一种由含氧化合物制取清洁汽油的方法

摘要

本发明公开了一种由含氧化合物制取清洁汽油的方法，该方法包括：连续地将预热后的含氧化合物在流化床反应器中与分子筛催化剂接触并进行制烃反应，产生富含汽油组分的油气和积碳的待生催化剂；将从反应器引出的待生催化剂输送至待生催化剂接收器后，再通过闭锁料斗输送至待生催化剂进料罐，然后从待生催化剂进料罐输送至流化床再生器，并在再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生，得到再生催化剂；将再生催化剂从再生器连续地引出到再生催化剂接收器后，再通过闭锁料斗输送至再生催化剂进料罐，并从再生催化剂进料罐连续地返回到所述反应器中。本发明的方法不仅安全，而且可以增加反应器的压力，提高装置处理量。

说明书

技术领域

本发明涉及一种由含氧化合物制取清洁汽油的方法。

背景技术

石油和天然气被广泛地用作燃料和化工原材料。然而，它们的储量有限且消耗量逐年增加。世界煤储藏量远比石油和天然气多得多，且页岩气的开采方兴未艾，因此，由煤和页岩气以及天然气出发制合成气，继而制甲醇，最后制取清洁汽油是一条可行的出路。

甲醇是一种广泛应用的基本有机原料。1976年Mobil石油公司进行了甲醇在ZSM-5分子筛催化剂上转化为碳氢化合物的反应，使石油以外的矿物质燃料如天然气和煤等变为汽油使用。Mobil石油公司先后开发了固定床、流化床、多管式等不同反应器类型的甲醇制汽油工艺。其中固定床工艺已在新西兰工业化。

由于甲醇脱水制汽油的整个反应过程都是放热反应，反应生成热必须移出，否则绝热升温将达580℃以上，超过甲醇受热分解成CO和H₂的温度。美国专利USP3928483和USP3931349是Mobil石油公司早期公布的甲醇转化制取烃类化合物的专利，该两篇专利采用固定床两段法转化工艺，其中第一段是将甲醇脱水转化为二甲醚，然后在第二段中将二甲醚和水及未反应完的甲醇混合物在ZSM-5分子筛催化剂的作用下生成汽油。固定床反应器工艺的优点是转化率比较高、工艺成熟，缺点是工艺过程和设备复杂、能耗高、投资高。

美国专利USP4579999公布了一种甲醇经过两段反应器后转化为汽油组分的技术，甲醇首先在装有ZSM-5分子筛催化剂的流化床反应器内转化成C2-C4烯烃和C5+烃类组分。经过冷却分离后，C2-C4烯烃组分进入装有烯烃聚合ZSM-5催化剂的第二段反应器内进行反应，进一步转化成汽油组分。美国专利USP4689205公布了一种甲醇多段转化制取烃类的技术，该专利公布的技术与USP4579999公布的技术基本相似，所不同的是，该专利技术中第一段采用流化床反应器。

美国专利USP4788369公开了固定床甲醇制汽油工艺，并提出将分离出的C3-C4烃类先与原料气换热，再经泵加压打入汽油合成反应器中，起到循环气降温作用。

中国专利CN1923770A公布了一种甲醇一步法制取烃类产品的工艺，该方法采用固定床反应器，甲醇在酸性硅铝沸石分子筛催化剂上经分子间或分子内脱水，生成亚甲基或二甲醚等中间产物，这些中间产物在酸性分子筛作用下，进一步发生碳链增长、聚合、环化、氢转移等反应，最终生成C1-C12烃类产品。

中国专利CN101775310A公布了一种应用流化床工艺甲醇生产汽油的方法，该方法采用流化床反应器，甲醇在含锆或含铁的ZSM-5分子筛催化剂作用下，得到烃类混合组分，产物经过气液分离后，轻烃气体经过压缩后送入流化床反应器进行轻烃循环，轻烃循环对提高反应速度和汽油收率有利。应用流化床甲醇制汽油工艺，反应热的移出方便，汽油品质提高，但是与固定床相比，汽油收率偏低。

在现有的甲醇制汽油的技术中，甲醇制汽油的催化剂主要采用各种改性、未改性的ZSM-5分子筛。美国专利USP3911041、USP4049573、USP4100219等专利公开了使用磷、镁、硅或碱金属元素改性的ZSM-5分子筛催化剂由甲醇制取低碳烯烃的反应。美国专利USP4402867和USP4480145中提到的甲醇制汽油的催化剂采用的分子筛均为沉积无定形硅的ZSM-5，这样的改性可以提高催化剂的稳定性。

美国专利US4402867公布的甲醇制汽油催化剂为无定形硅改性的ZSM-5分子筛催化剂，ZSM-5分子筛的硅铝物质的量比为12，无定形硅的负载量至少为0.3％。甲醇在硅改性的ZSM-5上转化后得到的汽油产品的组成如下：50-75％的烯烃、15-30％的芳烃、20％左右的烷烃。ZSM-5分子筛经无定形硅改性后，催化剂的积炭失活速率显著降低，从而延长了催化剂的使用周期。此催化剂虽然具有较好的稳定性，但汽油产品中的烯烃含量较高。

美孚公司的专利EP0127959A2公开的甲醇制汽油催化剂包括两种催化剂，首先在以ZSM-48为活性组元的催化剂上甲醇转化为富含烯烃的中间产品，然后中间产品在以ZSM-5为活性组元的催化剂上叠合为汽油。

中国专利CN102049293A公开了一种改性ZSM-5/AlPO₄-5双结构分子筛和含有该改性ZSM-5/AlPO₄-5双结构分子筛的催化剂以及使用该催化剂的甲醇制汽油的方法。该改性ZSM-5/AlPO₄-5双结构分子筛含有ZSM-5/AlPO₄-5双结构分子筛和负载在该ZSM-5/AlPO₄-5双结构分子筛上的磷和至少一种过渡金属，改性分子筛制成的催化剂用于甲醇制汽油时，能够高收率、高选择性地获得汽油。但该专利主要涉及对甲醇制汽油工艺中催化剂的改进，对甲醇制汽油的具体操作和条件没有特别限定。

中国专利CN102049292A公开了一种甲醇制汽油催化剂及使用该催化剂的甲醇制汽油的方法，该催化剂含有具有MFI结构的分子筛、粘结剂和粘土，且以催化剂的重量为基准，具有MFI结构的分子筛的含量为5-50重量％，以氧化物计粘结剂的含量为5-50重量％，粘土的含量为5-90重量％，并且激光粒度法测得该具有MFI结构的分子筛的平均粒子直径D₅₀不大于5微米，该催化剂用于甲醇制汽油时，能够高收率、高选择性地获得汽油。但该专利主要涉及对甲醇制汽油工艺中催化剂的改进，对甲醇制汽油的具体操作和条件没有特别限定。

总结已有专利和非专利文献可以得出，固定床工艺为多个固定床反应器循环操作，较频繁地在反应和再生过程转换；该过程的每个反应器为间歇操作，因此，为达到连续进料操作，多反应器同时被使用；该过程的主要缺点是反应器工况在氧化和还原环境中频繁变化，且反应器的温度变化很复杂。由于甲醇制汽油属于强放热反应，而流化床反应器具有传热﹑传质效果好，升降温时温度分布稳定，汽油品质高，催化剂性质恒定，换热效果好以及投资低等优点，所以，甲醇制汽油反应过程中采用流化床反应器更具有优势。

为降低投资、提高工艺的连续性以及催化剂活性的稳定性，一种可能的解决办法是采用类似于流化催化裂化(FCC)的工艺来进行含氧化合物制取清洁汽油的反应，即采用一个反应器和一个再生器并实现连续反应-再生操作。但是如果采用该方法，会存在二个重大问题需要解决：第一，由于反应器中是烃类气氛，而再生器中是含氧气氛，反应器和再生器的气流必须很好地隔离以确保工艺安全性；第二，采用一个反应器时，若要达到与固定床工艺相同的处理量，就需要增加反应器的大小，这同样会增加投资和成本。

发明内容

本发明的目的是提供一种由含氧化合物制取清洁汽油的方法，该方法能够克服现有技术存在的问题，一方面能够确保工艺的安全性，更进一步的方面是能够在相同反应器大小的情况下提高装置的处理量。

为了实现上述目的，本发明提供一种由含氧化合物制取清洁汽油的方法，该方法包括：连续地将预热后的含氧化合物在流化床反应器中与分子筛催化剂接触并进行制烃反应，产生富含汽油组分的油气和积碳的待生催化剂；使富含汽油组分的油气和待生催化剂分离，将分离后的油气送入产品分离回收系统，将待生催化剂从反应器连续地引出；将从反应器引出的待生催化剂输送至待生催化剂接收器后，再通过闭锁料斗输送至待生催化剂进料罐，然后从待生催化剂进料罐输送至流化床再生器，并在再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生，得到再生催化剂；将再生催化剂从再生器连续地引出到再生催化剂接收器后，再通过闭锁料斗输送至再生催化剂进料罐，并从再生催化剂进料罐连续地返回到所述反应器中。

优选地，该方法还包括：将经所述产品分离回收系统分离得到的C₁-C₄轻烃连续地返回到所述流化床反应器中进行所述制烃反应。

优选地，该方法包括：从所述流化床反应器或所述待生催化剂接收器中引出一部分待生催化剂；将引出的该部分待生催化剂直接或经外取热器降低温度后返回到所述流化床反应器中，或者输送到所述再生催化剂进料罐中与再生催化剂混合后返回到所述流化床反应器中。

优选地，所述的含氧化合物为选自醇类、醚类和脂类中的至少一种。

优选地，所述含氧化合物为甲醇和/或二甲醚。

优选地，所述流化床反应器为鼓泡流化床反应器或者湍流流化床反应器。

优选地，所述流化床反应器具有分层布置的内置挡板，所述内置挡板为板式格栅，板式格栅每20～150cm装设一层，从最下面板式格栅的底面至最上面板式格栅的顶面之间的距离为反应器内部空间总高度的20％～70％。

优选地，通过过滤器使富含汽油组分的油气和待生催化剂分离，所述过滤器为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料，过滤器的2μm颗粒过滤精度为99.9％。

优选地，所述分子筛催化剂包括MFI型分子筛、金属组分、载体和粘结剂。

优选地，所述制烃反应的条件为：反应温度为250～530℃，反应压力为0.1～4.0MPa，体积空速为0.5～10小时^-1。

优选地，所述分制烃反应的条件为：反应温度为340～460℃，反应压力为0.5～2.5MPa，体积空速为1～5小时^-1。

优选地，所述烧焦再生的条件为：温度为500～650℃，压力为0.1～3.0MPa，催化剂停留时间为5～60分钟；所述的含氧气氛为以空气、氮气稀释的空气、或者富氧气体作为流化介质。

优选地，该方法还包括：控制反应器中的反应压力比再生器中的再生压力至少高0.3MPa。

优选地，所述流化床反应器、再生器、再生催化剂进料罐和再生催化剂接收器可选地设有内取热器和/或外取热器。

优选地，进入所述流化床反应器的进料区的催化剂的总含碳量为0.05～20重％。

本发明的含氧化合物制取清洁汽油的方法与现有方法相比，主要优点如下：

1、积碳的待生催化剂可以连续地从反应器转移至再生器进行再生，流化床反应器中催化剂活性基本保持稳定，这不同于现有方法；

2、制烃反应所需热量由热的再生催化剂直接传给反应物，气固的强烈混合避免了如固定床操作中热点的出现；

3、更重要的是，通过闭锁料斗的使用，反应器烃类气氛可以与再生器的烧焦再生的含氧气氛很好地隔离，能够确保工艺的安全运行；

4、更进一步的是，通过闭锁料斗的使用，可以灵活地调节反应器和再生器的操作压力，也就是说，可以在保持再生器常压或低压操作的情况下，提高反应器的操作压力，从而能够在不增加反应器大小的情况下提高装置的处理量，提高汽油的产量，并且操作压力在一定范围内提高也有利于汽油产率的提高。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

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。在附图中：

图1包括本发明方法的一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明方法的一种具体实施方式所采用装置的结构示意图；

图2包括本发明方法的另一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明方法的另一种具体实施方式所采用装置的结构示意图；

图3是图2中的内置挡板(即板式格栅)的一种具体实施方式的俯视图和主视图。

附图标记说明

1 流化床反应器 2 流化床再生器 3待生催化剂接收器

4 闭锁料斗 5 待生催化剂进料罐 6再生催化剂接收器

7 管线 8 管线9 管线 10 管线 11 管线 12 管线

13 管线14 管线 15 控制阀16 控制阀 17 控制阀

18 控制阀19 控制阀 20 控制阀21 管线 22 管线

23 管线24 管线 25 管线26 管线 27 管线

28 管线29 管线 30 管线31 管线

40 再生催化剂进料罐41 管线42 管线 50 板式格栅

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。

本发明提供一种由含氧化合物制取清洁汽油的方法，该方法包括：连续地将预热后的含氧化合物在流化床反应器中与分子筛催化剂接触并进行制烃反应，产生富含汽油组分的油气和积碳的待生催化剂；使富含汽油组分的油气和待生催化剂分离，将分离后的油气送入产品分离回收系统，将待生催化剂从反应器连续地引出；将从反应器引出的待生催化剂输送至待生催化剂接收器后，再通过闭锁料斗输送至待生催化剂进料罐，然后从待生催化剂进料罐输送至流化床再生器，并在再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生，得到再生催化剂；将再生催化剂从再生器连续地引出到再生催化剂接收器后，再通过闭锁料斗输送至再生催化剂进料罐，并从再生催化剂进料罐连续地返回到所述反应器中。

根据本发明，清洁汽油一般是指硫含量较低的汽油，本发明采取含氧化合物制取汽油，所得汽油的硫含量非常低，因此可以称为清洁汽油，汽油的组成主要包括C₅-C₁₂的烃类。

根据本发明，为了充分利用原料，该方法还可以包括：将经所述产品分离回收系统分离得到的C₁-C₄轻烃连续地返回到所述流化床反应器中进行所述制烃反应。

根据本发明的一种具体实施方式，为了控制再生催化剂的温度，可以从所述流化床反应器或所述待生催化剂接收器中引出一部分待生催化剂；将引出的该部分待生催化剂直接或经外取热器降低温度后返回到所述流化床反应器中，或者输送到所述再生催化剂进料罐中与再生催化剂混合后返回到所述流化床反应器中。所述外取热器是本领域技术人员所熟知的，内部可以设置盘管、弯管等取热装置，用于降低流经其中的待生催化剂的温度。

根据本发明，所述含氧化合物可以为选自醇类、醚类和脂类中的至少一种，可以是单一的低分子量醇类或醇类混合物，还可以是醇类和二甲醚和/或水的混合物，其中低分子醇类可以是C₁-C₄单羟基醇类或C₂-C₄二羟基醇类，优选为单羟基醇类，更优选为甲醇和/或二甲醚。

根据本发明，所述的流化床反应器是本领域所属技术人员所熟知的，可以为鼓泡流化床反应器或者湍流流化床反应器，也可以为沸腾流化床反应器等其它工业上常用的流化床反应器。所述的流化床反应器优选的是鼓泡流化床反应器或者湍流流化床反应器，更优选的是鼓泡流化床反应器。

根据本发明的一种具体实施方式，所述流化床反应器可以具有分层布置的内置挡板，用来阻止油气和/或催化剂的不均匀的混流，使油气和/或催化剂以一种平推流式的状态通过反应器进行反应，以提高含氧化合物的转化率和所需清洁汽油的选择性；所述内置挡板可为板式格栅，板式格栅可每20～150cm装设一层，优选为每50～100cm装设一层，从最下面板式格栅的底面至最上面板式格栅的顶面之间的距离可为反应器内部空间总高度的5％～80％，优选为20％～70％，进一步优选为30％～50％；所述的板式格栅的材质可选自催化裂化再生器气体分布器或大孔分布板所使用材料，格栅形状可以为波浪形等形状，格栅上可以均匀布置有供催化剂和气体规则通过的小孔或大孔。

为了使反应器中反应后产生的油气和待生催化剂进行分离，可以使用传统的旋风分离器，这是本领域技术人员所熟知的，本发明对此不进行详细描述。

根据本发明的一种优选的具体实施方式，也可以通过过滤器使富含汽油组分的油气和待生催化剂分离，其中，所述过滤器可以采用多孔材料制备，例如，可以为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料；所述过滤器的2μm颗粒过滤精度可达到99.9％，优选地，所述过滤器的1.2μm颗粒过滤精度可达到99.9％；另外，可以使用反吹气对所述过滤器进行反吹清理滤饼；反吹气可以为选自含烃气体、干气、氮气和水蒸气中的一种或几种。

根据本发明，所述的分子筛催化剂可以使用本领域所属技术人员所熟知的常规的催化剂，本发明对其没有特别的限制。为了满足流化床反应器和再生器的操作要求，所述分子筛催化剂的形状一般为微球形。所述分子筛催化剂一般含有活性组分和载体。按照本发明的一种具体实施方式，例如，其中所述分子筛催化剂可以包括MFI型分子筛、金属组分、载体和粘结剂。其中MFI型分子筛的骨架组分可以为硅、铝和/或磷，分子筛含量可以占催化剂总重量的10％-50％；金属组分可以为选自锌、铁、锆、镓、银、钼、铜、镍、锰、铬、铂、钌、钨和钒等金属组分中的至少一种，可以以金属形式存在，也可以以金属氧化物形式存在，金属组分的总负载量(按金属态计)可以为催化剂总重量的0.5％-5％；载体可以为高岭土和拟薄水铝石中的一种或两种，含量可以占催化剂总重量的30％-70％；粘结剂可以为选自铝溶胶、硅溶胶和磷铝溶胶中的一种或几种，含量可以占催化剂总重量的8％-25％。优选地，所述的催化剂为改性的ZSM-5分子筛催化剂。

根据本发明，制烃反应是指将含氧化合物进行催化制取包括汽油组分的烃类的反应，制烃反应的工艺条件可以是本领域所属技术人员所熟知的工艺条件，也可以具体地为：反应温度为250～530℃，反应压力为0.1～4.0MPa，体积空速为0.5～10小时^-1。优选地，所述制烃反应的条件为：反应温度为340～460℃，反应压力为0.5～2.5MPa，体积空速为1～5小时^-1。

根据本发明，所述烧焦再生的条件是本领域技术人员所熟知的，本发明对其没有特别的限制。例如，所述烧焦再生的条件可以为：温度为500～650℃，压力为0.1～3.0MPa，催化剂停留时间为5～60分钟；所述的含氧气氛可以为以空气、氮气稀释的空气、或者富氧气体作为流化介质，优选的再生器流化介质为空气或者氮气稀释的空气，必要时可以补充燃料气例如炼厂干气以提高再生器中催化剂床层的温度。

根据本发明，进入所述流化床反应器的进料区的催化剂的总含碳量可以为0.05％～20重％，优选为0.05％～8重％。所述进入所述流化床反应器的进料区的催化剂可以来自再生催化剂进料罐，也可以来自待生催化剂接收器，其中，来自所述再生催化剂进料罐中的催化剂可以是再生催化剂，也可以是再生催化剂和待生催化剂的混合催化剂。

在由含氧化合物制取清洁汽油的流化床工艺方法中，当只使用一个反应器，并且反应器与再生器一样在常压或低压下操作时，若要达到与固定床或移动床工艺相同的处理量，就需要增加反应器的大小，这同样会增加投资和成本。为解决此问题，本发明采用的解决办法是：提高所述反应器的操作压力从而提高装置的处理量。由于本发明在反应器与再生器之间的催化剂物流通道中设置有闭锁料斗，使得控制反应器的操作压力高于再生器的操作压力成为了可能。

因此，根据本发明的一种优选的实施方式，在根据本发明提供的由含氧化合物制取清洁汽油的方法中，控制反应器中的反应压力比再生器中的再生压力至少高0.3MPa。

根据本发明，所述的闭锁料斗可使催化剂从反应器的高压烃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环境安全和有效地转移。也就是说，通过使用闭锁料斗，一方面可以使反应器的烃类气氛与再生器的烧焦再生的含氧气氛很好地隔离，确保本发明工艺方法的安全性，另一方面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，其结构是相关技术领域所属技术人员所熟知的。通过闭锁料斗完成催化剂颗粒从高压烃环境向低压氧环境的转移的步骤可以包括：1、采用热氮气将已排空的闭锁料斗中残存的氧吹扫到再生器中；2、采用氢气将氮气从闭锁料斗吹扫出去；3、采用氢气对已排空的闭锁料斗加压；4、将来自待生催化剂接收器的待生催化剂填充到已排空的闭锁料斗中；5、通过排出加压闭锁料斗内的氢气，对填充的闭锁料斗减压；6、用热氮气将氢气从填充的闭锁料斗吹扫出去；7、将待生催化剂从填充的闭锁料斗排放到待生催化剂进料罐。通过闭锁料斗完成催化剂颗粒从低压氧环境向高压烃环境的转移的步骤可以包括：1、采用热氮气将氧从填充再生催化剂的闭锁料斗吹扫到再生器中；2、采用氢气将氮气从闭锁料斗吹扫出去；3、采用氢气对填充的闭锁料斗加压；4、将再生催化剂从填充的闭锁料斗排放到再生催化剂进料罐；5、通过排出加压闭锁料斗内的氢气，对已排空的闭锁料斗减压；6、用热氮气将氢气从已排空的闭锁料斗吹扫出去；7、将再生催化剂从再生器接收器填充到已排空的闭锁料斗。

根据本发明的一种具体实施方式，所述闭锁料斗可以只使用一个，即待生催化剂和再生催化剂使用同一个闭锁料斗进行输送，也可以根据需要使用不同的闭锁料斗分别进行所述待生催化剂和所述再生催化剂的输送，该等变化均属于本发明的保护范围。

根据本发明的一种具体实施方式，通过设置待生催化剂接收器、再生催化剂接收器、待生催化剂进料罐及再生催化剂进料罐，可将从反应器引出的待生催化剂连续地输送至待生催化剂接收器后再通过闭锁料斗输送至待生催化剂进料罐，然后从待生催化剂进料罐连续地输送至再生器，以及可将从再生器引出的再生催化剂连续地输送至再生催化剂接收器后再通过闭锁料斗输送至再生催化剂进料罐，然后从再生催化剂进料罐连续地输送至反应器，从而实现反应过程和再生过程的连续进行。在待生催化剂接收器中，可用水蒸气将待生催化剂物流所含的油气汽提至所述反应器中以避免物料的损失；在再生催化剂接收器中，可用氮气或其它非氧气体一方面使接收器内催化剂保持流化，另一方面将再生催化剂物流所含的氧气汽提至所述再生器中；同样地，在待生催化剂进料罐中，可以用空气或氮气作为提升催化剂的提升气，以保持进料罐内催化剂处于流化状态。

由于含氧化合物制取清洁汽油和待生催化剂的再生是都放热反应，所述流化床反应器、再生器、再生催化剂进料罐和再生催化剂接收器可以可选地设置内取热器和/或外取热器，例如一个或多个内取热器，这是本领域技术人员所熟知的。所述内取热器可以是盘管或弯管等类型，通过内部流动的水或四氯化碳等液体，对反应器进行取热，其它工业上常用的内取热器和外取热器，本发明也可以应用。

下面将结合附图，对本发明的具体实施方式进行进一步说明。

图1提供的含氧化合物制取清洁汽油的方法的流程如下：

如图1所示，预热后的含氧化合物原料经管线7经过原料分配器进入流化床反应器1，与来自管线28的恢复活性的再生催化剂接触、气化和反应后输送至流化床反应器1的顶部。在流化床反应器1顶部，反应油气和少量催化剂颗粒经气固分离设备分离，催化剂颗粒返回到流化床反应器床层，分离后的产物经管线8进入后续分离系统进行产品分离。流化床反应器上部的积碳的待生催化剂经管线21进入待生催化剂接收器3。待生催化剂接收器3中的催化剂经来自管线11的水蒸气汽提出携带的反应油气后，依次经过管线22和控制阀15流入闭锁料斗4，汽提出的油气经管线31送入流化床反应器1。

待生催化剂在闭锁料斗4中经历一系列吹扫、升压、填充和降压等过程后，依次经管线23和控制阀18流入待生催化剂进料罐5，随后依次经管线24和控制阀19与来自管线12的空气混合后，经管线25提升至流化床再生器2的中上部。待生催化剂在流化床再生器2中与来自管线9的含氧气体接触并发生烧焦反应，以恢复催化剂活性。再生烟气经管线10由再生器2顶部排出并经换热和催化剂粉尘回收系统后放空。再生催化剂经控制阀20与来自管线13的氮气混合后，经管线26提升至再生催化剂接收器6，再生催化剂接收器6中的催化剂经来自管线14的氮气流化并汽提出催化剂携带的氧气后，依次经管线27和控制阀17流入闭锁料斗4。

再生催化剂在闭锁料斗4中经历一系列吹扫、降压、填充和升压等过程后，依次经控制阀16和管线28先流入再生催化剂进料罐40，再通过管线42流入流化床反应器1中，与来自管线7的原料接触和反应。

图2是本发明的一种进一步的具体实施方式，其流程是在图1的基础上，原料和催化剂在布置有板式格栅50的流化床反应器1中接触和反应，板式格栅50的俯视图和主视图如图3所示。

以下的实施例将结合附图对发明的具体实施方式进行说明，但是本发明并不因此而受到任何限制。

本发明实施例所采用催化剂的制备方法包括：将500g(NH₄)₂SO₄溶于10000g水中，向此溶液中加入1000g(干基)晶化产品ZSM-5分子筛(长岭催化剂厂生产，SiO₂/Al₂O₃＝30)，在90℃交换1h后，过滤得滤饼；将86g(NH₄)₂HPO₄溶于800g水中，与滤饼混合浸渍烘干；再加入76gFe(NO₃)₃·9H₂O和44gGa(NO₃)₃·9H₂O溶于1000g水中，与上述样品混合浸渍烘干24h；所得样品在560℃焙烧处理2小时，所得产物即本发明提供的分子筛催化剂，催化剂牌号为MGA-G。

本发明实施例采用气相色谱法测定气体产品和液体产品，并计算产品分布和烃类分布，为了方便统计，将氢气归属于烃类中。

本发明实施例采用RIPP 85-90试验方法测定汽油的辛烷值。

本发明的RIPP试验方法选自《石油化工分析方法(RIPP试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。

实施例1-5

实施例1-5按图2所示流程和装置进行，反应原料、催化剂、反应条件以及产品收率列于表1。

从表1可以看出，采用本发明方法进行制烃反应制取汽油，不仅能够将反应的烃环境和再生的氧环境隔绝，确保工艺的安全性，另外，还可以增加反应的压力，提高装置的处理量，而且从产品分布和烃类分布可以看出，随着反应压力的增加，由于处理量的增大，在烃类产率变化不大的结果下，汽油的产量增加很多，并且操作压力在一定范围内提高也有利于汽油产率的提高。

表1为实施例1-5的反应原料、催化剂、反应条件以及产品收率