CN101802139B - 重热解汽油的深度脱硫方法 - Google Patents

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Abstract

一种用于将重热解汽油深度脱硫至非常低的有机硫浓度例如30ppmv或更低、同时由于芳族化合物饱和的辛烷值损失最小的方法。所述深度脱硫通过利用低温、适中压力的操作条件，在以滴流模式操作的一个或两个反应器系统中，在加氢催化剂存在下，使部分在液相中和部分在气相中的重热解汽油原料与具有最低H2S浓度的氢处理气接触而完成。

Description

重热解汽油的深度脱硫方法
技术领域
本发明涉及用于使重热解汽油深度脱硫从而生产具有相对高的辛烷值的硫含量非常低的汽油或汽油共混料的方法。
背景技术
重热解汽油(也称为“重裂解汽油(pygas)”)是制备乙烯和丙烯的蒸汽裂化法的液体副产物。重热解汽油是含有二烯烃和烯基芳族化合物(例如苯乙烯)以及单烯烃和高含量的芳族化合物的高度不饱和烃混合物(碳范围为约C7-C10-11)，其中芳族化合物是需要的，因为它们为重热解汽油贡献相对高的辛烷值。此外，重热解汽油含有不希望的含杂原子的烃例如有机硫化合物，必须将所述含杂原子的烃降低至低浓度以允许将重热解汽油用作汽油产品或汽油共混料。但在将有机硫化合物降低至低浓度过程中，重要的是不能将贡献高辛烷值的有利的芳族化合物转化成不太希望的化合物。
在US 3,556,983中公开了用于热解汽油加氢的一种早期方法。该方法包括两个步骤，其中在第一步中使热解汽油的二烯烃选择性加氢，和之后在第二步中使来自第一步的烃进一步加氢。两个加氢步骤中使用的催化剂都是铝尖晶石载体上的贵金属。在脱除烯烃之外，使初始进料即热解汽油脱硫至明显程度。
US 3,691,066公开了一种用于使通过热裂化生产的含有二烯烃、单烯烃、芳族化合物和硫化合物的汽油(即热解汽油)选择性加氢，从而降低二烯烃含量和有机硫含量的方法。该方法中使用的催化剂是载带镍催化剂。催化剂含有耐火载体上1-50wt％的镍，其中镍被至少部分硫化，硫镍的原子比为0.01-0.4。
US 4,059,504公开了在利用为高表面积氧化铝上载带的钴-钨硫化物的催化剂的方法中，使热解汽油中含有的二烯和硫醇硫选择性加氢。
US 4,113,603公开了对含有二烯和硫醇硫的热解汽油进行加氢处理的两步法。第一步利用非贵金属催化剂还原硫醇硫。第一步之后的第二步利用贵金属催化剂还原二烯。获得的产物是博士试验阴性的油品。
考虑到对汽油和汽油共混料具有明显较低浓度的硫的要求，本领域中需要在不明显降低重热解汽油的辛烷值的条件下将重热解汽油的硫含量降低至非常低的水平(例如低于30ppm和优选低于15ppm)的方法。本发明提供这样的深度脱硫方法。
发明内容
本发明提供使含有二烯烃化合物、有机硫化合物和高浓度的芳族化合物的重热解汽油原料深度脱硫的方法，其方式允许将二烯烃和有机硫化合物脱除至非常低的浓度、同时不使明显量的提高辛烷值的芳族化合物加氢。
本发明方法提供使具有二烯烃浓度、有机硫浓度和高芳族化合物浓度的重热解汽油原料深度脱硫的方法，所述方法通过以下步骤进行：将所述重热解汽油原料加热至足够的温度，从而提供相当大一部分在气相中和相当大另一部分在液相中的加热后的热解汽油原料；将在所述液相和所述气相中的所述加热后的热解汽油原料加入含有加氢催化剂和以下流模式操作的反应容器或串流排列的多个反应容器中；在有效使所述加热后的热解汽油原料中含有的相当大一部分二烯烃选择性加氢成单烯烃和使所述加热后的热解汽油原料中的相当大一部分有机硫选择性加氢成H2S、但不在使所述加热后的热解汽油原料中含有的芳族化合物明显加氢的温度下的适中温度条件下，在所加入的H2S浓度为至少100ppmv的氢处理气存在下，使所述加热后的热解汽油原料与所述加氢催化剂接触；从所述反应容器或串流排列的多个反应容器中获得反应器流出物；和从所述反应器流出物中分离出H2S和未反应的氢，和从所述反应器流出物中回收含有低于30ppm的有机硫化合物的低硫热解汽油产品。
附图说明
图1是用于使重热解汽油深度脱硫的本发明方法的一个实施方案的示意形式的流程图，该实施方案利用下流(滴流)模式操作的单个反应容器和利用蒸汽换热器将原料加热至实质上同时处于液相和气相中的温度。
图2是本发明深度脱硫方法的另一个实施方案的示意形式的流程图，该实施方案利用下流(滴流)模式操作的两个反应容器和利用火焰加热器将原料加热至提供实质上同时处于液相和气相中的原料的温度。
具体实施方式
本发明方法的原料包括具有二烯烃浓度、有机硫浓度和高的芳族化合物含量的C7+热解汽油物流(下文称为“重热解汽油”)。通常，重热解汽油包含沸点为约90-250℃的烃，和因此可以具有约90℃的初始沸点和约250℃的最终沸点(终馏点)，利用认可的ASTM测量方法。重热解汽油的更典型沸程为100-230℃。
重热解汽油物流的芳族化合物可以包括一些化合物例如甲苯、苯乙烯、乙基苯、二甲苯、枯烯和其它烷基取代的苯化合物。重热解汽油的芳族化合物浓度是明显的，和可以是重热解汽油物流的30-85wt％。虽然优选芳族化合物含量尽可能显著地高，但它更通常为40-75wt％，和最通常为50-70wt％。
重热解汽油物流中含有的硫化合物可以包括例如硫醇、二硫化物、单硫化物和噻吩化合物。本发明方法重热解汽油原料的有机硫含量将通常是75-2000ppmw，和更特别是80-1000ppmw。但更通常地，有机硫浓度为90-500ppmw，和最通常为100-400ppmw。
通常，直接来自蒸汽裂化装置的重热解汽油还将含有明显量的不饱和物，包括二烯烃和烯基芳族化合物。这些明显浓度的高反应性化合物将聚合和导致催化剂床层堵塞和压降累积，和它们可能导致催化剂减活。为了使之最小化，优选使本发明方法的重热解汽油原料在温和条件下经历预先加氢处理(即“第一阶段”加氢)，以将明显部分的二烯烃和烯基芳族化合物分别转化成单烯烃和烷基芳族化合物。因此，本发明方法可以看作“第二阶段”加氢法，因为本发明方法的重热解汽油原料优选已经进行过加氢处理，以将二烯烃和烯基芳族化合物含量降低至0.01wt％(100ppmw)-5wt％的较低浓度水平。优选该加氢步骤提供本发明方法的重热解汽油原料中低于3wt％的二烯烃浓度。因此，例如，二烯烃浓度可以是100ppmw-3wt％，更优选二烯烃浓度低于2wt％，例如200ppmw-2wt％，和最优选低于1wt％，例如250ppmw-1wt％。
本发明方法的重要特征是将重热解汽油原料加热至一定温度，从而提供的加入反应容器中的原料部分在液相中和部分在气相中。通常，液相中原料的百分数将是20-90wt％，优选40-80wt％，和气相中原料的百分数将是10-80wt％，优选20-60wt％。通常，原料当在运行初始加入反应容器时大部分在液相中(例如约50-85wt％)和当在运行结束时大部分在气相中(例如约50-75wt％)。
本发明方法的重热解汽油原料可以通过使用任意适合的加热装置(例如蒸汽换热器、火焰加热器)、或通过与来自反应容器的流出物或其它适合的物流间接换热、或通过它们的组合而被加热至所需温度。
因为进入反应器的热解汽油原料的相当大一部分在液相中以及在气相中是重要的，所以本发明方法中进入反应器的重热解汽油原料的温度将通常低于常规气相热解汽油脱硫法中的温度。例如，本发明方法中进入反应器的重热解汽油原料的适合温度将是175-275℃，优选200-260℃。
部分在液相中和部分在气相中的加热后的重热解汽油原料进入反应容器后向下流动通过一个或多个催化剂的固定床(即滴流方式)，其中它与所加入的具有100ppmv的最小硫化氢(H2S)浓度的氢处理气接触。优选地，氢处理气中的H2S浓度将是150ppmv至250ppmv或更高。
本发明方法的重要特征是氢处理气具有的H2S浓度使得与氢处理气接触的本发明方法的催化剂将保持完全硫化和通过限制芳族化合物饱和而确保催化剂的选择性。已经发现催化剂的选择性可以利用H2S浓度低于100ppmv的氢处理气进行降低，H2S浓度低于100ppmv的氢处理气将导致一些不希望的芳族化合物饱和(约1-2％)，同时导致最终汽油产品的辛烷值降低以及沿反应器催化剂床层的不希望温升。这种芳族化合物饱和和辛烷值损失可以通过维持前述的氢处理气中的最小H2S含量而避免。H2S浓度的上限认为是约2000ppmv或甚至更高。优选H2S浓度为至少150ppmv，和最优选至少200ppmv。通过利用含H2S的氢处理气、低温和适中压力的操作条件的本发明方法，可能将本发明方法的重热解汽油原料和低硫热解汽油产品之间的辛烷损失限定于一个辛烷值(即(R+M)/2)或更低。
可以使用多种方法维持氢处理气中所需的最低H2S浓度，包括例如注入硫化剂如DSMO。优选硫化剂是来自Merox处理装置的二硫化油(DSO)。因此，在本发明方法的一个实施方案中，在过程中的一个或多个位置处注入DSO，其注入量足以确保氢处理气中适当的H2S浓度。
重热解汽油原料的深度脱硫优选在以滴流模式操作的单个反应器中按本发明方法完成。但必要时，也可以使用优选串流排列连接的多个反应器。因此，本发明的另一个实施方案包括使用两个都以下流(或滴流)模式操作的反应容器。在不会由于芳族化合物饱和明显损失辛烷值的条件下，利用一个反应器的滴流系统或两个反应器的滴流系统产生具有非常低的硫浓度例如低于30ppmv、优选低于15ppmv的热解汽油产品。
本发明方法的优选特征是在运行初始时，当通过第一和第二反应容器中的催化剂床层时，重热解汽油原料是高度分散的。“高度分散”的含义是烃原料以使流动到达和通过催化剂床层的径向不均匀性最小化的方式，沿容器的整个截面区域分布和分布至催化剂床层的上表面区域上。
本领域技术人员已知用于提供到达催化剂床层的烃原料的高度分散流动的多种适合的方法和装置，例如本发明方法中使用的那些。用于沿整个催化剂床层上表面分散分布烃原料的任意适合的流体分布装置均可以用于本发明方法中。适合的流体分布装置的一些实例包括例如穿孔有用于提供流体从中流动通过的孔或缝隙或洞的水平板和操作性配有用于提供流体从中流动通过的喷嘴或降液管或导管的水平板。甚至可以将这类装置如喷嘴和流体雾化器用作沿整个催化剂床层上表面分散烃原料的流体分布装置。各种合适的流体分布装置的其它适合实例公开于US 5,484,578和其中引用的专利相关技术中。US 5,484,578经此引用并入本文。
可使适合使用的其它流体分布塔板是US5,635,145和美国专利公开No.US 2004/0037759教导的那些，这两篇公开文献经此引用并入本文。这些出版物中描述的流体分布塔板包括例如配有用于可能是多相流体的流体向下流动的多个开孔或降液管的分布塔板。可以适合地用于在本发明方法中当重热解汽油原料流动通过催化剂床层时使其高度分散的特别优选的流体分布装置是2006年4月18日提交的题目为“Fluid Distribution Tray and Method for the Distribution of aHighly Dispersed Fluid Across a Bed of Contact Material”、申请号为11/406419的美国专利申请中描述的流体分布塔板和系统，该专利的公开内容经此引用并入本文。
可用于本发明方法的催化剂包括能够在不使芳族化合物明显加氢的条件下，明显将热解汽油原料中的有机硫化合物转化成H2S和将热解汽油原料中的二烯转化成它们对应的单烯烃或烷烃的任意加氢催化剂。特别适合的催化剂包括耐火氧化物载体上的镍/钼或钴/钼，所述耐火氧化物例如氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、二氧化钛、氧化锆和它们的组合。也可以使用载带镍/钼和钴/钼催化剂的混合物。特别优选的催化剂是氧化铝载体上的镍/钼，例如可由CriterionCatalyst Company商购的DN-200。
可用的催化剂中镍和/或钴的量可以是约0.01-10wt％，优选0.1-8wt％，和最优选1-6wt％，其中wt％假定金属为金属氧化物形式和基于催化剂总重量计算。催化剂中的钼量可以是3-30wt％，优选4-27wt％，和最优选5-20wt％，其中wt％假定金属为金属氧化物形式和基于催化剂总重量计算。
虽然可以将包含前述浓度的载带在无机氧化物载体上的钼组分以及钴组分或镍组分或两者的多种常规加氢处理催化剂用作本发明方法的加氢催化剂，但在所述方法中也可以使用多种其它新型催化剂。例如，可以将题目为“Method for the Selective Hydrodesulfurization ofan Olefin Containing Hydrocarbon Feedstock”、公开日为2006年10月26日的美国专利申请公开No.2006/0237345(该公开经此引用并入本文)中提出的方法中描述和使用的催化剂适合地用于本发明公开的方法中。本发明方法中可以适合地使用的其它新催化剂是题目为“Process and Catalyst for the Selective Hydrogenation of DiolefinsContained in an Olefin Containing Stream and for the Removal ofArsenic Therefrom and a Method of Making Such Catalyst”、公开日为2005年1月20日的美国专利申请公开No.2005/0014639以及题目为“High Activity Hydrodesulfurization Catalyst，a Method of Makinga High Activity Hydrodesulfurization Catalyst，and a Process forManufacturing an Ultra-low Sulfur Distillate Product”、公开日为2006年3月23日的美国专利申请公开No.2006/0060510中描述或要求保护的那些。美国公开No.2005/0014639和美国公开No.2006/0060510经此引用并入本文。
在本发明深度脱硫法中，在相对低温和适中压力的操作条件下，在反应容器中使热解汽油原料与含H2S的氢处理气接触。低温和适中压力的操作条件含义是175-275℃的温度和400-800psig的压力。本发明方法的优选操作条件是200-260℃的温度和425-650psig的压力。因为有机硫化合物加氢是放热反应，所以通常存在沿催化剂床层的温差，其中反应器出口温度通常比反应器入口温度略高。
重热解汽油原料加入本发明方法反应器的流量通常提供0.1-10hr-1的液时空速(LHSV)。术语“液时空速”表示重热解汽油原料加入本发明方法反应器的以体积/小时表示的体积流量除以反应器中含有的催化剂体积的数值比。优选LHSV为0.5-6hr-1，和最优选0.8-2.5hr-1。
氢处理气应具有大的氢纯度，其中所加入的氢处理气的至少约70体积％为分子氢。优选氢处理气的纯度超过75体积％的氢，和更优选所述纯度超过80体积％的氢。因此，氢处理气将通常含有70-99vol％、通常为75-98vol％、或更通常为80-97.5vol％的分子氢。加入重热解汽油原料的氢处理气量应为约100标准立方英尺(SCF)/桶(bbl)重热解汽油原料-约5,000SCF/bbl，优选为250-3,000SCF/bbl，和最优选500-2,000SCF/bbl。
本发明的另一个实施方案包括使用“热氢汽提”以延长催化剂寿命。“热氢汽提”将用于从催化剂床层中脱除导致沿反应器的压降升高的胶质和结垢材料，和恢复加氢催化剂由于用于重热解汽油原料加氢而损失的一些活性。
热氢汽提可以通过以下操作完成：通过从反应容器中脱除原料而停止使重热解汽油原料与加氢催化剂接触，和之后在相对高的温度下与加氢催化剂接触或循环酸性氢有效的时间段，以从加氢催化剂中脱除胶质沉积物和其它结垢材料并恢复至少一部分所述加氢催化剂损失的催化剂活性。热氢汽提也可以用于在装置停车前脱除液体烃和随后干燥催化剂床层及反应器系统。
热氢汽提应利用含有明显浓度的硫化氢的酸性高纯度氢物流进行。热氢汽提气的纯度应使它含有70-99vol％、优选75-98vol％、或更优选80-97.5vol％的分子氢。热氢汽提气具有至少约350ppmv的明显硫化氢浓度也是重要的，但优选硫化氢浓度为至少400ppmv，和最优选至少500ppmv。热氢汽提气中硫化氢浓度的上限是约2000ppmv，或甚至1500ppmv或1000ppmv的更低的浓度。
另外重要的是在加氢催化剂已经用于重热解汽油原料的加氢处理之后，与加氢催化剂接触的热氢汽提气的温度是至少约350℃、但优选至少370℃、更优选至少390℃和最优选至少400℃的相对高温。热氢汽提气与加氢催化剂接触的上限为约700℃，或低于600℃，或甚至低于500℃。
流动通过加氢催化剂的热氢汽提气量应足以从加氢催化剂中脱除至少一部分胶质沉积物和结垢材料并恢复至少一部分所述加氢催化剂损失的催化剂活性。通常，热氢汽提气流动通过加氢催化剂的流量提供0.1-100hr-1的气时空速。用热氢汽提气处理加氢催化剂的时间或处理时间段足以从加氢催化剂中脱除至少一部分胶质和结垢材料并恢复一部分损失的催化剂活性。这可以是0.1-96小时的处理时间段，但更通常是1-72小时和最通常4-50小时的处理时间段。
参考图1，在本发明的该实施方案中，已经预先经历第一阶段加氢从而脱除大部分的二烯烃和烯基芳族化合物的重热解汽油原料流动通过管线1进入一系列的原料/流出物换热器3中，其中原料的温度通过与经管线7进入换热器的反应器流出物换热而升高。氢处理气(其可能包括循环氢和补充氢)通过管线2进入系统和在进入原料/流出物换热器3之前与液体重热解汽油原料混合。组合的原料和氢处理气从换热器流入蒸汽换热器4中，在其中被进一步加热至约175-275℃的温度，由此仅使一部分原料气化，而相当大另一部分原料(例如20-90wt％)保留在液相中。部分在气相中和部分在液相中的组合物流进入反应容器6和以滴流模式向下流动通过一个或多个固定催化剂床层。来自反应容器的流出物通过管线7流至原料/流出物换热器3，和随后通过管线8流至反应器流出物闪蒸罐10。该实施方案中的反应器流出物闪蒸罐10是三相分离器，其中回收由氢和较轻的烃组成的气体并通过管线11循环至氢系统。液体烃产品物流通过管线12离开闪蒸罐10和流入汽提塔13中，在其中从液体烃产品中汽提出H2S和较轻的烃并通过管线14离开汽提塔。含有铵盐的酸性含水物流通过管线16离开反应器流出物闪蒸罐。低硫热解汽油产品通过管线15离开汽提塔底部，和在任选的干燥后可以用作汽油或汽油共混料。本发明将允许生产总有机硫含量为30ppmv或更低、和优选15ppmv或更低的热解汽油产品。
该实施例中的反应容器包含一个或多个大部分是氧化铝上的镍/钼催化剂的床层。床层的剩余部分可以是载体材料和/或具有低活性等级。沿反应器的典型温升将是约25-40°F。在运行初始(SOR)时，原料在反应器中大部分在液相中(例如60％)，和在运行结束(EOR)时，原料大部分在气相中(例如75％)。
各催化剂床层配有高分散塔板9，以确保原料沿催化剂床层上表面均匀分散。
反应器将通常在适中压力下操作，所述适中压力例如为约400-800psig，优选425-650psig。沿反应器的典型运行初始压降将是约30-40psig，和沿反应器的典型运行结束压降将是约40-50psig。
如前所讨论的，本发明方法的重要特征是进入反应容器的处理气中存在100ppmv H2S的最小H2S浓度(优选高于150ppmv H2S)。在图1所示的实施方案中，该H2S浓度通过由管线5将足够量的硫化剂例如来自Merox处理装置的二硫化物油(DSO)注入组合原料/氢处理气物流中而实现。处理气中存在最小浓度的H2S将确保催化剂保持完全硫化和避免芳族化合物加氢，从而使最终热解汽油产品中的辛烷值损失最小化。
图2中给出了包括两步滴流反应器系统的本发明的另一个实施方案。在该实施方案中，使已经预先经历第一阶段加氢从而脱除大部分的二烯烃和烯基芳族化合物的重热解汽油原料流动通过管线21进入一系列的换热器23中，其中原料的温度通过与由管线30进入换热器的反应器流出物换热而升高。氢处理气(其可能包括循环氢和补充氢)通过管线22进入系统和在进入原料/流出物换热器23之前与液体重热解汽油原料混合。组合的原料和氢处理气从换热器流入原料加热器24(火焰加热器)中，在其中被进一步加热从而可以在所需温度(例如175-275℃)下进入第一反应容器26。组合物流以下流(或滴流)模式流动通过第一反应容器中的一个或多个固定催化剂床层，和随后通过管线27流入第二反应容器28中，在其中它以下流(或滴流)模式再次流动通过一个或多个附加催化剂床层。
该实施例中的各反应容器均包含一个或多个大部分是氧化铝上的镍/钼催化剂的床层。床层的剩余部分可以是载体材料和/或具有低活性等级。沿反应器的典型温升将是约5-50℃。在运行初始(SOR)时，原料在反应器中大部分在液相中(例如60％)，和在运行结束(EOR)时，原料大部分在气相中(例如75％)。
各催化剂床层均配有高分散塔板29，以确保原料沿催化剂床层上表面均匀分散。
反应器将通常在适中压力下操作，所述适中压力例如为约400-800psig。沿反应器的典型压降在运行初始时将是约5-40psig，和沿反应器的典型压降在运行结束时将是10-50psig。
如前所讨论的，本发明方法的重要特征是进入反应容器的处理气中存在最少100ppmv H2S(优选150ppmv H2S)。在所示实施方案中，这通过由管线25将足够量的硫化剂例如来自Merox处理装置的二硫化物油(DSO)注入组合原料/氢处理气物流中而实现。处理气中存在最小浓度的H2S将确保催化剂保持完全硫化和避免芳族化合物加氢，从而使辛烷损失最小化
来自第二反应容器的流出物通过管线30流至原料/流出物换热器，和之后通过管线31流至反应器流出物闪蒸罐32。该实施方案中的反应器流出物闪蒸罐是三相分离器，其中回收由氢和较轻的烃组成的气体并通过管线35循环至氢系统。液体烃产品物流通过管线33离开闪蒸罐32和流入汽提塔36中，在其中从液体烃产品中汽提出H2S和较轻的烃并通过管线37离开汽提塔。含有铵盐的酸性含水物流通过管线34离开反应器流出物闪蒸罐。低硫热解汽油产品通过管线38离开汽提塔底部，和在任选的干燥后可以用作汽油或汽油共混料。本发明的该实施方案也将生产总有机硫含量为30ppmv或更低、优选15ppmv或更低的热解汽油产品。

Claims (10)

1.一种使具有二烯烃浓度、有机硫浓度和高芳族化合物浓度的重热解汽油原料深度脱硫的方法，其中所述高芳族化合物浓度为所述重热解汽油原料总重量的30-85wt％，其中所述方法包括：
将所述重热解汽油原料加热至足够的温度，从而提供相当大一部分在气相中和相当大另一部分在液相中的加热后的热解汽油原料，其中在所述气相中的所述相当大一部分所述加热后的热解汽油原料是所述加热后的热解汽油原料的10-80wt％，和在所述液相中的所述相当大另一部分所述加热后的热解汽油原料是所述加热后的热解汽油原料的20-90wt％；
将在所述液相和所述气相中的所述加热后的热解汽油原料加入含有加氢催化剂和以下流模式操作的反应容器或串流排列的多个反应容器中；
在有效使所述加热后的热解汽油原料中含有的相当大一部分二烯烃选择性加氢成单烯烃和使所述加热后的热解汽油原料中的相当大一部分有机硫选择性加氢成H2S、但不在使所述加热后的热解汽油原料中含有的芳族化合物明显加氢的温度下的适中温度条件下，在所加入的H2S浓度为至少100ppmv的氢处理气存在下，使所述加热后的热解汽油原料与所述加氢催化剂接触，其中所述适中温度条件包括175-275℃的接触温度；
从所述反应容器或串流排列的多个反应容器中获得反应器流出物；和
从所述反应器流出物中分离出H2S和未反应的氢，和从所述反应器流出物中回收含有低于30ppm的有机硫化合物的低硫热解汽油产品。
2.权利要求1的方法，其中所述反应容器在400-800psig的操作压力下操作。
3.权利要求1或2的方法，还包括：停止使所述加热后的热解汽油原料与所述加氢催化剂接触；和之后在至少370℃的氢处理温度下，使所述加氢催化剂与包含氢和至少400ppmv浓度的H2S的热氢物流接触一定的处理时间段，所述处理时间段足以从所述加氢催化剂中脱除胶质沉积物和结垢材料并恢复至少一部分所述加氢催化剂损失的催化剂活性。
4.权利要求1或2的方法，其中所述二烯烃浓度为所述重热解汽油原料的100ppmw-3wt％，和所述有机硫浓度为75-2,000ppmw。
5.权利要求1或2的方法，其中所述加氢催化剂包含无机氧化物载体上载带的钼以及钴或镍或二者。
6.权利要求1或2的方法，其中所述低硫热解汽油产品的二烯烃浓度低于75ppmw。
7.权利要求1或2的方法，其中所述反应容器包括串流排列的所述多个反应容器，所述多个反应容器包括含有第一加氢催化剂和以所述下流模式操作的第一反应容器以及含有第二加氢催化剂和以所述下流模式操作的第二反应容器，其中所述方法包括：
在所述适中温度条件下，在所加入的氢处理气存在下，使所述加热后的热解汽油原料与所述第一加氢催化剂接触，和从所述第一反应容器获得第一反应器流出物；
在有效使所述第一反应器流出物中含有的相当大一部分有机硫化合物加氢成H2S的脱硫条件下、但不在使所述第一反应器流出物中含有的芳族化合物明显加氢的温度下，在所加入的氢处理气存在下，使所述第一反应器流出物与所述第二加氢催化剂接触；和
从所述第二反应容器中获得第二反应器流出物作为所述反应器流出物。
8.权利要求1或2的方法，其中所述重热解汽油原料已经预先被加氢，从而将二烯烃和烯基芳族化合物选择性转化成单烯烃和烷基芳族化合物。
9.权利要求1或2的方法，其中重热解汽油原料在蒸汽换热器中进行加热。
10.权利要求1或2的方法，其中反应容器包含固定催化剂床层，所述固定催化剂床层配有高分散塔板，以在整个固定催化剂床层顶部均匀分布热解汽油原料。
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