CN103666560A

CN103666560A - 一种焦化汽油蒸汽裂解增产低碳烯烃和芳烃的方法

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Publication number: CN103666560A
Application number: CN201210333323.3A
Authority: CN
Inventors: 郭莹; 杜志国; 田勇; 杨晓红; 刘同举; 王国清
Original assignee: Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2012-09-10
Filing date: 2012-09-10
Publication date: 2014-03-26
Anticipated expiration: 2032-09-10
Also published as: CN103666560B

Abstract

一种以焦化汽油为原料裂解增产低碳烯烃和芳烃的方法，原料油与氢气混合后引入加氢预处理工序，脱除其中的烯烃及氮杂质，得到加氢焦化汽油物流，而后引入芳烃抽提预处理工序进行常规溶剂抽提分离或离子液体溶剂抽提分离，得到贫芳烃物流和富含芳烃的粗芳烃物流；进入蒸汽裂解工序进行裂解并分离；粗芳烃物流送入加氢裂解汽油芳烃抽提装置分离芳烃产品，同时得到的富含饱和烃的物流返回与贫芳烃的石油烃物流一起引入裂解工序发生反应生产低碳烯烃。本方法为开辟了焦化汽油适宜的应用途径，扩大了裂解原料来源，并利用原裂解加氢汽油芳烃抽提系统回收非芳烃组分，同时提高了裂解过程的低碳烯烃与芳烃的产量。

Description

一种焦化汽油蒸汽裂解增产低碳烯烃和芳烃的方法

技术领域

本发明涉及一种增产低碳烯烃和芳烃的方法，更具体地说，本发明涉及一种焦化汽油经加氢精制、芳烃抽提后进行蒸汽裂解提高低碳烯烃和芳烃产量的方法。

技术背景

乙烯、丙烯等低碳烯烃是化工生产的基础原料，蒸汽裂解装置是石油化工的龙头，对企业的经济效益有着主要影响。目前的蒸汽裂解原料以石脑油、加氢尾油、轻烃和柴油四种为主。近年来随着乙烯产能不断增加、原油资源日渐紧缺，乙烯原料供需矛盾逐渐增大，如何扩大其原料来源变得尤为重要。

我国原油一般偏重，目前国产原油中的减压渣油约占1／2，进口原油中的减压渣油也约占30％，两者合计每年得到的减压渣油有近亿吨之多。重油轻质化无非是脱碳和加氢两个方向。目前世界上热加工为主的脱碳过程的加工能力约占1／2以上，我国的渣油借助脱碳过程轻质化的比例更高。延迟焦化因具有投资省、对原料适应性强、易于提高柴汽比等优点，而成为原油深加工过程中渣油轻质化的重要手段之一，已在燃料型炼油厂得到广泛应用。我国延迟焦化装置的焦化汽油产率一般在13％～18％，目前全国的焦化装置产能大约为3×10t／a，以此计算，每年的焦化汽油产量大约为3.9～5.4×10⁷t／a。而焦化汽油属劣质二次加工产品，其芳烃含量高于15%，烯烃含量20～40%wt，安定性差，RON辛烷值仅为50～65，且硫、氮和氧含量较高，其中氮和碱性氮含量分别约为300～700μg／g和100～300μg／g，总硫和硫醇硫含量分别约为2000～4000μg／g和80～150μg／g，酸度约为0.50～1.0mgKOH／100ml，达不到商品汽油的标准。一般情况下焦化汽油经过稳定处理后只能作为半成品，必须经过加氢精制脱除硫化氢和硫醇后才能作为70号汽油等低标号成品汽油的调合组分。随着汽油产品质量的升级，70号汽油已经停止生产，因此寻求焦化汽油的出路具有重要的现实意义。

为了开拓焦化汽油的利用，2000年后焦化汽油不经加氢直接被作为催化裂化装置提升管汽油进料进行改质。根据注入提升管的方式和部位可分为两种。一种是以急冷油方式注入提升管上部，可以终止催化裂化反应，故又称反应终止剂。将焦化汽油作为DCC催化裂解、重油催化裂化装置提升管上部的反应终止剂，改质后，经分馏精制，和重整汽油调合生产90号汽油。焦化汽油进提升管后，硫化物得到了分解，一部分硫成为硫化氢到气体中，对汽油质量影响不大。同时烯烃含量约下降7个百分点，芳烃含量约上升1个百分点，这表示焦化汽油进行了一定程度的改质，对生产新配方汽油有益。但汽油辛烷值下降，DCC催化裂解汽油的RON由94.5降至92.9；重油催化裂化汽油的RON由91.4降至89.7。催化裂化汽油辛烷值的下降，使得重整油调入比例增大，这样带来了苯含量处在指标上限边缘，容易超标。另一种是作为提升管底部进料。2001年石油化工科学研究院开发了MGD多产柴油液化气技术，焦化汽油从提升管下部汽油进料喷嘴进入，汽油喷嘴到原料喷嘴的提升管段为汽油裂化段。工业应用数据表明，与作终止剂比较，催化裂化汽油烯烃含量下降了8.82个百分点；芳香烃含量上升了3.37个百分点，说明焦化汽油在汽油裂化段中芳构化反应程度较高。

近年来经过加氢处理后的焦化汽油主要被作为催化重整的原料。精制后的加氢汽油各项质量指标有了很大程度的提升，加氢汽油质量分析结果显示其碱氮含量已达到10g以下，腐蚀实验合格，硫含量降至130gg／g，基本能够满足重整装置原料的质量要求。但是，将加氢汽油用作重整料还存在着许多弊端。首先，从加氢汽油的PONA分析数据来看，其正构烷烃含量达到34％，计算芳烃潜含量只有25％左右，相比常减压装置直馏石脑油的芳烃潜含量低l5个百分点以上。大量的加氢焦化汽油作为重整装置原料，导致重整抽提装置产品结构受到影响，价格较高的三苯产品收率下降而价格相对较低的溶剂油和非芳烃收率上升，效益减少。其次，为保证重整关键指标碱氮含量不大于10gg／g，在操作条件上必须保持较高的加氢反应温度和压力，同时需提高汽提塔吹汽量，明显增加了装置的能耗。再有，加氢焦化汽油进重整装置，由于其产氢率相比直馏石脑油下降100m／t(标准状态)，导致在生产运行过程中为保证氢气需求而加大重整装置处理量。同时根据重整装置的实际运行经验来看，加氢焦化汽油的掺炼比例如果大于10％，对重整预加氢部分会造成不利的影响，炉管和换热器出现不同程度的结焦，导致传热效果变差，加热炉负荷上升等。

通过以上分析可以看出，大量的焦化汽油尚缺少适合的利用途径。

国内外研究机构对蒸汽裂解过程中原料性质与低碳烯烃收率的关系进行研究，发现裂解原料的正构烷烃含量越高、芳烃含量越低，将越有利于提高烯烃产率和减小设备的结焦，越适合作为裂解原料。焦化汽油中链烷烃含量较高，且其中的正构烷烃比例较大，是裂解的潜在原料。但焦化汽油中的烯烃及氮含量较高，这将引发裂解炉结焦量的上升与乙烯分离冷箱低温区的氮积累导致爆炸事故，因此有人提出将焦化汽油经过加氢后改作化工轻油出厂，用作乙烯工业原料。然而加氢焦化汽油中的芳香烃含量仍然较高，而裂解原料中芳烃只有侧链可以裂解生成乙烯或丙烯等目的产物，芳环本身由于C—C共轭键的键能高达611KJ／mol，很难开环，在500～900℃下则生成结焦前体，在有炉管材料镍合金钢的催化作用，在300～400℃时就可脱氢缩聚生成流动性较差的沥青质，严重影响生产。

本发明的目的在于避免现有技术不足之处，提供一种焦化汽油通过改质从而同时增产裂解装置的低碳烯烃与芳烃产量的低能耗技术方法。

发明内容

本发明的目的是提供一种以焦化汽油为原料蒸汽裂解增产低碳烯烃和芳烃的方法。

本发明以焦化汽油为原料裂解增产低碳烯烃和芳烃的方法，在蒸汽裂解装置前增加加氢精制和溶剂抽提芳烃两个预处理系统，所述方法包括以下步骤：

1）将干点不高于220℃的焦化汽油，引入加氢预处理工序，脱除其中的烯烃及氮杂质，得到加氢焦化汽油物流；

2）将步骤1）得到的加氢焦化汽油物流引入芳烃抽提预处理工序分离，得到贫芳烃物流和富含芳烃的粗芳烃物流；

3）将步骤2）得到的贫芳烃石油烃物流进入蒸汽裂解工序进行裂解并分离；

4）将步骤2）得到的粗芳烃物流送入加氢裂解汽油芳烃分离装置分离芳烃产品；

在芳烃分离装置塔顶得到的富含饱和烃的物流返回与贫芳烃的石油烃物流汇合一起引入裂解工序；

其中，所述的加氢预处理后得到的加氢焦化汽油物流的烯烃含量小于1wt%，氮含量小于2μg/g，硫含量小于500μg/g；芳烃抽提预处理后得到的贫芳烃石油烃物流的芳烃含量小于3%wt。

本发明步骤1）的加氢预处理工序采用两段加氢工艺流程，焦化汽油原料与氢气混合进入一段加氢反应器，在平均反应温度120~220℃、氢分压1.0~8.0MPa、体积空速2.0~10.0h^-1、氢油体积比100~800Nm³/m³的反应条件下与加氢催化剂接触，进行反应脱除原料油中的二烯烃、胶质组分和金属等杂质，反应流出物经加热炉升温后进入二段加氢反应器，在平均反应温度240~380℃、氢分压1.0~8.0MPa、体积空速1.0~6.0h^-1、氢油体积比100~800Nm³/m³的反应条件下与加氢催化剂接触，进行烯烃饱和、加氢脱氮和加氢脱硫反应，其生成物经冷却、分离后得到富氢气体和加氢焦化汽油物流。

本发明的加氢催化剂以氧化铝或含硅氧化铝为载体，活性组分元素选自VIB族W、Mo中的一种或几种，助剂组分元素选自Ⅷ族Co、Ni中的一种或几种，活性金属含量以氧化物重量计为10%~40%。其中一段加氢催化剂优选SHT催化剂，二段加氢优选FH-98和FH-5催化剂。

本发明步骤2）所述的芳烃抽提预处理工序可选用极性溶剂抽提工艺或离子液体溶剂抽提工艺。

当选用极性溶剂抽提工艺时，将加氢预处理后得到的加氢焦化汽油引入抽提塔底部，使其在所述的抽提塔内与自上而下的溶剂逆流接触，由塔顶得到贫芳烃的抽余油，由塔底得到富含芳烃和溶剂的富溶剂；得到的贫芳烃抽余油进入水洗塔底部逆流水洗后得到裂解原料；富含芳烃的富溶剂送至溶剂回收塔，由塔顶得到富含芳烃的物流；由塔底得到芳烃质量含量小于0.5％的溶剂物流，经换热、再生后，返回抽提塔顶，完成溶剂循环。

本发明的极性溶剂芳烃抽提工序中溶剂选自环丁砜、3-甲基环丁砜、N－甲酰基吗啉、N－甲基吡咯烷酮、苯乙酮、异佛尔酮和四甘醇中的一种或者多种。优选环丁砜。

优选所述的抽提塔内溶剂与原料的质量之比为2～7，所述的抽提塔的压力为0.1～1MPa，抽提温度为40～110℃；

当步骤2）芳烃抽提预处理分离工序选用离子液体溶剂抽提工艺时，将已经加氢的焦化汽油由抽提塔底部引入，使其在所述的抽提塔内与自上而下的离子液体溶剂逆流接触，由塔顶得到贫芳烃的抽余油，由塔底得到富含芳烃和溶剂的富溶剂；得到的贫芳烃抽余油经水洗或吸附脱除溶剂后得到裂解原料；富含芳烃的富溶剂送至汽提塔，由不溶性气体N₂、CO₂、轻烃等汽提回收溶剂，由塔顶得到富含芳烃的物流；塔底得到芳烃质量含量小于0.5％的溶剂物流，返回抽提塔顶，完成溶剂循环。

本发明步骤2）离子液体溶剂抽提预处理分离工序中离子液体溶剂的阳离子配体为含氮的杂芳环化合物，此含氮的杂芳环化合物可含有1~6个碳的烷基取代基，如咪唑类、吡啶类、喹啉类、氯酰胺类等离子，如[BuMIM]⁺、[EMIM]⁺、[BuPy]⁺、[BePy]⁺、[BuQu]⁺、[BeQu]⁺、[EQu]⁺、[Me₃NHCl]⁺、[Et₃NHCl]⁺等。阴离子配体选自元素周期表中的IB、IIA、IIB、IIIA和ⅦA族元素，如四氟硼酸，烷基磺酸盐，卤化物，三氟甲磺酸，二三氟甲磺酰基、亚胺等。

抽提塔顶流出的贫芳烃抽余油经水洗脱除溶剂后得到裂解原料，由于等溶剂遇水分解，因此这部分溶剂的贫芳烃抽余油需选用吸附分离，吸附剂选自活性炭、分子筛等。

离子液体溶剂抽提优选所述的抽提塔内溶剂与原料的质量之比为2～7，所述的抽提塔的压力为0.1～0.3MPa，抽提温度为15～80℃。

在本发明的方法中，所述的蒸汽裂解选用典型乙烯装置的管式反应器高温蒸汽热裂解方法，炉出口温度为810~860℃，停留时间为0.2~0.26s，稀释蒸汽比为0.4~0.6。

本发明具有的有益效果如下：

1）本发明为焦化汽油开辟了有效的利用途径，并扩大了乙烯原料的来源。

2）在本发明的方法中，由于应用加氢精制降低了裂解原料中的烯烃和氮硫等杂质含量，应用溶剂抽提降低了原料中的芳烃含量。一方面，提高了裂解过程烯烃的选择性，直接增加了低碳烯烃的收率，较未经预处理的加氢焦化起源于裂解原料的乙烯收率提高约0.5～4个百分点，三烯收率提高约1.5～6个百分点；另一方面，降低了设备的结焦率和裂解反应的温度，延长了清焦周期。

3）使用本发明的方法，在预处理裂解原料进料的同时有效地回收了芳烃组分，使得总芳烃产量较未经预处理时显著提高。

4）在本发明的方法中，若应用离子液体溶剂抽提降低原料中芳烃含量，由于离子液体的性质使得仅采用简单汽提分离方法就能回收溶剂，节能效果显著。

附图说明

图1为本发明的包含抽提预处理工序的方法的流程示意图。

将焦化汽油原料引入加氢预处理工序，脱除其中的烯烃及氮硫杂质，得到加氢焦化汽油物流a；将加氢焦化汽油物流a引入溶剂抽提分离工序分离得到贫芳烃的石油烃物流b和富含芳烃的烃类混合物物流c；将贫芳烃的石油烃物流b引入裂解工序进行裂解反应，得到包含H₂、C₁～C₉的烃类混合物的物流d，将物流d引入烯烃分离工序进行分离，得到富含C₂烯烃、C₃烯烃和C₄烯烃的烃类混合物的物流e、裂解燃料油f和含有C₆～C₉的芳烃的烃类混合物裂解汽油g；裂解汽油g进入裂解汽油加氢工序，得到加氢裂解汽油h与预分离工序得到的富含芳烃的物流b一起引入芳烃分离工序，进行分离后得到混合芳烃物流i和芳烃含量小于等于3％的富含饱和烃的物流j，混合芳烃物流i进一步精馏分离后得到包括苯、甲苯和二甲苯在内的芳烃产品；所述的富含饱和烃的物流j返回到裂解工序与贫芳烃的石油烃物流a一起作为裂解原料。

具体实施方式

实施例1

以一种焦化汽油为原料，其原料性质如表1所示，原料与氢气混合后送入加氢小试反应器，在平均反应温度180℃的条件下与加氢催化剂接触进行反应脱除原料油中的二烯烃、胶质组分和金属等杂质，催化剂为LY-9801（Pd系催化剂，Pd含量为0.3wt%），反应条件如表2所示，反应流出物组成见表3，流出物经加热升温后进入另一加氢小试反应器，在平均反应温度为300℃的条件下与加氢催化剂接触，进行烯烃饱和、加氢脱氮和加氢脱硫反应，催化剂为负载型非贵金属催化剂，组成为26wt%WO₃/7wt%MoO₃/3wt%NiO），余量为氧化铝。反应条件如表2所示，得到的加氢焦化汽油物流组成见表3。

表1焦化汽油原料性质

	焦化汽油
		20℃密度(g·cm^-3)	0.7280
W(氮)μg/g	103
		W(硫)μg/g	4800
实际胶质mg/100ml	5
		烃族组成wt%
正构烷烃	27.11
		异构烷烃	17.59
环烷烃	12.17
		烯烃	20.5
芳烃	17.51
		馏程℃
初馏点（HK）	41
		10%	86
30%	107
		50%	124
70%	131
		90%	159
干点（KK）	196
		中平均沸点	118
BMCI值	13.68

表2：加氢工艺条件

	一段加氢	二段加氢
			压力MPa	3.5	3.5
平均反应温度℃	180	300
			体积空速h^-1	4.0	2.1
氢油比Nm³/m³	350	400

表3焦化汽油加氢产物性质

	一段加氢焦化油	加氢焦化汽油
			20℃密度d₄ ²⁰g/cm³	0.7241	0.7222
W(氮)μg/g	86	0.6
			W(硫)μg/g	4600	24
实际胶质mg/100ml	无	无
			烃族组成wt%
正构烷烃	36.46	42.50
			异构烷烃	23.23	25.69
环烷烃	14.17	15.74
			烯烃	9.40	0.89
芳烃	16.75	15.17
			馏程℃
初馏点（HK）	40	37
			10%	85	83
30%	107	108
			50%	122	122
70%	130	130
			90%	156	156
干点（KK）	192	192
			中平均沸点	116	116
BMCI值	12.31	11.43

比较表1与表3的物流组成可以看出，焦化汽油经较低温度下的一段加氢反应后，二烯烃、胶质等影响反应器压降的物质被脱除，而后经二段加氢精制后的汽油馏分中硫含量仅为24μg/g，小于700μg/g的裂解进料指标，氮含量仅为0.6μg/g，小于2μg/g的裂解进料指标，并且烯烃含量为0.89wt%，小于抽提装置进料指标，同时在合适的催化剂与反应条件下加氢焦化汽油芳烃含量为15.17wt%，仍然较高，直接用作裂解原料将严重影响其低碳烯烃的收率。

实施例2

将实施例1得到的加氢焦化汽油原料送入溶剂抽提实验装置。选用环丁砜作为溶剂，溶剂质量比为3，抽提塔压力为0.6MPa，抽提温度为80℃；回收塔压力为0.035MPa，塔顶温度为30℃，塔底温度为169℃，回流比为0.8。分离后得到的芳烃含量为1.42％的贫芳烃物流和芳烃含量为59.40％的粗芳烃物流，抽提前后物流的基本组成性质如表4所示。

表4：抽提预处理前后物流性质

由表4可见，加氢焦化汽油经溶剂抽提后原料中烷烃含量明显增大，抽余油裂解原料的芳烃含量降至1.42%，物料的BMCI值大幅度降低，抽提预处理获得了优质裂解原料，并同时得到了粗芳烃物流，可用于进一步生产芳烃产品并同时回收其中的烷烃组分用以作为裂解原料。

实施例3

实施例2得到的贫芳烃物流加热到60℃后和加热到180℃的水蒸汽按稀释比为0.5的比例混合后引入管式炉烃类热裂解反应器，在操作温度为835℃，停留时间为0.247s的条件下进行裂解反应，得到富含C₂烯烃、C₃烯烃和C₄烯烃的产物、裂解燃料油和含有C₆～C₉的芳烃的烃类混合物，裂解主产物产率见表5；含C₆～C₉芳烃的烃类混合物加氢后与粗芳烃物流混合进入芳烃分离工序，得到苯、甲苯、二甲苯等芳烃产物，芳烃总产率见表6。

表5：主要裂解产物的裂解收率

表6：芳烃总收率

实施例4

将实施例1得到的加氢焦化汽油原料送入离子液体溶剂抽提实验装置。抽提装置为转盘萃取塔，实际塔板数为50块，逆流操作。选用甲基丁基吡啶四氟硼酸盐[mebupy][BF₄]作为离子液体溶剂，剂油质量比为5.5，抽提塔常压操作，抽提温度为40℃；抽提塔底流出的富溶剂由氮气汽提回收溶剂。分离后得到的芳烃含量为0.96％的贫芳烃物流和芳烃含量为67.39％的粗芳烃物流，抽提前后物流的基本组成性质如表7所示。

表7：抽提预处理前后物流性质

由表7可见，加氢焦化汽油经溶剂抽提后原料中烷烃含量明显增大，抽余油裂解原料的芳烃含量降至0.96%，物料的BMCI值大幅度降低，抽提预处理获得了优质裂解原料，并同时得到了粗芳烃物流，可用于进一步生产芳烃产品并同时回收其中的烷烃组分用以作为裂解原料。

实施例5

实施例4得到的贫芳烃物流加热到60℃后和加热到180℃的水蒸汽按稀释比为0.5的比例混合后引入管式炉烃类热裂解反应器，在操作温度为835℃，停留时间为0.247s的条件下进行裂解反应，得到富含C₂烯烃、C₃烯烃和C₄烯烃的产物、裂解燃料油和含有C₆～C₉的芳烃的烃类混合物，裂解主产物产率见表8；含C₆～C₉芳烃的烃类混合物加氢后与粗芳烃物流混合进入芳烃分离工序，得到苯、甲苯、二甲苯等芳烃产物，芳烃总产率见表9。

表8：主要裂解产物的裂解收率

表9：芳烃总收率

对比例1

在保证裂解装置进料量不变的情况下，将实施例2即加氢焦化汽油加入抽提预分离的裂解流程与加氢焦化汽油不经过预处理流程加以对比。表10为两种情况下在相同的裂解炉操作条件下主要产物的收率结果。表11为两种流程下整个流程的芳烃产率以及芳烃产量变化结果。

表10：不经过抽提和经过抽提原料的裂解主要产物的组成对比

表11：不经过抽提和经过抽提流程的芳烃产量对比

分析表10可以得到经芳烃抽提处理后油品在裂解过程的乙烯收率提高3.92个百分点，丙烯收率提高1.85个百分点，丁二烯收率提高0.3个百分点，三烯总收率提高6.07个百分点；由表8可见整个生产过程的总芳烃收率提高了16.56％，芳烃的产量提高了122.21%。

对比例2

在保证裂解装置进料量不变的情况下，将实施例4即加氢焦化汽油加入离子液体抽提预分离的裂解流程与加氢焦化汽油不经过预处理流程加以对比。表12为两种情况下在相同的裂解炉操作条件下主要产物的收率结果。表13为两种流程下整个流程的芳烃产率以及芳烃产量变化结果。

表12：不经过抽提和经过抽提原料的裂解主要产物的组成对比

表13：不经过抽提和经过抽提流程的芳烃产量对比

分析表12可以得到经离子液体抽提后原料裂解过程的乙烯收率提高4.37个百分点，丙烯收率提高2.37个百分点，丁二烯收率提高0.17个百分点，三烯总收率提高6.91个百分点；由表8可见整个生产过程的总芳烃收率提高了13.69％，芳烃的产量提高了101.03%。

Claims

1.一种以焦化汽油为原料裂解增产低碳烯烃和芳烃的方法，其特征在于，在蒸汽裂解装置前增加加氢精制和溶剂抽提芳烃两个预处理系统，所述方法包括以下步骤：

4）将步骤2）得到的粗芳烃物流送入加氢裂解汽油芳烃分离装置分离芳烃产品；在芳烃分离装置塔顶得到的富含饱和烃的物流返回与贫芳烃的石油烃物流汇合一起引入裂解工序；

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤1）的加氢预处理工序采用两段加氢工艺流程，焦化汽油原料与氢气混合进入一段加氢反应器，在平均反应温度120~220℃的条件下与加氢催化剂接触反应脱除原料油中的二烯烃、胶质组分和金属等杂质，反应流出物经加热炉升温进入二段加氢反应器，在平均反应温度240~380℃的条件下与加氢催化剂接触，进行烯烃饱和、加氢脱氮和加氢脱硫反应，生成物经冷却、分离后得到富氢气体和加氢焦化汽油物流。

3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，一段加氢反应条件为：氢分压1.0~8.0MPa、体积空速2.0~10.0h^-1、氢油体积比100~800Nm³/m³；二段加氢反应条件为：氢分压1.0~8.0MPa、体积空速1.0~6.0h^-1、氢油体积比100~800Nm³/m³。

4.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，所述的加氢催化剂以氧化铝或含硅氧化铝为载体，活性组分元素选自VIB族的W和/或Mo，助剂组分选自Ⅷ族的Co和/或Ni，活性金属元素含量以氧化物重量计为10%~40%。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤2）芳烃抽提预处理分离工序可选用极性溶剂抽提工艺或离子液体溶剂抽提工艺。

6.根据权利要求1、5所述的方法，其特征在于，步骤2）芳烃抽提预处理分离工序选用极性溶剂抽提工艺，将已经加氢的焦化汽油由抽提塔底部引入，使其在抽提塔内与自上而下的溶剂逆流接触，由塔顶得到贫芳烃的抽余油，由塔底得到富含芳烃和溶剂的富溶剂；得到的贫芳烃抽余油进入水洗塔底部逆流水洗后得到裂解原料；富含芳烃的富溶剂送至溶剂回收塔，由塔顶得到富含芳烃的物流；由塔底得到芳烃质量含量小于0.5％的溶剂物流，经换热、再生后，返回抽提塔顶，完成溶剂循环。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述的极性溶剂选自环丁砜、3-甲基环丁砜、N-甲酰基吗啉、N-甲基吡咯烷酮、苯乙酮、异佛尔酮和四甘醇中的一种或者多种。

8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：所述的极性溶剂为环丁砜。

9.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：所述的抽提塔内溶剂与原料的质量之比为2～7，所述的抽提塔的压力为0.1～1MPa，抽提温度为40～110℃。

10.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤2）芳烃抽提预处理分离工序选用离子液体溶剂抽提工艺，将已经加氢的焦化汽油由抽提塔底部引入，使其在所述的抽提塔内与自上而下的离子液体溶剂逆流接触，由塔顶得到贫芳烃的抽余油，由塔底得到富含芳烃和溶剂的富溶剂；得到的贫芳烃抽余油经水洗或吸附脱除溶剂后得到裂解原料；富含芳烃的富溶剂送至汽提塔，由不溶性气体汽提回收溶剂，由塔顶得到富含芳烃的物流；塔底得到芳烃质量含量小于0.5％的溶剂物流，返回抽提塔顶，完成溶剂循环。

11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的离子液体溶剂的阳离子配体为含有1~6个碳的烷基取代基含氮杂芳环化合物，阴离子配体选自元素周期表中的ⅠB、IIA、IIB、IIIA和ⅦA族元素。

12.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的离子液体溶剂的阳离子配体为咪唑类、吡啶类、喹啉类或氯酰胺类离子，阴离子配体为四氟硼酸，烷基磺酸盐，卤化物，三氟甲磺酸，二三氟甲磺酰基或亚胺。

13.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的抽提塔内溶剂与原料的质量之比为2～7，所述的抽提塔的压力为0.1～0.3MPa，抽提温度为15～80℃。

14.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的抽余油吸附脱除溶剂过程的吸附剂选自活性碳或分子筛。

15.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述的回收溶剂所选用的不溶性汽提气体为N₂、CO₂或轻烃。

16.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的蒸汽裂解选用典型乙烯装置的管式反应器高温蒸汽热裂解方法，炉出口温度为820~860℃，停留时间为0.2~0.26s，稀释蒸汽比为0.4~0.6。