35,并且萃取蒸餾塔101塔頂 溫度為75°C左右，塔底溫度為160°C左右，塔頂絕對壓力為0. 3MPa左右，有機溶劑與重餾分 的進料比為3. 0左右。
[0109] 經脫硫脫芳烴的汽油餾分從萃取蒸餾塔101塔頂引出，得到含有烯烴的重餾分萃 余物，重餾分萃余物一部分回流，其中回流比為0. 6左右；而萃取了硫化物和芳烴的富溶劑 從萃取蒸餾塔101的底部引出，得到重餾分萃取物，其含有重富硫組分（包括硫化物、芳烴、 環烯等）、水和有機溶劑。在萃取蒸餾塔101中，烯烴與芳烴的分離度達到90%。
[0110] 上述重餾分萃余物隨后進入水洗塔102進行水洗以去除其中的有機溶劑，水洗塔 塔頂流出物形成含有烯烴的重餾分萃余油，水洗塔102塔底流出物形成水（水洗水）；在進 行水洗時，控制水的用量（基于重餾分萃余物的量）為3%左右。
[0111] 上述重餾分萃取物隨后進入溶劑回收塔103的中部，同時來自水汽提塔105的汽 提蒸汽進入到溶劑回收塔103下部進行低真空度的減壓蒸餾操作，以降低塔底溫度，溶劑 回收塔103塔底流出物形成有機溶劑，其含水量為0. 6-0. 65%，塔頂流出物形成重富硫組 分和水的混合物；其中，溶劑回收塔103的理論塔板數為20,塔頂溫度為70°C左右，塔底溫 度為165°C左右，塔頂絕對壓力為0. 04Mpa左右，蒸汽與重餾分萃取物的進料比為0. 3 :100 左右。
[0112] 溶劑回收塔103塔頂流出物通過冷凝器冷凝后進入富硫油罐104,對富硫油罐104 抽真空，使重富硫組分和水得到分離，分離出的重富硫組分形成含有硫化物及芳烴的重餾 分萃取油，隨后進入選擇性加氫脫硫單元進行選擇性加氫脫硫，分離出的水一部分返回至 溶劑回收塔103頂部進行回流，其中回流比為0. 8左右，另一部分則返回至水洗塔102中用 于重餾分萃余物的水洗。
[0113] 水洗塔102塔底出水進入水汽提塔105塔頂進行汽提，從而分離水中的微量有機 物，水汽提塔105塔頂流出物隨后進入回流罐106進行分離，水汽提塔105塔底流出物（即 含溶劑的水）隨后進入溶劑回收塔103塔底進行溶劑回收。水汽提塔105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103的蒸汽來源。
[0114] 對回流罐106進行抽真空，使有機物與水得到分離，分離出的有機物隨后進入萃 取蒸餾塔101塔底，分離出的水與水洗塔102塔底流出的水合并后進入水汽提塔105塔頂 進tx汽提。
[0115] 溶劑回收塔103塔底流出的有機溶劑中的一部分先作為水汽提塔105塔底重沸器 的熱源，然后與萃取蒸餾塔101塔底的萃取物換熱，再返回至萃取蒸餾塔101塔頂，從而完 成有機溶劑的循環；另一部分則進入溶劑再生塔107中部，同時水汽提塔105塔底產生的蒸 汽進入溶劑再生塔107底部，對有機溶劑進行減壓水蒸汽蒸餾，溶劑蒸汽和水蒸氣從溶劑 再生塔107塔頂流出后進入溶劑回收塔103塔底，溶劑再生塔107塔底不定期排渣，以去除 溶劑降解物，保障系統循環溶劑的使用性能。
[0116] 2. 4選擇性加氫脫硫
[0117] 將上述輕餾分萃取油和重餾分萃取油合并后，與氫氣在上述選擇性加氫脫硫催化 劑的作用下進行選擇性加氫脫硫；其中，控制控制反應溫度為260°C，反應壓力為I. 8MPa， 體積空速3. Oh \氫油體積比（即氫氣與由輕餾分萃取油和重餾分萃取油形成的混合油的 體積比）為500,得到脫硫餾分。
[0118] 2. 5 混合
[0119] 將上述輕餾分萃余油、重餾分萃余油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油，其收率為 96%，組成見表1。
[0120] 實施例2
[0121] 本實施例在實施例1的基礎上進彳丁改進，其中不同的是：
[0122] 對實施例1的輕餾分萃余油進行吸附脫硫，得到輕餾分吸附脫硫油和輕餾分富硫 油；并且對實施例1的重餾分萃余油進行吸附脫硫，得到重餾分吸附脫硫油和重餾分富硫 油。隨后，將輕餾分富硫油、重餾分富硫油與實施例1的輕餾分萃取油和重餾分萃取油合并 后進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫餾分，其工藝流程如圖2所示。
[0123] 利用脫硫吸附劑進行上述吸附脫硫，脫硫吸附劑由分別經堿處理的ZSM-5型分子 篩和活性炭作為復合載體負載活性金屬成分而得到；其中，分子篩與活性炭的質量比為1 : 1，活性金屬為K和Ni，K在復合載體上的負載量約為5%，Ni在復合載體上的負載量約為 10%，復合載體上負載的K與Ni的質量比為0.5 :1。
[0124] 經檢測，上述脫硫吸附劑的硫容為0. 514,壽命長達8_9h，吸附脫硫效率達到 100% ;其中，硫容為Ig脫硫吸附劑將汽油原料中的總含硫量降至IOppmw以下時所脫除的 總硫量（以克計），即硫容為〇. 514時，代表1g脫硫吸附劑將汽油原料中的總含硫量降至 IOppmw以下時所脫除的總硫量為0· 514g。
[0125] 將上述脫硫吸附劑填裝于固定床反應器中，在溫度為30°C以及常壓條件下，以 0. 5mL/min的流速分別對輕餾分萃余油和重餾分萃余油進行吸附脫硫，得到輕餾分吸附脫 硫油和重餾分吸附脫硫油；在吸附脫硫后，采用150°C的水蒸氣吹掃吸附脫硫后的脫硫吸 附劑3h進行洗滌，分別收取輕餾分富硫油和重餾分富硫油，并將該輕餾分富硫油和重餾分 富硫油與實施例1的輕餾分萃取油和重餾分萃取油合并后進行選擇性加氫脫硫，得到脫硫 餾分。
[0126] 將輕餾分吸附脫硫油、重餾分吸附脫硫油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油，其收率 為96%，組成見表1。
[0127] 實施例3
[0128] 除萃取蒸餾中，萃取蒸餾塔理論塔板數為25,萃取蒸餾塔塔頂溫度為80°C左右， 塔底溫度為150°C左右，塔頂絕對壓力為0. 2MPa左右，有機溶劑與重餾分的進料比為0. 5左 右，此時萃取蒸餾塔中烯烴與芳烴的分離度達到80%左右；
[0129] 吸附脫硫中，脫硫吸附劑的壽命為3. 4h，吸附脫硫效率達到84%左右之外，其余 均與實施例2相同，得到脫硫汽油，其收率為94 %，組成見表1。
[0130] 實施例4
[0131 ] 1、制備選擇性加氫脫硫催化劑
[0132] 按照實施例1方法制備選擇性加氫脫硫催化劑，不同的是，控制Co在載體上的負 載量約為4%，Mo在載體上的負載量約為10%，并且載體上負載的Co與Mo的質量比為0. 4 : 1〇
[0133] 2、汽油脫硫
[0134] 以濟南的催化汽油為原料（其組成見表2)，對該汽油原料進行脫硫的工藝流程如 下。
[0135] 2.1汽油原料切割
[0136] 將上述汽油原料切割為輕餾分和重餾分，其中輕、重餾分的切割溫度為110°C，即： 輕餾分為< 110°c的餾分，重餾分為> IKTC的餾分。
[0137] 2. 2液液萃取
[0138] 采用實施例1的方法，對輕餾分進行液液萃取，得到含有烯烴的輕餾分萃余油和 含有硫化物及芳烴的輕餾分萃取油；其中，不同的是：
[0139] 在液液萃取時，有機溶劑為四甘醇，C5烷烴為正戊烷；控制抽提塔塔頂溫度為 80°C，塔底溫度為60°C，塔頂絕對壓力為0. 2MPa，有機溶劑與輕餾分進料比為2. 0, C5烷烴 與輕餾分進料比為0.2。
[0140] 在對輕餾分萃余物進行水洗時，控制水的用量（基于輕餾分萃余物的量）為4%左 右。
[0141] 在對輕餾分萃取物中的有機溶劑和C5烷烴進行分離時，控制抽提蒸餾塔絕對壓 力為0. 2MPa，抽提蒸餾塔塔底溫度為180°C ;控制回收塔絕對壓力為0. 025MPa，回收塔塔底 溫度為150 °C。
[0142] 2. 3萃取蒸餾
[0143] 采用實施例1的方法，對重餾分進行萃取蒸餾，得到含有烯烴的重餾分萃余油和 含有硫化物及芳烴的重餾分萃取油；其中，不同的是：
[0144] 在萃取蒸餾時，有機溶劑為由環丁砜和四甘醇混合而成的復合溶劑，復合溶劑中 環丁砜與四甘醇的體積比為8. 5 :1. 5 ;萃取蒸餾塔理論塔板數為35,并且控制萃取蒸餾塔 塔頂溫度為l〇〇°C左右，塔底溫度為180°C左右，塔頂絕對壓力為0. 3MPa左右，有機溶劑與 重餾分的進料比為2. 0左右，回流比為2. 0左右，此時萃取蒸餾塔中烯烴與芳烴的分離度達 到90%左右；在對重餾分萃余物進行水洗時，控制水的用量為4%左右。
[0145] 在對重餾分萃取物中的有機溶劑進行分離時，溶劑回收塔的理論塔板數為25,塔 頂溫度為80°C左右，塔底溫度為185°C左右，塔頂絕對壓力為0. 06MPa左右，蒸汽與重餾分 萃取物的進料比為0. 3 :100左右；回流比為2. 0左右，溶劑回收塔塔底的有機溶劑含水量 為 0· 8-0. 9% 〇
[0146] 2. 4選擇性加氫脫硫
[0147] 將上述輕餾分萃取油和重餾分萃取油合并后，與氫氣在上述選擇性加氫脫硫催化 劑的作用下進行選擇性加氫脫硫；其中，控制反應溫度300°C、反應壓力2. 5MPa、體積空速 2. Oh \氫油體積比為400,得到脫硫餾分。
[0148] 2. 5 混合
[0149] 將上述輕餾分萃余油、重餾分萃余油和脫硫餾分混合，得到脫硫汽油，其收率為 96%，組成見表2。
[0150] 實施例5