1500。

4.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤（2）中所述固定床加氢改质工艺的条件为：氢分压5.0MPa～12.0MPa，反应温度280℃～400℃，体积空速0.1h^-1～6.0h^-1，氢油体积比100~1500。

5.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述的加氢改质催化剂包括加氢活性金属、多孔耐熔无机氧化物和分子筛，加氢活性金属选自周期表第Ⅷ族及ⅥB族金属，多孔耐熔无机氧化物选自氧化铝、氧化硅、氧化镁、氧化铝-氧化镁、氧化硅-氧化铝、氧化硅-氧化镁、氧化硅-氧化铝-氧化镁和粘土中的一种或几种；分子筛选自Y型沸石、丝光沸石、ZSM沸石以及Beta沸石中的一种或几种。

6.按照权利要求5所述的工艺，其特征在于，以催化剂的重量为基准，所述ⅥB族金属的含量以氧化物计为10w%～35w%，Ⅷ族金属含量以氧化物计为1w%～9w%，分子筛含量为3w%～18w%。

7.按照权利要求5所述的方法，其特征在于，所述的ⅥB族非贵金属组分选自钼、钨、铬或其混合物，所述的Ⅷ族非贵金属选自钴、镍、铁或其混合物；所述的Y型沸石选自HY型沸石、稀土型沸石、超稳Y型沸石或含磷的Y型沸石中的一种或几种。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（2）中加氢改质后油浆重馏分中单环芳烃的含量为30w%～40w%，双环芳烃的含量为15w%～35w%。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）中所述沸腾床加氢工艺的操作条件为：氢分压为6.0MPa～30.0MPa，反应温度300℃～550℃，体积空速为0.2h^-1～4.8h^-1，氢油体积比为250～2500。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）中所述油浆的加入量与煤液化油的比例为1：1～1：12。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）所述的煤液化油的干点为500℃～600℃。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）所述的液体生成油与煤液化油的重量比为10 ：1～1：1。