CN106010639A

CN106010639A - 一种催化裂化汽油脱硫方法

Info

Publication number: CN106010639A
Application number: CN201610340497.0A
Authority: CN
Inventors: 冯秋庆; 罗在华; 孙祥; 陈�胜; 张为朝
Original assignee: Nanjing Maisen Science & Technology Development Co Ltd
Current assignee: Nanjing Maisen Science & Technology Development Co Ltd
Priority date: 2016-05-20
Filing date: 2016-05-20
Publication date: 2016-10-12
Anticipated expiration: 2036-05-20
Also published as: CN106010639B

Abstract

本发明属于石油化工产品精制领域，特别涉及一种催化裂化汽油(FCCN，硫含量≤500μg/g)的脱硫方案。以FCCN为原料，先经过分馏塔切割成轻汽油和重汽油。轻汽油进行非临氢固定床吸附脱硫，针对性脱除低沸点硫化物(如硫化氢、羰基硫、二硫化碳、小分子硫醇)。重汽油进行离子液体脱硫，针对性脱除二硫化物、硫醚、噻吩及其衍生物等高沸点硫化物。轻汽油与重汽油两者脱硫后的产物进行调和，能够产出满足国Ⅴ标准的清洁汽油。本发明针对不同硫化物采取不同方法进行脱除，具有能耗低、设备投资小、辛烷值损失小，操作简便灵活的优点。

Description

一种催化裂化汽油脱硫方法

技术领域：

本发明涉及汽油脱硫的方法和设备。

背景技术：

轻质油品中的硫主要以硫醇、硫醚、二硫化物、噻吩及其衍生物等形式存在，经发动机燃烧后释放SO_X，危害环境。随着环境问题的突出，国家对油品质量的要求日益提高，并不断升级相关标准。国Ⅳ标准中汽油含硫量为50μg/g，而国Ⅴ标准中硫含量必须低于10μg/g。

目前，主流的脱硫技术是加氢脱硫，指的是在高温、高压、临氢、良好催化剂的条件下，油品中的硫化物与氢气反应生成H₂S除去。油品中二硫化碳、羰基硫、硫醇、硫醚、二硫化物的活性高，最容易被转化。而活性最低的噻吩及其衍生物最难被除去，其硫含量占总硫的80％。要将噻吩类硫化物脱除，使总硫含量达到降至国Ⅴ标准，则加氢脱硫需要更高的压力、更低的空速或更高效的催化剂。如果想利用现有的加氢装置生产出超低硫油，需要进行深度加氢，此时不饱和烃的加氢反应剧烈，汽油的辛烷值也会受到很大影响。

由于加氢脱硫存在诸多缺陷，研发非加氢脱硫成为热点。目前非加氢脱硫技术有：酸碱脱硫、生物脱硫、溶剂萃取法脱硫、吸附法脱硫、氧化脱硫、膜分离脱硫。其中酸碱脱硫、吸附脱硫、溶剂脱硫是应用于FCC汽油脱硫的比较成熟的技术。其它脱硫方法少有大装置应用的报道。

酸碱脱硫仍然有炼厂使用，但产生的酸渣难以处理，且油品损失大，此法最终将被淘汰。

溶剂法指的是选择适当的溶剂，与油品中的硫化物结合，然后一并除去。最常用的溶剂是碱液，但有机硫化物在碱液和成品油中的分配系数并不高，为了提高脱硫效率，可在碱液中添加少量的极性有机溶剂，这样可以大大提高脱硫效率。但这些溶液法存在能耗高，油品收率偏低的问题。

离子液体脱硫属于溶剂脱硫。由于环境的压力加大，离子液体在汽油脱硫中的应用也引起人们的重视，并展现了良好的应用前景。作为一种新型的溶剂，离子液体具有选择溶解性好、液程宽，稳定性好等优点。与有机溶剂相比，离子液体具有不挥发、不腐蚀的优点。离子液体对部分有机物、无机物的溶解度高，蒸气压低，与许多有机溶剂不混溶。离子液体中带电荷基团浓度高，整体具有较强的极性，既可以作为氢键的给予体，又可以作为氢键的接受体而与许多物质形成氢键，正负离子电荷的静电作用也使其能够溶解许多化合物，在杂环芳香族化合物的萃取分离方面有很好的应用前景。燃料油中的难以脱除的硫化物以噻吩类为主，是典型的杂环芳香烃，具有相对较强的极性，可利用离子液体脱除噻吩类含硫化合物。与其他脱硫技术相比，离子液体脱硫技术工艺简单，条件温和，对油品的辛烷值几乎没有影响，脱硫过程中产生污染也很小。

吸附脱硫技术使用吸附选择性较好且可再生的固体吸附剂，通过吸附的作用来降低油品中的硫含量。吸附脱硫可以分为两类：物理吸附和化学吸附。物理吸附一般在非临氢条件下进行的，辛烷值不会有损失；化学吸附在临氢条件下进行，存在烯烃饱和，辛烷值损失。

S‐zorb工艺(专利WO03/084656)是一种在流化床反应器中使用可再生固体吸附剂颗粒的烃脱硫系统。该工艺采用流化床反应器，使脱硫吸附剂颗粒在反应器、再生系统和还原器中循环，实现了催化裂化汽油的连续脱硫和脱硫吸附剂的连续再生，是化学吸附脱硫的典型代表。

专利US5730860(IRVAD工艺)采用一种经过无机促进剂改性的固态铝基选择性吸附剂，在多级吸附塔中，吸附剂与汽油逆流接触(移动床工艺)，吸附脱除其中的含硫化合物，脱硫率达90％以上。失活的吸附剂在氢气氛围的活化器中再生，循环到吸附塔继续使用，是物理吸附脱硫的典型代表。

洛阳石化工程公司开发的LADS工艺(CN1594505A，属于物理吸附)将劣质汽油在一定条件下与脱硫吸附剂接触，脱硫后的汽油出装置。脱硫吸附剂吸附饱和后，利用脱附剂对脱硫吸附剂进行脱附处理，之后再进行吸附和脱附过程1～1000次后，采用再生剂对脱硫吸附剂进行再生，再生后的吸附剂循环使用。该工艺可以把汽油中的硫含量从1290μg/g降至800～200μg/g。但此法还需配合其它脱硫装置才能达到深度脱硫的要求。

专利CN101845322公开了一种降低汽油中硫和烯烃含量的方法，原料催化裂化汽油先经过预加氢反应器脱除二烯烃，然后进入分馏塔切割分馏成轻、重汽油，轻汽油进行临氢吸附脱硫，重汽油进入选择性加氢反应器加氢脱硫，反应流出物再进入加氢改质反应器进行加氢改质，降低烯烃含量，改质后的重汽油与轻汽油吸附脱硫产品调和得到满足标准要求的清洁汽油。

吸附脱硫催化剂对于汽油中的硫化物虽然具有很好的脱除效果，但是吸附脱硫催化剂的硫容量有限，脱硫过程中催化剂表面和孔道内的活性中心会逐渐被硫原子占据发生吸附饱和而失去活性，所以一般用于催化裂化汽油吸附脱硫的催化剂单程使用周期只有20～200小时。采用流化床和移动床反应器对催化剂的设计提出了更高的要求，另外，这两种工艺，吸附脱硫催化剂的反应、再生和还原在不同的反应器中进行，投资大，能耗高。此外，吸附脱硫在临氢的条件下运行，也会饱和催化裂化汽油中的烯烃，尤其是轻汽油中的烯烃组分辛烷值较高，轻汽油进行临氢吸附脱硫，会造成汽油的辛烷值大量损失。

为了减少汽油辛烷值在脱硫过程中的损失，CN104277874A提出将轻汽油进行非临氢物理吸附脱硫，重汽油进行临氢化学脱硫。物理吸附脱硫的目的是避免轻汽油中的不饱和分子在临氢环境中被过度饱和。化学吸附脱硫也需要高温高压和临氢环境，吸附剂也需要再生，且会对辛烷值有影响。

汽油中各种硫化物沸点不同，因此有机硫的分布跟馏程区间具有相关性。表1显示的是一种催化裂化汽油的含硫组成。表2显示的是有机硫的馏程分布，其中馏程35～80℃之间的只有乙硫醇和丙硫醇，沸点较低，总含量＜4％；馏程在80℃～终馏点之间的硫化物为硫醚、沸点较高的硫醇、二硫化物、噻吩，总含量＞96％。因此可按80℃为切割点，80℃以下轻汽油(质量分数约为40％)吸附脱硫主要针对硫醇；80℃以上重汽油(质量分数约为60％)的脱硫主要针对噻吩、硫醚。

本发明提出一种脱硫方案，结合非临氢物理吸附脱硫和离子液体脱硫的优点，提出将轻汽油进行非临氢物理吸附脱硫，重汽油采用离子液体脱硫。这样的优点是：①避免临氢化学吸附的缺点，避免辛烷值的损失，避免采用高温、高压、临氢、催化条件，减少设备投资和操作费用；②将含硫物质富集到重汽油中，可提高离子液体的分散浓度，提高脱硫效果，降低了离子液体的使用量，提高离子液体脱硫的经济性。

表1：FCC汽油中硫化物沸点、含量及含量百分比

硫醚	名称	沸点(℃)	含量(μg/g)	质量百分比
					1	异丁基乙基硫醚	144	30	5.45
2	二乙基硫醚	91	30	5.45
					3	乙基丙基硫醚	116	30	5.45
4	甲基丁基硫醚	123	30	5.45
					5	四氢噻吩	119	30	5.45
硫醇
					1	乙硫醇	35	10	1.82
2	丙硫醇	68	10	1.82
					3	丁硫醇	98	10	1.82
4	异丁基硫醇	98	10	1.82
					5	庚硫醇	176	10	1.82
二硫化物
					1	二乙基二硫	152	20	3.64
2	二丙基二硫	196	20	3.64
					3	二丁基二硫	200以上	10	1.82
噻吩类
					1	噻吩	84	150	27.27
2	苯并噻吩类	200以上	150	27.27
					总硫			550	100

表2：FCC汽油中硫含量的馏程分布

馏程(℃)	20-50	50-80	80-110	110-140	140-170	170-200	200以上
								有机硫分布	0.02	0.02	0.36	0.16	0.09	0.05	0.29

发明内容

本发明的目的是提供一种在深度脱硫、减少辛烷值损失的同时，保持较高汽油收率，生产满足国Ⅴ硫指标要求的清洁汽油物理吸附‐离子液体组合脱硫处理方法。

如图1所示，FCC汽油(硫含量≤500μg/g)通过换热后进加热炉升温进入分馏塔，切割为轻汽油和重汽油，分馏塔顶部出轻汽油，与塔底重汽油换热到适宜的温度后，进行非临氢物理吸附脱硫，而重汽油进行离子液体脱硫。吸附脱硫后的油与离子液体脱硫后的油最终混合作为成品。轻汽油和重汽油切割点温度因该根据实际含硫组成而定，使得噻吩类物质不大量进入轻汽油。油品进行吸附脱硫后冷却，与重汽油脱硫后的产物混合作为成品。并化验硫含量确保吸附脱硫效果，测硫仪为TS‐3000紫外荧光测硫仪。

轻汽油中主要含硫物质为低沸点的硫化物(如硫化氢、羰基硫、二硫化碳、小分子硫醇，本文举例的FCCN汽油的低沸点硫化物是硫醇，但对于其它的FCCN，有可能是其它的硫化物)，利用两个(也可以是多个)固定床进行针对吸附，采用间歇操作，一个吸附，一个再生。对于小规模炼油，此法经济。吸附剂品种并无绝对限制，但应选择针对某个或某些低沸点硫化物有较强吸附能力，操作条件温和的吸附剂。如选用洛阳工程公司LADS‐A吸附剂(专利CN200410010353.6)，操作温度在80℃，吸附剂容量大，再生方便。

重汽油中主要含硫物质为噻吩、和高沸点的硫醇、硫醚，用离子液体进行针对性脱除。具体工艺流程见附图2：重汽油物料从循环泵的吸入进入外循环管道，随同反应器内物料通过外循环泵依次连续进入静态混合器(附图2中5‐1)、径向分布器(附图2中2)、文丘里喷射管(附图2中1)，物料最后从文丘里喷射管底部涌入反应器，形成一个循环。反应器内部物料被不断喷射混合，内部物料达到均质化。循环物料通过静态混合器和径向分布器增强了混合效果。离子液体进料通过加热器(附图2中3‐1)加热，降低其粘度以防堵塞管道，通过第一流体输送泵P1(计量泵)打入文丘里管的负压区，与循环物料和干气混合一起进入反应器。反应器内温度由图1中S2水冷器控制，确保反应在适当的温度下进行。反应器物料由第四流体输送泵P4不断抽出，送入主沉降罐和副沉降罐，让未反应完的离子液体完全沉降下来。沉降下的物料大部分通过第九流体输送泵P9送入循环管线上的静态混合器与循环物料混合再次利用，少部分作为废料送去废渣处理，废渣处理的量为新鲜离子液体的进料量。从副沉降罐上部出来的物料通过静态混合器与碱液混合送入油水分离罐(附图2中6‐1)进行油水分离，上层为油相通过第五流体输送泵P5送入静态混合器与水混合送入油水分离器(附图2中6‐2)，下层为水相通过第五流体输送泵P6送入碱液罐继续参与碱洗或污水处理。进入油水分离器(附图2中6‐2)中的物料在罐中分层，上层为油相，通过第七流体输送泵P7抽出作为成品，并化验硫含量，仪器为TS‐3000紫外荧光测硫仪；下层为水相通过第八流体输送泵P8送去污水处理或配制碱液。

本发明的具体技术方案如下：

一种催化裂化汽油脱硫方法，它是将硫含量≤500μg/g的FCC汽油通过加热炉升温进入分馏塔，切割为轻汽油和重汽油，分馏塔顶部出轻汽油，进行非临氢物理吸附脱硫；分馏塔底部出重汽油，进行离子液体脱硫，将脱硫处理后的轻汽油和重汽油产物进行调和，作为成品汽油。

上述的方法，所述的轻汽油和重汽油切割点的温度应该根据实际含硫组成而定，确保噻吩类物质不大量进入轻汽油，塔顶温度控制在70～80℃，轻汽油的终馏点和重汽油的初馏点重合≤10℃，塔顶压力在0.1Mpa～0.5Mpa；分馏塔进料应该保持0.02～0.3的过气化度，保证分馏塔内有足够的内回流和分离精度。

上述的方法，其特征在于：原料FCC汽油先经第二换热器EX2加热，第二换热器EX2的热源来自于分馏塔塔顶出料，然后经加热炉H1加热后进入分馏塔T，加热炉H1的烟气可对第一和第二吸附装置的吸附床扫气进行预热，充分利用热能；同时分馏塔塔顶出料与塔底物料换热，目的是控制第一和第二吸附装置X1、X2中吸附脱硫的操作温度。

上述的方法，其特征在于：所述的非临氢物理吸附脱硫的吸附脱硫的操作条件比较温和，不采用高温高压，如可采用LADS‐A吸附剂(吸附脱附的操作条件可参考LADS工艺，在此不再赘述)，当然吸附剂也可以采用其他效果相当的吸附剂，吸附剂并不唯一。

上述的方法，其特征在于，所述的重汽油进行离子液体脱硫的流程如图2所示，其方法包括如下步骤：

步骤1.将重汽油由油品进料管F1经第二流体输送泵P2计量通过文丘里管1输入反应器内，所述的反应器是一个直筒状的罐，反应器的中央有一个从反应器顶部插入至反应器下部的文丘里管1，反应器有一个外循环系统，外循环系统由第三流体输送泵P3、第一静态混合器5-1、径向分布器2和第二加热器3-2组成，反应器内的流体由反应器底部流出经所述的第三流体输送泵P3、静态混合器5-1、径向分布器2和第二加热器3-2进入文丘里管1形成外循环，离子液体经进料管F2、第一加热器3-1、经第一流体输送泵P1，计量从文丘里管1的负压区进入文丘里管1，同时，反应器顶部有管线与文丘里管1负压区相连，使反应器顶部的轻质油的油汽被吸入文丘里管1，使轻质油、离子液体和轻质油的油汽在文丘里管1内充分混合并喷射入反应器内，反应器内反应后的物料从反应器下部的反应器静态区8引出，经第四流体输送泵P4送入主沉降罐4-1和副沉降罐4-2，主沉降罐4-1和副沉降罐4-2串联连接，设置两级沉降罐以保证离子液体能够充分沉降分离，沉降后主沉降罐4-1的上层轻质油进入副沉降罐4-2；

步骤2.两沉降罐(4-1、4-2)沉降后下层的离子液体被第九流体输送泵P9送入第一静态混合器5-1继续参与反应的循环；沉降后下层的离子液体另一部分则被送去作反应废渣处理O3，送去废渣处理的物料量应与离子液体的进料量相等，保持反应器内的液位；副沉降罐4-2沉降后的上层轻质油被送入第二静态混合器5-2与从碱液中间罐9送入第二静态混合器5-2的碱液充分混合，进行碱洗，碱洗的温度为40℃，碱液的循环量为汽油的体积的25％，碱洗后进入油水分离罐6-1进行油水分离；

步骤3.物料在油水分离罐6-1油水分离后上层轻质油被第五流体输送泵P5送往第三静态混合器5-3，在第三静态混合器5-3内与软水管F4送来的软水充分混合，进行水洗，水洗用水量为油品质量的10％，水洗在常温下进行，水洗后被送入油水分离罐6-2进行油水分离，油水分离后上层轻质油为脱硫后的油品出料O1；下层洗涤水作为配制碱液用水或作污水处理后排放；

步骤4.油水分离罐6-1油水分离后的下层为洗涤碱液，分析碱浓度后送往碱液中间罐，补充新鲜碱液后被重复使用，所述的补充新鲜碱液的浓度为5-15w.t％，当下层洗涤碱液浓度低于5w.t％后作废水处理；

上述的方法中，所述的离子液体的阳离子是烷基季磷离子、烷基取代吡啶离子、烷基取代咪唑离子或烷基季铵离子的一种、两种或多种的混合物，阴离子是AlBr4-、BF4-、PF6-、AlCl4-其中的一种、两种或多种。单一的离子液体可以市售获得；所述的反应器内的反应温度为20-50℃。

上述的方法，所述的离子液体的进料量的质量为重汽油中含总硫质量的3-20倍。

上述的方法，所述的外循环泵的循环量是重汽油进料量的为5-25倍，可视反应效果进行调整。

一种上述方法的重汽油进行离子液体脱硫所专用的反应器，它是一个直筒状的罐，反应器的中央有一个从反应器顶部插入至反应器下部的文丘里管1，反应器有一个外循环系统，外循环系统由第三流体输送泵P3、第一静态混合器5-1、径向分布器2和第二加热器3-2组成，反应器内的流体由反应器底部流出经所述的第三流体输送泵P3、静态混合器5-1、径向分布器2和第二加热器3-2进入文丘里管1形成外循环，离子液体经进料管F2、第一加热器3-1、经第一流体输送泵P1，计量后从文丘里管1的负压区进入文丘里管1，同时，反应器内顶部有管线与文丘里管1负压区相连，使反应器顶部的轻质油的油汽被吸入文丘里管1，使轻质油、离子液体和轻质油的油汽在文丘里管1内充分混合并喷射入反应器内，反应器内反应后的物料从反应器下部的反应器静态区8引出。

上述的反应器，所述的反应器的高径比在3-6之间，所述的反应器内的文丘里管1底部至反应器底部的距离小于反应器的一个直径。

上述的反应器，所述的反应器下部设有反应器静态区8(见附图)，所述的反应器静态区8是焊接在混合罐中的圆筒状内裙与反应器内壁之间的区域(见附图2)，反应器静态区8的高度在0.5—1个反应器直径之间，内裙与反应器内壁之间的距离C为1/8个反应器直径，内裙顶部与反应器内壁采用斜板连接，倾斜角度α为45°—60°，内裙的上部开有多个小孔，小孔的直径为1cm，开孔范围B是内裙顶端往下5—10cm的范围，所述的静态区只是相对于反应器内部其他区域而言相对静态，设置静态区的目的是减少出料中离子液体和气体的夹带，起到一定的预分离作用，静态区顶部物料经过在静态区8预分离后抽出进入主分离沉降罐。

本发明的有益效果：

本发明提供一种催化裂化汽油脱硫方法，以催化裂化直馏汽油为原料，通过切割馏分，轻汽油采用非临氢物理吸附脱硫，重汽油采用离子液体脱硫，脱硫后产物混合后能够达到国Ⅴ标准。该方法具有费用低，操作条件温和，能耗低、脱硫效果好，汽油辛烷值损失小的特点。

附图说明：

图1是本发明装置的总流程示意图，其中：T为分馏塔；H1为加热炉；S1、S2、S3分别为第一、第二、第三水冷器；EX1、EX2分别为第一、第二换热器；X1、X2分别为第一、第二吸附装置。

图2是图1中的“离子液体脱硫”部分的离子液体脱硫的具体流程示意图，其中：F1为油品进料；F2为离子液体进料；F3为碱液进料；F4为软水；1为文丘里混合器；2为‐径向分布器；3为加热器；4‐1、4‐2分别为第一、第二沉降罐；5‐1、5‐2、5‐3分别为第一、第二、第三静态混合器；6‐1、6‐2分别为第一、第二油水分离器；7为反应器底部；8为静态区；9为碱液中间罐；P1至P9分别为第一至第九流体输送泵；O1为油品出料；O2为污水处理或去配制碱液；O3为反应废渣处理；O4为污水处理或再次循环利用。

图3为反应器静态区的结构示意图，阴影部分为静态区，(a)图为静态区的垂直剖面图；(b)图为横截面俯视图；其中：10为反应器器壁，11为圆筒状内裙。。

具体实施方式：

催化裂化汽油原料(温度为35℃，硫含量为120.0μg/g，ρ＝720.0kg/m³，馏程35～205℃)以2000.0L/hr的速率从油品进料F1经第二流体输送泵P2打入外循环泵的入口。先经第二换热器EX2加热，然后经加热炉H1加热后进入分馏塔T，切割成轻汽油和重汽油。进料温度115℃，塔顶温度75℃，塔底温度110℃，常压操作。轻汽油的切割比例约为40％，重汽油约为60％。

塔顶轻汽油(800kg/h)与第二换热器EX2换热升温后进入非临氢物理第一、第二吸附装置(X1，X2)，第一吸附装置X1与第二吸附装置X2轮换操作，一个脱硫吸附，一个解吸附。扫气经过预热升温后进入脱硫装置。轻汽油经脱硫的产物油经第三水冷器S3冷却后与重汽油离子液体脱硫产物调和，吸附脱硫操作条件为温度50℃，操作压力0.5Mpa，空速0.75h^‐1，连续操作时间为14d。

重汽油(1200kg/h)采用离子液体脱硫，从循环泵的入口管线上进入。预热后的离子液体(6kg/h)用第一流体输送P1计量打入到文丘里管1的负压区。反应器底部的物料进入循环泵的入口，循环物料依次通过静态混合器、径向分布器、文丘里管，最终喷入反应器内形成循环。物料在反应器内的平均停留时间为20min，连续进料出料，控制出料速率使得反应器内部液位恒定。反应器出料自静态区进入分离沉降罐，通过第九流体输送泵P9将沉降罐底部物料抽出，一部分泵入第一静态混合器5‐1中，其余部分送去废渣处理，废渣处理的量约为6kg/h；副沉降罐4‐2顶部出料进入第二静态混合器5‐2，与碱液(浓度10.0w.t％，35℃)混合并送入第一油水分离罐6‐1，并于其中形成油水两相。油相送入第三静态混合器5‐3，与软水(油品质量的10％，常温)混合并送入第二油水分离罐6‐2，油相为最终重汽油产品，采用TS‐3000紫外荧光测硫仪分析总硫含量。碱液可循环使用，并检测其pH值，定期跟换。反应器的直径为0.60m，高度3.00m，文丘里管出口到底部的距离为0.50m，静态区高0.40m，宽度0.08m，斜板与混合罐内壁之间的夹角为45°，开孔范围0.10m，开孔直径0.005m。

重汽油脱硫产品与上述轻汽油脱硫产品进行调和，调和后达到的效果是总硫含量达到国Ⅴ标准。

装置通过72hr不间断运行后，成品总硫含量稳定在5.3μg/g，达到国Ⅴ标准。根据系统稳定后离子液体的实际使用量和理论需要量之间的对比得出离子液体的利用率达到95.5％。

以上所述仅为本发明的实施例，并非因此限制本发明的专利范围，凡是利用本发明说明书及附图内容所作的等效结构或等效流程变换，或直接或间接运用在其他相关的技术领域，均同理包括在本发明的专利保护范围内。

Claims

1.一种催化裂化汽油脱硫方法，其特征是：它是将硫含量≤500μg/g的FCC汽油通过加热炉升温进入分馏塔，切割为轻汽油和重汽油，分馏塔顶部出轻汽油，进行非临氢物理吸附脱硫；分馏塔底部出重汽油，进行离子液体脱硫，将轻汽油和重汽油脱硫处理后的产物进行调和作为成品汽油。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征是：所述的轻汽油和重汽油切割点的温度根据实际含硫组成而定，确保噻吩类物质不大量进入轻汽油，塔顶温度控制在70～80℃，轻汽油的终馏点和重汽油的初馏点重合≤10℃，塔顶压力在0.1Mpa～0.5Mpa；分馏塔进料保持0.02～0.3的过气化度，保证分馏塔内有足够的内回流和分离精度。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征是：原料FCC汽油先经第二换热器(EX2)加热，第二换热器(EX2)的热源来自于分馏塔塔顶出料，然后经加热炉(H1)加热后进入分馏塔(T)，加热炉(H1)的烟气可对第一和第二吸附装置的吸附床扫气进行预热，充分利用热能；同时分馏塔塔顶出料与塔底物料换热，目的是控制吸附装置(X1、X2)中吸附脱硫的操作温度。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征是：所述的非临氢物理吸附脱硫的吸附脱硫的操作条件比较温和，不采用高温高压，采用LADS‐A吸附剂，或其它效果相当的吸附剂。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征是：所述的重汽油进行离子液体脱硫的方法包括如下步骤：

步骤1.将重汽油由油品进料管(F1)经第二流体输送泵(P2)计量、通过文丘里管1输入反应器内，所述的反应器是一个直筒状的罐，反应器的中央有一个从反应器顶部插入至反应器下部的文丘里管(1)，反应器有一个外循环系统，外循环系统由第三流体输送泵(P3)、第一静态混合器(5-1)、径向分布器(2)和第二加热器(3-2)组成，反应器内的流体由反应器底部流出经所述的第三流体输送泵(P3)、静态混合器(5-1)、径向分布器(2)和第二加热器(3-2)进入文丘里管(1)形成外循环，离子液体经进料管(F2)、第一加热器(3-1)、经第一流体输送泵(P1)，计量从文丘里管(1)的负压区进入文丘里管(1)，同时，反应器顶部有管线与文丘里管(1)负压区相连，使反应器顶部的轻质油的油汽被吸入文丘里管(1)，使轻质油、离子液体和轻质油的油汽在文丘里管(1)内充分混合并喷射入反应器内，反应器内反应后的物料从反应器下部的反应器静态区(8)引出，经第四流体输送泵(P4)送入主沉降罐(4-1)和副沉降罐(4-2)，主沉降罐(4-1)和副沉降罐(4-2)串联连接，设置两级沉降罐以保证离子液体能够充分沉降分离，沉降后主沉降罐(4-1)的上层轻质油进入副沉降罐(4-2)；

步骤2.两沉降罐(4-1、4-2)沉降后下层的离子液体被第九流体输送泵(P9)送入第一静态混合器(5-1)继续参与反应的循环；沉降后下层的离子液体另一部分则被送去作反应废渣处理(O3)，送去废渣处理的物料量应与离子液体的进料量相等，保持反应器内的液位；副沉降罐(4-2)沉降后的上层轻质油被送入第二静态混合器(5-2)与从碱液中间罐(9)送入第二静态混合器(5-2)的碱液充分混合，进行碱洗，碱洗的温度为40℃，碱液的循环量为汽油体积的25％，碱洗后进入油水分离罐(6-1)进行油水分离；

步骤3.物料在油水分离罐(6-1)油水分离后上层轻质油被第五流体输送泵(P5)送往第三静态混合器(5-3)，在第三静态混合器(5-3)内与软水管(F4)送来的软水充分混合，进行水洗，水洗用水量为油品质量的10％，水洗在常温下进行，水洗后被送入油水分离罐(6-2)进行油水分离，油水分离后上层轻质油为脱硫后的油品出料(O1)；下层洗涤水作为配制碱液用水或作污水处理后排放；

步骤4.油水分离罐(6-1)油水分离后的下层为洗涤碱液，分析碱浓度后送往碱液中间罐，补充新鲜碱液后被重复使用，所述的补充新鲜碱液的浓度为5-15w.t％，当下层洗涤碱液浓度低于5w.t％后作废水处理。

6.根据权利要求5所述的方法，其特征是：所述的离子液体的阳离子是烷基季磷离子、烷基取代吡啶离子、烷基取代咪唑离子或烷基季铵离子的一种、两种或多种的混合物，阴离子是AlBr4-、BF4-、PF6-、AlCl4-其中的一种、两种或多种，所述的反应器内的反应温度为20-50℃。

7.根据权利要求5所述的方法，其特征是：所述的离子液体的进料的质量为重汽油中含总硫质量的3-20倍。

8.根据权利要求5所述的方法，其特征是：所述的外循环泵的循环量是重汽油进料量的5-25倍。

9.权利要求1-7的任一权利要求所述的脱硫方法在油田轻烃、凝析油或馏程在35～205℃之间、密度在0.65～0.75kg/m³之间的常顶油脱硫过程中的应用。