0,并且萃取蒸馏塔101塔顶 温度为80°C左右，塔底温度为160°C左右，塔顶绝对压力为0. 3MPa左右，有机溶剂与中馏分 的进料比为3. 0左右。
[0105] 经脱硫脱芳烃的汽油馏分从萃取蒸馏塔101塔顶引出，得到含有烯烃的中馏分萃 余物，中馏分萃余物一部分回流，其中回流比为〇. 6左右；而萃取了硫化物和芳烃的富溶剂 从萃取蒸馏塔101的底部引出，得到中馏分萃取物，其含有中富硫组分（包括硫化物、芳烃、 环烯等）、水和有机溶剂。在萃取蒸馏塔101中，烯烃与芳烃的分离度达到92%。
[0106] 上述中馏分萃余物随后进入水洗塔102进行水洗以去除其中的有机溶剂，水洗塔 塔顶流出物形成含有烯烃的中馏分萃余油，水洗塔102塔底流出物形成水（水洗水）；在进 行水洗时，控制水的用量（基于中馏分萃余物的量）为3%左右。
[0107] 上述中馏分萃取物随后进入溶剂回收塔103的中部，同时来自水汽提塔105的汽 提蒸汽进入到溶剂回收塔103下部进行低真空度的减压蒸馏操作，以降低塔底温度，溶剂 回收塔103塔底流出物形成有机溶剂，其含水量为0. 6-0. 65%，塔顶流出物形成中富硫组 分和水的混合物；其中，溶剂回收塔103的理论塔板数为20,塔顶温度为70°C左右，塔底温 度为165°C左右，塔顶绝对压力为0. 04Mpa左右，蒸汽与中馏分萃取物的进料比为0. 3 :100 左右。
[0108] 溶剂回收塔103塔顶流出物通过冷凝器冷凝后进入富硫油罐104,对富硫油罐104 抽真空，使中富硫组分和水得到分离，分离出的中富硫组分形成含有硫化物及芳烃的中馏 分萃取油，随后进入选择性加氢脱硫单元进行选择性加氢脱硫，分离出的水一部分返回至 溶剂回收塔103顶部进行回流，其中回流比为0. 8左右，另一部分则返回至水洗塔102中用 于中馏分萃余物的水洗。
[0109] 水洗塔102塔底出水进入水汽提塔105塔顶进行汽提，从而分离水中的微量有机 物，水汽提塔105塔顶流出物随后进入回流罐106进行分离，水汽提塔105塔底流出物（即 含溶剂的水）随后进入溶剂回收塔103塔底进行溶剂回收。水汽提塔105底部通常设有重 沸器，其产生的汽提蒸汽可作为溶剂回收塔103的蒸汽来源。
[0110] 对回流罐106进行抽真空，使有机物与水得到分离，分离出的有机物随后进入萃 取蒸馏塔101塔底，分离出的水与水洗塔102塔底流出的水合并后进入水汽提塔105塔顶 进tx汽提。
[0111] 溶剂回收塔103塔底流出的有机溶剂中的一部分先作为水汽提塔105塔底重沸器 的热源，然后与萃取蒸馏塔101塔底的萃取物换热，再返回至萃取蒸馏塔101塔顶，从而完 成有机溶剂的循环；另一部分则进入溶剂再生塔107中部，同时水汽提塔105塔底产生的蒸 汽进入溶剂再生塔107底部，对有机溶剂进行减压水蒸汽蒸馏，溶剂蒸汽和水蒸气从溶剂 再生塔107塔顶流出后进入溶剂回收塔103塔底，溶剂再生塔107塔底不定期排渣，以去除 溶剂降解物，保障系统循环溶剂的使用性能。
[0112] 2. 4选择性加氢脱硫
[0113] 将上述轻馏分萃取油、中馏分萃取油和重馏分合并后，与氢气在上述选择性加氢 脱硫催化剂的作用下进行选择性加氢脱硫；其中，控制控制反应温度为260Γ，反应压力为 1. 8MPa，体积空速3.Oh\氢油体积比（即氢气与由轻馏分萃取油、中馏分萃取油和重馏分 形成的混合油的体积比）为500,得到脱硫重馏分。
[0114] 2. 5 混合
[0115] 将上述轻馏分萃余油、中馏分萃余油和脱硫重馏分混合，得到脱硫汽油，其收率为 96%，组成见表1。
[0116] 实施例2
[0117] 本实施例在实施例1的基础上进行改进，其中不同的是：
[0118] 将实施例1的轻馏分萃余油和中馏分萃余油合并成混合油，随后对混合油进行吸 附脱硫，得到吸附脱硫油和富硫油，随后将富硫油与实施例1的轻馏分萃取油、中馏分萃取 油和重馏分合并后进行选择性加氢脱硫，得到脱硫重馏分，其工艺流程如图2所示。
[0119] 利用脱硫吸附剂进行上述吸附脱硫，脱硫吸附剂由分别经碱处理的ZSM-5型分子 筛和活性炭作为复合载体负载活性金属成分而得到；其中，分子筛与活性炭的质量比为1 : 1，活性金属为K和Ni，K在复合载体上的负载量约为5%，Ni在复合载体上的负载量约为 10%，复合载体上负载的K与Ni的质量比为0.5 :1。
[0120] 经检测，上述脱硫吸附剂的硫容为0. 514,寿命长达8-9h，吸附脱硫效率达到 100% ;其中，硫容为lg脱硫吸附剂将汽油原料中的总含硫量降至lOppmw以下时所脱除的 总硫量（以克计），即硫容为〇. 514时，代表lg脱硫吸附剂将汽油原料中的总含硫量降至 lOppmw以下时所脱除的总硫量为0· 514g。
[0121] 将上述脱硫吸附剂填装于固定床反应器中，在温度为30°C以及常压条件下，以 0. 5mL/min的流速对混合油进行吸附脱硫，得到吸附脱硫油；在吸附脱硫后，采用150°C的 水蒸气吹扫吸附脱硫后的脱硫吸附剂3h进行洗涤，收取富硫油，将该富硫油与实施例1的 轻馏分萃取油、中馏分萃取油和重馏分合并后进行选择性加氢脱硫，得到脱硫重馏分。
[0122] 将吸附脱硫油和脱硫重馏分混合，得到脱硫汽油，其收率为96%，组成见表1。
[0123] 实施例3
[0124] 除萃取蒸馏中，萃取蒸馏塔理论塔板数为25,萃取蒸馏塔塔顶温度为80°C左右， 塔底温度为150°C左右，塔顶绝对压力为0. 2MPa左右，有机溶剂与中馏分的进料比为0. 9左 右，此时萃取蒸馏塔中烯烃与芳烃的分离度达到80%左右；
[0125] 吸附脱硫中，脱硫吸附剂的寿命为3. 6h，吸附脱硫效率达到86%左右之外，其余 均与实施例2相同，得到脱硫汽油，其收率为94 %，组成见表1。
[0126] 实施例4
[0127] 1、制备选择性加氢脱硫催化剂
[0128] 按照实施例1方法制备选择性加氢脱硫催化剂，不同的是，控制Co在载体上的负 载量约为4%，Mo在载体上的负载量约为10%，并且载体上负载的Co与Mo的质量比为0. 4:1〇
[0129] 2、汽油脱硫
[0130]以济南的催化汽油为原料（其组成见表2)，对该汽油原料进行脱硫的工艺流程如 下。
[0131] 2. 1汽油原料切割
[0132] 将上述汽油原料切割为轻馏分、中馏分和重馏分，其中轻、中馏分的切割温度为 110°C，中、重馏分的切割温度为165°C，即：中馏分的馏程是110°C至165°C。
[0133] 2. 2液液萃取
[0134] 采用实施例1的方法，对轻馏分进行液液萃取，得到含有烯烃的轻馏分萃余油和 含有硫化物及芳烃的轻馏分萃取油；其中，不同的是：
[0135] 在液液萃取时，有机溶剂为四甘醇，C5烷烃为正戊烷；控制抽提塔塔顶温度为 80°C，塔底温度为60°C，塔顶绝对压力为0. 2MPa，所述有机溶剂与轻馏分进料比为2. 0,C5 烷烃与轻馏分进料比为0. 2。
[0136] 在对轻馏分萃余物进行水洗时，控制水的用量（基于中馏分萃余物的量）为4%左 右。
[0137] 在对轻馏分萃取物中的有机溶剂和C5烷烃进行分离时，控制抽提蒸馏塔绝对压 力为0. 2MPa，抽提蒸馏塔塔底温度为180°C;控制回收塔绝对压力为0. 025MPa，回收塔塔底 温度为150 °C。
[0138] 2. 3萃取蒸馏
[0139] 采用实施例1的方法，对中馏分进行萃取蒸馏，得到含有烯烃的中馏分萃余油和 含有硫化物及芳烃的中馏分萃取油；其中，不同的是：
[0140] 在萃取蒸馏时，有机溶剂为由环丁砜和四甘醇混合而成的复合溶剂，复合溶剂中 环丁砜与四甘醇的体积比为8. 5 :1. 5 ;萃取蒸馏塔理论塔板数为35,并且控制萃取蒸馏塔 塔顶温度为l〇〇°C左右，塔底温度为180°C左右，塔顶绝对压力为0. 3MPa左右，有机溶剂与 中馏分的进料比为2. 0左右，回流比为2. 0左右，此时萃取蒸馏塔中烯烃与芳烃的分离度达 到89%左右；在对中馏分萃余物进行水洗时，控制水的用量为4%左右。
[0141]在对中馏分萃取物中的有机溶剂进行分离时，溶剂回收塔的理论塔板数为25，塔 顶温度为80°C左右，塔底温度为185°C左右，塔顶绝对压力为0. 06MPa左右，蒸汽与中馏分 萃取物的进料比为0. 3 :100左右；回流比为2. 0左右，溶剂回收塔塔底的有机溶剂含水量 为 0· 8-0. 9%〇
[0142] 2. 4选择性加氢脱硫
[0143] 将上述轻馏分萃取油、中馏分萃取油和重馏分合并后，与氢气在上述选择性加氢 脱硫催化剂的作用下进行选择性加氢脱硫；其中，控制反应温度300°C、反应压力2. 5MPa、 体积空速2.Oh\氢油体积比为400,得到脱硫重馏分。
[0144] 2. 5混合
[0145] 将上述轻馏分萃余油、中馏分萃余油和脱硫重馏分混合，得到脱硫汽油，其收率为 96%，组成见表2。
[0146]实施例5