CN112322348B - 从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的方法和系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的方法及系统。主要解决以往技术以芳烃为目标产品时，石脑油芳烃纯度不高的问题。本发明通过将催化柴油物流经过加氢精制分离杂质后进行加氢裂化反应，反应后分离得到包括轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油和重质尾油在内的馏分；其中以重量份数计，所述加氢裂化催化剂包括：a₂)5～80份固体酸沸石；b₂)0.05～8份VIII族金属；c₂)3～25份VIB族金属氧化物；d₂)0.1～2份VIB族金属硫化物；e₂)20～95份第一粘结剂。可用于从催化裂化轻柴油生产含高品质轻质芳烃的重石脑油，解决了加氢裂化芳烃纯度不高的问题，取得了较好的技术效果。

Description

从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的方法和系统

技术领域

本发明涉及石油催化裂化技术领域，具体涉及一种从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的加氢裂化方法和系统。

背景技术

苯和对二甲苯(PX)是重要的基本有机化工原料，广泛用于生产聚酯、化纤等产品，与国民经济发展及人们的衣食住行密切相关，近年来需求强劲、增量迅速。芳烃原料的来源主要有两条工艺路线：一条原料路线是石脑油经过催化重整、芳烃抽提得到芳烃原料；另一条原料路线是将乙烯装置的副产品—裂解汽油经过加氢、芳烃抽提得到芳烃原料，从而把低附加值的原料转化为高附加值芳烃产品。乙烯装置和芳烃联合装置都以石脑油为原料，有限的石脑油资源还要满足快速增长的车用汽油需求。降低对原料石脑油的依赖程度，拓展芳烃原料资源，是当前发展石油化工的重要课题。

随着芳烃、烯烃和炼油工业的快速发展，国内每年有多达数千万吨的劣质重芳烃副产，包括来自芳烃联合装置的重整C10+芳烃(HAB)、蒸汽裂解制乙烯装置的乙烯焦油(PGO)和炼油催化裂化装置的轻柴油(LCO)等。这些劣质重芳烃的主要成份是C₁₁+烷基苯和稠环芳烃，其中的稠环芳烃由萘/烷基萘、茚/烷基茚、苊/烷基苊、联苯、蒽和菲等构成，这些稠环芳烃主要通过氢转移、缩合等反应产生。这些炼化副产除少量用于生产溶剂油或萘等产品外，只能通过加工进入柴油池，部分企业甚至将其作为燃料油使用。

LCO的含硫量0.2～1.5wt％，氮含量100～1500ppm，十六烷值只有15～25，点火性能差，加工成车用柴油的技术经济性不佳。其总芳烃含量高达70wt％以上，其中萘系双环芳烃占到70wt％左右，单环芳烃和三环芳烃约各占15wt％左右，其它为烷烃、环烷烃和烯烃等。我国催化裂化(FCC)装置年加工量已接近2亿吨，LCO的年生产量超过4000万吨。随着市场对柴油需求的转向疲软，从LCO生产柴油越来越不经济。

当前国内外普遍采用的LCO加工手段包括加氢改质、轻油型加氢裂化、选择加氢后催化裂化等。加氢改质工艺，如UOP公司的Unicracking工艺(US5026472)，具有良好芳烃加氢饱和性能和开环选择性，芳烃转化深度很高，保证较大的十六烷值提高幅度和有较高的柴油收率，但该工艺的目标产物高十六烷值柴油。轻油型加氢裂化则是将轻柴油组分经过精制后，剧烈饱和加氢，得到石脑油馏分的重整料或汽油馏分，此过程也存在原料转化为芳烃收率较低的问题。若石脑油馏分用于重整制芳烃原料，过度饱和后生成的环烷烃和链烷烃还要在重整装置中转化为芳烃，不是一条经济的路线。如CN101684415A专利描述的轻油型加氢裂化方法，不直接产芳烃，重石脑油的芳潜最高只有57％。

专利CN101724454A和文献(Catalysis Today，271(2016)149–153，Directproduction of high octane gasoline and ULSD blend stocks byLCO hydrocracking，Chong Peng et al)介绍了加氢精制和加氢裂化的单段串联方案，能够从催化裂化轻柴油得到高辛烷值汽油。其中65-210℃馏分的芳烃含量为62.01％，由于C8、C9和C₁₀馏分均含有较高含量的非芳，无法与现有芳烃联合装置的总流程整合。而且，还产出了约40wt％左右的低品质柴油，较原料LCO的芳烃含量更低，循环作为加氢裂化装置的原料将带来目标产品收率低的问题。

CN103328416A和CN103509588A分别公开了选择加氢后催化裂化的路线，可用于从LCO生产芳烃和烯烃。但由于催化裂化过程是不临氢环境，所产芳烃的烯烃含量较高，用于生产BTX芳烃还需要进行加氢去烯烃。

目前，仍然没有理想的方案，从催化柴油直接生产轻质芳烃纯度高的石脑油，满足芳烃联合装置的需求。

发明内容

针对现有技术中以轻质芳烃为目标产品时，重石脑油馏分的轻质芳烃纯度过低的问题，本发明提供一种从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的方法，将重芳烃原料依次经过加氢精制和选择转化从而生产高纯度轻芳烃的重石脑油，取得了较好的技术效果。本发明可应用于从催化裂化柴油生产轻质芳烃的工艺，具有所得重石脑油中芳烃含量高，其中的C₈A、C₉A和C₁₀A馏分直接满足芳烃联合装置对原料质量要求的特点。

本发明所述的轻质芳烃是指碳数小于10的芳烃，包括C6芳烃，例如苯；C7芳烃，例如甲苯；C8芳烃，例如乙苯、二甲苯；C9芳烃，例如甲乙苯、丙苯、三甲苯；C10芳烃，例如四甲苯、二甲基乙基苯、二乙苯等。

本发明的目的之一是提供一种从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的方法。

本发明所述的从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的方法，包括以下步骤：

1)将重质芳烃在临氢条件下与加氢精制催化剂接触，得到第一物流；

2)将所述第一物流分离杂质后得到的液相物流在临氢条件下与加氢裂化催化剂接触，得到第二物流；

3)将所述第二物流进行分离，得到包括干气(富含甲烷和乙烷的氢气)、轻烃(富含C3-C5烷烃的物流)、富含轻质芳烃的重石脑油(富含苯-甲苯物流、二甲苯物流、C₉芳烃和C₁₀芳烃物流)和重质尾油(含C₁₀以上重芳烃)在内的馏分。

根据本发明的一个方面：本发明所述方法的步骤1)，作为原料油的所述重质芳烃在临氢条件下与加氢精制催化剂接触，进行加氢精制反应：重质芳烃物流和氢气与加氢精制催化剂接触，脱除大部分的硫、氮杂质(脱硫脱氮)，并发生保留一个芳环的稠环芳烃的选择饱和反应。所述加氢精制可以按照本领域常规已知的任何方式和任何方法进行，只要将所述催化柴油实现脱硫脱氮，并将其中的稠环芳烃加氢饱和保留一个芳环即可，并没有特别的限定。重质芳烃经过加氢精制后得到的第一物流，主要包含脱除了绝大部分硫氮杂质的精制重质芳烃、含硫化氢和氨的气相；其芳烃的总保留率大于90wt％，优选芳烃的总保留率大于91％，更优选芳烃的总保留率大于92％。

根据本发明的一个方面：本发明所述方法的步骤1)加氢精制后所得的第一物流要进行杂质分离，分离其中硫化氢和氨等杂质后再进入步骤2)。所述的分离杂质优选包括气液分离和汽提(如硫化氢汽提)在内的步骤，得到分离了硫化氢和氨等杂质的液相流出物，即分离杂质的第一物流。所述的液相流出物中所含的硫都以大分子噻吩硫的形式存在，其中硫含量小于100ppm，优选小于60ppm；其氮含量小于50ppm，优选小于15ppm。更具体地可采用现有技术通常的分离技术(包括分离条件、装置等)，比如含气相注水洗氨的气液分离、液相汽提脱硫化氢等。

本发明的方法所述步骤1)中，所述的加氢精制反应为现有技术公知的催化柴油加氢精制技术。其加氢精制反应条件可采用现有技术中已知的重质芳烃(如催化柴油)加氢精制的反应条件；其所述加氢精制催化剂可以采用现有技术中已有的任何类型的加氢精制催化剂，只要能实现步骤1)的重质芳烃加氢精制目的即可。

本发明的方法，所述步骤1)加氢精制段的加氢精制反应条件优选为：

氢油体积比500～3000Nm³/m³，优选800～2000Nm³/m³，更优选1000～1500Nm³/m³；

反应器入口温度280-420℃，优选300～410℃，更优选310～390℃；

氢气分压力为5～10MPa，优选5～8MPa，更优选6～7MPa；

空速0.5～2.0小时^-1，优选0.6～1.5小时^-1，更优选0.8～1.2小时^-1。

在本发明的方法中，步骤1)的加氢精制催化剂可优选为以下：

以重量份数计包括：a₁)60～99.9份，优选65～99.9份，优选70～99.9份，更优选75～99.9份载体；和b₁)加氢金属氧化物，其中加氢金属氧化物的重量份数为0.1～40份，优选0.1～35份，优选0.1～30份，更优选0.1～25份；基于所述载体和所述加氢金属氧化物的总重量份数；

以重量份数计，所述载体包括：60～100份的氧化铝；0～40份的氧化硅；基于所述氧化铝、所述氧化硅的总重量份数；

所述加氢金属优选选自由镍、钴、钼、钨和铁组成的组中的至少一种。所述加氢金属在负载后进行预硫化。所述加氢金属预硫化采用本领域现有技术通常的催化剂预硫化方法。

本发明的加氢精制催化剂更优秀为镍钼硫/氧化铝双金属、镍钼钨硫/氧化铝三金属型催化剂，脱氮效果较好。

本发明所述加氢精制催化剂可采用本领域的任何方法进行制备，例如载体可通过本领域的挤条、滚球或油柱成型等方法制备；催化剂可通过载体成型然后浸渍金属的方法制备。

根据本发明的一个方面：本发明所述方法的步骤2)，对分离杂质后的第一物流在临氢条件与加氢裂化催化剂接触进行加氢裂化反应。所述加氢裂化反应将第一物流加氢精制分离杂质后得到的液相物流加氢裂化为第二物流。步骤2)加氢裂化的目的是将第一物流中部分饱和的C₁₁ ⁺重芳烃发生开环和脱烷基反应，得到选择转化产物；所述选择转化产物是指碳数小于11的芳烃，包括C₆芳烃，例如苯；C₇芳烃，例如甲苯；C₈芳烃，例如乙苯、二甲苯；C₉芳烃，例如甲乙苯、丙苯、三甲苯；C₁₀芳烃，例如四甲苯、二甲基乙基苯、二乙苯。具体地，本步骤的加氢裂化反应在保留第一物流重芳烃中多环芳烃的一个芳环的前提下发生裂解反应，有效控制饱和深度和开环位置，同时还能使得第一物流中的大分子非芳烃发生异构化及裂解；在经济氢耗下最大化生产轻质芳烃。本步骤的加氢裂化反应可以按照本领域常规已知的加氢裂化反应的任何方式和任何方法进行，只要能将所述第一物流加氢裂化成所述的第二物流即可。

本发明的方法，所述步骤2)加氢裂化的反应条件可采用现有技术中通常加氢裂化反应的反应条件。

在本发明中所述加氢裂化反应条件优选包括：

氢油体积比800～5000Nm³/m³，优选1000～4000Nm³/m³，更优选1500～3000Nm³/m³；

反应器入口温度280-450℃，优选300～430℃，更优选310～400℃

氢气分压力5～10MPa，优选5～9MPa，更优选6～8MPa；

空速0.5～2.0小时^-1，优选0.6～1.5小时^-1，更优选0.8～1.2小时^-1。

为了实现本发明所述的第一物流向第二物流的转化，本发明所述的加氢裂化催化剂优选为本申请人的中国专利申请ZL201810153543.5中提供的催化剂。中国专利申请ZL201810153543.5的内容在此通过引用全文并入本文中。该优选的加氢裂化催化剂为包括固体酸功能和加氢金属功能的双功能催化剂，具体如下：

以重量份数计，所述加氢裂化催化剂包括：a₂)5～80份固体酸沸石；b₂)0.05～8份VIII族金属；c₂)3～25份VIB族金属氧化物；d₂)0.1～2份VIB族金属硫化物；e₂)20～95份第一粘结剂；以上各组分的重量份数基于催化剂总重量份数。本发明所述加氢裂化催化剂除以上主要组分外还可以包括本领域催化剂常用的其他助剂，例如硅藻土、活性粘土等。用量可为通常用量。

本发明所述加氢裂化催化剂的固体酸沸石，优选丝光沸石、β沸石、ZSM沸石、EU-1沸石、SAPO沸石和Y沸石中的至少一种；

所述固体酸沸石优选晶粒直径小于500纳米，优选小于400纳米，更优选小于300纳米，更优选小于200纳米；

所述固体酸沸石优选硅铝分子比为10～500，优选10～200，更优选11～80，更优选20～60。

本发明加氢裂化催化剂的加氢金属组分为所述VIII族金属、VIB族金属氧化物、VIB族金属硫化物的复合物。具体：

所述VIII族金属优选铂、钯、钴、镍和铱中的至少一种；

所述VIB族金属氧化物优选氧化钼和氧化钨中的至少一种；

所述VIB族金属硫化物优选硫化钼和硫化钨中的至少一种。

本发明加氢裂化催化剂的所述第一粘结剂优选氧化铝、氧化硅-氧化铝复合物、氧化钛-氧化铝复合物和氧化镁-氧化铝复合物中的至少一种。

本发明所述加氢裂化催化剂可采用本领域的任何方法进行制备，例如载体可通过本领域的挤条、滚球或油柱成型等方法制备；催化剂可通过载体成型然后浸渍金属的方法制备。具体地，可以用包括以下步骤的方法制备：

所述固体酸沸石与第一粘合剂混合后，混捏、挤条、60～150℃烘干后在500～600℃空气气氛中焙烧3～6小时，即得所需的催化剂载体。以VIII族金属化合物和VIB族金属化合物配制复合金属水溶液，通过等体积浸渍方法浸渍催化剂载体，60～150℃烘干后在450～520℃空气气氛中焙烧1～4小时，得到催化剂前体。催化剂前体在氢气条件下还原到400～500℃并保持2～24小时(预还原)，之后降温到300～380℃后，注入硫化剂硫化4～24小时，即可得到所需的加氢裂化催化剂。

本发明的此优选方案中，加氢裂化催化剂上的VIII族金属和VIB族金属具有特殊的组合方式，提供了中等强度的加氢中心，有效抑制了加氢裂化反应中过度加氢副反应的发生，加氢裂化所得的石脑油中芳烃产品纯度大幅提高。而且，加氢精制产物经过杂质分离后进行加氢裂化反应，杂质分离过程将加氢精制生成的氨有效去除，消除了对沸石酸中心的抑制作用，最后所得石脑油馏分中非芳烃的裂解反应得到了强化，进一步提高了芳烃的纯度。基于此，在从重质芳烃直接生产高品质轻质芳烃的方向上，取得了较好的技术效果。

根据本发明的一个方面：本发明所述的方法，所述步骤3)第二物流的分离优选包括对第二物流进行包括气液分离和分馏步骤在内的分离方法。

具体地，所述第二物流经过气液分离，分离出干气外放，液相进行分馏，按不同的温度范围分馏出所述的轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油和重质尾油在内的馏分。所述的富含轻质芳烃的重石脑油可送往芳烃联合装置(PX装置)进行芳烃产品的生产。以上所述的气液分离和分馏都可采用现有技术中常用的气液分离和分馏的技术(包括其分离条件和装置等)。

本发明所述的方法，其中步骤3)分离第二物流得到包括干气、轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油(65-210℃馏分)及重质尾油(＞210℃馏分)等在内的物流。其中干气含量1～4wt％、轻烃含量30～65wt％、富含轻质芳烃的重石脑油25～45wt％、重质尾油5～30wt％。

本发明的方法，第二物流经步骤3)的分离后所得的重石脑油馏分，其芳烃总含量大于等于75wt％；优选其中136-144℃切割馏分的芳烃含量大于95％，其余为非芳烃；145-170℃切割馏分的芳烃含量大于95％，其余为非芳烃；171-210℃切割馏分的芳烃含量大于98％其余为非芳烃。乙苯的沸点为136℃，对二甲苯的沸点为138℃，间二甲苯的沸点为139℃，邻二甲苯的沸点为144℃，故此本发明所得重石脑油的136-144℃馏分可将碳八芳烃最大程度富集，可作为原料送往吸附分离或结晶分离装置生产对二甲苯。145～170℃馏分和171-210℃馏分分别富含C9A和C10A，送往芳烃联合装置，作为甲苯歧化单元的原料。本发明所得重石脑油的65-135℃更低馏分送往芳烃联合装置的溶剂抽提单元，分离出纯的苯和甲苯，甲苯又可通过歧化和烷基转移反应转化为二甲苯。

本发明所述的从重质芳烃生产轻质芳烃的加氢裂化方法，所得的65-210℃馏分(重石脑油)的硫含量小于0.5ppm，硫含量低，满足工业上对芳烃硫杂质含量指标的要求。

步骤3)得到的重质尾油，其总芳烃含量高于重质芳烃原料总芳烃含量，优选高3％以上，更优选为5％以上；其终馏点低于重芳烃原料的终馏点。所述重质尾油中芳烃含量优选高于非芳烃含量，更优选其中芳烃含量可达80wt％以上，最优选达到90wt％以上。

根据本发明的一个方面：本发明的方法可将步骤3)得到重质尾油循环回步骤1)在临氢条件下与加氢精制催化剂接触进行加氢精制，最大化生产轻质芳烃。

本发明所述的重质芳烃生产轻质芳烃的方法，其中作为原料油的重质芳烃可以是来自现有技术的催化裂化装置的催化柴油，其总芳烃含量大于70wt％，初馏点大于等于160℃，终馏点小于等于380℃，硫含量介于200-15000wt ppm，氮含量介于100-1500wt ppm。更优选地，催化裂化柴油原料中总芳烃含量大于80％，其中双环芳烃占70wt％，单环芳烃和三环芳烃约各占15wt％。双环芳烃主要包括萘系物、茚系物、苊类等双环芳烃，三环芳烃包括蒽、菲类等。

对所述催化柴油的组成没有特别的限定，可源自不同产地原油的催化柴油，组成不尽相同。但作为举例，所述催化柴油主要含有烷烃、环烷烃、烯烃、含硫烃类、含氮烃类、C₁₁ ⁺烷基苯和稠环芳烃等组分。其中，C₁₁ ⁺烷基苯的含量范围为10～40wt％，稠环芳烃的含量范围为15～50wt％，硫的含量范围为200～15000wt ppm，氮的含量范围为100～1500wt ppm，其它为高沸点烷烃、环烷烃和烯烃。

本发明的目的之二是提供所述从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的系统。

本发明所述的一种从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的系统，包括：

第一装置；其配置成接收所述重质芳烃、以及排放第一物流；

第二装置；其配置成接收所述第一物流分离杂质后的液相物流、以及排放第二物流；

第一分离区；其配置成接收所述第二物流；排放包括所述干气、轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油和重质尾油在内的馏分。

具体地：

本发明所述的系统，还可以配置有将所述重质尾油循环至所述第一装置的管道。

本发明所述的系统，其中第一装置配置有进行加氢精制的反应器，其加氢精制反应器为固定床反应系统。具体可采用现有技术中已有的固定床反应系统，更优选配置有循环氢系统的固定床反应系统。所述加氢精制反应器装填有所述加氢精制催化剂，其入口温度可在250-450℃。

本发明所述的系统，其中第二装置配置进行加氢裂化的反应器，其加氢裂化反应器为固定床反应系统。具体可采用现有技术中已有的固定床反应系统，更优选配置有循环氢系统的固定床反应系统。所述加氢裂化反应器装填有所述加氢裂化催化剂，其入口温度可在280-450℃。

本发明所述的系统，其中第一分离区包括顺序联接的气液分离器、分馏系统，用以顺序分离得到包括干气、轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油和重质尾油在内的馏分。

进一步优选，所述第二物流经过气液分离器，分离出干气和液相物流，所述液相物经分馏系统(比如分馏塔)按不同的温度范围分馏出所述的轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油和重质尾油在内的馏分。所述的富含轻质芳烃的重石脑油可送往芳烃联合装置(PX装置)进行芳烃产品的生产。塔底分离出的所述重质尾油优选循环回第一装置。所述的气液分离装置和分馏装置都可采用现有技术中常用的气液分离装置和分馏系统，比如气液分离器、分馏塔等。

本发明所述的系统，其中第一装置和第二装置之间配置有第二分离区，用以分离所述第一物流中的包括硫化物和/或氮化物在内的杂质。所述第二分离区配置成接收所述第一物流、以及排放气相、硫化氢和氨物流以及分离杂质后的第一物流(即分离杂质后的液相物流)。所述第二分离区的分离装置可采用现有技术中通常的分离装置，例如气液分离器(带气相注水洗氨)、汽提装置(如液相汽提脱硫化氢装置等汽提塔)等。

本发明方法提供了一种从催化柴油等重质芳烃生产轻质芳烃的加氢裂化方法，本发明所得富含轻质芳烃的重石脑油产品可直接送入芳烃联合装置。解决了以往技术以芳烃为目标产品时，作为原料的石脑油芳烃纯度不高的问题。本发明所述方法的一个优选方案在于VIII族/VIB族金属组合的加氢裂化催化剂提供了中等强度的加氢中心，有效抑制了选择转化反应中过度加氢副反应的发生，使得重质芳烃在加氢精制过程生成的四氢萘和茚系物更倾向于发生饱和环裂解反应而生成轻质芳烃。

本发明的方法通过将重质芳烃，如从催化裂化装置来的催化柴油物流，经过加氢精制，将催化柴油物流中的杂质硫和氮进行脱除，而且使其中的稠环芳烃和多环芳烃发生选择性加氢饱和反应，加氢至只保留一个芳环的产物，如四氢萘、茚和多烷基苯等，然后该物流分离杂质后进行加氢裂化，产生干气、轻烃、富含苯、甲苯、二甲苯、C₉芳烃、C₁₀芳烃等轻质芳烃的重石脑油及重质尾油等物流；塔底含重芳烃物料可循环进入加氢精制段，最大化生产轻质芳烃；从而提高了轻质芳烃收率，减小了芳烃损失，降低氢耗。较好地解决了现有技术问题，用于增产芳烃产品取得了较好的技术效果。

本发明所述的技术方案中，经过加氢精制段，催化柴油物流中芳烃的保留率大于90％，硫含量降低到100ppm以下，氮含量降低到50ppm以下，终馏点降低10℃以上；催化柴油物流依次经过加氢精制、分离杂质和加氢裂化后，C₁₀以上烃类转化为碳十及以下单环芳烃，其单程转化率大于60％。

与现有技术相比，本发明的技术方案采用加氢精制-加氢裂化两段法工艺(加氢精制后分离杂质再进行加氢裂化)，双段双催化剂(加氢精制催化剂及加氢裂化催化剂)方案。主要解决现有技术中存在的重石脑油馏分的轻质芳烃纯度过低的问题。对比传统的加氢精制-加氢裂化单段双催化剂(加氢精制后不经分离杂质直接进行加氢裂化)的催化柴油制高辛烷值汽油工艺，本发明加氢裂化产物中重石脑油(65-210℃切割馏分)含量高，136-144℃切割馏分的C8芳烃、145-170℃切割馏分的C9芳烃及171-210℃切割馏分的C10芳烃纯度满足芳烃联合装置指标要求。

附图说明

图1是根据本发明的由重质芳烃生产轻质芳烃的加氢裂化方法示意图。该图旨在示意性说明本发明而非对其进行限制。

1为催化裂化柴油等重质芳烃原料，2为第一装置(加氢精制装置)，3为加氢精制产物(第一物流)，4为气液分离器，5为分离的硫化氢和氨的气相物流，6为气液分离后的液相物流；7为脱硫化氢汽提塔，8为含硫化氢汽提物流，9为分离杂质后的第一物流(分离杂质后的液相物流)，即精制重质芳烃，10为第二装置(加氢裂化装置)，11为第二物流，12为第二物流的分离单元，包括气液分离器、分馏塔，13为包括C3-C5烷烃的轻烃产物，14为可送往芳烃联合装置的富含高品质轻质芳烃的重石脑油，15为循环回加氢精制装置的重质尾油，部分外排。

具体实施方式

下面结合具体附图及实施例对本发明进行具体的描述，有必要在此指出的是以下实施例只用于对本发明的进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，本领域技术人员根据本发明内容对本发明做出的一些非本质的改进和调整仍属本发明的保护范围。

本说明书提到的所有出版物、专利申请、专利和其它参考文献全都通过引用并入本文。除非另有定义，本说明书所用的所有技术和科学术语都具有本领域技术人员常规理解的含义。在有冲突的情况下，以本说明书的定义为准。

当本说明书以词头“本领域技术人员公知”、“现有技术”或其类似用语来导出材料、物质、方法、步骤、装置或部件等时，该词头导出的对象涵盖本申请提出时本领域常规使用的那些，但也包括目前还不常用，却将变成本领域公认为适用于类似目的的那些。

在本申请文件中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。在下文中，各个技术方案之间原则上可以相互组合而得到新的技术方案，这也应被视为在本文中具体公开。

以下详细描述本发明的具体实施方式，但是，本发明并不限于所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，在以下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，由此而形成的技术方案属于本说明书原始公开内容的一部分，同时也落入本发明的保护范围。

在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的压力为表压。

在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的空速为液时空速LHSV。

在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的所有百分数、份数、比率等都是以重量为基准的，除非以重量为基准时不符合本领域技术人员的常规认识。

图1是本发明催化柴油生产轻质芳烃的加氢裂化方法的工艺流程示意图，图中省略了许多常规设备，如泵、压缩机、换热器、抽提装置、管线等，但这些设备对本领域普通技术人员是公知的。如图1所示，本发明所述的方法的流程详细描述如下：

作为原料油的催化柴油1与氢气或富氢气体混合进入装填有加氢精制催化剂的加氢精制装置2，得到含硫化氢和氨的加氢精制后的催化柴油，即加氢精制段出口物流3(第一物流)；第一物流经过第二分离区的气液分离器4和硫化氢汽提塔7分离出加氢精制过程中脱氮脱硫得到的硫化氢和氨等杂质后，得到分离杂质后的第一物流(分离杂质后的液相物流)9。该物流在氢气气氛下进入装填有加氢裂化催化剂的加氢裂化装置10。富含轻烃和轻质芳烃的加氢裂化装置出口物流(第二物流)11进入第一分离区12，经分离得到干气、含C3-C5烷烃的轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油，及重质尾油--第三物流17。第三物流17可循环至加氢精制装置，部分外排。

具体地，第一分离区12包括顺序联接的气液分离器和分馏塔(附图中未详示)。

本发明中涉及的催化剂的组成分析均采用本领域现有的分析方法。例如，对于所述选择转化催化剂可通过ICP(电感耦合等离子体)和XRF(X射线荧光)方法分析催化剂的组成。用XPS(X射线光电子能谱)方法确定VIB族金属氧化物和金属硫化物的组成比例。ICP测试条件为：Varian 700-ES系列XPS仪。XRF测试条件为：Rigaku ZSX 100e型XRF仪。XPS测试条件：Perkin Elmer PHI 5000C ESCA型X射线光电子能谱仪，使用Mg K激发光源，操作电压l0kV，电流40mA，真空度4.0×10-8Pa。

本发明中，通过全二维气相色谱分析原料、加氢精制产物的烃类族组成。全二维色谱(GC×GC)由配有氢火焰离子化检测器(FID)的美国安捷伦公司的Agilent 7890A气相色谱仪和雪景科技固态热调制器(SSM)组成。色谱柱1为HP-PONA毛细管柱，采用程序升温，升温程序为50℃恒温2min，然后以1.5℃/min的速率升温至275℃，恒温维持2min。色谱柱2为DB-17HT毛细管柱。采用10s的调制周期，控制软件为SSM_viewer，数据处理软件采用FreeMat。

本发明中，通过气相色谱法测定产品组成。色谱型号为Agilent7890A，配备FID检测器，FFAP毛细管色谱柱进行分离，色谱柱采用程序升温，初始温度90℃，保持15min，然后以15℃/min速率升温至220℃，维持45min。

实施例及对比例主要结果数据的计算：

1、加氢精制反应的总芳烃保留率计算公式为：

2、C₁₁ ⁺芳烃的转化率计算公式为：

其中，对于本发明实施例的双段双剂工艺来讲，其C₁₁ ⁺芳烃转化率是根据加氢裂化反应器前后的C₁₁ ⁺芳烃来计算；对于对比例的单段双剂工艺来讲，其C₁₁+芳烃转化率是根据进加氢精制反应器的C₁₁ ⁺芳烃含量和出加氢裂化反应器的C11+芳烃含量来计算。

3、重石脑油中芳烃含量计算公式为：

4、重石脑油中碳八芳烃纯度计算公式为：

5、重石脑油中碳九芳烃纯度计算公式为：

6、重石脑油中碳十芳烃纯度计算公式为：

本发明实施例和对比例的催化剂原料均可市售而得。

【对比例1】

工艺流程：采用传统的单段双剂方法加工催化柴油原料1，即将作为原料油1的催化柴油经过加氢精制后不经分离杂质直接进行加氢裂化；催化剂分别采用加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂，依次填装在串联的加氢精制反应器和加氢裂化反应器中。原料性质见表1，原料油1的催化柴油芳烃含量为88.44wt％。

催化剂：

加氢精制催化剂A1：100g拟薄水铝石加入2g田菁粉、9ml硝酸和60ml水，混捏成团、挤条，室温养生24h，100℃条件下12h烘干，空气气氛中550℃焙烧3h得到加氢精制催化剂载体。以7.90g六水合硝酸镍、8.71g钼酸铵、9.18g偏钨酸铵和10ml氨水，溶于水中得到50ml澄清溶液。取加氢精制催化剂载体50g，以等体积浸渍方式加入50ml溶液浸泡3小时，110℃条件下12h烘干，空气气氛中500℃焙烧4h得到加氢精制催化剂A1：组成为3.0wt％NiO-10.5wt％MoO₃-12.7wt％WO₃/73.8wt％Al₂O₃，含有镍、钼、钨三种金属。

加氢裂化催化剂B1：以43gUSY分子筛(硅铝比12，干基含量90wt％)、72.3g拟薄水铝石、2g田菁粉均匀混合，加入12ml硝酸和90ml水，混捏成团、挤条，室温养生24h，110℃条件下12h烘干，空气气氛中550℃焙烧3h得到加氢裂化催化剂载体。4.34g硝酸镍，5.75g钼酸铵和20ml氨水在水中溶解得到50ml水溶液。取加氢裂化催化剂载体50g，以等体积浸渍方式加入50ml溶液浸泡3小时，110℃条件下12h烘干，空气气氛中500℃焙烧4h得到加氢裂化催化剂B1：组成为2.0wt％NiO-8.4wt％MoO₃/39.0wt％USY-50.6wt％Al₂O₃，含有镍、钼两种金属，采用USY分子筛作为固体酸组分。

催化剂预硫化：以含0.5％二硫化碳的环己烷溶液注入依次装有加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂的固定床反应器，从室温按10℃/h程序升温到硫化终点温度360℃，并在此温度保持12h，完成加氢精制和加氢裂化催化剂的预硫化。

经过硫化后加氢精制催化剂A1’的组成为3.1wt％NiS-10.2wt％MoS₂-13.2wt％WS₂/73.5wt％Al₂O₃，VIB族和VIII族金属以硫化态形式存在。经过硫化后加氢裂化催化剂B1’的组成为2.1wt％NiS-8.5wt％MoS₂/38.5wt％USY-50.9wt％Al₂O₃，VIB族和VIII族金属以硫化态形式存在。

所述加氢精制和加氢裂化反应条件及相应催化剂见表2。

表1

	原料油1
		密度(4℃)	0.953
硫(wtppm)	1230
		氮(wtppm)	432
非芳香烃(wt)	11.56
		单环芳烃(wt％)	39.40
稠环芳烃(wt％)	49.04
		蒸馏试验(D-86)	℃
初馏点	175
		5％	190
10％	194
		30％	231
50％	254
		70％	273
90％	292
		终馏点	331

表2

加氢裂化段压力同加氢精制段压力。

催化柴油原料油1和氢气混合后，依次通过固定床反应器的加氢精制段和加氢裂化段，在分馏系统中分出65-210℃重石脑油馏分和＞210℃重馏分。

计算可得，C₁₀以上烃类的单程转化率57.24wt％。65-210℃重石脑油产品的硫含量为0.74ppm。组成见表3，65-210℃石脑油馏分中，芳烃含量60.87wt％，136-144℃碳八芳烃纯度61.31wt％，145-170℃碳九芳烃纯度78.40wt％，171-210℃碳十芳烃纯度80.36wt％。

表3

＞210℃重馏分的分析结果见表4。硫氮含量分别为15.4ppm和1.8ppm。非芳烃含量35.67wt％，单环芳烃含量47.94wt％，稠环芳烃含量16.39wt％，总芳烃含量(64.33wt％)低于原料1。

表4

	＞210℃重馏分
		密度(4℃)	0.926
硫(wtppm)	15.4
		氮(wtppm)	1.8
非芳香烃(wt％)	35.67
		单环芳烃(wt％)	47.94
稠环芳烃(wt％)	16.39

【实施例1】

工艺流程：本实施例进行催化柴油生产富含轻质芳烃重石脑油的工艺流程如图1所示。包括将催化柴油经过加氢精制、分离杂质、加氢裂化之后分离出包括干气、轻烃、重石脑油馏分和重质尾油在内的馏分，并将部分＞210℃重质尾油循环回加氢精制装置。原料油同对比例1原料油1(催化柴油)。

催化剂：

加氢精制催化剂同对比例1的加氢精制催化剂A1，经同条件预硫化后的加氢精制催化剂A1’。所述加氢精制催化剂和反应条件同对比例1(见表2)。

加氢裂化催化剂B2：

70wt％的β沸石(硅铝分子比SAR＝25)与30wt％的氧化铝经混捏、挤条成型后得催化剂载体。再将适量硝酸镍和钨酸铵配制成澄清溶液，通过等体积浸渍后再100℃烘干、500℃空气中焙烧2小时，得到催化剂前体。催化剂前体在氢气条件下还原到450℃还原时间4小时，降温到330℃后再注入二甲基二硫硫化4小时，可得到所需的加氢裂化催化剂。以催化剂总重为100重量份数计，其组成为3.5份Ni-5.0份WO₃-0.27份WS₂/50份β沸石-41.23份Al₂O₃。

具体工艺流程及产物：

对催化柴油原料油1(同对比例1的催化柴油原料)首先进行加氢精制，加氢精制的反应条件及加氢精制催化剂同对比例1的加氢精制反应条件及催化剂。将催化柴油与氢气混合后，进入加氢精制反应器脱除其中大部分的硫、氮杂质，其中的稠环芳烃发生饱和为只含一个芳环的烃类的反应。表5列出了加氢精制产品(分离杂质之后的第一物流)的硫氮含量、密度、芳香族烃类含量、以及馏分分布。加氢精制产品的硫含量和氮含量分别为57ppm和1.6ppm。根据芳烃族组成数据计算可得，加氢精制过程的总芳烃保留率为93.14wt％。

催化柴油经加氢精制之后的第一物流，经过杂质分离：包括将第一物流经过气液分离，并常压下氮气汽提3h，充分去除溶解在第一物流中的硫化氢。

第一物流分离杂质后的液相物流经过加氢裂化得到第二物流。加氢裂化反应条件及催化剂见表6。

表5

	加氢精制产物
		密度(4℃)	0.922
硫(wtppm)	57
		氮(wtppm)	1.6
非芳香烃(wt％)	17.63
		单环芳烃(wt％)	75.27
稠环芳烃(wt％)	7.10
		蒸馏试验(D-86)	℃
初馏点	168
		5％	178
10％	186
		30％	220
50％	239
		70％	264
90％	285
		终馏点	321

表6

加氢裂化催化剂B2	3.5份Ni-5.0份WO<sub>3</sub>-0.27份WS<sub>2</sub>/50份β沸石-41.23份Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>
		操作压力(氢分压)	5.5 Mpa
反应温度	入口360℃
		空速	0.8h<sup>-1</sup>
氢油比	1600(v/v)

所述第二物流在分馏系统中分出65-210℃重石脑油馏分和＞210℃重馏分。

计算可得：C₁₀以上烃类的单程转化率88.78wt％。65-210℃重石脑油产品的硫含量为0.15ppm，组成见表7：65-210℃石脑油馏分中，芳烃含量92.46wt％，136-144℃碳八芳烃纯度96.58wt％，145-170℃碳九芳烃纯度98.46wt％，171-210℃碳十芳烃纯度99.29wt％。

表7

	芳烃wt％	非芳烃wt％	汇总wt％	芳烃含量wt％
					C6馏分	6.11	4.11	10.22	59.81
C7馏分	24.35	1.93	26.29	92.65
					136-144℃馏分	31.58	1.12	32.70	96.58
145-170℃馏分	19.80	0.31	20.11	98.46
					171-210℃馏分	10.61	0.08	10.69	99.29
全馏分	92.46	7.54	100.00	92.46

＞210℃重馏分的分析结果见表8。硫氮含量分别为9.3ppm和0.7ppm。非芳烃含量8.54％，单环芳烃含量37.56％，稠环芳烃含量53.90％，总芳烃含量(91.46％)高于原料1。90％的＞210℃重馏分送回加氢精制反应器，用于最大化增产轻质芳烃，10％的＞210℃重馏分外排。

表8

	＞210℃重馏分
		密度(4℃)	0.957
硫(wtppm)	9.3
		氮(wtppm)	0.7
非芳香烃(wt)	8.54
		单环芳烃(wt％)	37.56
稠环芳烃(wt％)	53.90

【实施例2】

工艺流程：本实施例进行催化柴油生产富含轻质芳烃重石脑油的工艺流程如图1所示。包括将催化柴油经过加氢精制、分离杂质、加氢裂化之后分离出包括干气、轻烃、重石脑油馏分和重质尾油在内的馏分，并将部分＞210℃重质尾油循环回加氢精制装置。原料性质见表10，原料油2的催化柴油芳烃含量为79.50wt％。

催化剂：

加氢精制催化剂A2：100g拟薄水铝石加入2g田菁粉、9ml硝酸和60ml水，混捏成团、挤条，室温养生24h，100℃条件下12h烘干，空气气氛中550℃焙烧3h得到加氢精制催化剂载体。以10.32g六水合硝酸镍、20.96g钼酸铵和10ml氨水，溶于水中得到50ml澄清溶液。取加氢精制催化剂载体50g，以等体积浸渍方式加入50ml溶液浸泡3小时，110℃条件下12h烘干，空气气氛中500℃焙烧4h得到加氢精制催化剂A2：3.8wt％NiO-24.5wt％MoO₃/71.7wt％Al₂O₃，含有镍、钼双金属组分。

预硫化：以含0.5％二硫化碳的环己烷溶液注入装有加氢精制催化剂的固定床反应器，从室温按10℃/h程序升温到硫化终点温度360℃，并在此温度保持12h，完成加氢精制催化剂A2的预硫化。经过硫化后加氢精制催化剂A2’的组成为4.0wt％NiS-25.9wt％MoS₂/70.1wt％Al₂O₃，VIB族和VIII族金属以硫化态形式存在。。

所述加氢精制反应条件及相应催化剂见表9。

加氢裂化催化剂B3：氢型丝光沸石(SAR＝45)、氢型β沸石(SAR＝25)、氢型ZSM-5(SAR＝27)与拟薄水铝石充分混合后，混捏、挤条、120℃烘干后在550℃空气气氛中焙烧4小时，即得所需的催化剂载体。以氯化钯、硝酸镍和钼酸铵配制三金属溶液，通过等体积浸渍方法浸渍催化剂载体，120℃烘干后在500℃空气气氛中焙烧2小时，得到催化剂前体。催化剂前体在氢气条件下还原到450℃并保持8小时，降温到330℃后注入二甲基二硫硫化4小时，可得到所需的加氢裂化催化剂B3。以催化剂总重量为100重量份计，其组成为：0.2份Pd-6.5份Ni-4.2份MoO₂-7.9份MoO₃-1.1份MoS₂/35份丝光沸石-10份β沸石-11份ZSM-5-24.1份Al₂O₃。

具体工艺流程及产物：

对原料油2的催化柴油首先进行加氢精制，加氢精制的反应条件及加氢精制催化剂见表9。将催化柴油与氢气混合后，进入加氢精制反应器脱除其中大部分的硫、氮杂质，其中的稠环芳烃发生饱和为只含一个芳环的烃类的反应。表10列出了原料油2和加氢精制产品(分离杂质之后的第一物流)的硫氮含量、密度、芳香族烃类含量、以及馏分分布。加氢精制产品的硫含量和氮含量分别为78ppm和11.3ppm。根据芳烃族组成数据计算可得，加氢精制过程的总芳烃保留率为92.40wt％。

表9

表10

催化柴油经加氢精制之后的第一物流，经过杂质分离：包括将第一物流经过气液分离，并常压下氮气汽提3h，充分去除溶解在第一物流中的硫化氢。

第一物流分离杂质后的液相物流经过加氢裂化后得到第二物流。所述加氢裂化反应条件及相应催化剂见表11。

所述第二物流在分馏系统中分出65-210℃重石脑油馏分和＞210℃重馏分。

计算可得：C₁₀以上烃类的单程转化率82.54wt％。在分馏系统中分出65-210℃重石脑油馏分和＞210℃重馏分。65-210℃重石脑油产品的硫含量为0.28ppm。组成见表12，65-210℃石脑油馏分中，芳烃含量83.35wt％，136-144℃碳八芳烃纯度95.87wt％，145-170℃碳九芳烃纯度95.08wt％，171-210℃碳十芳烃纯度98.44wt％。

表11

表12

＞210℃重馏分的分析结果见表13。硫氮含量分别为10.9ppm和1.3ppm。非芳烃含量13.07％，单环芳烃含量49.21％，稠环芳烃含量51.54％，总芳烃含量高于原料2。90％的＞210℃重馏分送回加氢精制反应器，10％的＞210℃重馏分外排，用于最大化增产轻质芳烃。

表13

	＞210℃重馏分
		密度(4℃)	0.945
硫(wtppm)	10.9
		氮(wtppm)	1.3
非芳香烃(wt)	13.07
		单环芳烃(wt％)	49.21
稠环芳烃(wt％)	37.72

经过物料衡算，对比例1、实施例1和实施例2的主要产品分布如表14所示。相比对比例1，实施例1和实施例2所描述的方法高产率地产出了富含轻质芳烃石脑油和优质轻烃裂解料。

表14

	干气wt％	轻烃wt％	重石脑油wt％	重质尾油wt％	总和wt％
						对比例1	1.78	17.30	38.46	42.46	100
实施例1	3.27	43.58	41.93	11.22	100
						实施例2	3.05	38.12	41.37	17.46	100

Claims (28)

1.一种从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的方法，包括以下步骤：

1）将重质芳烃在临氢条件下与加氢精制催化剂接触，得到第一物流；

2）将所述第一物流分离杂质后所得的液相物流在临氢条件下与加氢裂化催化剂接触，得到第二物流；

3）将所述第二物流进行分离，得到包括干气、轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油和重质尾油在内的馏分；

以重量份数计，所述加氢裂化催化剂包括：a₂）5~80份固体酸沸石；b₂）0.05~8份VIII族金属；c₂）3~25份VIB族金属氧化物；d₂）0.1~2份VIB族金属硫化物；e₂）20~95份第一粘结剂；

将所述步骤3）得到的重质尾油循环回步骤1）在临氢条件下与加氢精制催化剂接触。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述固体酸沸石为丝光沸石、β沸石、ZSM沸石、EU-1沸石、SAPO沸石和Y沸石中的至少一种；和/或，

所述VIII族金属为铂、钯、钴、镍和铱中的至少一种；和/或，

所述VIB族金属氧化物为氧化钼和氧化钨中的至少一种；和/或，

所述VIB族金属硫化物为硫化钼和硫化钨中的至少一种；和/或，

所述第一粘结剂为氧化铝、氧化硅-氧化铝复合物、氧化钛-氧化铝复合物和氧化镁-氧化铝复合物中的至少一种。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述固体酸沸石的晶粒直径小于500纳米。

4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：

所述固体酸沸石的晶粒直径小于400纳米。

5.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：

所述固体酸沸石的晶粒直径小于300纳米。

6.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：

所述固体酸沸石的晶粒直径小于200纳米。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述固体酸沸石的硅铝分子比为10~500。

8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

所述固体酸沸石的硅铝分子比为10~200。

9.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

所述固体酸沸石的硅铝分子比为11~80。

10.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：

所述固体酸沸石的硅铝分子比为20~60。

11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述步骤2）的反应条件包括：

氢油体积比800~5000Nm³/m³；和/或：

反应器入口温度280-450℃；和/或：

氢气分压力5~10MPa；和/或：

液时空速0.5~2.0小时^-1。

12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：

所述步骤2）的反应条件包括：

氢油体积比1000~4000Nm³/m³；和/或：

反应器入口温度300~430℃；和/或：

氢气分压力5~9MPa；和/或：

液时空速0.6~1.5小时^-1。

13.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：

所述步骤2）的反应条件包括：

氢油体积比1500~3000Nm³/m³；和/或：

反应器入口温度310~400℃；和/或：

氢气分压力6~8MPa；和/或：

液时空速0.8~1.2小时^-1。

14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述步骤2）将第一物流分离杂质包括将所述第一物流进行气液分离和汽提在内的步骤。

15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述步骤3）第二物流的分离包括气液分离和分馏。

16.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述第一物流，其芳烃的总保留率大于90 wt%；其分离杂质后的液相物流中氮含量小于50ppm，硫含量小于100ppm。

17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述步骤3）得到的重石脑油馏分中总芳烃含量大于等于75wt%。

18.根据权利要求17所述的方法，其特征在于：

所述步骤3）得到的重石脑油馏分中：136-144℃切割馏分的芳烃含量大于95wt%；145-170 ℃切割馏分的芳烃含量大于95wt%；171-210℃切割馏分的芳烃含量大于98wt%。

19.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述步骤3）得到的重石脑油馏分中硫含量小于0.5ppm。

20.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述步骤3）得到的重质尾油，其总芳烃含量高于重质芳烃原料总芳烃含量。

21.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述的重质芳烃为催化柴油，其总芳烃含量大于70wt%，初馏点大于等于160℃，终馏点小于等于380℃，硫含量介于200-15000ppm，氮含量介于100-1500ppm。

22.根据权利要求1~21之任一项所述的一种从重质芳烃生产富含轻质芳烃重石脑油的方法 的系统，包括：

第一装置；其配置成接收所述重质芳烃、以及排放所述第一物流；

第二装置；其配置成接收所述第一物流分离杂质后的液相物流、以及排放所述第二物流；

第一分离区；其配置成接收所述第二物流；排放包括所述干气、轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油和重质尾油在内的馏分。

23.根据权利要求22所述的系统，其特征在于：

所述系统配置有将所述重质尾油循环至所述第一装置的管道。

24.根据权利要求22所述的系统，其特征在于：

所述第一装置中反应器为固定床反应系统；和/或

所述第二装置中反应器为固定床反应系统。

25.根据权利要求24所述的系统，其特征在于：

所述第一装置中反应器的固定床反应系统，配置有循环氢系统；和/或

所述第二装置中反应器的固定床反应系统，配置有循环氢系统。

26.根据权利要求22所述的系统，其特征在于：

所述第一分离区包括顺序联接的气液分离器、分馏系统，用以顺序分离得到包括所述干气、轻烃、富含轻质芳烃的重石脑油和重质尾油在内的馏分。

27.根据权利要求22所述的系统，其特征在于：

所述第一装置和第二装置之间配置有第二分离区；所述第二分离区配置成接收所述第一物流、以及排放包括气相、硫化氢和氨物流以及分离杂质后的液相物流在内的物流。

28.根据权利要求27所述的系统，其特征在于：

所述第二分离区包括气液分离器和汽提装置。

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