本發明涉及一種在氫存在的情況下，精制烴油的方法，具體地說，是一種生產超低硫汽油的加氫方法。
背景技術：
：空氣污染是一個嚴重的環境問題，而大量的發動機排放是造成空氣污染的重要原因之一。為保護環境，世界各國對發動機燃料的組成進行了日趨嚴格的限制，以降低有害物質的排放。由于汽油中的硫會使汽車尾氣凈化催化劑中毒，嚴重影響其對排放污染物的處理能力，因此各國汽油質量標準都對硫含量的限制尤為苛刻。歐盟于2009年開始實施歐Ⅴ排放標準，要求汽油硫含量小于10μg/g，還計劃在今后實行更為嚴格的歐VI標準。美國加州第二、三階段汽油標準中分別規定汽油中硫含量不高于30μg/g、15μg/g。中國已在2014年1月1日開始實施國Ⅳ汽油標準(GB17930-2011)，要求汽油硫含量不大于50μg/g，并將于2018年1月1日開始實施硫含量不大于10μg/g的國Ⅴ汽油標準(GB17930-2013)。催化裂化汽油是車用汽油的主要調和組分，車用汽油中90％以上的硫來自催化裂化汽油。因此，降低催化裂化汽油的硫含量是降低成品汽油硫含量的關鍵所在。加氫處理是降低催化裂化汽油硫含量的有效手段之一，通常可采用催化裂化原料加氫處理(前加氫)、催化裂化汽油加氫脫硫(后加氫)兩種方式。其中，催化裂化原料加氫處理裝置需要在溫度和壓力均很苛刻的條件下操作，而且處理量大，氫耗大，裝置投資和運行成本較高。盡管如此，由于世界原油的重質化，越來越多的催化裂化裝置開始處理含有常壓渣油、減壓渣油等的劣質原料，因此催化裂化原料加氫裝置的數量也在逐年增加；加上催化裂化工藝的革新及催化裂化脫硫助劑的廣泛應用，部分企業的催化裂化汽油硫含量可以達到500μg/g以下，甚至150μg/g以下。但如果要進一步降低催化裂化汽油的硫含量，使之小于50μg/g，甚至小于10μg/g，則仍然要對催化裂化汽油進行脫硫，否則經濟上很不合算。采用傳統的催化劑和工藝對催化裂化汽油進行加氫脫硫，會使催化裂化汽油中具有高辛烷值的烯烴組分大量飽和而導致汽油辛烷值損失很大。 因此，當前國內外都在開發催化裂化汽油選擇性加氫脫硫技術。選擇性加氫脫硫的含義是，在對汽油加氫脫硫的同時通過盡可能減少烯烴加氫飽和來降低汽油辛烷值損失。如何在將催化裂化汽油的硫含量降低至很低水平的情況下維持較低的烯烴飽和率，控制產品辛烷值損失是開發選擇性加氫脫硫技術的關鍵。現有技術中有關催化裂化汽油選擇性加氫脫硫的方法很多，但針對高硫催化裂化汽油原料難以實現產品硫含量小于10μg/g，或者在產品硫含量小于10μg/g時辛烷值的損失非常大。在催化裂化汽油選擇性加氫脫硫過程中，氣相中H2S易與烯烴分子結合生成大分子硫醇硫。在處理某些催化裂化汽油時，汽油重餾分脫硫率大于95％時，產品中硫醇硫含量占總硫的50％以上，且脫硫率越高，加氫產物中硫醇硫占總硫的比例越高。為了將汽油產品中硫含量降低至更低水平，如小于10μg/g，必須設法抑制硫醇硫的生成。US20070114156提出了一種具有高溫硫醇分解步驟的兩段式含烯烴石腦油選擇性加氫脫硫的方法。含烯烴石腦油物流在第一加氫脫硫反應階段選擇性加氫脫硫。之后流出物在H2S去除區與例如蒸汽或者胺溶液的脫除劑接觸，以從中除去H2S。隨后為了減少最終產物中的硫醇硫含量，去除H2S后的物流進入第二加氫脫硫反應階段脫硫，并再進入一個硫醇分解反應階段脫除硫醇，以得到硫含量和硫醇硫含量都很低的汽油產品。該方法在第二種實施方案中，第一加氫脫硫反應階段的流出物在經過H2S去除區后，直接進入硫醇分解反應階段脫除硫醇，最終得到硫含量和硫醇硫含量都降低的汽油產品。但該方法以高硫催化裂化汽油為原料生產硫含量為10μg/g的汽油時，辛烷值損失很大，RON損失達3.7～4.3。US5906730提出了一種FCC汽油分段脫硫的方法。第一段保持脫硫率60～90％，工藝條件為：溫度200～350℃，壓力5～30kg/cm2，液時空速2～10h-1，氫油體積比89～534，H2S濃度控制小于0.1體積％。第二段控制脫硫率60～90％，工藝條件為：溫度200～300℃，壓力5～15kg/cm2，液時空速2～10h-1，氫油體積比178～534，H2S濃度控制小于0.05體積％。如果第二段脫硫仍然達不到預期目的，將二段脫硫出口流出物繼續脫硫，其工藝條件與二段脫硫工藝條件相同。其實施例表明，采用該方法加氫處理餾程80～220℃、硫含量220μg/g、烯烴體積分數32％的催化裂化汽油餾分，產品硫含量為8μg/g時，辛烷值RON損失2.6。如果采用該方法加工高硫、高烯烴含量的催化裂化汽油，辛烷值損失將很大。CN101619234B公開了一種輕質汽油生產低硫汽油的方法。該工藝采用兩段加氫技術：第一段采用一種選擇性加氫脫硫催化劑對汽油原料進行選擇性加氫脫硫，反應產物再進入第二段反應器與加氫脫硫醇催化劑接觸，反應后得到清潔汽油產品。其中所用的選擇性加氫脫硫催化劑以氧化鋁為載體，以鉬和鈷為活性組分，同時含有助劑鉀和磷。所用的加氫脫硫醇催化劑以銅和鋅為主要組分。該方法可以生產硫含量小于10μg/g、硫醇硫含量小于5.0μg/g的汽油，辛烷值RON損失低于2.0個單位。其缺點是，該方法僅適用于對硫含量低于700μg/g的汽油進行加氫脫硫、脫硫醇反應。CN102757818A公開了一種生產無硫汽油的方法，先將全餾分汽油分餾成輕汽油餾分和重汽油餾分；輕汽油進堿抽提脫硫醇單元進行脫硫醇后進入產品罐；重汽油餾分進入第一反應器進行脫二烯后進入第二反應器進行選擇性加氫脫硫反應。第二反應器出口物料經冷卻、分離出的液相物流進入第三反應器進行加氫脫硫醇反應，第三反應器流出物經冷卻、分離、分餾出的液相物流進入產品罐。進入產品罐中的輕汽油餾分和重汽油餾分混合后得到全餾分汽油產品。第一反應器的反應溫度比第二反應器的反應溫度低100～220℃，第三反應器的反應溫度比第二反應器的反應溫度低50～120℃。該方法加工硫含量≯1100μg/g、烯烴體積分數≯40％的催化裂化汽油，產品硫含量降低到10μg/g以下時，RON損失1.4～1.8個單位。技術實現要素：本發明所要解決的技術問題是，在汽油原料深度加氫脫硫的同時，如何進一步減小產品辛烷值損失，本發明提供一種以高硫汽油為原料生產硫含量小于10μg/g超低硫汽油的方法。本發明提供的方法為，包括：全餾分汽油和/或重汽油餾分與氫氣混合后，先進入第一加氫反應器與選擇性加氫脫二烯催化劑I接觸進行反應，脫除其中含有的二烯烴；第一加氫反應器的流出物經換熱提溫后，進入第二加氫反應器，與經過選擇性調控處理的選擇性加氫脫硫催化劑Ⅱ接觸進行選擇性加氫脫硫反應；第二加氫反應器的流出物經換熱后，進入閃蒸塔，在氣提氫的作用下脫除第二加氫反應器流出物中的硫化氫，然后與氫氣混合，經換熱、加熱爐加熱后進入第三加氫反應器，與經過選擇性調控處理的選擇性加氫脫硫催化劑Ⅲ接觸進行選擇性加氫脫硫反應，第三加氫反應器的反應流出物進行冷卻、 分離，分離出的液相物流進入穩定塔，穩定塔底流出物為超低硫的加氫汽油餾分。所述的超低硫的加氫汽油餾分的硫含量小于等于10μg/g。所述的重汽油餾分由全餾分汽油切割得到的，其切割點為40℃～60℃，切割所得的輕汽油餾分和重汽油餾分的收率分別為全餾分汽油的20～35重量％和65～80重量％。本發明所述的全餾分汽油中硫含量為50～5000μg/g、烯烴體積分數范圍5％～60％，終餾點≯205℃，選自催化裂化汽油、催化裂解汽油、焦化汽油、熱裂化汽油、直餾汽油其中任一種或幾種的混合油，優選為催化裂化汽油。第一加氫反應器的反應條件為：氫分壓0.8～3.2MPa、反應溫度100～200℃、體積空速2～8h-1、氫油體積比200～800Nm3/m3；第二加氫反應器的反應條件為：氫分壓0.8～3.2MPa、反應溫度200～400℃、體積空速4～8h-1、氫油體積比200～800Nm3/m3；第三加氫反應器的反應條件為：氫分壓0.8～3.2MPa、反應溫度250～450℃、體積空速6～12h-1、氫油體積比200～800Nm3/m3。在本發明一個優選的實施方式中，第三加氫反應器采用比第二加氫反應器更高溫度、更高體積空速的反應條件，可以抑制選擇性加氫脫硫過程中再生硫醇的生成，同時盡量降低加氫脫硫過程的烯烴飽和率。優選所述第一加氫反應器的體積空速比第二加氫反應器的體積空速低2～4h-1，所述第三加氫反應器的體積空速比第二加氫反應器的體積空速高2～4h-1。優選所述第一加氫反應器的反應溫度比第二加氫反應器的反應溫度低100～200℃，所述第三加氫反應器的反應溫度比第二加氫反應器的反應溫度高30～80℃。所述的選擇性加氫脫硫催化劑Ⅱ和選擇性加氫脫硫催化劑Ⅲ均在硫化結束后進行催化劑選擇性調控處理，使其達到相應的脫硫選擇性要求。選擇性加氫脫硫催化劑經過硫化后，存在脫硫活性中心和烯烴加氫飽和活性中心兩種活性中心。本發明在硫化過程和正常生產過程之間增加催化劑選擇性調控過程，可以明顯屏蔽其中一種活性中心，從而提高選擇性加氫脫硫催化劑的選擇性。所述的催化劑選擇性調控過程是將催活原料在催活氣體的氣氛中、在催活反應條件下與選擇性加氫脫硫催化劑接觸。該過程可以有效使得結焦炭覆蓋在催化劑烯烴加氫飽和活性中心，使選擇性加氫脫 硫催化劑烯烴加氫飽和活性大大降低，而脫硫活性中心被有效保護，使選擇性加氫脫硫催化劑的脫硫活性基本沒有損失或損失很小。所述的選擇性加氫脫硫催化劑Ⅱ和選擇性加氫脫硫催化劑Ⅲ的催化劑選擇性調控處理，包括以下步驟：(a)硫化過程結束后，調整反應系統中氣體為催活氣體；(b)將催活原料引入反應系統，并在催活反應條件下與催化劑接觸24～96小時；(c)催活反應結束后，調整工藝條件為正常反應條件，切換反應進料為全餾分汽油或重汽油餾分；(d)調整反應系統中氣體為富氫氣體，進行正常反應。所述的正常反應即為第二加氫反應器內的選擇性加氫脫硫反應和第三加氫反應器內的選擇性加氫脫硫反應。所述催活氣體包括氫氣、硫化氫和一氧化碳，以催活氣體整體為基準，其中氫氣的體積分數不小于70％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和為0.05％～5％；優選其中氫氣的體積分數不小于80％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和為0.3％～2％。所述催活反應條件為：氫分壓0.6～2.0MPa、反應溫度200～350℃、體積空速1～10h-1、氫油體積比50～400Nm3/m3。優選催活原料在催活反應條件下與催化劑接觸48～80小時。在一個優選的實施方式中，所述的催活反應的反應溫度比正常反應的反應溫度高30～100℃。在一個優選的實施方式中，所述的催活反應的體積空速比正常反應的體積空速低2～4h-1。所述的催活原料的餾程為30～350℃，其中，烯烴的體積分數為5％～60％。優選所述的催活原料中還含有芳烴，芳烴的體積分數為5％～60％。所述步驟(d)富氫氣體，以富氫氣體整體為基準，氫氣的體積分數至少為70％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和小于0.05％。優選氫氣的體積分數至少為80％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和小于0.02％。在本發明優選的一種實施方式中，在步驟(b)中，先降低反應器氣體中硫化氫氣體的濃度，再增加反應器氣體中一氧化碳氣體的濃度，最后調整反應器中氣體為催活氣體。在本發明優選的一種實施方式中，在步驟(d)中，先降低反應器氣體中一氧化碳氣體的濃度，再降低反應器氣體中硫化氫氣體的濃度，最后調整反應器中氣體為富氫氣體。本發明所述的選擇性加氫脫二烯催化劑含有載體、負載在該載體上的至少一種選自第VIII族的非貴金屬組分、至少一種選自第VIB族的金屬組分以及至少一種選自鋰、鈉、鉀和銣的堿金屬組分，其中第VIII族非貴金屬選自鈷和/或鎳，第VIB族金屬選自鉬和/或鎢。其中，以催化劑為基準，以氧化物計的VIII族金屬組分的質量分數為1.5～8％，以氧化物計的第VIB族金屬組分的質量分數為5.5～30％，以氧化物計的堿金屬組分的質量分數為1～7％，余量為載體，所述載體為含水合氧化鋁的成型物。所述加氫脫二烯催化劑對二烯烴具有較高的加氫活性和選擇性，能在緩和的反應條件下，將汽油餾分中的二烯烴加氫脫除但不飽和單烯烴，從而防止后續換熱器、加熱爐爐管、反應器頂部因二烯烴聚合結焦引起裝置壓降上漲過快。優選的此選擇性加氫脫二烯催化劑的制備方法如下。所述在成型的水和氧化鋁載體上負載至少一種選自VIII族的非貴金屬的金屬組分和至少一種選自VIB族的金屬組分以及選自鋰、鈉、鉀和銣的堿金屬組分的方法優選為浸漬的方法，所述的浸漬方法為常規方法，例如孔飽和法浸漬、過量液浸漬和噴淋浸漬等。其中，包括配制浸漬溶液，例如，由含所述選自至少一種第VIB族的金屬組分的化合物、含至少一種第VIII族的金屬組分的化合物或含堿金屬組分的化合物分別配制浸漬溶液，并用這些浸漬溶液分別浸漬載體的方法；或者是由含所述選自至少一種第VIB族的金屬組分、含至少一種第VIII族的金屬組分的化合物和含堿金屬組分的化合物中的兩種或三中配制混合浸漬溶液，并用這些浸漬溶液分別浸漬載體的方法。當所述浸漬為分步浸漬時，對所述浸漬溶液浸漬載體的順序沒有限制。盡管不是必需的，每次浸漬后優選包括干燥的步驟。所述的干燥條件包括：干燥溫度100～210℃，優選120～190℃，干燥時間1～6小時，優選為2～4小時。所述水合氧化鋁選自任何一種可用作吸附劑和催化劑載體前身物的水合氧化鋁，例如，可以是擬薄水鋁石、薄水鋁石、氫氧化鋁、三水氫氧化鋁，優選擬薄水鋁石。本發明所述的選擇性加氫脫硫催化劑Ⅱ和選擇性加氫脫硫催化劑Ⅲ含有載體、負載在該載體上的至少一種選自第VIII族的非貴金屬組分、至少一種選自第VIB族的金屬組分以及選自醇、有機酸和有機胺中一種或幾種 的有機物，其中第VIII族非貴金屬選自鈷和/或鎳，第VIB族金屬選自鉬和/或鎢。以氧化物計并以催化劑為基準，所述第VIII族金屬組分的質量分數為0.1～6％，第VIB族金屬組分的質量分數為1～25％，所述有機物與第VIII族金屬組分的摩爾比為0.5～2.5，余量為載體。所述載體為一種雙峰孔氧化鋁，以壓汞法表征，所述載體的孔容為0.9～1.2毫升/克，比表面積為50～300米2/克，直徑為10～30nm孔的孔體積占總孔容的55～80％，直徑為300～500nm孔的孔體積占總孔容的10～35％。優選的選擇性加氫脫硫催化劑Ⅱ和選擇性加氫脫硫催化劑Ⅲ的制備方法如下。本發明中，所述在載體上引入至少一種選自VIII族的非貴金屬的金屬組分和至少一種選自VIB族的金屬組分以及選自醇、有機酸和有機胺中一種或幾種的有機物的方法優選為浸漬的方法，所述的浸漬方法為常規方法，例如孔飽和法浸漬、過量液浸漬和噴淋浸漬等。其中，所述第VIII族、第VIB族和選自醇、有機酸和有機胺中一種或幾種的有機物可以單獨引入，也可以兩兩或三種同時引入。當采用浸漬法引入時，包括配制浸漬溶液，例如，由含所述選自至少一種第VIB族的金屬組分的化合物、含至少一種第VIII族的金屬組分的化合物或選自醇、有機酸和有機胺中一種或幾種的有機物分別配制浸漬溶液，并用這些浸漬溶液分別浸漬載體；或者是由含所述選自至少一種第VIB族的金屬組分、含至少一種第VIII族的金屬組分的化合物和選自醇、有機酸和有機胺中一種或幾種的有機物中的兩種或三種配制混合浸漬溶液，并用這些浸漬溶液分別浸漬載體的方法。當所述浸漬為分步浸漬時，對所述浸漬溶液浸漬載體的順序沒有限制。盡管不是必需的，每次浸漬后優選包括干燥的步驟。所述的干燥條件包括：干燥溫度100～210℃，優選120～190℃，干燥時間1～6小時，優選為2～4小時。所述選擇性加氫脫硫催化劑Ⅱ為單個催化劑或多個催化劑的級配。所述選擇性加氫脫硫催化劑Ⅲ為單個催化劑或多個催化劑的級配。所述選擇性加氫脫硫催化劑Ⅱ和選擇性加氫脫硫催化劑Ⅲ可以相同或不同。在本發明一個優選的實施方式中，第一加氫反應器的流出物分別經與第二加氫反應器流出物、第三加氫反應器流出物換熱提溫后，進入第二加氫反應器。第二加氫反應器的流出物分別經與第一加氫反應器流出物、第一加氫反應器入口物流換熱后，進入閃蒸塔。在閃蒸塔內，在氣提氫的作用下脫除第二加氫反應器流出物中的硫化氫，閃蒸到頂部的輕餾分經冷卻沉降后回流至閃蒸塔，含有硫化氫的富氫 氣體送循環氫脫硫塔。不含硫化氫的流出物從閃蒸塔底部抽出，與來自循環氫壓縮機的一股氫氣混合，分別經與第三加氫反應器的產物換熱、加熱爐加熱后進入第三加氫反應器。本發明的優點：1、本發明能加工高硫高烯烴催化裂化汽油，使產品硫含量小于10μg/g同時辛烷值損失小，且汽油收率達99％以上。2、所用選擇性加氫脫硫催化劑經選擇性調控處理后，相同脫硫程度下烯烴飽和程度大幅降低，使加氫脫硫過程的辛烷值損失明顯變小。3、通過使用閃蒸塔，使進入第三反應器的反應進料中不含硫化氫，其與經脫硫化氫處理后的循環氫氣混合再次進行選擇性加氫脫硫反應，得到的產品不易生成再生性硫醇硫，所以更容易實現總硫含量小于10μg/g的目標。4、第三加氫反應器采用比第二加氫反應器更高溫度、更高體積空速的反應條件，可以抑制選擇性加氫脫硫過程中再生硫醇的生成，同時盡量降低加氫脫硫過程的烯烴飽和率。5、通過合理安排換熱流程，使較高溫度反應器流出物的熱量得以充分利用，有利于降低裝置能耗。6、第三加氫反應器出口物流的總硫含量和硫醇硫含量均已小于10μg/g，無需對其進行進一步的氧化脫硫醇過程，減少了廢堿液排放，生產過程更環保。附圖說明附圖是本發明提供的生產超低硫汽油加氫方法的流程示意圖。具體實施方式本發明提供的方法，可由下述兩種技術方案具體實施。技術方案一：全餾分汽油和氫氣一起，先進入第一加氫反應器與選擇性加氫脫二烯催化劑I接觸，在氫分壓0.8～3.2MPa、反應溫度100～200℃、體積空速2～8h-1、氫油體積比200～800Nm3/m3的反應條件下進行選擇性加氫脫二烯反應，脫除其中含有的二烯烴；第一加氫反應器的流出物分別經與二反產物、三反產物換熱提溫后，進入第二加氫反應器，與選擇性加氫脫硫催化劑Ⅱ接觸，在氫分壓0.8～3.2MPa、反應溫度200～400℃、體積空速4～8h-1、 氫油體積比200～800Nm3/m3的反應條件下進行選擇性加氫脫硫反應；第二加氫反應器的流出物分別經與一反流出物、一反入口物流換熱后，進入一個帶有氣提氫的閃蒸塔，在氣提氫的作用下脫除二反流出物中的硫化氫；閃蒸到頂部的輕餾分經冷卻沉降后回流至閃蒸塔，含有硫化氫的富氫氣體送循環氫脫硫塔；不含硫化氫的流出物從閃蒸塔底部抽出，與來自循環氫壓縮機的一股氫氣混合，分別經與三反產物換熱、加熱爐加熱后進入第三加氫反應器，與選擇性加氫脫硫催化劑Ⅲ接觸，在氫分壓0.8～3.2MPa、反應溫度250～450℃、體積空速6～12h-1、氫油體積比200～800Nm3/m3的反應條件下繼續進行選擇性加氫脫硫反應。第三加氫反應器的反應流出物進行冷卻、分離，分離出的液相物流進入穩定塔，穩定塔底流出物即為超低硫全餾分汽油產品。技術方案二:(1)全餾分汽油原料分餾成輕汽油餾分和重汽油餾分，其中輕汽油餾分和重汽油餾分的切割點為40℃～60℃；切割所得的輕汽油餾分和重汽油餾分的收率分別為全餾分汽油的20～35重量％和65～80重量％。(2)輕汽油餾分進入堿抽提單元，經堿洗精制脫除其中的硫醇硫，得到精制輕汽油餾分。(3)重汽油餾分和氫氣一起，先進入第一加氫反應器與選擇性加氫脫二烯催化劑I接觸，在氫分壓0.8～3.2MPa、反應溫度100～200℃、體積空速2～8h-1、氫油體積比200～800Nm3/m3的反應條件下進行選擇性加氫脫二烯反應，脫除其中含有的二烯烴；第一加氫反應器的流出物分別經與二反產物、三反產物換熱提溫后，進入第二加氫反應器，與選擇性加氫脫硫催化劑Ⅱ接觸，在氫分壓0.8～3.2MPa、反應溫度200～400℃、體積空速4～8h-1、氫油體積比200～800Nm3/m3的反應條件下進行選擇性加氫脫硫反應；第二加氫反應器的流出物分別經與一反流出物、一反入口物流換熱后，進入一個帶有氣提氫的閃蒸塔，在氣提氫的作用下脫除二反流出物中的硫化氫；閃蒸到頂部的輕餾分經冷卻沉降后回流至閃蒸塔，含有硫化氫的富氫氣體送循環氫脫硫塔；不含硫化氫的流出物從閃蒸塔底部抽出，與來自循環氫壓縮機的一股氫氣混合，分別經與三反產物換熱、加熱爐加熱后進入第三加氫反應器，與選擇性加氫脫硫催化劑Ⅲ接觸，在氫分壓0.8～3.2MPa、反應溫度250～450℃、體積空速6～12h-1、氫油體積比200～800Nm3/m3的反應條件下繼續進行選擇性加氫脫硫反應。第三加氫反應器 的反應流出物進行冷卻、分離，分離出的液相物流進入穩定塔，穩定塔底流出物即為加氫重汽油餾分。(4)步驟(2)所得的精制輕汽油餾分與步驟(3)所得的加氫重汽油餾分混合，得到超低硫全餾分汽油產品。下面結合附圖對本發明所提供的方法進行進一步的說明，但并不因此而限制本發明。如附圖所示，本發明提供的全餾分汽油和/或重汽油餾分加氫生產超低硫汽油的加氫方法描述如下：來自管線1的全餾分汽油和/或重汽油餾分，經原料泵2升壓后與來自管線42的氫氣混合后經管線3進入換熱器4，與來自管線14的物料換熱后經管線5進入第一加氫反應器6，進行選擇性加氫脫二烯反應。第一加氫反應器6的流出物經管線7和管線9先后進入換熱器8和換熱器10，分別與來自管線13和管線29的物料換熱后由管線11進入第二加氫反應器12，進行選擇性加氫脫硫反應。第二加氫反應器12的流出物經管線13和管線14先后進入換熱器8和換熱器4，分別對第一加氫反應器的流出物和反應進料進行加熱，然后經管線15進入帶有氣提氫的閃蒸塔16，在來自管線45的氫氣的氣提作用下脫除液相中的硫化氫。含有硫化氫的氣相物流經管線17送沉降罐18進一步沉降分離后，經管線19送入循環氫脫硫化氫塔34脫除硫化氫后循環使用；沉降罐18底部的液相依次經管線20、泵21管線22全回流至閃蒸塔16；閃蒸塔16底部不含硫化氫的液相物流由管線23進入換熱器24，經來自管線30的物流加熱后，由管線25送入反應加熱爐26，然后經管線27送入第三加氫反應器28。第三加氫反應器28的流出物經管線29送出，通過換熱器10與來自管線9的物流換熱(對第二加氫反應器入口物流加熱)后，再通過換熱器24與來自管線23的物流換熱(對加熱爐26入口物流加熱)，再經冷卻后由管線31進入高壓分離器32進行氣液分離。高壓分離器32頂部的富氫氣流由管線33進入循環氫脫硫化氫塔34；從塔頂出來的氫氣由管線39進入循環氫壓縮機41，來自管線40的新氫也進入循環氫壓縮機41，經循環氫壓縮機41增壓后，氫氣分為幾路，一路經管線42與原料泵2出口物料混合，一路由管線43作為第二加氫反應器的急冷氫，一路由管線45作為閃蒸塔的氣提氫，一路經管線44與來自管線23的物流混合先后經換熱器24、加熱爐26加熱升溫后由管線27進入第三加氫反應器28。高壓分離器32底部得到的物流經管線35進入加 氫產品穩定塔36，塔頂的輕烴氣體由管線37抽出，塔底產物經管線38送去產品罐，直接得到超低硫汽油產品，或與堿抽提脫硫醇后的輕汽油餾分混合得到超低硫汽油產品。下面的實施例將對本發明提供的方法予以進一步的說明，但并不因此而限制本發明。對比例所用的選擇性加氫脫硫催化劑的商品牌號為RSDS-21，由中國石化催化劑長嶺分公司生產。實施例所用的選擇性加氫脫二烯催化劑為催化劑C1，所用的選擇性加氫脫硫催化劑為催化劑C2和催化劑C3。催化劑C1的載體為氧化鋁，活性金屬組成為：氧化鉬18.0重％，氧化鈷3.0重％，氧化鉀4.0重％。催化劑C2的載體為氧化鋁，活性金屬組成為：氧化鉬13.5重％，氧化鈷4.0重％。催化劑C3的載體為氧化鋁，活性金屬組成為：氧化鉬14.5重％，氧化鈷5.0重％。為充分發揮催化劑的加氫脫硫性能，催化劑RSDS-21以及催化劑C1、C2、C3在接觸正式原料前均需要進行預硫化處理。以下所列對比例和實施例中，各催化劑的預硫化方法相同。對比例1以一種催化裂化汽油為原料油F1，其性質如表1所示。首先對反應器中的催化劑RSDS-21進行預硫化，預硫化結束后原料油F1和氫氣混合，與經過硫化后的催化劑RSDS-21接觸進行選擇性加氫脫硫反應。加氫工藝條件及加氫后全餾分汽油產品的性質列于表2。由表2可以看出：反應溫度達330℃時產品的總硫含量降低到16μg/g，無法小于10μg/g，且其中硫醇硫的含量為10μg/g，占總硫含量的比例為63％，此時汽油的RON損失為4.7個單位。繼續提高反應溫度至340℃，產品總硫含量僅減少到12μg/g，仍然無法小于10μg/g，且其中硫醇硫的含量為9μg/g，占總硫含量的比例為75％，此時汽油的RON損失為6.9個單位。上述結果表明，對于全餾分原料油F1，反應溫度從330℃提高到340℃，產品的總硫含量沒有明顯降低，而硫醇硫的比例卻明顯提高，說明反應過程中硫化氫與烯烴再生成了硫醇硫，且這部分再生硫醇硫采用這個工藝方法已無法徹底脫除；如果繼續提高溫度，則只能使汽油的烯烴含量進一步降低，辛烷值損失進一步增大。實施例1采用與對比例1相同的原料油F1。第一加氫反應器中裝填新鮮催化劑C1，第二加氫反應器裝填新鮮催化劑C2，第三反應器中裝填新鮮催化劑C3。首先對反應器中催化劑C1、C2、C3進行硫化。硫化結束后，調整反應系統中氣體為催活氣體，催活氣體中，氫氣的體積分數為85％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和為1.0％，將催活原料引入反應系統，并在催活條件為氫分壓1.6MPa、氫油比100Nm3/m3、體積空速4.0h-1、反應溫度330℃的條件下使催活原料與催化劑接觸72h，對催化劑進行選擇性調控處理。催活原料的餾程為30～350℃，其中，烯烴的體積分數為40％，芳烴的體積分數為25％。催化劑進行選擇性調控處理結束后，調整為正常反應條件，切換反應進料為原料油F1，并切換反應器中氣體為富氫氣體，以富氫氣體整體為基準，氫氣的體積分數為88％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和為0.005％。原料F1按照附圖所示工藝流程，依次進入第一、第二加氫反應器與催化劑C1及選擇性調控處理后的催化劑C2接觸，分別進行選擇性加氫脫二烯反應和選擇性加氫脫硫反應；第二加氫反應器的流出物經閃蒸塔脫除硫化氫后進入第三加氫反應器，與選擇性調控處理后催化劑C3接觸，再次進行選擇性加氫脫硫反應，得到全餾分汽油產品。第一加氫反應器、第二加氫反應器和第三加氫反應器具體的反應條件及全餾分汽油產品性質如表3所示。由表3可以看出產品的硫含量降低到8.0μg/g，RON僅損失1.4，產品收率達99.8重％。對比例2以一種催化裂化汽油為原料油F2，其性質如表1所示。原料油F2先在分餾單元切割為輕汽油餾分和重汽油餾分，其中輕汽油餾分比例為30重％，重汽油餾分比例為70重％。輕汽油餾分進行堿抽提脫硫醇。重汽油餾分進行選擇性加氫脫硫。對反應器中的催化劑RSDS-21進行硫化，硫化結束后，重汽油餾分和氫氣混合，與經過硫化后的催化劑RSDS-21接觸進行選擇性加氫脫硫反應。最后，堿抽提后的輕汽油餾分和加氫重汽油餾分混合得到全餾分汽油產品。重餾分加氫工藝條件及全餾分汽油產品的性質 列于表4。由表4可以看出：全餾分產品的總硫含量降低到9.0μg/g時，汽油的RON損失為4.5個單位。實施例2采用與對比例2相同的原料油F2。原料油F2先在分餾單元切割為輕汽油餾分和重汽油餾分，其中輕汽油餾分比例為30重％，重汽油餾分比例為70重％。輕汽油餾分進行堿抽提脫硫醇。重汽油餾分進行選擇性加氫脫硫。重汽油加氫單元第一加氫反應器中裝填催化劑C1；第二加氫反應器中裝填催化劑組合C2/C3，C2、C3在反應器中的裝填體積比例為C2:C3＝80:20；第三加氫反應器中裝填催化劑C3。對各反應器中的催化劑進行硫化。硫化結束后，調整反應系統中氣體為催活氣體，催活氣體中，氫氣的體積分數為90％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和為1.8％，將催活原料引入反應系統，并在催活條件為氫分壓1.6MPa、氫油比100Nm3/m3、體積空速4.0h-1、反應溫度350℃的條件下使催活原料與催化劑接觸72h，對催化劑進行選擇性調控處理。催活原料的餾程為30～350℃，其中，烯烴的體積分數為28％，芳烴的體積分數為20％。催化劑進行選擇性調控處理結束后，調整為正常反應條件，切換反應進料為原料油F2的重餾分，并切換反應器中氣體為富氫氣體，以富氫氣體整體為基準，氫氣的體積分數為90％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和為0.005％。原料油F2的重餾分按照附圖所示工藝流程，依次進入第一、第二加氫反應器與催化劑C1及選擇性調控處理后的催化劑C2/C3接觸，分別進行選擇性加氫脫二烯反應和選擇性加氫脫硫反應；第二加氫反應器的流出物經閃蒸塔脫除硫化氫后進入第三加氫反應器，與選擇性調控處理后催化劑C3接觸，再次進行選擇性加氫脫硫反應，得到加氫重汽油餾分。經過堿抽提后的輕汽油餾分與經過加氫脫硫后的重汽油餾分混合得到全餾分汽油產品。第一加氫反應器、第二加氫反應器和第三加氫反應器具體的反應條件及全餾分汽油產品性質如表4所示。由表4可以看出產品的硫含量降低到6.6μg/g，RON僅損失1.2，產品收率達99.8重％。實施例3以一種催化裂化汽油為原料油F3。原料油F3先在分餾單元切割為輕汽油餾分和重汽油餾分，其中輕汽油餾分比例為25重％，重汽油餾分比例 為75重％。輕汽油餾分進行堿抽提脫硫醇。重汽油餾分進行選擇性加氫脫硫。重汽油加氫單元第一加氫反應器中裝填催化劑C1；第二加氫反應器中裝填催化劑組合C2/C3，C2、C3在反應器中的裝填體積比例為C2:C3＝85:15；第三加氫反應器中裝填催化劑組合C2/C3，C2、C3在反應器中的裝填體積比例為C2:C3＝85:15。對各反應器中的催化劑進行硫化。硫化結束后，調整反應系統中氣體為催活氣體，催活氣體中，氫氣的體積分數為82％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和為1.2％，將催活原料引入反應系統，并在催活條件為氫分壓1.6MPa、氫油比100Nm3/m3、體積空速4.0h-1、反應溫度330℃的條件下使催活原料與催化劑接觸72h，對催化劑進行選擇性調控處理。催活原料的餾程為30～350℃，其中，烯烴的體積分數為35％，芳烴的體積分數為28％。催化劑進行選擇性調控處理結束后，調整為正常反應條件，切換反應進料為原料油F3的重餾分，并切換反應器中氣體為富氫氣體，以富氫氣體整體為基準，氫氣的體積分數為82％，硫化氫和一氧化碳的體積分數之和為0.005％。原料油F3的重餾分按照附圖所示工藝流程，依次進入第一、第二加氫反應器與催化劑C1及選擇性調控處理后的催化劑C2/C3接觸，分別進行選擇性加氫脫二烯反應和選擇性加氫脫硫反應；第二加氫反應器的流出物經閃蒸塔脫除硫化氫后進入第三加氫反應器，與選擇性調控處理后催化劑C2/C3接觸，再次進行選擇性加氫脫硫反應，得到加氫重汽油餾分。經過堿抽提后的輕汽油餾分與經過加氫脫硫后的重汽油餾分混合得到全餾分汽油產品。第一加氫反應器、第二加氫反應器和第三加氫反應器具體的反應條件及全餾分汽油產品性質如表4所示。由表4可以看出產品的硫含量降低到8.7μg/g，RON僅損失1.5，產品收率達99.8重％。表1原料性質原料名稱F1F2F3密度(20℃)，g/cm30.73570.72640.7502硫含量，μg/g90014002500烯烴含量，體積％42.438.825.0餾程(ASTMD86)，℃初餾點35363610％49505250％90859490％175170180終餾點198191205RON95.292.991.5表2對比例工藝條件及產品性質表3實施例工藝條件實施例1實施例2實施例3原料油F1F2F3反應條件第一加氫反應器催化劑C1C1C1氫分壓，MPa1.21.21.2反應溫度，℃180190200體積空速，h-14.03.04.0氫油體積比，Nm3/m3400400400第二加氫反應器催化劑C2C2+C3C2+C3氫分壓，MPa1.21.21.2反應溫度，℃300310320體積空速，h-16.06.06.0氫油體積比，Nm3/m3400400400第三加氫反應器催化劑C3C3C2+C3氫分壓，MPa1.21.21.2反應溫度，℃330350360體積空速，h-18.010.010.0氫油體積比，Nm3/m3400400400表4實施例產品性質產品性質實施例1實施例2實施例3密度(20℃)，g/cm30.73620.72800.7515硫含量，μg/g8.06.68.7硫醇硫含量，μg/g435烯烴含量，體積％35.832.518.3RON93.891.790.0RON損失1.41.21.5產品收率，重％99.899.999.8當前第1頁1 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