一種生產高品質汽油的催化裂化方法

專利名稱：一種生產高品質汽油的催化裂化方法
技術領域：
本發明屬于在不存在氫的情況下石油烴的催化裂化方法，更具體地說，是一種生產高品質汽油的催化裂化方法。
背景技術：
由于催化裂化原料油越來越重，因之反應溫度也越來越高，帶來的后果之一是汽油的硫含量和烯烴含量偏高；另一方面，由于環保要求不斷提高，對汽油硫含量和烯烴含量要求越來越苛刻。美國和歐洲提出了汽車燃料質量國際統一標準，其中汽油苯含量＜1％，芳烴含量＜35v％，烯烴含量＜10v％，硫含量＜0.003m％。我國實施的新的汽油規格標準中，規定苯含量2v％，芳烴含量＜40v％，烯烴含量＜35v％，并規劃到2010年汽油質量與國際標準接軌，要求汽油中烯烴降低到20m％，硫含量降低到100ppm以下。
催化裂化汽油是我國汽油的主要調和組分，因此要求汽油的硫含量和烯烴含量要盡量降低。通過汽油加氫改質等手段可有效降低硫含量和烯烴含量，但其加工成本高，產品收率低。最方便、便宜的方法是在催化裂化裝置本身加工過程中，降低催化裂化汽油硫含量和烯烴含量，提高汽油品質。
USP4310489提出一種進入同一個沉降器的雙提升管反應器結構，目的是利用不同條件分別裂化原料油和回煉油。USP4724065提出一種在提升管反應器原料和熱的催化劑下游加入經過冷卻的再生催化劑以提高劑油比，同時在汽提段加入一些熱的再生催化劑以提高汽提段汽提溫度。目的是改進產品分布，提高高價值產物的產率。USP5730859提出進入同一個沉降器的雙提升管反應器結構，目的是利用不同條件加工不同原料，一個提升管反應器適用于高蠟含量的重質原料，另一個提升管反應器適用于高環烷烴含量的重質原料，因為二者要求裂化條件不同。USP6352638B2提出一種兩段催化裂化加工渣油的技術，該技術的特點是第一段反應器包括有一個反應溫度為500-600℃，較短停留時間的水平移動床，而第二段反應器是反應溫度為525-650℃，更短停留時間的反應器。這一技術也有利于提高汽油和輕烯烴的產率。
CN1069054A提出了一種雙提升管反應器催化劑串聯使用的方法，目的是加工不同烴油原料，第二提升管反應器的反應溫度為450-550℃，其原料為重質烴，包括減壓餾分油、常壓塔底油、焦化蠟油、減壓渣油、脫瀝青油、蠟下油等及其混合物，第一提升管反應器的反應溫度為600-700℃，其原料為輕質烴，包括直餾汽油、催化汽油、焦化汽油、熱裂化汽油、鉑重整抽余油、拔頭油、油田凝析油等及其混合物，其目的是生產C3、C4烯烴、汽油、柴油等，而不是對汽油的改質。對于第一提升管反應器如此高的反應溫度(600-700℃)可以生產大量輕烯烴，但液體收率極低，而且汽油烯烴含量高、安定性差，不利于生產高品質汽油。
國內針對降低汽油中烯烴含量高的問題進行了大量的研究工作，如中石化石油化工科學研究院開發的降烯烴催化劑GOR系列，引入了氧化物改型的Y型分子篩，增強了催化劑的氫轉移活性，可以使汽油中烯烴含量降低10個百分點左右。
CN1232070A提出一種制取丙烯、異丁烷和富含異構烷烴汽油的催化裂化技術，預熱后的原料進入一個有兩個反應區的反應器內，第一反應區的溫度為550-650℃，第一反應區的溫度為480-550℃，可生產高達30％的丙烯和20-40％的異丁烷，和35-50的％的汽油。和常規催化裂化方法相比，該方法可以降低汽油中烯烴含量15個百分點。
CN2380297Y提出了一種兩段反應器的催化裂化方法。該方法是將兩段提升管串聯，原料首先在第一段與高溫催化劑相接觸反應，反應時間為1秒，而后將反應油氣和催化劑立即分離。分離后油氣再次與新鮮、高溫催化劑相接觸、反應，同樣經歷較短的反應時間后進行氣固分離，分離后油氣進入后續產品分餾系統，催化劑進行燒焦再生。采用這種兩段反應方法，由于催化劑的活性和選擇性的提高，縮短了反應時間，強化了催化反應，有效的減少了不利的二次反應。但一次反應油氣和高溫、新鮮催化劑接觸反應，增加了反應的苛刻度，強化了原料的深度裂化。因此，反應產物中焦炭和干氣的產率偏高，汽油中烯烴含量下降15個百分點左右。
CN1401741A提出了一種雙提升管的催化裂化方法，其包括一個重油提升管和一個汽油改質提升管。首先重油在重油提升管發生催化裂化反應，反應后全部或部分汽油進入改質提升管進行反應，改質提升管催化劑為再生催化劑和改質汽提后催化劑的混合物，反應溫度為350-550℃，改質后汽油中烯烴含量可以降低15-50個百分點，脫硫率為20％左右。但由于汽油中輕、重組分在相同的反應條件下進行改質反應，因此汽油中硫含量的脫除率較低，改質后汽油的收率較低(汽油收率為90％左右)。
CN1401742A提出了一種利用催化裂化汽提段進行汽油改質的催化裂化方法。首先將再生劑冷卻到300-550℃經輸送管注入到沉降器中汽提段中，然后將汽油通入汽提段與催化劑反應，改質后汽油中烯烴含量降低15-45個百分點。但對重油裂化而言汽提段溫度對重油的生焦率影響很大，汽提段溫度低于460℃，附著在催化劑上的重質組分將很難汽提下來而吸附生焦。因此，該方法在實施時存在一定的限制。
CN1076751C提出了一種降低汽油烯烴含量及硫含量的催化轉化方法，該方法是將汽油餾分在提升管或密相流化床反應器中與催化劑接觸反應，其反應條件為反應溫度100-600℃，該方法可以使汽油中烯烴含量大幅度降低，但汽油辛烷值降低1-3個單位。
CN1244568A提出了一種汽油改質的方法，該方法是將低辛烷值的汽油注入提升管的底部，其反應溫度為500-650℃，而富含烯烴的汽油注入提升管中部或密相流化床的底部，其反應溫度為350-500℃。該方法可以使汽油中烯烴降低到20％左右。但汽油的收率較低。
綜上所述，有關汽油改質的技術很多，但在降低汽油中烯烴含量和硫含量的同時，保證改質后汽油收率，并強化重油轉化的技術目前尚未見報道。

發明內容
本發明的目的是提供一種在降低汽油中烯烴含量和硫含量的同時，保證改質后汽油收率，并強化重油轉化的方法。
本發明提供的方法是預熱后的原料油注入提升管反應器中，與再生催化劑接觸、并在催化裂化反應條件下進行反應，分離所生成的反應油氣；其中，所生成的汽油餾分經兩級冷凝冷卻分割為輕汽油餾分和重汽油餾分兩部分；所述重汽油餾分注入汽油改質反應器的提升管反應段，與經冷卻的再生催化劑接觸，并在反應溫度為350-500℃、劑油比為4-20的條件下進行反應，所生成的反應油氣和催化劑的混合物沿提升管反應段上行，進入位于提升管反應段下游的流化床反應段，并與注入該反應段的輕汽油餾分接觸，使輕汽油餾分在反應溫度為300-450℃、劑油比為2-30的條件下進行反應，分離所生成的反應油氣和催化劑的混合物，反應油氣經輕柴油洗滌塔洗滌、降溫后進一步冷凝冷卻，得到改質后的汽油產品。
與現有技術相比，本發明的有益效果體現在以下方面本發明針對硫和烯烴這兩種物質在催化裂化汽油中的分布特點，將烯烴含量高的輕汽油餾分和硫含量高的重汽油餾分區別處理，在催化改質過程中為它們創造了各自適宜的反應條件，因此，采用本發明既可獲得較為理想的改質效果，又不會因改質而使汽油的損耗量過大。將汽油分成重汽油、輕汽油分別進入提升管底部和密相流化床，對提高重汽油脫硫效果和減少輕汽油裂化有雙重作用。對前者所接觸的催化劑，其溫度、活性均比后者高。密相流化床反應段的主要作用是對輕汽油和重汽油裂化后的輕餾分進行選擇性氫轉移及異構化、芳構化反應及脫硫反應，以降低汽油中的烯烴含量和硫含量，提高汽油品質，由于異構化反應使汽油中異構烷烴增加，補償了由于降低烯烴含量引起的汽油辛烷值的損失。重汽油只在提升管反應段進行選擇性氫轉移反應和輕度裂化反應，以降低重汽油中烯烴和硫含量，而在密相低溫流化床內噴入輕汽油進行改質反應，減少輕汽油的裂化反應。此外，來自汽油改質反應器的反應后積炭的催化劑由處理重質催化裂化原料的提升管反應器的油劑入口處注入，由于該部分催化劑溫度較低，所以不僅僅可以提高了該反應器的劑油比，而且給進一步提高原料預熱溫度，減低原料粘度，為改進原料霧化創造了有利條件，同時也可以焦炭產率降低。


圖1-3是本發明所提供方法的流程示意圖。
具體實施例方式
通過實驗研究發現，催化裂化汽油中的硫主要分布在重汽油餾分中，而催化裂化汽油中的烯烴主要集中于輕汽油餾分中。從我們的實驗研究還發現，較低的反應溫度有利于汽油中烯烴的改質反應，但脫硫效果較差；而較高的反應溫度可以有效降低汽油中的硫含量，但容易使汽油中的輕組分發生裂化反應，致使改質后汽油的收率下降。所以需要開發一種既可以有效降低汽油中硫和烯烴含量，又可以確保改質后汽油收率的催化轉化方法。
為了使本領域技術人員更好地理解本發明，現對本發明詳述如下本發明提供的方法包括兩個反應器，即重質原料提升管反應器和汽油改質反應器。其中，汽油改質反應器由提升管反應段和流化床反應段構成，專門用于汽油改質。汽油改質反應器中提升管反應段的反應溫度采用350-500℃，密相流化床反應段的反應溫度為300-450℃。在本發明實施過程中，所述提升管反應段的中上部，例如，至提升管出口距離為提升管反應段總長度的1/4-1/2處，可噴入適量的烴類或非烴類冷卻介質，利用冷卻介質氣化吸熱進一步降低反應器后部，特別是流化床反應段內的反應溫度。通過控制冷卻介質的流量，調控流化床反應段的反應溫度。所述烴類冷卻介質可以選自汽油、柴油、回煉油、澄清油中的任意一種或一種以上的混合物。所述非烴類冷卻介質選自水或溫度低于提升管反應段內物流的再生劑、待生劑或半再生劑中的任意一種或一種以上的混合物。
來自提升管反應器的反應油氣與催化劑分離后，進入催化主分餾塔，進行產品分離，塔頂流出物經過兩級冷凝冷卻。第一級冷凝、冷卻后的油氣，進入第一氣液分離罐，其液相中的一部分作為催化主分餾塔的塔頂冷回流，返回催化主分餾塔，其余部分作為汽油改質反應器的重汽油原料，注入提升管反應段的底部；經第一級冷凝冷卻器未冷凝的氣相物質經第二級冷凝、冷卻器進入第二氣液分離罐。其未冷凝的氣相送入氣體壓縮機，其液相為輕汽油餾分，作為汽油改質反應器的輕汽油原料，注入流化床反應段下部。第一級冷卻器的冷卻溫度控制在55-80℃。通過調節該冷卻溫度可控制輕、重汽油的質量流量，例如，輕汽油∶重汽油＝0.5-2∶1。輕汽油的干點可以在65-100℃之間調節。重汽油的初餾點為80-100℃，其干點為180-204℃。為了控制重汽油的裂化溫度，進入汽油改質反應器內的再生催化劑，從再生器流出后先經過催化劑冷卻器將溫度降至450-650℃左右，然后在進入汽油改質反應器與汽油餾分接觸。由于流化床反應段內的反應主要是選擇性氫轉移反應，異構化反應等吸熱反應，為了盡量減少裂化反應，要求相對較低的反應溫度。汽油改質反應器的流化床反應段內保持有一定的密相催化劑床層，以保證上述反應有足夠的反應時間。在汽油改質反應器反應過后的催化劑經汽提段汽提后送入重質原料提升管反應器的底部。在汽油改質反應器反應過后的油氣，經過輕柴油洗滌塔的洗滌和初級冷卻，將反應生成的少量重組分，例如輕柴油餾分等，冷凝下來，與洗滌用輕柴油一起送回主分餾塔，未冷凝的油氣再進一步冷凝、冷卻，其液相即為改質后的汽油產品，未冷凝的少量氣體與催化富氣一同進入氣體壓縮機，進行氣體分離。
來自重質原料提升管反應器的與油氣分離后的催化劑落入汽提段中，在汽提蒸汽的作用下將催化劑所攜帶的反應油氣盡可能地汽提掉，汽提后的催化劑送入再生器燒焦再生。再生后的催化劑返回上述反應部分循環使用。分離后的反應油氣進入催化裂化主分餾塔進行產品切割。
本發明所述原料油選自常壓渣油、常壓蠟油、減壓渣油、減壓蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、加氫尾油或原油中的一種或一種以上的混合物。
本發明中所述的催化劑可以是常規催化裂化催化劑中的任意一種或一種以上的混合物。催化劑中的活性組分可選自ZSM-5、REY、REHY、USY、REUSY、高硅Y型沸石或含稀土五元環高硅沸石中的任意一種或一種以上的混合物。
催化裂化提升管反應器的操作條件為催化劑與原料油的重量比為3-10，反應溫度500-600℃、反應壓力0.2-0.34Mpa。再生器的再生溫度為650-750℃、壓力為0.2-0.34Mpa。
汽油改質反應器提升管反應段的操作條件如下催化劑與重汽油餾分的重量比為4-20，優選5-18；提升管反應段出口溫度為350-500℃，優選380-490℃；流化床反應段的反應溫度為300-450℃、優選320-420℃，反應壓力為0.17-0.26Mpa、重時空速為2-30h-1，優選4-20h-1。
下面結合附圖進一步說明本發明所提供的方法，但本發明并不因此而受到任何限制。
如圖1所示，重質烴類原料在提升管反應器5內與催化劑接觸，并在催化裂化反應條件下發生反應，反應油氣與催化劑分離后進入主分餾塔4進行產品分離。主分餾塔塔頂的油氣經兩級冷凝冷卻，將汽油產品分割為輕、重汽油兩部分。其中，重汽油進入汽油改質反應器3提升管反應段的底部，輕汽油直接進入汽油改質反應器的流化床反應段。經催化劑冷卻器2冷卻至450-650℃的再生催化劑進入汽油改質反應器的提升管下部與重汽油原料接觸并發生輕度裂化和選擇性氫轉移反應。在所生成的反應油氣和催化劑的混合物沿該提升管上行的過程中，注入烴類或非烴類冷卻介質，例如，汽油、柴油、水或冷卻后的催化劑等，以降低提升管上部和流化床反應段的溫度，通過控制冷卻介質流量調控密相流化床反應段的溫度。來自汽油改質反應器的反應油氣，經過汽油改質反應器頂部的輕柴油洗滌塔，洗滌反應油氣中夾帶的細小催化劑顆粒，并對反應后油氣進行初步冷卻，來自汽油改質反應器的反應油氣的溫度為300-500℃，冷凝后油氣溫度為160-250℃左右，將反應生成的少量重組分，例如，輕柴油餾分，冷凝下來，與洗滌用輕柴油一起送回主分餾塔。經洗滌塔洗滌后未冷凝的油氣再進一步冷凝冷卻，即可得到改質后的汽油產品。未冷凝的少量氣體與催化富氣一同進入氣體壓縮機，進行氣體分離。來自重質原料提升管催化裂化反應器的反應后積炭的催化劑經汽提后送入再生器1燒焦再生，再生后的催化劑返回重質原料提升管反應器和汽油改質反應器循環使用。其中，返回重質原料提升管反應器的再生催化劑也可以經外脫氣罐6脫除催化劑攜帶的過量煙氣后返回。
圖2與圖1的差別在于將汽油改質反應器改為外提升管加床層反應器，其它部分與圖1無本質區別。采用圖2所示流程，可以為冷卻介質創造有較靈活的注入位置。
圖3與圖1的區別在于將汽油改質反應器的提升管反應段全部從汽提段和密相流化床中移出，使冷卻介質有更靈活的注入位置(如果再生器催化劑密度較大，所攜帶的煙氣量不是很大，也可以不用外脫氣罐)。
下面的實施例將對本發明予以進一步的說明，但并不因此而限制本發明。
實施例和對比例中所使用的原料油和催化劑的性質分別列于表1和表2。
對比例1該對比例是本發明的比較基準之一。
劑油比為6.0，提升管反應器出口溫度為500℃，再生溫度為705℃，進入提升管反應器的原料油為65％蠟油A摻入35％減渣A。操作條件列于表3，產品分布列于表4，表5列出了汽油的性質，汽油組成分析列于表6。
對比例2該對比例為一個重油提升管和一個汽油提升管反應器的實施結果。原料油為65％蠟油A摻入35％渣油A。該方案是部分汽油回煉進汽油提升管反應器，兩個提升管反應器共用一個沉降器和一個主分餾塔。主要操作條件列于表11，產品分布列于表12，表13列出了汽油組成分析數據。
對比例3對比例3為重油和汽油分別進兩個獨立的提升管反應器，反應產物進獨立的分餾塔，這里只給出了汽油提升管的反應數據，汽油提升管反應器的劑油比分別為10.2，提升管反應器出口溫度為551℃。主要操作條件和產品分布列于表14，表15列出了汽油組成分析數據。
實施例1該實施例說明采用本發明所提供的方法可獲得良好的汽油改質效果，且汽油收率較高。
進入裂化反應器的原料油、催化劑與對比例1相同，提升管反應器出口溫度為500℃，汽油改質提升管反應段的下部溫度為580℃，上部溫度為490℃，密相流化床床層溫度為420℃，其它操作條件列于表3，產品分布列于表4，表5列出了汽油的性質，汽油組成分析列于表6。
與對比例相比，在原料相同的情況下，實施例1采用本發明的組合工藝使重油原料的轉化率增加2.30％(對原料)，液化氣產率增加2.29個單位(提高14％)，總輕收(汽油+輕柴油+液化氣)增加2.47個單位。汽油烯烴含量由39.26％減低到14.07％，汽油中異構烷烴含量由34.48％增加到44.24％，芳烴含量由14.62％增加到29.31％，汽油辛烷值略有提高，汽油硫含量由155PPM減低到47PPM。
實施例2該實施例說明采用本發明所提供的方法可獲得良好的汽油改質效果，且汽油收率較高。
進入裂化反應器的原料油與對比例1相同，提升管反應器出口溫度為505℃，汽油改質提升管反應段的下部溫度為540℃，上部溫度為450℃，密相流化床床層溫度為380℃，其它操作條件列于表3，產品分布列于表4，表5列出了汽油的性質，汽油組成分析列于表6。實施例2所用催化劑B與對比例所用催化劑略有差別，基本屬于同類型的催化劑。
與對比例相比，在原料相同的情況下，實施例2采用本發明的組合工藝使重油原料的轉化率增加2.35％(對原料)，液化氣產率增加2.19個單位(提高13％)，總輕收(汽油+輕柴油+液化氣)增加3.1個單位。汽油烯烴含量由39.26％減低到17.02％，汽油中異構烷烴含量由34.48％增加到45.32％，芳烴含量由14.62％增加到25.21％，汽油辛烷值略有提高，汽油硫含量由155PPM減低到57PPM。
實施例3該實施例說明采用本發明所提供的方法可獲得良好的汽油改質效果，且汽油收率較高。
進入裂化反應器的原料油、催化劑與對比例1相同，提升管反應器出口溫度為500℃，汽油改質提升管反應段的下部溫度為510℃，上部溫度為420℃，密相流化床床層溫度為350℃，其它操作條件列于表3，產品分布亦列于表4，表5列出了汽油的性質，汽油組成分析列于表6。
與對比例相比，在原料相同的情況下，實施例3采用本發明的組合工藝使重油原料的轉化率增加2.38％(對原料)，液化氣產率增加1.91個單位(提高11％)，總輕收(汽油+輕柴油+液化氣)增加3.3個單位。汽油烯烴含量由39.26％減低到19.65％，汽油中異構烷烴含量由34.48％增加到48.11％，芳烴含量由14.62％增加到20.11％，汽油辛烷值略有提高，汽油硫含量由155PPM減低到60PPM。
實施例4該實施例說明采用本發明所提供的方法可獲得良好的汽油改質效果，且汽油收率較高。
進入裂化反應器的原料油與對比例3相同，提升管反應器出口溫度為505℃，汽油改質提升管反應段的下部溫度為560℃，上部溫度為470℃，密相流化床床層溫度為400℃，其它操作條件列于表7，產品分布列于表8，表9列出了汽油的性質，汽油組成分析列于表10。
從對比例2、3的數據可以看出，汽油的下降幅度是比較大的，由42％下降到31％--34％，總液收下降了近4個百分點(對原料)。雖然汽油提升管反應器的汽油烯烴有明顯降低，但和重油提升管反應器的汽油混合之后，效果就不顯著了。
表1

表2組合物的配方(二)(重量份)

注表中，重量份的基準系以(A)、(B)、(C)、(D)成份的有機固形物按重量百分比100份計。
表3組合物的配方(三)(重量份)

注表中，重量份的基準系以(A)、(B)、(C)、(D)成份的有機固形物按重量百分比100份計。
表3

表4

表5

表6

表7

表8

表9

表10

權利要求
1.一種生產高品質汽油的催化裂化方法，其特征在于預熱后的原料油注入提升管反應器中，與再生催化劑接觸、并在催化裂化反應條件下進行反應，分離所生成的反應油氣；其中，所生成的汽油餾分經兩級冷凝冷卻分割為輕汽油餾分和重汽油餾分兩部分；所述重汽油餾分注入汽油改質反應器的提升管反應段，與經冷卻的再生催化劑接觸，并在反應溫度為350-500℃、劑油比為4-20的條件下進行反應，所生成的反應油氣和催化劑的混合物沿提升管反應段上行，進入位于提升管反應段下游的流化床反應段，并與注入該反應段的輕汽油餾分接觸，使輕汽油餾分在反應溫度為300-450℃、劑油比為2-30的條件下進行反應，分離所生成的反應油氣和催化劑的混合物，反應油氣經輕柴油洗滌塔洗滌、降溫后進一步冷凝冷卻，得到改質后的汽油產品。
2.按照權利要求1的方法，其特征在于所述預熱后的原料油在提升管反應器中的反應條件為催化劑與原料油的重量比為3-10，反應溫度500-600℃、反應壓力0.2-0.34Mpa。
3.按照權利要求1的方法，其特征在于在汽油改質反應器中所述的提升管反應段的操作條件如下催化劑與重汽油餾分的重量比為5-18，提升管反應段出口溫度為380-490℃。
4.按照權利要求1的方法，其特征在于在汽油改質反應器中所述的流化床反應段的反應溫度為320-420℃，反應壓力為0.17-0.26Mpa、重時空速為4-20h-1。
5.按照權利要求1的方法，其特征在于以提升管反應段總長度為基準，由距該反應段出口1/4-1/2反應段長度處注入烴類或非烴類冷卻介質。
6.按照權利要求5的方法，其特征在于所述的烴類冷卻介質選自汽油、柴油、回煉油、澄清油中的任意一種或一種以上的混合物。
7.按照權利要求5的方法，其特征在于所述的非烴類冷卻介質選自水或溫度低于提升管反應段內物流溫度的再生劑、待生劑或半再生劑中的任意一種或一種以上的混合物。
8.按照權利要求1的方法，其特征在于所述輕、重汽油的質量流量之比為0.5-2∶1。
9.按照權利要求1的方法，其特征在于所述輕汽油的干點為65-100℃。
10.按照權利要求1的方法，其特征在于所述重汽油的初餾點為80-100℃，其干點為180-204℃。
全文摘要
一種生產高品質汽油的催化裂化方法，是將預熱后的原料油注入提升管反應器中，與再生催化劑接觸、反應，分離所生成的反應油氣；所生成的汽油餾分分割為輕汽油餾分和重汽油餾分；所述重汽油餾分注入汽油改質反應器的提升管反應段，與經冷卻的再生催化劑接觸，并在反應溫度為350－500℃、劑油比為4－20的條件下進行反應，所生成的反應油氣和催化劑的混合物沿提升管反應段上行，進入流化床反應段，并與注入該反應段的輕汽油餾分接觸，使輕汽油餾分在反應溫度為300－450℃、劑油比為2－30的條件下進行反應，分離所生成的反應油氣和催化劑的混合物。該方法可在降低汽油中烯烴含量和硫含量的同時，保證改質后汽油收率，并強化重油轉化的方法。
文檔編號C10G11/00GK1621494SQ20031011551
公開日2005年6月1日 申請日期2003年11月28日 優先權日2003年11月28日
發明者侯栓弟, 李松年, 龍軍, 張久順, 張占柱, 毛安國, 魯維民, 周健, 許克家 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院