CN111218297B - 一种催化裂化与醚化的组合方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种催化裂化与醚化的组合方法，包括以下步骤：S1、由催化裂化装置的催化裂化分离系统得到裂化气和汽油馏分；所述裂化气经过气体分馏得到醚后轻烃I和/或混合碳四，所述混合碳四进入醚化装置得到醚后C4；所述汽油馏分经过汽油分馏得到轻汽油馏分和重汽油馏分，所述轻汽油馏分进行轻汽油醚化处理得到醚后轻烃II和/或醚后轻汽油；S2、选择所述醚后轻烃I、所述醚后C4、所述醚后轻烃II、所述醚后轻汽油中至少一种作为含有醚后轻烃的物料，将部分所述含有醚后轻烃的物料回炼注入所述催化裂化装置的汽提器与待生催化剂密相床接触从而实现反应改质。利用本发明的方法可显著优化炼厂的产品分布，提高经济效益。
Description
技术领域
本发明属于石油加工技术领域，尤其是关于一种催化裂化与醚化的组合方法，具体地说，是关于一种将催化装置所产的轻烃进入醚后装置，醚后轻烃返回催化装置回炼，本发明可提高醚化产品产量，同时可在一定降低汽油烯烃含量。
背景技术
近年来国内对汽油产品质量的要求越来越高，在2013年12月18日发布实施的GB17930-2013《车用汽油》国家标准中将车用汽油(V)的烯烃、芳烃都含量做了限制，日益严格的汽油标准对国内炼厂汽油产品提出了更高的要求。现有技术在生成低烯烃含量的汽油，辛烷值有一定程度的降低。为了弥补该部分辛烷值损失，越来越多的炼厂选择将MTBE和轻油醚化，从而提高了汽油辛烷值，并将低价值的甲醇通过转化为高价值的醚而调入汽油，经济效益好。
国内外各种醚化工艺的共同点是都有选择性加氢、原料水洗、醚化反应、产品分离、甲醇回收等工序。不同点是：反应器类型不同、甲醇回收方式不同、醚化原料的流程不同等。选择加氢反应器类型有固定床式和催化蒸馏塔，醚化反应有固定床、膨胀床、混相床和催化蒸馏塔等型式。此外，将液化气中异丁烯醚化生成MTBE作为高辛烷值汽油调和组分，比轻汽油醚化技术开发更早、更为成熟，在炼厂中应用更为广泛的清洁汽油生产技术。现有的醚化工艺采用的催化产品的中C4或轻汽油中C5～C7通过原料预处理进入醚化装置，未反应的C4或轻汽油中C5～C7轻烃(轻汽油中主要是C5)分别与甲醇形成共沸物从塔内抽出，共沸物进入甲醇萃取塔，未反应的烃类从萃取塔顶抽出，混合碳四作为液化气组分，轻汽油中C5～C7轻烃(轻汽油中主要是C5)作为汽油调和组分。
本发明人通过研究发现，在MTBE装置中甲醇萃取塔塔顶抽出的未反应C4中仍然还有30％～60％的烯烃，主要是异丁烯的三种同分异构体；在轻汽油醚化的甲醇萃取塔塔顶抽出的部分未反应轻汽油中也含有25～50％(体积百分数)的烯烃，包括未转化C5～C7活性烯烃和非活性烯烃。对如何促进这部分烯烃进一步转化的研究主要集中醚化整体技术中配有可选的轻烃异构化模块，(如CDTECH的醚化工艺)，但是又有需要将醚后C4或醚后轻汽油重新气化至400℃左右，重新进入间歇再生的异构化反应器，操作复杂，能耗高，在现有的炼厂技术选择时一般不选择异构化模块，调查发现选择该模块的该异构化模块开工率也很低。
催化裂化工艺是重质油轻质化的主要手段，是液化石油气、汽油、柴油等轻质油品的重要生产过程。催化裂化过程中油气和催化剂在提升管底部接触，并沿提升管上升直至进入连接提升管出口的旋风分离器，绝大多数的油气从旋风分离器顶部进入后续的产品分离系统，结焦的待生催化剂落入汽提器中，在气体底部和中部注入的汽提蒸汽将待生催化剂上吸附油气汽提出来后一起进入从汽提器顶部或汽提器内旋风分离器顶部与分离系统相连的管线，从而进入分离系统。汽提器内的待生催化剂由于在催化裂化过程中由于焦炭对催化剂表面活性中心的覆盖，减少了活性中心数。研究发现焦炭对催化剂酸中心的覆盖虽然能抑制骨架异构化反应，但其影响幅度小于对裂化反应的影响。
现有技术中，专利CN01118431.0提出了一种将汽油馏分注入汽提器的中上部，与积碳的催化剂接触并反应，催化剂的沸石限定为含有至少25～75重％的含磷和稀土的五元环高硅沸石和25～75重％的高硅Y型沸石或含稀土的Y型沸石的混合物。未涉及其它的择型沸石，汽提器中所进料为汽油或汽油馏分的一部分，未涉及含有碳四或含有甲醇等氧化物。
中国专利CN201110193387.3、CN201010199956.0等提出了一种甲醇和石脑油耦合制低碳烯烃的工艺，将甲醇制烯烃反应过程中产生的碳四以上的烃类注入石脑油裂解反应器从而进一步裂解制取乙烯和丙烯。该发明将待生催化剂与再生催化剂混合从而控制甲醇制烯烃的反应温度，但是该技术将甲醇制烯烃和石脑油裂解在各自的反应器内反应，再生催化剂分为三股进入两个或三个反应器内，流程复杂，同时存在热量不能平衡的风险，即甲醇和石脑油裂解制烯烃在催化剂的生焦燃烧生产的热量不足以维持甲醇和石脑油裂解所需热量。
中国专利CN86101079A公开了将甲醇作为反应物与石油烃类一起催化裂化的方法，反应物与细颗粒的ZSM-5催化剂接触，使得放热的甲醇转化反应与吸热的催化裂化反应大致上热量平衡。
“石油化工，2009,38(3)：267-272”研究了小型提升管上甲醇与催化汽油混炼改质的研究，结果表明甲醇与FCC汽油混炼在改善汽油质量的同时，有利于增产裂化气和提高液体收率。但是甲醇转化与石油烃催化裂化耦合反应受到工艺条件、催化剂活性和选择性限制，甲醇转化率和烯烃选择性不高。
中国专利CN200610091074.6和CN201110153217.2公开了含有磷酸硅铝分子筛组合物的催化剂，经研究发现含氧化合物在较低温度、积碳催化剂可转化为低碳烯烃，但是该方法是将部分积碳催化剂与再生催化剂混合后在原有的流化床反应器内反应，烃类原料进入单独的反应器内反应。
上述现有技术中，尚未出现将醚后轻轻进入催化裂化装置汽提器内进行烯烃异构化的解决方案，更未出现还有含有部分甲醇的醚后轻烃进行一体化解决的方案。
发明内容
本发明的目的在于提供一种催化裂化与醚化的组合方法，该方法可提高醚化装置的处理量，提高甲基叔丁基醚(MTBE)和甲基叔戊基醚(TAME)、甲基叔己基醚(MTHEXE)、甲基叔庚基醚(MTHEPE)等醚化产品产量，同时可在一定程度上提高催化装置的汽提效率率。
为此，本发明提供一种催化裂化与醚化的组合方法，包括以下步骤：
S1、由催化裂化装置的催化裂化分离系统得到裂化气和汽油馏分；其中：
所述裂化气经过气体分馏得到混合碳四，所述混合碳四进入醚化装置得到醚后轻烃I和/或醚后C4；
所述汽油馏分经过汽油分馏得到轻汽油馏分和重汽油馏分，所述轻汽油馏分进行轻汽油醚化处理得到醚后轻烃II和/或醚后轻汽油，所述重汽油馏分进行重汽油加氢脱硫处理；
S2、选择所述醚后轻烃I、所述醚后C4、所述醚后轻烃II、所述醚后轻汽油中至少一种作为含有醚后轻烃的物料，将部分所述含有醚后轻烃的物料回炼注入所述催化裂化装置的汽提器与所述汽提器内的待生催化剂密相床接触从而实现反应改质，改质后的物料与汽提蒸汽一同进入所述催化裂化分离系统。
上述组合方法为保证商品汽油馏程时，回炼的含有醚后轻烃的物料中包含醚后C4或醚后轻汽油，则含有醚后轻烃的物料一部分进入催化装置回炼，一部分甩出装置；若回炼的含有醚后轻烃的物料中包含醚后轻烃I或醚后轻烃II，则含有醚后轻烃的物料(以醚后轻烃为主、少量甲醇为辅)时，则催化裂化装置的部分轻汽油和/或混合碳四去醚化装置，部分轻汽油和/或混合碳四甩出组合工艺装置。
本发明所述的催化裂化与醚化的组合方法，其中，优选的是，所述含有醚后轻烃的物料注入所述汽提器的位置为所述汽提器的中部和/或中下部，且在物料注入处的下部有至少一组汽提蒸汽喷嘴。
本发明所述的催化裂化与醚化的组合方法，其中，优选的是，所述含有醚后轻烃的物料回炼进入汽提器后，与所述待生催化剂密相床的接触温度为460～550℃。
本发明所述的催化裂化与醚化的组合方法，优选的是，所述催化裂化装置所采用的催化剂包括含有改性择型分子筛的催化剂，其中，改性择型分子筛是由择型分子筛改性得到的。
本发明所述的催化裂化与醚化的组合方法，其中，所述择型分子筛优选选自ZSM-5沸石、β沸石、具有八元环窗口孔道的磷酸硅铝分子筛中的至少一种。
本发明所述的催化裂化与醚化的组合方法，其中，所述具有八元环窗口孔道的磷酸硅铝分子筛优选选自SAPO-34、SAPO-18和SRM分子筛中的至少一种。
本发明所述的催化裂化与醚化的组合方法，其中，所述择型分子筛的改性方法优选为磷改性、磷和碱土金属改性、或者磷和过渡金属改性。
本发明所述的催化裂化与醚化的组合方法，其中，所述含有改性择型分子筛的催化剂的质量与所述催化裂化装置所采用的催化剂的总质量之比优选为0.05～0.6:1。
本发明所述的催化裂化与醚化的组合方法，其中，所述催化裂化装置优选为重油催化裂化装置；所述醚化装置为MTBE装置。
本发明所述的催化裂化与醚化的组合方法，其中，优选的是，所述含有醚后轻烃的物料进入催化裂化装置的回炼量，以进入催化裂化装置的重油质量为100％计，醚后C4为0～20wt％，醚后轻汽油为0～25wt％。
本发明的催化裂化与醚化的组合方法，通过在醚化反应器的混合物料中回收含有醚后轻烃的物料，将部分含有醚化轻烃的物料注入催化裂化装置的汽提器与汽提器内的待生催化剂密相床接触从而实现反应改质，改质后的轻烃与汽提蒸汽一起再进入催化裂化装置的分离系统；FCC分离系统分离得到的裂化气和汽油馏分经分馏后再分别进入醚化装置反应，从而实现了醚化工艺与催化裂化工艺的耦合。
催化裂化装置的汽提器内反应温度高达460～550℃，对含有大量烯烃的轻烃有较高的反应活性，轻烃可在汽提器内密相床内发生一系列的低聚、裂化、氢转移、异构化等反应，通过调控催化剂类型可以调控上述反应的比例。并且，催化裂化装置所采用的催化剂中应该含有或掺有含经改性的择型分子筛的催化剂，特别经过磷改性，或磷和碱土金属改性，或磷和过渡金属改性ZSM-5沸石或β沸石或具有八元环窗口孔道的磷酸硅铝分子筛(如APO-34、SAPO-18和SRM分子筛等)，能更好提供烯烃发生聚合-裂化、异构化的比例，同时也提高了对含氧化合物的转化为烃类的活性，在实际应用中可以将上述改性分子筛优选一种或几种，制成催化助剂掺入催化装置的催化剂中，也可以与Y分子筛或经过改性USY、REY等分子筛一起制成催化裂化装置的催化剂。
现有技术中，含有醚后轻烃的物料中还可以含有一部分未反应的甲醇。在醚化反应过程中，为了回收未反应的甲醇，通常将从醚化分馏塔塔顶得到的醚后轻烃和甲醇的混合物，进入甲醇萃取塔用水萃取甲醇从而将醚后轻烃分离出来，而甲醇和水的混合物还需甲醇回收塔进行分离，能耗很高。本发明通过研究发现，含有醚后轻烃的物料中所含有甲醇量相对较少，可以不经分离即返回催化装置的汽提器进行回炼，即使采用常规的催化裂化催化剂，甲醇也几乎完全转化；为了进一步提高低碳烯烃收率，推荐掺入或含有前述经改性的择型分子筛的催化剂。
本发明所指的醚化工艺是一般的MTBE工艺和催化轻汽油醚化工艺，不特指某一项专有的醚化技术，一般包括醚化反应单元、实现产品分离的醚化分馏塔和甲醇萃取塔、甲醇回收塔，耦合工艺只需将醚化分馏塔塔顶的以醚后轻烃为主、含有少量甲醇的物料返回催化装置；也可将甲醇萃取塔顶的醚后轻烃返回催化装置即可。
本发明的催化裂化装置可在现有催化裂化装置少许改进即可实现，一般增加进入汽提器的轻烃管线即可，注入汽提器内的轻烃馏分可以采用本领域内常用的烃油分散设施，例如，可以在汽提器内设置分布环或雾化喷嘴，也可以将汽提器内原有的部分汽提蒸汽入口改造为轻烃馏分的进料口，也可以部分汽提蒸汽混合一同进入汽提器，只要能够使汽油馏分均匀地分布催化剂密相床层中即可。在轻烃注入喷嘴下部一定要有汽提蒸汽喷嘴。
本发明提供的醚化与催化的耦合工艺，优化了中间反应物在两套装置间流向从而优化整体产品结构，并可部分操作单元停掉，节省装置操作能耗。本发明将部分醚后轻烃进入催化裂化装置回炼，将醚后轻烃中烯烃异构在催化裂化装置中实现，可以省掉醚化装置的异构化单元；醚后轻烃无须少量的甲醇分出即回催化裂化装置回炼，因此醚后装置的甲醇萃取塔和甲醇回收塔也可停掉，甲醇进入催化裂化装置回炼可提高低碳烯烃的产率和选择性，优化催化裂化装置产品分布；在同等装置规模情况下，因为轻烃在催化裂化装置和醚化装置间循环，可大幅提高醚化原料，提高醚化产品产率。
另外，该方法可提高醚化装置的处理量，提高甲基叔丁基醚(MTBE)和甲基叔戊基醚(TAME)、甲基叔己基醚(MTHEXE)、甲基叔庚基醚(MTHEPE)等醚化产品产量，同时可在一定程度上提高催化裂化装置的汽提效率。
综上所述，利用本发明的方法可显著优化炼厂的产品分布，提高经济效益。
附图说明
图1为本发明实施例1和实施例2的催化裂化装置与MTBE装置组合优化的流程示意图；
图2为本发明实施例3的催化裂化装置与轻汽油醚化装置组合优化的流程示意图；
图3为本发明实施例4的催化裂化装置与MTBE和轻汽油醚化装置组合优化的流程示意图；
图4为本发明的MTBE装置的流程示意图；
图5为本发明的轻汽油醚化装置的流程示意图。
其中，
1、汽提器；2、MTBE装置；3、轻汽油醚化装置；
1-1、催化裂化分离系统(FCC分离系统)；1-2、裂化气；1-3、汽油馏分；1-4、气体分馏器；1-5、混合C4；1-6、醚后C4；1-7、汽油分馏器；1-8、醚后轻汽油；
2-1、甲醇萃取塔I；2-2、MTBE分离塔；2-3、甲醇回收塔I；2-4、MTBE反应器；2-5、醚后轻烃I；
3-1、催化蒸馏塔；3-2、甲醇萃取塔II；3-3、选择加氢反应器；3-4、预反应器；3-5、醚后轻烃II；3-6、甲醇回收塔II。
具体实施方式
以下对本发明的实施例作详细说明：本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例，下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件。
本发明提供的催化裂化与醚化的组合方法，参见图1至图5所示，包括以下步骤：
S1、由催化裂化装置的催化裂化分离系统1-1(即FCC分离系统)得到裂化气1-2和汽油馏分1-3；其中：
所述裂化气1-2经过气体分馏器1-4得到混合C4 1-5，所述混合C4 1-5进入醚化装置(MTBE装置)2处理后得到醚后轻烃I 2-5和/或醚后C4 1-6；
所述汽油馏分1-3经过汽油分馏器1-7得到轻汽油馏分和重汽油馏分，所述轻汽油馏分进行轻汽油醚化装置3处理得到醚后轻汽油1-8，所述重汽油馏分进行重汽油加氢脱硫处理；
S2、选择所述醚后轻烃I 2-5、所述醚后C4 1-6、所述醚后轻汽油1-8中至少一种作为含有醚后轻烃的物料，将部分所述含有醚后轻烃的物料回炼注入所述催化裂化装置的汽提器1与所述汽提器1内的待生催化剂密相床接触从而实现反应改质，改质后的物料与汽提蒸汽一同进入所述催化裂化分离系统1-1。
其中，所述催化裂化装置所采用的催化剂包括催化裂化助剂，该催化裂化助剂为用磷和碱土金属改性的ZSM-5分子筛。
对某炼厂的重油催化装置和MTBE、轻汽油醚化装置进行标定和联合优化，具体参见实施例1-4；为了对比本发明的效果，给出与实施例相应的未优化前的对比例1-3。其中重油催化裂化装置的加工能力为250万吨/年，MTBE装置为设计年产8万吨MTBE，轻汽油醚化装置为年加工50万吨轻汽油。
实施例1
参见图1和图4所示，从FCC分离系统1-1分得的裂化气1-2进入气体分馏器1-4后得到混合C4 1-5，混合C4 1-5全部作为醚前轻烃进MTBE装置2。本实施例将由MTBE装置2中的甲醇萃取塔I 2-1的塔顶抽出的醚后C4 1-6，部分返回催化装置的汽提器1的中部入口，并由此进入催化裂化装置的汽提器1的密相床层中部；醚后C4 1-6的回炼量为6～25吨/小时，回炼轻烃与汽提器1内呈密相床的待生催化剂充分接触反应，回炼轻烃与再生剂接触温度为480～540℃。
本实施例进行标定时，醚后C4 1-6的回炼量为20吨/小时，回炼轻烃进入催化裂化装置的汽提器1的中部，汽提器1中部温度为488℃，其他参数如表1的实施例1列所示。
本实施例的催化裂化装置催化剂，主剂含量占催化剂藏量90wt％，为兰州催化剂厂的LDC-200；催化裂化助剂含有用磷和碱土金属改性的ZSM-5分子筛为活性组分(兰州催化剂厂生产的多产低碳烯烃助剂LCC-A)，含量占催化剂藏量10wt％。
实施例2
参见图1和图4所示，从FCC分离系统1-1分得的裂化气1-2进入气体分馏器1-4后得到混合C4 1-5，混合C4 1-5全部作为醚前轻烃进MTBE装置2。本实施例将由MTBE装置2中的MTBE分离塔2-2的塔顶抽出的醚后轻烃I 2-5(以C4为主、含少量甲醇)，部分返回催化裂化装置的汽提器1的中下部的入口，并由此进入催化裂化装置的汽提器1的密相床层中下部。催化裂化装置催化剂和其他工艺操作条件与实施例1类同。MTBE装置2中的甲醇萃取塔I 2-1和甲醇回收塔I 2-3停止运行。
本实施例进行标定时，醚后轻烃I 2-5(以醚后C4为主，含有少量未反应的甲醇)的回炼量为20吨/小时，回炼的醚后轻烃I 2-5进入催化裂化装置的汽提器1的中部，汽提器1中部温度为496℃，其他参数如表1的实施例2列所示。
对比例1
与实施例1或2不同之处在于，未对炼厂装置进行优化(即，未对MTBE装置得到的醚后C4或醚后轻烃返回催化裂化装置进行回炼)，核算汇总重油催化装置和MTBE运行情况；具体参数参见表1所示。
表1催化装置与MTBE组合
由表1数据可知，相对于优化前的对比例1，实施例1中，催化裂化装置的丙烯产率从4.8wt％提高至5.50wt％，MTBE装置的MTBE产量从6.5吨/小时提高至8.1吨/小时；实施例2中，催化裂化装置的丙烯产率从4.8wt％提高至5.70wt％，MTBE装置的MTBE产量从6.5吨/小时提高至8.3吨/小时。
实施例3
参见图2和图5所示，本实施例将由轻汽油醚化装置3的催化蒸馏塔3-1的塔顶抽出的醚后轻烃II 3-5(以C5为主，含有少量未反应的甲醇)，部分返回催化裂化装置的汽提器1的中部入口，并由此进入催化裂化装置的汽提器1的密相床层中部，回炼的醚后轻烃II 3-5与汽提器内呈密相床的待生催化剂充分接触反应，醚后轻烃II 3-5的回炼量为18～38吨/小时，醚后轻烃与再生剂接触温度为480～540℃。此时，轻汽油醚化装置3中的甲醇萃取塔II 3-1和甲醇回收塔II 3-3停止运行。
本实施例进行标定时，醚后轻烃II 3-5(以C5为主，同时含有少量未反应的甲醇)的回炼量为25吨/小时，回炼的醚后轻烃II 3-5进入催化裂化装置的汽提器1的中部，汽提器1中部温度为487℃，其他参数如表2的实施例3列所示。
本实施例的催化剂类型及含量同实施例1。
对比例2
与实施例3不同之处在于，未对炼厂装置进行优化(即，未对轻汽油醚化装置得到的醚后轻烃或醚后轻汽油返回催化裂化装置进行回炼)，核算汇总重油催化装置和轻汽油醚化装置运行情况；具体参数参见表2所示。
表2催化装置与轻汽油醚化装置组合
由表2可知，相对于优化前的对比例2，实施例3中催化装置的丙烯产率从4.8wt％提高至5.60wt％，轻汽油醚化装置的醚化汽油中醚类产量从19.8吨/小时提高至23.7吨/小时。
实施例4
参见图3、图4和图5所示。本实施例将由MTBE装置2中的甲醇萃取塔I 2-1的塔顶抽出的醚后C4 1-6，部分返回催化裂化装置的汽提器1的中部入口；将由轻汽油醚化装置3中的甲醇萃取塔II 3-2的塔顶抽出的醚后轻汽油1-8(以C5为主)，部分返回催化裂化装置的汽提器1的中下部入口，并由此进入催化裂化装置的汽提器1的密相床层中下部。醚后C4 1-6和醚后轻汽油1-8的回炼量分别为6～25吨/小时和18～38吨/小时，混合回炼轻与汽提器1内呈密相床的待生催化剂充分接触反应，混合回炼轻烃与再生剂接触温度为480～540℃。
本实施例进行标定时，醚后C4 1-6和醚后轻汽油1-8的回炼量分别为15吨/小时和20吨/小时。汽提器1中部温度为487℃，其他参数如表3的实施例4列所示。
本实施例的催化剂类型及含量同实施例1。
对比例3
与实施例4不同之处在于，未对炼厂装置进行优化(即，未对MTBE装置得到的醚后C4和轻汽油醚化装置得到的醚后轻汽油返回催化裂化装置进行回炼)，核算汇总重油催化装置和MTBE装置、轻汽油醚化装置运行情况；具体参数参见表3所示。
表3催化装置与MTBE、轻汽油醚化装置组合
由表3可知，相对于优化前的对比例3，实施例4中催化裂化装置的丙烯产率从4.8wt％提高至6.20wt％，MTBE装置的MTBE产量从6.5吨/小时提高至7.6吨/小时，轻汽油醚化装置的醚化汽油中醚类产量从19.8吨/小时提高至23.6吨/小时。
由表1至表3的数据可知，本发明提供的醚化与催化的耦合工艺，优化了中间反应物在两套装置间流向从而优化整体产品结构，并可部分操作单元停掉，节省装置操作能耗。本发明将醚后轻烃进入催化裂化装置回炼，将醚后轻烃中烯烃异构在催化裂化装置中实现，可以省掉醚化装置的异构化单元；醚后轻烃无须少量的甲醇分出即回催化裂化装置回炼，因此醚后装置的甲醇萃取塔和甲醇回收塔也可停掉，甲醇进入催化裂化装置回炼可提高低碳烯烃的产率和选择性，优化催化装置产品分布；在同等装置规模情况下，因为轻烃在催化裂化装置和醚化装置间循环，可大幅提高醚化原料，提高醚化产品产率。
当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明权利要求的保护范围。
Claims (10)
1.一种催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，包括以下步骤：
S1、由催化裂化装置的催化裂化分离系统得到裂化气和汽油馏分；其中：
所述裂化气经过气体分馏得到混合碳四，所述混合碳四进入醚化装置得到醚后轻烃I和/或醚后C4；
所述汽油馏分经过汽油分馏得到轻汽油馏分和重汽油馏分，所述轻汽油馏分进行轻汽油醚化处理得到醚后轻烃II和/或醚后轻汽油，所述重汽油馏分进行重汽油加氢脱硫处理；
S2、选择所述醚后轻烃I、所述醚后C4、所述醚后轻烃II、所述醚后轻汽油中至少一种作为含有醚后轻烃的物料，将部分所述含有醚后轻烃的物料回炼注入所述催化裂化装置的汽提器与所述汽提器内的待生催化剂密相床接触从而实现反应改质，改质后的物料与汽提蒸汽一同进入所述催化裂化分离系统。
2.根据权利要求1所述的催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，所述含有醚后轻烃的物料注入所述汽提器的位置为所述汽提器的中部和/或中下部，且在物料注入处的下部有至少一组汽提蒸汽喷嘴。
3.根据权利要求1所述的催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，所述含有醚后轻烃的物料回炼进入汽提器后，与所述待生催化剂密相床的接触温度为460～550℃。
4.根据权利要求1所述的催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，所述催化裂化装置所采用的催化剂包括含有改性择型分子筛的催化剂，其中，改性择型分子筛是由择型分子筛改性得到的。
5.根据权利要求4所述的催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，所述择型分子筛选自ZSM-5沸石、β沸石、具有八元环窗口孔道的磷酸硅铝分子筛中的至少一种。
6.根据权利要求5所述的催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，所述具有八元环窗口孔道的磷酸硅铝分子筛选自SAPO-34、SAPO-18和SRM分子筛中的至少一种。
7.根据权利要求4或5所述的催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，所述择型分子筛的改性方法为磷改性、磷和碱土金属改性、或者 磷和过渡金属改性。
8.根据权利要求4所述的催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，所述含有改性择型分子筛的催化剂的质量与所述催化裂化装置所采用的催化剂的总质量之比为0.05～0.6:1。
9.根据权利要求1所述的催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，所述催化裂化装置为重油催化裂化装置；所述醚化装置为MTBE装置。
10.根据权利要求1所述的催化裂化与醚化的组合方法，其特征在于，所述含有醚后轻烃的物料进入催化裂化装置的回炼量，以进入催化裂化装置的重油质量为100％计，醚后C4为0～20wt％，醚后轻汽油为0～25wt％。
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