；在一實施方式中，C5烷烴可 選自正戊烷和異戊烷中的一種或兩種。
[0034] 進一步地，控制抽提塔塔頂溫度為65-80 °C，塔底溫度為50-60°C，塔頂絕對壓 力為0. 5-0. 6MPa，所述有機溶劑與輕餾分進料比為2. 0-3. 0, C5烷烴與輕餾分進料比為 0. 2~0, 3〇
[0035] 此外，對所述輕餾分萃余物進行水洗的目的是去除其中的有機溶劑；在進行所述 水洗時，可以控制水的用量（基于輕餾分萃余物的量）為1-10%，例如為2-4%。
[0036] 在一實施方式中，對所述輕餾分萃取物中的有機溶劑和C5烷烴進行分離，可以包 括：
[0037] 使所述輕餾分萃取物進入抽提蒸餾塔頂部，收集抽提蒸餾塔頂部流出物，回收得 到C5烷烴，收集抽提蒸餾塔塔底流出物，得到含有輕富硫組分（含有硫化物、芳烴、環稀）、 有機溶劑和水的第一混合物；其中，控制抽提蒸餾塔絕對壓力為〇. 15-0. 3MPa，抽提蒸餾塔 塔底溫度為150_180°C ;
[0038] 使所述第一混合物進入回收塔中部，收集回收塔塔頂流出物，得到含有輕富硫組 分和水的第二混合物，收集回收塔塔底流出物，回收得到有機溶劑；其中，控制回收塔絕對 壓力為0· 015-0. 05MPa，回收塔塔底溫度為130-180°C ;
[0039] 將所述第二混合物冷凝后進行油水分離，得到水和含有硫化物及芳烴的輕餾分萃 取油（即輕富硫組分）。
[0040] 進一步地，回收得到的C5烷烴經冷凝后可返回至所述抽提塔底部回流裝置進行 循環利用；得到的水一部分可返回所述回收塔塔頂，另一部分用于對所述輕餾分萃余物的 水洗；回收得到的有機溶劑經換熱后可返回所述抽提塔頂部循環使用。
[0041] 進一步地；抽提蒸餾塔絕對壓力可以為0.2MPa，抽提蒸餾塔塔底溫度可以為 160°C ;回收塔絕對壓力可以為0. 035-0. 045MPa，回收塔塔底溫度可以為165-175°C。
[0042] 在本發明中，萃取蒸餾的目的是通過有機溶劑將重餾分中的烯烴、烷烴、環烷烴等 成分與硫化物、大部分芳烴及環烯等其它成分分離，從而避免烯烴等不飽和烴在后續選擇 性加氫脫硫過程中被飽和而造成汽油產品辛烷值降低；此外，在萃取蒸餾中，還能夠利用蒸 餾來實現不同組分的分離。本領域技術人員可以根據該目的來選擇適宜的有機溶劑和萃取 蒸餾工藝。
[0043] 在一實施方式中，所述萃取蒸餾包括：
[0044] 使所述重餾分從萃取蒸餾塔中下部進入，有機溶劑從萃取蒸餾塔上部進入；其中， 控制萃取蒸餾塔的理論塔板數為25-45,塔頂溫度為70-1KTC，塔底溫度為150-190°C，塔 頂絕對壓力為0. 1-0. 5MPa，有機溶劑與重餾分的進料比（即體積比）為1. 0-5. 0,回流比為 0. 1-4. 0 ；
[0045] 收集萃取蒸餾塔塔頂流出物，得到含有烯烴的重餾分萃余物；收集萃取蒸餾塔塔 底流出物，得到含有硫化物及芳烴的重餾分萃取物；
[0046] 對所述重餾分萃余物進行水洗，得到含有烯烴的重餾分萃余油；
[0047] 對所述重餾分萃取物中的有機溶劑進行分離，得到含有硫化物及芳烴的重餾分萃 取油。
[0048] 在上述萃取蒸餾條件下，重餾分中的烯烴與芳烴的分離程度可達到90%以上，分 離效果好。其中，重餾分與有機溶劑在萃取蒸餾塔中經多級逆流接觸，重餾分從萃取蒸餾塔 頂部流出時部分硫化物、大部分芳烴及環烯等成分被萃取脫除，從而形成含有烯烴、烷烴、 環烷烴等成分的重餾分萃余物，重餾分萃余物經冷凝器冷凝后，一部分回流，以維持萃取蒸 餾塔塔內的熱量平衡，并保證萃取蒸餾的穩定進行以及產品的分離精度，其中回流比（即 用于回流的重餾分萃余物與餾出的重餾分萃余物之間的體積比）為〇. 1-4. 0 ;萃取了重餾 分中的硫化物和芳烴的溶劑從塔底流出，形成重餾分萃取物，其中含有重富硫組分（包括 硫化物、芳烴、環烯等）、水和溶劑。
[0049] 在上述萃取蒸餾中，所述有機溶劑可以選自二甘醇、三甘醇、四甘醇、二甲亞砜、環 丁砜、N-甲酰嗎啉、N-甲基吡咯烷酮、聚乙二醇和碳酸丙烯酯中的一種或多種，進一步為 三甘醇、四甘醇和環丁砜中的一種或多種，例如三甘醇與環丁砜的混合溶劑，其中環丁砜 與三甘醇的體積比可以為（6-9) :(4-1);控制所述有機溶劑的含水量（即水的重量含量） < 1. 〇%是有利的，進一步可以為〇. 6-0. 8%。
[0050] 進一步地，所述萃取蒸餾塔的理論塔板數為30-35,塔頂溫度為SO-KKTC，塔底溫 度為160-180°C，塔頂絕對壓力為0. 3-0. 4MPa，有機溶劑與重餾分的進料比為2. 0-3. 0,回 流比為0.2-2. 0。
[0051] 此外，對所述重餾分萃余物進行水洗的目的是去除其中的有機溶劑；在水洗時，可 以控制水的用量（基于重餾分萃余物的量）為1-10%，例如為2-4%。
[0052] 在一實施方式中，對所述重餾分萃取物中的有機溶劑進行分離，可以包括：
[0053] 使所述重餾分萃取物從溶劑回收塔中上部進入，蒸汽（水蒸汽）從溶劑回收塔下 部進入；其中，所述溶劑回收塔的理論塔板數為10-30,塔頂溫度為50-KKTC，塔底溫度為 150-200°C，塔頂絕對壓力為0· 03-0. 07MPa，蒸汽與重餾分萃取物的進料比（即質量比）為 (0· 1-0. 5) :100,回流比為 0· 2-4. 0。
[0054] 在上述溶劑回收塔中，重富硫組分與溶劑得到分離，其中溶劑從塔底流出后可進 入萃取蒸餾塔中進行循環利用；重富硫組分和蒸汽從塔頂流出，經冷凝后，采用常規方式 (例如抽真空）脫水，得到含有硫化物及芳烴的重餾分萃取油（即重富硫組分），重餾分萃 取油隨后進行選擇性加氫脫硫，一部分脫除的水用于回流，以維持溶劑回收塔塔內的熱量 平衡，保證分離過程穩定進行，其中回流比（即用于回流的水與餾出的水之間的體積比）為 0. 2-4. 0,其余的水用于對重餾分萃余物的水洗。
[0055] 進一步地，所述溶劑回收塔的理論塔板數為15-25,塔頂溫度為60-80°C，塔底 溫度為165-185 °C，塔頂絕對壓力為0. 04-0. 06MPa，蒸汽與重餾分萃取物的進料比為 (0· 3-0. 4) :100,回流比為 0· 5-2. 0。
[0056] 在一實施方式中，所述萃取蒸餾可以包括：
[0057] 使重餾分從萃取蒸餾塔中下部進入，有機溶劑從萃取蒸餾塔上部進入，萃取蒸餾 塔塔頂流出物形成含有烯烴的重餾分萃余物，萃取蒸餾塔塔底流出物形成含有硫化物及芳 烴的重餾分萃取物；
[0058] 使上述重餾分萃余物進入水洗塔中進行水洗，得到含有烯烴的重餾分萃余油；
[0059] 使上述重餾分萃取物從溶劑回收塔中上部進入，蒸汽從溶劑回收塔下部進入，溶 劑回收塔塔底流出物形成有機溶劑，溶劑回收塔塔頂流出物形成重富硫組分和水的混合 物；
[0060] 使上述混合物進入富硫油罐中進行分離，形成含有硫化物及芳烴的重餾分萃取油 (即重富硫組分）和水，形成的水一部分返回至溶劑回收塔，另一部分返回至水洗塔。
[0061] 進一步地，可以使水洗塔塔底出水進入水汽提塔塔頂進行汽提，水汽提塔塔頂流 出物（即從水中所汽提出的微量有機物）隨后可進入回流罐進行分離，水汽提塔塔底流出 物（即含溶劑的水）隨后可進入溶劑回收塔塔底進行溶劑回收。水汽提塔底部通常設有重 沸器，其產生的汽提蒸汽可作為溶劑回收塔的蒸汽來源。
[0062] 在回流罐中，有機物與水可通過常規方式進行分離（例如抽真空），分離出的有機 物隨后進入萃取蒸餾塔塔底，分離出的水可與水洗塔塔底出水合并后進入水汽提塔塔頂進 行汽提。
[0063] 此外，可以使溶劑回收塔塔底的一部分有機溶劑作為水汽提塔塔底重沸器的熱 源，然后與萃取蒸餾塔塔底的萃取物換熱，再返回至萃取蒸餾塔塔頂；另一部分有機溶劑可 進入溶劑再生塔中部，同時水汽提塔塔底產生的蒸汽進入溶劑再生塔底部對溶劑進行水蒸 汽蒸餾，溶劑再生塔塔頂流出物進入溶劑回收塔塔底。
[0064] 上述方式不僅能夠對有機溶劑進行循環利用，還能夠保證整個系統循環溶劑的使 用性能，同時有利于節約資源和能源。
[0065] 在本發明中，可以采用本領域的常規方法進行所述選擇性加氫脫硫，例如S-zorb、 RSDS、0CT-M、Prime-G+、C0DS等選擇性脫硫方法或其他選擇性深度脫硫方法，也可以為上述 方法中的兩種以上方法的組合。
[0066] 在一實施方式中，可以將所述輕餾分萃取油和重餾分萃取油合并后與氫氣在選擇 性加氫脫硫催化劑的作用下進行所述選擇性加氫脫硫；其中，控制所述選擇性加氫脫硫的 溫度為200-300°C，壓力為I. 5-2. 5MPa，體積空速為l-5h \氫油體積比為400-600。
[0067] 本發明對所述選擇性加氫脫硫催化劑不作嚴格限定，可以為本領域常規的催化 劑。在一實施方式中，所述選擇性加氫脫硫催化劑可以是公開號為CN104673376A的中國專 利中所公開的催化劑。具體地，所述選擇性加氫脫硫催化劑可以由載體負載活性金屬成分 而得到；其中，所述載體可以為分子篩（例如X型、Y型或ZSM-5型）或金屬氧化物（例如 三氧化二鋁），所述活性金屬可以包括Co和Mo, Co和Mo在所述載體上的總負載量可以為 5-20%。更進一