CN112574782B - 一种制备轻质芳烃的方法和系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种生产高品质轻质芳烃的加氢裂化方法及系统。主要解决以往技术以芳烃为目标产品时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、深度脱氮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。可用于从催化柴油生产含高品质轻质芳烃的重石脑油，解决了催化柴油的加氢裂化产物芳烃纯度不高的问题，取得了较好的技术效果。

Description

一种制备轻质芳烃的方法和系统

技术领域

本发明涉及加氢裂化技术领域，具体涉及一种从催化柴油生产高品质轻质芳烃的加氢裂化方法和系统。

背景技术

在石化工厂中，芳烃联合装置通常以对二甲苯(联产邻二甲苯)为目的产品，为下游PTA(二甲苯生产精对苯二甲酸)装置提供原料。除了催化重整油和裂解汽油中的二甲苯外，主要是将甲苯和C9/C10芳烃等芳烃原料在分子筛催化剂作用下进行歧化和烷基转移反应生成混合二甲苯和苯。进入歧化和烷基转移装置的C9/C10重芳烃中非芳烃含量要求小于0.5wt％。混合二甲苯经过结晶分离或吸附分离生产对二甲苯。进入分离装置的混合二甲苯也要求有较低的非芳烃含量，以保证原料中的对二甲苯浓度，提高分离效率。

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。催化柴油(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，是量能巨大的芳烃资源库。

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。轻油型加氢裂化将催化柴油经过加氢精制后进行加氢裂化反应，得到石脑油馏分的重整料或汽油馏分，此过程存在所得石脑油中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％。

中国专利CN101724454A和文献(Catalysis Today，271(2016)149–153，Directproduction of high octane gasoline and ULSD blend stocks by LCOhydrocracking，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LCO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，原料的利用效率较低。

中国专利CN110180581A描述了一种催化剂及其在C₁₁ ⁺重芳烃轻质化反应中的应用，用于处理加氢精制后催化柴油，轻质化产物中的二甲苯产品的纯度达到96％，C₉A和C₁₀A芳烃的纯度均大于98％，轻质芳烃产品纯度已经与催化重整过程所产芳烃的纯度接近。然而，经过加氢精制后，催化柴油中含氮化合物不能通过加氢精制反应完全除去。特别是催化柴油原料的终馏点超过360℃甚至更高时，精制油中的氮含量仍然超过10ppm，这将对之后的加氢裂化反应的轻质芳烃纯度带来不利影响。

目前，仍然没有理想的方案，以进一步降低加氢精制催化柴油中的氮含量，利于以生产芳烃为目的的加氢裂化催化剂最大化发挥效能，提高芳烃产品纯度。

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，本发明提供了一种用于从催化柴油生产高品质轻质芳烃的加氢裂化方法。具有重石脑油中芳烃含量高，C₈、C₉和C₁₀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制备轻质芳烃的方法。

本发明所述的制备轻质芳烃的方法，包括以下步骤：

1)将催化柴油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临氢条件下与脱氮催化剂接触得到第二物流；

3)将所述第二物流在临氢条件下与加氢裂化催化剂接触，得到第三物流；

4)将所述第三物流进行分离，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)，作为原料油的所述催化柴油在临氢条件下与加氢精制催化剂接触，进行加氢精制反应：催化柴油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。催化柴油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催化柴油、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％。

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)的催化柴油加氢精制目的即可。

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)60～95份，优选65～90份，更优选70～90份载体；和b1)VIII族-VIB族金属氧化物，其重量份数为5～40份，优选10～30份；以上各组分重量份数基于所述载体和所述加氢金属氧化物的总重量份数为100份。

以重量份数计，所述载体包括：60～98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为100份。

所述金属氧化物优选选自由镍、钴、钼、钨和铁的氧化物中的至少一种。所述加氢精制催化剂优选在反应之前进行预硫化。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氧化物/氧化铝双金属、镍钼钨氧化物/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)将加氢精制后所得的第一物流进行杂质分离，分离其中硫化氢和氨等杂质后其液相物流再与脱氮催化剂接触进行深度脱氮处理。

以上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，即经过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200ppm，优选小于100ppm；其氮含量小于50ppm，优选小于30ppm。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。

以上所述将分离杂质后的液相物流进行脱氮处理。此处的脱氮处理为深度脱氮，将液相物流中的高沸点含氮有机化合物去除。包括将所述液相物流在临氢条件下和脱氮催化剂接触进行催化脱氮反应。

根据本发明的一个方面：本发明所述方法的步骤2)的脱氮催化剂，以重量份数计，包括：a)1～30份的β-钼酸镍；b)0.5-10份的二氧化硅；c)60～98.5份，优选70～96份的氧化铝；以上各组分重量份数基于所述β-钼酸镍、所述二氧化硅及所述氧化铝的总重量份数为100份。

以上所述β-钼酸镍为本发明所述脱氮催化剂的活性组分。以重量份数计，在本发明所述催化剂组合物中为1～30份，优选为3～25份，具体例如1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25、26、27、28、29、30份。

以上所述二氧化硅赋予本发明脱氮催化剂一定的酸性，提高催化剂活性。以重量份数计，在本发明所述催化剂组合物中为0.5～10份，优选为1～8份，具体例如0.5、0.6、0.7、0.8、0.9、1、2、3、4、5、6、7、8、9、10份。

以上所述氧化铝为本发明脱氮催化剂的粘合剂，以重量份数计，在本发明所述催化剂组合物中为60～98.5份，优选70～96份，具体例如60、61、62、63、64、65、66、67、68、69、70、71、72、73、74、75、76、77、78、79、80、81、82、83、84、85、86、87、88、89、90、91、92、93、94、95、96、97、98份。

本发明所述脱氮催化剂可采用本领域的任何方法进行制备，例如将各原料组分混合后通过本领域的捏合、挤条、滚球或油柱等方法成型，之后通过焙烧而得。具体可采用以下的方法：

将包括β-钼酸镍(优选粉体形式)、无定型硅铝、田菁粉、拟薄水铝石在内的组分充分混合后，加入浓硝酸和水，捏合、挤条成型。室温放置，优选5～30小时后在60～120℃条件下烘干10～24小时；之后在空气气氛中焙烧到530～560℃并保持2～6小时，得到深度脱氮催化剂。

或者，本发明所述的脱氮催化剂中，β-钼酸镍相还可通过引入金属盐前驱体并在催化剂制备过程中原位生成。具体可为：以六水硝酸镍、钼酸铵配制成镍钼双金属水溶液，其中镍/钼摩尔比为1；将无定型硅铝、田菁粉、拟薄水铝石在内的组分充分混合后，加入上述镍钼双金属溶液、浓硝酸和水，捏合、挤条成型。室温放置，优选8～30小时后在80～120℃条件下烘干10～24小时；之后在空气气氛中焙烧到530～560℃并保持2～6小时，得到催化剂。

本发明所述(深度)脱氮催化剂在反应前优选可采用常规的活化处理。例如在氢气气氛下还原到400～500℃并保持2小时以上，优选2～24小时。

以上所述步骤2)的深度脱氮的反应条件包括：

氢油体积比50～1000Nm³/m³，优选100～800Nm³/m³，更优选150～500Nm³/m³；

反应器入口温度200-400℃，优选240～380℃，更优选280～370℃；

氢气分压力0.5～10MPa，优选1～8MPa，更优选3～6MPa；

空速0.2～4.0小时^-1，优选0.5～3小时^-1，更优选0.6～2小时^-1。

本发明的方法中，所述液相物流经过以上所述的深度脱氮处理后所得第二物流氮含量小于5ppm，优选小于2ppm。催化柴油为二次加工油，初级原料中含有的大部分碱性氮都在加氢精制装置中反应除去，但是还留有一些高沸点含氮有机化合物。经过之后的深度脱氮处理后，只剩下极微量烷基咔唑类含氮物质。

根据本发明的一个方面：本发明所述方法的步骤3)将所述第二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。所述加氢裂化反应是将加氢精制后分离杂质、深度脱氮处理得到的第二物流加氢裂化为第三物流。步骤3)加氢裂化的目的是将第二物流中部分饱和的C₁₁ ⁺重芳烃发生开环和脱烷基反应，得到加氢裂化产物；所述加氢裂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，只要能将所述第二物流加氢裂化成所述的第三物流即可。

本发明的方法，所述步骤3)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，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。

本发明的方法，所述步骤3)的加氢裂化催化剂以重量份数计，包括：a)5～80份空间指数小于18的固体酸沸石；b)0.05～8份VIII族金属；c)3～25份VIB族金属氧化物；d)15～90份粘结剂；以上各组分重量份数以所述组分总重量份数100份为基础。

上述孔道空间指数(Spaciousness Index，SI)是表示沸石的孔道宽度的指标。将特定氢型沸石负载0.1-0.5wt％的铂或钯贵金属后，用于丁基环己烷的加氢裂化反应，分析产物中的异丁烷和正丁烷的摩尔比，即为这种十二元环沸石的孔道空间指数。以此空间指数可以表征不同沸石孔道的开阔程度。

本发明加氢裂化催化剂中所述的空间指数小于18的固体酸沸石，优选空间指数小于18的十二元环沸石的至少一种，更优选空间指数小于18的固体酸沸石包括β沸石、丝光沸石、ZSM-5等的至少一种。

以上所述固体酸沸石以重量份数计，在本发明所述催化剂组合物中为5～80份，优选为20～75份，更优选为30～70份，具体例如5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25、26、27、28、29、30、31、32、33、34、35、36、37、38、39、40、41、42、43、44、45、46、47、48、49、50、51、52、53、54、55、56、57、58、59、60、61、62、63、64、65、66、67、68、69、70、71、72、73、74、75、76、77、79、80份。

以上所述固体酸沸石的硅铝分子比介于20～200，例如20、30、40、50、60、70、80、90、100、110、120、130、140、150、160、170、180、190、200。在优选的范围内，硅铝分子比介于40-160，例如40、50、60、70、80、90、100、110、120、130、140、150、160。在所述沸石的水热合成方法中，可通过控制硅源和铝源的比例调控投料硅铝比。

本发明加氢裂化催化剂中所述的VIII族金属优选选自由铂、钯、钌、钴、镍和铱中的至少一种；更优选铂、钯、钴和镍中的至少一种。该组分可以以任何催化有效量存在于最终的催化剂组合物中。以元素为基础计算，以重量份数计，在所述催化剂组合物中为0.05～8份，优选为0.05～5份，更优选为0.10～4份，具体例如0.05、0.1、0.2、0.3、0.4、0.5、0.6、0.7、0.8、0.9、1.0、1.1、1.2、1.3、1.4、1.5、1.6、1.7、1.8、1.9、2.0、2.1、2.2、2.3、2.4、2.5、2.6、2.7、2.8、2.9、3.0、3.1、3.2、3.3、3.4、3.5、3.6、3.7、3.8、3.9、4.0、4.1、4.2、4.3、4.4、4.5、4.6、4.7、4.8、4.9、5.0、5.1、5.2、5.3、5.4、5.5、5.6、5.7、5.8、5.9、6.0、6.1、6.2、6.3、6.4、6.5、6.6、6.7、6.8、6.9、7.0、7.1、7.2、7.3、7.4、7.5、7.6、7.7、7.8、7.9、8.0份。

以上所述VIII族金属组分可以以任何合适的方式结合到催化剂内，例如与催化剂载体共沉淀、共胶凝、离子交换或浸渍，优选使用所述金属的水溶性化合物浸渍。可以使用的典型铂族化合物是氯铂酸、氯铂酸铵、溴铂酸、二氯化铂、四氯化铂水合物、氯化四胺合铂、硝酸四胺合铂、二氯羰基二氯化铂、二硝基二氨基合铂、氯化铂、二水合氯化铂、硝酸铂，优选氯化四胺合铂作为特别优选的铂组分的来源。可以使用的典型钯族化合物是氯化钯、二水合氯化钯、硝酸钯二水合物、氯化四氨合钯，优选氯化四氨合钯作为特别优选的钯组分的来源。可以使用的典型钴族化合物是硝酸钴、氯化钴、草酸钴，优选硝酸钴作为特别优选的钴组分的来源。可以使用的典型镍族化合物是硝酸镍、硫酸镍、卤化镍、草酸镍、乙酸镍，优选硝酸镍作为特别优选的镍组分的来源。可以使用的典型铱族化合物是氯铱酸、三氯化铱，优选氯铱酸作为特别优选的铱组分的来源。可以使用的典型钌族化合物是硝酸钌、三氯化钌，优选三氯化钌作为优选的钌组分的来源。

本发明加氢裂化催化剂中所述VIB族金属氧化物优选包括钼的氧化物和钨的氧化物中的至少一种；其中钼的氧化物包括二氧化钼、三氧化钼等，钨的氧化物包括二氧化钨、三氧化钨等。

以上所述VIB族金属氧化物可以以任何催化有效量存在于最终催化剂组合物中，以重量份数计，在所述催化剂组合物中为3～25份，优选为3～20份，更优选为4～15份，具体例如3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25份。

以上所述VIB族金属氧化物可以以任何合适的方式结合到催化剂内，例如与催化剂载体共沉淀、共胶凝、混捏、离子交换或浸渍，优选使用所述金属化合物的水溶性浸渍。可以使用的典型钼族化合物是钼酸铵、三氧化钼。优选钼酸铵作为特别优选的氧化钼的来源。可以使用的典型钨族化合物是钨酸铵、钨酸钠，优选钨酸铵作为特别优选的氧化钨的来源。

本发明加氢裂化催化剂中所述的粘结剂可选自本领域现有技术中常用的催化剂粘结剂。本发明的粘结剂优选包括氧化铝、氧化硅、氧化硅-氧化铝复合物和无定型硅铝中的至少一种。

以上所述粘结剂以重量份数计，在本发明所述催化剂组合物中，所述粘结剂为15～90份，优选25～70份，更优选30～60份，具体例如15、16、17、18、20、30、40、50、60、70、80、90份。

本发明所述粘结剂可以以任何合适的方式结合到催化剂内，例如与沸石混捏、挤条、养生、烘干和焙烧后就可得到催化剂载体。

根据本发明的催化剂体系，本发明所述催化剂中还可包括本领域催化剂的常规组分，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可采用本领域的任何方法进行制备，例如本发明所述催化剂的制备可以包括将包含所述固体酸沸石的催化剂载体成型并负载所述金属之后焙烧活化后得到催化剂前体，将催化剂前体还原的步骤。其中所述载体成型可通过将所述固体酸沸石与所述粘结剂等一起采用本领域通常的挤条、滚球或油柱成型等方法进行；所述负载金属可通过本领域通常的将金属与催化剂载体共沉淀、共胶凝、混捏、离子交换或浸渍等方法进行。具体可采用以下的方法：

将所述固体酸沸石与粘合剂混合后，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族金属化合物配制双金属水溶液，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)，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族金属氧化物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，在本发明的方法中，加氢精制产物经过杂质分离后进行深度脱氮处理，之后再进行加氢裂化反应，杂质分离及深度脱氮过程将加氢精制生成的氨及含氮化合物有效去除，将物流中的氮含量降到非常微量，由此进一步消除了物流中的氮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，在从催化柴油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4)第三物流的分离优选包括对第三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，所述第三物流经过气液分离，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4)分离第三物流得到包括干气、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。

本发明的方法，其中步骤4)分离第三物流后所得的重石脑油馏分，重石脑油(65-210℃馏分)中芳烃含量大于80wt％；其中136-144℃切割馏分的芳烃含量大于98wt％，优选大于98.5wt％，其余为非芳烃；145-170℃切割馏分的芳烃含量大于98wt％，其余为非芳烃；171-210℃切割馏分的芳烃含量大于99wt％，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。

本发明所述的生产轻质芳烃的加氢裂化方法，其中作为原料油的催化柴油，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生产高品质轻质芳烃的系统。

本发明所述的系统，包括：

第一装置；其配置成接收所述催化柴油、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；

第三装置；其配置成接收所述第二物流、以及排放所述第三物流；

第一分离区；其配置成接收所述第三物流；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。

本发明的系统，所述第一装置中反应器为固定床反应系统，装填加氢精制催化剂；优选配置有循环氢系统。

本发明的系统，所述第三装置中反应器为固定床反应系统，装填加氢裂化催化剂；优选配置有循环氢系统。

本发明的系统，所述第二装置为催化脱氮装置，其反应器为固定床反应系统装填所述脱氮催化剂。

本发明的系统，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。

进一步优选，所述第三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。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。

本发明的系统，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。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。

本发明的方法中催化柴油经过加氢精制，芳烃的总保留率大于90wt％，分离杂质后液相物流氮含量小于50ppm。经过进一步深度脱氮处理后，氮含量降低到小于5ppm，优选小于2ppm，且在此过程中芳烃的保留率保持在较高的水平。加氢裂化催化剂为典型的金属/沸石固体酸双功能催化剂，沸石固体酸上的强酸中心是四氢萘系、茚系芳烃的开环反应的活性中心，也是非芳烃裂解反应的活性中心。通过深度脱氮过程，在确保芳烃保留率的前提下，将原料的氮含量大幅降低，沸石强酸中心在加氢裂化反应过程中充分发挥催化作用，对非芳烃裂解反应进一步加深，从催化裂化轻柴油直接生产高品质轻质芳烃，取得了较高的技术效果。催化柴油物流依次经过加氢精制、深度脱氮和加氢裂化后，C₁₁ ⁺芳烃的单程转化率(C₁₀以上烃类转化为碳十及以下单环芳烃的单程转化率)大于75wt％，136-144℃切割馏分的芳烃含量大于98wt％，145-170℃切割馏分的芳烃含量大于98wt％；171-210℃切割馏分的芳烃含量大于99wt％，可为芳烃联合装置提供优质芳烃原料。

附图说明

图1是根据本发明的生产高品质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为催化柴油原料油，2为加氢精制反应器，3为加氢精制的产物(第一物流)，4为第二分离区，包括气液分离系统及硫化氢汽提塔，5为分离除去的硫化氢和氨等杂质，6为分离杂质后的液相物流；7为脱氮装置，8为脱氮产物(第二物流)，9为加氢裂化(加氢裂化)反应器，10为加氢裂化反应产物(第三物流)，11为第一分离区，12为包括LPG(液化石油气)的轻烃产物，13富含轻质芳烃的重石脑油，14为外排重质尾油。

图1是本发明催化柴油生产高品质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同氢气一起进入装填有加氢精制催化剂的加氢精制反应器2，得到含硫化氢和氨等杂质的加氢精制后的催化柴油，即加氢精制产物3(第一物流)；第一物流经过第二分离区4的气液分离系统和硫化氢汽提塔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，得到分离杂质后的液相物流6。该物流进入脱氮装置7进行深度脱氮，得到的脱氮产物即第二物流8同氢气一起进入装填有加氢裂化催化剂的加氢裂化反应器9进行加氢裂化反应。加氢裂化反应后得到的富含轻烃和轻质芳烃的加氢裂化反应产物(第三物流)10进入第一分离区11，经分离得到干气、含LPG的轻烃12、富含轻质芳烃的重石脑油13，及外排的重质尾油14。

具体地，第一分离区11包括顺序联接的气液分离器和分馏塔(附图中未详示)。

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。

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)方法确定金属及其氧化物的组成比例。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加氢裂化产品组成。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，依次填装在串联的两个固定床反应器中。原料性质见表1，原料油1的催化柴油芳烃含量为85.05wt％。

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43g的USY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℃)	0.948
硫(wtppm)	1050
		氮(wtppm)	518
非芳香烃(wt)	14.95
		单环芳烃(wt％)	36.24
稠环芳烃(wt％)	48.81
		蒸馏试验(D-86)	℃
初馏点	185
		5％	197
10％	210.5
		30％	253
50％	269
		70％	284
90％	317
		终馏点	351

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℃重石脑油馏分组成见表3：其中，芳烃总含量60.01wt％，136-144℃碳八芳烃纯度59.49wt％，145-170℃碳九芳烃纯度77.99wt％，171-210℃碳十芳烃纯度80.03wt％。

表3

【实施例1】

工艺流程：本实施例进行催化柴油生产高品质轻质芳烃的加氢裂化工艺流程如图1所示。包括将催化柴油经过加氢精制、分离杂质、深度脱氮及加氢裂化反应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。本实施例的深度脱氮处理采用催化脱氮的方法，所述的脱氮装置为装填有脱氮催化剂的固定床反应系统。原料油同对比例1的原料油1(催化柴油1)。

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％的空间指数14.8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，可得到所需的加氢裂化(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-3.2份WO₂-2.07份WO₃/50份β沸石-41.23份Al₂O₃。

深度脱氮催化剂C1：15gβ-钼酸镍(粉体)、35g无定型硅铝(氧化硅含量20wt％，Sasol公司产品)、2g田菁粉、50g拟薄水铝石充分混合后，加入8ml浓硝酸和90ml水，捏合、挤条成型。室温放置24小时后在100℃条件下烘干12h，在空气气氛中焙烧到550℃并保持4h，得到深度脱氮催化剂C1。C1催化剂组成为19.23份β-钼酸镍/7.18份SiO₂-73.59份Al₂O₃。

将C1催化剂装入固定床反应器中，在氢气气氛中还原到450℃并保持4h，完成催化剂活化。

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4列出了加氢精制产物经过分离杂质之后的液相物流的硫氮含量、密度、芳香族烃类含量、以及馏分分布。加氢精制产物经过分离杂质后的液相物流中硫含量和氮含量分别为87ppm和8.6ppm。根据芳烃族组成数据计算可得，加氢精制过程(第一物流)的总芳烃保留率为91.17wt％。

表4

	加氢精制产物分离杂质后的液相物流
		密度(4℃)	0.927
硫(wtppm)	87
		氮(wtppm)	8.6
非芳香烃(wt％)	22.46
		单环芳烃(wt％)	58.95
稠环芳烃(wt％)	18.59
		蒸馏试验(D-86)	℃
初馏点	185
		5％	197
10％	210.5
		30％	253
50％	269
		70％	284
90％	317
		终馏点	351

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进入上述装填有所述脱氮催化剂的固定床装置进行深度脱氮处理。催化脱氮条件为：入口温度330℃，空速1.0h^-1，压力3.0MPa，氢油比400(v/v)。经过脱氮后，物流的硫氮含量变化情况见表5，氮含量大幅降低到1.5ppm，总硫含量也降低到27ppm，族组成没有明显变化。

表5

深度脱氮处理后的第二物流进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应得到加氢裂化产物—第三物流。其反应条件及加氢裂化催化剂见表6。

表6

加氢裂化催化剂B2	3.5份Ni-3.2份WO<sub>2</sub>-2.07份WO<sub>3</sub>/50份β沸石-41.23份Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>
		操作压力(氢分压)	6.5Mpa
反应温度	入口380℃
		空速	1.0h<sup>-1</sup>
氢油比	2000(v/v)

所述第三物流在第一分离区的分馏系统中分出65-210℃重石脑油馏分和＞210℃重馏分。

计算可得：C₁₁ ⁺芳烃的单程转化率93.56wt％。65-210℃重石脑油馏分组成见表7：其中，芳烃总含量91.63wt％；136-144℃碳八芳烃纯度98.90wt％；145-170℃碳九芳烃纯度98.97wt％；171-210℃碳十芳烃纯度99.61wt％。

表7

【实施例2】

工艺流程：本实施例进行催化柴油生产高品质轻质芳烃的加氢裂化工艺流程如图1所示。包括将催化柴油经过加氢精制、分离杂质、深度脱氮及加氢裂化反应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。本实施例的深度脱氮处理采用催化脱氮的方法，所述的脱氮装置为装填有脱氮催化剂的固定床装置。

原料性质见表11，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。

表9

深度脱氮催化剂C2:12.8g六水硝酸镍、7.8g钼酸铵和6g柠檬酸溶于水中，得到50ml镍钼双金属溶液。65g无定型硅铝(氧化硅含量9wt％，Sasol公司产品)、2g田菁粉、30g拟薄水铝石充分混合后，加入50ml镍钼双金属溶液、8ml浓硝酸和30ml水，捏合、挤条成型。室温放置20小时后在110℃条件下烘干12h，在空气气氛中焙烧到560℃并保持4h，得到深度脱氮催化剂C2。C2催化剂组成为11.95份β-钼酸镍/5.67SiO₂-82.38份Al₂O₃。

将C2催化剂装入固定床反应器中，在氢气气氛中还原到450℃并保持4h，完成催化剂活化。

加氢裂化催化剂B3：孔道空间指数为7.1的氢型丝光沸石(SAR＝45)、孔道空间指数为14.8的氢型β沸石(SAR＝25)、孔道空间指数为0.7的氢型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小时完成催化剂活化。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MoO₂-9份MoO₃/35份丝光沸石-10份β沸石-11份ZSM-5-24.1份Al₂O₃。

所述加氢裂化反应条件及相应催化剂见表10。

表10

具体工艺流程及产物：

对催化柴油原料油2的首先进行加氢精制，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11列出了原料油2和加氢精制产物(第一物流)分离杂质之后的液相物流中硫氮含量、密度、芳香族烃类含量、以及馏分分布。可见，加氢精制产物分离杂质之后液相物流中的硫含量和氮含量分别为109ppm和24ppm。根据芳烃族组成数据计算可得，加氢精制过程(第一物流)的总芳烃保留率为92.68wt％。

表11

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进入上述装填有脱氮催化剂的固定床装置进行催化脱氮反应。在350℃、2.0MPa、氢油比300、空速1.5h^-1条件下反应。加氢脱氮前后物流的硫氮含量变化情况见表12，氮含量大幅降低到3.7ppm，总硫含量也降低到32ppm，族组成没有明显变化。

表12

	加氢精制产物分离杂质后的液相物流	脱氮后第二物流
			硫(wtppm)	109	32
氮(wtppm)	24	3.7
			非芳香烃(wt)	26.32	26.75
单环芳烃(wt％)	43.91	42.19
			稠环芳烃(wt％)	29.77	31.06

深度脱氮处理后的第二物流进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应得到加氢裂化产物—第三物流。

所述第三物流在第一分离区的分馏系统中分出65-210℃重石脑油馏分和＞210℃重馏分。

计算可得：C₁₁ ⁺芳烃的单程转化率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℃重石脑油馏分组成分析结果见表13：其中，芳烃总含量91.87wt％；136-144℃碳八芳烃纯度99.17wt％；145-170℃碳九芳烃纯度99.07wt％；171-210℃碳十芳烃纯度99.38wt％。

表13

Claims (14)

1.一种制备轻质芳烃的方法，包括以下步骤：

1）将催化柴油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氢气分压力为0.5~6MPa的临氢条件下与脱氮催化剂接触得到第二物流；所述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；

所述步骤2）的脱氮催化剂，以重量份数计，包括：a）1~30份β-钼酸镍；b）0.5-10份二氧化硅；c）60~98.5份氧化铝；

3）将所述第二物流在氢气分压力为6.5~10MPa临氢条件下与加氢裂化催化剂接触，得到第三物流；

所述步骤3）的加氢裂化催化剂，以重量份数计，包括：a）5~80份空间指数小于18的固体酸沸石；b）0.05~8份VIII族金属；c）3~25份VIB族金属氧化物；d）15~90份粘结剂；

4）将所述第三物流进行分离，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。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于所述步骤2）的脱氮反应条件包括：

氢油体积比50~1000Nm³/m³；和/或，

反应器入口温度200-400℃；和/或，

氢气分压力3~6MPa；和/或，

液时空速0.2~4.0小时^-1。

3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于所述步骤2）的脱氮反应条件包括：

氢油体积比100~800Nm³/m³；和/或，

反应器入口温度240~380℃；和/或，

液时空速0.5~3小时^-1。

4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于所述步骤2）的脱氮反应条件包括：

氢油体积比150~500Nm³/m³；和/或，

反应器入口温度280~370℃；和/或，

液时空速0.6~2小时^-1。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述步骤4）第三物流的分离包括气液分离和分馏。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述第二物流氮含量小于5ppm。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：

所述第二物流氮含量小于2ppm。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：

所述步骤4）得到的重石脑油馏分中：136-144℃切割馏分的芳烃含量大于98wt%。

9.根据权利要求1~8之任一项所述的方法制备轻质芳烃的系统，包括：

第一装置；其配置成接收所述催化柴油、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；

第三装置；其配置成接收所述第二物流、以及排放所述第三物流；

第一分离区；其配置成接收所述第三物流；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。

10.根据权利要求9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，装填加氢精制催化剂；和/或，

所述第二装置为催化脱氮装置，其反应器为固定床反应系统，装填所述脱氮催化剂；和/或，

所述第三装置中反应器为固定床反应系统，装填加氢裂化催化剂。

11.根据权利要求10所述的系统，其特征在于：

所述第一装置的固定床反应系统配置有循环氢系统；和/或，

所述第三装置的固定床反应系统配置有循环氢系统。

12.根据权利要求9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。

13.根据权利要求9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。

14.根据权利要求13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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