TWI757337B

TWI757337B - 一種低品質油的改質方法和改質系統

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Publication number: TWI757337B
Application number: TW106131069A
Authority: TW
Inventors: 龍軍; 侯煥娣; 王子軍; 申海平; 董明; 戴立順; 龔劍洪; 李吉廣; 張書紅; 王翠紅; 佘玉成; 王玉章; 陶夢瑩
Original assignee: 大陸商中國石油化工科技開發有限公司
Priority date: 2017-09-11
Filing date: 2017-09-11
Publication date: 2022-03-11
Also published as: TW201912772A

Abstract

本發明涉及一種低品質油的改質方法和改質系統。所述改質方法包括：(1)使低品質油在氫氣的存在下並且任選在轉化催化劑的存在下進行轉化反應，獲得轉化產物，(2)將所述轉化產物進行處理，獲得第一處理產物，其中所述第一處理產物包含特定含量的特定組份，和(3)將所述第一處理產物進行萃取分離，獲得改質油和殘渣。所述改質方法和改質系統具有操作穩定、改質效率高、綠色環保、焦炭產率低或者改質油收率高等優點。

Description

一種低品質油的改質方法和改質系統

本發明涉及燃料化工領域，特別是涉及一種低品質油的改質方法。本發明還涉及相應的改質系統。

近年來，化石燃料的低品質化趨勢逐年加劇。而且，渣油、劣質油、頁岩油、油砂重油以及煤衍生油等低品質燃料油的產量也逐年遞增。這類低品質油的特點是密度大、黏度大、雜原子(硫、氮、重金屬)含量高或者瀝青質含量高。另外，針對這類低品質油而開發的現有加工工藝(比如延遲焦化)存在著焦炭產率高、能源有效利用率低、經濟效益差、生產過程不環保等問題。因此，進一步開發這類低品質油的高效、綠色改質技術，已經成為石油化工行業的發展方向和研究重點之一。

中國專利ZL200310104918.2公開了一種劣質重、渣油的改質方法，其中將重、渣油先經懸浮床緩和氫化裂解，使絕大部分或全部金屬雜質從膠質和瀝青質中游離出來；該氫化產物通過可切換操作或可線上置換添料的金屬吸附反應器，吸附脫除懸浮床氫化裂解油中游離的金屬雜質；脫金屬後的產物送入渣油固定床氫化處理裝置深度氫化脫除其它雜質，生產優質重油催化裂解原料。

本發明的發明人經過刻苦的研究，發現了一種新型的低品質油的改質方法和改質系統，並由此完成了本發明。

具體而言，本發明涉及以下方面的內容。

1.一種改質方法，其特徵在於，包括以下步骤：(1)使低品質油作為改質原料在氫氣的存在下並且任選在轉化催化劑的存在下進行轉化反應，獲得轉化產物，(2)將所述轉化產物進行處理(比如組份調配或者組份分離)，獲得第一處理產物，其中所述第一處理產物包含含量為從20重量%至60重量%(優選從25重量%至55重量%，基於所述第一處理產物的總重量)的沸點或沸程介於350℃至524℃之間(優選介於355℃至500℃之間，比如介於380℃至524℃之間，或者介於400℃至500℃之間)的組份(特別是任選含有雜原子的至少一種烴)，和(3)將所述第一處理產物進行萃取分離，獲得改質油和殘渣，所述改質方法任選進一步包括以下步驟：(4)將所述殘渣的全部或者一部分(比如大於80重量%，優選大於90重量%，更優選至少95重量%)循環至所述步驟(1)。

2.按照前述方面1所述的改質方法，其中所述步驟(2)包括以下步驟中的一個或多個： (2-1)將所述轉化產物在第一壓力和第一溫度下進行分離，獲得氣體組份和液體組份，(2-2)將所述液體組份在第二壓力和第二溫度下進行分離，獲得第二分離產物和第一分離產物，其中所述分離使得所述第一分離產物包含含量為從20重量%至60重量%(優選從25重量%至55重量%，基於所述第一分離產物的總重量)的沸點或沸程介於350℃至524℃之間(優選介於355℃至500℃之間，比如介於380℃至524℃之間，或者介於400℃至500℃之間)的組份(特別是任選含有雜原子的至少一種烴)，並使得所述第二分離產物或其任一組份具有小於或等於350℃的終餾點，(2-3)任選地，將所述第二分離產物進行分離，獲得石腦油和常壓瓦斯油，和(2-4)任選地，將所述氣體組份循環至所述步驟(1)，其中，所述第一壓力大於所述第二壓力，優選所述第一壓力比所述第二壓力大從4MPa至24MPa，更優選所述第一壓力比所述第二壓力大從7MPa至19MPa。

3.按照前述方面1-2任一項所述的改質方法，其中所述步驟(3)包括以下步驟中的一個或多個：(3-1)使所述第一分離產物或者所述第一處理產物與溶劑在第三壓力和第三溫度下進行接觸(優選逆流接觸)，獲得所述改質油和所述殘渣，(3-2)任選地，將所述改質油進行氫化處理，獲得氫化後改質油，(3-3)任選地，將所述改質油進行氫化裂解，獲得氫化裂解產物，然後將所述氫化裂解產物分離為乾氣、液化氣、航空煤油、柴油和氫化尾油，(3-4)任選地，將所述氫化後改質油進行催化裂解，獲得第一催化裂解產物，然後將所述第一催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，(3-5)任選地，將所述氫化後改質油與所述常壓瓦斯油聯合進行催化裂解，獲得第二催化裂解產物，然後將所述第二催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，(3-6)任選地，將所述氫化後改質油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，獲得第三催化裂解產物，然後將所述第三催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，(3-7)任選地，將所述常壓瓦斯油進行氫化處理，獲得柴油，(3-8)任選地，將所述改質方法的任一步驟所獲得的循環油單獨或與所述改質油聯合進行氫化處理，獲得氫化處理油，(3-9)任選地，將所述氫化處理油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，獲得第四催化裂解產物，然後將所述第四催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿， (3-10)任選地，將所述改質方法的任一步驟所獲得的油漿和/或外供油漿循環至所述步驟(1)、所述步驟(2)和/或所述步驟(3)，或者(3-11)任選地，將所述改質方法的任一步驟所獲得的液化氣循環至所述步驟(3)或者所述步驟(3-1)。

4.按照前述方面1-3任一項所述的改質方法，其中所述轉化反應的反應條件包括：氫氣分壓為從10.0MPa至25.0MPa，優選從13.0MPa至20.0MPa，反應溫度為從380℃至470℃，優選從400℃至440℃，所述改質原料的體積空速為從0.01h^-1至2.0h^-1，優選從0.1h^-1至1.0h^-1，氫氣與所述改質原料的體積比為從500至5000，優選從800至2000，任選在轉化催化劑的存在下。

5.按照前述方面1-4任一項所述的改質方法，其中所述第一壓力為從10.0MPa至25.0MPa，優選從13.0MPa至20.0MPa，所述第一溫度為從380℃至470℃，優選從400℃至440℃，或者，所述第二壓力為從0.1MPa至5.0MPa，優選從0.1MPa至4.0MPa，所述第二溫度為從150℃至390℃，優選從200℃至370℃。

6.按照前述方面1-5任一項所述的改質方法，其中所述溶劑是C_3-7烴中的一種或多種，優選選自C_3-5烷烴和C_3-5烯烴中的一種或多種，比如選自C_3-4烷烴和C_3-4烯烴中的一種或多種，並且所述溶劑與所述第一分離產物或者所述第一處理產物的重量比為1-7：1，優選1.5-5：1。

7.按照前述方面1-6任一項所述的改質方法，其中所述第三壓力為從3MPa至12MPa，優選從3.5MPa至10MPa，並且所述第三溫度為從55℃至300℃，優選從70℃至220℃。

8.按照前述方面1-7任一項所述的改質方法，其中所述步驟(3-2)或者所述步驟(3-8)的反應條件包括：氫氣分壓為從5.0MPa至20.0MPa，優選從8.0MPa至15.0MPa，反應温度為從330℃至450℃，優選從350℃至420℃，原料油的體積空速為從0.1h^-1至3.0h^-1，優選從0.3h^-1至1.5h^-1，氫氣與原料油的體積比為從300至3000，優選從800至1500，在氫化催化劑的存在下；或者，所述步驟(3-3)的反應條件包括：氫氣分壓為從10.0MPa至20.0MPa，反應温度為從310℃至420℃，所述改質油的體積空速為從0.3h^-1至1.2h^-1，氫氣與所述改質油的體積比為從600至1500，在氫化裂解催化劑的存在下；或者，所述步驟(3-4)、所述步驟(3-5)、所述步驟(3-6)或者所述步驟(3-9)的反應條件包括：反應温度為從450℃至650℃，優選從480℃至560℃，反應壓力為從0.15MPa至0.4MPa，反應時間為從0.1秒至10秒，優選從0.2秒至4秒，裂解催化劑與原料油的重量比為從3至30，優選從5至15，水蒸氣與原料油的重量比為從0.05至0.6，優選從0.05至0.4，在裂解催化劑的存在下；或者，所述步驟(3-7)的反應條件包括：氫氣分壓為從7.0MPa至15.0MPa，反應壓力為從8MPa至12MPa，反應温度為從340℃至400℃；所述常壓瓦斯油的體積空速為從 0.6h^-1至1.5h^-1，氫氣與所述常壓瓦斯油的體積比為從500至800，在氫化催化劑的存在下。

9.按照前述方面1-8任一項所述的改質方法，其中所述殘渣的軟化點小於150℃。

10.按照前述方面1-9任一項所述的改質方法，其中所述低品質油包含瀝青質、瀝青烯和前瀝青烯中的一種或多種，特別是包含瀝青質，優選選自劣質油、脫油瀝青、重油、稠油、煤衍生油、頁岩油和石化廢油中的一種或多種，優選的是，所述重油選自拔頭原油、由油砂瀝青得到的重油和初餾點大於350℃的重油中的一種或多種，所述煤衍生油選自煤液化產生的煤液化油和煤熱解生成的煤焦油中的一種或多種，或者，所述石化廢油選自石化廢油泥、石化油渣及其煉製產品中的一種或多種。

11.按照前述方面1-10任一項所述的改質方法，其中所述第一分離產物或者所述第一處理產物的初餾點大於或等於330℃，或者，所述第一分離產物或者所述第一處理產物進一步包含沸點或沸程小於或等於350℃的輕組份，或者，所述第一分離產物或者所述第一處理產物進一步包含沸點或沸程大於500℃(優選大於524℃)的重組份，優選所述重組份包含瀝青質、瀝青烯和前瀝青烯中的一種或多種，特別是包含瀝青質。

12.按照前述方面1-11任一項所述的改質方法，其中所述步驟(2)在獲得所述第一處理產物之外，還獲得一種或多種第二處理產物，所述第二處理產物或其任一組份具有小於或等於350℃的終餾點。

13.一種改質系統，其特徵在於，包括轉化反應單元、轉化產物處理單元、第一控制單元、萃取分離單元和任選的殘渣處理單元，其中所述轉化反應單元被設置為能夠使得低品質油在氫氣的存在下並且任選在轉化催化劑的存在下進行轉化反應，並輸出獲得的轉化產物，所述轉化產物處理單元被設置為能夠將所述轉化產物進行處理(比如組份調配或者分離)，並輸出獲得的第一處理產物，所述第一控制單元被設置為能夠通過控制所述轉化產物處理單元的操作條件(比如操作溫度和/或操作壓力)，使得所述第一處理產物包含含量為從20重量%至60重量%(優選從25重量%至55重量%，基於所述第一處理產物的總重量)的沸點或沸程介於350℃至524℃之間(優選介於355℃至500℃之間，比如介於380℃至524℃之間，或者介於400℃至500℃之間)的組份(特別是任選含有雜原子的至少一種烴)，所述萃取分離單元被設置為能夠將所述第一處理產物進行萃取分離，並分別輸出獲得的改質油和殘渣，和所述殘渣處理單元被設置為能夠將所述殘渣的全部或者一部分(比如大於80重量%，優選大於90重量%，更優選至少95重量%)輸送至所述轉化反應單元。

14.根據前述方面13所述的改質系統，其中所述轉化產物處理單元包括第一轉化產物分離單元、第二轉化產物分離單元、任選的第二分離產物分離單元和任選的氣體組份輸送單元，所述第一轉化產物分離單元被設置為能夠將所述轉化產物進行分離，並分別輸出獲得的氣體組份和液體組份，所述第二轉化產物分離單元被設置為能夠將所述液體組份進行分離，並分別輸出獲得的第二分離產物和第一分離產物，所述第二分離產物分離單元被設置為能夠將所述第二分離產物進行分離，並分別輸出獲得的石腦油和常壓瓦斯油，和所述氣體組份輸送單元被設置為能夠將所述氣體組份輸送至所述轉化反應單元。

15.根據前述方面13-14任一項所述的改質系統，進一步包括第二控制單元和第三控制單元，其中所述第二控制單元被設置為能夠控制所述第一轉化產物分離單元的操作壓力(優選氣體組份的出口壓力)，所述第三控制單元被設置為能夠控制所述第二轉化產物分離單元的操作壓力(優選第二分離產物的出口壓力)，並且使得所述第一轉化產物分離單元的操作壓力大於所述第二轉化產物分離單元的操作壓力，優選的是，所述第三控制單元被設置為能夠通過控制所述第二轉化產物分離單元的操作條件(比如操作溫度和/或操作壓力)，使得所述第一分離產物包含含量為從20重量%至60重量%(優選從25重量%至55重量%，基於所述第一分離產物的總重量)的沸點或沸程介於350℃至524℃之間(優選介於355℃至500℃之間，比如介於380℃至524℃之間，或者介於400℃至500℃之間)的組份(特別是任選含有雜原子的至少一種烴)，並使得所述第二分離產物或其任一組份具有小於或等於350℃的終餾點。

16.根據前述方面13-15任一項所述的改質系統，其中所述萃取分離單元被設置為能夠使所述第一分離產物或者所述第一處理產物與溶劑進行接觸(優選逆流接觸)，並分別輸出獲得的所述改質油和所述殘渣。

17.根據前述方面13-16任一項所述的改質系統，進一步包括以下單元中的一個或多個：第一氫化單元，被設置為能夠將所述改質油進行氫化處理，並輸出獲得的氫化後改質油，第二氫化單元，被設置為能夠將所述改質油進行氫化裂解，並將所獲得的氫化裂解產物分離為乾氣、液化氣、航空煤油、柴油和氫化尾油，第一催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化後改質油進行催化裂解，並將所獲得的第一催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，第二催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化後改質油與所述常壓瓦斯油聯合進行催化裂解，並將所獲得的第二催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，第三催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化後改質油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，並將所獲得的第三催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，第三氫化單元，被設置為能夠將所述常壓瓦斯油進行氫化處理，並輸出獲得的柴油，第四氫化單元，被設置為能夠將所述改質系統的任一單元所獲得的循環油與所述改質油聯合進行氫化處理，並輸出獲得的氫化處理油，第四催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化處理油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，並將所獲得的第四催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，油漿輸送單元，被設置為能夠將所述改質系統的任一單元所獲得的油漿和/或外供油漿輸送至所述轉化反應單元、所述轉化產物處理單元和/或所述萃取分離單元，或者液化氣輸送單元，被設置為能夠將所述改質系統的任一單元所獲得的液化氣輸送至所述萃取分離單元。

技術效果

根據本發明的改質方法和改質系統，至少能夠實現如下技術效果中的一個，或者在優選的情況下，至少能夠同時實現如下技術效果中的兩個或更多個。

(1)三廢排放較少，幾乎不產生固體焦炭，生產過程綠色環保。

(2)能夠將低品質油高效率、最大量地改質為富含饱和结构、基本上不含重金屬且基本上不含沥青質的改質油。在此，在優選的情況下，所述低品質油的轉化率一般大於90重量%，優選大於95重量%，所述改質油中重金屬(以Ni+V為計)的含量一般小於10μg/g，優選小於1μg/g，並且所述改質油中瀝青質的含量一般小於2.0重量%，優選小於0.5重量%。

(3)能夠提高改質過程(特別是萃取分離步驟)的操作稳定性，顯著延長所述改質方法或者所述改質系統的運行週期。

(4)能夠獲得高的改質油收率。在此，在優選的情況下，改質油收率最高可以達到88%。

(5)能夠獲得低的甲苯不溶物收率。在此，在優選的情況下，甲苯不溶物收率最低可以達到0.5%。

(6)所獲得的改質油能夠進行進一步加工，以生產滿足國標的高品質航空煤油、高辛烷值汽油或者滿足國VI指標的高品質柴油。在此，在優選的情況下，高辛烷值汽油的收率一般大於50重量%，或者高品質航空煤油的收率一般大於35重量%等。

1-6,8,10-12,14-15,17-20‧‧‧管線

7‧‧‧轉化反應單元

9‧‧‧第一轉化產物分離單元

13‧‧‧第二轉化產物分離單元

16‧‧‧萃取分離單元

21‧‧‧第一氫化單元(圖2)/管線(圖3-4)

22‧‧‧氫化後改質油(圖2)/管線(圖3-4)

23,25,27,29-33‧‧‧管線(圖3)

24‧‧‧第三氫化單元(圖3)/管線(圖4)

26‧‧‧第三氫化單元(圖3)/管線(圖4)

28‧‧‧分餾系統(圖3)/管線(圖4)

20‧‧‧第四氫化單元(圖4)/管線(圖1)

23‧‧‧第四催化裂解單元(圖4)/管線(圖3)

圖1示意性地說明了本發明的一個實施方式的低品質油的改質方法。

圖2示意性地說明了本發明的另一個實施方式的低品質油的改質方法。

圖3示意性地說明了本發明的另一個實施方式的低品質油的改質方法。

圖4示意性地說明了本發明的另一個實施方式的低品質油的改質方法。

下面對本發明的具體實施方式進行詳細說明，但是需要指出的是，本發明的保護範圍並不受這些具體實施方式的限制，而是由附錄的申請專利範圍來確定。

本說明書提到的所有出版物、專利申請、專利和其它參考文獻全都引於此供參考。除非另有定義，本說明書所用的所有技術和科學術語都具有本領域技術人員傳統理解的含義。在有衝突的情況下，以本說明書的定義為准。

當本說明書以詞頭“本領域傳統使用”、“本領域傳統已知”或其類似用語來匯出材料、物質、方法、步驟、裝置或部件等時，該詞頭匯出的物件涵蓋本申請提出時本領域傳統使用或已知的那些，但也包括目前還不常用或還不普遍知道，卻將變成本領域公認為適用於類似目的的那些。

在本申請發明的上下文中，術語“瀝青烯”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將油中甲苯可溶、正己烷不溶物稱為瀝青烯。

在本申請發明的上下文中，術語“前瀝青烯”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將油中四氫呋喃可溶、甲苯不溶物稱為前瀝青烯。

在本申請發明的上下文中，術語“瀝青質”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將油中不溶於非極性的小分子正構烷烴(比如正戊烷或者正庚烷)而溶於苯或者甲苯的物質稱為瀝青質。

在本申請發明的上下文中，術語“石化油”通常指的是燃料化工領域作為原料而使用或者作為產品而製造的各種油，包括化石燃料、燃料油、化石燃料加工產品(比如柴油和煤油等)、廢油或廢渣等等。

在本申請發明的上下文中，術語“低品質油”指的是燃料化工領域任何有改質需求的油。作為所述油，具體比如可以舉出低品質化石燃料、低品質燃料油、低品質化石燃料加工產品(比如低品質汽油和柴油等)、化石燃料加工廢油或廢渣等等。作為所述改質需求，比如可以舉出通過化學反應來改變所述油中一種或多種組份的分子結構，以獲得燃料化工產品如汽油、柴油、煤油、液化氣和石腦油等。作為所述組份，特別可以舉出芳香族組份和瀝青質等。

在本申請發明的上下文中，術語“劣質油”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將滿足選自API度小於27、硫含量大於1.5重量%、TAN(總酸值)大於1.0mgKOH/g、餾程大於500℃、瀝青質含量大於10重量%和重金屬(以Ni+V為計)含量大於100μg/g中的任何一項或多項指標的油稱為劣質油。

在本申請發明的上下文中，術語“渣油”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將原油經過常減壓蒸餾得到的塔底餾出物稱為渣油。進一步舉例而言，一般將常壓塔底餾出物稱為常壓渣油(一般為沸點大於350℃的餾份)，或者一般將減壓塔底餾出物稱為減壓渣油(一般為沸點大於500℃或524℃的餾份)。

在本申請發明的上下文中，術語“循環油”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將催化裂解工藝獲得的餾程介於205℃至350℃之間的餾份(也稱為柴油餾份)或者餾程介於343℃至500℃之間的餾份(也稱為重循環油)稱為循環油。

在本申請發明的上下文中，從裂解工藝的分餾步驟獲得的塔底油，經過沉降器分離後，從沉降器上部排出的產品一般稱為澄清油，從沉降器底部排出的產品一般稱為油漿。

在本申請發明的上下文中，術語“重油”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將沸點在350℃以上的餾份油或者渣油稱為重油。進一步舉例而言，餾份油一般指的是原油或二次加工油經常壓精餾和減壓精餾得出的餾份產品，比如重柴油、重瓦斯油、潤滑油餾份或者裂解原料等。

在本申請發明的上下文中，術語“稠油”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將瀝青質和膠質含量較高、黏度較高的原油稱為稠油。進一步舉例而言，一般將地面20℃密度大於0.943、地下原油黏度大於50厘沒的原油叫稠油。

在本申請發明的上下文中，術語“脫油瀝青”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般指的是原料油在溶劑脫瀝青裝置中，通過與溶劑接觸、溶解分離、萃取塔塔底得到的富瀝青質、富含芳香組份的萃餘物。根據溶劑種類的不同，可分為丙烷脫油瀝青，丁烷脫油瀝青、戊烷脫油瀝青等。

在本申請發明的上下文中，術語“拔頭原油”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將在常減壓蒸餾工藝中對原油進行分餾時，從初餾塔的塔底或者驟沸塔的塔底排出的油稱為拔頭油。

在本申請發明的上下文中，術語“煤衍生油”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將以煤為原料，經過化學加工得到的液體燃料稱為煤衍生油。

在本申請發明的上下文中，術語“頁岩油”必須按照燃料化工領域通常的含義進行理解。舉例而言，一般將油母頁岩經低溫乾餾時獲得的褐色黏稠狀膏狀物稱為頁岩油，其有刺激性臭味，氮含量較高。

在本申請發明的上下文中，術語“分離”通常指的是物理分離，比如萃取、分液、蒸餾、蒸發、驟沸、冷凝等，除非另有特別說明或者不符合本領域技術人員的傳統理解。

在本申請發明的上下文中，沸點、沸程(有時也稱為餾程)、終餾點和初餾點或者類似參數均指的是常壓(101325Pa)下的值。

在沒有明確指明的情況下，本說明書內所提到的所有百分數、份數、比率等都是以重量為基準的，除非以重量為基準時不符合本領域技術人員的傳統認識。

需要特別說明的是，在本說明書的上下文中公開的兩個或多個方面(或實施方式)可以彼此任意組合，由此而形成的技術方案(比如方法或系統)屬於本說明書原始公開內容的一部分，同時也落入本發明的保護範圍之內。

根據本發明，首先涉及一種改質方法。在此，所述改質方法至少包括步驟(1)、步驟(2)和步驟(3)。

步驟(1)：使低品質油在氫氣的存在下進行轉化反應，獲得轉化產物(以下將該步驟稱為原料轉化步驟)。此時，以所述低品質油作為改質原料。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(1)中，為了使本發明所述的技術效果中的一個或多個更為顯著，所述低品質油可能包含瀝青質，可能包含瀝青烯，可能包含前瀝青烯，也可能包含瀝青質、瀝青烯和前瀝青烯中的兩種或更多種，特別是包含瀝青質和/或前瀝青烯。這些低品質油可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。本發明並不旨在明確所述瀝青質、所述瀝青烯或者所述前瀝青烯在所述低品質油中的具體含量，只要是根據本領域技術人員的傳統理解判斷為“含有”即可，但為了方便理解起見，所述含量比如一般至少為0.5重量%以上。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(1)中，作為所述低品質油，具體比如可以舉出劣質油、脫油瀝青、重油、稠油、煤衍生油、頁岩油和石化廢油。更具體舉例而言，作為所述重油，具體比如可以舉出拔頭原油、由油砂瀝青得到的重油和初餾點大於350℃的重油。另外，作為所述煤衍生油，具體比如可以舉出煤液化產生的煤液化油和煤熱解生成的煤焦油。另外，作為所述石化廢油，具體比如可以舉出石化廢油泥、石化油渣及其煉製產品。這些低品質油可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(1)中，作為所述轉化反應(也稱為臨氫熱轉化反應)，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限定。另外，所述轉化反應可以在本領域已知的任何轉化反應裝置(比如熱轉化反應器)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(1)中，氫氣分壓可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從10.0MPa至25.0MPa，優選從13.0MPa至20.0MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(1)中，反應溫度可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從380℃至470℃，優選從400℃至440℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(1)中，所述改質原料(比如所述低品質油)的體積空速可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.01h^-1至2.0h^-1，優選從0.1h^-1至1.0h^-1。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(1)中，氫氣與所述改質原料(比如所述低品質油)的體積比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從500至5000，優選從800至2000。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(1)中，所述轉化反應可以在轉化催化劑的存在下進行，也可以不在轉化催化劑的存在下進行。在此，作為所述轉化催化劑，比如可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何轉化催化劑或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，並沒有特別的限定。具體舉例而言，作為所述轉化催化劑，比如可以舉出本體型轉化催化劑，更具體比如可以舉出元素週期表第VB族金屬的化合物、元素週期表第VIB族金屬的化合物和元素週期表第VIII族金屬的化合物等，特別是Mo化合物、W化合物、Ni化合物、Co化合物、Fe化合物、V化合物和Cr化合物等。這些化合物可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述轉化催化劑的用量，以所述改質原料(比如所述低品質油)的總重量為基準，一般為從10μg/g至50000μg/g，優選從30μg/g至25000μg/g。

步驟(2)：將所述轉化產物進行處理，獲得第一處理產物(以下稱為轉化產物處理步驟)。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，作為所述處理，可以按照本領域已知的任何方式進行，只要能夠使得所述轉化產物在經過所述處理之後包含含量為從20重量%至60重量%(以下稱為特定含量)的沸點或沸程介於350℃至524℃之間的组分(以下稱為特別組份)即可，由此獲得所述第一處理產物。在此，作為所述處理，具體比如可以舉出向所述轉化產物中添加或者從所述轉化產物中減少預定量的所述特別組份，由此使得最終獲得的第一處理產物包含所述特定含量的所述特別組份的方法(以下稱為組份調配方法)，或者，將所述轉化產物進行組份分離，由此使得最終獲得的第一處理產物包含所述特定含量的所述特別組份的方法(以下稱為組份分離方法)。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，通過使所述第一處理產物包含所述特定含量的所述特別組份，至少能夠提高改質過程(特別是萃取分離步驟)的操作稳定性。在此，作為所述特定含量，一般為從20重量%至60重量%，優選從25重量%至55重量%，基於所述第一處理產物的總重量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，所述特別組份的沸點或沸程進一步可以為介於350℃至524℃之間，比如介於380℃至524℃之間，或者介於400℃至500℃之間。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，所述特別組份來自於石化油，並且一般是烴，特別是多種烴的混合物。在此，作為所述烴，指的是基本上由碳原子和氫原子構成的化合物，但在其分子結構中有時還可以進一步包含O、N、P、Cl或者S等雜原子。本發明並不旨在明確所述特別組份的具體化學結構，只要其含量和沸點(或沸程)滿足本說明書的前述任一相應規定即可。而且，所述特別組份可以從市面上購得，也可以通過簡便的方法進行製造，只要其屬於石化油(特別是所述烴或所述烴混合物)，並且沸點(或沸程)滿足本說明書的前述任一相應規定即可。鑒於此，作為其來源，所述特別組份由於通常作為構成組份包含在所述轉化產物中，因此可以直接來源於所述轉化產物。或者，所述特別組份也可能來源於所述改質原料或者本說明書所述改質方法的任一步驟所獲得的石化油，特別是來源於本說明書在下文所述的殘渣和油漿等。而且，作為所述特別組份的製造方法，比如可以舉出將所述石化油進行蒸餾，留取沸點(或沸程)滿足本說明書的前述任一相應規定的餾份，即獲得所述特別組份。另外，作為所述特別組份的所述特定含量的測量方法，比如可以舉出對所述第一處理產物進行蒸餾，留取沸點(或沸程)滿足本說明書的前述任一相應規定的全部餾份，以所述餾份占所述第一處理產物總重量的百分比作為所述特定含量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，所述第一處理產物的初餾點一般大於或等於300℃，比如大於或等於330℃，進一步比如大於或等於350℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，除了所述特別組份之外，所述第一處理產物還可能進一步包含沸點或沸程小於或等於350℃的輕組份。本發明並不旨在明確所述輕組份在所述第一處理產物中的具體含量，但舉例而言，所述輕組份的含量比如可以是從1重量%至10重量%，基於所述第一處理產物的總重量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，除了所述特別組份之外，所述第一處理產物還可能進一步包含沸點或沸程大於500℃(優選大於524℃)的重組份。在此，所謂“沸點或沸程大於500℃”，指的是所述重組份顯示出大於500℃的沸點或沸程，但也包括所述重組份在大於500℃的溫度下發生熱分解而不顯示沸點或沸程的情況。另外，為了使本發明所述的技術效果中的一個或多個更為顯著，在優選的情況下，所述重組份包含瀝青質、瀝青烯、前瀝青烯或者其組合作為構成成分，特別是包含瀝青質作為構成成分。本發明並不旨在明確所述重組份在所述第一處理產物中的具體含量，但舉例而言，所述重組份的含量比如可以是餘量，基於所述第一處理產物的總重量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，除了所述特別組份和所述輕組份之外，所述第一處理產物還可能進一步包含沸點或沸程大於500℃(優選大於524℃)的重組份。在此，所謂“沸點或沸程大於500℃”，指的是所述重組份顯示出大於500℃的沸點或沸程，但也包括所述重組份在大於500℃的溫度下發生熱分解而不顯示沸點或沸程的情況。另外，為了使本發明所述的技術效果中的一個或多個更為顯著，在優選的情況下，所述重組份包含瀝青質、瀝青烯、前瀝青烯或者其組合作為構成成分，特別是包含瀝青質作為構成成分。本發明並不旨在明確所述重組份在所述第一處理產物中的具體含量，但舉例而言，所述重組份的含量比如可以是餘量，基於所述第一處理產物的總重量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，除了所述第一處理產物之外，還可能獲得一種或多種第二處理產物。在此，所述第二處理產物或其任一組份顯示出小於或等於350℃的終餾點。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2)中，作為所述組份分離方法，具體比如可以舉出蒸發、蒸餾和驟沸等。這些組份分離方法可以按照本領域傳統已知的任何方式進行，只要其能夠最終獲得所述第一處理產物即可。更為具體舉例而言，作為所述組份分離方法，比如可以舉出包含步驟(2-1)和步驟(2-2)的分離方法。

步驟(2-1)：將所述轉化產物在第一壓力和第一溫度下進行分離，獲得氣體組份和液體組份。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-1)中，作為所述分離，可以按照本領域已知的任何方法和任何方式進行，具體比如可以舉出蒸餾、分餾和驟沸等，特別是蒸餾。另外，所述分離可以在本領域已知的任何分離裝置(比如蒸餾塔)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-1)中，所述氣體組份一般富含氫氣，或者說所述氣體組份以氫氣為主要成分。在此，本發明並不旨在明確氫氣在所述氣體組份中的具體含量，但作為舉例而言，氫氣的含量一般至少為85重量%以上。根據需要，可以將所述氣體組份作為氫氣循環至所述步驟(1)以參與所述轉化反應。另外，舉例而言，在使用加壓蒸餾塔或類似裝置進行所述分離時，所述氣體組份代表塔頂餾份，而所述液體組份代表塔底餾份。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-1)中，所述第一壓力一般為從10.0MPa至25.0MPa，優选從13.0MPa至20.0MPa。在此，為了方便測量起見，所述第一壓力一般指的是所述氣體組份的壓力，或者換句話說，在使用分離裝置進行所述分離時，所述第一壓力一般指的是所述氣體組份離開所述分離裝置時的出口壓力。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-1)中，所述第一温度一般為從380℃至470℃，優选從400℃至440℃。在此，為了方便測量起見，所述第一溫度一般指的是所述液體組份的溫度，或者換句話說，在使用分離裝置進行所述分離時，所述第一溫度一般指的是所述液體組份離開所述分離裝置時的出口溫度。

步驟(2-2)：將所述液體組份在第二壓力和第二溫度下進行分離，獲得第二分離產物和第一分離產物。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，作為所述分離，可以按照本領域已知的任何方法和任何方式進行，具體比如可以舉出蒸餾和分餾等，特別是常壓或加壓蒸餾。另外，所述分離可以在本領域已知的任何分離裝置(比如常壓蒸餾槽或加壓蒸餾塔)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，所述第二壓力一般為從0.1MPa至5.0MPa，優选從0.1MPa至4.0MPa。在此，為了方便測量起見，所述第二壓力一般指的是所述第二分離產物的壓力，或者換句話說，在使用分離裝置進行所述分離時，所述第二壓力一般指的是所述第二分離產物離開所述分離裝置時的出口壓力。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，所述第二温度一般為從150℃至390℃，優选從200℃至370℃。在此，為了方便測量起見，所述第二溫度一般指的是所述第一分離產物的溫度，或者換句話說，在使用分離裝置進行所述分離時，所述第二溫度一般指的是所述第一分離產物離開所述分離裝置時的出口溫度。

根據本發明的一個方面，為了使本發明所述的技術效果中的一個或多個更為顯著，所述第一壓力一般大於所述第二壓力，優選所述第一壓力比所述第二壓力大從4MPa至24MPa，更優選所述第一壓力比所述第二壓力大從7MPa至19MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，為了使本發明所述的技術效果中的一個或多個更為顯著，在經過所述分離之後，最終獲得的所述第一分離產物包含含量為從20重量%至60重量%(以下稱為特定含量)的沸點或沸程介於350℃至524℃之間的组分(以下稱為特別組份)，同時所述第二分離產物或其任一组分具有小於或等於350℃的终餾點。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，作為所述特別組份的所述特定含量，一般為從20重量%至60重量%，優選從25重量%至55重量%，基於所述第一分離產物的總重量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，所述特別組份的沸點或沸程進一步可以為介於350℃至500℃之間，比如介於380℃至524℃之間，或者介於400℃至500℃之間。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，所述特別組份一般是烃，特別是多種烴的混合物。在此，作為所述烴，指的是基本上由碳原子和氫原子構成的化合物，但在其分子結構中有時還可以進一步包含O、N、P、Cl或者S等雜原子。本發明並不旨在明確所述特別組份的具體化學結構，只要其含量和沸點(或沸程)滿足本說明書的前述任一相應規定即可。另外，從其獲得方式可知，所述特別組份原本作為構成組份包含在所述轉化產物或者所述液體組份之中。然後，經過所述分離，所述特別組份(的一部分或者全部)轉而成為所述第一分離產物的必要構成組份。另外，作為所述特別組份的所述特定含量的測量方法，比如可以舉出對所述第一分離產物進行蒸餾，留取沸點(或沸程)滿足本說明書的前述任一相應規定的全部餾份，以所述餾份占所述第一分離產物總重量的百分比作為所述特定含量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，所述第一分離產物的初餾點一般大於或等於300℃，比如大於或等於330℃，進一步比如大於或等於350℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，除了所述特別組份之外，所述第一分離產物還可能進一步包含沸點或沸程小於或等於350℃的輕組份。本發明並不旨在明確所述輕組份在所述第一分離產物中的具體含量，但舉例而言，所述輕組份的含量比如可以是從1重量%至10重量%，基於所述第一分離產物的總重量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，除了所述特別組份之外，所述第一分離產物還可能進一步包含沸點或沸程大於500℃(優選大於524℃)的重組份。在此，所謂“沸點或沸程大於500℃”，指的是所述重組份顯示出大於500℃的沸點或沸程，但也包括所述重組份在大於500℃的溫度下發生熱分解而不顯示沸點或沸程的情況。另外，為了使本發明所述的技術效果中的一個或多個更為顯著，在優選的情況下，所述重組份包含瀝青質、瀝青烯、前瀝青烯或者其組合作為構成成分，特別是包含瀝青質作為構成成分。本發明並不旨在明確所述重組份在所述第一分離產物中的具體含量，但舉例而言，所述重組份的含量比如可以是餘量，基於所述第一分離產物的總重量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，除了所述特別組份和所述輕組份之外，所述第一分離產物還可能進一步包含沸點或沸程大於500℃(優選大於524℃)的重組份。在此，所謂“沸點或沸程大於500℃”，指的是所述重組份顯示出大於500℃的沸點或沸程，但也包括所述重組份在大於500℃的溫度下發生熱分解而不顯示沸點或沸程的情況。另外，為了使本發明所述的技術效果中的一個或多個更為顯著，在優選的情況下，所述重組份包含瀝青質、瀝青烯、前瀝青烯或者其組合作為構成成分，特別是包含瀝青質作為構成成分。本發明並不旨在明確所述重組份在所述第一分離產物中的具體含量，但舉例而言，所述重組份的含量比如可以是餘量，基於所述第一分離產物的總重量。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-2)中，舉例而言，在使用蒸餾塔、驟沸槽或類似裝置進行所述分離時，所述第一分離產物代表塔底液或槽底凝液，而所述第二分離產物代表塔頂輕組份或槽頂驟沸輕組份。

根據本發明的一個方面，所述轉化產物處理步驟任選還可以進一步包括步驟(2-3)、步驟(2-4)或者二者的組合。

步驟(2-3)：將所述第二處理產物(包括所述第二分離產物)進行分離，獲得石腦油和常壓瓦斯油。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-3)中，作為所述分離，可以按照本領域已知的任何方法和任何方式進行，具體比如可以舉出蒸餾和分餾等，特別是分餾。另外，所述分離可以在本領域已知的任何分離裝置(比如分餾塔)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-3)中，操作壓力一般為從0.05MPa至2.0MPa，優選從0.1.0MPa至1.0MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-3)中，操作溫度一般為從50℃至350℃，優選從150℃至330℃。

步驟(2-4)：將所述氣體組份循環至所述步驟(1)。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(2-4)中，可以將所述氣體組份作為氫氣循環至改質方法中任何需要氫氣參與的操作步驟，比如所述步驟(1)。

步驟(3)：將所述第一處理產物(包括所述第一分離產物)進行萃取分離，獲得改質油和殘渣(以下稱為萃取分離步驟)。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3)中，為了使本發明所述的技術效果中的一個或多個更為顯著，特別是為了進一步提高所述萃取分離步驟的操作稳定性，所述殘渣的軟化點一般小於150℃。

根據本發明的一個方面，所述步驟(3)可以按照包括步驟(3-1)的萃取分離方法進行。

步驟(3-1)：使所述第一處理產物(包括所述第一分離產物)與溶劑在第三壓力和第三溫度下進行接觸，獲得所述改質油和所述殘渣。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-1)中，作為所述接觸，可以按照本領域已知的任何方法和任何方式進行，只要可以使得所述第一處理產物被所述溶劑充分萃取，由此獲得所述改質油和所述殘渣即可，具體比如可以舉出逆流接觸等。另外，所述萃取可以在本領域已知的任何萃取裝置(比如萃取塔)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-1)中，作為所述溶劑，比如可以舉出C_3-7烴，更具體比如可以舉出C_3-5 烷烴和C_3-5烯烴，特別是C_3-4烷烴和C_3-4烯烴。這些溶劑可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述溶劑或其一部分，還可以使用本說明書下文所述的液化氣。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-1)中，所述溶劑與所述第一處理產物(包括所述第一分離產物)的重量比(稱為溶劑比)一般為1-7：1，優選1.5-5：1。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-1)中，所述第三壓力一般為從3MPa至12MPa，優選從3.5MPa至10MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-1)中，所述第三溫度一般為從55℃至300℃，優選從70℃至220℃。

根據本發明的一個方面，根據需要，所述萃取分離步驟任選還可以進一步包括步驟(3-2)至步驟(3-11)中的一個或多個。

步驟(3-2)：任選地，將所述改質油進行氫化處理，獲得氫化後改質油。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-2)中，作為所述氫化處理，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限定。另外，所述氫化處理可以在本領域已知的任何氫化處理裝置(比如固定床反應器、流化床反應器)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-2)中，氫氣分壓可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從5.0MPa至 20.0MPa，優選從8.0MPa至15.0MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-2)中，反應温度可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從330℃至450℃，優選從350℃至420℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-2)中，原料油(指的是所述改質油)的體積空速可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.1h^-1至3.0h^-1，優選從0.3h^-1至1.5h^-1。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-2)中，氫氣與原料油(指的是所述改質油)的體積比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從300至3000，優選從800至1500。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-2)中，所述氫化處理一般在氫化催化劑的存在下進行。在此，作為所述氫化催化劑，比如可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何氫化催化劑或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，而且所述氫化催化劑在所述步驟中的用量可以參照本領域的傳統認識，並沒有特別的限定。具體舉例而言，所述氫化催化劑一般包含載體和活性金屬組份。更為具體而言，作為所述活性金屬組份，比如可以舉出元素週期表第VIB族金屬以及元素週期表第VIII族非貴金屬等，特別是鎳與鎢的組合，鎳、鎢與鈷的組合，鎳與钼的組合，或者鈷與钼的组合。這些活性金屬組份可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述載體，比如可以舉出氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。本發明對所述載體和所述活性金屬組份各自的含量沒有特別的限定，可以參照本領域的傳統認識。

步驟(3-3)：任選地，將所述改質油進行氫化裂解，獲得氫化裂解產物。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-3)中，作為所述氫化裂解，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限定。另外，所述氫化裂解可以在本領域已知的任何氫化裂解裝置(比如固定床反應器、流化床反應器)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-3)中，將所述氫化裂解產物進一步分離為乾氣、液化氣、航空煤油、柴油和氫化尾油。在此，作為所述分離，可以按照本領域已知的任何方法和任何方式進行，具體比如可以舉出蒸餾和分餾等，特別是分餾。另外，所述分離可以在本領域已知的任何分離裝置(比如分餾塔)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-3)中，氫氣分壓可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從10.0MPa至20.0MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-3)中，反應温度可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從310℃至420℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-3)中，所述改質油的體積空速可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.3h^-1至1.2h^-1。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-3)中，氫氣與所述改質油的體積比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從600至1500。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-3)中，所述氫化裂解一般在氫化裂解催化劑的存在下進行。在此，作為所述氫化裂解催化劑，比如可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何氫化裂解催化劑或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，而且所述氫化裂解催化劑在所述步驟中的用量可以參照本領域的傳統認識，並沒有特別的限定。具體舉例而言，所述氫化裂解催化劑一般包含載體、活性金屬組份和裂解活性組元。更為具體舉例而言，作為所述活性金屬組份，比如可以舉出元素週期表第VIB族金屬的硫化物、元素週期表第VIII族賤金屬的硫化物或者元素週期表第VIII族貴金屬等，特別是Mo硫化物、W硫化物、Ni硫化物、Co硫化物、Fe硫化物、Cr硫化物、Pt和Pd等。這些活性金屬組份可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述裂解活性組元，比如可以舉出無定形矽鋁和分子篩等。這些裂解活性組元可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。再者，作為所述載體，比如可以舉出氧化鋁、氧化矽、氧化鈦和活性炭等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。本發明對所述載體、所述活性金屬組份和所述裂解活性組元各自的含量沒有特別的限定，可以參照本領域的傳統認識。

步驟(3-4)：任選地，將所述氫化後改質油進行催化裂解(簡稱FCC)，獲得第一催化裂解產物。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-4)中，可以將所述第一催化裂解產物進一步分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿。在此，作為所述分離，可以按照本領域已知的任何方法和任何方式進行，具體比如可以舉出蒸餾和分餾等，特別是分餾。另外，所述分離可以在本領域已知的任何分離裝置(比如分餾塔)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-4)中，作為所述催化裂解，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限定。另外，所述催化裂解可以在本領域已知的任何催化裂解裝置(比如流化床反應器)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-4)中，反應温度可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從450℃至650℃，優選從480℃至560℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-4)中，反應壓力可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.15MPa至0.4MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-4)中，反應時間可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.1秒至10秒，優選從0.2秒至4秒。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-4)中，裂解催化劑與原料油(指的是所述氫化後改質油)的重量比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從3至30，優選從5至15。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-4)中，水蒸氣與原料油(指的是所述氫化後改質油)的重量比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.05至0.6，優選從0.05至0.4。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-4)中，所述催化裂解一般在裂解催化劑的存在下進行。在此，作為所述裂解催化劑，比如可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何裂解催化劑或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，並沒有特別的限定。具體舉例而言，所述裂解催化劑一般是固體酸催化劑，優選包含裂解活性組元和載體。更為具體舉例而言，作為所述裂解活性組元，比如可以舉出沸石，特別是任選含有稀土元素的Y型沸石、任選含有稀土元素的HY型沸石、任選含有稀土元素的超穩Y型沸石以及任選含有稀土元素的β型沸石等。這些裂解活性組元可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述載體，比如可以舉出難熔無機氧化物、天然黏土、氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。本發明對所述裂解活性組元和所述載體各自的含量沒有特別的限定，可以參照本領域的傳統認識。

步驟(3-5)：任選地，將所述氫化後改質油與所述常壓瓦斯油聯合進行催化裂解，獲得第二催化裂解產物。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-5)中，所謂聯合，指的是所述氫化後改質油與所述常壓瓦斯油共同作為所述催化裂解的原料。為此，二者可以按照預定的比例預先混合然後再進行所述催化裂解，也可以按照預定的比例同時進行所述催化裂解，並沒有特別的限定。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-5)中，可以將所述第二催化裂解產物進一步分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿。在此，作為所述分離，可以按照本領域已知的任何方法和任何方式進行，具體比如可以舉出蒸餾和分餾等，特別是分餾。另外，所述分離可以在本領域已知的任何分離裝置(比如分餾塔)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-5)中，作為所述催化裂解，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限定。另外，所述催化裂解可以在本領域已知的任何催化裂解裝置(比如流化床反應器)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-5)中，反應温度可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從450℃至650℃，優選從480℃至560℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-5)中，反應壓力可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.15MPa至0.4MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-5)中，反應時間可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.1秒至10秒，優選從0.2秒至4秒。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-5)中，裂解催化劑與原料油(指的是所述氫化後改質油和所述常壓瓦斯油)的重量比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從3至30，優選從5至15。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-5)中，水蒸氣與原料油(指的是所述氫化後改質油和所述常壓瓦斯油)的重量比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.05至0.6，優選從0.05至0.4。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-5)中，所述催化裂解一般在裂解催化劑的存在下進行。在此，作為所述裂解催化劑，比如可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何裂解催化劑或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，並沒有特別的限定。具體舉例而言，所述裂解催化劑一般是固體酸催化劑，優選包含裂解活性組元和載體。更為具體舉例而言，作為所述裂解活性組元，比如可以舉出沸石，特別是任選含有稀土元素的Y型沸石、任選含有稀土元素的HY型沸石、任選含有稀土元素的超穩Y型沸石以及任選含有稀土元素的β型沸石等。這些裂解活性組元可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述載體，比如可以舉出難熔無機氧化物、天然黏土、氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。本發明對所述裂解活性組元和所述載體各自的含量沒有特別的限定，可以參照本領域的傳統認識。

步驟(3-6)：任選地，將所述氫化後改質油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，獲得第三催化裂解產物。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-6)中，所謂聯合，指的是所述氫化後改質油與所述第二分離產物共同作為所述催化裂解的原料。為此，二者可以按照預定的比例預先混合然後再進行所述催化裂解，也可以按照預定的比例同時進行所述催化裂解，並沒有特別的限定。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-6)中，可以將所述第三催化裂解產物進一步分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿。在此，作為所述分離，可以按照本領域已知的任何方法和任何方式進行，具體比如可以舉出蒸餾和分餾等，特別是分餾。另外，所述分離可以在本領域已知的任何分離裝置(比如分餾塔)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-6)中，作為所述催化裂解，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限定。另外，所述催化裂解可以在本領域已知的任何催化裂解裝置(比如流化床反應器)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-6)中，反應温度可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從450℃至 650℃，優選從480℃至560℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-6)中，反應壓力可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.15MPa至0.4MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-6)中，反應時間可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.1秒至10秒，優選從0.2秒至4秒。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-6)中，裂解催化劑與原料油(指的是所述氫化後改質油和所述第二分離產物)的重量比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從3至30，優選從5至15。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-6)中，水蒸氣與原料油(指的是所述氫化後改質油和所述第二分離產物)的重量比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.05至0.6，優選從0.05至0.4。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-6)中，所述催化裂解一般在裂解催化劑的存在下進行。在此，作為所述裂解催化劑，比如可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何裂解催化劑或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，並沒有特別的限定。具體舉例而言，所述裂解催化劑一般是固體酸催化劑，優選包含裂解活性組元和載體。更為具體舉例而言，作為所述裂解活性組元，比如可以舉出沸石，特別是任選含有稀土元素的Y型沸石、任選含有稀土元素的HY型沸石、任選含有稀土元素的超穩Y型沸石以及任選含有稀土元素的β型沸石等。這些裂解活性組元可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述載體，比如可以舉出難熔無機氧化物、天然黏土、氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。本發明對所述裂解活性組元和所述載體各自的含量沒有特別的限定，可以參照本領域的傳統認識。

步驟(3-7)：任選地，將所述常壓瓦斯油進行氫化處理，獲得柴油。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-7)中，作為所述氫化處理，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限定。另外，所述氫化處理可以在本領域已知的任何氫化處理裝置(比如固定床反應器、流化床反應器)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-7)中，氫氣分壓可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從7.0MPa至15.0MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-7)中，反應壓力可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從8MPa至12MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-7)中，反應温度可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從340℃至400℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-7)中，所述常壓瓦斯油的體積空速可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.6h^-1至1.5h^-1。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-7)中，氫氣與所述常壓瓦斯油的體積比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從500至800。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-7)中，所述氫化處理一般在氫化催化劑的存在下進行。在此，作為所述氫化催化劑，比如可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何氫化催化劑或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，而且所述氫化催化劑在所述步驟中的用量可以參照本領域的傳統認識，並沒有特別的限定。具體舉例而言，所述氫化催化劑一般包含載體和活性金屬組份。更為具體而言，作為所述活性金屬組份，比如可以舉出元素週期表第VIB族金屬以及元素週期表第VIII族非貴金屬等，特別是鎳與鎢的組合，鎳、鎢與鈷的組合，鎳與钼的組合，或者鈷與钼的组合。這些活性金屬組份可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述載體，比如可以舉出氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。本發明對所述載體和所述活性金屬組份各自的含量沒有特別的限定，可以參照本領域的傳統認識。

步驟(3-8)：任選地，將所述改質方法的任一步驟所獲得的循環油與所述改質油聯合進行氫化處理，獲得氫化處理油。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-8)中，所謂聯合，指的是所述循環油與所述改質油共同作為所述氫化處理的原料。為此，二者可以按照預定的比例預先混合然後再進行所述氫化處理，也可以按照預定的比例同時進行所述氫化處理，並沒有特別的限定。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-8)中，作為所述氫化處理，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限定。另外，所述氫化處理可以在本領域已知的任何氫化處理裝置(比如固定床反應器、流化床反應器)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-8)中，氫氣分壓可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從5.0MPa至20.0MPa，優選從8.0MPa至15.0MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-8)中，反應温度可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從330℃至450℃，優選從350℃至420℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-8)中，原料油(指的是所述循環油和所述改質油)的體積空速可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.1h^-1至3.0h^-1，優選從0.3h^-1至1.5h^-1。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-8)中，氫氣與原料油(指的是所述循環油和所述改質油)的體積比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從300至3000，優選從800至1500。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-8)中，所述氫化處理一般在氫化催化劑的存在下進行。在此，作為所述氫化催化劑，比如可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何氫化催化劑或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，而且所述氫化催化劑在所述步驟中的用量可以參照本領域的傳統認識，並沒有特別的限定。具體舉例而言，所述氫化催化劑一般包含載體和活性金屬組份。更為具體而言，作為所述活性金屬組份，比如可以舉出元素週期表第VIB族金屬以及元素週期表第VIII族非貴金屬等，特別是鎳與鎢的組合，鎳、鎢與鈷的組合，鎳與钼的組合，或者鈷與钼的组合。這些活性金屬組份可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述載體，比如可以舉出氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。本發明對所述載體和所述活性金屬組份各自的含量沒有特別的限定，可以參照本領域的傳統認識。

步驟(3-9)：任選地，將所述氫化處理油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，獲得第四催化裂解產物。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-9)中，所謂聯合，指的是所述氫化處理油與所述第二分離產物共同作為所述催化裂解的原料。為此，二者可以按照預定的比例預先混合然後再進行所述催化裂解，也可以按照預定的比例同時進行所述催化裂解，並沒有特別的限定。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-9)中，可以將所述第四催化裂解產物進一步分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿。在此，作為所述分離，可以按照本領域已知的任何方法和任何方式進行，具體比如可以舉出蒸餾和分餾等，特別是分餾。另外，所述分離可以在本領域已知的任何分離裝置(比如分餾塔)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-9)中，作為所述催化裂解，可以按照本領域已知的任何方式進行，並沒有特別的限定。另外，所述催化裂解可以在本領域已知的任何催化裂解裝置(比如流化床反應器)中進行，本領域技術人員可以對此進行合理選擇。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-9)中，反應温度可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從450℃至650℃，優選從480℃至560℃。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-9)中，反應壓力可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.15MPa至0.4MPa。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-9)中，反應時間可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.1秒至10秒，優選從0.2秒至4秒。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-9)中，裂解催化劑與原料油(指的是所述氫化處理油和所述第二分離產物)的重量比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從3至30，優選從5至15。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-9)中，水蒸氣與原料油(指的是所述氫化處理油和所述第二分離產物)的重量比可以參照本領域的傳統選擇，但一般為從0.05至0.6，優選從0.05至0.4。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-9)中，所述催化裂解一般在裂解催化劑的存在下進行。在此，作為所述裂解催化劑，比如可以舉出本領域為此目的而傳統使用的任何裂解催化劑或者可以按照本領域傳統已知的任何製造方法進行製造，並沒有特別的限定。具體舉例而言，所述裂解催化劑一般是固體酸催化劑，優選包含裂解活性組元和載體。更為具體舉例而言，作為所述裂解活性組元，比如可以舉出沸石，特別是任選含有稀土元素的Y型沸石、任選含有稀土元素的HY型沸石、任選含有稀土元素的超穩Y型沸石以及任選含有稀土元素的β型沸石等。這些裂解活性組元可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。另外，作為所述載體，比如可以舉出難熔無機氧化物、天然黏土、氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁等。這些載體可以單獨使用一種，或者以任意的比例组合使用多種。本發明對所述裂解活性組元和所述載體各自的含量沒有特別的限定，可以參照本領域的傳統認識。

步驟(3-10)：任選地，將所述改質方法的任一步驟所獲得的油漿和/或外供油漿循環至所述步驟(1)、所述步驟(2)和/或所述步驟(3)。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-10)中，所謂外供油漿，指的是非來源於本發明改質方法的任一步驟的油漿，而是來源於其他途徑(比如外界輸送或外購)的油漿。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-10)中，通過將所述油漿照此進行循環利用，至少能夠提高所述改質方法的操作稳定性，或者在優選的情況下，至少能夠進一步提高改質油的收率。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-10)中，作為所述油漿的循環方式，具體比如可以舉出將所述油漿循環至所述步驟(1)，與所述低品質油一起作為改質原料繼續進行所述轉化反應的方式，或者，將所述油漿循環至所述步驟(2)，與所述轉化產物按照預定比例進行混合，由此對所述轉化產物進行組份調配的方式，或者將所述油漿循環至所述步驟(3)，由此使得所述萃取分離在所述油漿的存在下進行的方式。這些方式可以單獨使用一種，或者任意组合使用多種。

步驟(3-11)：任選地，將所述改質方法的任一步驟所獲得的液化氣循環至所述步驟(3)。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(3-11)中，將所述液化氣循環至所述步驟(3)，包括所述步驟(3-1)，作為所述溶劑或者所述溶劑的一部分。

根據本發明的一個方面，所述改質方法任選還可能進一步包括步驟(4)。

步驟(4)：將所述殘渣的全部或者一部分循環至所述步驟(1)(以下稱為殘渣循環步驟)。

根據本發明的一個方面，在所述步驟(4)中，可以將所述殘渣的一部分(比如大於80重量%，優選大於90重量%，更優選至少95重量%)循環至所述步驟(1)，與所述低品質油一起作為改質原料繼續進行所述轉化反應，其餘部分外甩。該外甩部分的殘渣占全部殘渣的比例稱為殘渣外甩率，單位是重量%。

根據本發明，還涉及一種改質系統。由於所述改質系統被專門設置以用於實施本發明所述的改質方法，因此本說明書的上下文中針對所述改質系統未具體說明或解釋的任何內容、術語、特徵或者限定等，均可以直接參照本說明書的上下文中針對所述改質方法所做的相應說明或解釋。另外，本說明書的上下文中針對所述改質方法公開的一個或多個方面(或實施方式)與本說明書的上下文中針對所述改質系統公開的一個或多個方面(或實施方式)可以彼此任意组合，由此而形成的技術方案(比如方法或系統)屬於本說明書原始公開內容的一部分，同時也落入本發明的保護範圍之內。

根據本發明的一個方面，所述改質系統包括轉化反應單元、轉化產物處理單元、第一控制單元和萃取分離單元。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述轉化反應單元被設置為能夠使得低品質油在氫氣的存在下並且任選在轉化催化劑的存在下進行轉化反應，並輸出獲得的轉化產物。在此，作為所述轉化反應單元，具體比如可以舉出臨氫熱轉化反應器。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述轉化產物處理單元被設置為能夠將所述轉化產物進行處理，並輸出獲得的第一處理產物。在此，作為所述轉化產物處理單元，具體比如可以舉出驟沸槽、分餾塔或者蒸餾塔。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述第一控制單元被設置為能夠通過控制所述轉化產物處理單元的操作條件(比如操作溫度和/或操作壓力)，使得所述第一處理產物包含含量為從20重量%至60重量%的沸點或沸程介於350℃至524℃之間的組份。在此，作為所述第一控制單元，具體比如可以舉出溫度控制裝置或者壓力控制裝置。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述萃取分離單元被設置為能夠將所述第一處理產物進行萃取分離，並分別輸出獲得的改質油和殘渣。在此，作為所述萃取分離單元，具體比如可以舉出萃取塔。

根據本發明的一個方面，所述改質系統任選進一步包括殘渣處理單元。所述殘渣處理單元被設置為能夠將所述殘渣的全部或者一部分輸送至所述轉化反應單元。在此，作為所述殘渣處理單元，具體比如可以舉出泵或者輸送管線。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述轉化產物處理單元進一步可以包括第一轉化產物分離單元、第二轉化產物分離單元、任選的第二分離產物分離單元和任選的氣體組份輸送單元。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述第一轉化產物分離單元被設置為能夠將所述轉化產物進行分離，並分別輸出獲得的氣體組份和液體組份。在此，作為所述第一轉化產物分離單元，具體比如可以舉出加壓蒸餾塔。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述第二轉化產物分離單元被設置為能夠將所述液體組份進行分離，並分別輸出獲得的第二分離產物和第一分離產物。在此，作為所述第二轉化產物分離單元，具體比如可以舉出驟沸槽或常壓蒸餾塔。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述第二分離產物分離單元被設置為能夠將所述第二分離產物進行分離，並分別輸出獲得的石腦油和常壓瓦斯油。在此，作為所述第二分離產物分離單元，具體比如可以舉出分餾塔。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述氣體組份輸送單元被設置為能夠將所述氣體組份輸送至所述轉化反應單元。在此，作為所述氣體組份輸送單元，具體比如可以舉出氣體輸送管線。

根據本發明的一個方面，所述改質系統還可以進一步包括第二控制單元和第三控制單元。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述第二控制單元被設置為能夠控制所述第一轉化產物分離單元的操作壓力，所述第三控制單元被設置為能夠控制所述第二轉化產物分離單元的操作壓力，並且使得所述第一轉化產物分離單元的操作壓力大於所述第二轉化產物分離單元的操作壓力。在此，作為所述第二控制單元，具體比如可以舉出壓力控制裝置和系統。另外，作為所述第三控制單元，具體比如可以舉出壓力控制裝置和系統。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述第三控制單元可以被設置為能夠通過控制所述第二轉化產物分離單元的操作條件(比如操作溫度和/或操作壓力)，使得所述第一分離產物包含含量為從20重量%至60重量%的沸點或沸程介於350℃至524℃之間的組份，並使得所述第二分離產物或其任一組份具有小於或等於350℃的終餾點。在此，作為所述第三控制單元，具體比如可以舉出壓力控制裝置和系統或者溫度控制裝置和系統。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，為了方便操作和測量起見，優選的是，所述第二控制單元被設置為能夠控制所述第一轉化產物分離單元的氣體組份的出口壓力和/或出口溫度，所述第三控制單元被設置為能夠控制所述第二轉化產物分離單元的第二分離產物的出口壓力和/或出口溫度。

根據本發明的一個方面，在所述改質系統中，所述萃取分離單元被設置為能夠使所述第一分離產物或者所述第一處理產物與溶劑進行接觸，並分別輸出獲得的所述改質油和所述殘渣。在此，作為所述萃取分離單元，具體比如可以舉出萃取塔。

根據本發明的一個方面，所述改質系統任選進一步包括以下單元中的一個或多個。

第一氫化單元，被設置為能夠將所述改質油進行氫化處理，並輸出獲得的氫化後改質油。在此，作為所述第一氫化單元，具體比如可以舉出固定床氫化反應器。

第二氫化單元，被設置為能夠將所述改質油進行氫化裂解，並將所獲得的氫化裂解產物分離為乾氣、液化氣、航空煤油、柴油和氫化尾油。在此，作為所述第二氫化單元，具體比如可以舉出固定床氫化裂解反應器。

第一催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化後改質油進行催化裂解，並將所獲得的第一催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿。在此，作為所述第一催化裂解單元，具體比如可以舉出流化床催化裂解反應器。

第二催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化後改質油與所述常壓瓦斯油聯合進行催化裂解，並將所獲得的第二催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿。在此，作為所述第二催化裂解單元，具體比如可以舉出流化床催化裂解反應器。

第三催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化後改質油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，並將所獲得的第三催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿。在此，作為所述第三催化裂解單元，具體比如可以舉出流化床催化裂解反應器。

第三氫化單元，被設置為能夠將所述常壓瓦斯油進行氫化處理，並輸出獲得的柴油。在此，作為所述第三氫化單元，具體比如可以舉出固定床氫化反應器。

第四氫化單元，被設置為能夠將所述改質系統的任一單元所獲得的循環油與所述改質油聯合進行氫化處理，並輸出獲得的氫化處理油。在此，作為所述第四氫化單元，具體比如可以舉出固定床氫化反應器。

第四催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化處理油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，並將所獲得的第四催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿。在此，作為所述第四催化裂解單元，具體比如可以舉出流化床催化裂解反應器。

油漿輸送單元，被設置為能夠將所述改質系統的任一單元所獲得的油漿和/或外供油漿輸送至所述轉化反應單元、所述轉化產物處理單元和/或所述萃取分離單元。在此，作為所述油漿輸送單元，具體比如可以舉出輸送管線或者泵。

液化氣輸送單元，被設置為能夠將所述改質系統的任一單元所獲得的液化氣輸送至所述萃取分離單元。在此，作為所述液化氣輸送單元，具體比如可以舉出氣體輸送管線。

本說明書在下文中將結合附圖，對本發明的改質方法和改質系統進行進一步的例示性解釋和說明，但本發明並不限於此。

根據圖1，低品質油作為改質原料經管線1、轉化催化劑經管線2、循環氫氣經管線3、新鮮氫氣經管線4以及殘渣經管線5輸送至轉化反應單元7進行轉化反應。轉化產物經管線8輸送至第一轉化產物分離單元9進行加壓蒸餾，分離為氣體組份和液體組份，然後將氣體組份作為循環氫氣先後經管線10、管線3、管線6輸送至轉化反應單元7，或先後經管線10、管線11向系統外引出。液體組份經管線12輸送至第二轉化產物分離單元13進行壓力驟降，分離為第二分離產物和第一分離產物。第二分離產物經管線15向系統外引出，第一分離產物經管線14輸送至萃取分離單元16與來自管線17的溶劑逆流接觸而進行萃取分離，得到改質油和殘渣。改質油經管線18向系統外引出，殘渣的一部分先後經管線19、管線20外甩，其餘部分作為改質原料先後經管線19、管線5、管線6循環至轉化反應單元7與低品質油一起繼續進行轉化反應。或者，也可以將全部殘渣先後經管線19、管線20外甩而不進行循環。

根據圖2，在圖1的基礎上，(1)改質油經管線18輸送至第一氫化單元21進一步進行氫化處理，得到品質進一步改善的氫化後改質油22。

根據圖3，在圖1的基礎上，(2)第二分離產物經管線15輸送至第二分離產物分離單元，經分餾而得到石腦油和常壓瓦斯油(AGO)，石腦油經管線21向系統外引出，AGO經管線22、管線23輸送至第三氫化單元24，經氫化處理得到滿足國V指標的高品質柴油，高品質柴油經管線25向系統外引出；(3)改質油經管線18輸送至第二氫化單元26進行氫化裂解反應，得到氫化裂解產物，氫化裂解產物經管線27輸送至分餾系統28，經分離得到乾氣、液化氣、滿足國標的航空煤油、高品質柴油和氫化尾油。乾氣、液化氣、滿足國標的航空煤油、高品質柴油以及氫化尾油分別經管線29、管線30、管線31、管線32和管線33向系統外引出；和(4)氫化尾油可作為蒸汽裂解制乙烯的原料。

根據圖4，在圖1的基礎上，(1)改質油經管線18以及循環油經管線26，输送至第四氫化單元20聯合進行氫化處理，得到品質進一步改善的氫化處理油；(2)氫化處理油經管線21、管線22，第二分離產物經管線15、管線22，输送至第四催化裂解單元23聯合進行催化裂解反應，催化裂解產物經分離得到乾氣、液化氣、高辛烷值汽油、循環油和油漿；(3)乾氣經管線24向系統外引出，液化氣的一部分經管線28、管線17作為溶劑循環至萃取分離單元16，液化氣的另一部分經管線28、管線29向系統外引出，高辛烷值汽油作為產品經管線25向系統外引出；(4)油漿作為改質原料經管線27、管線6循環至轉化反應單元7與低品質油一起繼續進行轉化反應。

實施例

以下採用實施例進一步詳細地說明本發明，但本發明並不限於這些實施例。

在本申請發明的上下文中，包括在以下的實施例和對照例中，重金屬(以Ni+V為計)含量的測定方法按照ASTM D5708；瀝青質含量的測定方法按照SH/T 0266-92(1998)；低品質油轉化率=(1-殘渣外甩率)×100%；殘渣外甩率=外甩殘渣質量/改質原料質量×100%；改質油收率=改質油質量/改質原料質量×100%；甲苯不溶物收率=甲苯不溶物質量/改質原料質量×100%；汽油收率=汽油質量/催化裂解原料油質量×100%；航空煤油收率=航空煤油質量/氫化裂解原料油質量×100%；柴油收率=柴油質量/氫化裂解原料油質量×100%。

柴油的十六烷值測定按照GB T386-2010標準方法。

改質過程的操作穩定性用改質系統的穩定運行天數來進行評價。具體而言，改質系統出現以下狀況中的任何一個，則判定其不能穩定運行：(1)轉化反應器內部不同溫度測量點的最大溫度偏差△T(絕對值)大於5℃；(2)改質油呈現為黑色，其在正常情況下呈現為黃色或黃綠色。

以下的實施例和對照例，按照與附圖類似的實施方式進行。

在以下的實施例和對照例中，作為低品質油，改質原料A和改質原料B是減壓渣油，改質原料C是委內瑞拉稠油減渣，改質原料D是高溫煤焦油，改質原料E是脫油瀝青。這五種低品質油的性質見表1。

實施例1至實施例5

在中型裝置上，首先使低品質油進行轉化反應，然後進行轉化產物處理，得到第一分離產物和第二分離產物。所述轉化反應和所述轉化產物處理的具體條件和結果列於表2。

實施例6至實施例8

在中型裝置上，首先使低品質油進行轉化反應，然後進行轉化產物處理，得到第一分離產物和第二分離產物。所述轉化反應和所述轉化產物處理的具體條件和結果列於表3。

實施例9至實施例11

在中型裝置上，分別將實施例2、實施例4以及實施例7得到的第一分離產物進行萃取分離。萃取分離的具體條件和結果列於表4。

實施例12至實施例13

在中型裝置上，低品質油作為改質原料進行轉化反應，然後進行轉化產物處理，得到第一分離產物和第二分離產物。第一分離產物再進行萃取分離，得到改質油和殘渣。殘渣的一部分循環回轉化反應，與低品質油混合後作為改質原料一起進行轉化反應，其餘部分殘渣外甩。(低品質油+殘渣)的轉化產物進行處理，得到第一分離產物和第二分離產物。第一分離產物再進行萃取分離，得到改質油和殘渣。將第二分離產物進行分離，得到石腦油餾份和常壓瓦斯油。各步驟的具體條件和結果列於表5。

對照表4和表5的結果可知，將殘渣進行循環，有利於提高低品質油轉化率和改質油收率。

實施例14

將實施例12得到的改質油進行氫化處理。該氫化處理的具體條件和結果列於表6。

由表6原料油的性質可知，所述改質油的瀝青質含量低於0.5%，重金屬含量小於2μg/g，實現了改質原料的高瀝青質轉化率和高金屬脫除率。經氫化處理後，獲得的氫化後改質油的性質滿足FCC進料要求。

實施例15

將實施例12得到的改質油進行氫化裂解。該氫化裂解的具體條件和結果列於表7-1和表7-2。

所述航空煤油的性質如下表所示。

由這些表的結果可知，將改質油進行氫化裂解，可以得到高品質航空煤油和高品質柴油，且航空煤油的收率大於38%。

實施例16

將實施例14得到的氫化後改質油進行催化裂解。該催化裂解的具體條件和結果列於表8。

由表8結果可知，將氫化後改質油進行催化裂解，可以得到高辛烷值汽油。該高辛烷值汽油的收率為49.40%，其研究法辛烷值為92.1。

實施例17

將實施例12得到的常壓瓦斯油與實施例14得到的氫化後改質油一同進行催化裂解。該催化裂解的具體條件和結果列於表9。

由表9結果可知，將氫化後改質油與常壓瓦斯油一同進行催化裂解，可以得到辛烷值大於92的高辛烷值汽油。該高辛烷值汽油的收率為52.62%。

實施例18

將實施例12得到的常壓瓦斯油進行氫化處理。該氫化處理的具體條件和結果列於表10。

由表10結果可知，常壓瓦斯油經氫化處理，可得到高品質柴油，其十六烷值大於51。

實施例19

將實施例16或者實施例17得到的循環油與實施例12得到的改質油一同進行氫化處理，得到的氫化處理油再進行催化裂解，所述氫化處理和催化裂解的具體條件和結果列於表11。

由表11結果可知，循環油與改質油一同氫化處理後進行催化裂解，可獲得辛烷值大於93的高辛烷值汽油組份，該高辛烷值汽油組份的收率可達56.47%。

實施例20

在中型裝置上，基於實施例12，將實施例16得到的油漿循環回轉化反應，與低品質油和循環殘渣混合後作為改質原料一起進行轉化反應，然後進行轉化產物處理，得到第一分離產物和第二分離產物。第一分離產物再進行萃取分離，得到改質油和殘渣。殘渣的一部分循環，其餘部分外甩。各步驟的具體條件和結果列於表12。

表12結果顯示，通過油漿循環，有利於提高低品質油轉化率、改質油收率分別提高了2.0個百分點和1.5個百分點，甲苯不溶物收率下降了25%，穩定運行天數超過30天，有利於改質系統的長週期穩定運行。

實施例21

在中型裝置上，以改質原料B作為改質原料進行轉化反應，然後進行轉化產物處理，得到第一分離產物和第二分離產物。第一分離產物再進行萃取分離(萃取分離條件同實施例12)，得到改質油和殘渣。殘渣的一部分循環回轉化單元，其餘部分外甩。混合原料的轉化產物進行依次進行產物處理得到第一分離產物和第二分離產物。第一產物再進行萃取分離(萃取分離條件同實施例12)，得到改質油和殘渣。各步驟的具體條件和結果列於表13。

對照例1至對照例4

與實施例21相同，只不過按照表13進行改變。

表13結果顯示，特別組份不滿足本發明的相應規定時，將會使得低品質油轉化率降低6~10個百分點，改質油收率下降5~8個百分點，甲苯不溶物收率提高1~2.5個百分點，並且由於△T>5℃或改質油呈現為黑色，改質系統的穩定運行天數大幅下降。

在本申請發明的說明書中，描述了大量的具體技術資訊。然而，本領域技術人員能夠理解的是，本申請發明也可以在沒有這些具體技術資訊的情況下得以實施。在本申請發明的一些方面或實施方式中，並未詳細解釋或者描述公知的方法、結構和技術，但這並不影響本領域技術人員對本申請發明的理解。

類似地，應當理解的是，為了精簡本申請發明的說明書並有助於本領域技術人員理解本申請發明的精神，本說明書的上下文中針對本申請發明的改質方法或改質系統進行例示性描述或者說明時，多個不同的方面(或者實施方式)有時會以組合的方式出現在具體的實施例或者附圖中。然而，並不應將這種描述或者說明解釋成反映如下意圖：本申請發明所要求保護的技術方案與申請專利範圍字面記載的技術方案相比，前者的特徵數目更多。更具體說，如申請專利範圍所反映的那樣，本申請發明所要求保護的技術方案與本說明書在上下文中所描述或者說明的具體實施例或者附圖相比，前者包含的技術特徵更少。

在本申請發明的上下文中，諸如第一和第二等之類的關係術語僅僅用來將一個實體或者操作與另一個實體或操作區分開來，而沒有要求或者暗示這些實體或操作之間實際存在這種關係或者順序。而且，表述“包括”、“包含”或者其類似表述是一種非排他性的表達方式，從而使得這些表述所針對的過程、方法、物品或者設備，不僅包括在本說明書中已經明確描述的一個或者多個要素，而且還可以包括在本說明書中沒有明確描述的其他一個或者多個要素，比如所述過程、方法、物品或者設備所固有的一個或者多個要素。

本說明書公開的實施例僅用以例示性說明本申請發明的具體實施，而非對其進行限制。本說明書儘管參照這些實施例對本申請發明進行了詳細的解釋或者說明，但是應當理解的是，本領域技術人員依然可以對這些實施例所記載的技術方案進行修改或者改變，或者對其中的部分技術特徵進行等同替換。通過這類修改、改變或者替換而獲得的技術方案，由於並未脫離本申請發明的精神實質，因此仍然屬於本申請發明的保護範圍。

1-6,8,10-12,14-15,17-20‧‧‧管線

7‧‧‧轉化反應單元

9‧‧‧第一轉化產物分離單元

13‧‧‧第二轉化產物分離單元

16‧‧‧萃取分離單元

Claims

一種改質方法，其特徵在於，包括以下步骤：(1)使低品質油作為改質原料在氫氣的存在下進行轉化反應，獲得轉化產物，(2)將所述轉化產物進行處理，獲得第一處理產物，其中所述第一處理產物包含，基於所述第一處理產物的總重量計，含量為從20重量%至60重量%的沸點或沸程介於350℃至524℃之間的組份，和(3)將所述第一處理產物進行萃取分離，獲得改質油和殘渣，其中所述低品質油包含瀝青質、瀝青烯和前瀝青烯中的一種或多種。
如請求項1所述的改質方法，進一步包括以下步驟：(4)將所述殘渣的全部或者一部分循環至所述步驟(1)。
如請求項1或2所述的改質方法，其中所述步驟(2)包括以下步驟中的一個或多個：(2-1)將所述轉化產物在第一壓力和第一溫度下進行分離，獲得氣體組份和液體組份，(2-2)將所述液體組份在第二壓力和第二溫度下進行分離，獲得所述第一處理產物和第二分離產物，其中所述分離使得所述第一處理產物包含含量為從20重量%至60重量%的沸點或沸程介於350℃至524℃之間的組份，並使得所述第二分離產物或其任一組份具有小於或等於350℃的終餾點，(2-3)將所述第二分離產物進行分離，獲得石腦油和常壓瓦斯油，和(2-4)將所述氣體組份循環至所述步驟(1)，其中，所述第一壓力比所述第二壓力大4MPa至24MPa。
如請求項1或2所述的改質方法，其中所述步驟(3)包括以下步驟中的一個或多個：(3-1)使所述第一處理產物與溶劑在第三壓力和第三溫度下進行接觸，獲得所述改質油和所述殘渣，(3-2)將所述改質油進行氫化處理，獲得氫化後改質油，(3-3)將所述改質油進行氫化裂解，獲得氫化裂解產物，然後將所述氫化裂解產物分離為乾氣、液化氣、航空煤油、柴油和氫化尾油，(3-4)將所述氫化後改質油進行催化裂解，獲得第一催化裂解產物，然後將所述第一催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，(3-5)將所述氫化後改質油與所述常壓瓦斯油聯合進行催化裂解，獲得第二催化裂解產物，然後將所述第二催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿， (3-6)將所述氫化後改質油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，獲得第三催化裂解產物，然後將所述第三催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，(3-7)將所述常壓瓦斯油進行氫化處理，獲得柴油，(3-8)將所述改質方法的任一步驟所獲得的循環油單獨或與所述改質油聯合進行氫化處理，獲得氫化處理油，(3-9)將所述氫化處理油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，獲得第四催化裂解產物，然後將所述第四催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，(3-10)將所述改質方法的任一步驟所獲得的油漿和/或外供油漿循環至所述步驟(1)、所述步驟(2)和/或所述步驟(3)，或者(3-11)將所述改質方法的任一步驟所獲得的液化氣循環至所述步驟(3)或者所述步驟(3-1)。
如請求項1或2所述的改質方法，其中所述轉化反應的反應條件包括：氫氣分壓為10.0MPa至25.0MPa，反應溫度為380℃至470℃，所述改質原料的體積空速為0.01h^-1至2.0h^-1，氫氣與所述改質原料的體積比為500至5000。
如請求項3所述的改質方法，其中所述第一壓力為10.0MPa至25.0MPa，所述第一溫度為380℃至470℃，或者，所述第二壓力為0.1MPa至5.0MPa，所述第二溫度為從150℃至390℃。
如請求項4所述的改質方法，其中所述溶劑是C_3-7烴中的一種或多種，並且所述溶劑與所述第一處理產物的重量比為1-7：1。
如請求項4所述的改質方法，其中所述第三壓力為3MPa至12MPa，並且所述第三溫度為55℃至300℃。
如請求項4所述的改質方法，其中所述步驟(3-2)或者所述步驟(3-8)的反應條件包括：氫氣分壓為5.0MPa至20.0MPa，反應温度為330℃至450℃，原料油的體積空速為0.1h^-1至3.0h^-1，氫氣與原料油的體積比為300至3000，在氫化催化劑的存在下；或者，所述步驟(3-3)的反應條件包括：氫氣分壓為10.0MPa至20.0MPa，反應温度為310℃至420℃，所述改質油的體積空速為0.3h^-1至1.2h^-1，氫氣與所述改質油的體積比為600至1500，在氫化裂解催化劑的存在下；或者，所述步驟(3-4)、所述步驟(3-5)、所述步驟(3-6)或者所述步驟(3-9)的反應條件包括：反應温度為450℃至650℃，反應壓力為0.15MPa至0.4MPa，反應時間為0.1秒至 10秒，裂解催化劑與原料油的重量比為3至30，水蒸氣與原料油的重量比為0.05至0.6，在裂解催化劑的存在下；或者，所述步驟(3-7)的反應條件包括：氫氣分壓為7.0MPa至15.0MPa，反應壓力為8MPa至12MPa，反應温度為340℃至400℃；所述常壓瓦斯油的體積空速為0.6h^-1至1.5h^-1，氫氣與所述常壓瓦斯油的體積比為500至800，在氫化催化劑的存在下。
如請求項1或2所述的改質方法，其中所述殘渣的軟化點小於150℃。
如請求項1所述的改質方法，其中所述低品質油選自劣質油、脫油瀝青、重油、稠油、煤衍生油、頁岩油和石化廢油中的一種或多種。
如請求項1或2所述的改質方法，其中所述第一處理產物的初餾點大於或等於330℃，或者，所述第一處理產物進一步包含沸點或沸程小於或等於350℃的輕組份，或者，所述第一處理產物進一步包含沸點或沸程大於500℃的重組份。
如請求項1或2所述的改質方法，其中所述步驟(2)在獲得所述第一處理產物之外，還獲得一種或多種第二處理產物，所述第二處理產物或其任一組份具有小於或等於350℃的終餾點。
一種改質系統，其特徵在於，包括轉化反應單元、轉化產物處理單元、第一控制單元和萃取分離單元，其中所述轉化反應單元被設置為能夠使得低品質油在氫氣的存在下進行轉化反應，並輸出獲得的轉化產物，所述轉化產物處理單元被設置為能夠將所述轉化產物進行處理，並輸出獲得的第一處理產物，所述第一控制單元被設置為能夠通過控制所述轉化產物處理單元的操作條件，使得所述第一處理產物包含含量為從20重量%至60重量%，基於所述第一處理產物的總重量，的沸點或沸程介於350℃至524℃之間的組份，和所述萃取分離單元被設置為能夠將所述第一處理產物進行萃取分離，並分別輸出獲得的改質油和殘渣。
如請求項14所述的改質系統，其進一步包括一殘渣處理單元，所述殘渣處理單元被設置為能夠將所述殘渣的全部或者一部分輸送至所述轉化反應單元。
如請求項14或15所述的改質系統，其中所述轉化產物處理單元包括第一轉化產物分離單元、第二轉化產物分離單元，所述第一轉化產物分離單元被設置為能夠將所述轉化產物進行分離，並分別輸出獲得的氣體組份和液體組份，和所述第二轉化產物分離單元被設置為能夠將所述液體組份進行分離，並分別輸出獲得所述的第一處理產物和第二分離產物。
如請求項16所述的改質系統，其中所述轉化產物處理單元還包括第二分離產物分離單元和氣體組份輸送單元，所述第二分離產物分離單元被設置為能夠將所述第二分離產物進行分離，並分別輸出獲得的石腦油和常壓瓦斯油，和所述氣體組份輸送單元被設置為能夠將所述氣體組份輸送至所述轉化反應單元。
如請求項16所述的改質系統，其進一步包括第二控制單元和第三控制單元，其中所述第二控制單元被設置為能夠控制所述第一轉化產物分離單元的操作壓力，所述第三控制單元被設置為能夠控制所述第二轉化產物分離單元的操作壓力，並且使得所述第一轉化產物分離單元的操作壓力大於所述第二轉化產物分離單元的操作壓力。
如請求項18所述的改質系統，其中所述第三控制單元被設置為能夠通過控制所述第二轉化產物分離單元的操作條件，使得所述第一分離產物包含含量為20重量%至60重量%的沸點或沸程介於350℃至524℃之間的組份，並使得所述第二分離產物或其任一組份具有小於或等於350℃的終餾點。
如請求項14或15所述的改質系統，其中所述萃取分離單元被設置為能夠使所述第一處理產物與溶劑進行接觸，並分別輸出獲得的所述改質油和所述殘渣。
如請求項14或15所述的改質系統，進一步包括以下單元中的一個或多個：第一氫化單元，被設置為能夠將所述改質油進行氫化處理，並輸出獲得的氫化後改質油，第二氫化單元，被設置為能夠將所述改質油進行氫化裂解，並將所獲得的氫化裂解產物分離為乾氣、液化氣、航空煤油、柴油和氫化尾油，第一催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化後改質油進行催化裂解，並將所獲得的第一催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，第二催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化後改質油與所述常壓瓦斯油聯合進行催化裂解，並將所獲得的第二催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，第三催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化後改質油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，並將所獲得的第三催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，第三氫化單元，被設置為能夠將所述常壓瓦斯油進行氫化處理，並輸出獲得的柴油，第四氫化單元，被設置為能夠將所述改質系統的任一單元所獲得的循環油與所述改質油聯合進行氫化處理，並輸出獲得的氫化處理油，第四催化裂解單元，被設置為能夠將所述氫化處理油與所述第二分離產物聯合進行催化裂解，並將所獲得的第四催化裂解產物分離為乾氣、液化氣、汽油、循環油和油漿，油漿輸送單元，被設置為能夠將所述改質系統的任一單元所獲得的油漿和/或外供油漿輸送至所述轉化反應單元、所述轉化產物處理單元和/或所述萃取分離單元，或者液化氣輸送單元，被設置為能夠將所述改質系統的任一單元所獲得的液化氣輸送至所述萃取分離單元。