本发明涉及炼油领域，具体地，涉及一种由劣质原料油生产航煤的加氢裂化方法。
背景技术：
：我国国民经济的持续发展促进了交通运输能力的迅速提高，近期航空运输燃料的需求量也越来越大。通常航煤馏分的来源途径主要有：经蒸馏装置得到的煤油馏分进行脱硫醇；减压蜡油通过加氢裂化过程生产航煤。经蒸馏装置得到的航煤馏分因受到原油加工能力以及航煤馏分收率的限制，其产量相对固定；而加氢裂化过程可将重质馏分油转化为轻质产品，通过调整操作、改善催化剂的选择性以及工艺流程的改进等手段，航煤收率可实现在较大范围内灵活变化。加氢裂化过程以减压蜡油、焦化蜡油和FCC轻循环油等劣质原料为进料，可获得石脑油、中间馏分油(包括航煤和柴油)以及尾油等产品，但其航煤质量与进料性质、反应氢分压、转化深度以及装置的运转时间密切相关。近年来，原油劣质化趋势明显，对于加氢裂化装置而言，其原料劣质化主要表现在以下两个方面，(1)原料油质量变差，因而其蜡油馏分随之变差，主要表现在原料为中间偏环烷基或环烷基蜡油，其中环烷烃含量较高；(2)需要加工较多的二次加工油，主要表现在需要加工焦化蜡油(CGO)和来自催化裂化(FCC)装置的轻循环油(LCO)，其中FCC的LCO馏分由于芳烃含量高、质量差，是加氢裂化装置较差的进料。上述进料尽管烃组成有差别，环烷烃蜡油中环烷烃含量较高，而二次加工原料，例如LCO中芳烃含量较高，但其共同的特点是两环或两环以上的环状烃(环烷烃或芳烃)含量高， 链烷烃含量偏低。上述结构特点造成其加氢裂化后得到的航煤馏分中两环以上的环状烃含量较高、链烷烃含量较低，具体表现为航煤的烟点偏低。喷气燃料组成中最理想的组分是单环环烷烃和分支链烷烃，它们具有优良的燃烧性、热安定性和低温流动性。烟点是喷气燃料的一个重要指标：烟点又称无烟火焰高度，是在特制的灯中测定燃料火焰不冒烟时的最大高度，用毫米为单位表示，烟点越高，燃料生成积炭的倾向性越小。两环以上的环烷烃和芳烃含量与烟点这个指标密切相关，通常多环环烷烃和芳烃含量越高，烟点越低。对于已有的加氢裂化装置，其反应氢分压、工艺流程相对固定、转化深度也通常会由于后续分馏系统存在瓶颈难以大幅度调整，在进料性质劣质化趋势明显的大趋势下，通常装置的航煤质量会受到较大的影响。因此，在原料为劣质进料的情况下，如何保障航煤的质量，如何提高其航煤烟点，是一个亟待解决的问题。CN103013559A公开了一种提高加氢裂化航煤产量的方法，该方法包括将重柴油馏分返回到原料油一起进行继续反应，其中循环重柴油馏分占总重柴油馏分的质量百分数为10％～100％。该方法可以在原有基础上增产航煤，但未能提出有效改善现有航煤质量的方案。US4172815公开了同时生产喷气燃料和柴油的单段循环加氢裂化方法，原料的初馏点大于500℉(约260℃)。其工艺流程简单描述如下：原料油经过加氢裂化，在压力大于1000psig(约6.9Mpa)的反应条件下反应，反应流出物经过分馏，得到石脑油馏分、喷气燃料馏分、柴油馏分和尾油，喷气燃料馏分全部或部分与尾油混合，送回裂化反应区。该方法在较为缓和的加氢裂化条件下，可达到同时最大量生产喷气燃料和柴油的目的，航煤的质量也得到改善。该方法涉及了循环航煤馏分从而改善航煤质量的构思，但循环航煤馏分一方面会增加能耗，另一方面也会提高反应的总空速，对加氢裂化反 应有负面影响；在加氢裂化装置运转末期，其催化剂性能已经低于初期，且反应温度较高，没有大的调整空间，因此循环航煤馏分、提高空速后可能会影响整体加氢裂化效果，不一定适用于现有加氢裂化装置。CN101280221A公开了一种劣质柴油馏分加氢转化方法，其核心内容在于设立了第二个航煤加氢精制反应区，且该区与原有的加氢裂化区域相隔离，对原有加氢裂化得到的航煤馏分进一步加氢精制得到合格产品。该发明可用于加工劣质的柴油馏分得到合格的航煤，但该工艺方法中需要增加一个航煤加氢饱和单元，在较高的反应区增加装置相对较难。此外，上述现有技术针对的是航煤全馏分，通常加氢裂化装置航煤馏分收率较高，约占总收率的25％以上，大量循环航煤馏分需要的设备投资更大。总结目前的技术提高航煤的烟点主要包括以下两点：(1)循环航煤全馏分，对航煤馏分进一步加氢，从而提高航煤烟点；(2)设立第二加氢精制反应区，对航煤全馏分进行饱和精制，从而提高航煤烟点。上述方案可以有效提高航煤质量，但也存在不足之处：(1)均对航煤全馏分进行操作，由于加氢裂化装置中航煤馏分收率较高，通常高于25％，因此不论是循环到原料罐操作还是在第二反应区再精制，需要操作费用较高、投资较大；(2)在进料劣质化的前提下，航煤馏分中环烷烃，尤其是二环环烷烃含量较高，因此仅对其进行二次加氢精制通常不能有效提高航煤的质量。技术实现要素：本发明的目的是克服现有技术的缺陷，提供一种操作费用更低、投资更省、更经济的由劣质原料生产合格航煤的加氢裂化方法。为了实现上述目的，本发明提供一种由劣质原料油生产航煤的加氢裂化方法，该方法包括：1)在含氢物流的存在下，将来自原料罐的劣质原料油依次与加氢精制反应区的加氢精制催化剂和加氢裂化反应区的加氢裂化催化剂接触反应，并且将加氢裂化反应区得到的液相产物进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分；2)将步骤1)得到的煤油馏分引入煤油分馏塔进行分馏，得到轻质航煤馏分和重质航煤馏分，将至少部分所述重质航煤馏分循环回所述原料罐和/或加氢精制反应区中，以及将轻质航煤馏分和任选的剩余部分的重质航煤馏分作为航煤产品出装置。采用本发明提供的方法可以在相对缓和的反应条件下有效提高加氢裂化装置加工劣质原料的能力，提高其煤油质量，使之达到GB6537-2006标准。而且，本发明的方法还具有如下具体的优点：1、采用本发明提供的方法，能够在基本不改动反应系统的条件下加工劣质原料油，能够提高航煤馏分的烟点，满足GB6537-2006标准的3号喷气燃料的要求；2、与循环全馏分煤油从而提高航煤烟点的方式相比，在循环量相同的条件下采用本发明得到的航煤烟点更高；或达到相同航煤质量时，需要循环的航煤量更少，对加氢裂化反应影响更小、操作费用更低，航煤收率更高。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。图中省略了许多设备，如泵、换热器、压缩机等，但这对本领域普通技术人员是公知的。在附图中：图1是根据本发明的方法的工艺流程示意图。附图标记说明1、原料罐2、加氢精制反应器3、加氢裂化反应器4、循环氢压缩机5、高压分离器6、低压分离器7、第一分馏塔8、石脑油馏分9、煤油馏分10、柴油馏分11、尾油馏分12、煤油分馏塔13、轻质航煤馏分14、重质航煤馏分15、管线16、原料油17、新氢18、循环氢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劣质原料油生产航煤的加氢裂化方法，该方法包括：1)在含氢物流的存在下，将来自原料罐的劣质原料油依次与加氢精制反应区的加氢精制催化剂和加氢裂化反应区的加氢裂化催化剂接触反应，并且将加氢裂化反应区得到的液相产物进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分；2)将步骤1)得到的煤油馏分引入煤油分馏塔进行分馏，得到轻质航煤馏分和重质航煤馏分，将至少部分所述重质航煤馏分循环回所述原料罐和/或加氢精制反应区中，以及将轻质航煤馏分和任选的剩余部分的重质航煤馏 分作为航煤产品出装置。采用本发明提供的方法，能够在基本不改动反应系统的条件下加工劣质原料油，能够提高航煤馏分的烟点，满足GB6537-2006标准的3号喷气燃料的要求；与循环全馏分煤油从而提高航煤烟点的方式相比，在循环量相同的条件下采用本发明得到的航煤烟点更高；或达到相同航煤质量时，需要循环的航煤量更少，对加氢裂化反应影响更小、操作费用更低，航煤收率更高。在本发明中，将至少部分所述重质航煤馏分循环回所述原料罐和/或加氢精制反应区中是指，至少部分所述重质航煤馏分可以循环回所述原料罐中与新鲜劣质原料油进行混合以再次进行生产航煤的加氢裂化方法；至少部分所述重质航煤馏分也可以通过管线循环回所述加氢精制反应区中以依次与加氢精制反应区的加氢精制催化剂和加氢裂化反应区的加氢裂化催化剂进行接触反应；至少部分所述重质航煤馏分也可以分成两部分，一部分循环回所述原料罐中，另一部分循环回所述加氢精制反应区中。优选情况下，在本发明中，将至少部分所述重质航煤馏分循环回所述原料罐中。在本发明中，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。在本发明中，优选所述石脑油馏分与所述煤油馏分的切割点为130-150℃；所述煤油馏分与所述柴油馏分的切割点为270-290℃；所述柴油馏分与所述尾油馏分的切割点为315-325℃。根据本发明的一种具体实施方式，所述石脑油馏分与所述煤油馏分的切割点为130℃；所述煤油馏分与所述柴油馏分的切割点为290℃；所述柴油馏分与所述尾油馏分的切割点为320℃。根据本发明的一种优选的具体实施方式，所述石脑油馏分与所述煤油馏 分的切割点为145℃；所述煤油馏分与所述柴油馏分的切割点为270℃；所述柴油馏分与所述尾油馏分的切割点为320℃。在本发明中，优选所述轻质航煤馏分和所述重质航煤馏分的切割点为200-220℃。根据本发明的一种优选的具体实施方式，所述轻质航煤馏分和所述重质航煤馏分的切割点为210℃。在本发明中，所述加氢精制反应区可以为一个或多个加氢精制反应器，也就是说，来自原料罐的劣质原料油在加氢精制反应器中与其中含有的加氢精制催化剂进行接触反应。在本发明中，所述加氢裂化反应区可以为一个或多个加氢裂化反应器，也就是说，来自加氢精制反应区的反应产物在不经过分离的前提下引入加氢裂化反应器中与其中含有的加氢裂化催化剂进行接触反应。本发明所述的方法还可以包括将来自原料罐的劣质原料油依次与加氢精制反应区的加氢精制催化剂和加氢裂化反应区的加氢裂化催化剂接触反应后得到的混合物料进行气液分离，得到气相产物和液相产物，所述气相产物经过后续加工后可以引入反应系统中进行循环，所述液相产物进入分馏塔(为了区分，本发明在后文中也称该处的分馏塔为第一分馏塔)中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。其中，本发明所述的分离可以在分离器中进行，所述分离器可以包括高压分离器和/或低压分离器。在本发明中，对所述高压分离器、低压分离器、第一分馏塔和煤油分馏塔中的操作条件没有特别的限定，本领域技术人员在了解了本发明的技术方案后能够根据本领域内的常规技术手段选择合适的操作条件以进行分离和分馏。本发明在此不再详述。在本发明中，优选所述劣质原料油中链烷烃的含量≤15重量％；更加优选所述劣质原料油中链烷烃的含量≤10重量％。在本发明中，优选循环回所述原料罐和/或加氢精制反应区中的至少部分所述重质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.1-3：1。本发明的发明人发现，当循环回所述原料罐和/或加氢精制反应区中的至少部分所述重质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.1-3：1时，获得的航煤产品的烟点高。在本发明中，更加优选循环回所述原料罐和/或加氢精制反应区中的至少部分所述重质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.2-2：1。本发明的发明人发现，当循环回所述原料罐和/或加氢精制反应区中的至少部分所述重质航煤馏分与出装置的航煤产品的重量比为0.2-2：1时，获得的航煤产品的烟点较现有技术的方法有更加明显的提高。需要特别说明的是，在上述循环比中，循环回所述原料罐和/或加氢精制反应区中的至少部分所述重质航煤馏分的重量是指整个用于循环的重质航煤馏分，而不论其是循环回原料罐中还是循环回加氢精制反应区中，或者是循环回上述两者之中。当所述重质航煤馏分既循环回原料罐又循环回加氢精制反应区中时，对循环回原料罐和循环回加氢精制反应区中的重质航煤馏分的重量比没有特别的限定。在本发明所述的方法中，对所述加氢精制催化剂的种类没有特别的限定，本领域技术人员采用本领域内常规使用的各种加氢精制催化剂进行本发明的方法时均能够提高生产得到的航煤的烟点。但是，优选情况下，本发明的发明人发现采用以下加氢精制催化剂时，获得的航煤的烟点更高，所述加氢精制催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性金属元素，所述载体包括无定形氧化铝和/或硅铝；所述活性金属元素包括第VIB族非贵金属元素和第VIII族非贵金属元素中的至少一种。在本发明中，所述加氢精制反应区中可以包括一个或多个催化剂床层，各个所述催化剂床层可以装填相同或者不同种类的催化剂。在本发明中，对所述加氢精制反应区的反应条件没有特别的限定，本发明的方法适应本领域内常规的各种加氢精制反应条件，本领域技术人员在了解了本发明的方案之后能够选择合适的条件来进行本发明的方法。但是本发明的发明人发现，当控制所述加氢精制反应区的反应条件在如下范围内时，生产得到的航煤的烟点更高。所述加氢精制反应区的反应条件包括：反应温度为300-450℃，反应压力为5-18MPa，氢油体积比为300-2000：1，体积空速为0.1-5h-1。在本发明所述的方法中，对所述加氢裂化催化剂的种类没有特别的限定，本领域技术人员采用本领域内常规使用的各种加氢裂化催化剂进行本发明的方法时均能够提高生产得到的航煤产品的烟点。但是，优选情况下，本发明的发明人发现采用以下加氢裂化催化剂时，获得的航煤产品的烟点更高，所述加氢裂化催化剂中含有选自氧化铝、无定形硅铝和沸石中的至少一种的载体以及负载在所述载体上的活性组分元素；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；优选所述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。在本发明中，所述无定形硅铝包括氧化硅、氧化铝或它们的组合。本发明所述的方法还可以包括在所述加氢裂化反应区的下游装填后精制催化剂，本发明的方法对所述后精制催化剂的种类没有特别的限定，优选所述后精制催化剂包括载体和负载在所述载体上的活性金属，所述载体包括无定形氧化铝和/或硅铝；所述活性金属包括第VIB族非贵金属和第VIII族非贵金属中的至少一种。根据本发明所述的方法，所述载体可以包括无定形氧化铝和/或硅铝，常用的载体也可以为γ-Al2O3。所述活性金属可以包括第VIB族非贵金属和第VIII族非贵金属中的至少一种，常用的活性金属可以包 括Mo、W、Co和Ni中的至少一种。更加优选情况下，在本发明所述的方法中，所述加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂的装填体积比为0.1-5：1。本发明的发明人发现当所述加氢精制催化剂和所述加氢裂化催化剂的装填体积比为0.1-5：1时，获得的航煤产品的烟点较现有技术有明显提高。本发明的方法对所述加氢裂化反应区的反应条件没有特别的限定，本发明的方法适应本领域内常规的各种加氢裂化反应条件，本领域技术人员在了解了本发明的方案之后能够选择合适的条件来进行本发明的方法。但是，当控制加氢裂化反应区的反应条件在如下范围内时，获得的航煤产品的质量更好。所述加氢裂化反应区的反应条件包括：反应温度为300-450℃，氢分压为2.0-18.0MPa，氢油体积比为300-2000：1，体积空速为0.5-20h-1。在本发明中，所述加氢裂化反应区中可以包括一个或多个催化剂床层，各个所述催化剂床层可以装填相同或者不同种类的催化剂。本发明提供的方法可不受原料的限制。在本发明中，优选所述原料油包括减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油和脱沥青油中的至少一种。根据本发明的一种优选的具体实施方式，本发明的方法在如图1所示的工艺流程示意图中进行，具体地如下：原料油16与来自管线15的循环重质航煤馏分一起进入原料罐1，新氢17、循环氢18与来自原料罐1的劣质原料油混合后，进入加氢精制反应器2，在加氢精制催化剂的作用下进行反应，其反应产物不经分离，与循环氢18混合后直接进入加氢裂化反应器3，在加氢裂化催化剂的作用下进行反应。加氢裂化的反应生成物进入高压分离器5进行气液分离，高压分离器5顶部的富氢气流进入循环氢压缩机4，经循环氢压缩机增压后分两路沿管线分别进入加氢精制反应器2和加氢裂化反应器3。高压分离器5底部的液相物流进入低压分离器6，在此进行进一步的气液分离；低压分离器6底部的液体 进入第一分馏塔7。进入第一分馏塔7的液相物流经分馏后，切割成的石脑油馏分8、煤油馏分9、柴油馏分10和尾油馏分11。煤油馏分9经管线抽出，再进入煤油分馏塔12，分馏得到轻质航煤馏分13和重质航煤馏分14，其中部分重质航煤馏分经管线15循环至原料罐1中，而其余馏分混合后作为航煤产品出装置。为了减少煤油馏分中的两环以上(包括两环)环烷烃和芳烃的含量，增加单环环烷烃和分支链烷烃的含量，本发明采用将部分重质航煤馏分循环回炼的方法。将所得部分重质航煤馏分循环以与原料油混合。将重质航煤馏分经过两次以上的加氢裂化，可以有效地降低煤油中的非理想组分，提高有效组分含量，提高煤油馏分的烟点，生产合格的喷气燃料。本发明的方法具有如下具体的优点：1、采用本发明提供的方法，能够在基本不改动反应系统的条件下加工劣质原料油，能够提高航煤馏分的烟点，满足GB6537-2006标准的3号喷气燃料的要求；2、与循环全馏分煤油从而提高航煤烟点的方式相比，在循环量相同的条件下采用本发明得到的航煤烟点更高；或达到相同航煤质量时，需要循环的航煤量更少，对加氢裂化反应影响更小、操作费用更低，航煤收率更高。在以下实施例和对比例中，所使用的加氢精制催化剂为商品牌号为RN-32V的加氢精制催化剂；后精制催化剂的商品牌号为RN-32V；所使用的加氢裂化催化剂的商品牌号为RHC-3，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，以下实施例和对比例中，所述加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂的装填体积比为1.4：1。所使用的原料油为一种VGO中掺入了30重量％的FCC轻循环油得到的混合进料，其性质如表1所示。表1原料油密度(20℃)/(g/cm3)0.9399馏程ASTMD-1160/℃IBP22510％31850％38190％44495％482链烷烃的含量/重量％8实施例1将来自原料罐中的原料油和氢气依次引入加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，加氢精制反应区、加氢裂化反应区中的反应条件如表2中所示，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分(所述石脑油馏分和所述煤油馏分的切割点为145℃，所述煤油馏分和柴油馏分的切割点为270℃，所述柴油馏分和所述尾油馏分的切割点为320℃，下同)。将获得的煤油馏分引入煤油分馏塔中进行进一步分馏，得到轻质航煤馏分和重质航煤馏分(两者的切割点为210℃)，抽出部分重质航煤馏分循环回原料罐中，而轻质航煤馏分和剩余的重质航煤馏分混合后形成航煤产品出装置。其中，抽出以进行循环的部分重质航煤馏分与航煤产品的重量比为0.2：1，产品石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分的收率分别如表3中所示，且航煤产品的性质如表4中所示。实施例2将来自原料罐中的原料油和氢气依次引入加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，加氢精制反应区、加氢裂化反应区中的反应条件如表2中所示，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。将获得的煤油馏分引入煤油分馏塔中进行进一步分馏，得到轻质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出部分重质航煤馏分循环回原料罐中，而轻质航煤馏分和剩余的重质航煤馏分混合后形成航煤产品出装置。其中，抽出以进行循环的部分重质航煤馏分与航煤产品的重量比为0.4：1，产品石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分的收率分别如表3中所示，且航煤产品的性质如表4中所示。实施例3将来自原料罐中的原料油和氢气依次引入加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，加氢精制反应区、加氢裂化反应区中的反应条件如表2中所示，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。将获得的煤油馏分引入煤油分馏塔中进行进一步分馏，得到轻质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出部分重质航煤馏分循环回原料罐中，而轻质航煤馏分和剩余的重质航煤馏分混合后形成航煤产品出装置。其中，抽出以进行循环的部分重质航煤馏分与航煤产品的重量比为0.9：1，产品石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分的收率分别如表3中所示，且航煤产品的性质如表4中所示。表2表3收率/重量％实施例1实施例2实施例3对比例1对比例2对比例3石脑油馏分24.1426.4527.9822.2526.3427.45柴油馏分11.0210.7810.3910.410.8810.66尾油馏分31.1731.0631.3831.3531.1231.21表4对比例1将来自原料罐中的原料油和氢气依次引入加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，加氢精制反应区、加氢裂化反应区中的反应条件如表2所示，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分，产品石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分的收率如表3所示，航煤产品的性质如表4中所示。对比例2将来自原料罐中的原料油和氢气依次引入加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，加氢精制反应区、加氢裂化反应区中的反应条件与实施例2中相同，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。抽出部分获得的煤油馏分循环回原料罐中，而剩余部分的煤油馏分作为航煤产品出装置。其中，抽出以进行循环的煤油馏分与航煤产品的重量比为0.4：1，产品石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分的收率如表3所示，且航煤产品的性质如表4中所示。对比例3将来自原料罐中的原料油和氢气依次引入加氢精制反应区和加氢裂化反应区中分别与加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂进行接触反应，将反应得到的混合物依次引入高压分离器和低压分离器中进行气液分离，得到液相产物；其中，加氢精制反应区、加氢裂化反应区中的反应条件与实施例2中相同，并且将该液相产物引入第一分馏塔中进行分馏，得到石脑油馏分、煤油馏分、柴油馏分和尾油馏分。将获得的煤油馏分引入煤油分馏塔中进行进一步分馏，得到轻质航煤馏分和重质航煤馏分，抽出部分轻质航煤馏分循环回原料罐中，而剩余部分的轻质航煤馏分和重质航煤馏分混合后形成航煤产品出装置。其中，抽出以进行循环的部分轻质航煤馏分与航煤产品的重量比为0.4：1，产品石脑油馏分、柴油馏分和尾油馏分的收率如表3所示，且航煤产品的性质如表4中所示。由实施例1与对比例1的数据可知，在相近的反应条件及基本相同的转化深度下(>320℃尾油收率约为31％)，通过特定地循环少量重质航煤馏分(循环量：产品航煤量为0.2：1)，可以有效提高航煤的烟点，与对比例1相比，实施例1航煤烟点由23.0mm提高到24.2mm)。由实施例1与对比例2的数据可知，在相近的反应条件及基本相同的转化深度下(>320℃尾油收率约为31％)。当产品航煤烟点均达到24.2mm时，与对比例2相比，实施例1中需要的循环航煤量更少(实施例1中循环航煤量：产品航煤量为0.2：1；对比例2中循环航煤量：产品航煤量为0.4：1)，这说明与全馏分航煤相比，特定地循环重质航煤馏分改善航煤烟点的效果更佳。另外，从上述结果还可以看出，实施例1中得到的航煤收率也略高与对比例中的结果，高约1.9％。由实施例1-3中的数据可知，通过增加循环的重质航煤馏分的量，可以有效提高航煤的烟点，在实施例1-3中，循环馏分量与产品航煤量之比由0.2：1增加至1：1，航煤烟点由24.2mm提高到26.0mm。由实施例2与对比例2的结果可知，在相近的反应条件和基本相同的反应深度下(>320℃尾油收率约为31％)，通过特定地循环中质航煤馏分较循环全馏分煤油有更好的效果，航煤烟点可增加1.0个单位。由实施例2与对比例3的结果可知，在相同的反应条件下，通过特定地循环重质航煤馏分较循环轻质馏分航煤有更好的效果，航煤烟点可增加1.7个单位。而且，航煤的收率也略有增加。从上述实施例1-3和对比例1-3的结果还可以看出，通过本发明提供的方法，可以有效改善航煤的烟点，使之满足3喷气燃料的指标。优选情况下，本发明的方法循环量低，操作成本也低。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 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