萃取蒸馈的工艺流程如图5所示，具体包括：
[0111] 使上述重馈分从萃取蒸馈塔101中下部进入，有机溶剂从萃取蒸馈塔101上部进 入，重馈分与有机溶剂在萃取蒸馈塔101中经多级逆流接触，进行脱硫脱芳控；其中，有机 溶剂为由环下讽和Ξ甘醇混合而成的复合溶剂，复合溶剂中环下讽与Ξ甘醇的体积比为8 : 2,复合溶剂的含水量< 1. 0%，萃取蒸馈塔101理论塔板数为30,并且萃取蒸馈塔101塔顶 溫度为80°C左右，塔底溫度为160°C左右，塔顶绝对压力为0. 3MPa左右，有机溶剂与重馈分 的进料比为3.0左右。
[0112] 经脱硫脱芳控的汽油馈分从萃取蒸馈塔101塔顶引出，得到含有締控的重馈分萃 余物，重馈分萃余物一部分回流，其中回流比为0. 6左右；而萃取了硫化物和芳控的富溶剂 从萃取蒸馈塔101的底部引出，得到重馈分萃取物，其含有重富硫组分（包括硫化物、芳控、 环締等）、水和有机溶剂。在萃取蒸馈塔101中，締控与芳控的分离度达到93%。
[0113] 上述重馈分萃余物随后进入水洗塔102进行水洗W去除其中的有机溶剂，水洗塔 塔顶流出物形成含有締控的重馈分萃余油，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（基于重馈分萃余物的量）为3%左右。
[0114] 上述重馈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馈操作，W降低塔底溫度，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%，塔顶流出物形成重富硫组 分和水的混合物；其中，溶剂回收塔103的理论塔板数为20,塔顶溫度为70°C左右，塔底溫 度为165°C左右，塔顶绝对压力为0. 04Mpa左右，蒸汽与重馈分萃取物的进料比为0. 3 :100 JjL-6"〇
[0115] 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，使重富硫组分和水得到分离，分离出的重富硫组分形成含有硫化物及芳控的重馈 分萃取油，随后进入选择性加氨脱硫单元进行选择性加氨脱硫，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 于重馈分萃余物的水洗。
[0116] 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。
[0117] 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 取蒸馈塔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 进行汽提。
[0118] 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，然后与萃取蒸馈塔101塔底的萃取物换热，再返回至萃取蒸馈塔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馈，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，W去除 溶剂降解物，保障系统循环溶剂的使用性能。
[0119] 2. 5选择性加氨脱硫
[0120] 将上述抽出油、中馈分萃取油和重馈分萃取油合并后，与氨气在上述选择性加氨 脱硫催化剂的作用下进行选择性加氨脱硫；其中，控制控制反应溫度为260°C，反应压力为 1. 8MPa，体积空速3.化1，氨油体积比（即氨气与由抽出油、中馈分萃取油和重馈分萃取油 形成的混合油的体积比）为500,得到脱硫馈分。
[0121] 2. 6 混合
[0122] 将上述脱硫醇轻馈分、中馈分萃余油、重馈分萃余油和脱硫馈分混合，得到脱硫汽 油，其收率为96 %，组成见表1。
[0123] 实施例2
[0124] 本实施例在实施例1的基础上进行改进，其中不同的是：
[01巧]将实施例1的脱硫醇轻馈分、中馈分萃余油和重馈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的抽出油、中 馈分萃取油和重馈分萃取油合并后进行选择性加氨脱硫，得到脱硫馈分，其工艺流程如图2 所示。
[0126] 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。
[0127] 经检测，上述脱硫吸附剂的硫容为0. 514,寿命长达8-化，吸附脱硫效率达到 100%;其中，硫容为Ig脱硫吸附剂将汽油原料中的总含硫量降至lOppmwW下时所脱除的 总硫量（W克计），即硫容为0. 514时，代表Ig脱硫吸附剂将汽油原料中的总含硫量降至 lOppmwW下时所脱除的总硫量为0. 514邑。
[0128] 将上述脱硫吸附剂填装于固定床反应器中，在溫度为30°CW及常压条件下，W 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化进行洗涂，收取富硫油，将该富硫油与实施例1的 抽出油、中馈分萃取油和重馈分萃取油合并后进行选择性加氨脱硫，得到脱硫馈分。
[0129] 将吸附脱硫油和脱硫馈分混合，得到脱硫汽油，其收率为96%，组成见表1。
[0130] 实施例3
[0131] 除萃取蒸馈中，萃取蒸馈塔理论塔板数为25,萃取蒸馈塔塔顶溫度为8(TC左右， 塔底溫度为150°C左右，塔顶绝对压力为0. 2MPa左右，有机溶剂与重馈分的进料比为0. 4左 右，此时萃取蒸馈塔中締控与芳控的分离度达到80%左右；
[0132] 吸附脱硫中，脱硫吸附剂的寿命为3.化，吸附脱硫效率达到85%左右之外，其余 均与实施例2相同，得到脱硫汽油，其收率为86 %，组成见表1。
[0133] 实施例4
[0134]1、制备选择性加氨脱硫催化剂
[0135] 按照实施例1方法制备选择性加氨脱硫催化剂，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
[0136] 2、汽油脱硫
[0137]W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 图3所示。
[0138] 2.1脱硫醇处理
[0139] 采用硫醇转化法（无碱脱臭工艺）对上述汽油原料进行脱硫醇处理，其中控制反 应器的操作压力为0. 5MPa左右，反应溫度为40°C左右，进料空速为1.化1，空气流量与进料 量的体积比为0. 5左右，收取脱硫醇汽油。
[0140] 2. 2汽油切割
[0141] 将上述脱硫醇汽油切割为轻馈分、中馈分和重馈分，其中轻、中馈分的切割溫度为 50°C，中、重馈分的切割溫度为110°C，即：中馈分的馈程是50°C至110°C。
[0142] 2. 3液液萃取
[0143] 采用实施例1的方法，对中馈分进行液液萃取，得到含有締控的中馈分萃余油和 含有硫化物及芳控的中馈分萃取油；其中，不同的是：
[0144] 在液液萃取时，有机溶剂为四甘醇，巧烧控为正戊烧；控制抽提塔塔顶溫度为 80°C，塔底溫度为60°C，塔顶绝对压力为0. 2MPa，所述有机溶剂与中馈分进料比为2. 0,巧 烧控与中馈分进料比为0.2。
[0145] 在对中馈分萃余物进行水洗时，控制水的用量（基于中馈分萃余物的量）为4%左 -6"〇
[0146] 在对中馈分萃取物中的有机溶剂和巧烧控进行分离时，控制抽提蒸馈塔绝对压 力为0. 2MPa，抽提蒸馈塔塔底溫度为180°C;控制回收塔绝对压力为0. 025MPa，回收塔塔底 溫度为150°C。
[0147] 2. 4萃取蒸馈
[0148] 采用实施例1的方法，对重馈分进行萃取蒸馈，得到含有締控的重馈分萃余油和 含有硫化物及芳控的重馈分萃取油；其中，不同的是：
[0149] 在萃取蒸馈时，有机溶剂为由环下讽和四甘醇混合而成的复合溶剂，复合溶剂中 环下讽与四甘醇的体积比为8. 5 :1. 5 ;萃取蒸馈塔理论塔板数为35,并且控制萃取蒸馈塔 塔顶溫度为l〇〇°C左右，塔底溫度为180°C左右，塔顶绝对压力为0. 3MPa左右，有机溶剂与 重馈分的进料比为2. 0左右，回流比为2. 0左右，此时萃取蒸馈塔中締控与芳控的分离度达 到91 %左右；在对重馈分萃余物进行水洗时，控制水的用量为4%左右。
[0150] 在对重馈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 顶溫度为80°C左右，塔底溫度为185°C左右，塔顶绝对压力为0. 06MPa左右，蒸汽与重馈分 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%。
[0151] 2. 5选择性加氨脱硫
[0152] 将上述中馈分萃取油和重馈分萃取油合并后与氨气在上述选择性加氨脱硫催化 剂的作用下进行选择性加氨脱硫；其中，控制反应溫度300°C、反应压力2. 5MPa、体