CN102133540A - 一种醇醚催化转化制备高辛烷值燃料的催化剂及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了属于化工领域的一种醇醚转化制备高辛烷值燃料的催化剂及方法。本发明利用金属、分子筛和结构增强剂的复合体作为反应催化剂，以含醇醚的气体为原料，在反应器中催化合成高辛烷值燃料，催化剂在催化剂再生反应器中再生，催化反应过程中产生的氢气和C1-C2烃及催化剂再生过程中产生的CO经过处理回收利用。本发明的方法，可处理任意比例的醇醚原料，具有随时调节反应器内的催化剂的活性，保证催化剂的长周期使用的优点，以及达到高收率生成高辛烷值燃料，减少低值甲烷气生成，再生烟气高值化利用，以及减少CO2与NOx排放的目的。
Description
技术领域
本发明属于化工领域，具体涉及一种醇醚催化转化制备高辛烷值燃料的催化剂及方法。
背景技术
汽车燃料(汽油或含醇汽油)是最重要的交通燃料之一。在传统的化工路线中，汽油主要通过石油的炼制而得，为了交通行驶过程中的安全性，常要求汽油商品的辛烷值高于90。随着近年来大城市交通与环境管理标准越来越严格，汽油商品的辛烷值要求越来越高，逐渐达到95或97。
目前利用石油催化裂化直接而得的燃料产品，辛烷值只能维持在90左右，需要填加别的化合物才能够达到93或97，从而增加了成本。同时，由于炼油是吸热反应，需要催化剂烧碳再生反应将高温的催化剂即使返回为炼油反应供热。这样导致该类催化剂的再生技术中通入的氧总量大，且需要高强度烧碳。这样导致烧碳所产生的气体CO含量极低，而CO2没有利用价值。更为严重的是，CO含量低的情况下，燃料中与空气中的氮被氧化生成NO排至大气中。由于炼油工业是世界上最大的化工产业，所以这也使得其成为很大的CO2排放及NO排放行业，不利于温室气体减排，及降低单位GDP上的CO2排放量。
使用甲醇为原料制备燃料时，由于甲醇不含硫与氮，所以生成的燃料也具胡低硫低氮，即过程NO相对较低的优点。如利用甲醇在分子筛催化剂作用下，可以直接高效得到液态产品，含30-39％芳烃，其辛烷值可达93。但该路线中副产大量干气(甲烷，乙烷)，且其气态产物的平均分子量在26％左右。这导致基于甲醇碳基的收率不足，且整个过程的经济性由于干气的低价值而受到影响。另外有可将甲醇在金属-分子筛催化剂上转化生成液态产品全为芳烃的技术，其液态产品的辛烷值可达110。但是甲醇全部生成芳烃的过程对于催化剂的酸性要求过高，而在有水(由甲醇分解生成)存在的转化过程中，催化剂的酸性不易保持。而频繁更换催化剂将显著降低过程的经济性。
同时目前的甲醇催化转化技术中，无论是使用纯分子筛，还是金属/分子筛复合型催化剂，催化剂均要失活，而目前技术均在较高温度与较高氧气含量下进行催化剂的烧炭再生，一方面高温不利于催化剂活性的保持，另一方面，高温生成的再生烟气多以CO2为主要成份，没有利用价值。同时高温再生过程中，CO少导致过程的NO含量增加与CO2排放增加，是一种不利于环境保护的生产技术。
发明内容
本发明的目的在于提供一种醇醚催化转化制备高辛烷值燃料的催化剂。
本发明的目的还在于提供一种醇醚催化转化制备高辛烷值燃料的方法。
一种醇醚催化转化制备高辛烷值燃料的催化剂，其特征在于，该催化剂为金属、分子筛和结构增强剂的复合体；催化剂中的金属为锌、银、钼、铜、镍、铈、镧、锰、铬、铂、铁、钌、钨、钒中的一种或两种及两种以上的复合；分子筛为ZSM-5、ZSM-11或两者的组合；金属的总负载量为分子筛总质量的0.05％-5％，分子筛占催化剂整体质量的30％-70％；增强剂为铝溶胶、硅溶胶、高岭土、拟薄水铝石中的一种或两种及两种以上的复合。
一种醇醚进行催化转化合成高辛烷值燃料的方法.其特征在于，包括如下步骤：
(1)将制备催化剂用金属对应的可溶性金属盐通过浸渍的方法，吸入分子筛内部，经过快速过滤，使90-95％的金属分布于分子筛内部，经过300-700℃焙烧后，固定金属与分子筛的相对位置，得到金属-分子筛复合结构，然后将金属-分子筛复合结构与结构增强剂成型制成催化剂，将催化剂装入反应器中；
(2)用甲烷气或液化气燃烧，生成高温烟道气直接通入反应器，或通入反应器的换热管中，控制反应器的温度为250-300℃，然后通入含醇醚的气体进行反应，反应放热，催化剂床层自行升温至400-500℃，控制反应器温度稳定；
(3)向反应器中持续通入含醇醚的气体，通过催化剂处理含醇醚的气体原料，在400-500℃温度和0.1-2.0MPa压力下生成高辛烷值液态烃燃料和气态产物；催化剂积炭失活后，向催化剂再生反应器中通入纯氧或空气，350-500℃温度下，经气氛置换进行原位再生或将催化剂移至催化剂再生反应器内进行再生，然后再返回反应器；通过催化剂再生反应器控制再生温度及再生后气体组成，将催化剂再生过程中产生的烟道气体中的CO经过变压吸附，返回反应器继续反应；将气态产物中的氢气和C1-C2烷烃分离，氢气返回反应器继续反应，C1-C2烷烃用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置；
(4)重复步骤(3)的过程，连续制备得到高辛烷值燃料。
所述反应器为固床定反应器、移动床反应器或流化床反应器；所述催化剂再生反应器为移动床催化剂再生反应器或流化床催化剂再生反应器；当反应器为固床定反应器时，使用颗粒粒径为3-8mm的催化剂，催化剂进行原位再生；当主反应器为移动床反应器时，使用颗粒粒径为3-8mm的催化剂，催化剂再生时移至移动床催化剂再生反应器中进行；当主反应器为流化床反应器时，使用颗粒粒径为0.05-0.5mm的催化剂，催化剂再生时移至流化床催化剂再生反应器中进行。
所述含醇醚的气体为甲醇、二甲醚、甲醇与二甲醚任意比例的混合物或者醇醚与水、C1-C7的烃类、CO、CO2、H2的混合物，水、C1-C7的烃类、CO、CO2、H2可单独与醇醚混合，也可两种及两种以上组分与醇醚混合，这些组分与醇醚的混合不超过混合物总质量的50％。
所述控制反应器温度稳定的方法为：换热介质为压强1.3-2.0MPa的低温饱和水和低温原料；单独使用低温饱和水时，将低温饱和水通入反应器的换热管中，通过部分水汽化吸热并过热的方式，来保证反应器的温度稳定；单独使用低温原料时，将低温原料直接通入反应器，通过低温原料的汽化与升温吸热，来保证反应器的温度稳定；也可以将上述两种方式结合同时进行低温饱和水的间接换热与低温原料的直接换换热来控制反应器的温度。
所述催化剂再生反应器控制再生温度及再生后气体组成的方法为：通纯氧时，生成不含NO的烟道气，当温度高于要求值后，即减少纯氧的通入量；通空气时，当再生后气体组成中NO含量高于50mg/kg或CO与CO2的体积比小于8时，则降低空气的通入量，同时也使再生器中的温度不升高。
所述催化剂处理含醇醚的气体原料的重量空速为0.3-30g/gcat/h；生成高辛烷值液态烃燃料的单程收率为有机原料总碳基的60-70％，辛烷值为100-110；生成气态产物的平均分子量在8-20。
本发明的有益效果：1、本发明的催化剂的金属含量低于甲醇直接制备全芳烃的催化剂，故催化剂的成本低于后者的成本；催化剂的处理方法没有甲醇在纯分子筛催化剂转化为油品的方法苛刻，能够更长周期地得到更高辛烷值的产品；催化剂在得到高辛烷值燃料的同时，大幅度降低了气相中甲烷的含量，增加了过程总体的经济性。2、本发明的再生方法温和，纯氧再生时生成的烟气中CO含量高于95％，可以直接与本过程副产的氢气同时循环利用，增产甲醇或二甲醚。即使利用空气再生，也使得烧碳中的CO与CO2的体积比高于8，使得过程的经济性好于以前的高温再生技术。3、本发明的再生温度温和，生成CO含量高，导致即使用空气再生，NO含量也远低于以前的技术。同时生产的CO2极少，是新一代的清洁环保的高辛烷值燃料生产技术。4、醇醚燃料来源纯净，不像石油那样组成复杂，硫含量与氮含量大幅度降低，所生成的燃料，品质高，利于更高燃放要求的燃料标准，利于大城市使用。
具体实施方式
下面以具体实施例对本发明做进一步说明，以下实施例详细说明本发明，但不以此限制其范围。
实施例1：
通过金属溶液浸渍ZSM-5中，过滤及在500℃下锻烧，形成ZSM-5内部含1％银，0.5％钼，1％镓，0.1％钌的复合结构，再与高岭土及铝溶胶一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为65％，催化剂平均粒径为0.3mm。将催化剂装入流化床反应器中，通空气燃烧液化气的方法，直接将催化剂床层加热至300℃。然后通入100％甲醇进行反应，催化剂床层温度自行升至480℃。向反应器的换热管通入饱和水，生成2MPa的饱和蒸汽并过热，将反应器温度控制在480℃。控制甲醇的重量空速为1g/gcat/h，操作压力0.1MPa(表压)。甲醇完全转化，生成的辛烷值为105的液态燃料，其单程收率大于有机原料总碳基的65％。同时将积碳失活的催化剂从反应器转移至流化床催化剂再生反应器中，通入纯氧，随时调节流量使再生温度不高于500℃及生成CO含量大于90％的再生烟气。重复上述过程使得催化剂实现连续再生并连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢、烃类及CO，CO2等)的平均分子量为8，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
实施例2：
通过金属溶液浸渍ZSM-5中，过滤及在700℃下锻烧，形成ZSM-5内部含3％锌，0.5％锰，0.5％铈的复合结构，再与高岭土及拟薄水铝石一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为55％，催化剂平均粒径为0.1mm。将催化剂装入流化床反应器中，通空气燃烧液化气的方法，直接将催化剂床层加热至300℃。然后通入100％二甲醚进行反应，催化剂床层温度自行升至450℃。向主反应器的换热管通入饱和水，生成2MPa的饱和蒸汽并过热，将反应器温度控制在450℃。控制甲醇的重量空速为30g/gcat/h，操作压力1MPa(表压)。甲醇完全转化，生成的辛烷值为108的液态燃料，其单程收率大于有机原料总碳基的70％。同时将积碳失活的催化剂从反应器转移至流化床催化剂再生反应器中，通入纯氧，随时调节流量使再生温度不高于450℃及生成CO含量大于95％的再生烟气。重复上述过程使得催化剂实现连续再生并连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢及烃类)的平均分子量为10，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
实施例3：
通过金属溶液浸渍ZSM-5中，过滤及在650℃下锻烧，形成ZSM-5内部含3％锌，0.5％镧，0.5％铈与0.3％钌的复合结构，再与高岭土及拟薄水铝石一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为30％，催化剂平均粒径为0.05mm。将催化剂装入流化床反应器中，通空气燃烧液化气的方法，直接将催化剂床层加热至300℃。然后通入50％二甲醚及50％甲醇进行反应，催化剂床层温度自行升至500℃。向反应器的换热管通入饱和水(生成2MPa的饱和蒸汽并过热)将反应器温度控制在500℃。控制醇醚的重量空速为15g/gcat/h，操作压力0.4MPa(表压)。甲醇与二甲醚完全转化，生成的辛烷值为105的液态燃料，单程收率大于有机原料总碳基的60％。同时将积碳失活的催化剂从反应器转移至流化床催化剂再生反应器中，通入空气，随时调节流量使再生温度不高于400℃及生成CO与CO2体积比大于8及NO含量低于30mg/kg的再生烟气。重复上述过程使得催化剂实现连续再生并连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢及烃类)的平均分子量为15，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
实施例4：
通过金属溶液浸渍ZSM-5中，过滤及在600℃下锻烧，形成ZSM-5内部含4％锌，0.1％钼，0.3％钨与0.3％钌的复合结构，再与高岭土及拟薄水铝石一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为40％，催化剂平均粒径为0.2mm。将催化剂装入流化床反应器中，通空气燃烧液化气的方法，直接将催化剂床层加热至300℃。然后通入含90％甲醇，5％C3-C7烃，5％水的原料汽化后进行反应，催化剂床层温度自行升至470℃。向反应器直接通入液态的反应原料，控制其流量将反应器温度控制在470℃。控制甲醇的重量空速为15g/gcat/h，操作压力0.5MPa(表压)。甲醇完全转化，生成的辛烷值为105的液态燃料，其单程收率大于有机原料总碳基的60％。同时将积碳失活的催化剂从反应器转移至流化床催化剂再生反应器中，通入空气，随时调节流量使再生温度不高于400℃及生成CO与CO2体积比大于8及NO含量低于50mg/kg的再生烟气。重复上述过程使得催化剂实现连续再生并连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢及烃类)的平均分子量为12，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
实施例5：
通过金属溶液浸渍ZSM-11中，过滤及在700℃下锻烧，形成ZSM-11内部含2％锌，1％钼，1％镍，0.3％铈与0.7％钡的复合结构，再与硅溶胶及拟薄水铝石一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为70％，催化剂平均粒径为3mm。将催化剂装入固定床反应器中，通空气燃烧甲烷气生成烟道气，通向反应器中的换热管中，将催化剂床层加热至250℃。然后通入含80％二甲醚，15％C3-C7烃，5％水的原料气进行反应，催化剂床层温度自行升至400℃。向反应器的换热管通入饱和水，生成1.3MPa的饱和蒸汽并过热，将反应器温度控制在400℃。控制二甲醚的重量空速为10g/gcat/h，操作压力0.5MPa(表压)。二甲醚完全转化，生成的辛烷值为101的液态燃料，其单程收率大于有机原料总碳基的62％。当催化剂积碳失活后，将气氛置换为还原气含量小于0.5％时，向反应器通入纯氧，随时调节流量使再生温度不高于400℃及生成CO与CO2体积比大于9的再生烟气，使催化剂活性恢复。重复上述过程使得催化剂连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢及烃类)的平均分子量为13，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
实施例6：
通过金属溶液浸渍ZSM-5中，过滤及300℃下锻烧，形成ZSM-5内部含4％锌，0.1％钼，0.3％钨与0.3％钌的复合结构，再与拟薄水铝石一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为60％，催化剂平均粒径为5mm。将催化剂装入移动床反应器中，通空气燃烧甲烷气的方法，直接将催化剂床层加热至300℃。然后通入含40％甲醇，50％C1-C7烃，10％二甲醚的原料气进行反应，催化剂床层温度自行升至470℃。向反应器的换热管通入饱和水，生成1.9MPa的饱和蒸汽并过热，将反应器温度控制在470℃。控制原料气的重量空速为15g/gcat/h，操作压力0.1MPa(表压)。甲醇完全转化，生成的辛烷值为102的液态燃料，其单程收率大于有机原料总碳基的60％。同时将积碳失活的催化剂从反应器转移至移动床催化剂再生反应器中，通入纯氧，随时调节流量使再生温度不高于400℃及生成CO与CO2体积比大于9的再生烟气。重复上述过程使得催化剂实现连续再生并连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢及烃类)的平均分子量为12，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
实施例7：
通过金属溶液浸渍50％ZSM-5和50％ZSM-11中，过滤及在500℃下锻烧，形成ZSM-5和ZSM-11内部含2％锌，0.3％铜，1％钼，0.5％铁，0.3％镧与0.1％铬的复合结构，再与硅溶胶及拟薄水铝石一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为70％，催化剂平均粒径为8mm。将催化剂装入固定床反应器中，通空气燃烧甲烷气，直接将催化剂床层加热至300℃。然后通入含80％二甲醚，15％C3-C7烃，5％水的原料气进行反应，催化剂床层温度自行升至500℃。向反应器的换热管通入饱和水，生成2MPa的饱和蒸汽并过热，将反应器温度控制在500℃。控制二甲醚的重量空速为10g/gcat/h，操作压力2MPa(表压)。二甲醚完全转化，生成的辛烷值为110的液态燃料，其单程收率大于有机原料总碳基的62％。当催化剂积碳失活后，将气氛置换为还原气含量小于0.5％时，向反应器通入纯氧，随时调节流量使再生温度为350-370℃及生成CO与CO2体积比大于9的再生烟气，使催化剂活性恢复。重复上述过程使得催化剂连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢及烃类)的平均分子量为19，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
实施例8：
通过金属溶液浸渍ZSM-5中，过滤及在580℃下锻烧，形成ZSM-5内部含0.03％锌，0.01％锰，0.01％钒的复合结构，再与拟薄水铝石一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为70％，催化剂平均粒径为5mm。将催化剂装入移动床反应器中，通空气燃烧甲烷气，直接将催化剂床层加热至280℃。然后通入含50％甲醇，10％C1-C7烃，3％CO，3％CO2，4％H2，30％二甲醚的原料气进行反应，催化剂床层温度自行升至500℃。向反应器的换热管通入饱和水，生成1.8MPa的饱和蒸汽并过热，将反应器温度控制在500℃。控制原料气的重量空速为30g/gcat/h，操作压力2MPa(表压)。甲醇与二甲醚完全转化，生成的辛烷值为108的液态燃料，其单程收率大于有机原料总碳基的68％。同时将积碳失活的催化剂从反应器转移至移动床催化剂再生反应器中，通入空气，随时调节流量使再生温度不高于380℃及生成CO与CO2体积比大于8及NO含量小于50mg/kg的再生烟气。重复上述过程使得催化剂实现连续再生并连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢及烃类)的平均分子量为20，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
实施例9：
通过金属溶液浸渍ZSM-11中，过滤及在500℃下锻烧，形成ZSM-11内部含5％锌的复合结构，再与高岭土及拟薄水铝石一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为30％，催化剂平均粒径为0.12mm。将催化剂装入流化床反应器中，通空气燃烧液化气生成烟道气，通往反应器的换热管中，将催化剂床层加热至250℃。然后通入含90％甲醇，10％二甲醚的原料(汽化后)进行反应，催化剂床层温度自行升至475℃。向反应器直接通入液态的反应原料，将反应器温度控制在475℃。控制甲醇和二甲醚的重量空速为12g/gcat/h，操作压力0.3MPa(表压)。甲醇和二甲醚完全转化，生成的辛烷值为108的液态燃料其单程收率大于有机原料总碳基的66％。同时将积碳失活的催化剂从反应器转移至流化床催化剂再生反应器中，通入空气，随时调节流量使再生温度不高于500℃及生成CO与CO2体积比大于8及NO含量低于50mg/kg的再生烟气。重复上述过程使得催化剂实现连续再生并连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢及烃类)的平均分子量为9，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
实施例10：
通过金属溶液浸渍ZSM-5中，过滤及在700℃下锻烧，形成ZSM-5内部含0.05％锌的复合结构，再与高岭土，硅溶剂及拟薄水铝石一起成型，焙烧成催化剂，其中分子筛含量为35％，催化剂平均粒径为0.1mm。将催化剂装入流化床反应器中，通空气燃烧液化气，直接将催化剂床层加热至300℃。然后通入含97％甲醇，3％水的原料气进行反应，催化剂床层温度自行升至490℃。向反应器的换热管通入饱和水，生成2MPa的饱和蒸汽并过热，将反应器温度控制在490℃。控制甲醇的重量空速为2g/gcat/h，操作压力0.2MPa(表压)。甲醇完全转化，生成的辛烷值为104的液态燃料，其单程收率大于有机原料总碳基的67％。同时将积碳失活的催化剂从反应器转移至流化床催化剂再生反应器中，通入纯氧，随时调节流量使再生温度在350℃及生成CO与CO2体积比大于9.5的再生烟气。重复上述过程使得催化剂实现连续再生并连续制备高辛烷值燃料。
生成的气态产物(氢及烃类)的平均分子量为10，将气态产物中的氢与烟气中的CO经过适当的处理后，循环回甲醇或二甲醚生产装置。将与氢气分离后的C1-C2烷烃部分用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置。
Claims (7)
1.一种醇醚催化转化制备高辛烷值燃料的催化剂，其特征在于，该催化剂为金属、分子筛和结构增强剂的复合体；催化剂中的金属为锌、银、钼、铜、镍、铈、镧、锰、铬、铂、铁、钌、钨、钒中的一种或两种及两种以上的复合；分子筛为ZSM-5、ZSM-11或两者的组合；金属的总负载量为分子筛总质量的0.05％-5％，分子筛占催化剂整体质量的30％-70％；增强剂为铝溶胶、硅溶胶、高岭土、拟薄水铝石中的一种或两种及两种以上的复合。
2.一种醇醚进行催化转化合成高辛烷值燃料的方法.其特征在于，包括如下步骤：
(1)将制备催化剂用金属对应的可溶性金属盐通过浸渍的方法，吸入分子筛内部，经过快速过滤，使90-95％的金属分布于分子筛内部，经过300-700℃焙烧后，固定金属与分子筛的相对位置，得到金属-分子筛复合结构，然后将金属-分子筛复合结构与结构增强剂成型制成催化剂，将催化剂装入反应器中；
(2)用甲烷气或液化气燃烧，生成高温烟道气直接通入反应器，或通入反应器的换热管中，控制反应器的温度为250-300℃，然后通入含醇醚的气体进行反应，反应放热，催化剂床层自行升温至400-500℃，控制反应器温度稳定；
(3)向反应器中持续通入含醇醚的气体，通过催化剂处理含醇醚的气体原料，在400-500℃温度和0.1-2.0MPa压力下生成高辛烷值液态烃燃料和气态产物；催化剂积炭失活后，向催化剂再生反应器中通入纯氧或空气，350-500℃温度下，经气氛置换进行原位再生或将催化剂移至催化剂再生反应器内进行再生，然后再返回反应器；通过催化剂再生反应器控制再生温度及再生后气体组成，将催化剂再生过程中产生的烟道气体中的CO经过变压吸附，返回反应器继续反应；将气态产物中的氢气和C1-C2烷烃分离，氢气返回反应器继续反应，C1-C2烷烃用作反应器启动的燃料或通往制备合成气的装置；
(4)重复步骤(3)的过程，连续制备得到高辛烷值燃料。
3.根据权利要求2所述一种醇醚催化转化制备高辛烷值燃料的方法，其特征在于，所述反应器为固床定反应器、移动床反应器或流化床反应器；所述催化剂再生反应器为移动床催化剂再生反应器或流化床催化剂再生反应器；当反应器为固床定反应器时，使用颗粒粒径为3-8mm的催化剂，催化剂进行原位再生；当主反应器为移动床反应器时，使用颗粒粒径为3-8mm的催化剂，催化剂再生时移至移动床催化剂再生反应器中进行；当主反应器为流化床反应器时，使用颗粒粒径为0.05-0.5mm的催化剂，催化剂再生时移至流化床催化剂再生反应器中进行。
4.根据权利要求2所述一种醇醚进行催化转化合成高辛烷值燃料的方法.其特征在于，所述含醇醚的气体为甲醇、二甲醚、甲醇与二甲醚任意比例的混合物或者醇醚与水、C1-C7的烃类、CO、CO2、H2的混合物，水、C1-C7的烃类、CO、CO2、H2可单独与醇醚混合，也可两种及两种以上组分与醇醚混合，这些组分与醇醚的混合不超过混合物总质量的50％。
5.根据权利要求2所述一种醇醚进行催化转化合成高辛烷值燃料的方法.其特征在于，所述控制反应器温度稳定的方法为：换热介质为压强1.3-2.0MPa的低温饱和水和低温原料；单独使用低温饱和水时，将低温饱和水通入反应器的换热管中，通过部分水汽化吸热并过热的方式，来保证反应器的温度稳定；单独使用低温原料时，将低温原料直接通入反应器，通过低温原料的汽化与升温吸热，来保证反应器的温度稳定；也可以将上述两种方式结合同时进行低温饱和水的间接换热与低温原料的直接换换热来控制反应器的温度。
6.根据权利要求2所述一种醇醚进行催化转化合成高辛烷值燃料的方法，其特征在于，所述催化剂再生反应器控制再生温度及再生后气体组成的方法为：通纯氧时，生成不含NO的烟道气，当温度高于要求值后，即减少纯氧的通入量；通空气时，当再生后气体组成中NO含量高于50mg/kg或CO与CO2的体积比小于8时，则降低空气的通入量，同时也使再生器中的温度不升高。
7.根据权利要求2所述一种醇醚进行催化转化合成高辛烷值燃料的方法，其特征在于，所述催化剂处理含醇醚的气体原料的重量空速为0.3-30g/gcat/h；生成高辛烷值液态烃燃料的单程收率为有机原料总碳基的60-70％，辛烷值为100-110；生成气态产物的平均分子量在8-20。
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