CN102757818B

CN102757818B - 一种生产无硫汽油的方法

Info

Publication number: CN102757818B
Application number: CN201110109915.2A
Authority: CN
Inventors: 习远兵; 高晓冬; 李明丰; 屈锦华; 聂红; 田鹏程; 褚阳; 李大东
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2011-04-29
Filing date: 2011-04-29
Publication date: 2015-07-01
Anticipated expiration: 2031-04-29
Also published as: CN102757818A

Abstract

一种生产无硫汽油的方法，先将全馏分汽油分馏成轻汽油馏分和重汽油馏分；轻汽油进碱抽提脱硫醇单元进行脱硫醇后进入产品罐；重汽油馏分进入第一反应区进行脱二烯后进入第二反应区进行选择性加氢脱硫。第二反应器出口物料经冷却、分离出的液相物流进入第三反应器进行加氢脱硫醇，第三反应器流出物经冷却、分离、分馏出的液相物流进入产品罐。进入产品罐中的轻汽油馏分和重汽油馏分混合后得到全馏分汽油产品。

Description

一种生产无硫汽油的方法

技术领域

本发明涉及一种生产无硫汽油的方法，特别是一种以二次加工汽油为原料，生产无硫汽油的方法。

背景技术

众所周知，空气污染是一个严重的环境问题，而大量的发动机排放是造成空气污染的重要原因之一。近年来，为保护环境，世界各国对发动机燃料的组成提出了更严格的限制，尤其是硫含量。我国汽油质量升级迅速，计划从2009年12月31日开始实施的国家标准(GB 17930-2006)中要求国(III)标准汽油中硫含量小于150μg/g。在北京市和上海市已实施的地方标准中要求汽油中硫含量小于50μg/g。在我国，催化裂化汽油占汽油池中调合组分的70％以上，而且90％以上的硫含量来源于催化裂化汽油，因此，降低催化裂化汽油硫含量是提高我国汽油质量的关键。

降低催化裂化汽油的硫含量通常可采用催化裂化原料加氢预处理(前加氢)、催化裂化汽油加氢脱硫(后加氢)或两种方式的结合应用。其中，催化裂化原料预处理可以大幅降低催化裂化汽油的硫含量，但需要在温度和压力都很苛刻的条件下操作，同时因为装置处理量大，导致氢耗也比较大，这些都将提高装置的投资或运行成本。尽管如此，由于世界原油的重质化，越来越多的催化裂化装置开始处理含有常、减压渣油等的劣质原料，因此催化裂化原料加氢装置量也在逐年增加。同时，随着催化裂化技术的革新，催化裂化脱硫助剂的逐渐应用，我国部分企业的催化裂化汽油硫含量可以达到500μg/g以下，甚至是150μg/g以下。但如果要进一步降低催化裂化汽油的硫含量，使之小于50μg/g(满足欧IV排放标准对汽油硫含量的限制)，甚至小于10μg/g(满足欧V排放标准对汽油硫含量的限制)，则必须大幅度提高催化裂化原料加氢装置的操作苛刻度，经济上很不合算。解决上述问题的有效途径就是对催化裂化汽油进行加氢脱硫，同时最大限度地减少其中烯烃的饱和程度，以尽可能减少辛烷值损失。

催化裂化汽油加氢显然有其独特的优点，在装置投资、生产成本和氢耗方面均低于催化裂化原料加氢预处理，且其不同的脱硫深度可以满足不同规格硫含量的要求。但如果采用传统的加氢脱硫方法会使催化裂化汽油中具有高辛烷值的烯烃组分大量饱和而使辛烷值损失很大。因此，必须要开发投资低、辛烷值损失小的催化裂化汽油选择性加氢脱硫技术。

现有的催化裂化汽油选择性加氢脱硫技术可以将催化裂化汽油中硫含量降低到50μg/g以下，且辛烷值损失小。对于催化裂化汽油选择性加氢脱硫技术而言，在加氢脱硫过程中，气相中H₂S易与烯烃分子结合生成重分子硫醇硫。在处理某些催化裂化汽油时，汽油重馏分脱硫率大于95％时，产品中硫醇硫含量占总硫的50％以上，且脱硫率越高，加氢产物中硫醇硫占总硫的比例越高。为了将汽油产品中硫含量降低至更低水平，如小于10μg/g，须大幅度降低重馏分选择性加氢脱硫产物中的硫醇硫含量，同时保持辛烷值基本不损失。在世界发展的大潮流下，车用汽油规格指标会越来越严格，而且生产过程的清洁化也会越来越严格。因此，如何将现有工艺技术生产流程进行优化，用于生产更低硫含量的清洁汽油(S＜10μg/g)同时使生产过程更环保，装置使用周期更长，显得很有必要。

CN1900230A公开一种降低汽油硫含量同时限制产品中硫醇硫含量的方法。该方法包括将了将一部分脱硫的汽油循环至加氢脱硫反应器的入口，但通过该方法处理所得到的汽油产品总硫、硫醇硫含量不能完全小于10μg/g，若需要生产无硫汽油时仍然进一步降低硫含量，且硫醇硫也需要进一步处理。

US5906730公开了将FCC汽油分段脱硫工艺。第一段保持脱硫率60～90％，工艺条件：温度200～350℃，压力5～30kg/cm²，液时空速2～10h^-1，氢油比89～534v/v。第二段控制脱硫率60～90％，工艺条件：温度200～300℃，压力5～15kg/cm²，液时空速2～10h^-1，氢油比178～534v/v。如果第二段脱硫仍然达不到预期目的，将二段脱硫出口流出物继续脱硫，其工艺条件与二段脱硫工艺条件相同。但从其实施效果来看，其总脱硫率达95％时，烯烃饱和率为25％，若采用此技术生产无硫汽油，产品辛烷值损失会较大。

发明内容

本发明目的是在现有技术的基础上，提供一种生产无硫汽油的方法，即生产硫含量小于10μg/g的清洁汽油。解决现有技术生产流程不优化，生产过程不环保，装置使用周期短等问题。

本发明提供的方法包括：

(1)将全馏分汽油分馏成轻汽油馏分和重汽油馏分，轻馏分汽油和重馏分汽油的切割点为55～75℃；

(2)步骤(1)所得轻汽油馏分进入碱抽提脱硫醇单元进行脱硫醇后进入产品罐；

(3)步骤(1)所得重汽油馏分进入第一反应区，在氢气的作用下与加氢脱二烯催化剂接触进行选择性加氢脱二烯反应，第一反应区的反应流出物进入第二反应区，在氢气的作用下与加氢精制催化剂接触进行选择性加氢脱硫反应，所得第二反应区的反应流出物经冷却后进入第一高压分离器，分离得到气体I和液相物流I，所述第一反应区的反应温度比第二反应区的反应温度低100～220℃；

(4)步骤(3)所述的液相物流I进入第三反应区，在氢气的作用下与加氢脱硫醇催化剂接触进行加氢脱硫醇反应；所述第三反应区的反应温度比第二反应区的反应温度低50～120℃，第三反应区的反应流出物经冷却后进入第二高压分离器，分离出得到气体II和液相物流II，所述的液相物流II进入汽提塔，汽提塔底流出物进入产品罐。

第一反应区的反应条件为：氢分压1.0～4.0MPa、反应温度80～300℃、体积空速2～10h^-1、氢油体积比200～1000Nm³/m³；

第二反应区的反应条件为：氢分压1.0～4.0MPa、反应温度200～460℃、体积空速2～8.0h^-1、氢油体积比200～1000Nm³/m³；

第三反应区的反应条件为：氢分压1.0～4.0MPa、反应温度150～300℃、体积空速2～8.0h^-1、氢油体积比200～1000Nm³/m³。

优选，所述第一反应区的反应温度为120～260℃，第二反应区的反应温度为260～420℃，第三反应区的反应温度为180～280℃。

本发明所用的全馏分汽油原料选自催化裂化汽油、催化裂解汽油、直馏汽油、焦化汽油、蒸汽裂解制乙烯的副产汽油和热裂化汽油中任一种或几种的混合油，上述汽油的终馏点≯220℃。优选催化裂化汽油。我国催化裂化的加工能力占二次加工的比例较大，催化裂化汽油是商品汽油的主要来源，其它汽油组分少，调和能力差。从汽油池中各种调和组分看，催化裂化汽油中的硫是汽油池中硫的主要来源；特别随着加工进口高硫原油量不断上升，以及催化裂化加工的原料向重质化方向的不断发展，催化裂化汽油中硫含量将继续维持在较高的水平。因此降低催化裂化汽油中硫含量将成为控制车用汽油中硫和烯烃含量的主要途径。

催化裂化汽油从组成上可以分为正构烷烃(n-P)、异构烷烃(i-P)、环烷烃(N)、烯烃(O)和芳烃(A)五个组分，其中正构烷烃的辛烷值低，且碳链越长辛烷值越低。异构烷烃的辛烷值较高，且支链化程度越高、排列越紧凑辛烷值越高。烯烃、芳烃是高辛烷值组分，以芳烃的辛烷值为最高。我国催化裂化汽油呈现高烯烃、低芳烃含量的特征，烯烃含量通常在30～50体积％左右，烯烃是我国催化裂化汽油汽油辛烷值来源的重要组分，因而烯烃含量的变化对催化裂化汽油辛烷值的影响很大。催化裂化汽油中烯烃分布随着馏分的沸点降低而增加；而硫主要集中在重汽油馏分中，并以噻吩类硫化物为主，硫醇性硫主要集中在轻汽油馏分中。

本发明可以通过调节轻、重汽油馏分切割点和/或三个加氢反应区的工艺条件，从而实现生产低硫汽油并控制辛烷值损失最小的目标。

重汽油馏分在第一反应区，在缓和的条件下与加氢脱二烯催化剂接触进行选择性加氢脱二烯反应。所述加氢脱二烯催化剂含有氧化铝载体和负载在该载体上的加氢活性金属组分，所述的加氢活性金属组分为选自VIII族的至少一种金属组分与选自VB族的至少一种金属组分的组合，以氧化物计并以所述催化剂为基准，所述VIII族金属组分的含量为0.2-15重量％，VB族金属组分的含量为0.2-15重量％。所述VIII族的金属组分选自铁、钴、镍中的一种或几种，VB族金属组分选自钒和/或铌，以氧化物计并以所述催化剂为基准，所述VIII族金属组分的含量为0.5-8重量％，VB族金属组分的含量为0.5-10重量％。所述VIII族的金属组分为钴或镍，VB族金属组分为钒，以氧化物计并以所述催化剂为基准，所述VIII族金属组分含量为0.5-3重量％，VB族金属组分的含量为1-8重量％。所述加氢脱二烯催化剂对二烯烃具有较高的加氢活性与选择性，能在较缓和的反应条件下，将汽油中的二烯烃加氢脱除，从而可以有效避免因二烯烃缩合导致的后续加热炉炉管及反应器压降过快上涨的问题，有效延长第二加氢反应区中加氢精制催化剂的使用周期。

重汽油馏分在第二反应区，在相对苛刻的反应条件下与加氢精制催化剂接触进行选择性加氢脱硫反应。所述加氢精制催化剂是负载在无定型氧化铝或硅铝载体上的第VIB族非贵金属和/或第VIII族非贵金属催化剂。优选所述加氢精制催化剂的载体为氧化铝，活性金属组分为钼和/或钨、镍和/或钴；以氧化物计并以催化剂总重量为基准，所述的钼和/或钨的含量为3～20重％，镍和/或钴的含量为0.3～6重％。所述的加氢精制催化剂可以是一种单独的加氢精制催化剂，也可以是两种不同的级配装填的加氢精制催化剂。

在第三反应区，在相对缓和的反应条件下，液相物流I进入第三反应区，在氢气的作用下与加氢脱硫醇催化剂接触进行加氢脱硫醇反应。所述的加氢脱硫醇催化剂是负载在无定型氧化铝或硅铝载体上的VIB非贵金属和/或VIII族非贵金属催化剂。优选所述的加氢脱硫醇催化剂为含有负载在氧化铝载体上的氧化钨和/或氧化钼、氧化镍和氧化钴，所述氧化钨和/或氧化钼的含量为4重％至小于10重％，镍和钴总原子数与镍、钴、钨和/或钼的总原子数之比为0.3～0.9。该催化剂具有较低的金属含量却具有较高的低温活性。该催化剂适用于轻质油品的加氢脱硫醇过程。

所述第三反应区的氢气中硫化氢含量为0～1000ppm。在加氢脱硫过程中，气相中H₂S易与烯烃分子重新结合生成重分子硫醇硫。因此在第三反应区限制氢气中硫化氢含量。所述氢气优选新氢和/或经脱硫化氢处理的循环氢。

因为第一反应区和第三反应区的反应温度均低于第二反应区，因此，第一反应区和第三反应区的进料分别通过与第二反应区的反应流出物进行换热即可满足反应温度。具体地是，第二反应区的反应流出物先与第三反应区的进料进行换热，然后与第一反应区的进料进行换热。第一反应区和第二反应区之间设置加热炉，第一反应区的反应流出物经加热炉加热后进入第二反应区。

本发明对现有技术进行优化改进，提供一种可以生产无硫汽油、生产过程更环保的催化裂化汽油选择性加氢脱硫方法。由于省却了加氢产物氧化脱硫醇过程，减少了废碱液排放，使生产过程更环保。本发明以高硫高烯烃催化裂化汽油为原料，所得产品硫含量小于10μg/g，满足欧V汽油硫含量标准，汽油收率达99％以上，且辛烷值损失小，装置运转周期长。

附图说明

附图是本发明提供的生产无硫汽油方法的流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明。

附图是本发明提供的生产无硫汽油方法的流程示意图。

本发明提供方法的工艺流程详细描述如下：来自管线1的全馏分汽油原料进入分馏塔2，经过分流后得到的轻馏分汽油经管线3进入碱抽提脱硫醇单元4进行脱硫醇处理，经过脱硫醇出来后的轻馏分汽油经管线5进入产品罐39。从分馏塔2得到的重汽油馏分从管线6流出，经原料泵7升压后与来自管线34的氢气混合后经管线8进入换热器9，与来自管线19的物料换热后经管线10进入第一加氢反应器11，进行选择性脱二烯反应。第一加氢反应器流出物经管线12进入加热炉13加热后，经管线14进入第二加氢反应器15，进行选择性加氢脱硫反应。第二加氢反应器流出物经管线16与来自管线17的物料经换热器18换热后经管线19，与来自管线8的物料换热后经管线20进入第一高压分离器21。在第一高压分离器21进行汽液分离后，顶部的富氢气流(气体I)由管线22与来自管线28富氢物流(气体II)混合后进入循环氢脱硫化氢塔29，从塔顶出来的氢气与来自管线30的新氢混合后经管线31进入循环氢压缩机，经循环氢压缩机增压后，一路经管线32，与来自管线23的物料混合，一路经管线33作为第二反应器的冷氢，另一路经管线34与原料泵7出口物料混合。从第一高压分离器21底部得到的液体物流I经管线23，与来自管线32的氢气混合后，经管线17与来自管线15的物流经换热器18换热后经管线24进入第三加氢反应器25，进行加氢脱硫醇反应。第三加氢反应器流出物经管线26进入第二高压分离器27。在第二高压分离器27进行汽液分离后，顶部的富氢气流(气体II)由管线28与来自管线22富氢物流混合后进入循环氢脱硫化氢塔29。从第二高压分离器27底部得到的液体物流II经管线35进入稳定塔36，塔顶的轻烃气体由管线37抽出，塔底产物经管线38入产品罐39。进入产品罐39的轻汽油馏分和重汽油馏分混合后成为汽油产品，并由管线40抽出装置。

下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。对比例中所使用的加氢处理催化剂A的商品牌号是RSDS-1，实施例中使用的加氢精制催化剂C、D的商品牌号分别是RSDS-21、RSDS-22，实施例所用加氢脱硫醇催化剂E的商品牌号为RSS-1A，上述催化剂均由中国石化催化剂长岭分公司生产。实施例中使用的加氢脱二烯催化剂B：载体为氧化铝，活性金属组成为：氧化钒4.5重量％，氧化镍1.3重％。

对比例

以一种催化裂化全馏分汽油为原料油I，其原料油性质如表1所示。该汽油原料和氢气与加氢处理催化剂A进行单段即常规的加氢精制，其反应条件和汽油产品性质如表2所示。从表2可以看出，汽油产品的硫含量为9μg/g，RON损失15.0个单位。

实施例1

以与对比例相同的催化裂化全馏分汽油为原料油I。原料油I先在分馏塔内切割为轻汽油馏分(馏程C5～65℃)和重汽油馏分(馏程65℃～191℃)。其中轻汽油馏分比例为35重％，重汽油馏分比例为65重％。轻汽油馏分碱抽提脱硫醇；重汽油馏分依次通过三个固定床加氢反应器，第一反应器中装填加氢脱二烯催化剂B，第二反应器组合装填加氢精制催化剂C和D，第三反应器装填加氢脱硫醇催化剂E。经过碱抽提后的轻汽油馏分与经过加氢后的重汽油馏分在产品罐混合得到全馏分汽油产品。第一反应器、第二反应器和第三反应器具体的反应条件及全馏分汽油产品性质如表3所示，由表3可以看出产品的硫含量为9μg/g，烯烃含量为32.2体积％，RON仅损失1.8，而产品收率高达99.8重％。

实施例2

以一种催化裂化汽油为原料油II，其原料油性质如表1所示。原料油II先在分馏塔内切割为轻汽油馏分(馏程C5～60℃)和重汽油馏分(馏程60℃～193℃)。其中轻汽油馏分比例为30重％，重汽油馏分比例为70重％。轻汽油馏分碱抽提脱硫醇；重汽油馏分依次通过三个固定床加氢反应器，第一反应器中装填加氢脱二烯催化剂B，第二反应器组合装填加氢精制催化剂C和D，第三反应器装填加氢脱硫醇催化剂E。经过碱抽提后的轻汽油馏分与经过加氢后的重汽油馏分在产品罐混合得到全馏分汽油产品。第一反应器、第二反应器和第三反应器具体的反应条件及全馏分汽油产品性质如表3所示，由表3可以看出产品的硫含量为10μg/g，烯烃含量为21.0体积％，RON仅损失1.6，而产品收率高达99.7重％。

实施例3

以一种催化裂化汽油为原料油III，其原料油性质如表1所示。原料油III先在分馏塔内切割为轻汽油馏分(馏程C5～70℃)和重汽油馏分(馏程70℃～201℃)。其中轻汽油馏分比例为38重％，重汽油馏分比例为62重％。轻汽油馏分碱抽提脱硫醇；重汽油馏分依次通过三个固定床加氢反应器，第一反应器中装填加氢脱二烯催化剂B，第二反应器组合装填加氢精制催化剂C和D，第三反应器装填加氢脱硫醇催化剂E。经过碱抽提后的轻汽油馏分与经过加氢后的重汽油馏分在产品罐混合得到全馏分汽油产品。第一反应器、第二反应器和第三反应器具体的反应条件及全馏分汽油产品性质如表3所示，由表3可以看出产品的硫含量为7μg/g，烯烃含量为24.5体积％，RON仅损失1.4，而产品收率高达99.6重％。

表1

原料名称	I	II	III
				密度(20℃)，g/cm³	0.7300	0.7250	0.7260
硫，μg/g	700	1100	800
				烯烃含量，体积％	40.0	25.0	28.0
馏程(ASTM D-86)，℃
				初馏点	32	33	35
10％	52	44	51
				50％	94	85	89
终馏点	191	193	201
				RON	93.4	94.5	93.5
MON	81.0	82.0	82.5
				抗爆指数	87.2	88.3	88.0

表2

	对比例
		原料油	I
催化剂	A
		反应条件
反应温度，℃	320
		氢分压，MPa	1.6
氢油体积比，Nm³/m³	400
		体积空速，h^-1	4.0
产品性质
		密度(20℃)，g/cm³	0.7250
S，μg/g	9
		烯烃含量，体积％	10.0
RON	78.4
		MON	72.0
脱硫率，重％	98.7
		RON损失	15.0

表3

	实施例1	实施例2	实施例3
				原料油	I	II	III
第一加氢处理反应器
				催化剂	B	B	B
反应温度，℃	180	200	190
				氢分压，MPa	1.6	1.6	1.6
氢油体积比，Nm³/m³	400	400	500
				体积空速，h^-1	8.0	10.0	8.0
第二加氢处理反应器
				催化剂	C+D	C+D	C+D
反应温度，℃	300	315	305
				氢分压，MPa	1.6	1.6	1.6
氢油体积比，Nm³/m³	400	400	500
				体积空速，h^-1	4.0	4.0	4.0
第三加氢处理反应器
				催化剂	E	E	E
反应温度，℃	240	250	240
				氢分压，MPa	1.6	1.6	1.6
氢油体积比，Nm³/m³	400	400	500
				体积空速，h^-1	8.0	10.0	8.0
产品性质
				密度(20℃)，g/cm³	0.7250	0.7200	0.7200
S，μg/g	9	10	7
				烯烃含量，体积％	32.2	21.0	24.5
RON	91.6	93.0	92.1
				MON	80.4	81.5	82.1
脱硫率，重％	98.7	99.1	99.1
				烯烃饱和率，体积％	19.5	16.0	12.5
RON损失	1.8	1.6	1.4
				抗爆指数损失	1.3	1.1	0.9
产品收率，重％	99.8	99.7	99.6

Claims

1.一种生产无硫汽油的方法，包括：

(1)将全馏分汽油分馏成轻汽油馏分和重汽油馏分，轻汽油馏分和重汽油馏分的切割点为55～75℃；

(3)步骤(1)所得重汽油馏分进入第一反应区，在氢气的作用下与加氢脱二烯催化剂接触进行选择性加氢脱二烯反应，第一反应区的反应流出物进入第二反应区，在氢气的作用下与加氢精制催化剂接触进行选择性加氢脱硫反应，所得第二反应区的反应流出物经冷却后进入第一高压分离器，分离得到气体I和液相物流I，所述第一反应区的反应温度比第二反应区的反应温度低100～220℃；所述加氢脱二烯催化剂含有氧化铝载体和负载在该载体上的加氢活性金属组分，所述的加氢活性金属组分为选自VIII族的至少一种金属组分与选自VB族的至少一种金属组分的组合，以氧化物计并以所述催化剂为基准，所述VIII族金属组分的含量为0.2-15重量％，VB族金属组分的含量为0.2-15重量％；

(4)步骤(3)所述的液相物流I进入第三反应区，在氢气的作用下与加氢脱硫醇催化剂接触进行加氢脱硫醇反应；所述第三反应区的反应温度比第二反应区的反应温度低50～120℃，第三反应区的反应流出物经冷却后进入第二高压分离器，分离出得到气体II和液相物流II，所述的液相物流II进入汽提塔，汽提塔底流出物进入产品罐；

所述第一反应区的反应条件为：氢分压1.0～4.0MPa、反应温度120～260℃、体积空速2～10h^-1、氢油体积比200～1000Nm³/m³；

第二反应区的反应条件为：氢分压1.0～4.0MPa、反应温度260～420℃、体积空速2～8.0h^-1、氢油体积比200～1000Nm³/m³；

第三反应区的反应条件为：氢分压1.0～4.0MPa、反应温度180～280℃、体积空速2～8.0h^-1、氢油体积比200～1000Nm³/m³。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述VIII族的金属组分选自铁、钴、镍中的一种或几种，VB族金属组分选自钒和/或铌，以氧化物计并以所述催化剂为基准，所述VIII族金属组分的含量为0.5-8重量％，VB族金属组分的含量为0.5-10重量％。

3.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，所述VIII族的金属组分为钴或镍，VB族金属组分为钒，以氧化物计并以所述催化剂为基准，所述VIII族金属组分含量为0.5-3重量％，VB族金属组分的含量为1-8重量％。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述加氢精制催化剂是负载在无定型氧化铝或硅铝载体上的第VIB族非贵金属和/或第VIII族非贵金属催化剂。

5.按照权利要求4所述的方法，其特征在于，所述加氢精制催化剂的载体为氧化铝，活性金属组分为钼和/或钨、镍和/或钴；以氧化物计并以催化剂总重量为基准，所述的钼和/或钨的含量为3～20重量％，镍和/或钴的含量为0.3～6重量％。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢脱硫醇催化剂是负载在无定型氧化铝或硅铝载体上的VIB非贵金属和/或VIII族非贵金属催化剂。

7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于，所述的加氢脱硫醇催化剂为含有负载在氧化铝载体上的氧化钨和/或氧化钼、氧化镍和氧化钴，所述氧化钨和/或氧化钼的含量为4重量％至小于10重量％，镍和钴总原子数与镍、钴、钨和/或钼的总原子数之比为0.3～0.9。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第三反应区的氢气中硫化氢含量为0～1000ppm。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的全馏分汽油选自催化裂化汽油、催化裂解汽油、直馏汽油、焦化汽油、蒸汽裂解制乙烯的副产汽油和热裂化汽油中的一种或几种，上述汽油的终馏点

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，第二反应区的反应流出物先与第三反应区的进料进行换热，然后与第一反应区的进料进行换热，第一反应区和第二反应区之间设置加热炉，第一反应区的反应流出物经加热炉加热后进入第二反应区。