CN101659600B - 一种甲醇制二甲醚和催化裂化的组合工艺方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种甲醇制二甲醚和催化裂化的组合工艺方法及装置。本发明的方法包括：甲醇原料和催化剂进入甲醇转化反应器中接触反应，在沉降器中催化剂与产物分离，催化剂经水蒸气汽提后，进入催化剂冷却器中与再生催化剂混合、降温，一部分降温后的催化剂进入甲醇转化反应器中，另一部分降温后的催化剂进入催化裂化反应器；催化裂化装置中，一部分再生催化剂进入催化裂化反应器中，与烃类原料接触反应，另一部分再生催化剂进入催化剂冷却器。本发明的方法更易实现二甲醚生产的大型化，并可简化二甲醚生产的工艺过程，降低设备投资，还可以提高重油裂化转化率，并减少热裂化，增加重油加工的经济性。

Description

一种甲醇制二甲醚和催化裂化的组合工艺方法及装置

技术领域

本发明涉及一种甲醇制二甲醚和催化裂化的组合工艺方法及装置。

背景技术

随着国民经济的高速增长，对石油资源的需求也日益扩大，原油资源不足的问题将严重制约中国石化工业的发展，并将威胁到中国的能源安全与经济安全，因此替代能源的开发对于中国的能源安全和经济安全均具有重要意义。

随着我国甲醇生产能力的迅速增加，仅依靠传统下游产业的增长难以消化甲醇扩能，因此甲醇新应用的开发备受关注。甲醇的毒性相对较大，且甲醇燃烧尾气中的甲醛也是一个不容忽视的问题，这些都给甲醇燃料的推广带来了一定的难度。二甲醚作为燃料，具有毒性低、热效率高、尾气洁净环保等优点，是仅次于氢气的超洁净燃料。在当前我国能源供求形势下，二甲醚是具有较好发展前景的替代能源产品，是适合于我国能源结构的替代燃料。二甲醚产业要走规模化、大型化的发展道路，因此开发大规模的二甲醚生产技术具有非常重要的现实意义。

甲醇脱水工艺在20世纪80年代实现工业化，按反应相的不同可分为液相甲醇法和气相甲醇法。液相甲醇法最初采用硫酸作催化剂，该工艺具有反应温度低、转化率高、选择性好的优点。但同时具有设备腐蚀严重、污水污染大、操作条件恶劣等缺点，目前国外已废除该工艺。气相法利用结晶硅酸铝等做催化剂进行甲醇气相脱水制得二甲醚，该法最早由Mobil公司和Esso公司开发成功。该法反应温度要比液相法高，甲醇单程转化率也低于液相法，但生产成本相当。目前世界上绝大多数装置采用气相脱水法制二甲醚。

美国专利US5750799公开了一种甲醇气相脱水生产二甲醚的方法，反应器采用多段急冷式固定床反应器，通过采用把未反应甲醇返回反应器的方法，一方面降低分馏塔负荷，另一方面提高了甲醇的转化率。

中国专利CN1125216A公开了一种由甲醇生产二甲醚的方法，含量72～99.9％的甲醇经气化分离塔除去高沸物及杂质后，在多段激冷式反应器内进行气相催化脱水反应，采用含有氧化铝和铝硅酸盐结晶的复合固体酸催化剂，反应温度190～380℃，甲醇转化率约78％。

CN1820849A提出一种均温性催化剂甲醇气相制二甲醚的方法。该催化剂由沸石分子筛和氧化铝组成，在反应器中采用分段装填和混合装填的方法，利用沸石分子筛和氧化铝催化的特点，使反应在低温下进行。甲醇转化率可以达到75％，二甲醚选择性为100％。

目前气相法甲醇生产二甲醚主要采用的反应器有绝热式固定床反应器、二段冷激式固定床反应器和换热管式固定床反应器。绝热式固定床反应器具有结构简单、投资最低的特点，但绝热温升大，反应选择性差，平衡转化率低。二段冷激式固定床反应器具有结构简单、投资较低的特点、平衡转化率较绝热式高，催化剂装量比绝热式多，但绝热温升达70℃，放大过程中热效应明显、热点突出，由于直径的增大，或分布器设计问题导致反应器的径向气流分布不均匀，造成催化剂的利用率下降，能耗增加。换热管式固定床反应器的二甲醚选择性最高，催化剂装量最少，但投资高，如用导热油循环换热，还需另加循环动力，且使用温度受限制，如副产蒸汽则反应器壳程设计压力高，要设高压气包，投资更高，热载体将反应热移出后还要用来加热原料等物料。

由国内外主要技术可以看出，目前主要采用固定床将甲醇转化为二甲醚，固定床具有返混小的优点，但是放大过程中热效应明显，为了提高产量，需多台设备并联，使投资和操作费用大较高增加，因为开发更加合理的反应器形式对于甲醇制二甲醇的大型化、规模化具有重要意义。

在强化重油转化、提升催化裂化汽油品质方面，已经开发了许多的工艺技术和方法。从目前的认识来看，提高剂油比、降低剂油混合温度都有利于重油的转化和降低干气产率，进而提升重油加工的经济性。另外，提高剂油比还有利于降低汽油中烯烃含量，提高汽油品质。但由于催化裂化是一个自热平衡过程，而且原料越重反应产物中焦炭的产率越高，因此提高反应剂油比要受到热量平衡的限制。

发明内容

本发明要解决的技术问题之一是提供一种甲醇制二甲醚和催化裂化的组合工艺方法。本发明要解决的技术问题之二是提供一种实现上述方法的装置。

一种甲醇制二甲醚和催化裂化的组合工艺方法，包括：

(1)甲醇制二甲醚：甲醇原料和催化剂进入甲醇转化反应器中，相互接触反应，反应温度为200～450℃，反应压力为0.15～1.5MPa，催化剂与甲醇的重量比为0.5～15，反应产物在沉降器内与催化剂分离后，去后续分离系统，催化剂在汽提器中经水蒸汽汽提后，进入催化剂冷却器中与来自催化裂化装置的再生催化剂混合，再生催化剂和来自汽提器的催化剂的重量比为1：2～25，在催化剂冷却器中通过间接换热的方式将混合催化剂温度降至甲醇脱水反应所需温度，降温后的催化剂分为两部分，一部分进入甲醇转化反应器中，另一部分进入催化裂化反应器，与烃类原料接触反应；

(2)催化裂化：催化裂化装置中，再生催化剂分为两部分，一部分进入催化裂化反应器中，与烃类原料接触反应，另一部分进入催化剂冷却器中与来自(1)中汽提器的催化剂混合。

(1)中，甲醇脱水反应温度优选为260～420℃；反应压力优选为0.2～1MPa；进入反应器的催化剂与甲醇的重量比优选为1～10；再生催化剂和来自汽提器的催化剂的重量比优选为1：3～20。

所述的甲醇原料是无水甲醇、含水甲醇和未经精制的粗甲醇中一种或多种。

所述的甲醇转化反应器为提升管反应器。甲醇在提升管反应器内的反应时间为0.5～30秒，优选1～25秒。

所述的甲醇转化反应器为流化床反应器。流化床反应器的重时空速为0.1～20h^-1，优选为0.5～15h^-1。

所述的甲醇转化反应器为提升管+流化床反应器。甲醇在提升管反应器内的反应时间为0.5～30秒，优选1～25秒；流化床反应器的重时空速为0.1～20h^-1，优选为0.5～15h^-1。

本发明中的催化剂冷却器是一种立式管壳式蒸汽发生器，其下部和/或底部设有气体分配器，可通入流化介质使冷却器内的催化剂保持流化状态，顶部设有气体出口。所述的催化剂冷却器可采用与催化裂化再生器立式外取热器相同或相似的结构形式。

(1)中所述的再生器、沉降器、汽提器属于现有技术，其可采用常规催化裂化装置相应设备的各种结构形式。

催化裂化反应器中，反应温度为450～650℃，优选为480～620℃；反应压力为0.15～0.4MPa，优选为0.15～0.35MPa；进入催化裂化反应器的催化剂与烃类原料的重量比为2～20，优选3～15。

所述的烃类原料为石油烃油和/或矿物油，其中石油烃油选自C4～C6馏分、汽油、柴油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油或原油中的一种或多种；矿物油选自煤液化油、油砂油、页岩油和合成油中的一种或多种。

所述的催化裂化反应器选自提升管、流化床、下行管中的一种或多种的组合。

所述的催化裂化反应器为提升管反应器时，提升管反应器内的反应时间为0.5～10秒，优选1～8秒。

所述的催化裂化反应器为流化床反应器时，流化床反应器的重时空速为2～50h^-1，优选3～40h^-1。

(1)中，降温后的催化剂进入催化裂化反应器的位置包括提升管的预提升段、提升管的中间部位或床层反应区。

催化裂化反应器中，由催化剂冷却器进入的降温后的催化剂和由催化裂化再生器进入的再生催化剂的重量比为0.05～2：1，优选为0.1～1：1。

本发明中，所述的提升管反应器包括等直径的提升管和变直径的提升管。

本发明中，所述的催化剂为本领域技术人员所知晓的任何催化裂化催化剂，其组成通常包括30～50wt％的Y型分子筛、10～40wt％的Al₂O₃和20～40wt％的高岭土。所述的催化剂还可以含有少量的ZSM-5型和/或β型分子筛。

一种实现上述方法的装置，包括催化裂化部分、催化剂冷却器和由甲醇转化反应器、沉降器、汽提器组成的甲醇制二甲醚部分，催化剂冷却器设有两个催化剂入口，一个入口通过输送管与甲醇制二甲醚部分的汽提器相联，另一个入口通过联通管与催化裂化再生器相联；在催化剂冷却器的下部和/或底部设有两个催化剂出口，一个出口通过输送管与催化裂化反应器联接，另一个出口通过输送管与甲醇转化反应器联接。

甲醇制二甲醚部分中，甲醇转化反应器、沉降器和汽提器可采用催化裂化装置中相应设备的各种结构形式。例如，反应器可以是提升管反应器、流化床反应器、提升管+流化床反应器或在它们的基础上改进的反应器；提升管+流化床反应器可以是同轴或不同轴的内提升管形式，也可以是非同轴的外提升管形式；提升管反应器既可以是等直径的提升管，也可以是变直径的提升管；甲醇转化反应器、沉降器和汽提器之间的联接关系可采用常规催化裂化装置中相应设备的各种联接方式。例如，流化床反应器与汽提器可采用同轴布置或非同轴布置。

所述的催化裂化部分是现有技术中的催化裂化装置，其中的催化裂化反应器选自提升管、流化床和下行管中的一种或多种的组合。

所述的催化剂冷却器是一种立式管壳式蒸汽发生器，其下部和/或底部设有气体分配器，可通入流化介质使冷却器内的催化剂保持流化状态，上部和/或顶部设有气体出口。所述的催化剂冷却器可采用催化裂化再生器立式外取热器的各种结构形式。

催化剂冷却器的催化剂入口和催化裂化再生器之间的联通管可以设置或不设置流量控制阀门，优选不设置流量控制阀门，在催化裂化再生器的上部或顶部与催化剂冷却器的上部或顶部之间设置呼吸管，此时催化剂冷却器和催化裂化再生器为一个连通器，当催化裂化再生器料面较高时，催化剂可以流通到催化剂冷却器内，使二者的催化剂床层高度基本上相等。

催化剂冷却器的催化剂出口和再生器之间的斜管可以没有流量控制阀门，仅通过控制输送管内的催化剂流通强度来调节再生催化剂的循环量。

催化剂冷却器的催化剂出口至再生器的输送管可以通入到再生器的密相床层或直接通入到再生器的稀相空间。

我们通过试验发现，催化裂化催化剂可以用作甲醇脱水反应催化剂，并且甲醇脱水反应过程中催化剂上沉积的焦炭量很少，催化剂经过甲醇脱水反应后，仍具有很高的催化裂化活性。基于上述事实，本发明提出一种甲醇制二甲醚和催化裂化的组合工艺方法，将催化裂化催化剂用作甲醇制二甲醚催化剂，并把甲醇转化反应后的低温催化剂再注入催化裂化反应器体系，进而强化烃类裂化和改善催化裂化产品质量。

与现有技术相比，本发明具有以下优点：

(1)采用气固循环流化床制备二甲醚，可以利用固体颗粒蓄热能力大的优点，有效降低甲醇制二甲醚反应过程中的温升，使甲醇转化反应温度处于一个相对窄的范围，有利于提高甲醇转化率。另外，气固循环流化床的操作模式有利于二甲醚生产的规模化和大型化。

(2)通过在甲醇转化反应器和催化裂化再生器之间设置催化剂冷却器，一方面在甲醇转化反应器和催化剂冷却器之间形成了独立的催化剂循环回路，从甲醇转化反应器中取出反应热的同时，可以在大剂醇比下和低温下进行甲醇脱水反应，提高了甲醇的转化率；另一方面通过将低温催化剂回注入到催化裂化装置中的催化裂化反应器内，增大了反应剂油比，提高了重油转化率，降低了剂油初始接触温度，减少了热裂化，增加了重油加工的经济性。

(3)通过和催化裂化工艺组合，并采用催化裂化催化剂作为甲醇脱水催化剂，简化了甲醇制二甲醚的工艺过程，降低了设备投资，并且更容易实现二甲醚生产的大型化。

(4)本发明中，催化剂冷却器和催化裂化再生器可以是一个连通器，二者的催化剂床层高度基本上相等，不但省去了昂贵的流量控制阀门，而且简化了催化剂冷却器的料面控制方案；不需设置从甲醇制二甲醚部分的汽提器至催化裂化再生器的管线，使过程控制更为简单。

(5)将低温催化剂回注入到催化裂化反应器的第二反应段内，可以大幅降低汽油中的烯烃含量，提高了汽油品质。

附图说明

图1为本发明第一种实施方式的装置示意图。

图2为本发明第二种实施方式的装置示意图。

其中，1—喷嘴；2—流量控制阀；3—流量控制阀；4—输送管；5—输送管；6—喷嘴；7—输送管；8—流化介质分布器；9—提升管反应器；10—流量控制阀；11—再生器；12—输送管；13—联通管；14—提升管反应器；15—冷却介质盘管；16—汽提介质分布器；17—催化剂冷却器；18—汽提器；19—呼吸管；20—沉降器；21—流化床反应器；22—沉降器；23—气固分离器；24—甲醇原料分布器；25—输送管。

具体实施方式

以下结合附图具体阐述本发明。

首先结合附图说明本发明所提供的装置。

如图1、图2所示，本发明的装置包括催化裂化部分、催化剂冷却器17和甲醇制二甲醚部分。其中，催化裂化部分包括再生器11和提升管反应器14；甲醇制二甲醚部分包括提升管反应器9、流化床反应器21、沉降器22、汽提器18。催化剂冷却器17设有两个催化剂入口，一个入口通过输送管12与甲醇制二甲醚部分的汽提器18相联，另一个入口通过联通管13与催化裂化再生器11相联；在催化剂冷却器17的下部和/或底部设有两个催化剂出口，一个出口通过管线4与催化裂化部分的催化裂化反应器联接，另一个出口通过斜管5与甲醇转化反应器联接；在催化裂化再生器11的上部或顶部与催化剂冷却器17的上部或顶部之间设有呼吸管19。

如图1、图2所示，催化剂冷却器17和催化裂化再生器11为一个连通器，即催化剂冷却器17的催化剂入口和催化裂化再生器11之间的联通管13没有流量控制阀门，当催化裂化再生器料面较高时，催化剂可以流通到催化剂冷却器内，使二者的催化剂床层高度基本上相等。本发明也可以在联通管13上设置流量控制阀门(图中未标出)，此时通过流量控制阀门来调节由催化裂化再生器11进入催化裂化冷却器14的催化剂流量。

如图1所示，提升管反应器14是一个等直径的提升管。来自催化裂化冷却器17的低温催化剂经输送管4注入到提升管反应器14的底部。

如图2所示，提升管反应器14是一个变直径的提升管，提升管包括下部具有较小直径、较高气速的第一反应段和中上部具有较大直径、较低气速的第二反应段。来自催化裂化冷却器17的低温催化剂经输送管4和25注入到提升管反应器14中部的扩径段。

下面结合图1、图2详细说明本发明提供的方法。

来自催化裂化再生器11的再生催化剂经联通管13进入催化剂冷却器17的中上部，与来自汽提器18经斜管12进入的待生催化剂混合，再生催化剂和待生催化剂的重量比为1：2～25，优选1：3～20。催化剂冷却器17内设置冷却介质盘管15，混合催化剂通过冷却介质盘管15的外壁与冷却水进行间接换热，使催化剂温度降低至甲醇脱水反应所需温度。在催化剂冷却器17的下部和/或中部设置有流化介质分布器8，以保证催化剂的正常流化，流化介质的表观线速为0.01～0.8m/s，优选0.05～0.6m/s。一部分冷却后的催化剂经斜管4注入到提升管反应器14中；另一部分冷却后的催化剂由斜管5注入到提升管反应器9的底部，并在由喷嘴1注入的预提升介质的作用下加速向上流动，预提升介质为水和/或甲醇，优选为从后续分馏系统中分离出来的未反应甲醇和水的混合物，一方面增加了甲醇的转化率，另一方面减少了过程中的用水量，提升介质可以是液相或气相。预热后的甲醇原料经喷嘴6注入提升管反应器9的下部，与催化剂接触反应，其中甲醇原料的预热温度为40～320℃，优选50～300℃。反应温度为200～450℃，优选为260～420℃；反应压力为0.1～1.5MPa，优选0.2～1MPa；反应时间为0.5～30秒，优选1～25秒；进入提升管反应器9的催化剂和甲醇之间的重量比为0.5～15，优选1～10。

反应物和催化剂的混合物沿提升管反应器9上行至提升管反应器9出口后进入流化床反应器21继续反应，流化床反应器21的底部同样设有甲醇原料进口，通过甲醇原料分布器24把部分甲醇原料均匀注入到催化剂床层内部，甲醇原料进料可以为液相，也可以为气相。催化剂床层反应温度为200～450℃，优选210～420℃；床层重时空速为0.1～20h^-1，优选为0.5～15h^-1。在沉降器22内气体反应产物与积炭的催化剂首先通过沉降分离。再通过气固分离设备23(一般为旋风分离器)进一步分离后，气体反应产物送入后续分离系统继续进行产物分离，得到二甲醚、水和未反应的甲醇(图中未标出)。而反应后积炭的催化剂进入汽提器18，汽提蒸汽经汽提介质分布器16注入，与积炭的催化剂逆流接触，将积炭的催化剂所携带的气体反应产物尽可能地汽提干净。汽提蒸气的表观线速为0.01～0.5m/s，优选0.05～0.45m/s，汽提时间为0.5～600秒，优选1～500秒。汽提后的催化剂经输送管12送入催化剂冷却器。

如图1、图2所示，催化剂冷却器17的催化剂入口和催化裂化再生器11之间的联通管13没有流量控制阀门，当催化裂化再生器料面较高时，催化剂可以流通到催化剂冷却器内，使二者的催化剂床层高度基本上相等。本发明也可以在联通管13上设置流量控制阀门(图中未标出)，此时通过流量控制阀门来调节由催化裂化再生器11进入催化裂化冷却器17的催化剂流量。

如图2所示，催化裂化反应器可以是一个变直径的提示管反应器14，来自催化裂化再生器11的催化剂经输送管7注入到提升管反应器14的第一反应段底部，通过预提升介质作用加速向上，和从喷嘴喷入的烃类原料接触反应。在提升管反应器14的第一反应段中，反应温度为470～650℃，优选480～620℃；反应时间为0.4～8秒，优选0.6～5秒。反应后的物料进入第二反应段与通过输送管4、25进入的低温催化剂接触继续反应，第二反应段的反应温度为450～600℃，优选460～580℃；反应时间为0.8～10秒，优选1～8秒；反应压力为0.15～0.4MPa，优选0.15～0.35MPa。反应后油气在沉降器与催化剂分离，油气去分离系统，催化剂汽提后去再生器再生，再生条件与常规催化裂化再生条件相同。

如图1所示，催化裂化反应器是一个等直径的提示管反应器14，低温催化剂通过输送管4注入到提升管反应器底部预提升段。提升管反应器中，反应温度为460～650℃，优选470～620℃；反应时间为1～10秒，优选1.2～8秒；反应压力为0.15～0.4MPa，优选0.15～0.35MPa。

下面通过实施例进一步说明本发明所提供的方法。

实施例中所使用的催化剂由中国石油化工股份有限公司齐鲁石油化工公司催化剂厂工业生产，商品牌号为MLC-500。甲醇原料为工业用甲醇，甲醇的纯度为97％，烃类原料的性质见表1。

实施例1

甲醇转化反应器采用提升管+流化床模式，提升管反应器的内径为16毫米，高度为6米。提升管反应器出口以上有一段流化床反应段，该反应段的内径为64毫米，高度为0.3米。催化剂冷却器直径为70毫米，高度3米。催化裂化反应器采用变直径提升管反应器，第一反应段内径为23毫米，长度为3米，第二反应段内径为40毫米，长度为3米。

甲醇制二甲醚：温度为700℃左右的再生催化剂经联通管13进入催化剂冷却器，和来自汽提器18的催化剂混合，二者的重量比为1：5。催化剂冷却后温度为240℃。由流化介质分布器8注入的水蒸汽的表观线速为0.1m/s。1/6部分的混合催化剂注入到提升管反应器14的第二反应段。5/6部分的混合催化剂注入提升管反应器9底部。甲醇预热温度为200℃，催化剂和甲醇的重量比为2：1。流化床反应器21的床层重时空速为1h^-1，反应温度为270℃。反应压力0.15MPa(表压)。

催化裂化：提升管反应器的第一反应段出口温度为520℃，反应时间1秒。进入到第二反应段的低温催化剂和第一反应段进入催化剂的重量比为1：5，第二反应段出口反应温度为495℃。

反应产物分布和产品性质见表2、表3。

对比例1

本对比例用于说明本发明的甲醇制二甲醚部分。

对比例采用与实施例1相同的催化剂和原料，反应器形式采用分段填装的固定床。固定床反应器的内径为32毫米，高度为50厘米。反应温度为250℃，床层重时空速为1h^-1。反应压力0.15MPa(表压)。

对比例2

本对比例用于说明本发明的催化裂化部分。

对比例采用常规的提升管反应器形式，提升管内径为23毫米，长度为6米。提升管出口反应温度为500℃，剂油比为6，反应时间为2.3秒。产物分布及产品性质分别见表2、表3。

实施例2

本实施例与实施例1不同的是：用未反应甲醇和水的混合物作为提升介质从提升管反应器9底部注入，甲醇原料从甲醇原料分配器进入流化床反应器。催化裂化反应器采用等直径的提升管反应器，内径为23毫米，长度为6米。从催化剂冷却器来的低温催化剂注入到提升管反应器底部的预提升段。提升管反应器出口温度为500℃，反应时间为2秒，剂油比为7。

反应产物分布及产品性质见表2、表3。

表2、表3可以看出，本发明提出的甲醇转化制二甲醚方法，甲醇转化率可以达到88％左右，二甲醚选择性为99％以上；烃类裂化反应中重油转化率提高1.5％以上，汽油中烯烃含量从39wt％降低到25wt％，汽油品质有了大幅度提升。

表1 原料性质

 

原料油性质
		密度(20℃)，千克/米3	986.0
运动粘度(100℃)，毫米2/秒	84.5
		凝固点，℃	43.7
残炭，重％	7.3
		硫含量，重％	0.98
氮含量，重％	0.21
		碳含量，重％	87.1
氢含量，重％	12.2
		重金属含量，ppm
镍	4.3
		铁	2.1
钒	1.1
		馏程，℃
初馏点	386
		5％	402
10％	477
		30％	498
500℃馏出v％	35.6
		特性因数	11.8

表2 产品产率

表3 汽油族组成

 

性质	对比例2	实施例1	实施例2
				正构烷烃	5.3	5.07	5.23
异构烷烃	34.48	45.24	36.11
				环烷烃	5.98	7.05	6.90
烯烃	39.26	24.07	36.65
				芳烃	14.62	18.31	15.11

Claims (32)

1.一种甲醇制二甲醚和催化裂化的组合工艺方法，包括：

(1)甲醇制二甲醚：甲醇原料和催化剂进入甲醇转化反应器中，相互接触反应，反应温度为200～450℃，反应压力为0.15～1.5MPa，催化剂与甲醇的重量比为0.5～15，反应产物在沉降器内与催化剂分离后，去后续分离系统，催化剂在汽提器中经水蒸汽汽提后，进入催化剂冷却器中与来自催化裂化装置的再生催化剂混合，再生催化剂和来自汽提器的催化剂的重量比为1:2～25，在催化剂冷却器中通过间接换热的方式将混合催化剂温度降至甲醇脱水反应所需温度，降温后的催化剂分为两部分，一部分进入甲醇转化反应器中，另一部分进入催化裂化反应器，与烃类原料接触反应；

(2)催化裂化：催化裂化装置中，再生催化剂分为两部分，一部分进入催化裂化反应器中，与烃类原料接触反应，另一部分进入催化剂冷却器中与来自(1)中汽提器的催化剂混合。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，甲醇脱水反应温度为260～420℃，反应压力为0.2～1MPa。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，进入甲醇转化反应器的催化剂与甲醇的重量比为1～10。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，在催化剂冷却器中，来自再生器的催化剂和来自汽提器的催化剂的重量比为1：3～20。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的甲醇原料是无水甲醇、含水甲醇和未经精制的粗甲醇中一种或多种。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的甲醇转化反应器为提升管反应器，甲醇在提升管反应器内的反应时间为0.5～30秒。

7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于，甲醇在提升管反应器内的反应时间为1～25秒。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的甲醇转化反应器为流 化床反应器，甲醇转化反应器的重时空速为0.1～20h^-1。

9.按照权利要求8所述的方法，其特征在于，甲醇转化反应器的重时空速为0.5～15h^-1。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的甲醇转化反应器为提升管和流化床反应器，甲醇在提升管反应器内的反应时间为0.5～30秒；流化床反应器的重时空速为0.1～20h^-1。

11.按照权利要求10所述的方法，其特征在于，甲醇在提升管反应器内的反应时间为1～25；流化床反应器的重时空速为0.5～15h^-1

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，催化裂化反应器中，降温后的催化剂与再生催化剂的重量比为0.05～2:1。

13.按照权利要求12所述的方法，其特征在于，催化裂化反应器中，降温后的催化剂与再生催化剂的重量比为0.1～1:1。

14.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，催化裂化反应器中，反应温度为450～650℃；反应压力为0.15～0.4MPa；进入催化裂化反应器的催化剂与烃类原料的重量比为2～20。

15.按照权利要求14所述的方法，其特征在于，反应温度为480～620℃；反应压力为0.15～0.35MPa；进入催化裂化反应器的催化剂与烃类原料的重量比为3～15。

16.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述烃类原料为石油烃油和/或矿物油。

17.按照权利要求16所述的方法，其特征在于，所述石油烃油选自C4～C6馏分、汽油、柴油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油或原油中的一种或多种。

18.按照权利要求16所述的方法，其特征在于，所述矿物油选自煤液化油、油砂油、页岩油和合成油中的一种或多种。

19.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化裂化反应器选自提升管、流化床、下行管中的一种或多种的组合。

20.按照权利要求19所述的方法，其特征在于，所述的催化裂化反应器为提升管反应器，提升管反应器内的反应时间为0.5～10秒。

21.按照权利要求20所述的方法，其特征在于，提升管反应器内的反应时间为1～8秒。

22.按照权利要求19所述的方法，其特征在于，所述的催化裂化反应器为流化床反应器，流化床反应器的重时空速为2～50h^-1。

23.按照权利要求22所述的方法，其特征在于，流化床反应器的重时空速为3～40h^-1。

24.按照权利要求19所述的方法，其特征在于，(1)中，降温后的催化剂进入催化裂化反应器的位置包括提升管的预提升段、提升管的中间部位或床层反应区。

25.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化剂包括30～50wt％的Y型分子筛、10～40wt％的Al₂O₃和20～40wt％的高岭土。

26.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化剂含有ZSM-5型和/或β型分子筛。

27.一种实现权利要求1所述方法的装置，包括催化裂化部分、催化剂冷却器和由甲醇转化反应器、沉降器、汽提器组成的甲醇制二甲醚部分，催化剂冷却器设有两个催化剂入口，一个入口通过输送管与甲醇制二甲醚部分的汽提器相联，另一个入口通过联通管与催化裂化再生器相联；在催化剂冷却器的下部和/或底部设有两个催化剂出口，一个出口通过输送管与催化裂化反应器联接，另一个出口通过输送管与甲醇转化反应器联接。

28.按照权利要求27所述的装置，其特征在于，甲醇转化反应器是提升管反应器、流化床反应器或提升管和流化床反应器的组合。 

29.按照权利要求27所述的装置，其特征在于，所述的催化裂化反应器选自提升管、流化床、下行管中的一种或多种的组合。

30.按照权利要求27所述的装置，其特征在于，催化剂冷却器的催化剂入口和催化裂化再生器之间的联通管没有流量控制阀门，在催化裂化再生器的上部或顶部与催化剂冷却器的上部或顶部之间设有呼吸管。

31.按照权利要求30所述的装置，其特征在于，催化剂冷却器的催化剂出口和再生器之间的斜管没有流量控制阀门。

32.按照权利要求31所述的装置，其特征在于，催化剂冷却器的催化剂出口至再生器的输送管直接通入到再生器的稀相空间。

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