生产烯烃和芳烃的装置及其方法

摘要

本发明涉及一种生产烯烃和芳烃的装置及其方法，主要解决现有技术中原料单一以及乙烯、丙烯和芳烃收率不能灵活调变的问题。本发明通过轻烃原料进入提升管反应器和再生催化剂接触反应，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂经第一旋风分离器分离，半待生催化剂进入流化床反应器密相段；含有含氧化合物的原料进入流化床反应器和半待生催化剂接触反应，得到的富含芳烃的产物的技术方案，较好地解决了该问题，可用于乙烯、丙烯和芳烃工业生产中。

权利要求

1.一种生产烯烃和芳烃的装置，包括提升管(1)、流化床反应器(2)、第一旋风分离器(12)、第二旋风分离器(13)，第一旋风分离器(12)和第二旋风分离器(13)在流化床反应器(2)内部，提升管(1)出口与第一旋风分离器(12)入口相连，提升管(1)上开有至少一个急冷剂入口(15)，急冷剂入口(15)距提升管(1)底部的高度占提升管(1)总高度的55～80％，提升管(1)下部开有轻烃原料入口(16)、水蒸气入口(18)、再生催化剂返回口(17)；流化床反应器(2)上开有待生催化剂出口(19)，流化床反应器(2)顶部开有产品出口(21)；流化床反应器(2)底部设有含有含氧化合物的原料入口(20)。

2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于轻烃原料入口(16)距离提升管(1)与再生斜管(3)连接处的高度为提升管(1)总高度的1～10％。

3.一种生产烯烃和芳烃的方法，采用权利要求1～2任一项所述的生产烯烃和芳烃的装置，轻烃原料(5)从提升管(1)与再生斜管(3)连接处上方进入提升管(1)，和再生催化剂(9)、水蒸气(7)接触，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂进入第一旋风分离器(12)，分离出的半待生催化剂经第一旋风分离器(12)的料腿进入流化床反应器(2)的密相段(14)；含有含氧化合物的原料(6)进入流化床反应器(2)密相段(14)，反应得到的富含芳烃的产物经第二旋风分离器(13)分离后，与第一旋风分离器(12)分离出的富含乙烯、丙烯的产物混合，流化床反应器(2)内的待生催化剂(10)经待生斜管(4)进入再生器再生，再生后的再生催化剂(9)至少一部分返回提升管(1)；

所述急冷剂(8)为馏程低于350℃的烃类、水蒸气、氮气中的至少一种。

4.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于轻烃原料(5)为馏程低于

350℃的烃类或烃类混合物，芳烃质量百分含量低于10％。

5.根据权利要求4所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于轻烃原料(5)为液化气、石脑油、轻石脑油、加氢柴油中的至少一种。

6.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于急冷剂(8)为轻烃，其中丙烷质量百分含量大于30％。

7.根据权利要求6所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于急冷剂(8)为生产烯烃和芳烃的装置和/或后续分离过程中得到。

8.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于提升管(1)内急冷剂(8)注入处下方各点温度为550～680℃，流化床反应器(2)内各点温度为450～550℃。

9.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于第一旋风分离器(12)的料腿中的催化剂平均温度为450～600℃。

10.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于再生催化剂(9)上的积炭质量含量低于0.1％。

11.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于再生后的再生催化剂(9)，以重量计，50～100％返回提升管(1)，0～50％返回流化床反应器(2)。

12.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于轻烃原料(5)的质量空速为1～20小时-1，水蒸气(7)和轻烃原料(5)进料质量比为0.3～3:1，轻烃原料(5)进入提升管(1)处线速度为1～8米/秒；流化床反应器(2)反应表压为0～0.4兆帕；含氧化合物的质量空速为0.3～3.5小时-1，催化剂床层密度为200～450千克/立方米。

13.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于含有含氧化合物的原料(6)和轻烃原料(5)的进料质量比为19～1.2:1。

14.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于含氧化合物为甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、二甲醚、中的至少一种；含有含氧化合物的原料(6)中水的质量百分含量为0.01～30％。

15.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于第二旋风分离器(13)分离出的富含芳烃的产物与第一旋风分离器(12)分离出的富含乙烯、丙烯的产物混合后继续进入至少一级气固旋风分离器，所述气固旋风分离器位于流化床反应器(2)内部和/或外部；第一旋风分离器(12)固相总分离效率大于90％。

说明书

生产烯烃和芳烃的装置及其方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种生产烯烃和芳烃的装置及其方法。

背景技术

[0002] 乙烯、丙烯和芳烃(尤其是三苯，苯Benzene、甲苯Toluene、二甲苯Xylene，即BTX)是重要的基本有机合成原料。受下游衍生物需求的驱动，乙烯、丙烯和芳烃的市场需求持续
增长。

[0003] 目前，乙烯、丙烯、芳烃的生产主要依赖蒸汽热裂解。约90重量％的乙烯、61重量％的丙烯和85重量％的芳烃来自石脑油蒸汽热裂解过程，该工艺虽然已在全球范围内得到广
泛应用，但仍存在不尽人意之处，尤其是反应需要高温(800～1000℃)，能耗大，低附加值的
干气收率高。如果引入催化剂，采用催化裂解的方法，则可使反应温度降低50～200℃，减少
能耗和干气的生成，并提高丙烯选择性，所以目前不少研究者都致力于催化裂解制乙烯、丙
烯、芳烃的研究。另外，由于我国煤炭资源丰富，煤基含氧化合物，正逐渐成为一种重要的化
工生产原料，成为石油原料的重要补充。因此，以含氧化合物为原料制备乙烯、丙烯和芳烃
对我国而言有非常重要的战略意义，引起越来越广泛地关注。

[0004] 石脑油催化裂解的专利较多，如中国专利200510089849.1、200510093782.9、01808100.2、01808224.6、01805858.2、00816642.0、99805814.9等，美国专利
20060287561A1、20070010699A1、20070082809A1、20070083071A1等。

[0005] 含氧化合物原料催化转化制乙烯、丙烯、芳烃的专利较多，如中国专利2010110868.9、201010116376.0、201010261894.1、201010552839.8、201010552788.9、
201010552844.9、200910090002.3、200910089698.8，美国专利4615995、2002/0099249A1、
20150190773A1、20150191402A1、20150175498A1、20150175501A1、20150175499A1等。

[0006] 将石脑油催化裂解和含氧化合物原料催化转化耦合的专利有，中国专利201110193450.3、201110193486.1、201110193465.X、201110193381.6、201110193467.9、
201110193853.8、201110193387.3、201010199821.4、201010199843.0、201110193382.0、
201110195291.0等。这些专利均以乙烯、丙烯为生产目的，甲醇和石脑油分别接触再生催化
剂在相对独立的反应器或反应区内反应。

[0007] 中国专利201110193426.X以制备乙烯、丙烯为目的，采用两根提升管反应器，石脑油进入第一根提升管反应，反应得到的结焦催化剂沉降后进入第二根提升管和甲醇接触反
应。该方法由于甲醇在气相线速为4～10米/秒的提升管反应器内反应，芳烃选择性低。

[0008] 中国专利201110195293.X以制备乙烯、丙烯为目的，采用分成两个反应区的流化床反应器，石脑油和再生催化剂接触在570～670℃条件下在第一反应区反应，反应产物和
结一定焦炭的催化剂和甲醇逆流接触后进入上方的第二反应区，于500～600℃条件下反
应。该方法中甲醇反应的温度为500～600℃，不利于芳烃生成，芳烃选择性低。

[0009] 中国专利201010607910.8介绍的方法通过甲醇和石脑油在改性ZSM-5分子筛催化剂上共进料反应，生成低碳烯烃和/或芳烃，石脑油和甲醇同时通过催化剂床层，反应温度
550～670℃。该方法中，甲醇和石脑油的反应温度相同，然而甲醇转化制乙烯、丙烯和芳烃
适宜的反应温度一般低于550℃，而石脑油催化转化的反应温度一般高于550℃，所以该方
法不利于甲醇转化。

[0010] 上述专利技术中存在原料单一，不能联产乙烯、丙烯和芳烃，乙烯、丙烯和芳烃收率低的问题。本发明针对性地提出了技术方案，解决了上述问题。

发明内容

[0011] 本发明所要解决的技术问题是现有技术中原料单一，乙烯、丙烯和芳烃收率不能灵活调变、芳烃收率低或乙烯和丙烯和芳烃总收率低的问题，提供一种联产制乙烯、丙烯和
芳烃的方法。该方法具有原料多样，乙烯、丙烯、芳烃可灵活调变、芳烃收率高，乙烯和丙烯
和芳烃总收率高的优点。

[0012] 本发明采用的技术方案如下：一种生产烯烃和芳烃的装置，包括提升管(1)、流化床反应器(2)、第一旋风分离器(12)、第二旋风分离器(13)，第一旋风分离器(12)和第二旋
风分离器(13)在流化床反应器(2)内部，提升管(1)出口与第一旋风分离器(12)入口相连，
提升管(1)上开有至少一个急冷剂入口(15)，急冷剂入口(15)距提升管(1)底部的高度占提
升管(1)总高度的55～80％，提升管(1)下部开有轻烃原料入口(16)、水蒸汽入口(18)、再生
催化剂返回口(17)；流化床反应器(2)上开有待生催化剂出口(19)，流化床反应器(2)顶部
开有产品出口(21)；流化床反应器(2)底部设有含有含氧化合物的原料入口(20)。

[0013] 上述技术方案中，优选地，轻烃原料入口(16)距离提升管(1)与再生斜管(3)连接处的高度为提升管(1)总高度的1～10％。

[0014] 一种生产烯烃和芳烃的方法，采用权利要求1～2任一项所述的生产烯烃和芳烃的装置，轻烃原料(5)从提升管(1)与再生斜管(3)连接处上方进入提升管(1)，和再生催化剂
(9)、水蒸气(7)接触，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂进入第一旋风分离
器(12)，分离出的半待生催化剂经第一旋风分离器(12)的料腿进入流化床反应器(2)的密
相段(14)；含有含氧化合物的原料(6)进入流化床反应器(2)密相段(14)，反应得到的富含
芳烃的产物经第二旋风分离器(13)分离后，与第一旋风分离器(12)分离出的富含乙烯、丙
烯的产物混合，流化床反应器(2)内的待生催化剂(10)经待生斜管(4)进入再生器再生，再
生后的再生催化剂(9)至少一部分返回提升管(1)；所述急冷剂(8)为馏程低于350℃的烃
类、水蒸汽、氮气中的至少一种。

[0015] 上述技术方案中，优选地，轻烃原料(5)为馏程低于350℃的烃类或烃类混合物，芳烃质量百分含量低于10％。

[0016] 上述技术方案中，优选地，轻烃原料(5)为液化气、石脑油、轻石脑油、加氢柴油中的至少一种。

[0017] 上述技术方案中，优选地，急冷剂(8)为轻烃，其中丙烷质量百分含量大于30％。

[0018] 上述技术方案中，优选地，急冷剂(8)为生产烯烃和芳烃的装置和/或后续分离过程中得到。

[0019] 上述技术方案中，优选地，提升管(1)内急冷剂(8)注入处下方各点温度为550～680℃，流化床反应器(2)内各点温度为450～550℃。

[0020] 上述技术方案中，优选地，第一旋风分离器(12)的料腿中的催化剂平均温度为450～600℃。

[0021] 上述技术方案中，优选地，再生催化剂(9)上的积炭质量含量低于0.1％。

[0022] 上述技术方案中，优选地，再生后的再生催化剂(9)，以重量计，50～100％返回提升管(1)，0～50％返回流化床反应器(2)。

[0023] 上述技术方案中，优选地，轻烃原料(5)的质量空速为1～20小时-1，水蒸汽(7)和轻烃原料(5)进料质量比为0.3～3:1，轻烃原料(5)进入提升管(1)处线速度为1～8米/秒；流
化床反应器(2)反应表压为0～0.4兆帕；含氧化合物的质量空速为0.3～3.5小时-1，催化剂
床层密度为200～450千克/立方米。

[0024] 上述技术方案中，优选地，含有含氧化合物的原料(6)和轻烃原料(5)的进料质量比为19～1.2:1。

[0025] 上述技术方案中，优选地，含氧化合物为甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、二甲醚、中的至少一种；含有含氧化合物的原料(6)中水的质量百分含量为0.01～30％。

[0026] 上述技术方案中，优选地，第二旋风分离器(13)分离出的富含芳烃的产物与第一旋风分离器(12)分离出的富含乙烯、丙烯的产物混合后继续进入至少一级气固旋风分离
器，所述气固旋风分离器位于流化床反应器(2)内部和/或外部；第一旋风分离器(12)固相
总分离效率大于90％。

[0027] 本发明通过将轻烃原料催化裂解制乙烯、丙烯和含有含氧化合物的原料转化制芳烃相耦合。轻烃原料催化裂解采用提升管反应器，550～680℃的反应温度，较低的烃分压，
可高选择性的生成乙烯和丙烯。含有含氧化合物的原料采用流化床反应器，450～540℃的
反应温度，较长停留时间，可高选择性的生成芳烃。通过在提升管末端注入急冷介质使催化
剂温度从580～680℃降低到450～540℃。急冷介质为反应产物经分离系统得到的馏程低于
350℃的烃类或烃类混合和/或水蒸汽和/或氮气。馏程低于350℃的烃类或烃类混合物也是
非常好的催化裂解制乙烯、丙烯的原料，可以进一步增产乙烯、丙烯，提高原料的利用率。
ZSM-5分子筛催化剂同时具有较好的催化裂解制乙烯、丙烯的性能和芳构化性能，因此制备
了一种即可用于轻烃催化裂解制乙烯、丙烯过程，也可用于含氧化合物转化制芳烃过程的
催化剂。轻烃催化裂解在高选择性得到乙烯、丙烯的同时可得到部分芳烃产物；含氧化合物
转化过程在高选择性得到芳烃的同时可得到部分乙烯、丙烯产物。由于含氧化合物转化过
程的乙烯和丙烯收率低，从经济性方面考虑，一般独立的于含氧化合物转化制芳烃过程不
进行乙烯、丙烯的分离。因此，将轻烃催化裂解和含氧化合物转化过程耦合，由于可共用分
离系统，和独立的轻烃催化裂解过程和含氧化合物转化过程相比，一方面可减少投资，另一
方面可有效提高乙烯、丙烯和芳烃的回收率。含氧化合物可在有一定焦炭含量的半待生催
化剂上发生芳构化反应，得到较高的转化率和芳烃选择性。因此，本发明中轻烃先接触高
温、活性较高的再生催化剂，反应后得到的有一定焦炭含量的半待生催化剂进入流化床反
应器，和含氧化合物原料接触继续发生芳构化反应。对于轻烃催化裂解流化床反应体系，待
生催化剂上的焦炭含量较低。而该反应过程需要550～680℃的高温，由于再生过程烧焦量
小，产生的热量不足以维持550～680℃的反应温度，需要通过喷油提供额外的热量。如果将
轻烃催化裂解和含氧化合物转化过程耦合，含氧化合物转化过程生成的焦炭可以代替喷油
提供额外的热量。分别在提升管入口线速度1～8米/秒和流化床反应器催化剂床层密度200
～450千克/立方米的范围内调节轻烃和含氧化合物原料进料量，可在保证催化剂正常流化
的条件下，较大范围的改变双烯和芳烃的比例，适应市场需求。

[0028] 本发明中，乙烯、丙烯、芳烃产品收率＝(乙烯、丙烯、芳烃质量流量)÷(轻烃原料5质量流量+含有含氧化合物的原料6质量流量)×100％。

[0029] 采用本发明的技术方案，乙烯收率为14.1％、丙烯收率为13.6％、芳烃收率为17.6％，取得了较好的技术效果。下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本
实施例。

附图说明

[0030] 图1为本发明的反应装置示意图。

[0031] 图1中，1为提升管；2为流化床反应器；3为再生斜管；4为待生斜管；5为轻烃原料；6为含有含氧化合物的原料；7为水蒸汽；8为急冷剂；9为再生催化剂；10为待生剂；11为反应
产物；12为第一旋风分离器；13为第二旋风分离器；14为流化床反应器密相段；15为急冷剂
入口；16为轻烃原料入口；17为再生催化剂入口；18为水蒸气入口；19为待生催化剂出口；20
为含有含氧化合物的原料入口；21为产品出口。

[0032] 图1中轻烃原料5从提升管1和再生斜管3连接处上方进入提升管1反应器，和再生催化剂9、水蒸气7接触反应，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂经和提升管
1相连的第一旋风分离器12分离，半待生催化剂进入流化床反应器2密相段14；含有含氧化
合物的原料6进入流化床反应器2密相段14反应，得到的富含芳烃的产物和待生催化剂10经
旋风分离器13分离，待生催化剂10经待生斜管4流出；提升管1上部注入至少一股急冷剂8。

具体实施方式

[0033] 【实施例1】

[0034] 石脑油原料5从提升管1与再生斜管3连接处上方进入提升管1，和再生催化剂9、水蒸气7接触，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂进入位于流化床反应器2内
部且与提升管1出口相连的第一旋风分离器12，分离出的半待生催化剂经第一旋风分离器
12的料腿进入流化床反应器2的密相段14；甲醇原料6进入流化床反应器2密相段14，反应得
到的富含芳烃的产物经位于流化床反应器2内部的第二旋风分离器13分离后，与第一旋风
分离器12分离出的富含乙烯、丙烯的产物混合后继续进入位于流化床反应器2内部的一级
气固旋风分离器，流化床反应器2内的待生催化剂10经待生斜管4进入再生器再生，再生后
的再生催化剂9以重量计，50％返回提升管1，50％返回流化床反应器2；其中，提升管1上部
注入一股急冷剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提升管1总高度的55％；石脑油
原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再生斜管3连接处的高度为提升管1总高度的1％；
第一旋风分离器12固相总分离效率为90％。

[0035] 提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为550℃，流化床反应器2内各点温度为450℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为450℃。

[0036] 再生催化剂9上的积炭质量含量为0.1％。

[0037] 石脑油原料5的馏程范围为50～205℃，芳烃质量百分含量为9.99％。甲醇原料6中水的质量百分含量为30％。甲醇原料6和石脑油原料5的进料质量比为19:1。急冷剂8为水蒸
汽。

[0038] 石脑油原料5的质量空速为1小时-1，水蒸汽7和石脑油原料5进料质量比为0.3:1，石脑油原料5进入提升管1处线速度为1米/秒。

[0039] 流化床反应器2反应压力为常压；甲醇原料的质量空速为0.3小时-1，催化剂床层密度为450千克/立方米。

[0040] 反应结果见表1。

[0041] 【实施例2】

[0042] 按照实施例1所述的条件和步骤，轻烃原料5为馏程范围为50～150℃的轻石脑油，芳烃质量百分含量为3％。含氧化合物原料6为二甲醚；再生后的再生催化剂9以重量计，
100％返回提升管1；提升管1上部注入两股急冷剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度
占提升管1总高度的80％。其中一股急冷剂分别为经分离工段得到的轻烃，其中丙烷质量百
分含量为30％，另一股急冷剂为氮气；轻石脑油原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再
生斜管3连接处的高度为提升管1总高度的10％；第一旋风分离器12固相总分离效率为
95％。

[0043] 提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为680℃，流化床反应器2内各点温度为550℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为600℃。再生催化剂9上的积炭质量
含量为0.01％。二甲醚原料6和轻石脑油原料5的进料质量比为1.2:1。轻石脑油原料5的质
量空速为20小时-1，水蒸汽7和轻石脑油原料5进料质量比为3:1，轻石脑油原料5进入提升管
1处线速度为8米/秒。流化床反应器2反应表压为0.4兆帕；二甲醚原料的质量空速为3.5小
时-1，催化剂床层密度为200千克/立方米。

[0044] 反应结果见表1。

[0045] 【实施例3】

[0046] 按照实施例1所述的条件和步骤，轻烃原料5为液化气。含氧化合物原料6为甲醇，水的质量百分含量为0.01％；再生后的再生催化剂9以重量计，80％返回提升管1，20％返回
流化床反应器2；提升管1上部注入一股急冷剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提
升管1总高度的70％。急冷剂8为经分离工段得到的轻烃，其中丙烷质量百分含量为50％；轻
石脑油原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再生斜管3连接处的高度为提升管1总高度
的5％；第一旋风分离器12固相总分离效率为99.9％。

[0047] 提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为650℃，流化床反应器2内各点温度为500℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为580℃。再生催化剂9上的积炭质量
含量为0.05％。甲醇原料6和液化气原料5的进料质量比为2.3:1。液化气原料5的质量空速
为10小时-1，水蒸汽7和液化气原料5进料质量比为1.5:1，液化气原料5进入提升管1处线速
度为3米/秒。流化床反应器2反应表压为0.2兆帕；甲醇原料的质量空速为2小时-1，催化剂床
层密度为380千克/立方米。

[0048] 反应结果见表1。

[0049] 【实施例4】

[0050] 按照实施例1所述的条件和步骤，轻烃原料5为加氢尾油。含氧化合物原料6为甲醇，水的质量百分含量为3％；再生后的再生催化剂9以重量计，60％返回提升管1，40％返回
流化床反应器2；提升管1上部注入一股急冷剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提
升管1总高度的60％。急冷剂8为经分离工段得到的C3+轻烃混合物，其中丙烷质量百分含量
为80％；加氢尾油原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再生斜管3连接处的高度为提升
管1总高度的2％；第一旋风分离器12固相总分离效率为98％。

[0051] 提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为600℃，流化床反应器2内各点温度为520℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为550℃。再生催化剂9上的积炭质量
含量为0.07％。甲醇原料6和加氢尾油原料5的进料质量比为6:1。加氢尾油原料5的质量空
速为3小时-1，水蒸汽7和加氢尾油原料5进料质量比为2:1，加氢尾油原料5进入提升管1处线
速度为4米/秒。流化床反应器2反应表压为0.1兆帕；甲醇原料的质量空速为1小时-1，催化剂
床层密度为400千克/立方米。

[0052] 反应结果见表1。

[0053] 【实施例5】

[0054] 按照实施例1所述的条件和步骤，轻烃原料5为馏程范围为80～205℃的石脑油，芳烃质量百分含量为8％。含氧化合物原料6为甲醇，水的质量百分含量为3％；再生后的再生
催化剂9以重量计，55％返回提升管1，45％返回流化床反应器2；提升管1上部注入一股急冷
剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提升管1总高度的75％。急冷剂8为经分离工段
得到的C5+轻烃混合物；石脑油原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再生斜管3连接处
的高度为提升管1总高度的5％；第一旋风分离器12固相总分离效率为99.9％。

[0055] 提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为670℃，流化床反应器2内各点温度为470℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为570℃。再生催化剂9上的积炭质量
含量为0.03％。甲醇原料6和石脑油原料5的进料质量比为7.5:2.5。石脑油原料5的质量空
速为15小时-1，水蒸汽7和石脑油原料5进料质量比为2:1，石脑油原料5进入提升管1处线速
度为6米/秒。流化床反应器2反应表压为0.3兆帕；甲醇原料的质量空速为2.5小时-1，催化剂
床层密度为300千克/立方米。

[0056] 反应结果见表1。

[0057] 【对比例1】

[0058] 采用实施例1的操作步骤、催化剂、轻烃原料、提升管的反应条件。流化床反应器内不进原料，通入流化氮气。不注入急冷剂。再生器内喷燃烧油，维持再生温度。反应结果见表
1。

[0059] 【对比例2】

[0060] 采用实施例1的操作步骤、催化剂、含氧化合物原料、流化床反应器的反应条件。提升管反应器内不进原料，通入流化氮气。不注入急冷剂。反应结果见表1。

[0061] 【对比例3】

[0062] 采用实施例5的操作步骤、催化剂、轻烃原料、含氧化合物原料、急冷剂、提升管和流化床反应器的反应条件。改变急冷剂注入点的位置。急冷剂8注入处距提升管1底部的高
度占提升管1总高度的50％。反应结果见表1。

[0063] 【对比例4】

[0064] 采用实施例5的操作步骤、催化剂、轻烃原料、含氧化合物原料、急冷剂、提升管和流化床反应器的反应条件。改变急冷剂注入点的位置。急冷剂8注入处距提升管1底部的高
度占提升管1总高度的85％。反应结果见表1。

[0065] 【对比例5】

[0066] 采用实施例5的操作步骤、催化剂、轻烃原料、含氧化合物原料、提升管和流化床反应器的反应条件。不注入急冷剂，流化床反应器通过设置取热器控制催化剂床层温度。反应
结果见表1。

[0067] 表1

[0068]