由甲醇或二甲醚生产芳烃和低碳烯烃的方法与流程

本发明涉及一种由甲醇或二甲醚生产芳烃和低碳烯烃的方法。具体地说，涉及一种由甲醇或二甲醚生产芳烃和低碳烯烃的循环流化床反应－再生系统。

背景技术：

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，目前，主要采用石油路线生产。近年来，国际原油价格一直高位运行，给石油路线的生产技术带来很大的成本压力。

一直以来，煤或天然气制合成气、合成气制甲醇和烯烃、芳烃分离技术已经具有规模化成熟经验，但是由甲醇到乙烯、丙烯和芳烃的过程是这个工业链条的断点和难点，而该关键技术的解决可以为由非石油资源生产基本有机原料乙烯、丙烯和芳烃提供一条新的原料路线

在各种现有的甲醇、二甲醚催化转化技术中，甲醇/二甲醚转化制芳烃的产物同时包括乙烯、丙烯和芳烃。该技术最初见于1977年mobil公司的chang等人(journalofcatalysis，1977，47，249)报道了在zsm-5分子筛催化剂上甲醇及其含氧化合物转化制备芳烃等碳氢化合物的方法。1985年，mobil公司在其申请的美国专利us1590321中，首次公布了甲醇、二甲醚转化制芳烃的研究结果，该研究采用含磷为2.7％(重量)的zsm-5分子筛为催化剂，反应温度为400～450℃，甲醇、二甲醚空速1.3(克/小时)/克催化剂。

该领域的相关报道和专利较多，但是大多数技术的目的产物是芳烃，乙烯、丙烯属于副产物，收率低。比如，关于甲醇制芳烃催化剂方面的专利：中国专利cn102372535、cn102371176、cn102371177、cn102372550、cn102372536、cn102371178、cn102416342、cn101550051，美国专利us4615995、us2002/0099249a1等。比如，关于甲醇制芳烃工艺方面的专利：美国专利us4686312，中国专利zl101244969、zl1880288、cn101602646、cn101823929、cn101671226、cn102199069、cn102199446、cn1880288等。

另外，有些专利公开的技术路线是甲醇制芳烃的同时联产低碳烯烃、汽油等其他产物，如专利cn102775261、cn102146010、cn102531821、cn102190546、cn102372537等。

其中，专利cn102775261公开的多功能甲醇加工方法及装置利用甲醇生产低碳烯烃、汽油、芳烃。该方法采用两步法生产工艺，第一步甲醇原料在专用催化剂1作用下生产低碳烯烃，第二步将含低碳烯烃的反应气经换热、急冷、洗涤处理后，在专用催化剂2的作用下合成芳烃和或汽油。两个反应过程的反应器可为固定床或流化床。该方法采用两步法，工艺流程复杂。

专利cn102146010公开的是以甲醇为原料生产低碳烯烃及芳烃并联产汽油的工艺。以甲醇为原料并采用分子筛催化剂经甲醇烃化反应和芳构化反应生产低碳烯烃及芳烃并联产汽油。甲醇烃化反应和芳构化反应的反应器为各种类型的固定床反应器，压力0.01～0.5兆帕，温度180～600℃。总液收大于70重量％，三苯收率大于90％(重量)。该方法也采用两个反应器，工艺流程复杂。

专利cn102531821公开的是甲醇和石脑油共进料生产低碳烯烃和/或芳烃的方法，采用负载2.2～6.0％(重量)la和1.0～2.8％(重量)p的zsm-5催化剂，可采用固定床反应器或流化床反应器。反应温度为550～670℃，空速1.0～5(克/小时)/克催化剂。该方法的三烯收率较高，但btx收率低，只有5～17％(重量)。

专利cn102372537和cn102190546公开了甲醇转化制丙烯和芳烃的方法。这两项专利是在甲醇转化制丙烯技术的基础上发展而来，丙烯是主目的产物，芳烃收率较低。

上述现有的以甲醇和/或二甲醚为原料生产芳烃的流化床技术都采用单一再生系统进行催化剂循环反应再生。为保证催化剂高活性，需要再生后催化剂的碳含量尽量低，在0.5％(重量)以下，因此不可避免需要高温再生，一般再生温度大于650℃。待生催化剂的焦炭中含氢，氢和氧反应会产生水蒸气。对于分子筛催化剂，在这种高温、水热氛围下会因分子筛骨架脱铝而损失活性，这种失活是永久性和不可逆的。对于目前的再生系统，为了保证催化剂的再生质量，催化剂在再生器内的停留时间较长，造成催化剂水热失活严重，使用寿命降低，芳烃收率下降，生产成本增加。

技术实现要素：

本发明所要解决的技术问题是现有技术中再生器温度较高，使催化剂逐渐水热失活，芳烃收率降低，影响装置连续稳定运行的问题，提供一种由甲醇或二甲醚生产芳烃和低碳烯烃的方法。该方法采用低温度、不完全再生烧氢，较高温度、富氧完全再生烧炭，具有保持良好的催化剂水热稳定性同时，得到高质量的低碳再生剂，提高芳烃收率的优点。

为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种由甲醇或二甲醚生产芳烃和低碳烯烃的方法，采用循环流化床反应-再生系统，甲醇和/或二甲醚通过流化床反应器与一种或多种硅负载金属催化剂接触生成低碳烯烃及富含芳烃的流出物；其特征在于所用的循环流化床反应-再生系统包括流化床反应器(1)，反应器取热器(3)，汽提器(5)，待生斜管(7)，待生提升管(10)，反应器旋风分离器(11)，第一流化床再生器(2)，再生器外取热器(4)，再生器旋风分离器(12)，紧接式直连结构(19)，粗旋风分离器(20)，第二流化床再生器(15)，脱气罐(6)，再生斜管(8)，半再生外循环管(9)和大孔筛板(18)；失活催化剂先通过后第一流化床再生器，控制较低温度主要完成烧氢过程，然后进入第二流化床再生器控制较高的温度完成烧炭，得到的高质量的再生催化剂。

上述技术方案中，优选地，负载金属催化剂为硅铝摩尔比sio2/al2o3至少10～100的结晶硅铝酸盐。

上述技术方案中，更优选地，催化剂负载有zn、ag、p、ga、cu、mn和mg中至少一种元素或氧化物。

上述技术方案中，优选地，结晶硅铝酸盐为zsm-5和/或zsm-11。

上述技术方案中，优选地，负载金属优选为zn和/或sb；更优选的，zn和sb的重量比为(1：9)～(1：4)。

本发明的技术方案中，负载金属在催化剂中主要以氧化物的形式存在，当催化剂表示为a％zn/zsm-5时，说明催化剂中zn元素的质量百分比含量为a％，除了zn或其氧化物外其余为zsm-5，在制备过程中由于原料或其他原因最终导致在催化剂含有其他微量元素一般不计入催化剂的组分。

上述技术方案中，优选地，所述再生催化剂碳含量小于0.1％。

上述技术方案中，优选地，甲醇或二甲醚转化反应采用湍动流化床反应器(1)，包括密相区(13)和稀相区(14)，甲醇或二甲醚从流化床反应器(1)底部进入密相区(13)和催化剂接触进行反应生成芳烃和低碳烯烃等产物，夹带催化剂的产品气通过稀相区(14)的反应器旋风分离器(11)进行气固分离后离开流化床反应器(1)进入后续分离系统，回收的催化剂返回密相区(13)。

上述技术方案中，优选地，流化床反应器(1)通过设置内取热器(3)或外取热器(3)或同时设置内取热器(3)和外取热器(3)移走反应产生的热量，同时控制流化床反应器(1)的反应温度。

上述技术方案中，优选地，催化剂再生采用两段湍动流化床再生器再生，包括第一流化床再生器(2)，第一流化床再生器密相区(16)，第一流化床再生器稀相区(17)，再生器旋风分离器(12)，紧接式直连结构(19)，粗旋风分离器(20)，第二流化床再生器(15)，半再生外循环管(9)和大孔筛板(18)；更优选地，再生器旋风分离器(14)和(21)为1－5级，一般为2或3级。

上述技术方案中，优选地，流化床反应器(1)与第一流化床再生器(2)并列部置，第一流化床再生器(2)在上面，第二流化床再生器(15)在下面，第二流化床再生器(15)顶部插入第一流化床再生器(2)底部，两者通过大孔筛板(18)和半再生外循环管(9)连通。

上述技术方案中，优选地，待生催化剂在第一流化床再生器(2)密相区(16)与空气接触进行催化剂再生；第一流化床再生器(2)以烧氢为主，采用较低的再生温度和适量的氧气含量进行不完全再生，控制烟气中氧气含量小于1％。第一流化床再生器(2)内的半再生催化剂通过半再生外循环管(9)进入第二流化床再生器(15)下部，第二流化床再生器(15)以烧炭为主，采用较高的再生温度，富氧完全再生，得到高质量的低碳再生剂。

上述技术方案中，优选地，含氧量过量二再主风(23)从第二流化床再生器(15)底部进入和半再生催化剂在高温条件下，进行完全再生；氧气含量大于1％的二再烟气通过大孔筛板(18)进入第一流化床再生器(2)密相区(16)与一再主风(22)混合，与来自流化床反应器(1)的待生催化剂进行不完全再生；氧气含量小于1％的烟气通过稀相区(17)的再生器旋风分离器(12)回收催化剂后，离开流化床再生器(2)进入后续能量回收系统。

上述技术方案中，优选地，第一流化床再生器(2)内通过设置内取热器(4)或外取热器(4)或同时设置内取热器(4)和外取热器(4)控制第一流化床再生器(2)的再生温度，第二流化床再生器(15)的再生温度通过控制两器烧焦比例控制。

上述技术方案中，优选地，流化床反应器(1)内积炭的待生催化剂经过汽提器(5)脱除微量烃类后，经待生斜管(7)、待生提升管(10)送入第一流化床再生器(2)上部，经粗旋风分离器(20)后进入第一流化床再生器(2)密相区(16)；提升气(21)经粗旋风分离器(20)分离后，绝大部分通过紧接式直连结构(19)，再生器旋风分离器(12)随烟气排出再生器；更优选地，提升气(21)为高压蒸汽。

上述技术方案中，优选地，第二流化床再生器(15)内完全再生的催化剂经过脱气罐(6)脱除催化剂夹带的微量非烃类气体后，经再生斜管(8)进入流化床反应器(1)密相区(13)。

上述技术方案中，优选地，甲醇或二甲醚转化反应的反应温度400～550℃，反应压力0～1.0mpa，反应器密相区(12)催化剂平均密度200～550千克/米³，流化床反应器(1)内空塔线速0.1～1.0米/秒。

上述技术方案中，优选地，第一流化床再生器(2)再生温度500～600℃，再生压力0～1.0mpa，密相区(15)催化剂平均密度150～550千克/米³，第一流化床再生器密相区(16)内空塔线速0.1～1.0米/秒。

上述技术方案中，优选地，第二流化床再生器(14)再生温度600～720℃，再生压力0～1.2mpa，催化剂平均密度150～550千克/米³，第二流化床再生器(15)内空塔线速0.1～1.0米/秒。

针对由甲醇或二甲醚生产芳烃和低碳烯烃的方法，提出了循环流化床反应－再生系统包括流化床反应器(1)，第一流化床再生器(2)，第二流化床再生器(15)，反应器取热器(3)，再生器取热器(4)，汽提器(5)，脱气罐(6)，待生斜管(7)，再生斜管(8)，半再生外循环管(9)，待生提升管(10)，反应器旋风分离器(11)，再生器旋风分离器(12)，大孔筛板(18)，接式直连结构(19)和粗旋风分离器(20)。采用本发明的技术方案，通过低再生温度、不完全再生烧氢，较高再生温度、富氧完全再生烧炭，具有保持良好的催化剂水热稳定性同时，得到高质量的低碳再生剂，再生后催化剂上碳含量小于0.1％，维持较高的芳烃收率，其芳烃的碳基收率可达60％以上，取得了良好的技术效果。

附图说明

图1是本发明循环流化床反应－再生系统(流化床反应器设置内取热器)示意图；

图2是本发明循环流化床反应－再生系统(流化床反应器设置外取热器)示意图；

在图1、图2中，1为流化床反应器；2为第一流化床再生器；3为反应器取热器；4为再生器取热器；5为汽提器；6为脱气罐；7为待生斜管；8为再生斜管；9为半再生外循环管；10为待生提升管；11为反应器旋风分离器；12为再生器旋风分离器；13为反应器密相区；14为反应器稀相区；15为第二流化床再生器；16为第一流化床再生器密相区；17为第一流化床再生器稀相区；18为大孔筛板；19为接式直连结构；20为粗旋风分离器；21为提升气；22为第一流化床再生器主风(一再主风)；23为第二流化床再生器主风(二再主风)。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述。

具体实施方案

【实施例1】

180万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图1所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置内取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为470℃，反应压力为0.2mpa，密相区催化剂平均密度350千克/米³，平均空塔线速0.7米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为550℃，一再压力为0.2mpa，一再密相区催化剂平均密度300千克/米³，一再平均空塔线速0.8米/秒；二再温度为680℃，二再压力为0.21mpa，二再密相区催化剂平均密度450千克/米³，二再平均空塔线速0.5米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.8％(体积)，二再烟气出口含氧量5％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.05％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率61.80％，乙烯碳基收率8.89％，丙烯碳基收率6.24％。

【实施例2】

180万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图2所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置外取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为450℃，反应压力为0.3mpa，密相区催化剂平均密度300千克/米³，平均空塔线速0.6米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为540℃，一再压力为0.3mpa，一再密相区催化剂平均密度400千克/米³，一再平均空塔线速0.5米/秒；二再温度为680℃，二再压力为0.31mpa，二再密相区催化剂平均密度400千克/米³，二再平均空塔线速0.6米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.4％(体积)，二再烟气出口含氧量2.8％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.06％。

在以上条件和结构参数下，芳烃碳基收率61.92％，乙烯碳基收7.31率％，丙烯碳基收率5.04％。

【实施例3】

120万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图1所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置内取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为480℃，反应压力为0.3mpa，密相区催化剂平均密度380千克/米³，平均空塔线速0.8米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为530℃，一再压力为0.3mpa，一再密相区催化剂平均密度350千克/米³，一再平均空塔线速0.6米/秒；二再温度为690℃，二再压力为0.31mpa，二再密相区催化剂平均密度350千克/米³，二再平均空塔线速0.8米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧一般为0.5％(体积)，二再烟气出口含氧量4.3％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.04％。

按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率65.51％，乙烯碳基收率8.07％，丙烯碳基收率6.38％。

【实施例4】

60万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图1所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置内取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为490℃，反应压力为0.2mpa，密相区催化剂平均密度430千克/米³，平均空塔线速0.9米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为560℃，一再压力为0.2mpa，一再密相区催化剂平均密度250千克/米³，一再平均平均空塔线速0.8米/秒；二再温度为680℃，二再压力为0.21mpa，二再密相区催化剂平均密度380千克/米³，二再平均空塔线速0.7米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.9％(体积)，二再烟气出口含氧量2％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.07％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率63.26％，乙烯碳基收率6.30％，丙烯碳基收率4.89％。

【实施例5】

180万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图2所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置外取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为470℃，反应压力为0.5mpa，密相区催化剂平均密度300千克/米³，平均空塔线速0.5米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为550℃，一再压力为0.5mpa，一再密相区催化剂平均密度200千克/米³，一再平均平均空塔线速0.9米/秒；二再温度为670℃，二再压力为0.51mpa，二再密相区催化剂平均密度350千克/米³，一再平均空塔线速0.8米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.6％(体积)，二再烟气出口含氧量3.6％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.06％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率63.3％，乙烯碳基收率6.17％，丙烯碳基收率4.94％。

【实施例6】

120万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图2所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置外取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为480℃，反应压力为0.15mpa，密相区催化剂平均密度480千克/米³，平均空塔线速0.5米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为520℃，一再压力为0.15mpa，一再密相区催化剂平均密度320千克/米³，一再平均平均空塔线速0.7米/秒；二再温度为660℃，二再压力为0.16mpa，二再密相区催化剂平均密度400千克/米³，二再平均空塔线速0.6米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.8％(体积)，二再烟气出口含氧量6％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.08％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率62.78％，乙烯碳基收率7.1％，丙烯碳基收率5.47％。

【实施例7】

180万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图2所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置外取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为500℃，反应压力为0.05mpa，密相区催化剂平均密度550千克/米³，平均空塔线速0.8米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为530℃，一再压力为0.05mpa，一再密相区催化剂平均密度350千克/米³，一再平均平均空塔线速0.6米/秒；二再温度为690℃，二再压力为0.06mpa，二再密相区催化剂平均密度350千克/米³，二再平均空塔线速0.8米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.5％(体积)，二再烟气出口含氧量4.3％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.08％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率53.83％，乙烯碳基收率14.02％，丙烯碳基收率10.17％。

【实施例8】

120万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图2所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置外取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/al2o3。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为480℃，反应压力为0.15mpa，密相区催化剂平均密度480千克/米³，平均空塔线速0.5米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为520℃，一再压力为0.15mpa，一再密相区催化剂平均密度320千克/米³，一再平均平均空塔线速0.7米/秒；二再温度为660℃，二再压力为0.16mpa，二再密相区催化剂平均密度400千克/米³，二再平均空塔线速0.6米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.8％(体积)，二再烟气出口含氧量6％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.08％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率61.6％，乙烯碳基收率7.5％，丙烯碳基收率5.6％。

【实施例9】

120万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图2所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置外取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％re/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为480℃，反应压力为0.15mpa，密相区催化剂平均密度480千克/米³，平均空塔线速0.5米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为520℃，一再压力为0.15mpa，一再密相区催化剂平均密度320千克/米³，一再平均平均空塔线速0.7米/秒；二再温度为660℃，二再压力为0.16mpa，二再密相区催化剂平均密度400千克/米³，二再平均空塔线速0.6米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.8％(体积)，二再烟气出口含氧量6％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.08％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率63.0％，乙烯碳基收率7.0％，丙烯碳基收率5.4％。

【实施例10】

180万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图2所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置外取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％sb/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为500℃，反应压力为0.05mpa，密相区催化剂平均密度550千克/米³，平均空塔线速0.8米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为530℃，一再压力为0.05mpa，一再密相区催化剂平均密度350千克/米³，一再平均平均空塔线速0.6米/秒；二再温度为690℃，二再压力为0.06mpa，二再密相区催化剂平均密度350千克/米³，二再平均空塔线速0.8米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.5％(体积)，二再烟气出口含氧量4.3％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.08％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率60.5％，乙烯碳基收率10.2％，丙烯碳基收率8.6％。

【实施例11】

180万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图2所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置外取热器，采用负载金属催化剂0.4％zn/3.6％sb/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为500℃，反应压力为0.05mpa，密相区催化剂平均密度550千克/米³，平均空塔线速0.8米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为530℃，一再压力为0.05mpa，一再密相区催化剂平均密度350千克/米³，一再平均平均空塔线速0.6米/秒；二再温度为690℃，二再压力为0.06mpa，二再密相区催化剂平均密度350千克/米³，二再平均空塔线速0.8米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.5％(体积)，二再烟气出口含氧量4.3％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.08％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率64.5％，乙烯碳基收率8.2％，丙烯碳基收率7.4％。

【实施例12】

180万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图2所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置外取热器，采用负载金属催化剂0.8％zn/3.2％sb/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为500℃，反应压力为0.05mpa，密相区催化剂平均密度550千克/米³，平均空塔线速0.8米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为530℃，一再压力为0.05mpa，一再密相区催化剂平均密度350千克/米³，一再平均平均空塔线速0.6米/秒；二再温度为690℃，二再压力为0.06mpa，二再密相区催化剂平均密度350千克/米³，二再平均空塔线速0.8米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量0.5％(体积)，二再烟气出口含氧量4.3％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.08％。

在以上条件和结构参数下，按本发明所述的方法进行甲醇制芳烃和烯烃，可得到比较理想的结果，芳烃碳基收率64.8％，乙烯碳基收率8.0％，丙烯碳基收率7.2％。

【对比例1】

180万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用如图1所示循环流化床反应－再生系统，流化床反应器设置内取热器，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为470℃，反应压力为0.5mpa，密相区催化剂平均密度330千克/米³，平均空塔线速0.5米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：一再温度为680℃，一再压力为0.5mpa，一再密相区催化剂平均密度280千克/米³，一再平均空塔线速0.7米/秒；二再温度为680℃，二再压力为0.51mpa，二再密相区催化剂平均密度310千克/米³，一再平均空塔线速0.8米/秒，二再主风含氧量21％(体积)，一再烟气出口含氧量1.8％(体积)，二再烟气出口含氧量4.1％(体积)，再生后催化剂上碳含量0.08％。

在以上条件和结构参数下，可得的运行结果，芳烃碳基收率50.95％，乙烯碳基收率13.21％，丙烯碳基收率9.52％。

【对比例2】

180万吨/年甲醇生产芳烃和低碳烯烃的装置采用常规循环流化床反应－再生系统，再生器为一段再生，采用负载金属催化剂1％zn/3％p/zsm-5。流化床反应器的反应工艺条件为：反应温度为470℃，反应压力为0.5mpa，密相区催化剂平均密度300千克/米³，平均空塔线速0.5米/秒。流化床再生器的再生工艺条件为：温度为550℃，再生压力为0.5mpa，再生器密相区催化剂平均密度380千克/米³，再生器平均空塔线速0.6米/秒；主风含氧量21％(体积)，烟气出口含氧量0.4％(体积)，再生后催化剂上碳含量1.8％。

在以上条件和结构参数下，可得的运行结果，芳烃碳基收率47.71％，乙烯碳基收率16.63％，丙烯碳基收率11.82％。