具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供一种处理催化裂解汽油的方法，该方法包括：

使来自催化裂解反应单元的催化裂解汽油和/或催化裂解反应油气进行分馏，得到轻汽油、重汽油和可选的其他产物；

使所述重汽油进行芳烃抽提，得到苯、甲苯、二甲苯、C9+芳烃和芳烃抽余油；

使甲苯与所述C9+芳烃进入流态化反应器与第二催化剂接触并在临氢条件下进行脱烷基和烷基转移耦合反应，得到脱烷基液体产物和第二待生催化剂；使所述脱烷基液体产物与所述重汽油混合后进行所述芳烃抽提。

本发明提供的方法能够使催化裂解反应油气和/或催化裂解汽油高效转化为轻芳烃，且提高二甲苯产率，该方法可连续反应和连续再生，易维持催化剂性质稳定，装置投资低，且保证长周期稳定运行。

根据本发明，催化裂解汽油来自催化裂解反应单元，可以为催化裂解反应产生的反应油气经分离得到的组分。本发明的方法中，作为处理对象的催化裂解汽油可以单独作为原料进料，也可以以含有催化裂解汽油的催化裂解反应油气的形式进料。

根据本发明，催化裂解汽油和/或催化裂解反应油气进行分馏的装置和操作条件没有特别限制，分馏的装置例如为分馏塔、闪蒸罐，分馏的条件可以为本领域常规条件。

优选地，进行分馏的条件可以为使得所述轻汽油的初馏点为20～40℃，终馏点为80～100℃；重汽油的初馏点为80～100℃，终馏点为200～250℃。其他产物可以包括低碳烯烃、C12以上的芳烃和非芳烃组分，其中低碳烯烃中主要含有碳原子数为2～4的烯烃。

根据本发明，分馏得到的轻汽油中含有碳原子数为5-8的烯烃，为了进一步提高低碳烯烃产率，一种具体实施方式中，如图1所示，可以使分馏得到的轻汽油返回催化裂解反应单元，继续进行催化裂解反应，催化裂解反应器可以包括催化裂解反应器，该反应器可以包括提升管反应器和流化床反应器，轻汽油返回催化裂解反应器的位置没有限制，可以返回提升管反应器，也可以返回流化床反应器。

根据本发明，分馏得到的重汽油主要含有BTX芳烃、C9以上重芳烃和非芳烃组分，该重汽油馏分可以进行芳烃抽提以进一步分离出苯、甲苯、二甲苯等轻质芳烃产物，同时分离出C9+芳烃，进行芳烃抽提的装置和反应条件没有特别限制，芳烃抽提的装置例如包括抽提塔、溶剂回收塔和芳烃分离塔，抽提剂可以为本领域常规的，例如为环丁砜、四乙二醇醚、二乙二醇醚、N-甲基吡咯烷酮，抽提塔、溶剂回收塔和芳烃分离塔的种类和操作条件可以为本领域常规的，此处不再赘述。

根据本发明，芳烃抽提得到的芳烃抽余油中含有非芳烃组分，为了进一步提高低碳烯烃收率，一种具体实施方式中，可以使该芳烃抽余油返回催化裂解反应器继续进行催化裂解反应。

根据本发明，为了富产二甲苯，一种实施方式中，可以使芳烃抽提得到的C9+芳烃与甲苯进入流态化反应器，在临氢条件下与第二催化剂接触进行脱烷基和烷基转移耦合反应，使C9+芳烃进一步裂化脱烷基，并使C9+芳烃与甲苯发生烷基转移反应，生成的脱烷基产物可以继续进行气液分离得到脱烷基液体产物和氢气，富含轻质化芳烃的脱烷基液体产物可以返回芳烃抽提步骤与重汽油混合后一起进行芳烃抽提，以分离出苯、二甲苯等轻质芳烃产品。C9+芳烃与甲苯在流态化反应器中进行临氢脱烷基和烷基转移耦合反应的条件可以在较大范围内变化，一种实施方式中，反应温度可以为250～710℃，优选为330～570℃，更优选为340～540℃，压力可以为0～5.8MPa，优选为0.1～4.6MPa，更优选为1.2～3.8MPa，重时空速可以为0.2～6h^-1，优选为0.5～5.5h^-1，更优选为1.2～4h^-1，氢/烃摩尔比可以为1～15，优选为2～12，更优选为4～8。C9+芳烃与甲苯进入流态化反应器的方式没有特别要求，可以混合进料或分层进料。

根据本发明，脱烷基和烷基转移耦合反应的第二催化剂可以包括载体和负载在载体上的活性金属组分，所述第二催化剂的组成和含量可以在较大范围变换，优选地，以所述第二催化剂的总重量为基准，第二催化剂中载体的含量可以为50～99.99重量％，优选为55～85重量％；活性金属组分的含量可以为0.01～50重量％，优选为0.01～45重量％。

其中，活性金属组分优选为稀土金属和过渡金属中的一种或两种以上的组合，例如为Fe、Ni、Pt、Pd、Co和Mo中的一种或几种，优选为Ni、Pt和Pd。

载体的组成和含量也可以在较大范围内变化，一种优选的实施方式中，以载体的干基重量为基准，载体可以含有1～60重量％的沸石、5～99重量％的无机氧化物和0～70重量％的粘土；进一步优选地，载体可以含有10～50重量％的沸石、10～90重量％的无机氧化物和1～60重量％的粘土。进一步地，沸石可以包括中孔沸石和/或大孔沸石，优选选自中孔沸石和任选的大孔沸石，优选地，中孔沸石的重量占沸石总重量的50～100重量％，更优选中孔沸石的重量占沸石总重量的70～90重量％；大孔沸石占沸石总重量的0～50重量％，优选大孔沸石占沸石总重量的10～30重量％。

根据本发明，第二催化剂的载体中，所述中孔沸石和大孔沸石可以为本领域常规种类，例如为ZSM沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石优选选自β沸石、稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和高硅Y型沸石中的一种或多种；第二催化剂的载体中，所述无机氧化物和粘土可以各自为本领域常规种类，无机氧化物可以为二氧化硅、三氧化二铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的至少一种，优选为二氧化硅和/或三氧化二铝；所述粘土优可以选自高岭土、蒙脱土、硅藻土、凹凸棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土和累托土中的至少一种，优选为高岭土和/或埃洛石。

根据本发明，用于临氢脱烷基反应的第二催化剂可以采用本领域常规方法制备，例如通过孔饱和浸渍法在上述载体上负载活性金属组分。

根据本发明，第二待生催化剂与脱烷基和烷基转移耦合反应产物的分离方式可以通过本领域技术人员熟知的旋风分离器，也可以通过本领域技术人员熟知的过滤器。分离出的第二待生催化剂可以送入第二催化剂再生器进行再生后循环使用。第二催化剂再生器可以为本领域常规种类，一种实施方式中，可以使所述第二待生催化剂进入流化床再生器进行再生，并使所得第二再生催化剂循环回所述流态化反应器。待生催化剂的再生是本领域技术人员所熟知的，第二催化剂中的全部或至少部分可以来自第二再生催化剂，再生过程中，一般从再生器的底部引入含氧气体，含氧气体例如可以为空气，引入再生器后，待生催化剂与氧气接触烧焦再生，催化剂烧焦再生后生成的烟气在再生器上部气固分离，烟气进入后续能量回收系统。根据催化剂的活性金属组分性质，可增加还原、硫化等催化剂再生过程。

为了避免催化剂再生时含氢气流和含氧气流接触、提高装置安全性，一种实施方式中，如图2所示，所述流化床再生器可以包括闭锁料斗，所述再生的方法可以包括：使所述第二待生催化剂经过闭锁料斗进入所述流化床再生器进行再生，所述第二再生催化剂通过所述闭锁料斗循环回所述流态化反应器。这一实施方式中，闭锁料斗可使第二催化剂从反应器的高压烃或氢环境向再生器的低压氧环境，以及从再生器的低压氧环境向反应器的高压烃或氢环境安全和有效地转移。通过使用闭锁料斗，可以使反应器以及再生第二催化剂进料罐的还原气氛(氢气气氛)与再生器的烧焦再生的含氧气氛很好地隔离，确保工艺方法的安全性，并且可以灵活地调控反应器和再生器的操作压力，尤其是在不提高再生器操作压力的情况下能够提高反应器的操作压力从而提高装置的处理量。本发明所述的闭锁料斗是一种可使同一物料流在不同的气氛(例如氧化气氛和还原气氛)之间和/或不同的压力环境(例如从高压至低压，或者反之)之间进行切换的装置，其结构和操作步骤是相关技术领域所属技术人员所熟知的。

进一步地实施方式中，如图3所示，该流化床再生器还可以包括反应器接收器25、再生器接收器28、再生进料罐30和可选的还原器29，可以将从流化床反应器引出的第二待生催化剂输送至反应器接收器25后，再通过闭锁料斗26输送至再生进料罐30，然后从再生进料罐30输送至流化床再生器27，并在再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生，得到第二再生催化剂；将第二再生催化剂从流化床再生器27连续地引出，经过再生器接收器28进入还原器29进行还原后回流化床反应器23内循环使用。

本发明提供的方法中，所述的流态化反应器是指利用反应物料气体使固体催化剂颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程的反应器，流态化反应器的种类例如为稀相输送床反应器、流化床反应器、由稀相输送床反应器和流化床反应器构成的复合反应器、由两个以上的稀相输送床反应器构成的复合反应器或由两个以上的流化床反应器构成的复合反应器；其中，所述稀相输送床反应器例如为提升管反应器；所述流化床反应器例如为鼓泡床反应器、湍动床反应器或快速床反应器。一种优选的实施方式中，本发明的流态化反应器优选为流化床反应器，流化床反应器可以包括上部的扩径段，扩径段内可以设置旋风分离器或催化剂过滤器，用以回收被气体带走的催化剂。采用流化床反应器或采用提升管反应器时，进料方式和操作方式同现有技术中流化床反应器或提升管反应器的常规方式，本发明对此没有限制。

本发明第二方面提供一种多产低碳烯烃和轻质芳烃的工艺，包括使原料油在催化裂解反应器中与第一催化剂接触进行催化裂解反应，得到含有催化裂解汽油的催化裂解反应油气，并采用本发明第一方面的方法处理所述催化裂解反应油气。

根据本发明，催化裂解反应器可以为本领域常规种类，一种实施方式，所述催化裂解反应器包括上下设置的流化床反应器和提升管反应器。在轻汽油返回催化裂解反应单元的实施方式中，轻汽油的返回位置可以为流化床反应器也可以为提升管反应器。在芳烃抽余油返回催化裂解单元的实施方式中，芳烃抽余油的返回位置可以为流化床反应器或提升管反应器。

根据本发明，原料油的种类没有特别限制，例如为汽油、柴油、减压蜡油、常压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、减压渣油、常压渣油、抽提油和劣质回炼油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。

根据本发明，催化裂解反应的条件可以在较大范围变化，优选地，所述提升管反应器的反应条件可以包括：反应温度为550-720℃，反应时间为1-10秒，反应压力为130-450kPa，剂油比为1-100：1；所述流化床反应器的反应条件可以包括：反应温度为530-730℃，反应时间为1-20秒。

根据本发明，用于催化裂解反应的第一催化剂可以为常规的催化裂解催化剂，一种实施方式中，以催化剂的总重量计，所述第一催化剂含有：沸石1～60重量％、无机氧化物5～99重量％和粘土0～70重量％，其中沸石可以包括中孔沸石和/或大孔沸石，优选选自中孔沸石和任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的50～100重量％，优选70～100重量％，大孔沸石占沸石总重量的0～50重量％，优选0～30重量％。所述中孔沸石为ZSM沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石选自β沸石、稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y和高硅Y中的一种或多种；无机氧化物可以选自二氧化硅、三氧化二铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的至少一种；粘土选自高岭土、蒙脱土、硅藻土、凹凸棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土以及累托土中的至少一种。

本发明第三方面提供一种处理催化裂解汽油的系统，

包括催化裂解汽油入口、分离单元、芳烃抽提单元和脱烷基和烷基转移耦合反应单元；

所述分离单元包括分离设备，所述分离设备设有第一油气入口、轻汽油出口、重汽油出口和可选的其他产物出口；所述第一油气入口与所述催化裂解汽油入口连通；

所述芳烃抽提单元包括芳烃抽提和分离设备，所述芳烃抽提和分离设备具有第二油气入口、苯出口、甲苯出口、二甲苯出口、C9+芳烃出口和芳烃抽余油出口；所述第二油气入口与所述分离单元的重汽油出口连通；

所述脱烷基和烷基转移耦合反应单元包括流态化反应器，所述流态化反应器具有第三油气入口、脱烷基反应油气出口，所述第三油气入口分别与所述甲苯出口和所述C9+芳烃出口连通，所述脱烷基反应油气出口与所述芳烃抽提单元的第二油气入口连通。

根据本发明，所述轻汽油出口可选地用于与催化裂解反应器的入口连通，以使轻汽油返回催化裂解反应器继续反应。

根据本发明，所述芳烃抽余油出口可选地用于与催化裂解反应器的入口连通，以使芳烃抽余油返回催化裂解反应器继续反应。

根据本发明，分离单元和分离设备用于使催化裂解汽油中的轻汽油、重汽油和可选的其他产物分离，分离设备可以为本领域常规的，例如为分馏塔。

根据本发明，芳烃抽提单元、芳烃抽提和分离设备用于使分离单元得到的汽油中间馏分中的BTX芳烃分离出来，芳烃抽提和分离设备可以为本领域常规种类，一种实施方式，芳烃抽提和分离设备可以包括芳烃抽提设备、芳烃分离塔和溶剂回收设备，所述芳烃抽提设备具有所述第三油气入口、溶剂入口、芳烃-溶剂混合液出口和所述芳烃抽余油出口；所述溶剂回收设备具有芳烃-溶剂混合液入口、芳烃出口和溶剂出口，所述芳烃-溶剂混合液入口与所述芳烃抽提设备的芳烃-溶剂混合液出口连通；所述芳烃分离塔设有第四油气入口、所述苯出口、所述甲苯出口、所述二甲苯出口和所述C9+芳烃出口，所述第四油气入口与所述溶剂回收设备的芳烃出口连通。

根据本发明，脱烷基和烷基转移耦合反应单元用于使芳烃抽提得到的C9+重芳烃和甲苯发生烷基转移反应并使C9+芳烃进一步进行裂化脱烷基反应，从而将C9+芳烃转化为轻质芳烃，并富产二甲苯。用于进行脱烷基和烷基转移耦合反应的流态化反应器没有特别限制，可以为本领域常规种类，例如为稀相输送床反应器、流化床反应器、由稀相输送床反应器和流化床反应器构成的复合反应器、由两个以上的稀相输送床反应器构成的复合反应器或由两个以上的流化床反应器构成的复合反应器；其中所述稀相输送床反应器可以为提升管反应器；所述流化床反应器可以为鼓泡床反应器、湍动床反应器或快速床反应器，优选为鼓泡床反应器；所述流态化反应器可以为上行式反应器或下行式反应器。

为了使第二待生催化剂进行再生，脱烷基和烷基转移耦合反应单元还可以包括第二催化剂再生器，第二催化剂再生器可以为本领域常规种类，优选为流化床再生器，进一步的一种实施方式中，为了防止含氧气流与含氢气流在再生过程中接触，所述第二催化剂再生器优选为具有闭锁料斗的流化床再生器，以进一步提高系统的安全性。本发明的其他实施方式中，第二催化剂再生器与脱烷基反应单元的流态化反应器之间的催化剂输送可采用常规的再生斜管和待生斜管。

本发明第四方面提供一种多产低碳烯烃和轻质芳烃的装置，包括催化裂解反应单元和本发明第三方面所述的系统，所述催化裂解反应单元的反应油气出口与所述系统的催化裂解反应油气入口连通。

一种实施方式中，所述轻汽油出口与所述催化裂解反应单元的原料入口连通，以使轻汽油返回催化裂解反应单元回炼，增加低碳烯烃收率。

一种实施方式中，所述芳烃抽余油出口与所述催化裂解反应单元的原料入口连通，以使芳烃抽余油返回催化裂解反应单元回炼，增加低碳烯烃收率。

优选的一种实施方式中，轻汽油出口和芳烃抽余油出口分别与上述催化裂解反应单元的原料入口连通。

催化裂解反应单元可以为本领域常规种类，例如包括催化裂解反应器，一种具体实施方式，催化裂解反应单元包括上下设置的流化床反应器和提升管反应器，进一步地，还包括用于使第一催化剂再生的第一催化剂再生器，第一催化剂再生器可以为本领域常规种类，本发明不做其他限制。

如图1所示，在一种优选的实施方式中，本发明的催化裂解工艺包括：

如图1所示，原料油5进入催化裂解反应单元1中进行催化裂解反应，反应油气6进入产物分离单元，分离得到轻汽油7、重汽油8和可选的其他产物，轻汽油7回到催化裂解反应单元1继续反应，重汽油8进入芳烃抽提分离单元3分离得到芳烃抽余油14和苯9、甲苯10、二甲苯11、C9+芳烃12，芳烃抽余油14回催化裂解反应单元1继续反应，C9+芳烃12和甲苯10进入脱烷基和烷基转移耦合反应单元4进行临氢脱烷基-烷基转移耦合反应，轻质化液体产物13与重汽油8混合后回到芳烃抽提分离单元3进行分离。

如图2所示，原料油5从原料油喷嘴16进入提升管反应器15，反应油气和第一催化剂的混合物沿提升管上行，到达流化床反应器19，轻汽油7和芳烃抽余油14的混合物从轻汽油喷嘴17进入流化床反应器进行反应，反应油剂混合物在气固分离设备18进行分离，得到反应油气6，第一待生催化剂进入第一再生器20进行再生，经过脱气罐21脱气后返回提升管反应器15底部循环利用。

如图3所示，C9+芳烃和甲苯的混合物22与氢气进入流化床临氢脱烷基-烷基转移耦合反应器23，与第二催化剂接触，进行临氢脱烷基-烷基转移耦合反应，反应产物进入气液分离罐24进行气液分离得到轻质化液体产物13和氢气，第二待生催化剂从流化床临氢脱烷基-烷基转移耦合反应器23引出，经过反应器接收器25进入闭锁料斗26，随后进入再生进料罐30，后进入第二再生器27(流化床再生器)，并在再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生，得到的再生第二催化剂引出到再生器接收器28，再通过闭锁料斗26进入还原器29进行还原后返回流化床临氢脱烷基-烷基转移耦合反应器23内循环使用。

下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实施例与对比例所使用的原料A性质列于表1和表2中，其中原料A为减压馏分油，原料B为催化裂解汽油。

催化裂解反应单元所用第一催化剂C1购自中国石化长岭催化剂分公司，牌号为DMMC-2；

对比例4中的催化裂化单元所用催化剂C2购自中国石化长岭催化剂分公司，牌号为CDOS。

制备实施例1～3用于说明催化剂H1、H2和H3的制备方法。

制备实施例1

C3制备方法：将铝溶胶与高岭土混合，并用脱阳离子水将其配制成固含量为10-50重％的浆液，搅拌均匀，用无机盐如盐酸、硝酸、磷酸或硫酸将浆液pH调至1～4，保持该pH值，于20～80℃下静置老化0～2小时后加入铝溶胶，搅拌0.5～1.5小时形成胶体，加入ZSM-5分子筛和β型分子筛(长岭催化剂厂生产)，形成催化剂浆液(固含量为35％重量记)，继续搅拌后喷雾干燥制成微球催化剂，其中ZSM-5：β：高岭土：铝溶胶＝20：20：39：21。然后将微球催化剂在500℃焙烧1小时，再在60℃下用硫酸铵洗涤(其中，硫酸铵：微球催化剂：水＝0.5:1:10)至氧化钠含量小于0.25重量％，接着用去离子水淋洗并过滤，之后再于110℃下烘干，即本实施例的载体C3。

以C3为载体，采用孔饱和浸渍法负载0.04重量％的Pd和0.04重量％的Pt(以催化剂总重量为基准)，在400℃下煅烧4小时，得到催化剂H1。

制备实施例2

以C3为载体，采用孔饱和浸渍法制备预硫化型催化剂H2，其中，NiS的重量比为10％(以催化剂总重量为基准)。

制备实施例3

C4制备方法：将铝溶胶与高岭土混合，并用脱阳离子水将其配制成固含量为10-50重％的浆液，搅拌均匀，用无机盐如盐酸、硝酸、磷酸或硫酸将浆液pH调至1～4，保持该pH值，于20～80℃下静置老化0～2小时后加入铝溶胶，搅拌0.5～1.5小时形成胶体，加入β型分子筛(长岭催化剂厂生产)，形成催化剂浆液(固含量为35％重量记)，其中β：高岭土：铝溶胶＝40：39：21，继续搅拌后喷雾干燥制成微球催化剂。然后将微球催化剂在500℃焙烧1小时，再在60℃下用硫酸铵洗涤(其中，硫酸铵：微球催化剂：水＝0.5:1:10)至氧化钠含量小于0.25重量％，接着用去离子水淋洗并过滤，之后再于110℃下烘干，即本实施例的载体C4。

以C4为载体，采用孔饱和浸渍法负载0.04％的Pd和0.04％的Pt(以催化剂总重量为基准)，在400℃下煅烧4小时，得到催化剂H3。

实施例1～7

用于说明本发明的处理催化裂解汽油的方法。

分别按照图1～3所示的流程进行试验，在连续再生的中型流化床装置上进行试验，催化裂解反应单元催化剂为C1，实施例1～6采用原料A，实施例7采用原料B。相关操作条件和产物列于表3。

对比例1

根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，重汽油不经过馏分切割和临氢脱烷基-烷基转移耦合反应，直接进入抽提产物分离单元，分离得到芳烃抽余油、苯、甲苯、二甲苯和C9+芳烃，其中轻汽油返回催化裂解反应单元，芳烃抽余油不返回催化裂解反应单元反应。相关操作条件和产物列于表4。

对比例2

根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，催化裂解单元的产物不经过临氢脱烷基反应，仅直接分离得到低碳烯烃、BTX、轻汽油、重汽油、芳烃抽余油等，轻汽油和芳烃抽余油不回催化裂解反应单元反应。相关操作条件和产物列于表4。

对比例3

根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，脱烷基和烷基转移耦合反应单元的反应器为固定床反应器，催化剂不连续再生。相关操作条件和产物列于表4。

对比例4

根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，脱烷基和烷基转移耦合反应单元催化剂采用常规催化裂化催化剂C2，反应在非临氢条件下进行。相关操作条件和产物列于表4。

对比例5

根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，分离出的甲苯不回临氢脱烷基-烷基转移耦合反应器反应。相关操作条件和产物列于表4。

表1原料性质

表2

表3

表4

由实施例和对比例数据可知，本发明的处理催化裂解汽油的方法能够降低C9以上重芳烃的含量，提高BTX轻质芳烃含量。本发明的催化裂解工艺采用流化床反应体系对汽油重馏分进行轻质化处理，能够将裂解产物中的重芳烃有效转化为轻质芳烃，提高BTX芳烃含量，减少C9以上重芳烃含量，且多产二甲苯。该方法操作灵活、弹性大，催化剂易于再生且传质传热均匀，可保证长周期稳定运行。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。