本发明涉及催化汽油加氢处理领域，特别涉及劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置及方法。
背景技术：
：汽车尾气中含有固体悬浮微粒、一氧化碳、二氧化碳、碳氢化合物、氮氧化合物、铅及硫氧化合物等有害物质，是造成空气污染的主要源头之一。为了改善空气质量，我国要求汽车用汽油应采用含硫量小于等于10μg·g-1的超低硫汽油。高硫高烯烃的劣质催化汽油是一种常用的化工产品，目前，常通过对劣质催化汽油进行加氢脱硫来生产超低硫汽油。现有技术提供了一种通过劣质催化汽油加氢脱硫来生产超低硫汽油的方法，首先对全馏分汽油进行定向硫转移，然后进行轻重分割，重馏分汽油进行加氢脱硫和异构、芳构化，再与轻馏分汽油混合后得到汽油产品。本方法可将硫含量为1000-2500μg.g-1、烯烃含量为40-45v％的劣质汽油改质成为硫含量≤10μg.g-1、烯烃含量≤20v％、汽油研究法辛烷值(ron)损失≤1.0个单位的优质汽油。发明人发现现有技术至少存在以下技术问题：采用现有技术生产的超低硫汽油，其辛烷值损失仍然较大，产品液体收率仅有98％wt，造成了资源的浪费。技术实现要素：本发明所要解决的技术问题在于，提供了一种用劣质催化汽油生产含硫量≤10μg.g-1、且辛烷值损失小、产品液体收率高的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置及方法，具体技术方案如下：一方面，本发明实施例提供了一种劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，该装置包括：顺次连接的预加氢反应器、分馏塔、加氢脱硫反应器、 硫化氢汽提塔、辛烷值恢复反应器、热分离罐、稳定塔，以及汽提塔顶空冷器、回流罐、反应产物空冷器和冷分离罐。所述硫化氢汽提塔顶部出口、所述汽提塔顶空冷器、所述回流罐的入口顺次连接，所述回流罐的出口与所述硫化氢汽提塔顶部入口连接。所述热分离罐的顶部出口、所述反应产物空冷器、所述冷分离罐的入口顺次连接，所述冷分离罐的出口与所述热分离罐与所述稳定塔之间的连接管线相连接。具体地，作为优选，所述装置还包括顺次连接的循环氢脱硫器和循环氢压缩机。所述回流罐顶部设置有第一含氢气体出口，所述冷分离罐顶部设置有第二含氢气体出口，所述第一含氢气体出口、所述第二含氢气体出口分别与所述循环氢脱硫器的入口连接。所述加氢脱硫反应器与所述分馏塔底部出口连接的管线上设置有第一脱硫循环氢入口，所述硫化氢汽提塔底部设置有第二脱硫循环氢入口，所述硫化氢汽提塔与所述辛烷值恢复反应器连接的管线上设置有第三脱硫循环氢入口，所述循环氢压缩机的出口分别与所述第一脱硫循环氢入口、所述第二脱硫循环氢入口、所述第三脱硫循环氢入口连接。另一方面，本发明实施例还提供了一种利用上述装置对劣质催化汽油进行加氢改质以生产超低硫汽油的方法，包括以下步骤：将劣质催化汽油和新鲜氢气引入预加氢反应器进行加氢反应，得到加氢反应产物并进入分馏塔进行分馏，得到轻汽油产品和重汽油。使所述重汽油和脱硫循环氢进入加氢脱硫反应器进行选择性加氢脱硫反应，得到加氢脱硫反应产物并进入硫化氢汽提塔除去硫化氢，得到含硫化氢的汽提产物并进入汽提塔顶空冷器进行冷却，然后进入回流罐进行气液分离，得到第一液相部分和第一气相部分，使所述第一液相部分流回所述硫化氢汽提塔，得到经所述脱硫循环氢汽提净化后的汽提塔底油。使所述汽提塔底油与所述脱硫循环氢混合，并进入辛烷值恢复反应器进行芳构化、异构化和脱小分子硫反应，得到辛烷值恢复反应产物并进入热分离罐进行气液分离，得到第二液相部分和第二气相部分，使所述第二气相部分进入反应产物空冷器进行冷却，然后进入冷分离罐进行气液分离，得到第三液相部分和第三气相部分，使所述第三液相部分和所述第二液相部分混合后进入稳定 塔进行精制，得到超低硫汽油产品。具体地，作为优选，所述预加氢反应器中设置有预加氢催化剂，所述预加氢催化剂包括如下质量百分比的组分：金属氧化物9～30％，余量为氧化铝载体。所述金属氧化物中的金属为ni、cu、zn、ga、ge、rb、sr、y、zr、nb、mo中的至少一种。所述预加氢催化剂的比表面积为200～300m2/g，孔容为0.20～0.70ml/g。所述预加氢反应器中的反应条件为：氢分压2.0～2.5mpa，反应温度95～190℃，体积空速2.0～6.0h-1，所述新鲜氢气与所述劣质催化汽油的体积比为(3～7)：1。具体地，作为优选，所述分馏塔中的操作条件为：塔顶压力0.4～0.9mpa，塔顶温度80～130℃，塔底温度170～250℃。具体地，作为优选，所述加氢脱硫反应器中设置有加氢脱硫催化剂，所述加氢脱硫催化剂包括如下质量百分比的组分：金属氧化物10～20％，余量为氧化铝载体；所述金属氧化物中的金属为co、ni、cu、zn、ga、ge、rb、sr、y、zr、nb、mo中的至少一种。所述加氢脱硫催化剂比表面积为150～200m2/g，孔容为0.20～0.80ml/g。所述加氢脱硫反应器中的反应条件为：氢分压1.8～2.5mpa，反应温度200～260℃，体积空速2.0～6.0h-1，所述脱硫循环氢与所述重汽油的体积比为(200～300)：1。具体地，作为优选，所述硫化氢汽提塔的操作条件为：塔顶压力1.5～1.8mpa，塔顶温度100～150℃，塔底温度110～130℃，所述加氢脱硫反应产物与所述脱硫循环氢的质量比为(30～70):1。具体地，作为优选，所述辛烷值恢复反应器上部设置有所述加氢脱硫催化剂，下部设置有辛烷值恢复催化剂。所述辛烷值恢复催化剂包括如下质量百分比的组分：金属氧化物4～10％，余量为sapo-11/zsm-5复合型分子筛载体。所述金属氧化物中的金属为co、ni、cu、zn、ga、ge、rb、sr、y、zr、nb、mo中的至少一种。所述辛烷值恢复催化剂的比表面积为200～300m2/g，孔容为0.20～0.80ml/g。所述辛烷值恢复反应器中的反应条件为：氢分压1.8～2.5mpa，反应温度300～400℃，体积空速2.0～6.0h-1，所述脱硫循环氢与所述汽提塔底油的体积比为(200～300)：1。具体地，作为优选，所述稳定塔的操作条件为：塔顶压力0.5～1.2mpa，塔顶温度100～150℃，塔底温度180～260℃。具体地，作为优选，所述方法还包括：使所述第一气相部分和所述第三气相部分分别经过第一含氢气体出口和第二含氢气体出口，进入循环氢脱硫器进行脱除硫化氢处理，然后进入循环氢压缩机进行升压处理，形成所述脱硫循环氢，进而使所述脱硫循环氢分别进入第一脱硫循环氢入口、第二脱硫循环氢入口和第三脱硫循环氢入口。本发明实施例提供的技术方案带来的有益效果是：本发明实施例提供的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，通过预加氢反应器使劣质催化汽油中的二烯烃转化为单烯烃、使硫醇等轻硫化物转化为重硫化物，并通过分馏塔对预加氢反应产物进行分馏，进而对分馏得到的重汽油进行进一步的脱硫精制处理。通过加氢脱硫反应器对重汽油进行选择性加氢脱硫处理，并使重汽油中的部分烯烃饱和，以降低重汽油的含硫量，并通过硫化氢汽提塔除去重汽油中的硫化氢，避免硫化氢与重汽油中的烯烃反应再次生成硫化物，从而再次降低重汽油的含硫量。通过辛烷值恢复反应器对硫化氢汽提产物进行芳构化、异构化，并脱除其中的小分子硫，以减少重汽油的辛烷值损耗，保证最终的超低硫汽油产品具有良好的燃烧性能。且辛烷值恢复反应器中的反应条件较温和，从而提高最终产品的液体收率，节约资源。通过热分离罐和冷分离罐对辛烷值恢复反应产物进行气液分离，并将两次分离出的液相部分进行混合，使其进入稳定塔后再加热时所需的热量减少，从而节约能源。通过稳定塔使液相混合物中的硫化氢、水、nh3等杂质与轻烃反应生成酸性气体而被除去，从而得到含硫量≤10μg.g-1、辛烷值损失小、且液体收率高的超低硫汽油。附图说明为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。图1是本发明实施例提供的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置的结构示意图。附图标记分别表示：1预加氢反应器，2分馏塔，3加氢脱硫反应器，4硫化氢汽提塔，5辛烷值恢复反应器，6热分离罐，7稳定塔，8汽提塔顶空冷器，9回流罐，10反应产物空冷器，11冷分离罐，12循环氢脱硫器，13循环氢压缩机，14第一含氢气体出口，15第二含氢气体出口，16第一脱硫循环氢入口，17第二脱硫循环氢入口，18第三脱硫循环氢入口。具体实施方式为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图对本发明实施方式作进一步地详细描述。一方面，本发明实施例提供了一种劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，如附图1所示，该装置包括：顺次连接的预加氢反应器1、分馏塔2、加氢脱硫反应器3、硫化氢汽提塔4、辛烷值恢复反应器5、热分离罐6、稳定塔7，以及汽提塔顶空冷器8、回流罐9、反应产物空冷器10和冷分离罐11。硫化氢汽提塔4顶部出口、汽提塔顶空冷器8、回流罐9的入口顺次连接，回流罐9的出口与硫化氢汽提塔4顶部入口连接；热分离罐6的顶部出口、反应产物空冷器10、冷分离罐11的入口顺次连接，冷分离罐11的出口与热分离罐6与稳定塔7之间的连接管线相连接。本发明实施例提供的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，通过预加氢反应器1使劣质催化汽油中的二烯烃转化为单烯烃、使硫醇等轻硫化物转化为重硫化物，并通过分馏塔2对预加氢反应产物进行分馏，进而对分馏得到的重汽油进行进一步的脱硫精制处理。通过加氢脱硫反应器3对重汽油进行选择性加氢脱硫处理，并使重汽油中的部分烯烃饱和，以降低重汽油的含硫量，并通过硫化氢汽提塔4除去重汽油中的硫化氢，避免硫化氢与重汽油中的烯烃反应再次生成硫化物，从而再次降低重汽油的含硫量。通过辛烷值恢复反应器5对硫化氢汽提产物进行芳构化、异构化，并脱除其中的小分子硫，以减少重汽油的辛烷值损耗，保证最终的超低硫汽油产品具有良好的燃烧性能。且辛烷值恢复反应器5中的反应条件较温和，从而提高最终产品的液体收率，节约资源。通过热分离罐6和冷分离罐11对辛烷值恢复反应产物进行气液分离，并将两次分离出的液相部分进行混合，使其进入稳定塔7后再加热时所需的热量减少，从而节约能源。通过稳定塔7使液相混合物中的硫化氢、水、nh3等杂质与轻烃反应生成酸性气体而被除去，从而得到含硫量≤10μg.g-1、辛烷值损失小、且液体收率高的超低硫汽油。具体地，本发明实施例提供的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，还包括顺次连接的循环氢脱硫器12和循环氢压缩机13，循环氢脱硫器12对混有硫化氢的氢气进行脱硫，然后送入循环氢压缩机13，升压后通入需要加氢的设备中。回流罐9顶部设置有第一含氢气体出口14，冷分离罐11顶部设置有第二含氢气体出口15，第一含氢气体出口14、第二含氢气体出口15分别与循环氢脱硫器12的入口连接，以使回流罐9和冷分离罐11中产生的含有硫化氢等杂质的氢气进入循环氢脱硫器12进行脱硫，实现对氢气的循环应用，节约资源。加氢脱硫反应器3与分馏塔2底部出口连接的管线上设置有第一脱硫循环氢入口16，硫化氢汽提塔4底部设置有第二脱硫循环氢入口17，硫化氢汽提塔4与辛烷值恢复反应器5连接的管线上设置有第三脱硫循环氢入口18，循环氢压缩机13的出口分别与第一脱硫循环氢入口16、第二脱硫循环氢入口17、第三脱硫循环氢入口18连接，以使循环氢压缩机13将脱硫后的氢气送入加氢脱硫反应器3、硫化氢汽提塔4以及辛烷值恢复反应器5，满足劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置的加氢需求。另一方面，本发明实施例还提供了利用上述装置对劣质催化汽油进行加氢改质以生产超低硫汽油的方法，包括以下步骤：将劣质催化汽油和新鲜氢气引入预加氢反应器1进行加氢反应，得到加氢反应产物并进入分馏塔2进行分馏，得到轻汽油产品和重汽油。使重汽油和脱硫循环氢进入加氢脱硫反应器3进行选择性加氢脱硫反应，得到加氢脱硫反应产物并进入硫化氢汽提塔4除去硫化氢，得到硫化氢汽提产物并进入汽提塔顶空冷器8进行冷却，然后进入回流罐9进行气液分离，得到第一液相部分和第一气相部分，使第一液相部分流回硫化氢汽提塔4，与脱硫循环氢混合后形成汽提塔底油。使汽提塔底油与脱硫循环氢混合，并进入辛烷值恢复反应器5进行芳构化、异构化和脱小分子硫反应，得到辛烷值恢复反应产物并进入热分离罐6进行气液分离，得到第二液相部分和第二气相部分，使第二气相部分进入反应产物空冷器10进行冷却，然后进入冷分离罐11进行气液分离，得到第三液相部分和第三气相部分，使第三液相部分和第二液相部分混合后进入稳定塔7进行精制，得到超低硫汽油产品。具体地，预加氢反应器1中设置有预加氢催化剂，预加氢催化剂包括如下质量百分比的组分：金属氧化物9～30％，例如为9％、15％、23％、30％等，余量为氧化铝载体。其中，金属氧化物中的金属为ni、cu、zn、ga、ge、rb、sr、y、zr、nb、mo中的至少一种。预加氢催化剂的比表面积为200～300m2/g，例如为200m2/g、230m2/g、260m2/g、300m2/g等，孔容为0.20～0.70ml/g，例如为0.20ml/g、0.40ml/g、0.60ml/g、0.70ml/g等。预加氢反应器1中的反应条件为：氢分压为2.0～2.5mpa，例如为2.0mpa、2.2mpa、2.4mpa、2.5mpa等，反应温度为95～190℃，例如为95℃、120℃、150℃、190℃等，体积空速为2.0～6.0h-1，例如为2.0h-1、4.0h-1、5.0h-1、6.0h-1等，新鲜氢气与劣质催化汽油的体积比为(3～7)：1，例如为3:1、5:1、7:1等。通过预加氢催化剂，使新鲜氢气与劣质催化汽油进行加氢反应，以使劣质催化汽油中的二烯烃发生加成反应，生成单烯烃，并使劣质催化汽油中的轻硫化物形成重硫化物，以便于将含硫物质集中起来进行后续处理，防止硫随轻硫化物混入轻汽油产品而增加其含硫量。具体地，分馏塔2中的操作条件为：塔顶压力0.4～0.9mpa，例如为0.4mpa、 0.6mpa、0.8mpa、0.9mpa等，塔顶温度80～130℃，例如为80℃、95℃、110℃、130℃等，塔底温度170～250℃，例如为170℃、190℃、220℃、250℃等。通过分馏塔2，对预加氢反应器1中的产物进行分馏，得到轻汽油产品和重汽油。其中，轻汽油产品能够达到超低硫汽油的含硫量标准，即含硫量≤10μg.g-1，可以直接作为汽车用油使用；而重汽油则富集了更多的硫，以进行后续的脱硫处理。具体地，加氢脱硫反应器3中设置有加氢脱硫催化剂，加氢脱硫催化剂包括如下质量百分比的组分：金属氧化物10～20％，例如为10％、14％、17％、20％等，余量为氧化铝载体。金属氧化物中的金属为co、ni、cu、zn、ga、ge、rb、sr、y、zr、nb、mo中的至少一种。加氢脱硫催化剂比表面积为150～200m2/g，例如为150m2/g、165m2/g、180m2/g、200m2/g等，孔容为0.20～0.80ml/g，例如为0.20ml/g、0.40ml/g、0.60ml/g、0.80ml/g等。加氢脱硫反应器3中的反应条件为：氢分压1.8～2.5mpa，例如为1.8mpa、2.2mpa、2.4mpa、2.5mpa等，反应温度200～260℃，例如为200℃、220℃、240℃、260℃等，体积空速2.0～6.0h-1，例如为2.0h-1、4.0h-1、5.0h-1、6.0h-1等，脱硫循环氢与重汽油的体积比为(200～300)：1，例如为200:1、230:1、260:1、300:1等。通过加氢脱硫反应器3，使分馏塔2底部流出的重汽油与第一脱硫循环氢入口16流入的循环氢进行选择性加氢反应。其中，重汽油中的硫与氢气反应生成硫化氢，且硫化氢可以通过后续步骤除去，而此时重汽油中的烯烃则一般不与氢气反应，从而降低了辛烷值的损耗，保证最终汽油产品的燃烧质量。具体地，与常规加氢脱硫装置相比，本发明实施例提供的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，在加氢脱硫反应器3与辛烷值恢复反应器5之间增设了硫化氢汽提塔4，以使进入辛烷值恢复反应器5的汽提塔底油具有较低的含硫量，避免硫化氢与重汽油中的烯烃反应再次生成硫化物，从而更有利于辛烷值恢复反应器5中的辛烷值恢复反应。硫化氢汽提塔4的操作条件为：塔顶压力1.5～1.8mpa，例如为1.5mpa、1.6mpa、1.7mpa、1.8mpa等，塔顶温度100～150℃，例如为100℃、120℃、135℃、150℃等，塔底温度110～130℃，例如为110℃、120℃、130℃等，加氢脱硫反应产物与脱硫循环氢的质量比为(30～70):1，例如为30:1、50:1、70:1等。从第二脱硫循环氢入口17流入的脱硫循环氢可以除去加氢脱硫反应产物中的硫化氢，以实现劣质催化汽油的脱硫。同时，反应产物中的含硫氢气、轻烃等进入汽提塔顶空冷器8进行冷却， 然后进入回流罐9进行气液分离，得到第一液相部分和第一气相部分，第一气相部分为含硫氢气，其通过第一含氢气体出口14流入循环氢脱硫器12进行脱硫，而第一液相部分，即回流罐9底油，则流回硫化氢汽提塔4，提高了脱硫精度。同时，回流罐9底油经硫化氢汽提塔4后成为汽提塔底油，以进行后续脱硫处理。具体地，辛烷值恢复反应器5上部设置有加氢脱硫催化剂，下部设置有辛烷值恢复催化剂，两种催化剂的用量比例可以根据所使用的劣质催化汽油的具体质量进行选择和调节，如劣质催化汽油性质比较恶劣，则可增加加氢脱硫催化剂的使用比例，以强化脱硫的效果；如需要对汽提塔底油的辛烷值进行较大幅度的提升，则应增加辛烷值恢复催化剂的使用比例，以较大程度地恢复汽提塔底油的辛烷值。其中，辛烷值恢复催化剂包括如下质量百分比的组分：金属氧化物4～10％，例如为4％、6％、8％、10％等，余量为sapo-11/zsm-5复合型分子筛载体，其中，sapo-11与zsm-5的重量比为2:1～4:1，如2:1、3:1、4:1等。同时，金属氧化物中的金属为co、ni、cu、zn、ga、ge、rb、sr、y、zr、nb、mo中的至少一种。辛烷值恢复催化剂的比表面积为200～300m2/g，例如为200m2/g、230m2/g、260m2/g、300m2/g等，孔容为0.20～0.80ml/g，例如为0.20ml/g、0.40ml/g、0.60ml/g、0.80ml/g等。辛烷值恢复反应器5中的反应条件为：氢分压1.8～2.5mpa，例如为1.8mpa、2.0mpa、2.3mpa、2.5mpa等，反应温度300～400℃，例如为300℃、330℃、360℃、400℃等，体积空速2.0～6.0h-1，例如为2.0h-1、4.0h-1、5.0h-1、6.0h-1等，脱硫循环氢与汽提塔底油的体积比为(200～300)：1，例如为200:1、230:1、260:1、300:1等。通过辛烷值恢复催化剂和第三脱硫循环氢入口18流入的脱硫循环氢，使汽提塔底油中的烯烃裂解、成环，即发生芳构化反应，而芳构化的烯烃的辛烷值较高，从而使汽提塔底油的辛烷值得以恢复。汽提塔底油中的烯烃还会发生异构化反应，异构化的烯烃与正构的烯烃相比，也具有较大的辛烷值，从而使汽提塔底油的辛烷值得以提高。此外，汽提塔底油中的一些小分子硫化物也会被除去，从而使辛烷值恢复反应器5与加氢脱硫反应器3对劣质催化汽油进行两段脱硫过程，以使最终汽油产品的含硫量≤10μg.g-1。同时，由于经过硫化氢汽提塔4的处理，汽提塔底油中的含硫量已经较低，所以辛烷值恢复反应器5中的反应条件比较温和，从而 减少了汽提塔底油中成分由于蒸发等产生的损失，提高了劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置的液体收率。具体地，辛烷值恢复反应产物先流入热分离罐6进行气液分离，热分离罐6操作温度为180-190℃，例如为180℃、185℃、190℃等，从而得到第二液相部分和第二气相部分。其中，第二液相部分即为热分离罐6底油，第二气相部分进入反应产物空冷器10进行冷却，然后进入冷分离罐11进行气液分离，得到第三液相部分和第三气相部分，第三气相部分为含硫氢气，其通过第二含氢气体出口15进入循环氢脱硫器12进行脱硫，而第三液相部分则为冷分离罐11底油，与热分离罐6底油进行混合后流入稳定塔7。与常规的加氢脱硫系统相比，本发明实施例提供的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置增加了热分离罐6，由于底油进入稳定塔7后仍需要加热，所以使辛烷值恢复反应产物先经过热分离罐6，减少热量损失，然后再将热分离罐6底油与冷分离罐11底油进行混合，以减少稳定塔7中加热所需的热量，从而节约能源。具体地，稳定塔7的操作条件为：塔顶压力0.5～1.2mpa，例如为0.5mpa、0.8mpa、1.0mpa、1.2mpa等，塔顶温度100～150℃，例如为100℃、120℃、150℃等，塔底温度180～260℃，例如为180℃、200℃、230℃、260℃等。通过稳定塔7，使热分离罐6底油和冷分离罐11底油的混合物中的硫化氢、水、nh3等杂质与轻烃反应生成酸性气体而被除去，从而得到含硫量≤10μg.g-1、辛烷值损失小、且液体收率高的超低硫汽油。以下将通过具体实施例进行详细阐述：以下实施例中采用的劣质催化汽油的性质如表1所示：表1劣质催化汽油性质项目催化汽油a比重0.74馏程，℃40～185硫含量，ppm1800烯烃，v％42辛烷值(ron)89实施例1本实施例提供了一种劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，该装置包括：顺次连接的预加氢反应器1、分馏塔2、加氢脱硫反应器3、硫化氢汽提塔4、辛烷值恢复反应器5、热分离罐6、稳定塔7，以及汽提塔顶空冷器8、回流罐9、反应产物空冷器10、冷分离罐11和顺次连接的循环氢脱硫器12和循环氢压缩机13。硫化氢汽提塔4顶部出口、汽提塔顶空冷器8、回流罐9的入口顺次连接，回流罐9的出口与硫化氢汽提塔4顶部入口连接；热分离罐6的顶部出口、反应产物空冷器10、冷分离罐11的入口顺次连接，冷分离罐11的出口与热分离罐6与稳定塔7之间的连接管线相连接。回流罐9顶部设置有第一含氢气体出口14，冷分离罐11顶部设置有第二含氢气体出口15，第一含氢气体出口14、第二含氢气体出口15分别与循环氢脱硫器12的入口连接。加氢脱硫反应器3与分馏塔2底部出口连接的管线上设置有第一脱硫循环氢入口16，硫化氢汽提塔4底部设置有第二脱硫循环氢入口17，硫化氢汽提塔4与辛烷值恢复反应器5连接的管线上设置有第三脱硫循环氢入口18，循环氢压缩机13的出口分别与第一脱硫循环氢入口16、第二脱硫循环氢入口17、第三脱硫循环氢入口18连接。实施例2本实施例采用实施例1中提供的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，对劣质催化汽油进行加氢改质处理以生产超低硫汽油。将劣质催化汽油和新鲜氢气引入预加氢反应器1，在氢分压2.5mpa、温度150℃，体积空速4.0h-1的条件下进行加氢反应，其中，新鲜氢气与劣质催化汽油的体积比为5：1，预加氢催化剂包括如下质量百分比的组分：ni和cu的氧化物20％，余量为氧化铝载体。预加氢催化剂的比表面积为260m2/g，孔容为0.45ml/g。使上述加氢反应得到的产物进入分馏塔2进行分馏，得到轻汽油产品和重汽油，且重汽油占产品总质量的70％。其中，分馏塔2中的操作条件为：塔顶压力0.7mpa，塔顶温度105℃，塔底温度220℃。使重汽油和脱硫循环氢进入加氢脱硫反应器3，在氢分压2.0mpa、温度240℃、体积空速3.5h-1的条件下进行选择性加氢脱硫反应。其中，脱硫循环氢 与重汽油的体积比为260：1，预加氢催化剂包括如下质量百分比的组分：co、zn和cu的氧化物15％，余量为氧化铝载体。加氢脱硫催化剂比表面积为180m2/g，孔容为0.5ml/g。使上述加氢脱硫反应得到的产物进入硫化氢汽提塔4除去硫化氢，其中，硫化氢汽提塔4的塔顶压力1.6mpa，塔顶温度138℃，塔底温度120℃，加氢脱硫反应产物与脱硫循环氢的质量比为48:1。上述硫化氢汽提产物进入汽提塔顶空冷器8进行冷却，然后进入回流罐9进行气液分离，得到第一液相部分和第一气相部分，使第一液相部分流回硫化氢汽提塔4，与脱硫循环氢混合后形成汽提塔底油。使汽提塔底油与脱硫循环氢混合，并进入辛烷值恢复反应器5，在氢分压2.0mpa、温度380℃、体积空速4.5h-1的条件下进行芳构化、异构化和脱小分子硫反应。其中，脱硫循环氢与汽提塔底油的体积比为260：1，辛烷值恢复催化剂包括如下质量百分比的组分：co、zn和cu的氧化物8％，余量为sapo-11/zsm-5复合型分子筛载体。辛烷值恢复催化剂的比表面积为270m2/g，孔容为0.7ml/g。使上述辛烷值恢复反应得到的产物并进入热分离罐6，在185℃下进行气液分离，得到第二液相部分和第二气相部分，使第二气相部分进入反应产物空冷器10进行冷却，然后进入冷分离罐11进行气液分离，得到第三液相部分和第三气相部分，使第三液相部分和第二液相部分混合后进入稳定塔7，在稳定塔7塔顶压力0.9mpa，塔顶温度130℃，塔底温度220℃的条件下进行精制，得到含硫量为8ppm，产品液体收率99.6wt％，辛烷值(ron)损失0.8个单位的超低硫汽油产品。实施例3本实施例采用实施例1中提供的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，对劣质催化汽油进行加氢改质处理以生产超低硫汽油。将劣质催化汽油和新鲜氢气引入预加氢反应器1，在氢分压2.0mpa、温度100℃，体积空速2.5h-1的条件下进行加氢反应，其中，新鲜氢气与劣质催化汽油的体积比为4：1，预加氢催化剂包括如下质量百分比的组分：zn和ge的氧化物12％，余量为氧化铝载体。预加氢催化剂的比表面积为220m2/g，孔容为0.25ml/g。使上述加氢反应得到的产物进入分馏塔2进行分馏，得到轻汽油产品和重汽油，且重汽油占产品总质量的70％。其中，分馏塔2中的操作条件为： 塔顶压力0.5mpa，塔顶温度90℃，塔底温度180℃。使重汽油和脱硫循环氢进入加氢脱硫反应器3，在氢分压2.5mpa、温度260℃、体积空速5.5h-1的条件下进行选择性加氢脱硫反应。其中，脱硫循环氢与重汽油的体积比为300：1，预加氢催化剂包括如下质量百分比的组分：rb、mo和sr的氧化物10％，余量为氧化铝载体。加氢脱硫催化剂比表面积为200m2/g，孔容为0.8ml/g。使上述加氢脱硫反应得到的产物进入硫化氢汽提塔4除去硫化氢，其中，硫化氢汽提塔4的塔顶压力1.8mpa，塔顶温度145℃，塔底温度125℃，加氢脱硫反应产物与脱硫循环氢的质量比为60:1。上述硫化氢汽提产物进入汽提塔顶空冷器8进行冷却，然后进入回流罐9进行气液分离，得到第一液相部分和第一气相部分，使第一液相部分流回硫化氢汽提塔4，与脱硫循环氢混合后形成汽提塔底油。使汽提塔底油与脱硫循环氢混合，并进入辛烷值恢复反应器5，在氢分压1.8mpa、温度320℃、体积空速2.5h-1的条件下进行芳构化、异构化和脱小分子硫反应。其中，脱硫循环氢与汽提塔底油的体积比为220：1，辛烷值恢复催化剂包括如下质量百分比的组分：ge、rb和mo的氧化物5％，余量为sapo-11/zsm-5复合型分子筛载体。辛烷值恢复催化剂的比表面积为210m2/g，孔容为0.3ml/g。使上述辛烷值恢复反应得到的产物并进入热分离罐6，在180℃下进行气液分离，得到第二液相部分和第二气相部分，使第二气相部分进入反应产物空冷器10进行冷却，然后进入冷分离罐11进行气液分离，得到第三液相部分和第三气相部分，使第三液相部分和第二液相部分混合后进入稳定塔7，在稳定塔7塔顶压力0.6mpa，塔顶温度110℃，塔底温度180℃的条件下进行精制，得到含硫量为8.5ppm，产品液体收率99.3wt％，辛烷值(ron)损失0.85个单位的超低硫汽油产品。实施例4本实施例采用实施例1中提供的劣质催化汽油加氢改质生产超低硫汽油的装置，对劣质催化汽油进行加氢改质处理以生产超低硫汽油。将劣质催化汽油和新鲜氢气引入预加氢反应器1，在氢分压2.3mpa、温度185℃，体积空速6.0h-1的条件下进行加氢反应，其中，新鲜氢气与劣质催化汽油的体积比为7：1，预加氢催化剂包括如下质量百分比的组分：y和zr的氧化 物30％，余量为氧化铝载体。预加氢催化剂的比表面积为300m2/g，孔容为0.7ml/g。使上述加氢反应得到的产物进入分馏塔2进行分馏，得到轻汽油产品和重汽油，且重汽油占产品总质量的70％。其中，分馏塔2中的操作条件为：塔顶压力0.9mpa，塔顶温度130℃，塔底温度250℃。使重汽油和脱硫循环氢进入加氢脱硫反应器3，在氢分压1.8mpa、温度200℃、体积空速2.5h-1的条件下进行选择性加氢脱硫反应。其中，脱硫循环氢与重汽油的体积比为220：1，预加氢催化剂包括如下质量百分比的组分：ni、mo和zr的氧化物20％，余量为氧化铝载体。加氢脱硫催化剂比表面积为150m2/g，孔容为0.25ml/g。使上述加氢脱硫反应得到的产物进入硫化氢汽提塔4除去硫化氢，其中，硫化氢汽提塔4的塔顶压力1.5mpa，塔顶温度120℃，塔底温度110℃，加氢脱硫反应产物与脱硫循环氢的质量比为35:1。上述硫化氢汽提产物进入汽提塔顶空冷器8进行冷却，然后进入回流罐9进行气液分离，得到第一液相部分和第一气相部分，使第一液相部分流回硫化氢汽提塔4，与脱硫循环氢混合后形成汽提塔底油。使汽提塔底油与脱硫循环氢混合，并进入辛烷值恢复反应器5，在氢分压2.5mpa、温度400℃、体积空速6.0h-1的条件下进行芳构化、异构化和脱小分子硫反应。其中，脱硫循环氢与汽提塔底油的体积比为300：1，辛烷值恢复催化剂包括如下质量百分比的组分：ge、ga和cu的氧化物10％，余量为sapo-11/zsm-5复合型分子筛载体。辛烷值恢复催化剂的比表面积为300m2/g，孔容为0.8ml/g。使上述辛烷值恢复反应得到的产物并进入热分离罐6，在190℃下进行气液分离，得到第二液相部分和第二气相部分，使第二气相部分进入反应产物空冷器10进行冷却，然后进入冷分离罐11进行气液分离，得到第三液相部分和第三气相部分，使第三液相部分和第二液相部分混合后进入稳定塔7，在稳定塔7塔顶压力1.2mpa，塔顶温度150℃，塔底温度260℃的条件下进行精制，得到含硫量为9ppm，产品液体收率99.5wt％，辛烷值(ron)损失0.8个单位的超低硫汽油产品。对比例1本对比例为实施例2的对比实施例，本对比例中的劣质催化汽油，经过预加氢处理、分馏处理，然后依次进入加氢脱硫反应器3、辛烷值恢复反应器5、 冷分离罐11和稳定塔7，反应条件均与实施例2中一致。与实施例2相比，本实施例缺少了硫化氢汽提处理和热分离罐6处理过程，得到的汽油产品的含硫量为10ppm，产品液体收率98.5wt％，辛烷值(ron)损失2.6个单位。本对比例与实施例2的产品性质如表2所示：表2产品性质对比表项目对比例实施例比重0.7380.740含硫量，ppm108烯烃，v％22.426.2辛烷值(ron)86.488.2辛烷值损失2.60.8可见，实施例2得到的超低硫汽油含硫量更低，烯烃比例更大，辛烷值更高，辛烷值损失更小，燃烧性能更好且更加安全环保。以上所述仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明的保护范围，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。当前第1页12