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汽油制备装置和汽油制备方法

文献发布时间：2023-06-19 19:28:50

技术领域

本发明涉及石油炼制领域，具体涉及汽油制备装置以及汽油制备方法。

背景技术

目前车用汽油以催化裂化汽油(FCC汽油)为主，汽油池中高达80％的汽油来自催化裂化汽油，成品汽油中烯烃含量的88％来自催化裂化汽油。虽然烯烃的辛烷值较高，但其化学性质活泼，挥发后和大气中的NO

随着机动车污染物排放标准的严格化，对硫含量、汽油烯烃、芳烃、苯、馏程等多重指标提出了更高要求，其中，汽油中烯烃的体积分数要求更低。因此，如何在大幅度降烯烃的同时最大限度地保辛烷值，是国Ⅵ汽油质量升级面临的重要课题。

S-Zorb汽油吸附脱硫技术是基于吸附作用原理对汽油进行脱硫的，具体地，该技术采用吸附剂吸附含硫分子，并把硫原子从所吸附的分子当中脱除出来，将硫原子保留在吸附剂上，同时使得分子中的烃类部分释放出来，并返回到汽油当中。上述反应过程中不产生H

但是，目前S-Zorb装置在运行过程存在以下问题：催化汽油中含有烯烃及少量二烯烃，S-Zorb装置吸附脱硫反应的温度(≥400℃)较高，烯烃在高温条件下会发生聚合，使汽油干点上升，降低汽油产品产量。另外，汽油中含有的少量的二烯烃极易聚合，导致换热设备器壁(如原料换热器、预热炉)结焦，降低设备换热效率，增大加工能耗。另一方面，由于汽油中烯烃的体积分数需要降至18％(国ⅥA)或15％(国ⅥB)以下，在现有的S-Zorb装置生产条件下，对于汽油烯烃的降低幅度有限，为满足国Ⅵ标准对烯烃含量要求，需要大幅降低原料汽油即催化裂化装置汽油(FCC汽油)的烯烃含量，从而导致催化装置乃至炼油装置整体效益减少。

CN107686745A公开了一种轻汽油醚化系统及其轻汽油醚化工艺，该工艺方法包括：甲醇与轻汽油在静态混合器中混合，进入装有磺酸系列大孔阳离子交换树脂催化剂的固定床反应器进行醚化预反应，然后进入催化精馏塔进行催化精馏深度醚化。该工艺虽提高了可醚化碳五、碳六的转化率，但存在工艺复杂、总烯烃脱除率不高且汽油中氧含量不合格的问题。

CN102839014A公开了一种强化重油转化及汽油降烯烃的反应器及方法。该方法包括将提升管反应器设计成两段变径提升管反应器，利用该反应器可以提升管内的催化剂密度和油剂接触效率，控制操作条件来提高二段重油的转化率，并进一步降低汽油的烯烃含量。该方法可提高提升管内的催化剂密度和油剂接触效率，提高二段重油的转化率，并进一步降低汽油的烯烃含量。但是通过该方法所获得的催化汽油总烯烃含量在30体积％以上，含量较高。

CN1488728A公开了一种催化汽油芳构化催化剂及其应用，具体地，向K型沸石和粘结剂中加入适量的钾盐水溶液后，经成型、干燥、焙烧得催化汽油芳构化催化剂。将该催化剂整合入FCC汽油加氢脱硫/芳构化组合工艺技术中，FCC汽油脱硫率可达90％，烯烃饱和率达51％，汽油收率基本不变，抗爆指数损失1.7-2.0。虽然该方案中汽油的烯烃脱除量大，辛烷值损失较少，但由此得到的汽油中芳烃含量会超标。

综上所述，现有的催化裂化汽油降烯烃技术多是通过汽油醚化、芳构化、异构化以及从催化裂化生产汽油工艺、催化剂及催化助剂的活性、选择性等方面改善汽油组分中的烯烃含量。这些方法及技术存在的问题有：有些工艺复杂、投资大；有些方法的烯烃脱除率不可控、脱除量过大、辛烷值损失大；有些工艺中烯烃降低幅度有限、不能满足汽油质量标准要求；还有些工艺技术尚不成熟，无法实现大规模的工业化应用。

发明内容

本发明的目的是为了满足更严格的机动车排放标准，克服现有技术存在的汽油制备工艺复杂、投资高，烯烃降低幅度低无法满足标准，或烯烃降幅过高、辛烷值损失过大等问题，提供两种汽油制备装置以及汽油制备方法。该汽油制备方法操作便利，能够灵活调整汽油中的烯烃含量，得到满足标准的汽油，且该装置投资少，极易改进实施，所得汽油烯烃含量大幅降低，同时辛烷值损失极小。

为了实现上述目的，本发明一方面提供一种汽油制备装置，该装置包括依次连接的膜混合单元、脱烯烃单元和S-Zorb脱硫单元。

优选地，所述装置进一步包括：原料油进料单元，其与所述膜混合单元相连；供气单元，其与所述原料油进料单元和所述膜混合单元相连；气液分离单元，其设置在所述S-Zorb脱硫单元之后；以及分馏单元，其设置在所述气液分离单元之后。

优选地，所述S-Zorb脱硫单元还包括加热单元；更优选地，所述加热单元设置于所述脱烯烃单元和所述S-Zorb脱硫单元的本体之间。

优选地，所述膜混合单元包括至少一个用于容纳原料油或脱硫产物的液体通道和容纳氢气的气体通道，所述液体通道和所述气体通道之间通过具有平均孔径为纳米尺寸的通孔的膜管邻接；优选地，所述膜管由多孔材料形成。

本发明第二方面提供一种汽油的制备装置，该装置包括依次连接的S-Zorb脱硫单元、膜混合单元和脱烯烃单元。

优选地，所述装置进一步包括：原料油进料单元，其与所述S-Zorb脱硫单元相连；供气单元，其与所述原料油进料单元和所述膜混合单元相连；气液分离单元，其设置在所述脱烯烃单元之后；以及分馏单元，其设置在所述气液分离单元之后。

优选地，所述S-Zorb脱硫单元还包括加热单元；更优选地，所述加热单元设置于所述原料油进料单元与所述S-Zorb脱硫单元的本体之间。

本发明第三方面提供一种汽油的制备方法，该方法使用本发明第一方面所述制备装置，包括以下步骤：

1)使原料油与氢气在所述膜混合单元中进行混合的步骤；

2)使步骤1)中混合后的原料油在所述脱烯烃单元中进行第一加氢的步骤；

3)使步骤2)中所得第一加氢产物在所述S-Zorb脱硫单元中进行脱硫得到第一脱硫产物的步骤，

其中，所述第一加氢的条件包括：压力为2.5-4MPa，温度为140-180℃，液时体积空速为0.5-12h

优选地，在加氢催化剂的存在下进行所述第一加氢步骤，所述加氢催化剂含有载体和负载在所述载体上的活性组分，且所述载体含有氧化铝、USY和氧化硅中的至少一种，所述活性组分含有金属元素Mo、Ni和Co中的至少二种。

优选地，所述第一加氢的条件包括：压力为2.5-3.2MPa，温度为160-170℃，液时体积空速为4-8h

优选地，所述方法进一步包括：将所述第一脱硫产物进行气液分离和分馏的步骤。

优选地，所述原料油为催化裂化汽油、焦化汽油和热解汽油中的一种或多种；更优选地，所述原料油为催化裂化汽油。

优选地，所述原料油的馏程为35-210℃，所述原料油中烯烃的含量为18-35体积％；更优选地，所述原料油的馏程为39-205℃，所述原料油中烯烃的含量为18-27体积％。

优选地，制备得到的汽油中烯烃含量为18体积％以下，硫含量为10ppm以下；更优选地，制备得到的汽油中烯烃含量为15体积％以下，硫含量为8ppm以下。

本发明第四方面提供一种汽油的制备方法，该方法使用本发明第二方面所述制备装置，包括以下步骤：

1)使原料油在所述S-Zorb脱硫单元中进行脱硫的步骤；

2)使步骤1)所得第二脱硫产物在所述脱烯烃单元中进行第二加氢得到第二加氢产物的步骤；

其中，所述第二加氢的条件包括：压力为2-4MPa，温度为140-180℃，液时体积空速为0.5-12h

优选地，在加氢催化剂的存在下进行所述第二加氢步骤，所述加氢催化剂含有载体和负载在所述载体上的活性组分，且所述载体含有氧化铝、USY和氧化硅中的至少一种，所述活性组分含有金属元素Mo、Ni和Co中的至少二种。

优选地，所述第二加氢的条件包括：压力为2.4-2.8MPa，温度为160-170℃，液时体积空速为4-10h

优选地，所述方法进一步包括：将所述第二加氢产物进行气液分离和分馏的步骤。

优选地，所述原料油为催化裂化汽油、焦化汽油和热解汽油中的一种或多种；更优选地，所述原料油为催化裂化汽油。

优选地，制备得到的汽油中烯烃含量为18体积％以下，硫含量为10ppm以下；更优选地，制备得到的汽油中烯烃含量为15体积％以下，硫含量为8ppm以下。

通过上述技术方案，本发明可以在脱硫的同时灵活调节汽油中烯烃的含量，同时降低辛烷值损失，得到烯烃含量低、辛烷值损失少的符合标准的汽油馏分。

另外，通过将脱烯烃单元设置于S-Zorb脱硫单元之前，可以有效防止S-Zorb脱硫单元进料换热器结焦，从而延长装置的运转周期。

本发明可在原有S-Zorb脱硫装置的基础上进行改造，在原S-Zorb脱硫单元之前或之后设置至少一个脱烯烃单元，可以在降低烯烃的同时最大限度地保留辛烷值，最终得到低硫(可低至4ppm)、低烯烃(可低至15体积％以下)汽油馏分。操作费用更低、投资更少、装置改造容易，由此可以提高汽油产量和质量，降低生产成本。

附图说明

图1是本发明一个优选实施方式中汽油制备装置的示意图；

图2是本发另一个优选实施方式中汽油制备装置的示意图。

附图标记说明

100：原料油进料单元200：供气单元

300：膜混合单元400：脱烯烃单元

500：S-Zorb脱硫单元510：加热单元

700：气液分离单元800：分馏单元

610、620、630、640、650：换热单元

A：原料油B：氢气

B1：部分氢气 B2：另一部分氢气

C：第一加氢产物E：第一脱硫产物

F：第一液相G、G’：反应尾气

H、H’：汽油馏分 I、I’：干气

M：第二脱硫产物N：第二加氢产物

F’：第二液相

具体实施方式

在本文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。

在本发明中，需要理解的是，术语“中心、内、外、上、下”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或单元必须具有特定的方位、以及特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。

在本发明中，所述催化裂化汽油是指经过催化裂化工艺生产得到的汽油。

在本发明中，所述焦化汽油是指经过延迟焦化工艺生产得到的汽油。

在本发明中，所述热解汽油是指以轻烃、石脑油、柴油或减压蜡油为原料，在水蒸气存在下高温裂解制取乙烯的过程中产生的汽油。

本发明中，所述气体(如氢气)与液体(如原料油和脱硫产物等)的体积比均为在25℃、1个标准大气压下的比例。

本发明中，需要说明的是，采用本发明所述汽油制备装置和汽油制备方法制备得到汽油馏分后，通过常规的装置和方法在所得汽油馏分的基础上进一步加入添加剂等进行调和即可得到最终汽油产品，后续装置和方法均为本领域的公知常识，为不模糊本发明的主旨，本发明不再对后续调和步骤进行详细地描述。

本发明第一方面提供一种汽油的制备装置，如图1所示，该装置包括依次连接的膜混合单元300、脱烯烃单元400和S-Zorb脱硫单元500。

本发明中，通过在所述S-Zorb脱硫单元500之前设置有所述膜混合单元300和所述脱烯烃单元400，可以在脱硫之前脱除原料油中的部分烯烃，从而降低所得汽油馏分的烯烃含量，并可以使得原料油中的辛烷值得以最大限度的保留，从而控制所得汽油馏分的品质。

以下，首先对本发明第一方面所述汽油制备装置的各个单元进行详细地说明。

本发明中，所述膜混合单元300用于将原料油等液体物料与氢气混合，使得二者均匀分布，从而更好地控制后续加氢脱烯烃反应中氢气的浓度，进一步提高脱烯烃反应效果。

优选地，所述膜混合单元为膜混合器，所述膜混合器可以包括至少一个用于容纳所述原料油的液体通道和容纳氢气的气体通道，所述液体通道和所述气体通道之间通过具有平均孔径为纳米尺寸的通孔的膜管邻接，更优选地，所述膜管由多孔材料形成。

优选地，所述膜混合单元具有两个呈同心管状的通道，其中一个为用于容纳原料油等液体的液体通道，另一个为用于容纳氢气等的气体通道，且所述液体通道在所述气体通道内部，所述液体通道的管壁(即所述气体通道的内壁)为所述具有平均孔径为纳米尺寸的通孔的膜管。

根据本发明，所述膜混合单元300的个数可以为一个或多个。可以根据所述原料油的处理量和所述脱烯烃单元400的数量来设置，只要可以保证将所述原料油与氢气通过膜混合单元300进行混合即可，没有特别地限制。优选地，所述膜混合单元300的个数与所述脱烯烃单元400的个数一致。

作为所述膜混合单元300的个数例如可以为1个、2个、3个、3个、5个等。

本发明中，所述脱烯烃单元400可以为本领域常规的各种可以脱除原料油中的烯烃的反应器，没有特别的限制。只要可以在其中将原料油中含有的烯烃进行反应即可。例如，所述脱烯烃单元400可以为轴向反应器和/或径向反应器。

根据本发明，所述脱烯烃单元400的设置个数为一个或多个，可以根据原料油的处理量和单个脱烯烃单元400的脱烯烃能力灵活设置，没有特别的限制。

作为所述脱烯烃单元400的个数例如可以为1个、2个、3个、3个、5个等。

本发明中，所述S-Zorb脱硫单元500可以为本领域常规的各种利用S-Zorb吸附脱硫工艺进行脱硫的反应器，没有特别的限制。只要可以吸附原料油中所含的硫，得到脱硫的原料油即可，例如，所述S-Zorb脱硫单元500可以为移动床反应器和/或流化床反应器。

另外，本发明中，对于S-Zorb脱硫单元500的数量没有特别的限制，只要可以满足生产需求即可。优选地，所述S-Zorb脱硫单元500的数量为至少一个；更优选地，所述S-Zorb脱硫单元500的数量为一个。

作为所述-Zorb脱硫单元500的个数例如可以为1个、2个、3个、3个、5个等。

此外，根据本发明一个优选的实施方式，所述S-Zorb脱硫单元500还包括加热单元510，其优选地设置于所述脱烯烃单元400和所述S-Zorb脱硫单元500的本体之间。所述加热单元510用于将进入所述S-Zorb脱硫单元500之前的物料进行加热，从而更高效地实现脱硫。

本发明中，所述加热单元510可以为本领域通常用于对含有原料油的物料进行加热的各种构造，没有特别的限制，例如，所述加热单元510可以为加热炉。

本发明中，所述汽油制备装置可以进一步包括原料油进料单元100、供气单元200、气液分离单元700和分馏单元800。以下，对上述单元进行简单地说明。

本发明中，所述供气单元200可以与所述原料油进料单元100和所述膜混合单元300相连，用于向原料油A和所述膜混合单元300供应氢气。

所述气液分离单元700可以与所述S-Zorb脱硫单元500相连，并设置于所述S-Zorb脱硫单元500之后，用于将反应尾气G和第一液相F分离。

所述分馏单元800可以与所述气液分离单元700相连，设置在所述气液分离单元700之后，用于将气液分离所得第一液相F进行分馏，得到汽油馏分H。

根据本发明，所述原料油进料单元100可以包括储油部件和各种可以将原料油从所述储油部件输送至指定位置的原料油输送管线、动力部件和阀门等，没有特别的限定。例如，在本发明一个优选的实施方式中，所述原料油进料单元100包括储油罐、原料油输送管线、泵和阀门。

本发明中，所述供气单元200可以为本领域常规的各种可以稳定供应气体的构造，没有特别的限定。例如，所述供气单元200可以包括用于输气的输气管线、提供动力的泵等动力装置和用于调节流量和控制开闭的阀门等，从而通过输气管线，将氢气供应至原料油进料单元100和膜混合单元300等处。

本发明中，优选地，所述供气单元200的输气管线具有分支管线，用于将部分氢气B1输送至原料油进料单元100的储油罐后方管线中，与原料油A混合，并且将另一部分氢气B2输送至所述膜混合单元300，用于原料油A进行加氢。

本发明中，所述气液分离单元700可以为本领域通常使用的各种用于将气相和液相分离的构造，并且可以设置有气相出口和液相出口。例如，所述气液分离单元可以为立式高分罐和/或卧式高分罐，没有特别的限定，只要可以将气体和液相油分离开即可。

本发明中，所述分馏单元800可以为本领域通常使用的各种可以实现分馏的构造，只要可以根据需要将第一液相F进行分馏并分离得到汽油馏分即可。例如，所述分馏单元800可以为板式塔和/或填料塔。在本发明一个优选的实施方式中，所述分馏单元为板式分馏塔。

另外，本发明第一方面所述的汽油制备装置还可以进一步包括一个或多个的换热单元、各种阀门以及使上述各单元相互连接的管线等部件，上述各部件为本领域的常规构造，此处不再赘述。

此外，本发明中，如图1所示的所述汽油制备装置还可以进一步包括换热单元610、620、630。所述换热单元610、620、630可以为本领域常规的各种可以进行换热的部件，没有特别的限定。优选地，所述换热单元610、620、630为换热器。

当采用换热器作为所述换热单元610、620、630时，每个换热单元可以含有一组或多组换热器，只要根据换热需要进行设置即可，没有特别的限定。

其中，优选地，所述换热单元610设置于所述原料油进料单元100与所述膜混合单元300之间的连接管线上，用于将原料油A进行加热，以提高原料油在所述脱烯烃反应单元400中的反应速率，提高脱烯烃效果。

优选地，所述换热单元620设置于所述脱烯烃单元400与所述S-Zorb脱硫单元500之间的连接管线上，用于将第一加氢产物C进行加热，从而提高装置的整体工作效率。

优选地，所述换热单元630设置于所述S-Zorb脱硫单元500与所述气液分离单元700之间的连接管线上，用于将第一脱硫产物E进行降温，从而有利于提高后续气液分离的速率。

以下，结合图1，对本发明第一方面一个特别优选的实施方式进行说明。本发明一个特别优选的实施方式中，汽油制备装置包括原料油进料单元100、供气单元200、膜混合单元300、脱烯烃单元400、S-Zorb脱硫单元500、气液分离单元700、分馏单元800以及3个换热单元610、620、630。其中，所述原料油进料单元100包括用于储存原料油的储油罐、用于输送原料油的原料油输送管线和提供动力的泵(图1中未示出)，所述原料油进料单元100与所述膜混合器300之间的连接管线上设置有所述换热单元610。所述供气单元200与所述原料油进料单元100和所述膜混合单元300相连，具体地，所述供气单元200通过分支的输气管线将部分氢气B1送入所述原料油进料单元100的储油罐后方、分支管线之前的管线中，使得部分氢气B1与所述原料油A混合；另外通过分支的输气管线将另一部分氢气B2送入所述膜混合单元300中，使得另一部分氢气B2与所述混合了部分氢气B1的原料油A在膜混合单元300内进行混合，由此可以进一步防止S-Zorb脱硫单元500结焦，同时提高脱烯烃反应效率。所述膜混合单元300后依次连接有所述脱烯烃单元400、所述换热单元620、所述加热单元510、所述S-Zorb脱硫单元500、所述换热单元630、所述气液分离单元700和所述分馏单元800。

根据本发明，在如图1所示的优选实施方式中，通过将所述脱烯烃单元400设置于所述S-Zorb脱硫单元500之前，不仅可以有效脱除原料油中的部分烯烃，降低硫含量，还可以有效防止所述换热单元620、所述加热单元510和所述S-Zorb脱硫单元500发生结焦，延长装置运转周期，降低操作成本，同时在最大限度保留辛烷值的基础上降低所得汽油馏分的烯烃含量，提高所得汽油馏分的质量。

接着，结合图2，对本发明第二方面的汽油制备装置进行详细地说明。

如图2所示，本发明第二方面所述的汽油制备装置包括依次连接的S-Zorb脱硫单元500、膜混合单元300和脱烯烃单元400。

本发明中，通过在所述S-Zorb脱硫单元500之后设置有所述膜混合单元300和所述脱烯烃单元400，可以在脱硫之后脱除部分第二脱硫产物中的烯烃，从而降低所得汽油馏分的烯烃含量，同时最大程度地保留原料油中的辛烷值，从而提高所得汽油馏分的品质。

本发明的第二方面中，所述S-Zorb脱硫单元500、膜混合单元300和所述脱烯烃单元400及其设置的个数均可与本发明第一方面所述汽油制备装置相同。为了不模糊本发明的主旨，此处不再赘述。

此外，根据本发明一个优选地实施方式，所述S-Zorb脱硫单元500还包括加热单元510，其设置于原料油进单元100与所述S-Zorb脱硫单元500的本体之间。所述加热单元510用于将进入所述S-Zorb脱硫单元500的原料油A进行加热，从而更高效地实现脱硫，提高装置整体的工作效率。

本发明中，所述加热单元510也可以与本发明第一方面所述加热单元相同，没有特别的限制。

除上述单元外，本发明第二方面所述汽油的制备装置还可以进一步包括：原料油进料单元100，其与所述S-Zorb脱硫单元500相连，用于向所述S-Zorb脱硫单元500供应原料油A；供气单元200，其与所述原料油进料单元100和所述膜混合单元300相连，用于向原料油A和所述膜混合单元300供应氢气；气液分离单元700，其与所述脱烯烃单元400相连，并设置于所脱烯烃单元400之后，用于将反应尾气G’和第二液相F’分离；分馏单元800，其与所述气液分离单元700相连，设置在所述气液分离单元700之后，用于将气液分离所得第二液相F’进行分馏，得到汽油馏分H’。

本发明第二方面中所述原料油进料单元100、供气单元200、气液分离单元700和分馏单元800等均可以与本发明第一方面所述一致，此处不再另作说明。

除此之外，本发明第二方面所述的汽油制备装置还可以进一步包括一个或多个的换热单元、各种阀门以及使上述各单元相互连接的管线等部件，上述各部件为本领域的常规构造，此处不再赘述。

本发明中，优选地，如图2所示的所述汽油制备装置进一步包括换热单元640、650。

其中，优选地，所述换热单元640设置于所述原料油进料单元100与所述S-Zorb脱硫单元500之间的连接管线上，用于将原料油A进行加热，以提高原料油在S-Zorb脱硫单元500中的脱硫效果。

优选地，所述换热单元650设置于所述S-Zorb脱硫单元500与所述膜混合单元300之间的连接管线上，用于将第二脱硫产物M进行加热，从而提高后续脱烯烃反应的速率，提高装置整体的工作效率。

接着，结合图2，对本发明第二方面所述汽油制备装置的一个特别优选的实施方式进行说明。如图2所示的汽油制备装置包括原料油进料单元100、供气单元200、S-Zorb脱硫单元500、膜混合单元300、脱烯烃单元400、气液分离单元700、分馏单元800以及2个换热单元640、650。其中，所述原料油进料单元100包括用于储存原料油的储油罐、用于输送原料油的原料油输送管线和提供动力的泵(图2中未示出)等，其将所述原料油A输送至所述S-Zorb脱硫单元500，且所述原料油进料单元100与所述S-Zorb脱硫单元500之间的连接管线上设置有所述换热单元640。所述供气单元200与所述原料油进料单元100和所述膜混合单元300相连，具体地，所述供气单元200通过分支的输气管线将部分氢气B1送入所述原料油进料单元100的储油罐后方的管线中，使得部分氢气B1与所述原料油A混合；另外通过分支的输气管线将另一部分氢气B2送入所述膜混合单元300中，与脱硫后的原料油(第二脱硫产物M)在膜混合单元300内进行混合。所述S-Zorb脱硫单元500包括加热单元510，并且与所述膜混合单元300相连，所述膜混合单元300后依次连接有所述脱烯烃单元400、所述气液分离单元700和所述分馏单元800。

根据本发明，在如图2所示的优选实施方式中，通过将所述脱烯烃反应单元400设置于所述S-Zorb脱硫单元500之后，可以在降低硫含量的同时有效降低原料油中的烯烃含量，同时在最大限度保留辛烷值的基础上提高所得汽油馏分的质量。

根据本发明的第一方面和第二方面，所述原料油可以采用催化裂化汽油、焦化汽油和热解汽油中的一种或多种；优选地，所述原料油采用催化裂化汽油。

另外，所述原料油的馏程可以为35-210℃，所述原料油中烯烃的含量可以为18-35体积％；优选地，所述原料油的馏程为39-205℃，所述原料油中烯烃的含量为18-27体积％。

本发明第三方面提供一种汽油的制备方法，其中，该方法采用本发明第一方面所述装置进行，包括以下步骤：

1)使原料油(A)与氢气在所述膜混合单元(300)中进行混合的步骤；

2)使步骤1)中混合后的原料油在所述脱烯烃单元(400)中进行第一加氢的步骤；

3)使步骤2)中所得第一加氢产物(C)在所述S-Zorb脱硫单元(500)中进行脱硫得到第一脱硫产物(E)的步骤，

其中，所述第一加氢的条件包括：压力为2.5-4MPa，温度为140-180℃，液时体积空速为0.5-12h

根据本发明的第三方面，所述原料油A可以为本领域各种通常用于制备汽油的原料油，优选地，所述原料油A为催化裂化汽油、焦化汽油和热解汽油中的一种或多种；更优选地，所述原料油A为催化裂化汽油。

本发明中，所述原料油A的馏程可以为35-210℃，所述原料油A中烯烃的含量为18-35体积％；优选地，所述原料油A的馏程为39-205℃，所述原料油A中烯烃的含量为18-27体积％。

本发明中，第一加氢条件的选择十分关键，通过将所述第一加氢条件控制在上述范围内，可以在最大限度保留辛烷值的基础上降低制备所得汽油中的烯烃含量，使其符合国六汽油标准。

优选地，所述第一加氢的条件包括：压力为2.5-3.2MPa，温度为160-170℃，液时体积空速为4-8h

根据本发明第三方面，优选地，将所述原料油A与部分氢气B1在原料油进料单元100的管线中进行接触，且所述原料油A与所述部分氢气B1的体积比为1：1-25，更优选地，所述原料油A与所述一部分氢气B1的体积比为1：5-15。由此可以减缓汽油在换热单元发生结焦，延长装置使用寿命。

另外，优选地，使得另一部分氢气B2在膜混合单元300中与原料油A进行混合。本发明中，所述另一部分氢气B2与所述原料油A的体积比没有特别的限制，只要可以结合上述原料油A与所述部分氢气B1的体积比，将最终的氢油体积比调整至后述加氢单元400内进行第一加氢反应时的加氢条件即可。

例如，本发明中，所述原料油A与所述另一分部氢气B2的体积比可以为1：1-45，更优选地，所述原料油A与所述另一分部氢气B2的体积比为1：10-30。由此可以更好地实现加氢，提高所得汽油馏分的质量。

此外，在步骤1)使原料油A与氢气在所述膜混合单元300中进行混合的步骤之前，可以提前通过换热单元610对所述原料油A进行预加热处理，以便于后续在脱烯烃单元400进行加氢处理。优选地，所述预加热的温度为100-200℃，更优选地，所述预加热的温度为140-180℃。

根据本发明，使原料油A与氢气在所述膜混合单元300中进行混合后，使混合后的原料油在所述脱烯烃单元400中在加氢催化剂的存在下进行加氢。

另外，本发明中，对于所述加氢时原料油A在所述脱烯烃单元400中由催化剂床层的进入方向没有特别的限制，例如，所述原料油A可以由催化剂床层底部自下而上进入从而进行加氢，所述原料油A也可以由催化剂床层顶部自上而下进入从而进行加氢。

本发明中，所述加氢催化剂的选择十分关键，优选既可以通过加氢降低原料油中的烯烃含量，又可以最大限度地保留高辛烷值部分原料的加氢催化剂。

本发明中，优选地，所述加氢催化剂含有载体和负载在所述载体上的活性组分。作为所述载体，可以含有氧化铝、USY和氧化硅中的至少一种；作为所述活性组分，可以含有金属元素Mo、Ni和Co中的至少二种。优选地，选择金属元素Mo和Ni作为所述活性组分，由此可以在加氢过程中，在去除部分烯烃的同时，进一步保留高辛烷值烯烃。

作为所述加氢催化剂例如可以举出：湖南长岭石化科技开发有限公司的催化剂HDD-2(活性组分为金属元素Mo和Ni)或HGO-2(活性组分为金属元素Mo和Co)等，其中更优选活性组分为Mo和Ni的HDD-2作为所述加氢催化剂，采用该催化剂，一方面既可以降低整体原料油中的烯烃含量，又可以保留具有高辛烷值的部分烯烃，从而降低汽油的制备成本，从而得到高品质的汽油馏分。

根据本发明第三方面，为了提高后续脱硫效率和效果，本发明中，优选地，对所述第一加氢产物C在所述换热单元620处进行预加热。所述预加热的温度可以在较大范围内变动，例如，所述预加热的温度可以为300-420℃，优选地，所述预加热的温度为380-420℃。

在所述第一加氢产物C进入所述S-Zorb脱硫单元500进行脱硫之前，为进一步提高脱硫效率，优选地，经过所述加热炉510进行加热。优选地，所述加热的温度为410-420℃。

本发明中，在所述S-Zorb脱硫单元500中进行脱硫时，所述脱硫的条件可以为本领域通常用于原料油脱硫的常规条件，没有特别的限定，例如，所述脱硫条件可以包括：温度为410-435℃，压力为2.0-3.5MPa，优选地，所述脱硫条件包括：温度为420-430℃，压力为2.5-3.0MPa。

根据本发明，在所述S-Zorb脱硫单元500中进行脱硫后得到第一脱硫产物E，为将所述第一脱硫产物E中的反应尾气G和第一液相F分离，优选地，本发明第三方面所述方法进一步包括将所述第一脱硫产物E在所述气液分离单元700中进行气液分离的步骤。

为提高所述气液分离的效果，提升处理速度，优选地，所述第一脱硫产物在进入所述气液分离单元700之前，通过换热单元630进行降温，优选地，所述降温的温度为130-200℃；更优选地，所述降温的温度为130-170℃。

本发明中，通过所述气液分离单元700，得到分离后的第一液相F。

为提高制备得到的汽油质量，本发明第三方面所述方法进一步包括将所述第一液相F在所述分馏单元800中进行分馏的步骤。

本发明中，所述分馏可以采用本领域通常用于进行分离的各种方法和条件进行，没有特别的限制。优选地，通过分馏去除所述第一液相中C3及以下组分，得到汽油馏分。

通过本发明第三方面所述方法，制备得到的汽油中烯烃含量为18体积％以下，硫含量为10ppm以下；优选地，制备得到的汽油中烯烃含量为15体积％以下，硫含量为8ppm以下；更优选地，制备得到的汽油中硫含量为6ppm以下。

本发明第四方面提供一种汽油的制备方法，该方法使用本发明第二方面所述的制备装置，包括以下步骤：

1)使原料油(A)在所述S-Zorb脱硫单元(500)中进行脱硫的步骤；

2)使步骤1)所得第二脱硫产物(M)在所述脱烯烃单元(400)中进行第二加氢得到第二加氢产物(N)的步骤；

其中，所述第二加氢的条件包括：压力为2-4MPa，温度为140-180℃，液时体积空速为0.5-12h

本发明第四方面所述方法采用的原料油A可以与本发明第三方面相同，此处不再赘述。

根据本发明的第四方面，首先将原料油A全部进行脱硫后，再将脱硫所得第二脱硫产物M进行加氢，得到第二加氢产物N，从而在脱除原料油中的硫的同时去除部分烯烃并最大限度地保留辛烷值。

根据本发明的第四方面，通过将所述第二加氢的条件控制在上述范围内，可以保证制备所得汽油中的烯烃含量符合国六汽油标准，并最大限度地保留辛烷值。

优选地，所述第二加氢的条件包括：压力为2.4-2.8MPa，温度为160-170℃，液时体积空速为4-10h

根据本发明第四方面，在步骤1)使原料油A在S-Zorb脱硫单元500中进行脱硫的步骤之前，将部分氢气B1与所述原料油A进行混合，从而防止换热单元和所述S-Zorb脱硫单元500结焦。

本发明中，所述原料油A与所述部分氢气B1的体积比可以为1：1-30，更优选地，所述原料油A与所述部分氢气B1的体积比为1：5-15。

另外，可以提前通过换热单元640和加热单元510对所述原料油A进行预加热处理，以便于后续在S-Zorb脱硫单元500进行脱硫处理。优选地，所述预加热的温度为300-420℃，更优选地，所述预加热的温度为410-420℃。

本发明中，所述预加热处理通过换热单元640和加热单元510进行两步加热，对于每一步加热的温度没有特别的限制，例如，可以首先通过换热单元640将与氢气混合后的原料油加热至300-400℃，再通过加热单元510将其加热至300-420℃。

另外，本发明中，可以通过换热单元650对所述原料油A进行脱硫后所得的第二脱硫产物M进行降温，从而可以有利于后续步骤的进行。例如，可以通过所述换热器650将所述第二脱硫产物M的温度降低至100-200℃，优选地，通过所述换热单元650将所述第二脱硫产物M的温度降低至130-170℃。

接着，使所述第二脱硫产物M与另一部分氢气B2在膜混合单元300中进行混合，所述第二脱硫产物M与所述另一分部氢气B2的体积比可以为1：1-25，更优选地，所述第二脱硫产物M与所述另一分部氢气B2的体积比为1：10-15。通过将另一部分氢气B2与第二脱硫产物M在所述膜混合单元300中进行混合，可以进一步提高后续加氢反应的效果，进而提高所得汽油馏分的质量。

使所述第二脱硫产物M与另一部分氢气B2在膜混合单元300中进行混合后，在脱烯烃单元400中进行第二加氢，得到第二加氢产物N。

优选地，本发明第四方面所述方法进一步包括将所述第二加氢产物N在所述气液分离单元700中进行气液分离得到第二液相F’的步骤，以及将所述第二液相F’在所述分馏单元800中进行分馏得到汽油馏分H’的步骤。

本发明第四方面所述脱硫、气液分离和分馏等处理的条件以及加氢反应所采用的加氢催化剂可以与本发明第三方面所述的一致，此处不再赘述。

通过本发明第四方面所述方法，制备得到的汽油中烯烃含量为18体积％以下，硫含量为10ppm以下；优选地，制备得到的汽油中烯烃含量为15体积％以下，硫含量为8ppm以下；更优选地，制备得到的汽油的硫含量为6ppm以下。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例和对比例中，采用的原料油为催化裂化汽油，其基本性质如表1所示。

表1

实施例1

采用图1所示装置进行，如图1所示，该汽油制备装置包括原料油进料单元100、供气单元200、膜混合单元300、脱烯烃单元400、S-Zorb脱硫单元500、气液分离单元700、分馏单元800以及3个换热单元610、620、630。

其中，所述原料油进料单元100包括用于储存原料油的储油罐、用于输送原料油的原料油输送管线和提供动力的泵(图1中未示出)，所述原料油输送管线与所述膜混合单元300相连，且所述原料油进料单元100与所述膜混合器300之间的连接管线上设置有所述换热单元610。

所述供气单元200与所述原料油进料单元100和所述膜混合单元300相连，具体地，所述供气单元200通过分支的输气管线将部分氢气B1送入所述原料油进料单元100的储油罐后方的管线中，使得部分氢气B1与所述原料油A混合；另外通过分支的输气管线将另一部分氢气B2送入所述膜混合单元300中。

所述膜混合单元300后通过管线依次连接有所述脱烯烃单元400、所述换热单元620、所述加热单元510、所述S-Zorb脱硫单元500、所述换热单元630、所述气液分离单元700和所述分馏单元800。

其中，所述膜混合单元300为膜混合器，该膜混合器具有两个呈同心管状的通道，其中一个为用于容纳原料油的液体通道，另一个为用于容纳氢气的气体通道，且所述液体通道在所述气体通道内部，所述液体通道的管壁(即所述气体通道的内管壁)为具有平均孔径为纳米尺寸的通孔的膜管(所述膜管购自北京中天元环境工程有限公司，孔径为0.05μm)，所述气体通道的外管壁为多孔陶瓷材料。

所述脱烯烃单元400为轴向反应器，所述S-Zorb脱硫单元500为流化床反应器，所述加热单元510为加热炉，所述气液分离单元700为卧式高分罐，所述分馏单元800为板式分馏塔，所述换热单元610、620、630为换热器。

采用上述装置制备汽油馏分的制备方法如下：

1)使原料油A与部分氢气B1按照体积比为1:5的比例混合后通过换热单元610加热至160℃，压力为3.0MPa；

2)将步骤1)所得与氢气混合并加热后的原料油A与另一部分氢气B2按照体积比为1:35的比例在膜混合单元300进行混合后，自下而上与脱烯烃单元400内的加氢催化剂进行加氢反应，加氢反应的条件包括：压力为3MPa，温度为160℃，液时体积空速为6h

3)将步骤2)所得第一加氢产物C通过换热单元620加热至380℃，再通过加热单元510加热至420℃，之后进入S-Zorb脱硫单元500中进行脱硫，得到第一脱硫产物E，其中，所述脱硫的条件包括：温度为422℃，压力为2.7MPa；

4)将步骤3)所得第一脱硫产物E经过气液分离单元700进行气液分离，得到第一液相F，其中，所述气液分离的条件包括：温度为135-140℃、压力为2.57MPa；

5)将步骤4)所得第一液相F通过分馏单元800进行分馏，从塔底分离得到汽油馏分H，其中，所述分馏的条件包括：压力为0.5-0.6MPa，进料温度为130℃，塔底温度为136℃。

由此制备得到的第一加氢产物C、第一脱硫产物E与汽油馏分H的性质如表2所示。

实施例2