中馈分从抽提塔中下部进入，有机溶剂从抽提塔顶部进入，并且从抽提塔 底部回流装置注入巧烧控；其中，控制抽提塔塔顶溫度为55-100°C，塔底溫度为40-80°C， 塔顶绝对压力为0. 2-0. 7MPa，所述有机溶剂与中馈分进料比（体积比）为1. 0-5. 0,巧烧 控与中馈分进料比（体积比）为0. 1-0. 5;
[0033] 收集抽提塔塔顶流出物，得到含有締控的中馈分萃余物；收集抽提塔塔底流出物， 得到含有硫化物及芳控的中馈分萃取物；
[0034] 对所述中馈分萃余物进行水洗，得到含有締控的中馈分萃余油；
[0035] 对所述中馈分萃取物中的有机溶剂和巧烧控进行分离，得到含有硫化物及芳控 的中馈分萃取油。
[0036] 其中，所述有机溶剂可W选自二甘醇、Ξ甘醇、四甘醇、二甲亚讽、环下讽、N-甲酯 吗嘟、N-甲基化咯烧酬、聚乙二醇和碳酸丙締醋中的一种或多种，进一步为Ξ甘醇、四甘醇 和环下讽中的一种或多种；控制所述有机溶剂的含水量（即水的重量含量）< 1.0%是有 利的，进一步可W为0. 6-0. 8%。
[0037] 在本发明中，加入所述巧烧控是为了增加分离效率；在一实施方式中，巧烧控可 选自正戊烧和异戊烧中的一种或两种。
[0038] 进一步地，控制抽提塔塔顶溫度为65-80°C，塔底溫度为50-60°C，塔顶绝对压 力为0. 5-0. 6MPa，所述有机溶剂与中馈分进料比为2. 0-3. 0,巧烧控与中馈分进料比为 0. 2-0. 3〇
[0039] 此外，对所述中馈分萃余物进行水洗的目的是去除其中的有机溶剂；在进行所述 水洗时，可W控制水的用量（基于中馈分萃余物的量）为1-10%，例如为2-4%。
[0040] 在一实施方式中，对所述中馈分萃取物中的有机溶剂和巧烧控进行分离，可W包 括：
[0041] 使所述中馈分萃取物进入抽提蒸馈塔顶部，收集抽提蒸馈塔顶部流出物，回收得 到巧烧控，收集抽提蒸馈塔塔底流出物，得到含有中富硫组分（含有硫化物、芳控、环稀）、 有机溶剂和水的第一混合物；其中，控制抽提蒸馈塔绝对压力为0. 15-0. 3MPa，抽提蒸馈塔 塔底溫度为150-180°C;
[0042] 使所述第一混合物进入回收塔中部，收集回收塔塔顶流出物，得到含有中富硫组 分和水的第二混合物，收集回收塔塔底流出物，回收得到有机溶剂；其中，控制回收塔绝对 压力为0. 015-0. 05MPa，回收塔塔底溫度为130-180°c;
[0043] 将所述第二混合物冷凝后进行油水分离，得到水和含有硫化物及芳控的中馈分萃 取油（即中富硫组分）。
[0044] 进一步地，回收得到的巧烧控经冷凝后可返回至所述抽提塔底部回流装置进行 循环利用；得到的水一部分可返回所述回收塔塔顶，另一部分用于对所述中馈分萃余物的 水洗；回收得到的有机溶剂经换热后可返回所述抽提塔顶部循环使用。
[0045] 进一步地；抽提蒸馈塔绝对压力可W为0.2MPa，抽提蒸馈塔塔底溫度可W为 160°C;回收塔绝对压力可W为0. 035-0. 045MPa，回收塔塔底溫度可W为165-175°C。
[0046] 在本发明中，萃取蒸馈的目的是通过有机溶剂将重馈分中的締控、烧控、环烧控等 成分与硫化物、大部分芳控及环締等其它成分分离，从而避免締控等不饱和控在后续选择 性加氨脱硫过程中被饱和而造成汽油产品辛烧值降低；此外，在萃取蒸馈中，还能够利用蒸 馈来实现不同组分的分离。本领域技术人员可W根据该目的来选择适宜的有机溶剂和萃取 蒸馈工艺。
[0047] 在一实施方式中，所述萃取蒸馈包括：
[0048] 使所述重馈分从萃取蒸馈塔中下部进入，有机溶剂从萃取蒸馈塔上部进入；其中， 所述萃取蒸馈塔的理论塔板数为25-45,塔顶溫度为70-110°C，塔底溫度为150-190°C，塔 顶绝对压力为0. 1-0. 5MPa，有机溶剂与重馈分的进料比（即体积比）为1. 0-5. 0,回流比为 0· 1-4. 0 ;
[0049] 收集萃取蒸馈塔塔顶流出物，得到含有締控的重馈分萃余物；收集萃取蒸馈塔塔 底流出物，得到含有硫化物及芳控的重馈分萃取物；
[0050] 对所述重馈分萃余物进行水洗，得到含有締控的重馈分萃余油；
[0051] 对所述重馈分萃取物中的有机溶剂进行分离，得到含有硫化物及芳控的重馈分萃 取油。
[0052] 在上述萃取蒸馈条件下，重馈分中的締控与芳控的分离程度可达到90%W上，分 离效果好。其中，重馈分与有机溶剂在萃取蒸馈塔中经多级逆流接触，重馈分从萃取蒸馈塔 顶部流出时部分硫化物、大部分芳控及环締等成分被萃取脱除，从而形成含有締控、烧控、 环烧控等成分的重馈分萃余物，重馈分萃余物经冷凝器冷凝后，一部分回流，W维持萃取蒸 馈塔塔内的热量平衡，并保证萃取蒸馈的稳定进行W及产品的分离精度，其中回流比（即 用于回流的重馈分萃余物与馈出的重馈分萃余物之间的体积比）为0. 1-4. 0 ;萃取了重馈 分中的硫化物和芳控的溶剂从塔底流出，形成重馈分萃取物，其中含有重富硫组分（包括 硫化物、芳控、环締等）、水和溶剂。
[0053] 在上述萃取蒸馈中，所述有机溶剂可W选自二甘醇、Ξ甘醇、四甘醇、二甲亚讽、环 下讽、N-甲酯吗嘟、N-甲基化咯烧酬、聚乙二醇和碳酸丙締醋中的一种或多种，进一步为 Ξ甘醇、四甘醇和环下讽中的一种或多种，例如Ξ甘醇与环下讽的混合溶剂，其中环下讽 与Ξ甘醇的体积比可W为化-9) :(4-1);控制所述有机溶剂的含水量（即水的重量含量） < 1. 0%是有利的，进一步可W为0. 6-0. 8%。
[0054] 进一步地，所述萃取蒸馈塔的理论塔板数为30-35,塔顶溫度为80-100°C，塔底溫 度为160-180°C，塔顶绝对压力为0. 3-0. 4MPa，有机溶剂与重馈分的进料比为2. 0-3. 0,回 流比为0.2-2. 0。
[00巧]此外，对所述重馈分萃余物进行水洗的目的是去除其中的有机溶剂；在水洗时，可W控制水的用量（基于重馈分萃余物的量）为1-10%，例如为2-4%。
[0056] 在一实施方式中，对所述重馈分萃取物中的有机溶剂进行分离，可W包括：
[0057] 使所述重馈分萃取物从溶剂回收塔中上部进入，蒸汽（水蒸汽）从溶剂回收塔下 部进入；其中，所述溶剂回收塔的理论塔板数为10-30,塔顶溫度为50-100°C，塔底溫度为 150-200°C，塔顶绝对压力为0. 03-0. 07MPa，蒸汽与重馈分萃取物的进料比（即质量比）为 (0. 1-0. 5) :100,回流比为 0. 2-4. 0。
[0058] 在上述溶剂回收塔中，重富硫组分与溶剂得到分离，其中溶剂从塔底流出后可进 入萃取蒸馈塔中进行循环利用；重富硫组分和蒸汽从塔顶流出，经冷凝后，采用常规方式 (例如抽真空）脱水，得到含有硫化物及芳控的重馈分萃取油（即重富硫组分），重馈分萃 取油随后进行选择性加氨脱硫，一部分脱除的水用于回流，W维持溶剂回收塔塔内的热量 平衡，保证分离过程稳定进行，其中回流比（即用于回流的水与馈出的水之间的体积比）为 0. 2-4. 0,其余的水用于对重馈分萃余物的水洗。
[0059] 进一步地，所述溶剂回收塔的理论塔板数为15-25,塔顶溫度为60-80°C，塔底 溫度为165-185 °C，塔顶绝对压力为0. 04-0. 06MPa，蒸汽与重馈分萃取物的进料比为 (0. 3-0. 4) :100,回流比为 0. 5-2. 0。
[0060] 在一实施方式中，所述萃取蒸馈可W包括：
[0061] 使重馈分从萃取蒸馈塔中下部进入，有机溶剂从萃取蒸馈塔上部进入，萃取蒸馈 塔塔顶流出物形成含有締控的重馈分萃余物，萃取蒸馈塔塔底流出物形成含有硫化物及芳 控的重馈分萃取物；
[0062] 使上述重馈分萃余物进入水洗塔中进行水洗，得到含有締控的重馈分萃余油；
[0063] 使上述重馈分萃取物从溶剂回收塔中上部进入，蒸汽从溶剂回收塔下部进入，溶 剂回收塔塔底流出物形成有机溶剂，溶剂回收塔塔顶流出物形成重富硫组分和水的混合 物；
[0064] 使上述混合物进入富硫油罐中进行分离，形成含有硫化物及芳控的重馈分萃取油 (即重富硫组分）和水，形成的水一部分返回至溶剂回收塔，另一部分返回至水洗塔。
[0065] 进一步地，可W使水洗塔塔底出水进入水汽提塔塔顶进行汽提，水汽提塔塔顶流 出物（即从水中所汽提出的微量有机物）随后可进入回流罐进行分离，水汽提塔塔底流出 物（即含溶剂的水）随后可进入溶剂回收塔塔底进行溶剂回收。水汽提塔底部通常设有重 沸器，其产生的汽提蒸汽可作为溶剂回收塔的蒸汽来源。
[0066] 在回流罐中，有机物与水可通过常规方式进行分离（例如抽真空），分离出的有机 物随后进入萃取蒸馈塔塔底，分离出的水可与水洗塔塔底出水合并后进入水汽提塔塔顶进 行汽提。
[0067] 此外，可W使溶剂回收塔塔底的一部分有机溶剂作为水汽提塔塔底重沸器的热 源，然后与萃取蒸馈塔塔底的萃取物换热，再返回至萃取蒸馈塔塔顶；另一部分有机溶剂可 进入溶剂再生塔中部，同时水汽提塔塔底产生的蒸汽进入溶剂再生塔底部对溶剂进行水蒸 汽蒸馈，溶剂再生塔塔顶流出物进入溶剂回收塔塔底。
[0068] 上述方式不仅能够对有机溶剂进行循环利用，还能够保证整个系统循环溶剂的使 用性能，同时有利于节约资源和能源。
[0069] 在本发明中，可W采用本领域的常规方法进行所述选择性加氨脱硫，例如S-zorb、 RSDS、OCT-M、Prime-G+、CODS等选择性脱硫方法或其他选择性深度脱硫方法，也可W为上述 方法中的两种W