專利名稱：一種與催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)集成的醚化方法
一種與催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)集成的醚化方法技術領城本發(fā)明涉及一種在醚化催化劑的催化作用下，烴類原料與脂肪醇在催 化裂化穩(wěn)定塔中發(fā)生醚化反應的方法。
背景技術：
近年來隨著環(huán)境保護法規(guī)的日益嚴格，世界各國和地區(qū)對于汽油中烯 烴含量的限制也日趨嚴格，而市場對于高標號汽油的需要也隨著汽車市場的發(fā)展不斷增加。我國從2003年1月開始，在全國范圍內(nèi)實施《車用無鉛 汽油》的國家標準(GB 17930-1999 ),此標準限制烯烴含量不大于35體積 %，預計此限制今后還會進一步降低。我國近80%汽油來自催化裂化工藝， 其余汽油組分較少，調(diào)和能力差；我國催化裂化汽油呈現(xiàn)高烯烴、低芳烴 含量的特征，烯烴含量通常在40~50體積％左右，芳烴含量不到20體積 %，基本上沒有含氧化合物。而將烯烴組分與脂肪醇進行反應生成相應的 醚，是降低汽油中的烯烴含量和蒸汽壓，提高汽油辛烷值，改善汽油質(zhì)量 的有步文方法。目前已有比較成熟的異丁烯醚化技術、C5餾分醚化技術和輕汽油醚化 技術，工業(yè)上絕大多數(shù)是以強酸性陽離子交換樹脂為醚化催化劑，也有少 量的工業(yè)應用是以負載型的雜多酸為醚化催化劑。典型的醚化工藝通常包 括原料凈化、醚化反應和曱醇回收等幾個部分。二烯烴和堿氮是醚化催化 劑的毒物，因此對于從全餾分汽油中切割出的醚化原料有嚴格要求?，F(xiàn)有 Cs餾分醚化技術和輕汽油醚化技術都是先從全餾分汽油中切割出相應組分 作為醚化原料，醚化原料一般再通過堿洗脫疏，水洗脫堿氮，選擇性加氮 脫二烯烴等預處理后，再進行醚化反應。由于現(xiàn)有技術的工藝步驟較多， 需要重復冷卻、降壓、加熱和升壓，所以操作能耗高。US 5015782 7>開了一種生產(chǎn)醚類4匕合物的工藝方法，該方法以d及 C4以上的異構烯烴為醚化原料采用兩段法工藝流程，在第一段為兩個串聯(lián) 的固定床反應器，以酸性的中孔分子篩作為催化劑，第二段為催化蒸餾塔， 以強酸性陽離子交換樹脂為醚化催化劑，水洗后的醚化原料在第 一段進行 部分醚化反應，同時脫除堿氮、二烯烴和金屬等雜質(zhì)，隨后在第二段進行進一步醚化，最后得到曱基叔丁基醚(MTBE)。該方法是一個獨立的醚化 工藝過程，沒有與催化裂化工藝進行結(jié)合。US 5188725公開了 一種流化催化裂化工藝與醚化反應組合的方法，該 方法是一個連續(xù)的多步驟工藝方法，主要包括重質(zhì)烴類原料在第一流化床 催化裂化、催化裂化催化劑再生、烯烴物料在第二流化床醚化、向第二流 化床補充新鮮催化劑和抽出第二流化床部分失活的催化劑到第 一流化床反 應器等步驟。在第一流化床主要采用大孔沸石催化劑，第二流化床主要采 用中孔沸石催化劑。此外，烯烴物料在進行醚化反應前要經(jīng)過水洗的預處 理步驟。該方法流程復雜，工藝步驟多。發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術的基礎上提供一種與催化裂化吸收穩(wěn)定系 統(tǒng)集成的醚化方法。本發(fā)明提供的方法是烴類醚化原料與脂肪醇混合后進入催化裂化穩(wěn)定 塔，在催化裂化穩(wěn)定塔的反應段與醚化催化劑接觸反應并進行分餾，分離 所得的液化氣由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫?，在穩(wěn)定塔的塔底得到含有醚類化合物 的穩(wěn)定汽油，所述的醚化催化劑選自強酸性陽離子交換樹脂、分子篩催化 劑和雜多酸催化劑中的 一種或幾種。本發(fā)明將醚化反應過程與現(xiàn)有的催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)進行了有效地 結(jié)合，充分利用了催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)具有的溫度、壓力、傳質(zhì)和傳熱 條件來進行醚化反應，不但為企業(yè)節(jié)約巨大的能耗和操作成本，而且得到 了烯烴含量降低、辛烷值提高以及蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。本發(fā)明對于國 內(nèi)催化裂化汽油烯烴含量較高這一特點具有較好的適應性，可為煉廠生產(chǎn) 高標號汽油提供更多的操作靈活性。


附圖是本發(fā)明提供的與催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)集成的醚化方法的流程 示意圖。
具體實施方式
本發(fā)明提供的與催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)集成的醚化方法是烴類醚化 原料與脂肪醇混合后進入催化裂化穩(wěn)定塔，在催化裂化穩(wěn)定塔的反應段與醚化催化劑接觸反應并進行分餾，分離所得的液化氣由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫剑?在穩(wěn)定塔的塔底得到含有醚類化合物的穩(wěn)定汽油，所述的醚化催化劑選自 強酸性陽離子交換樹脂、分子篩催化劑和雜多酸催化劑中的 一種或幾種。 本發(fā)明所述的催化裂化包括催化裂化家族的所有工藝，如流化催化裂化(FCC )、渣油催化裂化(RFCC )、催化裂解(DCC )、催化熱裂解(CPP )、 多產(chǎn)氣體和汽油催化裂化(MGG)、多產(chǎn)異構烯烴催化裂化(MIO)、多產(chǎn) 異構烷烴催化裂化(MIP)、多產(chǎn)氣體和柴油催化裂化(MGD)等?；舅?有的催化裂化工藝都由反應再生系統(tǒng)、分餾系統(tǒng)和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)三部分組 成。在各種型式的催化裂化工藝裝置中，分餾系統(tǒng)和吸收穩(wěn)定系統(tǒng)都是一 樣的，吸收穩(wěn)定系統(tǒng)通常包括吸收塔、解吸塔和穩(wěn)定塔，主要作用是利用 吸收和精餾的方法將富氣和粗汽油分離成干氣(《C2)、液化氣(CV C4) 和穩(wěn)定汽油。常規(guī)的穩(wěn)定塔就是一個精餾塔，來自解吸塔的脫乙烷汽油在 穩(wěn)定塔進行分餾，塔頂產(chǎn)品是液化氣，塔底產(chǎn)品是蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。 本發(fā)明所述的催化裂化穩(wěn)定塔包括上述催化裂化家族所有工藝裝置的穩(wěn)定 塔。所述的烴類醚化原料中至少含有一種叔碳烯烴。所述的叔碳烯烴是指 雙鍵位于叔碳原子上的單烯烴，如C4僅有一種叔碳烯烴，即異丁烯，C5 有兩種叔碳烯烴，即2-甲基-2-丁烯和2-甲基-l-丁烯，而Q有8種叔碳烯 烴，C7則有22種叔碳烯烴。叔碳烯烴與脂肪醇在催化劑的作用下可發(fā)生 醚化反應生成低蒸汽壓和高辛烷值的醚類化合物，反應式如下所示CH3OH + R產(chǎn)式中R,為C。H2n、 R2和R3為烷基。例如，異丁烯與曱醇反應生成曱基叔 丁基醚(MTBE); 2-曱基-2 丁烯或2-曱基-l-丁烯與甲醇反應生成曱基叔戊 基醚(TAME); Q叔碳烯烴與甲醇反應可生成4種醚類化合物；(:7叔碳烯 烴與甲醇反應可生成11種醚類化合物。由于Q以上的叔碳烯烴在汽油中 含量低，反應活性低，在本發(fā)明的醚化過程中可以忽略。所述的烴類醚化原料選自液化氣、Cs餾分、催化裂化汽油和裂解汽油 中的一種或幾種。所述的液化氣是指從煉廠氣得到C3、 Q組分，優(yōu)選從催 化裂化副產(chǎn)物和/或裂解副產(chǎn)物分離出的含有四個碳原子的混合物，或者異丁烯；C5餾分是指從催化裂化副產(chǎn)物和/或裂解副產(chǎn)物中分離出的含有五個 碳原子的混合物；所述的催化裂化汽油是指來自催化裂化家族工藝的全餾 分汽油、脫乙烷汽油、穩(wěn)定汽油和輕汽油(《:105。C)中的一種或幾種的混 合物；所述的裂解汽油是指來自蒸汽裂解制乙烯裝置的汽油餾分。在催化裂化汽油和裂解汽油中含有大量的C4 C7多種叔碳烯烴，是很好的醚化原料。本發(fā)明所采用的催化裂化穩(wěn)定塔內(nèi)設有反應段以及精餾段和/或提餾 段，精餾段位于反應段的上方，提餾段位于反應段的下方。所述的塔可以 是各種型式的填料塔、篩板塔、浮閥塔、柵板塔或其組合。在反應段內(nèi)裝 填有醚化催化劑，醚化原料中的叔碳烯烴與脂肪醇在進行醚化反應的同時， 其反應物和生成物也進行了分離，最終由塔頂?shù)玫搅薈3、 C4等輕組分，C5 以上的重組分包括醚類化合物則由塔底抽出。所述的催化裂化穩(wěn)定塔的反應段設有2 ~ 6個脂肪醇進料口 。在本發(fā)明 中， 一部分脂肪醇是與烴類醚化原料混合后一起進入穩(wěn)定塔，另一部分脂 肪醇則是由不同進料口進入穩(wěn)定塔內(nèi)。脂肪醇加入方式和加入量由產(chǎn)物中 所需要的醚類化合物的量所決定，并且脂肪醇最終被完全消耗，在最終產(chǎn) 物中不含有脂肪醇。所述的催化裂化穩(wěn)定塔中醇/烴質(zhì)量比(脂肪醇/烴類醚化原料質(zhì)量比) 為0.1 -0.6，塔頂溫度為40 60。C,塔底溫度為140~ 170。C,塔壓力為0.9 ~ 1.7MPa,以烴類醚化原料計，進料液時重量空速為l.O-SO.Oh:反應段溫 度由穩(wěn)定塔自然溫度梯度分配所決定。所述的脂肪醇選自曱醇、乙醇和丙醇中的一種或幾種，優(yōu)選甲醇。本發(fā)明所采用的醚化催化劑是選自強酸性陽離子交換樹脂、分子篩催 化劑和雜多酸催化劑中的一種或幾種。所述的強酸性陽離子交換樹脂優(yōu)選 大孔型強酸性陽離子交換樹脂，其為經(jīng)磺化處理的大孔網(wǎng)狀結(jié)構的苯乙烯 和二乙烯苯的共聚物。所述的雜多酸催化劑是指雜多酸及其相應的負栽型 催化劑。所述的分子篩催化劑包括分子篩、無機氧化物和任選的粘土，各組分 的含量分別為沸石10~50重％、無4幾氧化物5 ~90重％、粘土0 70重 %。本發(fā)明中所采用的分子篩催化劑可以是工業(yè)使用的各種牌號的催化裂化催化劑，或是具有催化裂化作用的相似催化劑。當以分子篩催化劑作為 醚化催化劑時，優(yōu)選自身催化裂化反應系統(tǒng)所采用的催化裂化催化劑。所述的分子篩選自FAU型分子篩、MFI型分子篩和BEA型分子篩中 的一種或幾種。FAU型分子篩包括Y型、X型和A型，常用的是多種類型 的Y型分子篩；MFI結(jié)構的分子篩包括ZSM-5、鈦硅型分子篩等，常用的 是ZSM-5型分子篩；BEA型為硅鋁型的Beta分子篩。所述的分子篩是選自H型分子篩、Na型分子篩和離子交換分子篩中的 一種或幾種。所述的離子交換分子篩是指以選自稀土、第IB族和第VIII 族中任一金屬離子進行過離子交換的分子篩。以Y型分子篩為例，可以是 Y型分子篩、NaY型分子篩、稀土Y型分子篩(REY)、稀土氫Y型分子 篩(REHY )、超穩(wěn)Y型分子篩(USY )和稀土超穩(wěn)Y型分子篩(REUSY ) 中的 一種或幾種的混合物。所述無機氧化物作為粘接劑，選自二氧化硅(Si02)和/或三氧化二鋁 (A1203 )。所述的分子篩催化劑失活后去催化裂化反應再生系統(tǒng)進行再生。以分 子篩催化劑作為醚化催化劑時，其失活的原因主要是積炭和堿氮在醚化催 化劑上的吸附，因此可以將失活后的分子篩催化劑送入FCC反應再生系統(tǒng) 中進行再生。這樣既可以解決醚化催化劑的失活問題，又充分利用了現(xiàn)有 的催化裂化反應再生系統(tǒng)，進一步降低了能耗與物耗。下面結(jié)合附圖對本發(fā)明所提供的方法進行進一步的說明。 本發(fā)明提供的與催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)集成的醚化方法工藝流程描述 如下來自管線1的烴類醚化原料與來自管線2的脂肪醇混合后經(jīng)管線3 進入催化裂化穩(wěn)定塔5,在催化裂化穩(wěn)定塔5的反應段6與醚化催化劑接 觸反應并進行分離，新補充的脂肪醇由管線4進入反應段6，與未反應的 叔碳烯烴接觸進行進一步醚化反應。催化裂化穩(wěn)定塔5分離所得的C4組分 由管線7從催化裂化穩(wěn)定塔5的塔頂抽出，經(jīng)冷凝器8冷凝后， 一部分經(jīng) 管線IO作為塔頂回流返回塔頂，另一部分經(jīng)管線9作為液化氣抽出裝置。 催化裂化穩(wěn)定塔5分離所得的C5以上組分和醚類化合物的混合物由塔底經(jīng) 管線11抽出，經(jīng)再沸器12加熱后， 一部分塔底混合物經(jīng)管線14返回塔底， 另一部分則依次經(jīng)管線13、冷凝器15、管線16作為穩(wěn)定汽油抽出裝置。本發(fā)明的優(yōu)點(1) 采用本發(fā)明提供的方法，可為企業(yè)節(jié)約大量的能耗和操作成本。 本發(fā)明將醚化反應過程與現(xiàn)有的催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)進行了有效地結(jié) 合，充分利用了催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)具有的溫度、壓力、傳質(zhì)和傳熱條 件來進行醚化反應，既省去了現(xiàn)有技術中的原料切割步驟和原料預處理步 驟，同時生產(chǎn)出來的醚類化合物直接進入汽油池，減少了后續(xù)調(diào)和過程需 要的操作成本。此外，如果采用分子篩催化劑作為醚化催化劑，還可利用 催化裂化反應再生系統(tǒng)進行分子篩催化劑的再生，能更進一步降低能耗和 物耗。(2) 采用本發(fā)明提供的方法可得到烯烴含量降低、辛烷值提高以及蒸 汽壓合格的穩(wěn)定汽油。本發(fā)明對于國內(nèi)催化裂化汽油烯烴含量較高這一特 點具有較好的適應性，可為煉廠生產(chǎn)高標號汽油提供更多的操作靈活性。下面通過實施例對本發(fā)明作進一步的說明，但并不因此而限制本發(fā)明 的內(nèi)容。實施例在一個小型模擬穩(wěn)定塔裝置上進行，高度2.0m，反應段0.8m， 提餾段0.6m,精餾段0.6m，精餾段和提餾段裝填拉西環(huán)填料，反應段裝填 醚化催化劑。對比例在同樣的模擬穩(wěn)定塔裝置上進行，但塔內(nèi)僅有精餾段 和提餾段，不設反應段。實施例所用的醚化催化劑A為分子篩催化劑，其組成USY為50重量 %,硅溶膠為15重量％，高嶺土為35重量％。實施例所用的工業(yè)牌號為 DOCP催化裂化催化劑、工業(yè)牌號為CGP-1催化裂化催化劑、工業(yè)牌號為強酸I3C性陽離子交換樹脂Amberlyst35為羅姆哈斯廠生產(chǎn)，實施例所用脂肪醇為 曱醇，為分析純。實施例1本實施例采用的烴類醚化原料是含有20%異丁烯的Q餾分，Ct餾分與 曱醇混合后進入穩(wěn)定塔，在反應段與醚化催化劑A接觸反應并進行分餾， 由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫綒怏w組分，在穩(wěn)定塔的塔底得到MTBE。操作條件為 醇/烯質(zhì)量比為0.5,塔頂溫度為40°C,塔底溫度為140°C，反應段入口溫度120。C，塔壓力為1.5MPa，；荅頂回流比為6,以C4餾分計，進料液時重 量空速為2.011-1，反應結(jié)果為曱醇轉(zhuǎn)化率100%,生成MTBE選擇性〉990/0。實施例2本實施例采用的烴類醚化原料是含有20%異丁烯的C/溜分，C4餾分與 曱醇混合后進入穩(wěn)定塔，在反應段與催化裂化催化劑DOCP接觸反應并進 行分餾，由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫綒怏w組分，在穩(wěn)定塔的塔底得到MTBE。操 作條件為醇/烯質(zhì)量比為0.5,塔頂溫度為60°C，塔底溫度為140°C,反 應段入口溫度120。C，塔壓力為L5MPa，塔頂回流比為5,以(34餾分計， 進料液時重量空速為2.0h—\反應結(jié)果為曱醇轉(zhuǎn)化率100%，生成MTBE選 擇性>99%。對比例1本對比例說明在常規(guī)催化裂化穩(wěn)定塔的操作情況，所用原料是催化裂 化脫乙烷汽油原料1。催化裂化脫乙烷汽油在穩(wěn)定塔內(nèi)進行分餾，由塔頂 得到液化氣，由塔底得到穩(wěn)定汽油，操作條件為塔頂溫度為50°C，塔底溫 度為160°C，塔壓力為1.5MPa，塔頂回流比為5,所得的穩(wěn)定汽油中烯烴 含量為48體積％，辛烷值為88。實施例3本實施例所用的烴類醚化原料是與對比例1相同的催化裂化脫乙烷汽 油1,催化裂化脫乙烷汽油與曱醇混合后進入穩(wěn)定塔，在反應段與催化裂 化催化劑GOR-II接觸反應并進行分餾，由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫揭夯瘹?，在穩(wěn) 定塔的塔底得到含有醚類化合物的穩(wěn)定汽油。操作條件為醇/烴質(zhì)量比為 0.2，塔頂溫度為40。C,塔底溫度為160°C，反應段入口溫度120°C，塔壓 力為1.5MPa，塔頂回流比為5,以脫乙烷汽油計，進料液時重量空速為 2.0h"。反應結(jié)果為所得的穩(wěn)定汽油中烯烴含量為35體積％，辛烷值為90,與 對比例1相比，烯烴含量降低了 13%,辛烷值提高了2個單位。對比例2本對比例說明在常規(guī)催化裂化穩(wěn)定塔的操作情況，所用原料是催化裂 化脫乙烷汽油原料2。催化裂化脫乙烷汽油在穩(wěn)定塔內(nèi)進行分餾，由塔頂?shù)玫揭夯瘹?，由塔底得到穩(wěn)定汽油，操作條件為塔頂溫度為40°C,塔底溫 度為170°C，塔壓力為1.7MPa，塔頂回流比為5,所得的穩(wěn)定汽油中烯烴 含量為50體積％，辛烷值為88。實施例4本實施例所用的烴類醚化原料是與對比例2相同的催化裂化脫乙烷汽 油原料2,催化裂化脫乙烷汽油與甲醇混合后進入穩(wěn)定塔，在反應段與催 化裂化催化劑DOCP接觸反應并進行分鎦，由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫揭夯瘹猓?在穩(wěn)定塔的塔底得到含有醚類化合物的穩(wěn)定汽油。操作條件為醇/烴質(zhì)量 比為0.3,塔頂溫度為50。C，塔底溫度為17()。C,反應段入口溫度IO(TC， i荅壓力為1.5MPa， i荅頂回流比為5，以脫乙烷汽油計，進料液時重量空速 為6.0h人反應結(jié)果為所得的穩(wěn)定汽油中烯烴含量為32體積％，辛烷值為91，與 對比例2相比，烯烴含量降低了 18%，辛烷值提高了3個單位。實施例5本實施例所用的烴類醚化原料是與對比例2相同的催化裂化脫乙烷汽 油原料2,催化裂化脫乙烷汽油與曱醇混合后進入穩(wěn)定塔，在反應段與催 化裂化催化劑CGP-1接觸反應并進行分餾，由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫揭夯瘹猓?在穩(wěn)定塔的塔底得到含有醚類化合物的穩(wěn)定汽油。操作條件為醇/烴質(zhì)量 比為0.3，塔頂溫度為50。C,塔底溫度為17()°C，反應段入口溫度IO(TC， 塔壓力為l.OMPa,塔頂回流比為5，以脫乙烷汽油計，進料液時重量空速 為4.0h"。反應結(jié)果為所得的穩(wěn)定汽油中烯烴含量為30體積％，辛烷值為91，與 對比例2相比，烯烴含量降低了 20%，辛烷值提高了3個單位。實施例6本實施例所用的烴類醚化原料是與對比例2相同的催化裂化脫乙烷汽 油原料2,催化裂化脫乙烷汽油與曱醇混合后進入穩(wěn)定塔，在反應段與 Amberlyst35接觸反應并進行分餾，由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫揭夯瘹?，在穩(wěn)定塔 的塔底得到含有醚類化合物的穩(wěn)定汽油。操作條件為醇/烴質(zhì)量比為0.3, 塔頂溫度為50°C，塔底溫度為170°C，反應段入口溫度80°C，塔壓力為 1.7MPa,塔頂回流比為5，以脫乙烷汽油計:，進料液時重量空速為4.0h"。反應結(jié)果為所得的穩(wěn)定汽油中烯烴含量為25體積％，辛烷值為92,與 對比例2相比，烯烴含量降低了 25%，辛烷值提高了4個單位。實施例7本實施例所用的烴類醚化原料是與對比例2相同的催化裂化脫乙烷汽油原料2，催化裂化脫乙烷汽油與曱醇混合后進入穩(wěn)定塔，在反應段與DOCP接觸反應并進行分餾，由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫揭夯瘹猓诜€(wěn)定塔的塔底得到含有醚類化合物的穩(wěn)定汽油。操作條件為醇/烴質(zhì)量比為0.3,塔頂溫度為50。C，塔底溫度為170。C，反應段入口溫度80。C，塔壓力為L7MPa，塔頂回流比為5，以脫乙烷汽油計，進料液時重量空速為18.0h"。反應結(jié)果為所得的穩(wěn)定汽油中烯烴含量為31體積％，辛烷值為91，與 對比例2相比，烯烴含量降低了 19%，辛烷值提高了3個單位。
權利要求
1. 一種與催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)集成的醚化方法，其特征在于烴類醚化原料與脂肪醇混合后進入催化裂化穩(wěn)定塔，在催化裂化穩(wěn)定塔的反應段與醚化催化劑接觸反應并進行分餾，分離所得的液化氣由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫?，在穩(wěn)定塔的塔底得到含有醚類化合物的穩(wěn)定汽油，所述的醚化催化劑選自強酸性陽離子交換樹脂、分子篩催化劑和雜多酸催化劑中的一種或幾種。
2、 按照權利要求1所述的方法，其特征在于所述的烴類醚化原料中至 少含有一種叔碳烯烴。
3、 按照權利要求1或2所述的方法，其特征在于所述的烴類醚化原料 選自液化氣、Cs餾分、催化裂化汽油和裂解汽油中的一種或幾種。
4、 按照權利要求1所述的方法，其特征在于所述的催化裂化穩(wěn)定塔內(nèi) 設有反應段以及精餾段和/或提餾段，精餾段位于反應段的上方，提餾段位 于反應段的下方。
5、 按照權利要求1所述的方法，其特征在于所述的催化裂化穩(wěn)定塔的 反應段設有2 ~ 6個脂肪醇進料口 。
6、 按照權利要求1所述的方法，其特征在于所述的催化裂化穩(wěn)定塔中 醇/烴質(zhì)量比為0.1 ~0.6，塔頂溫度為40~60°C,塔底溫度為140~170°C， 塔壓力為0.9~1.7MPa，以烴類醚化原料計，進料液時重量空速為1.0~ 20.0h"。
7、 按照權利要求1所述的方法，其特征在于所述的脂肪醇選自甲醇、 乙醇和丙醇中的一種或幾種。
8、 按照權利要求1所述的方法，其特征在于所述的分子篩催化劑包括 分子篩、無機氧化物和任選的粘土，各組分的含量分別為分子篩10~50 重％、無沖幾氧化物5 ~ 90重％、粘土0~70重％。
9、 按照權利要求8所述的方法，其特征在于所述的分子篩選自FAU 型分子篩、MFI型分子篩和BEA型分子篩中的一種或幾種。
10、 按照權利要求9所述的方法，其特征在于所述的分子篩是選自H 型分子篩、Na型分子篩和離子交換分子篩中的一種或幾種。
11、 按照權利要求IO所述的方法，其特征在于所述的離子交換分子篩 是指以選自稀土、第IB族和第VIII族中任一金屬離子進行過離子交換的 分子篩。
12、 按照權利要求8所述的方法，所述的無機氧化物選自二氧化硅和/ 或三氧化二鋁。
13、 按照4又利要求8所述的方法，其特4正在于所述的分子篩催化劑失 活后去催化裂化反應再生系統(tǒng)進行再生。
全文摘要
一種與催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)集成的醚化方法，烴類醚化原料與脂肪醇混合后進入催化裂化穩(wěn)定塔，在催化裂化穩(wěn)定塔的反應段與醚化催化劑接觸反應并進行分餾，分離所得的液化氣由穩(wěn)定塔的塔頂?shù)玫?，在穩(wěn)定塔的塔底得到含有醚類化合物的穩(wěn)定汽油，所述的醚化催化劑選自強酸性陽離子交換樹脂、分子篩催化劑和雜多酸催化劑中的一種或幾種。本發(fā)明充分利用了催化裂化吸收穩(wěn)定系統(tǒng)的傳質(zhì)和傳熱條件，既降低了能耗和物耗，又得到了烯烴含量降低、辛烷值提高以及蒸汽壓合格的穩(wěn)定汽油。本發(fā)明對于國內(nèi)催化裂化汽油烯烴含量較高這一特點具有較好的適應性，可為煉廠生產(chǎn)高標號汽油提供更多的操作靈活性。
文檔編號C10G57/00GK101245258SQ200710063918
公開日2008年8月20日 申請日期2007年2月14日 優(yōu)先權日2007年2月14日
發(fā)明者強 劉, 慕旭宏, 羅一斌, 舒興田, 謝文華, 邢恩會 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