一种由甲醇制备丙烯的方法和系统

摘要

本发明公开了一种由甲醇制备丙烯的方法，包括将甲醇送入第一固定床反应器得到第一产物流；将所述第一产物流与反应物稀释剂混合后进入第一移动床反应器得到第二产物流；将来自分离装置的不含丙烯的C2～C4烃类混合物送入第二移动床反应器得到第三产物流；将来自分离装置的C5+烃类混合物送入第二固定床反应器得到第四产物流；其中分离装置用于对第二、第三和第四产物流进行分离，以分离出产品丙烯、不含丙烯的C2～C4烃类混合物以及C5+烃类混合物；本发明还公开了利用上述方法制备丙烯的系统，解决了现有甲醇制丙烯技术中丙烯收率低，催化剂易结焦失活、再生繁琐，装置能耗较高的问题。

权利要求

1.一种由甲醇制备丙烯的方法，所述方法包括：

步骤a：将原料甲醇送入第一固定床反应器，与第一催化剂接触，在温度为250～

380℃、压力为1.0～2.0MPa条件下，得到第一产物流；所述第一产物流包括二甲醚、水以及未反应的甲醇；

步骤b：将所述第一产物流送入第一移动床反应器与第二催化剂接触，在温度为450～

550℃、压力为0.01～0.1MPa条件下进行反应，得到第二产物流，所述第二产物流包括乙烯、丙烯、丁烯、C1～C4烷烃和C5+烃；所述第二产物流单独进入分离装置或者与下述步骤c的第三产物流和/或步骤d的第四产物流混合后进入分离装置，分离出产品丙烯、不含丙烯的C2～C4烃类混合物以及C5+烃类混合物；

步骤c：将来自步骤b的不含丙烯的C2～C4烃类混合物送入第二移动床反应器与第三催化剂接触，在温度为60～150℃、压力为0.5～1.5MPa条件下进行反应，得到第三产物流，所述第三产物流包括丙烯、乙烯、丁烯、C1～C4烷烃、C5+烃；所述第三产物流进入步骤b所述的分离装置进行分离；

步骤d：将来自步骤b的C5+烃类混合物进入第二固定床反应器与第四催化剂接触，在温度为500～650℃、压力为0.01～0.5MPa条件下进行反应，得到第四产物流，所述第四产物流包括丙烯、乙烯、丁烯、C1～C4烷烃、C5+烃；所述第四产物流进入步骤b所述的分离装置进行分离。

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤b中的第二催化剂为ZSM-5分子筛催化剂，硅铝比为80～150；在步骤c中的第三催化剂是以钼的氧化物为活性组分，氧化铝为载体，钼的含量为15wt％；在步骤d中的第四催化剂为ZSM-5分子筛催化剂，硅铝比为

250～350。

3.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，将所述第一移动床反应器中失活的催化剂送入第一再生器再生，再生后的催化剂循环至所述第一移动床反应器继续使用；将所述第二移动床反应器中失活的催化剂送入第二再生器再生，再生后的催化剂循环至所述第二移动床反应器继续使用。

4.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，在步骤b中，将所述第一产物流送入所述第一移动床反应器的同时，向所述第一产物流引入反应物稀释剂，所述反应物稀释剂为水蒸气。

5.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述第一移动床反应器和/或第二移动床反应器中装有催化剂稀释剂，所述催化剂稀释剂为石英砂颗粒或陶瓷球，其中催化剂与催化剂稀释剂的质量比为0.05～1:1。

6.如权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤a中，所述第一固定床反应器中的催化剂是颗粒状的氧化铝催化剂。

说明书

一种由甲醇制备丙烯的方法和系统

技术领域

[0001] 本发明涉及一种由甲醇制备丙烯的方法和系统。

背景技术

[0002] 乙烯、丙烯都是重要的石油化工基础原料，年需求量巨大，尤其丙烯是目前全球需求量第二大化学品，消费量大幅提高，甚至超过了乙烯。直到目前为止，丙烯仍主要来自于石油加工中的轻油裂解/裂化工艺，而且以联产物或副产物方式得到，但随着“石油危机”问题的出现，势必会使丙烯在原料以及产量上受到很大限制。针对我国富煤、贫油、少气的能源结构，甲醇催化转化制丙烯技术具有很好的应用前景和深远的战略意义。

[0003] 目前，由甲醇制低碳烯烃的工艺报道较多，主要有德国Lurgi公司的甲醇制丙烯技术（MTP），美国UOP公司的甲醇制烯烃技术（MTO），国内中科院大连化学物理研究所自主开发的甲醇/二甲醚制低碳烯烃技术（DMTO）和清华大学研制开发的流化床甲醇制丙烯技术（FMTP）。其中德国Lurgi公司的MTP技术产物以丙烯为主，并形成多项专利技术（CN1431982A、EP448000、WO20061364.33等），即将进入大规模产业化。该工艺由两段绝热固定床反应器组成，即在Ⅰ段二甲醚反应器中，甲醇蒸汽首先在高活性、高选择性的Al2O3基催化剂上，在200～400℃条件下部分脱水生成二甲醚；未反应的甲醇以及二甲醚-水混合物继续进入Ⅱ段MTP反应器，在ZSM-5基催化剂上，在400～500℃条件下进一步反应生成以丙烯为主的混合烃类产物，并伴有大量乙烯、汽油和液化石油气的生成。为提高目标产物丙烯的总收率，需将分离后的C2、C3烷烃、C4烃，以及C5和C5以上的烃类循环回Ⅱ段MTP反应器继续转化，但该转化反应十分复杂，造成反应效率较低。由于Ⅱ段绝热固定床反应器中的ZSM-5基催化剂易结焦失活，需进行原位间歇再生，因此装置采用三台MTP反应器二开一备（或再生）的运行模式，以交替切换再生，但该设计影响装置平稳运转、操作复杂，催化剂再生及更换较繁琐等问题。

[0004] 中国专利CN102344328A公开了一种使用移动床技术将甲醇转化为丙烯的半连续方法，装置建立了第一反应区、第二反应区、第三反应区等主反应区，催化剂由收集器定期输送到再生装置再生后，间歇地并入催化剂中循环，而且三个反应区仅用一种催化剂来实现甲醇到丙烯的三段反应，从而提高丙烯收率。但该方法三个反应区均采用移动床反应器，大大增加了装置的整体操作复杂性。

发明内容

[0005] 针对以上现有技术的不足，本发明提供了一种甲醇制丙烯的方法和系统，以解决现有甲醇制丙烯技术中丙烯收率低，催化剂易结焦失活、再生繁琐，装置能耗较高的问题。

[0006] 在本发明中，甲醇制丙烯的方法包括以下步骤：

[0007] 步骤a：将原料甲醇送入第一固定床反应器，与第一催化剂接触，在温度为250～380℃、压力为1.0～2.0MPa条件下，得到第一产物流；所述第一产物流包括二甲醚、水以及未反应的甲醇；

[0008] 步骤b：将所述第一产物流送入第一移动床反应器与第二催化剂接触，在温度为450～550℃、压力为0.01～0.5MPa条件下进行反应，得到第二产物流，所述第二产物流包括乙烯、丙烯、丁烯、C1～C4烷烃和C5+烃；所述第二产物流单独进入分离装置或者与下述步骤c的第三产物流和/或步骤d的第四产物流混合后进入分离装置，分离出产品丙烯、不含丙烯的C2～C4烃类混合物以及C5+烃类混合物；

[0009] 步骤c：将来自步骤b的不含丙烯的C2～C4烃类混合物送入第二移动床反应器与第三催化剂接触，在温度为60～150℃、压力为0.5～1.5MPa条件下进行反应，得到第三产物流，所述第三产物流包括丙烯、乙烯、丁烯、C1～C4烷烃、C5+烃；所述第三产物流进入步骤b所述的分离装置进行分离；

[0010] 步骤d：将来自步骤b的C5+烃类混合物进入第二固定床反应器与第四催化剂接触，在温度为500～650℃、压力为0.01～0.5MPa条件下进行反应，得到第四产物流，所述第四产物流包括丙烯、乙烯、丁烯、C1～C4烷烃、C5+烃；所述第四产物流进入步骤b所述的分离装置进行分离。

[0011] 根据本发明所述的方法，优选地，在步骤b中的第二催化剂为ZSM-5分子筛催化剂，硅铝比为80～150；在步骤c中的第三催化剂是以钼的氧化物为活性组分，氧化铝为载体，钼的含量为15wt%；在步骤d中的第四催化剂为ZSM-5分子筛催化剂，硅铝比250～350℃。

[0012] 根据本发明所述的方法，优选地，将所述第一移动床反应器中失活的催化剂送入第一再生器再生，再生后的催化剂循环至所述第一移动床反应器继续使用；将所述第二移动床反应器中失活的催化剂送入第二再生器再生，再生后的催化剂循环至所述第二移动床反应器继续使用。

[0013] 根据本发明所述的方法，优选地，在步骤b中，将所述第一产物流送入所述第一移动床反应器的同时，向所述第一产物流引入反应物稀释剂，所述反应物稀释剂为水蒸气。

[0014] 根据本发明所述的方法，优选地，所述第一移动床反应器和/或第二移动床反应器中装有催化剂稀释剂，所述催化剂稀释剂为石英砂颗粒或陶瓷球，其中催化剂与催化剂稀释剂的质量比为0.05～1:1。

[0015] 根据本发明所述的方法，优选地，在步骤a中，所述第一固定床反应器中的催化剂是颗粒状的氧化铝催化剂。

[0016] 在本发明中，利用上述方法制备丙烯的系统包括：

[0017] 第一固定床反应器，用于进行甲醇制二甲醚的反应，以得到第一产物流，第一产物流包括二甲醚、水以及未反应的甲醇；

[0018] 第一移动床反应器，用于进行二甲醚制丙烯的反应，以得到第二产物流，第二产物流包括乙烯、丙烯、丁烯、C1～C4烷烃和C5+烃；

[0019] 分离装置，用于对第二产物流以及下述第三产物流和第四产物流进行分离，以分离出产品丙烯、不含丙烯的C2～C4烃类混合物以及C5+烃类混合物；

[0020] 第二移动床反应器，用于进行由来自所述分离装置的不含丙烯的C2～C4烃类混合物制丙烯的反应，以得到第三产物流，第三产物流包括丙烯、及少量的乙烯、丁烯、C1～C4烷烃、C5+烃；

[0021] 第二固定床反应器，用于进行由来自所述分离装置的C5+烃类混合物制丙烯的反应，以得到第四产物流，第四产物流包括丙烯、乙烯、丁烯、C1～C4烷烃、C5+烃。

[0022] 根据本发明的系统，优选地，所述系统还包括：

[0023] 第一再生器，用于对来自第一移动床反应器的失活催化剂进行再生，使再生后的催化剂返回第一移动床反应器循环使用；

[0024] 第二再生器，用于对来自第二移动床反应器的失活催化剂进行再生，使再生后的催化剂返回第二移动床反应器循环使用。

[0025] 根据本发明的系统，优选地，所述系统还包括换热器，用于使所述第一固定床反应器的进料甲醇与第一移动床反应器的产生的第二产物流换热气化。

[0026] 根据本发明的系统，优选地，所述系统还包括水蒸气管线，所述水蒸气管线用于将水蒸气引入所述第一产物流中。

[0027] 本发明与现有技术相比，具有以下特点：

[0028] 1）本发明使用固定床-移动床反应器联用技术将甲醇转化为丙烯的反应分成了四段进行，包括甲醇制二甲醚、二甲醚制丙烯、C2～C4烃的歧化制丙烯及C5+烃的裂解至丙烯反应，提高了最终目的产物丙烯的收率。

[0029] 2）本发明使用固定床-移动床反应器联用技术对不同的反应采用更为针对性的催化剂和反应装置，提高催化剂利用率，降低催化剂成本，减少催化剂磨损；例如，由于二甲醚制丙烯和C2～C4烃的歧化反应中催化剂结焦失活较快，而甲醇制二甲醚和C5+烃的裂解反应较为成熟，且催化剂失活较慢，所以针对不对的反应，分别选用移动床反应器和固定床反应器，采用这种技术不仅可以降低操作的复杂性，而且可以灵活控制各个反应的反应条件，取得最好的产物分布。

[0030] 3）本发明在第一和第二移动床反应器催化剂中混入一定比例的催化剂稀释剂、在第一产物流中混入一定比例的水蒸气稀释剂，不仅可防止装置内出现局部热点，增加催化剂热稳定性，而且可以延缓催化剂积炭，提高催化剂寿命。

附图说明

[0031] 图1为本发明的一种实施方式的流程示意图。

具体实施方式

[0032] 下面进一步说明本发明所提供的由甲醇制备丙烯的方法和系统，但本发明并不仅限于此。

[0033] 由甲醇制备丙烯涉及多种反应，比如甲醇和二甲醚脱水反应、丁烯裂解反应、轻汽油裂解反应和乙烯与丁烯的易位反应等，各反应条件差别较大，仅在一种反应器中进行反应会造成转化效率低等问题。

[0034] 本发明使用固定床-移动床反应器联用技术将甲醇转化为丙烯的反应分为四段进行，包括甲醇制二甲醚、二甲醚制丙烯、C2～C4烃的歧化及C5+烃的裂解反应，以提高最终目的产物丙烯的收率。在本发明中，“C5+烃”指的是含有5个及5个以上碳原子的烃。

[0035] 在本发明的方法中，步骤a为将原料甲醇送入第一固定床反应器，与第一催化剂接触，在温度为250～380℃、压力为1.0～2.0MPa条件下，得到第一产物流。所述第一固定床反应器用于由甲醇反应制二甲醚，当然还有其它难以避免的副反应，以得到第一产物流，所述第一产物流包括二甲醚、水以及未反应的甲醇。优选地，在所述第一固定床反应器中，反应温度为280～370℃，反应压力为1.2～1.8MPa；进一步优选地，反应温度为300～360℃，反应压力为1.3～1.5MPa。

[0036] 所述原料甲醇可以通过直接加热气化进料，或者优选地通过与系统中其它物流换热气化进料，比如与第一移动床反应器的产生的第二产物流经换热器换热气化后进料。其中，所述第一催化剂可以是颗粒状的氧化铝催化剂，比如颗粒直径为1-3mm的氧化铝催化剂。

[0037] 所述第一固定床反应器具体可以选用现有技术中的固定床反应器，比如德国鲁奇公司开发的甲醇制丙烯技术中的二甲醚反应器。

[0038] 在本发明的方法中，步骤b为将所述第一产物流送入第一移动床反应器与第二催化剂接触，在温度为450～550℃、压力为0.01～0.5MPa条件下进行反应，得到第二产物流，所述第二产物流单独或者与步骤c和/或步骤d的产物流混合后进入分离装置，分离出产品丙烯、不含丙烯的C2～C4烃类混合物以及C5+烃类混合物。

[0039] 所述第一移动床反应器中进行二甲醚制丙烯的反应，当然还有其它难以避免的副反应，所述第二产物流包括乙烯、丙烯、丁烯、C1～C4烷烃和C5+烃。优选地，在所述第一移动床反应器中，反应温度为460～520℃，反应压力为0.01～0.1MPa；进一步优选地，反应温度为475～500℃，反应压力为0.01～0.05MPa。

[0040] 针对上述二甲醚制丙烯的反应，所述第一移动床反应器中的第二催化剂优选为ZSM-5分子筛催化剂，其硅铝比为100～130，以在抑制催化剂积碳与提高转化率之间取得较好的平衡。

[0041] 优选地，第一移动床反应器中的催化剂从该反应器出来后送入第一再生器，再生后的催化剂循环回所述第一移动床反应器继续使用。

[0042] 其中，所述第一再生器用于对来自第一移动床反应器的失活催化剂进行煅烧，以烧除催化剂的积碳，从而使催化剂再生，然后将再生后的催化剂返回（例如通过输送器）第一移动床反应器循环使用。所述第一再生器的煅烧温度可以是450-500℃，煅烧气氛可以是空气，煅烧时间可以是100-150小时。

[0043] 所述分离装置用于对第二产物流以及下面将会提到的第三产物流和第四产物流进行分离，以分离出产品丙烯、不含丙烯的C2～C4烃类混合物以及C5+烃类混合物，例如分离装置可以包括至少一个精馏塔，以对上述产物流进行分离，其分离的原理为本领域所熟知，这里不再赘述。

[0044] 在步骤b中，优选地，将所述第一产物流送入所述第一移动床反应器的同时，向所述第一产物流引入反应物稀释剂，所述反应物稀释剂优选为水蒸气。具体地，所述第一固定床反应器通过管线连接至第一移动床反应器，以第一产物流送入第一移动床反应器，所述管线上还设有水蒸气管线，所述水蒸气管线用于将水蒸气引入第一产物流中，以减少所述第一移动床反应器中的催化剂的积碳，以延长催化剂寿命。进一步优选地，所述第一产物流与反应物稀释剂的用量的摩尔比为0.3～4:1，更优选为1～3:1。

[0045] 由于反应放热量较大，优选地，所述第一移动床反应器中还装有惰性的大比热容的固体颗粒催化剂稀释剂，防止出现局部热点。进一步优选地，所述催化剂稀释剂为石英砂颗粒或陶瓷球，且与所述第一移动床反应器中的分子筛催化剂颗粒大小相近。其中分子筛催化剂与催化剂稀释剂的质量比为0.05～1:1；优选为0.1～0.8:1；进一步优选为0.5～0.8:1。

[0046] 所述第一移动床反应器具体可以选用现有技术中的移动床反应器，比如CN200920102160.1中公开的一种移动床反应器。

[0047] 在本发明的方法中，步骤c为将来自步骤b的不含丙烯的C2～C4烃类混合物送入第二移动床反应器与第三催化剂接触，在60～150℃、0.5～1.5MPa条件下进行反应，得到第三产物流，所述第三产物流进入步骤b所述的分离装置进行分离。

[0048] 所述第二移动床反应器中主要进行上述C2～C4烃类混合物歧化制丙烯的反应，当然还有其它难以避免的副反应。所述第三产物流包括丙烯、乙烯、丁烯、C1～C4烷烃、C5+烃。该歧化制丙烯的反应的催化剂结焦失活较快，移动床反应器由于返混小，流体同催化剂可进行有效接触，处理效率高，催化剂可不断移动、连续再生，而保持良好的催化活性。优选地，在所述第二移动床反应器中，反应温度为80～120℃，反应压力为0.7～1.4MPa；进一步优选地，反应温度为90～110℃，反应压力为0.9～1.2MPa。

[0049] 针对上述C2～C4烃类混合物歧化制丙烯的反应，所述第二移动床反应器中的第三催化剂优选是以钼的氧化物为活性组分，氧化铝为载体，钼的含量为15wt%，以在抑制催化剂积碳与提高转化率之间取得较好的平衡。

[0050] 优选地，第二移动床反应器中的失活催化剂从反应器出来后进入第二再生器，再生后的催化剂循环回所述第二移动床反应器继续使用。

[0051] 其中，所述第二再生器用于对来自第二移动床反应器的失活催化剂进行煅烧，以烧除催化剂的积碳，从而使催化剂再生，然后将再生后的催化剂返回（例如通过输送器）第二移动床反应器循环使用。所述第二再生器的煅烧温度可以是450-500℃，煅烧气氛可以是空气，煅烧时间可以是100-150小时。

[0052] 同样，在所述第二移动床反应器中优选地装有惰性的大比热容的固体颗粒催化剂稀释剂，防止出现局部热点。进一步优选地，所述催化剂稀释剂为石英砂颗粒或陶瓷球，且与所述第二移动床反应器中的催化剂颗粒大小相近。其中，催化剂与催化剂稀释剂的质量比为0.05～1:1；优选为0.1～0.8:1；进一步优选为0.5～0.8:1。

[0053] 所述第二移动床反应器具体可以选用现有技术中的移动床反应器，比如CN200920102160.1中公开的一种移动床反应器。

[0054] 在本发明的方法中，步骤d为将来自步骤b的C5+烃类混合物进入第二固定床反应器与第四催化剂接触，在500～650℃、0.01～0.5MPa条件下进行反应，得到第四产物流，所述第四产物流进入步骤b所述的分离装置进行分离。

[0055] 所述第二固定床反应器主要进行C5+烃类混合物裂解制丙烯反应，当然还有其它难以避免的副反应。所述第四产物流包括丙烯、及少量的乙烯、丁烯、C1～C4烷烃、C5+烃；优选地，在所述第二固定床反应器中，反应温度为530～630℃，反应压力为0.01～0.1MPa；进一步优选地，反应温度为550～600℃，反应压力为0.03～0.06MPa。

[0056] 针对上述C5+烃类混合物制丙烯的反应，所述第二固定床反应器中的第四催化剂优选为ZSM-5分子筛催化剂，其硅铝比为280～320，以在抑制催化剂积碳与提高转化率之间取得较好的平衡。

[0057] 所述第二固定床反应器可以具体选用现有技术中的固定床反应器，比如德国鲁奇公司开发的甲醇制丙烯技术中的甲醇制丙烯固定床反应器。

[0058] 在具体实施过程中，所述第一、第二、第三或第四产物流亦可根据具体工艺过程的要求，采用两个或两个以上的反应器反应得到。

[0059] 以下结合附图对本发明的利用上述方法生产丙烯的系统进行说明，但本发明的系统并不限于此。

[0060] 图1是本发明所提供的甲醇制丙烯反应的系统的一种实施方式的示意图。为了使该示意图更加清楚、简明，图中省略了部分设备，例如泵、阀门、储罐等，但并不会影响对本发明的理解。

[0061] 如图1所示，原料甲醇经甲醇管线11进入换热器8换热后，经进料管线12进入第一固定床反应器1的顶部，与第一催化剂接触反应，产生的第一产物流经第一管线13进入第一移动床反应器2的底部，与自第一移动床反应器2的顶部加入的第二催化剂逆流接触反应，得到第二产物流。所述第二产物流自第一移动床反应器2的上部经第二管线14进入换热器8与原料甲醇换热后，再经第三管线15进入分离装置7，分离出产品丙烯、不含丙烯的C2～C4烃类混合物以及C5+烃类混合物。其中，产品丙烯经第四管线23送出，上述C2～C4烃类混合物经第五管线16进入第二移动床反应器4，与自第二移动床反应器4的顶部加入的第三催化剂接触进行反应，得到第三产物流；分离出的C5+烃类混合物经第六管线21进入第二固定床反应器6，与该反应器中的第四催化剂接触进行反应，得到第四产物流。所述第三产物流和第四产物流分别经第七管线17和第八管线22，与第二管线14混合或单独进入分离装置7。

[0062] 第一移动床反应器2中的失活催化剂经第九管线27进入第一再生器3进行再生，再生后催化剂经第十管线28进入第一移动床反应器2中循环使用。

[0063] 第二移动床反应器4中的失活催化剂经第十一管线19进入第二再生器5进行再生，再生后催化剂经第十二管线30进入第二移动床反应器4中循环使用。

[0064] 下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但本发明并不因此而受到任何限制。

[0065] 实施例1

[0066] 第一固定床反应器：原料甲醇的进料空速为1h-1，反应床层温度为365～380℃，反应压力为1.1～1.2MPa，催化剂选择γ-Al2O3(德国南方化学催化剂厂，DME-1型催化剂)，得到第一产物流。

[0067] 第一移动床反应器：进料为第一产物流与作为反应物稀释剂的水蒸气的混合物，-1第一产物流进料空速为1h ，其与水蒸汽的质量比为1:1。反应温度为520～530℃，反应压力为0.2～0.25MPa，催化剂选择ZSM-5分子筛催化剂（德国南方化学催化剂厂，MTPROP-1型催化剂），得到第二产物流。

[0068] 第二移动床反应器：进料为来自分离装置的不含丙烯的C2～C4烃类混合物。反应温度为120～130℃，反应压力为0.6～0.7MPa，催化剂选择ZSM-5分子筛催化剂（德国南方化学催化剂厂，MTPROP-1型催化剂），得到第三产物流。

[0069] 第二固定床反应器：进料为来自分离装置的C5+烃类混合物，反应温度为520-530℃，反应压力为0.3-0.4MPa，催化剂选择ZSM-5分子筛催化剂（德国南方化学催化剂厂，MTPROP-1型催化剂），得到第四产物流。

[0070] 其中，所述分离装置分离出的产品丙烯收率见表1。

[0071] 实施例2

[0072] 第一固定床反应器：原料甲醇的进料空速为1h-1，反应温度为365～380℃，反应压力为1.1～1.2MPa，催化剂选择γ-Al2O3(德国南方化学催化剂厂，DME-1型催化剂)，得到第一产物流。

[0073] 第一移动床反应器：进料为第一产物流与作为反应物稀释剂的水蒸气的混合物，-1第一产物流进料空速为1h ，其与水蒸汽的质量比为1:1。反应温度为520～530℃，反应压力为0.2～0.25MPa，催化剂选择ZSM-5分子筛催化剂（德国南方化学催化剂厂，MTPROP-1型催化剂），得到第二产物流。

[0074] 第二移动床反应器：进料为来自分离装置的不含丙烯的C2～C4烃类混合物。反应温度为120～130℃，反应压力为0.6～0.7MPa，催化剂选择抚顺科瑞催化剂有限公司的Mo/Al2O3，其中Mo的含量为15wt%，得到第三产物流。

[0075] 第二固定床反应器：进料为来自分离装置的C5+烃类混合物，反应温度为520-530℃，反应压力为0.3-0.4MPa，催化剂选择抚顺科瑞催化剂有限公司的ZSM-5分子筛催化剂，硅铝比为300，得到第四产物流。

[0076] 其中，所述分离装置分离出的产品丙烯收率见表1。

[0077] 实施例3

[0078] 第一固定床反应器：原料甲醇的进料空速为1h-1，反应温度为290～300℃，反应压力为1.5～1.6MPa，催化剂选择γ-Al2O3(德国南方化学催化剂厂，DME-1型催化剂)，得到第一产物流。

[0079] 第一移动床反应器：进料为第一产物流与作为反应物稀释剂的水蒸气的混合物，-1第一产物流进料空速为1h ，其与水蒸汽的质量比为1:1。反应温度为460～470℃，反应压力为0.06～0.07MPa，催化剂选择ZSM-5分子筛催化剂（德国南方化学催化剂厂，MTPROP-1型催化剂），得到第二产物流。

[0080] 第二移动床反应器：进料为来自分离装置的不含丙烯的C2～C4烃类混合物。反应温度为80～90℃，反应压力为1.2～1.3MPa，催化剂选择抚顺科瑞催化剂有限公司的Mo/Al2O3，其中Mo的含量为15wt%，得到第三产物流。

[0081] 第二固定床反应器：进料为来自分离装置的C5+烃类混合物，反应温度为610-620℃，反应压力为0.07-0.08MPa，催化剂选择抚顺科瑞催化剂有限公司的ZSM-5分子筛催化剂，硅铝比为300，得到第四产物流。

[0082] 其中，所述分离装置分离出的产品丙烯收率见表1。

[0083] 实施例4

[0084] 第一固定床反应器：原料甲醇的进料空速为1h-1，反应温度为320～335℃，反应压力为1.3～1.4MPa，催化剂选择γ-Al2O3(德国南方化学催化剂厂，DME-1型催化剂)，得到第一产物流。

[0085] 第一移动床反应器：进料为第一产物流与作为反应物稀释剂的水蒸气的混合物，-1第一产物流进料空速为1h ，其与水蒸汽的质量比为1:1。。反应温度为480～495℃，反应压力为0.03～0.04MPa，催化剂选择ZSM-5分子筛催化剂（德国南方化学催化剂厂，MTPROP-1型催化剂），得到第二产物流。

[0086] 第二移动床反应器：进料为来自分离装置的不含丙烯的C2～C4烃类混合物。反应温度为100～110℃，反应压力为0.9～1.0MPa，催化剂选择抚顺科瑞催化剂有限公司的Mo/Al2O3，其中Mo的含量为15wt%，得到第三产物流。

[0087] 第二固定床反应器：进料为来自分离装置的C5+烃类混合物，反应温度为580-590℃，反应压力为0.04-0.05MPa，催化剂选择抚顺科瑞催化剂有限公司的ZSM-5分子筛催化剂，硅铝比为300，得到第四产物流。

[0088] 其中，所述分离装置分离出的产品丙烯收率见表1。

[0089] 表1各实施例丙烯收率情况

[0090]