一种将含氧原料转化成为汽油的方法

一种将含氧原料转化成为汽油的方法
【专利摘要】本发明公开了一种将含氧原料转化成为汽油的方法，包括使含氧原料与含有分子筛的催化剂在反应区中接触反应，得到含有汽油的混合物，含氧原料为甲醇和/或二甲醚，其中，反应区包括原料区、产物区以及催化反应区，催化反应区为环形布置并沿反应区的轴向延伸，含氧原料位于原料区中，催化剂位于催化反应区中，原料区和产物区通过催化反应区而邻接，原料区内的含氧原料进入催化反应区与分子筛接触反应，得到的含有汽油的混合物进入产物区。与采用固定床反应器的工艺相比，该方法的系统压降明显降低，降低了操作能耗；同时可以方便地在反应器内实现催化剂的再生。该方法能获得与采用固定床反应器的工艺相当甚至更高的原料转化率和汽油选择性。
【专利说明】
一种将含氧原料转化成为汽油的方法
技术领域
[0001 ] 本发明涉及一种将含氧原料转化成为汽油的方法。
【背景技术】
[0002] 甲醇是结构最为简单的饱和一元醇，通常由一氧化碳与氢气反应制得。通过适当 的催化过程，甲醇可以转化成为多种石油化工产品如乙烯、丙烯、芳烃或馏分油（即，MTH过 程）。
[0003] 甲醇转化制汽油的过程（g卩，MTG过程）是强放热过程，其发热量约为1400kg/kg， 可以用以下三个方程式近似描述其过程：
[0004]
[0005] 现有的MTG工艺路线有三种，分别是固定床工艺、流化床工艺和多管式反应器工 〇
[0006] 早期的MTG工艺均采用固定床工艺。例如，US3931349公开了一种采用固定床将甲 醇转化制汽油的工艺，在该工艺中，甲醇依次进入两个反应器，在第一反应器中采用酸性较 低的非分子筛型催化剂，将部分甲醇转化为二甲醚，然后在第二个反应器内，采用ZSM-5型 催化剂，将未转化的甲醇和二甲醚转化为烃类化合物。
[0007] 由于甲醇转化制汽油过程是强放热过程，而且有大量的水生成，因此反应过程 中催化剂在高温水热的条件下失活较快。一般而言，MTG固定床反应器中，催化剂一般 300-500小时就需要进行再生。在规模化的工业生产中，为了保证生产的连续性和安全性， 一般采用多个固定床反应器并联、反应器频繁切换再生催化剂的方式进行MTG反应。据报 道，10万吨/年的MTG装置，其MTG反应器中催化剂的再生周期为20天左右，总寿命约为1 年。一方面，固定床反应器中催化剂床层压降大，反应器总压降在300kPa以上，造成气体循 环能耗高；另一方面，固定床反应器的切换过于频繁，造成劳动强度大，操作成本高。
[0008] 为了克服固定床反应器中催化剂失活快的缺点，MTG工艺又出现了流化床和列管 式固定床工艺。
[0009] US4689205公开了一种甲醇多段转化制取烃的技术。在第一段反应器中，甲醇转化 为C2-C4烯烃和部分C5+烃类，将C5 +烃分离后，剩余部分进入流化床反应器进行反应生成 汽油馏分。
[0010] CN101775310A公开了一种流化床MTG工艺。甲醇蒸汽从流化床反应器下部进入， 与催化剂接触反应后从反应器顶部经过气固分离后流出，部分催化剂从反应器上部移出后 进入再生器再生，再生后的催化剂连续或间歇进入反应器进行反应，从而解决催化剂失活 较快的问题。
[0011] 流化床反应器虽然解决了 MTG催化剂失活速率快的问题，但汽油产率低于固定床 反应器，而且催化剂磨损严重。
[0012] Lurgi公司和Mobil公司还共同开发了多管式固定床工艺，将反应热由多管式反 应器壳程循环的熔融盐带走，从而达到控制反应温升、延长催化剂寿命的目的。但采用列管 式反应器和熔融盐取热流程使得设备制造成本过高，不适合规模化生产，因此未见工业化 应用的报道。

【发明内容】

[0013] 本发明的目的在于提供一种新的将如甲醇的含氧原料转化成为汽油的方法，该方 法能获得较高的甲醇转化率和汽油选择性，并且操作能耗低，同时还易于实现催化剂的反 应器外再生。
[0014] 本发明提供了一种将含氧原料转化成为汽油的方法，该方法包括使含氧原料与催 化剂在反应区中接触反应，得到含有汽油的混合物，所述含氧原料为甲醇和/或二甲醚，所 述催化剂含有分子筛，其中，所述反应区包括原料区、产物区以及催化反应区，所述催化反 应区为环形布置并沿反应区的轴向延伸，所述含氧原料位于所述原料区中，所述催化剂位 于所述催化反应区中，所述原料区和所述产物区通过所述催化反应区而邻接，所述原料区 内的含氧原料进入所述催化反应区与催化剂接触反应，得到的含有汽油的混合物进入所述 产物区。
[0015] 根据本发明的方法具有以下优点。
[0016] (1)根据本发明的方法，催化剂在反应区内为环形布置，环形两侧的压降（即，压 力差）一般为不高于l〇〇kPa即可实现驱动位于环形一侧的气体物料通过催化剂达到环形 另一侧。与采用固定床反应器的工艺相比，系统压降明显降低，从而极大地降低了用于输送 物料的压缩机的压缩比，降低了操作能耗。具体地，与固定床反应器相比，根据本发明的方 法和装置，系统压降降低了 〇. 1-0. 3MPa，压缩机能耗至少可降低约20%。
[0017] ⑵根据本发明的方法，可以方便地在反应器内实现催化剂的连续加入和卸出，卸 出的催化剂可以在反应器外进行再生。与采用固定床反应器的工艺相比，能避免复杂的反 应器频繁切换再生流程，并且无需设置多个固定床反应器，降低了装置的投资成本和操作 复杂性。
[0018] (3)根据本发明的方法，能获得与采用固定床反应器的工艺相当的甲醇转化率，与 采用固定床反应器的工艺相当甚至更高的原料转化率和汽油选择性。
【附图说明】
[0019] 附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具 体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。
[0020] 图1为用于说明根据本发明的方法中使用的反应器的内部结构的示意图。
[0021] 图2用于说明根据本发明的方法的一种实施方式。
[0022] 图3用于说明根据本发明的方法的一种优选的实施方式。
[0023] 图4用于说明根据本发明的方法的一种更为优选的实施方式。
[0024] 附图标记说明
[0025] 1 :含氧原料 2 :DME反应器
[0026] 3 :DME反应器出口物流 4 :MTG反应器入口物流
[0027] 5 :MTG反应器 51 :第一 MTG反应器
[0028] 52 :第二MTG反应器 6 :MTG反应器出口物流
[0029] 7 :水蒸汽发生器 8 :产物/循环气换热器
[0030] 9 :产物/原料换热器 10 :产物冷却器
[0031] 11:气液分离器 12:气相物流
[0032] 13 :液相物流 14 :废水
[0033] 15 :循环气压缩机 16 :排方文气
[0034] 17 :分馏单元 18 :中间产物/循环气换热器
[0035] 19 :环形容器 20 :环形容器的外环侧壁
[0036] 21:环形容器的内环侧壁 22:催化剂进料管
[0037] 23:催化剂出料管 24:内环空间
[0038] 25:外环空间 26:产物导向管
[0039] 27 :循环气
【具体实施方式】
[0040] 本发明中，"可选的"以及"可选地"表示含或不含，包括或不包括。
[0041] 本发明提供了一种将含氧原料转化成为汽油的方法，该方法包括使含氧原料与催 化剂在反应区中接触反应，得到含有汽油的混合物。
[0042] 根据本发明的方法，所述反应区包括原料区、产物区以及催化反应区，所述原料区 用于容纳含氧原料，所述产物区用于容纳生成的含有汽油的混合物，所述催化反应区用于 容纳催化剂。所述催化反应区为环形布置并沿反应区的轴向延伸，所述原料区和所述产物 区通过所述催化反应区而邻接。所述催化反应区优选为与所述反应区同轴设置。所述含氧 原料位于所述原料区中，所述催化剂位于所述催化反应区中。
[0043] 在实际操作过程中，如图1所示，可以通过在MTG反应器5内设置环形容器19(环 形容器19优选与MTG反应器5同轴设置），并使环形容器19的外环侧壁20与MTG反应器 5的内侧壁之间存在空间（即，使环形容器19的外直径小于MTG反应器5的内直径）。环 形容器19的内环侧壁21与外环侧壁20上具有足以通过气体的孔隙。所述孔隙的孔直径 不足以使催化剂通过，一般可以在l_20mm的范围内。环形容器19的外环侧壁20与MTG反 应器5的内侧壁之间的外环空间25与由环形容器19的内环侧壁21围成的内环空间24之 间通过环形容器19侧壁上的孔隙连通。环形容器19用于容纳催化剂，将环形容器19的外 环侧壁20与MTG反应器5的内侧壁之间的外环空间25作为用于容纳含氧原料的原料区， 将环形容器19的内环空间24作为用于容纳含有汽油的混合物的产物区；反之亦然，可以 将环形容器19的内环空间24作为用于容纳含氧原料的原料区，将环形容器19的外环侧壁 20与MTG反应器5的内侧壁之间的外环空间25作为用于容纳含有汽油的混合物的产物区。 可以在产物区中设置导流装置，将生成的含有汽油的混合物导出。
[0044] 优选地，如图1所示，将环形容器19的外环侧壁20与MTG反应器5的内侧壁之间 的外环空间25作为用于容纳含氧原料的原料区，将环形容器19的内环空间24作为用于容 纳含有汽油的混合物的产物区。产物区得到的含有汽油的混合物从产物区中通过产物导向 管26输出。
[0045] 根据本发明的方法，催化剂布置在催化反应区中。
[0046] 在第一种实施方式中，可以将催化剂装填在催化反应区中，形成催化剂床层，含氧 原料从原料区进入催化反应区与催化剂接触反应，从而得到含有汽油的混合物（即，催化 剂在催化反应区中为非移动状态）。
[0047] 在实际操作过程中，可以将催化剂装填在环形容器中，形成催化剂床层。可以在环 形容器中设置多孔板和/或网，以避免催化剂外漏。
[0048] 在第二种实施方式中，还可以使催化剂从所述催化反应区的顶部进入，沿所述催 化反应区的轴向通过所述催化反应区，并从催化反应区的底部离开所述催化反应区，催化 剂在通过催化反应区的过程中与含氧原料接触反应，离开催化反应区的催化剂可选地进行 再生之后，循环回催化反应区（即，催化剂在催化反应区中处于移动状态）。离开反应区的 催化剂可以全部进行再生后循环回催化反应区，也可以部分进行再生，剩余部分与新鲜催 化剂和/或经再生的催化剂一起循环回催化反应区。采用这种实施方式，可以方便地实现 将催化剂在反应器外进行再生，省略了固定床反应器工艺中反应器切换等繁杂操作。
[0049] 在第二种实施方式中，催化剂在催化反应区中的停留时间可以为150-800小时， 优选为200-700小时，更优选为300-500小时。可以通过调整催化剂在催化反应区中的下 落速度来调整催化剂在催化反应区中的停留时间。调整催化剂的下落速度是本领域技术人 员所公知的，本文不再详述。
[0050] 在实际操作过程中，如图1所示，可以将催化剂从催化反应区顶部的催化剂进料 管22送入，在催化剂自身重力的作用下，通过催化反应区，并由位于催化反应区底部的催 化剂出料管23离开催化反应区。
[0051 ] 上述两种实施方式可以单独使用，也可以组合使用。在将上述两种实施方式组合 使用时，可以在反应初期采用前一种实施方式（即，将催化剂装填在催化反应区中），在催 化剂的活性呈现下降趋势，需要进行再生时，开启催化剂进料管和催化剂出料管，将活性满 足要求的催化剂送入催化反应区，同时使活性降低的催化剂离开反应区进入再生单元进行 再生。
[0052] 根据本发明的方法，所述催化反应区两侧存在的压力差（即，压降）使得所述原料 区内的含氧原料进入所述催化反应区与催化剂接触反应，得到的含有汽油的混合物进入所 述产物区。在固定床反应器中，使含氧原料与催化剂接触反应，从而得到含有汽油的混合物 时，催化剂床层的压降较高并且随固定床反应器运行时间的延长逐渐升高；然而，根据本发 明的方法，催化反应区两侧的压降低于固定床反应器中催化剂床层的压降，更重要的是，在 长时间连续运行过程中基本保持不变。根据本发明的方法，所述催化反应区两侧的压力差 一般为不高于l〇〇kPa，这样能够明显降低用于向反应区输送物流的压缩机的压缩比，从而 降低操作能耗。在确保足以使含氧原料通过催化反应区的前提下，从进一步降低操作能耗 的角度出发，所述催化反应区两侧的压力差优选为不高于50kPa。所述催化反应区两侧的压 力差一般为5kPa以上，优选为20kPa以上。可以通过调整催化反应区的厚度的方式来调节 催化反应区两侧的压力差。根据本发明的方法，催化反应区的厚度一般为不超过1.5米，优 选为不超过1米。所述催化反应区的厚度一般为〇. 3米以上，优选为0. 4米以上。
[0053] 根据本发明的方法，所述催化剂含有分子筛。分子筛作为催化剂的活性组分，可以 为常见的对含氧原料制汽油的转化反应具有催化作用的分子筛，优选为ZSM-5分子筛。更 优选地，ZSM-5分子筛含有磷元素以及可选的稀土元素。以所述ZSM-5分子筛的总量为基 准，以氧化物（P 2〇5)计，所述ZSM-5分子筛优选含有0. 1-10重量％的磷，更优选含有5-8重 量％的磷；以氧化物（稀土的化合价为+3)计，所述ZSM-5分子筛优选含有0-10重量％的 稀土，更优选含有3-8重量％的稀土。
[0054] 可以采用各种方法在ZSM-5分子筛中引入磷元素以及可选的稀土元素。在一种实 施方式中，可以通过浸渍法在ZSM-5分子筛中引入磷元素以及可选的稀土元素。可以用水 可溶性含磷化合物的水溶液浸渍ZSM-5分子筛，然后进行干燥和焙烧，从而得到含磷元素 的ZSM-5分子筛。在ZSM-5分子筛还含有稀土元素时，可以在引入磷元素之前、之中或之 后，用水可溶性含稀土化合物的水溶液浸渍ZSM-5分子筛，并进行干燥和焙烧，从而得到含 稀土元素的ZSM-5分子筛。所述水可溶性含磷化合物的具体实例可以包括但不限于：磷酸、 磷酸铝、磷酸氢铵、磷酸二氢铵和磷酸铵中的一种或两种以上。所述水可溶性含稀土化合物 的具体实例可以包括但不限于：铈土的硝酸盐、稀土的硫酸盐和稀土的氯化物中的一种或 两种以上。所述干燥和焙烧的条件可以为常规选择。一般地，所述干燥可以在80-200°C的 温度下进行，持续时间可以为2-10小时；所述焙烧可以在400-600°C的温度下进行，持续时 间可以为4-10小时。
[0055] 所述ZSM-5分子筛中，以氧化物计的碱金属的含量优选为不高于0. 2重量％。所 述ZSM-5分子筛中，氧化硅与氧化铝的摩尔比（即，硅铝比）优选在100-1000的范围内，更 优选在100-500的范围内。
[0056] 所述催化剂除含有作为活性成分的分子筛外，在所述催化剂为成型催化剂时，还 可以含有粘结剂，所述粘结剂可以为常见的能够将分子筛粘结成型的物质，如无机氧化物 和/或粘土。所述催化剂中，分子筛的含量以能够实现催化功能为准。一般地，以催化剂的 总量为基准，分子筛的含量可以为30-95重量％，优选为30-88重量％，更优选为60-80重 量％;无机氧化物的含量可以为5-70重量％，优选为10-50重量％，更优选为15-30重量％; 粘土的含量可以为0-50重量％，优选为2-20重量％，更优选为5-10重量％。所述无机氧 化物是指在氧气或含氧气氛下，分解温度不低于300°C (例如：分解温度为300-100(TC)的 无机含氧化合物。所述无机氧化物的具体实例可以包括但不限于氧化铝、氧化硅、氧化钛和 氧化镁中的一种或多种。优选地，所述无机氧化物为氧化铝和/或氧化硅。所述粘土可以 是各种天然和/或人工合成的、经或不经各种化学和/或物理方法处理的粘土，如高岭土和 /或多水高岭土（即，埃洛石）。
[0057] 在所述催化剂为成型催化剂时，一般地，所述催化剂的比表面积在300_600m2/g的 范围内，总孔容在0. 2-0. 6mL/g的范围内，孔直径大于2nm的介孔孔容占总孔容的30-70%。 所述比表面积和所述孔容采用氮气吸附法测定。
[0058] 在所述催化剂为成型催化剂时，所述催化剂的体积平均粒径优选为l-10mm，更优 选为5-8mm 〇
[0059] 根据本发明的方法，所述含氧原料可以为能够转化成为汽油的原料。一般地，所述 含氧原料为甲醇和/或二甲醚。所述含氧原料可以通过载气送入反应器中，所述载气可以 为水蒸汽、非活性气体（如氮气、零族元素气体）和低碳烃类（如Q-Q的烷烃），优选采用 低碳烃类作为载气。所述低碳烃类优选来源于从反应生成的含有汽油的混合物中分离出来 的气相物流（即，后文所述的循环气）。在通过载气将含氧原料送入反应器时，以载气和含 氧原料的总量为基准，含氧原料的含量可以为1-25重量％，优选为5-20重量％。
[0060] 在所述含氧原料为甲醇时，可以将甲醇直接送入反应区中与含分子筛的催化剂接 触反应，得到含有汽油的混合物；也可以先将至少部分甲醇转化成为二甲醚，然后将含有二 甲醚的混合物作为含氧原料送入反应区中与含分子筛的催化剂接触反应，这样能够获得更 高的汽油收率。根据本发明的方法，在含氧原料为甲醇时，优选还包括预反应步骤，在所述 预反应步骤中，将至少部分甲醇转化成为二甲醚，并将预反应步骤得到的混合物作为含氧 原料送入所述反应区中与含分子筛的催化剂接触反应。在预反应步骤中，优选将甲醇的转 化率控制为50-85重量％，更优选将甲醇的转化率控制为80-85重量％。所述甲醇的转化 率采用以下公式计算得到：
[0061] 转化率=(预反应步骤中消耗的甲醇的重量/甲醇的进料重量）X100%。
[0062] 所述预反应步骤中，反应温度可以为240-450°C，优选为260-400°C ;以表压计，出 口压力可以为〇· 8-3MPa，优选为1. 5-2. 5MPa，更优选为1. 6-2MPa。
[0063] 预反应步骤可以使用对于醇制醚反应具有催化作用的催化剂，例如氧化铝。可以 将对醇制醚反应具有催化作用的催化剂装填在固定床反应器中，使甲醇通过催化剂床层， 从而将至少部分甲醇转化成为二甲醚。此时，气体进料的总重时空速可以为〇. 5_20h \优 选为l-10h \更优选为2-5h、
[0064] 根据本发明的方法，含氧原料在反应区中与催化剂接触反应，所述接触反应的条 件足以使含氧原料转化成为汽油。一般地，所述接触反应可以在280-500°C的温度下进行、 优选在300-450°C的温度下进行、更优选在340-420°C的温度下进行；以表压计，出口压力 可以为0. 8-3MPa，优选为1-2. 5MPa，更优选为1. 5-2MPa ;气体进料的总重时空速可以为 0. 5-6h 1，优选为 0. 8-4h 1，更优选为 2-4h 1。
[0065] 根据本发明的方法，所述反应区的数量可以为一个，也可以为两个以上。在反应区 的数量为两个以上时，各反应区可以位于一个或多个反应器中，例如可以位于同一反应器 的不同区域，也可以位于多个反应器中。各个反应区可以含有一个或多个成组存在的原料 区、催化反应区和产物区。
[0066] 在所述反应区的数量为一个时，反应区得到的含有汽油的混合物可以直接作为产 物物流输出。在所述反应区的数量为多个时，反应区之间可以为并联连接，即各反应区得到 的含有汽油的混合物可以直接作为产物物流输出；反应区之间也可以为串联连接，即前一 反应区得到的含有汽油的混合物作为后一反应区的原料，将位于末端（以物流的流动方向 为基准）的反应区得到的含有汽油的混合物作为产物物流输出；反应区之间还可以为串联 与并联的组合。
[0067] 在本发明的一种优选的实施方式中，所述反应区含有第一反应区和第二反应区， 部分含氧原料在第一反应区中与催化剂接触反应，并将得到的含有汽油的混合物作为中间 物流输出；所述中间物流与剩余部分含氧原料在第二反应区中与分子筛接触反应，并将得 到的含有汽油的混合物作为产物物流输出。根据该优选的实施方式能够获得更高的汽油收 率。所述第一反应区和第二反应区各自可以含有一个或多个成组存在的原料区、催化反应 区和产物区。所述第一反应区和第二反应区可以位于同一反应器的不同区域，也可以位于 不同的反应器中，优选位于不同的反应器中。
[0068] 在该优选的实施方式中，以所述含氧原料的总量为基准，进入第一反应区的含氧 原料的量优选为20-70重量％，更优选为30-60重量％，进一步优选为45-55重量％ ;进入 第二反应区的含氧原料的量优选为30-80重量％，更优选为40-70重量％，进一步优选为 45-55 重量％。
[0069] 在该优选的实施方式中，所述中间物流在进入所述第二反应区之前优选与换热介 质进行换热，以将所述中间物流中的部分热量取出，这样能够获得更好的能量平衡，同时能 够最大程度地利用中间物流所携带的热量。所述换热介质可以为常见的能够将所述中间物 流中的热量取出的介质。优选地，所述换热介质包括水，通过将所述中间物流与水进行换 热，能产生高压水蒸汽，其压力能够达到4MPa以上。在该优选的实施方式中，所述换热介质 还可以包括进入第一反应区的原料区的循环气。所述循环气来自于从第二反应区作为产物 物流输出的含有汽油的混合物中分离出来的气相物流（产物物流的分离过程将在后文进 行详细说明），其在分离过程中经历过冷却过程，在循环回反应区的原料区时，需要重新进 行预热。在所述换热介质包括水和循环气时，优选将所述中间物流依次与循环气和水进行 换热，以将循环气预热，同时产生高压水蒸汽，这样能在第一反应区和第二反应区之间获得 良好的能量平衡，同时还能最大限度地利用中间物流携带的热量。
[0070] 在该优选的实施方式中，催化剂在第一反应区和第二反应区的催化反应区中各自 可以处于前文所述的移动状态，也可以各自处于前文所述的非移动状态。优选地，催化剂在 第一反应区和第二反应区的催化反应区中均处于前文所述的移动状态。更优选地，将离开 所述第一反应区的催化剂送入第二反应区的催化反应区中，从第二反应区输出的催化剂可 选地进行再生之后，循环进入第一反应区的催化反应区中。即，催化剂从第一反应区的催化 反应区的顶部进入，并从催化反应区的底部离开第一反应区，在沿轴向通过催化反应区的 过程中与含氧原料接触反应，离开第一反应区的催化剂从顶部进入并通过第二反应区的催 化反应区，从底部离开第二反应区的催化剂可选地进行再生后循环回第一反应区的催化反 应区。催化剂在第一反应区的催化反应区和第二反应区的催化反应区中的总停留时间优选 为150-800小时，更优选为300-700小时。进一步优选地，催化剂在第一反应区的催化反应 区和第二反应区的催化反应区中的总停留时间为400-600小时，这样既能获得更高的汽油 产率，同时还能使催化剂具有较长的使用寿命。
[0071] 根据本发明的方法，从反应区作为产物物流输出的含有汽油的混合物携带有大量 热量，可以将其与至少一种换热介质进行换热，从而将部分热量取出。与产物物流进行换热 的换热介质可以选自水、循环气以及含氧原料。在一种实施方式中，与产物物流进行换热的 换热介质为水、循环气和含氧原料，此时可以通过将产物物流进行分流，分别与各种换热介 质进行换热而实现。具体地，可以将产物物流分成三部分，第一部分物流与水进行换热，以 产生水蒸汽，得到的水蒸汽的压力一般在1-2. 5MPa的范围内；第二部分物流与循环气进行 换热，以将循环气预热；第三部分物流与含氧原料进行换热，以将含氧原料预热。所述第一 部分物流、第二部分物流和第三部分物流的量可以根据分别与之进行换热的换热介质的条 件进行选择，没有特别限定。
[0072] 根据本发明的方法，还可以包括分离步骤，在分离步骤中，将作为产物物流输出的 含有汽油的混合物进行气液分离，得到气相物流以及液相物流，汽油（即，。烃）位于所 述液相物流中。可以采用常规方法进行气液分离，如冷凝。
[0073] 所述液相物流含有汽油，可以将其进行分馏，从而分离出汽油以及其它产物，如燃 料气和液化气。所述气相物流中的至少部分可以升压后，作为循环气（即，载气）重新送入 反应区的原料区中，在所述反应区含有前文所述的第一反应区和第二反应区时，一般将循 环气送入第一反应区的原料区中。为了避免氧气、C0、C0 2等不凝性气体在系统中累积，优 选将部分气相物流外排。
[0074] 图2示出了根据本发明的方法的一种实施方式，以下结合图2对该实施方式进行 详细说明。
[0075] 如图2所示，含氧原料1进入MTG反应器5(其内部结构如图1所示，此处不再详 述）的原料区中，与催化剂接触反应（催化剂可以处于前文所述的移动状态，也可以处于前 文所述的非移动状态），将至少部分含氧原料转化成为汽油，得到作为产物物流输出的MTG 反应器出口物流6。MTG反应器出口物流6分成三部分物流，其中，第一部分物流进入水蒸 汽发生器7中，与水进行换热，以产生水蒸汽（为低压水蒸汽，压力一般在1-2. 5MPa的范 围内）；第二部分物流进入产物/循环气换热器8中，与循环气进行换热，以将循环气预热； 第三部分物流进入产物/原料换热器9中，与新鲜含氧原料进行换热，以将新鲜含氧原料 预热。经换热的各部分产物物流汇集后，经产物冷却器10中进行冷却，进入气液分离器11 中，以分离成为气相物流12、液相物流13以及外排的废水14,所述冷却的条件使得汽油位 于液相物流13中。气相物流12经循环气压缩机15升压后，作为循环气27送回MTG反应 器5的原料区中。可选地，气相物流12中的部分物流作为排放气16排入分馏单元17中， 以避免不凝性气体在系统中的累积。液相物流13进入分馏单元17中进行分馏，得到汽油、 燃料气以及液化气。
[0076] 图3示出了含氧原料为甲醇时的一种优选实施方式。以下仅结合图3对该实施方 式与图2所示实施方式的不同之处进行说明。如图3所示，作为含氧原料1的甲醇首先进 入DME反应器2中，将部分甲醇转化成为二甲醚，得到的DME反应器出口物流3与循环气27 混合后，作为MTG反应器入口物流4进入MTG反应器5中，与含分子筛的催化剂接触，得到 含有汽油的混合物。
[0077] 图4示出了根据本发明的方法的一种更为优选的实施方式，以下结合图4对该实 施方式进行详细说明。出于简洁的目的，以下仅对图4所示的实施方式与图2所示的实施 方式的不同之处进行说明。
[0078] 如图4所示，将作为含氧原料1的甲醇送入DME反应器2中，将部分甲醇转化成为 二甲醚。部分DME反应器出口物流3与循环气27-起进入第一 MTG反应器51中，与含分 子筛的催化剂接触反应，得到含有汽油的混合物。作为第一 MTG反应器51出口物流输出的 含有汽油的混合物依次通过中间产物/循环气换热器18和水蒸汽发生器7,分别将进入第 一 MTG反应器51的原料区的循环气预热，使水转变成为水蒸汽（为高压水蒸汽，其压力能 够达到4MPa以上）。经换热的第一 MTG反应器51出口物流与剩余部分DME反应器出口物 流3 -起进入第二MTG反应器52中，与催化剂接触反应，得到含有汽油的混合物，并作为产 物物流从第二MTG反应器52输出。第二MTG反应器52输出的产物物流分成两部分物流， 其中，第一部分物流在产物/循环气换热器8中与循环气进行换热，以将循环气预热；第二 部分物流在产物/原料换热器9中与新鲜含氧原料进行换热，以将新鲜含氧原料预热。经 换热后的各部分物流汇集后，经产物冷却器10中进行冷却，在气液分离器11中进行分离， 得到气相物流12、液相物流13以及废水14,所述冷却的条件使得汽油位于液相物流13中。 分离出的气相物流12和液相物流13采用与图2所示实施方式相同的方式进行进一步处 理，此处不再详述。
[0079] 根据图4所示的实施方式，第一 MTG反应器51和第二MTG反应器52中的催化剂 可以处于前文所述的非移动状态，也可以处于前文所述的移动状态。优选地，第一 MTG反应 器51和第二MTG反应器52中的催化剂处于移动状态。更优选地，如图4中的虚线部分所 示，催化剂从第一 MTG反应器51的顶部进入并通过第一 MTG反应器51的催化反应区，从第 一 MTG反应器51输出的催化剂接着进入并通过第二MTG反应器52的催化反应区，从第二 MTG反应器52输出的催化剂可选地进行再生之后循环回第一 MTG反应器51的催化反应区 中。
[0080] 需要说明的是，图4所示的实施方式中，采用的含氧原料为甲醇，本领域技术人员 可以理解的是，图4所示的实施方式也适用于含氧原料含有二甲醚的场合，此时，可以不设 置DME反应器2,部分含氧原料1进入第一 MTG反应器51中，剩余部分含氧原料1进入第二 MTG反应器52中。
[0081] 采用根据本发明的方法将含氧原料转化成为汽油，能极大地降低系统的操作能 耗，并且能够获得较高的甲醇转化率和汽油选择性，同时含分子筛的催化剂能方便地实现 反应器外再生，另外催化剂也具有较长的使用寿命。
[0082] 以下结合实施例详细说明，但并不因此限制本发明的范围。
[0083] 以下实施例和对比例中，汽油的选择性采用以下公式计算得到：
[0084] 汽油选择性=(产物中。烃的重量/甲醇的进料重量）X 100%。
[0085] 实施例1-9用于说明本发明的方法。
[0086] 实施例1
[0087] 本实施例采用的催化剂通过以下方法制备。
[0088] (1)用磷酸二氢铵水溶液饱和浸渍粉末状的作为原料的ZSM-5分子筛（以Na20计 的Na含量为0. 2重量％，Si02/Al203 (摩尔比）=100,购自中石化长岭催化剂厂），时间为 5小时。将浸渍得到的混合物在150°C的烘箱中干燥7小时；将干燥后的固体粉末在560°C 的马弗炉中焙烧5小时。焙烧得到的固体经粉碎过筛后，得到含磷的ZSM-5分子筛，其中， 以戸20 5计，磷的含量为5重量％。
[0089] (2)将拟薄水铝石与高岭土混合，并用去离子水将得到的混合物配制成浆液，然 后加入步骤（1)得到的含磷的ZSM-5分子筛，搅拌均匀后，进行喷雾干燥，控制喷雾干燥器 的出口温度在100-110°C的范围之内，物料干燥时间为2分钟。将喷雾干燥得到的颗粒在 450°C焙烧4小时，从而得到含ZSM-5的成型催化剂（体积平均粒径为8mm)，其中，含磷的 ZSM-5分子筛的含量为80重量％，氧化错的含量为15重量％，粘土的含量为5重量％。
[0090] 本实施例采用的MTG反应器的内部结构如图1所示，其中，环形容器的内环直径为 0. 8m，外环直径为1. 3m，高度为4m ;反应器的内直径为2. 2m ;环形容器同轴设置在反应器 中。环形容器的内环侧壁和外环侧壁上具有用于通过气体物料的孔隙，孔隙的平均孔直径 为9_。环形容器的环形空间内部设置有多孔板，以防止催化剂外漏。将环形容器的内环空 间作为产物区，将环形容器的外侧壁与反应器的内侧壁之间的外环空间作为原料区，催化 剂装填在环形容器中，形成催化剂床层。
[0091] 本实施例采用甲醇作为含氧原料，参照图2所示的工艺流程进行，具体方法如下。
[0092] 将甲醇和循环气（以甲醇和循环气的总量为基准，甲醇的含量为10重量％ )送入 MTG反应器的原料区中，并进入环形容器中与催化剂接触反应，得到的反应混合物进入产物 区中，作为产物物流输出。其中，将MTG反应器的入口温度控制为340°C，将MTG反应器的出 口温度控制为420°C ;环形容器的外环侧壁与内环侧壁之间的压力差为50kPa(反应过程中 基本保持不变），以表压计，将MTG反应器的出口压力控制为1. 6MPa ;气体进料的总重时空 速为4h、
[0093] 将产物物流分成三股，分别进入水蒸汽发生器、产物/循环气换热器和产物/含氧 原料换热器中，分别用于产生水蒸汽（以表压计，产生的水蒸汽的压力为1. OMPa)、与循环 气进行换热、与新鲜甲醇进行换热。从各换热器出来的产物物流汇集后，进入产物冷却器中 进行冷却（其中，冷却介质为空气）。经冷却的产物物流在气液分离器中进一步冷凝以进行 气液分离，分离成为气相物流和液相物流。分离出的气相物流中的〇. 5重量％作为排放气 送入分馏系统中，剩余气相物流在循环气压缩机中升压后作为循环气重新送入MTG反应器 的反应区中。分离出的液相物流进入分馏系统中进行分馏，得到燃料气、液化气和汽油。
[0094] 连续进行300小时的反应，反应过程中，甲醇的转化率和汽油选择性在表1中列 出。
[0095] 实施例2
[0096] 采用与实施例1相同的方法将甲醇转化成为汽油，不同的是，不是将催化剂装填 在反应器中，而是通过设置在环形容器顶部的催化剂进料管将催化剂连续送入环形容器 中，依靠催化剂自身的重力，使其通过环形容器，并从环形容器底部的催化剂出料管离开反 应器，其中，控制催化剂在反应器的环形容器内的停留时间为300小时。
[0097] 连续进行300小时的反应，连续反应过程中，甲醇的转化率和汽油的选择性在表1 中列出。
[0098] 实施例3
[0099] 采用与实施例1相同的方法将甲醇转化成为汽油，不同的是，使用的催化剂采用 以下方法制备：
[0100] 将拟薄水铝石与高岭土混合，并用去离子水将得到的混合物配制成浆液，然后加 入与实施例1步骤（1)中作为原料的ZSM-5分子筛相同的ZSM-5分子筛，搅拌均匀后，进行 喷雾干燥，控制喷雾干燥器的出口温度在l〇〇_ll〇°C的范围之内，物料干燥时间为2分钟。 将喷雾干燥得到的颗粒在450°C焙烧4小时，从而得到含ZSM-5的成型催化剂（体积平均粒 径为8mm)，其中，ZSM-5分子筛的含量为80重量％，氧化铝的含量为15重量％，粘土的含量 为5重量％。
[0101] 连续进行300小时的反应，连续反应过程中，甲醇的转化率和汽油的选择性在表1 中列出。
[0102] 对比例1
[0103] 将与实施例1相同的催化剂装填在固定床反应器（内直径与实施例1所用的反应 器的内直径相同）中，形成催化剂床层（催化剂床层的厚度为4米）。将甲醇和循环气（以 甲醇和循环气的总量为基准，甲醇的含量为10重量％ )从顶部送入固定床反应器中并通过 催化剂床层，与催化剂接触反应。其中，将反应器内的入口温度控制为340 °C，将反应器的出 口温度控制为420°C;催化剂床层的初始压力差为0.1 MPa，随反应时间的延长催化剂床层的 压力差逐渐增加至0. 3MPa，以表压计，将反应器的出口压力控制为1. 6MPa ;气体进料的总 重时空速为4h、
[0104] 从固定床反应器输出的反应混合物采用与实施例1相同的方法进行换热和分离， 得到汽油。
[0105] 连续进行300小时的反应，连续反应过程中，甲醇的转化率和汽油选择性在表1 中列出。相同的甲醇处理量下，用于输送循环气的压缩机的总能耗为实施例1的总能耗的 120%〇
[0106] 实施例4
[0107] 本实施例采用与实施例1相同的方法将甲醇转化成为汽油，不同的是，参照图3示 出的流程，具体操作如下。
[0108] 将甲醇和循环气（以甲醇和循环气的总量为基准，甲醇的含量为10重量％ )先 送入DME反应器中，将部分甲醇转化成为二甲醚（甲醇转化率控制在80-85重量％的范围 内）。其中，DME反应器中装填的催化剂为氧化铝，DME反应器的入口温度为260°C，出口温 度为360°C ;以表压计，DME反应器的出口压力为1. 8MPa ;气体进料的总重时空速为4h、
[0109] 将DME反应器输出的物流和循环气（循环气与DME反应器输出的物流的质量比为 5 :1)送入MTG反应器的原料区中，并进入环形容器中与催化剂接触反应，得到的反应混合 物进入产物区中，并作为产物物流输出。其中，将反应器的入口温度控制为330°C，将反应器 的出口温度控制为410°C ;环形容器的外环侧壁与内环侧壁之间的压力差为50kPa(反应过 程中基本保持不变），以表压计，将反应器的出口压力控制为1. 6MPa ;气体进料的总重时空 速为4h、
[0110] 将产物物流分成三股，分别进入水蒸汽发生器、产物/循环气换热器和产物/含氧 原料换热器中，分别用于产生水蒸汽（以表压计，压力为l.OMPa)、与循环气进行换热、与新 鲜甲醇进行换热。从各换热器出来的产物物流汇集后，进入产物冷却器中进行冷却（其中， 冷却介质为空气）。经冷却的产物物流在气液分离器中进一步冷凝以进行气液分离，分离成 为气相物流和液相物流。分离出的气相物流中的〇. 5重量％作为排放气送入分馏系统中， 剩余气相物流在循环气压缩机中升压后作为循环气重新送入MTG反应器的反应区中。分离 出的液相物流进入分馏系统中进行分馏，得到燃料气、液化气和汽油。
[0111] 连续进行500小时的反应，连续反应过程中，甲醇的转化率和汽油的选择性在表1 中列出。
[0112] 实施例5
[0113] 本实施例采用的催化剂采用以下方法制备。
[0114] (1)用磷酸二氢铵水溶液饱和浸渍粉末状的ZSM-5分子筛（以Na20计的Na含量 为〇. 1重量％，Si02/Al203(摩尔比）=500,购自中石化长岭催化剂厂），时间为6小时。将 浸渍得到的混合物在140°C的烘箱中干燥10小时；将干燥后的固体粉末在560°C的马弗炉 中焙烧5小时。焙烧得到的固体经粉碎过筛后，得到含磷的ZSM-5分子筛，其中，以P205计， 磷的含量为8重量％。
[0115] 用硝酸镧水溶液饱和浸渍含磷的ZSM-5分子筛，时间为8小时。将浸渍得到的混 合物在130°C的烘箱中干燥8小时；将干燥后的固体粉末在550°C的马弗炉中焙烧6小时。 焙烧得到的固体经粉碎过筛后，得到含磷和镧的ZSM-5分子筛，以La 203的总量为基准，镧的 含量为5重量％。
[0116] (2)将拟薄水铝石与高岭土混合，并用去离子水将得到的混合物配制成浆液，然后 加入步骤（1)得到的含磷和镧的ZSM-5分子筛，搅拌均匀后，进行喷雾干燥，控制喷雾干燥 器的出口温度在l〇〇-ll〇°C的范围之内，物料干燥时间为2分钟。将喷雾干燥得到的颗粒 在450°C焙烧4小时，从而得到含ZSM-5的成型催化剂（体积平均粒径为5mm)，其中，含磷 和镧的ZSM-5分子筛的含量为60重量％，氧化错的含量为30重量％，粘土的含量为10重 量％。
[0117] 本实施例采用的第一 MTG反应器和第二MTG反应器的内部结构如图1所示，其中， 环形容器的内环直径为0. 6m，外环直径为1. 2m，高度为4m ;反应器的内直径为2. 4m ;环形 容器同轴设置在反应器中。环形容器的内环侧壁和外环侧壁上具有用于通过气体物料的孔 隙，孔隙的平均孔直径为15_。环形容器的环形空间内部设置有多孔板，以防止催化剂外 漏。将环形容器的内环空间作为产物区，将环形容器的外侧壁与反应器的内侧壁之间的外 环空间作为原料区。
[0118] 本实施例采用甲醇作为含氧原料，参照图4所示的工艺流程进行，具体方法如下。
[0119] 将甲醇和循环气（以甲醇和循环气的总量为基准，甲醇的含量为20重量％ )先 送入DME反应器中，将部分甲醇转化成为二甲醚（甲醇转化率控制在80-85重量％的范围 内）。其中，DME反应器中装填的催化剂为氧化错，将DME反应器的入口温度控制为260°C， 将DME反应器的出口温度控制为360°C ;以表压计，DME反应器的出口压力为1. 9MPa ;气体 进料的总重时空速为31!1。
[0120] 将50重量％的DME反应器的出口物流与循环气（循环气与DME反应器输出的物 流的质量比为5 :1) -起送入第一MTG反应器的原料区中，使甲醇进入环形容器中与催化剂 接触反应，得到的反应混合物进入产物区中，并作为中间物流输出。其中，将第一 MTG反应 器的入口温度控制为340°C，将第一 MTG反应器的出口温度控制为420°C ;环形容器的外环 侧壁与内环侧壁之间的压力差控制为50kPa(反应过程中基本保持不变），以表压计，将第 一 MTG反应器的出口压力控制为1. 8MPa ;气体进料的总重时空速为2h、
[0121 ] 将第一 MTG反应器输出的中间物流依次在中间产物/循环气换热器和水蒸汽发生 器中分别与进入第一 MTG反应器的循环气以及水进行换热，分别得到经预热的循环气（换 热后循环气的温度为330°C )和水蒸汽（以表压计，产生的水蒸汽的压力为4MPa)。
[0122] 经换热的中间物流与剩余的DME反应器的出口物流一起进入第二MTG反应器的原 料区中，使原料区中的物料进入环形容器中与催化剂接触反应，得到的反应混合物进入产 物区中，并作为产物物流输出。其中，将第二MTG反应器的入口温度控制为350°C，将第二 MTG反应器的出口温度控制为420°C ;将环形容器的外环侧壁与内环侧壁之间的压力差控 制为50kPa (反应过程中基本保持不变），以表压计，将第二MTG反应器的出口压力控制为 1. 7MPa ;气体进料的总重时空速为2h ^
[0123] 反应过程中，将催化剂通过设置在第一 MTG反应器的环形容器顶部的催化剂进料 管连续送入环形容器中，依靠催化剂自身的重力，使其通过环形容器，并从环形容器底部的 催化剂出料管离开第一 MTG反应器。如图4中的虚线部分所示，将离开第一 MTG反应器的 催化剂通过设置在第二MTG反应器的环形容器顶部的催化剂进料管连续送入第二MTG反应 器的环形容器中，依靠催化剂自身的重力，使其通过环形容器，并从环形容器底部的催化剂 出料管离开第二MTG反应器并送入再生单元中进行再生。将催化剂在第一 MTG反应器的环 形容器和第二MTG反应器的环形容器中的总停留时间控制为500h，其中，催化剂在第一 MTG 反应器的环形容器中的停留时间与在第二MTG反应器的环形容器中的停留时间相同。
[0124] 将产物物流分成两股，分别进入产物/循环气换热器和产物/含氧原料换热器中， 分别用于与循环气进行换热（换热后循环气的温度为300°C)、与新鲜甲醇进行换热（得到 温度为260°C的甲醇蒸汽）。从各换热器出来的产物物流汇集后，进入产物冷却器中进行冷 却（其中，冷却介质为水）。经冷却的产物物流在气液分离器中进一步冷凝以进行气液分 离，分离成为气相物流和液相物流。分离出的气相物流中的〇. 5重量％作为排放气送入分 馏系统中，剩余气相物流在循环气压缩机中升压后作为循环气重新送入MTG反应器的反应 区中。分离出的液相物流进入分馏系统中进行分馏，得到燃料气、液化气和汽油。
[0125] 连续进行500小时的反应，连续反应过程中，甲醇的转化率和汽油的选择性在表2 中列出。
[0126] 实施例6
[0127] 采用与实施例5相同的方法将甲醇转化成为汽油，不同的是，将催化剂在第一 MTG 反应器的环形容器和第二MTG反应器的环形容器中的总停留时间控制为300h。
[0128] 连续进行300小时的反应，连续反应过程中，甲醇的转化率和汽油的选择性在表2 中列出。
[0129] 实施例7
[0130] 采用与实施例5相同的方法将甲醇转化成为汽油，不同的是，将催化剂在第一 MTG 反应器的环形容器和第二MTG反应器的环形容器中的总停留时间控制为700h。
[0131] 连续进行700小时的反应，连续反应过程中，甲醇的转化率和汽油的选择性在表2 中列出。
[0132] 实施例8
[0133] 本实施例与实施例5的区别在于参照图3示出的工艺流程将甲醇转化成为汽油， 具体工艺流程如下。
[0134] 将甲醇和循环气（以甲醇和循环气的总量为基准，甲醇的含量为20重量％ )先 送入DME反应器中，将部分甲醇转化成为二甲醚（甲醇转化率控制在80-85重量％的范围 内）。其中，DME反应器中装填的催化剂为氧化错，将DME反应器的入口温度控制为260°C， 将DME反应器的出口温度控制为360°C ;以表压计，DME反应器的出口压力为1. 9MPa ;气体 进料的总重时空速为31!1。
[0135] 将DME反应器的出口物流与循环气（循环气与DME反应器输出的物流的质量比为 5 :1) -起送入MTG反应器（规格与实施例5中的第一 MTG反应器和第二MTG反应器相同） 的原料区中，使甲醇进入环形容器中与催化剂接触反应，得到的反应混合物进入产物区中， 并作为产物物流输出。其中，将MTG反应器的入口温度控制为340°C，将MTG反应器的出口 温度控制为420°C ;环形容器的外环侧壁与内环侧壁之间的压力差控制为50kPa(反应过程 中基本保持不变），以表压计，将MTG反应器的出口压力控制为1. 8MPa ;气体进料的总重时 空速为2h ^
[0136] 通过设置在环形容器顶部的催化剂进料管将催化剂连续送入环形容器中，依靠催 化剂自身的重力，使其通过环形容器，并从环形容器底部的催化剂出料管离开反应器，其 中，控制催化剂在反应器的环形容器内的停留时间为500小时。
[0137] 将产物物流分成三股，分别进入水蒸汽发生器、产物/循环气换热器和产物/含氧 原料换热器中，分别用于产生水蒸汽（以表压计，压力为2MPa)、与循环气进行换热（换热 后循环气的温度为300°C )、与新鲜甲醇进行换热（得到温度为262°C的甲醇蒸汽）。从各 换热器出来的产物物流汇集后，进入产物冷却器中进行冷却（其中，冷却介质为空气）。经 冷却的产物物流在气液分离器中进一步冷凝以进行气液分离，分离成为气相物流和液相物 流。分离出的气相物流中的〇. 5重量％作为排放气送入分馏系统中，剩余气相物流在循环 气压缩机中升压后作为循环气重新送入MTG反应器的反应区中。分离出的液相物流进入分 馏系统中进行分馏，得到燃料气、液化气和汽油。
[0138] 连续进行500小时的反应，连续反应过程中，甲醇的转化率和汽油的选择性在表2 中列出。
[0139] 实施例9
[0140] 采用与实施例5相同的方法将甲醇转化成为汽油，不同的是，催化剂装填在第一 MTG反应器和第二MTG反应器中形成催化剂床层（即，第一 MTG反应器和第二MTG反应器 中，催化剂处于非移动状态）。
[0141] 连续进行500小时的反应，连续反应过程中，甲醇的转化率和汽油的选择性在表2 中列出。
[0142] 实施例1-9的结果证实，采用本发明的方法将如甲醇的含氧原料转化成为汽油， 催化剂床层的压降低，从而能够有效地降低循环装置的压缩比，降低操作能耗；并且，本发 明的方法还能获得较高的甲醇转化率和汽油选择性。
[0143] 实施例5-9的结果还证实，通过在相互串联的反应区中将含氧原料转化成为汽 油，一方面能够获得进一步提高的汽油选择性，另一方面还能更有效地回收反应热，降低装 置能耗，并更有利于反应温度的控制。
[0144]

【主权项】
1. 一种将含氧原料转化成为汽油的方法，该方法包括使含氧原料与催化剂在反应区中 接触反应，得到含有汽油的混合物，所述含氧原料为甲醇和/或二甲醚，所述催化剂含有分 子筛，其特征在于，所述反应区包括原料区、产物区以及催化反应区，所述催化反应区为环 形布置并沿反应区的轴向延伸，所述含氧原料位于所述原料区中，所述催化剂位于所述催 化反应区中，所述原料区和所述产物区通过所述催化反应区而邻接，所述原料区内的含氧 原料进入所述催化反应区与分子筛接触反应，得到的含有汽油的混合物进入所述产物区。2. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述含氧原料为甲醇，该方法还包括预反应步 骤，在所述预反应步骤中，将至少部分甲醇转化成为二甲醚，并将预反应步骤得到的混合物 送入所述反应区中与分子筛接触反应。3. 根据权利要求2所述的方法，其中，在所述预反应步骤中，将甲醇的转化率控制为 50-85 重量％。4. 根据权利要求2或3所述的方法，其中，所述预反应步骤中，反应温度为240-450°C; 以表压计，出口压力为〇· 8-3MPa。5. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂装填在催化反应区中形成催化剂床 层。6. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂从所述催化反应区的顶部进入，沿所 述催化反应区的轴向通过所述催化反应区，并从催化反应区的底部离开所述催化反应区， 所述催化剂在通过催化反应区的过程中与含氧原料接触反应，离开催化反应区的催化剂可 选地进行再生之后，循环回催化反应区。7. 根据权利要求1、5和6中任意一项所述的方法，其中，所述催化反应区两侧的压力差 不高于l〇〇kPa，优选在5-100kPa的范围内。8. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述分子筛为ZSM-5分子筛。9. 根据权利要求8所述的方法，其中，以所述ZSM-5分子筛的总量为基准，以氧化物计， 所述ZSM分子筛含有0. 1-10重量％的磷，0-10重量％的稀土。10. 根据权利要求9所述的方法，其中，所述ZSM-5分子筛中以氧化物计的碱金属含量 为不高于〇. 2重量％，氧化硅与氧化铝的摩尔比在100-1000的范围内。11. 根据权利要求8-10中任意一项所述的方法，其中，以所述催化剂的总量为基准，所 述催化剂含有30-95重量％的ZSM-5分子筛，5-70重量％的无机氧化物以及0-50重量％的 粘土。12. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述含氧原料与催化剂接触反应的温度为 280-500°C ;以表压计，出口压力为0· 8-3MPa ;重时空速为0· 5-6h ^13. 根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括分离步骤，在所述分离步骤中，将 作为产物物流输出的含有汽油的混合物进行气液分离，得到气相物流以及液相物流，汽油 位于所述液相物流中，将至少部分气相物流作为循环气送回反应区的原料区中。14. 根据权利要求13所述的方法，其中，作为产物物流输出的含有汽油的混合物在进 行气液分离之前，与至少一种换热介质进行换热，以将作为产物输出的含有汽油的混合物 中的部分热量取出。15. 根据权利要求14所述的方法，其中，所述换热介质选自水、循环气和含氧原料。16. 根据权利要求1 -3、5、6、8-10和12-15中任意一项所述的方法，其中，所述反应区含 有第一反应区和第二反应区，部分含氧原料在第一反应区中与催化剂接触反应，并将得到 的含有汽油的混合物作为中间物流输出；所述中间物流与剩余部分含氧原料在第二反应区 中与催化剂接触反应，并将得到的含有汽油的混合物作为产物物流输出。17. 根据权利要求16所述的方法，其中，以所述含氧原料的总量为基准，进入第一反应 区的含氧原料的量为20-70重量％，进入第二反应区的含氧原料的量为30-80重量％。18. 根据权利要求16所述的方法，其中，所述催化剂从第一反应区的催化反应区的顶 部进入，沿所述第一反应区的催化反应区的轴向通过该催化反应区，并从催化反应区的底 部离开第一反应区，所述催化剂在通过催化反应区的过程中与含氧原料接触反应，离开第 一反应区的催化剂从顶部进入并通过第二反应区的催化反应区，沿所述第二反应区的催化 反应区的轴向通过该催化反应区，从底部离开第二反应区的催化剂可选地进行再生后循环 回第一反应区的催化反应区。19. 根据权利要求18所述的方法，其中，催化剂在第一反应区的催化反应区以及第 二反应区的催化反应区的总停留时间为150-800小时，优选为300-700小时，更优选为 400-600 小时。20. 根据权利要求16所述的方法，其中，所述中间物流在进入第二反应区之前与换热 介质进行换热，以将所述中间物流中的部分热量取出。21. 根据权利要求20所述的方法，其中，将所述中间物流依次与循环气和水进行换热， 与水换热的条件使得水转变成为水蒸汽。
【文档编号】C10G3/00GK105985793SQ201510043287
【公开日】2016年10月5日
【申请日】2015年1月28日
【发明人】郭湘波, 杨克勇, 宗保宁
【申请人】中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院