CN103588605B

CN103588605B - 一种甲醇制烯烃方法

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Publication number: CN103588605B
Application number: CN201210291528.XA
Authority: CN
Inventors: 武兴彬; 闫国春; 姜兴剑; 关丰忠; 夏季; 闫辉; 王志军; 王云池; 纪贵臣; 孙保全; 赵永辉
Original assignee: China Shenhua Coal to Liquid Chemical Co Ltd; Shenhua Group Corp Ltd
Current assignee: China Shenhua Coal to Liquid Chemical Co Ltd; Shenhua Group Corp Ltd
Priority date: 2012-08-15
Filing date: 2012-08-15
Publication date: 2015-09-16
Anticipated expiration: 2032-08-15
Also published as: CN103588605A

Abstract

本发明涉及一种甲醇制烯烃方法。本发明涉及一种甲醇制烯烃方法，其中所述甲醇制烯烃方法为工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺，包括：甲醇通过进料系统预热到预热温度，与稀释蒸汽混合后进入流化床反应器，在流化床反应器中与催化剂接触在反应温度下进行反应；随着催化剂活性降低，控制待生催化剂进入再生器，在再生温度下再生，产生再生催化剂；再生催化剂进入反应器继续参与反应，从而实现催化剂的循环；其中，反应温度为495℃。本发明在较低的反应温度下，能够保证较高的甲醇转化率，有利于降低焦炭和副反应产物的产生量。

Description

一种甲醇制烯烃方法

技术领域

本发明涉及一种甲醇制烯烃方法，特别是一种工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺（方法）。

背景技术

随着经济的持续快速发展，以乙烯、丙烯为基本原料生产的化学品消费逐年增加，例如中国乙烯、丙烯长时间以来一直是供不应求，使用乙烯、丙烯生产的化学品进口数量居高不下，而世界上几乎全部乙烯和丙烯是使用轻烃、凝析油、石脑油为原料生产的，由于中国石油的对外依存度已经超过了50%，采用非石油路线生产甲醇，再将甲醇经催化转化生产乙烯、丙烯等轻质烯烃具有重要的意义。

在当今石油化工产业中，乙烯几乎全部是通过石化原料（气体、凝析油、石脑油、轻柴油等）的蒸汽裂化获得，丙烯除了通过以上过程获得外、部分是通过石油馏分催化裂化产生的液化石油气经气体分馏得到。由于多方面的原因，正在寻找一种除石油或轻烃以外的其他大宗原料生产轻质烯烃的方法，现有研发的重点主要集中在使用甲醇或二甲醚，也就是说是利用甲醇或二甲醚作为生产轻烯烃的主要原料。在我国可以使用资源丰富的煤为原料来生产甲醇或二甲醚。

概括起来，以甲醇为原料制取低碳烯烃的工艺方法，主要包括以生产乙烯和丙烯为目的产物的甲醇制烯烃（MTO）工艺技术，以及以生产丙烯为主要目的产物的甲醇制丙烯工艺技术。

甲醇制烯烃装置主要包括反应再生系统、急冷系统和余热回收系统。

改造前反应再生系统工艺简述如下：按照原设计条件，甲醇通过进料系统预热到250℃后与约33t/h的稀释蒸汽混合进入反应器，在反应器中与催化剂接触，在495℃的条件下，生成的产品气进入反应旋风分离器，分离催化剂后的产品气进入急冷水洗涤和水洗水冷却系统；催化剂在反应器内含碳量累计到7.5%后活性降低，经待生滑阀控制进入再生器，在再生器中与辅助燃烧室来的主风接触在600℃的条件下燃烧，生成的烟气进入再生旋风分离器，分离催化剂后的烟气进余热回收系统；再生完的催化剂（含碳量2.5%）53t/h通过再生滑阀控制进入反应器继续参与反应，由于在生产过程中催化剂会有一定消耗，因此通过加剂系统定期补入一定量的新鲜催化剂；在停工过程中时氮气经开工加热炉加热后进入反应系统代替甲醇进料维持反应流化，系统内的催化剂通过卸剂线卸出。

在装置试车阶段出现了催化剂再生能力不足、反应转化率低、选择性差，通过试车还发现装置受到再生烧焦负荷不足和污水排放指标高的限制，达不到满负荷运行工况，为了实现更好更大的获取经济利益，提高装置的负荷和目标产品的选择性是重要的。

在此目的要求下，该装置在进入商业化运营后即开始了装置的各项优化工作。反应再生系统优化重点在于通过反应参数的调整，提高反应过程的转化率、增加目标产品的选择性、减少焦炭的选择性和增加再生烧焦能力，使装置达到满负荷、高效率的生产条件，实现了良好的经济效益。

发明内容

本发明要解决的一个技术问题为较高的甲醇转化率，降低焦炭和副反应产物的产生量。

本发明涉及一种甲醇制烯烃方法，其中甲醇制烯烃方法为工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺，包括：

甲醇通过进料系统预热到预热温度，与稀释蒸汽混合后进入流化床反应器，在流化床反应器中与催化剂接触在反应温度下进行反应；

随着催化剂活性降低，控制待生催化剂进入再生器，在再生温度下再生，产生再生催化剂；

再生催化剂进入反应器继续参与反应，从而实现催化剂的循环；

其中，反应温度为<495℃。

优选地，反应温度为450~494℃，优选460~490℃，更优选465~490℃，最优选470~480℃。

优选地，预热温度为150~260℃，优选150~240℃，更优选150~200℃，最优选180~200℃。

优选地，对于固定的甲醇进料量，反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比按重量计为反应稀释蒸汽量/甲醇进料量=0.062~0.25，优选0.104~0.25，更优选0.149~0.25，最优选0.19~0.25。

优选地，再生温度为650~700℃，优选650~690℃，更优选660~680℃，最优选670~680℃。

优选地，催化剂的循环量与甲醇进料量的配比按重量计为催化剂循环量/甲醇进料量=0.12~0.22，优选0.125~0.21，更优选0.125~0.17，最优选0.15~0.16。

优选地，待生催化剂的含碳量按重量计为7.6%~9.5%，优选7.8%~9%，最优选8.0%~8.5%之间。

优选地，再生催化剂的含碳量以重量计为0.5%~2.4%，优选1%~2.2%，更优选1%~2%，最优选1.5%~1.8%之间。

优选地，甲醇进料量为≥240t/h，优选240~264t/h。

优选地，催化剂为磷酸硅铝分子筛或改性磷酸硅铝分子筛催化剂。

优选地，烯烃包括乙烯和丙烯。

在较低的反应温度下，能够保证较高的甲醇转化率，有利于降低焦炭和副反应产物的产生量。

附图说明

图1是本发明的一种优选实施方式的示意图。

附图标记说明：1：加热炉；2：辅助燃烧室；3：反应器；4：再生器；5：反应器旋风分离器；6：再生器旋风分离器；7：再生滑阀；8：待生滑阀；9：氮气；10：空气；11：甲醇进料；12：待生催化剂；13：再生催化剂；14：产品气；15：烟气；16：催化剂进料。

具体实施方式

在本发明中，在不矛盾或冲突的情况下，本发明的所有实施例、实施方式以及特征可以相互组合。

在本发明中，常规的设备、装置、部件等，既可以商购，也可以根据本发明公开的内容自制。

在本发明中，为了突出本发明的重点，对一些常规的操作和设备、装置、部件进行的省略，或仅作简单描述。

在本发明中，“与…相连”或“连接至”或“连通”，既可以是二者直接相连，也可以隔着常见的部件或装置（例如阀、泵、换热器等）相连或连接。

本发明旨在提供一种工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺的优化方案，以解决现有技术中甲醇制烯烃反应再工艺过程中甲醇转化率低、目标产品选择性低、焦炭选择性高，再生烧焦负荷不足导致的装置处理负荷无法提高，生产效率低的问题，在原操作方案条件下，装置稳定运行的处理量最高只能达到约210t/h，约相当于设计负荷的88%。

为了实现上述目的，本发明提供了一种工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺的优化方案，对反应再生系统的（1）原料预热温、（2）反应温度、（3）反应稀释蒸汽量、（4）再生温度、（5）催化剂循环量、（6）待生催化剂含碳量、（7）再生催化剂含碳量等参数进行了优化调整，形成新的操作条件控制方案。

本发明涉及一种工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺，其中，甲醇通过进料系统预热到预热温度与稀释蒸汽混合后进入流化床反应器，在流化床反应器中与催化剂接触在反应温度下进行反应；随着催化剂活性降低，控制待生催化剂进入再生器，在再生温度下再生；再生催化剂进入反应器继续参与反应。

（1）原料甲醇预热温度

优选地，原料甲醇预热温度为150~260℃，优选150~240℃，更优选150~200℃，最优选180~200℃。

在原始的设计中，原料甲醇预热温度为250℃。在实际生产过程中，首先由于进料预热流程的中换热器效率存在快速下降现象（这一问题现在尚未有相应的解决方法），使进料温度实际难以达到250℃的较高温度；其次，在温度较高的情况下，反应活性较高，可能导致生焦和副反应增加；再次，MTO反应是放热反应，而进料温度高会导致反应器热负荷增加，不利于反应朝正方向进行。

发明人出人意料地发现，在远远低于250℃的预热温度下完全可以满足反应的需要。例如，原料甲醇预热温度由250℃降低到150~200℃，在此区间范围内进料均能满足反应要求。

将反应进料温度由250℃降低（例如到约150~200℃），首先是对换热流程的要求更低，在实际生产中更容易实现；其次，由于MTO反应是放热反应，适当降低进料温度有利于正向反应的进行。

（2）反应温度

优选地，反应温度为<495℃，优选≤490℃，例如反应温度为450~494℃，优选460~490℃，更优选465~490℃，最优选470~480℃。

在原始的操作方案中，反应温度为495℃。原设计认为只有在495℃或以上时，才能保证较高的甲醇转化率和产品分布，达到产品中乙烯/丙烯为1:1的目标。

发明人出人意料地发现，在较低的反应温度下，首先能够保证较高的甲醇转化率，经过计算，甲醇转化率达到99.9%以上；其次，有利于降低焦炭和副反应产物的产生量；并且能够满足乙烯/产品1:1的目标。而且，降低反应温度，能够降低能耗。

（3）反应稀释蒸汽量

发明人发现，降低反应器中烯烃产品分压，有利于使反应正向进行。

对于特定的甲醇进料量或固定的甲醇进料量（例如固定负荷240t/h），反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比（反应稀释蒸汽量：甲醇进料量）按重量计可以为1：（16~4），优选1：（9.6~4），更优选1：（6.7~4），最优选1：（5.2~4），即，反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比反应稀释蒸汽量/甲醇进料量按重量计可以为0.062~0.25，优选0.104~0.25，更优选0.149~0.25，最优选0.19~0.25。

当甲醇进料量为240t/h时，反应稀释蒸汽量可以为15~60t/h，优选25~60t/h，更优选35~60t/h，最优选45~60t/h。例如，当甲醇进料量为240t/h时，反应稀释蒸汽量为25t/h，优选30t/h，更优选35t/h，最优选45t/h。

在原始的操作方案中，反应稀释蒸汽量为约33t/h（即，反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比按重量计为约1：7）。由于MTO反应是增压反应，在不能降低反应器总压的情况下，降低反应器中烯烃产品分压，有利于使反应正向进行。

优选地，反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比按重量计为>1/7，优选≥1/6.7，最优选≥1/5.2。例如，反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比按重量计为1：（6.7~4），优选1：（6.5~4），更优选1：（6~4），最优选1：（5.2~4）。

发明人出人意料地发现，提高反应稀释蒸汽量，除有利于降低烯烃分压，利于正向反应进行外，还有利于降低生焦率，在总体生焦率较高且再生负荷受到限制的情况下，提高稀释蒸汽的补入量，使反应生焦率降低，有利于装置整体负荷的提高。

本领域技术人员应当理解，稀释蒸汽量增加有利于降低烯烃分压，提高产品选择性和降低烧焦，但是随着装置负荷提高，反应总进料量增加，稀释蒸汽不能无限增加。但对于一特定的甲醇进料量或固定的甲醇进料量（例如固定负荷240t/h），在一定范围内调整稀释蒸汽量（稀释蒸汽量增加），其利好倾向会呈现线性的比例关系。

（4）再生温度

在原始的操作方案中，再生温度为600~620℃。原设计认为600~620℃即可满足烧焦要求，提供足够的催化剂活性，保证反应转化率。

发明人出人意料地发现，在600~620℃的条件下进行再生烧焦，由于温度低，烧焦强度低，实际不能满足MTO装置的再生烧焦要求。将再生温度提高（例如650~680℃）后，提高了烧焦强度，使再生后的催化剂保持了较高的活性，保证了MTO反应的顺利进行。

（5）催化剂循环量

当甲醇进料量为240t/h时，催化剂循环量可以为28~53t/h，优选30~50t/h，更优选30~40t/h，最优选35~38t/h。换句话说，催化剂循环量与甲醇进料量的配比（催化剂循环量：甲醇进料量）按重量计可以为1：（8.5~4.5），优选1：（8~4.8），更优选1：（8~6），最优选1：（6.8~6.3），即，催化剂循环量与甲醇进料量的配比（催化剂循环量/甲醇进料量）按重量计可以为0.12~0.22，优选0.125~0.21，更优选0.125~0.17，最优选0.15~0.16。

在原始的操作方案中，催化剂循环量为53t/h（即，催化剂循环量与甲醇进料量的配比按重量计为约1：4.4）。原设计认为催化剂循环量达到53t/h，才能保证足够的剂醇比，进而保证反应器中催化剂有足够的活性。但在实际生产过程中，由于催化剂循环量过高，这部分催化剂温度高、含碳量低、反应活性高，导致反应生焦和副产物增加。

发明人出人意料地发现，降低催化剂循环量，有利于降低反应生焦和副产物，而且也能保证反应器中催化剂有足够的活性。

在优选的实施方式中，催化剂循环量与甲醇进料量的配比按重量计为≤1/4.4或<1/4.4，优选<1/4.7，更优选<1/6，最优选<1/6.3。例如，催化剂循环量与甲醇进料量的配比按重量计为1：（8.4~4.5），优选1：（8~4.8），更优选1：（8~6），最优选1：（6.8~6.3）。

（6）待生催化剂含碳量

待生催化剂含碳量按重量计可以为5%~9.5%，优选6%~9%，更优选7.5%~8.5%，最优选8.0%~8.5%之间。

在原始的操作方案中，待生催化剂含碳量为7.5%。原设计认为待生催化剂的活性随着含碳量的增加而降低，选择性随着含碳量的增加而升高，在7.5%的含碳量为活性和选择性的最佳交点。

发明人出人意料地发现，当待生催化剂含碳量提高（例如达到8%~8.5%）时，仍能保证较高的活性，使反应转化率达到99.9%以上，同时实现了产品的最佳分布，提高待生催化剂含碳量，还有利于减少生焦率，有利于装置保持较高的负荷。

在优选的实施方案中，待生催化剂含碳量按重量计为7.6%~9.5%，优选7.8%~9%，最优选8.0%~8.5%之间。

（7）再生催化剂含碳量

再生催化剂含碳量以重量计可以为0.5%~2.5%，优选1%~2.5%，更优选1%~2%，最优选1.5%~1.8%之间。

在原始的操作方案中，再生催化剂含碳量为2.5%。原设计认为再生器进行不完全烧焦再生，保留一定的含碳量，有利于缩短反应的诱导期，减少反应副产物和焦炭的生成率。

发明人出人意料地发现，当待生催化剂含碳量、催化剂循环量等参数进行了调整后，再生催化剂含碳量仍控制在2.5%则不能满足实际要求，而再生催化剂含碳量调低（例如到1%~2%），则能够满足要求，且在保持足够的活性的情况下，仍能有效的控制副产物和焦炭的生成率。

因此，在优选的实施方案中，再生催化剂含碳量以重量计为0.5%~2.4%，优选1%~2.2%，更优选1%~2%，最优选1.5%~1.8%之间。

这些参数的有益变化，在以上各参数调整的有点中已经说明。在优选的实施方式中，反应再生系统所有相关变量综合调整能实现焦炭生成率低、产品选择性好等效果，以下举例说明：

反应焦炭选择性下降的原因：

（1）降低了反应进料和预热温度。

（2）增加了稀释蒸汽的补入量。

（3）调低了催化剂循环量。

（4）提高了待生催化剂含碳量的控制指标。

烧焦能力提高的原因：

（1）提高了再生烧焦温度。

反应产品选择性优化的原因：

（1）增加了稀释蒸汽补入量。

（2）提高了待生催化剂含碳量的控制指标。

所有优选参数调整的目的和结果，最终表现在装置实现了高负荷（240t/h）稳定生产，并且保持了较高的产品选择性。

如图1所示，本发明涉及甲醇制烯烃流化床连续反应期间催化剂再生方法（或工艺），其中，甲醇与催化剂在流化床反应器3中接触反应，流化床反应器下部的带有积炭的催化剂进入汽提分离器以将催化剂与其夹带的原料气分离，与原料气分离后的催化剂从再生器4的底部进入再生器4再生，再生后的催化剂进入反应器。

在一种优选的实施方式中，本发明涉及一种工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺，其特征在于：催化剂在反应器中预热到一定温度，与预热后的甲醇在流化床中接触反应，反应器上部的产品气经过旋风分离器分离出携带的催化剂后出反应器进入更高效率的旋风分离器。反应器下部带有一定积炭的催化剂进入汽提分离器，经过汽提分离器将催化剂和其夹带的少量原料气分离后，催化剂从再生器底部进入再生器烧炭再生，烧炭再生后的催化剂，经汽提分离器后从新进入反应器，开始下一个循环。再生器生成的烟气经旋风分离器后进入再生烟气处理系统。

如图1所示，催化剂在反应器3中预热到一定温度，与预热后的甲醇在流化床中接触反应，反应器3上部的产品气经过旋风分离器5分离出携带的催化剂后出反应器。反应器1下部带有一定积炭的催化剂进入汽提分离器，经过汽提分离器将催化剂和其夹带的少量原料气分离后，催化剂从再生器4底部进入再生器烧炭再生，烧炭再生后的催化剂，经汽提分离器5后从新进入反应器，开始下一个循环。再生器4生成的烟气经旋风分离器6后进入再生烟气处理系统。

优选地，甲醇为精甲醇或粗甲醇。

优选地，反应器的反应条件是：温度为360～500℃，压力0.05～0.2MPa，甲醇和催化剂质量比为0.9:1～5:1，再生催化剂的含碳量为1～2.5Wt%。

优选地，催化剂再生器的催化剂再生条件是：温度为600～700℃，压力0.05～0.2MPa，待生催化剂的含碳量为6～9Wt%，再生器氧含量为0。

优选地，对于汽提分离器，所采用的汽提介质为冷或热N₂、水蒸气、CO₂气体中的一种或多种进行汽提；的催化剂再生器中再生气体为O₂、空气、H₂、CO₂中的一种或几种。

优选地，反应再生两器催化剂循环量为30～70t/h。

优选地，旋风分离器的入口线速为18～22m/s。

优选地，再生器稀相采用补充氮气措施。的补充氮气量为0～10000Nm³/h。

优选地，烯烃包括乙烯和丙烯。

在一种优选的实施方式中，本发明涉及一种工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺，其特征在于：甲醇通过进料系统预热到150~200℃与约45~60t/h的稀释蒸汽混合后进入反应器，在反应器中与催化剂接触在470~480℃的条件下生成的产品气进入反应旋风分离器，分离催化剂后的产品气进入水洗涤和冷却系统；随着反应进行，反应后的催化剂活性降低，经待生滑阀控制30~40t/h含碳量为7.5~8.5%的催化剂进入再生器，在再生器中与辅助燃烧室来的主风接触在650~680℃条件下燃烧，生成的烟气进入再生旋风分离器，分离催化剂后的烟气进余热回收系统；通过再生滑阀控制30~40t/h含碳量为1~2%再生催化剂进入反应器继续参与反应。

该反应再生工艺在流化床中实现反应再生过程。催化剂在反应器和再生器之间连续流动，大大提高了催化剂的利用效率。该反应再生工艺满足工业生产要求，长期维持催化剂的高活性，提高了催化剂的使用效率，降低了催化剂的单耗。使用高效的旋风分离器大大降低了催化剂的耗损。

目前工业化装置中并没有类似的装置，而根据设计上的要求效果很不理想，存在如上所述的问题，经工艺优化后解决了上述问题。

在一种优选的实施方式中，本发明涉及一种工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺的优化方案，其特征在于以下一种或多种参数调整：（1）将原料预热温度由250℃降低到150~200℃（在此区间范围内进料均能满足反应要求）；（2）将反应温度降低由原来得495℃降低到470~480℃；（3）将反应稀释蒸汽量由约33t/h，提高到45~60t/h；（4）再生温度由600℃提高到650~680℃；（5）催化剂循环量由53t/h降低到30~40t/h；（6）待生催化剂含碳量由7.5%增加到7.5%~8.5%之间；（7）再生催化剂含碳量由2.5%降低到1%~2%之间。

表1：操作方案优化前后主要参数对比

序号	项目	原操作方案	本发明操作方案
				1	原料预热温度	250℃	150~200℃
2	反应温度	495℃	470~480℃
				3	反应稀释蒸汽量	33158kg/h	45000~60000kg/h
4	再生温度	600℃	650~680℃
				5	催化剂循环量	53t/h	30~40t/h
6	待生催化剂含碳量	7.5%（重量）	7.5%~8.5%（重量）
				7	再生催化剂含碳量	2.5%（重量）	1%~2%（重量）

通过以上操作条件的优化调整，使装置反应的焦炭选择性下降，烧焦能力增加，在保证甲醇转化率的基础上，增加了目标产品的选择性，提高了装置运行负荷，使装置能够长期在240t/h进料负荷稳定运行，约相当于设计负荷的101.3%。

实施例

实施例1

如图1示，甲醇11通过进料系统预热到160℃与约50t/h的稀释蒸汽混合后进入反应器3，在反应器中与催化剂接触在475℃的条件下生成的产品气进入反应旋风分离器5，分离催化剂后的产品气14进入水洗涤和冷却系统；随着反应进行，反应后的催化剂活性降低，经待生滑阀7控制35.5t/h含碳量为8%的催化剂进入再生器4，在再生器中与辅助燃烧室2来的主风10接触在675℃条件下燃烧，生成的烟气进入再生旋风分离器，分离催化剂后的烟气15进余热回收系统；通过再生滑阀8控制35.5t/h含碳量为1.6%再生催化剂进入反应器继续参与反应。

实施例2

与实施例1相同，只不过操作方案按照表2所列的参数进行。

实施例3

与实施例1相同，只不过操作方案按照表2所列的参数进行。

实施例4

与实施例1相同，只不过操作方案按照表2所列的参数进行。

实施例5

与实施例1相同，只不过操作方案按照表2所列的参数进行。

比较例1（原操作方案）

步骤和设备与实施例1相同，不同之处在于操作方案按照表2所列的参数进行。装置稳定运行的处理量最高只能达到约210t/h，约相当于设计负荷的88%。

表2：优化前后装置运行效果对比

注：表格中待生催化剂含碳量和再生催化剂含碳量均为以重量计。

通过以上操作条件的优化调整，使装置反应的焦炭选择性下降，烧焦能力增加，在保证甲醇转化率的基础上，增加了目标产品的选择性，提高了装置运行负荷，使装置能够长期在240t/h进料负荷稳定运行，约相当于设计负荷（236t/h）的101.3%，最大负荷264t/h，约相当于设计负荷的111.5%。

当然，本发明还可有其他具体实施方式，以上所述仅为本发明的优选实施方式，并非用来限定本发明的保护范围；在不背离本发明精神的情况下，本领域普通技术人员凡是依本发明内容所做出各种相应的变化与修改，都属于本发明的权利要求的保护范围。

Claims

1.一种甲醇制烯烃方法，其中所述甲醇制烯烃方法为工业化甲醇制烯烃催化剂流化床连续反应再生工艺，包括：

随着所述催化剂活性降低，控制待生催化剂进入再生器，在再生温度下再生，产生再生催化剂；

所述再生催化剂进入所述反应器继续参与反应，从而实现所述催化剂的循环；

其中，所述反应温度为<495℃；所述催化剂的循环量与甲醇进料量的配比按重量计为催化剂循环量/甲醇进料量＝0.12～0.22；所述待生催化剂的含碳量按重量计为7.6％～9.5％；所述再生温度为660～680℃。

2.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述反应温度为450～494℃。

3.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述反应温度为460～490℃。

4.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述反应温度为465～490℃。

5.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述反应温度为470～480℃。

6.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述预热温度为150～260℃。

7.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述预热温度为150～240℃。

8.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述预热温度为150～200℃。

9.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述预热温度为180～200℃。

10.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，对于固定的甲醇进料量，反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比按重量计为反应稀释蒸汽量/甲醇进料量＝0.062～0.25，。

11.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，对于固定的甲醇进料量，反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比按重量计为反应稀释蒸汽量/甲醇进料量＝0.104～0.25。

12.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，对于固定的甲醇进料量，反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比按重量计为反应稀释蒸汽量/甲醇进料量＝0.149～0.25。

13.根据权利要求1所述的甲醇制烯烃方法，其中，对于固定的甲醇进料量，反应稀释蒸汽量与甲醇进料量的配比按重量计为反应稀释蒸汽量/甲醇进料量＝0.19～0.25。

14.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述再生温度为670～680℃。

15.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述催化剂的循环量与甲醇进料量的配比按重量计为催化剂循环量/甲醇进料量＝0.125～0.21。

16.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述催化剂的循环量与甲醇进料量的配比按重量计为催化剂循环量/甲醇进料量＝0.125～0.17。

17.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述催化剂的循环量与甲醇进料量的配比按重量计为催化剂循环量/甲醇进料量＝0.15～0.16。

18.根据权利要求1至13任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述待生催化剂的含碳量按重量计为7.8％～9％。

19.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述待生催化剂的含碳量按重量计为8.0％～8.5％。

20.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述再生催化剂的含碳量以重量计为0.5％～2.4％。

21.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述再生催化剂的含碳量以重量计为1％～2.2％。

22.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述再生催化剂的含碳量以重量计为1％～2％。

23.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述再生催化剂的含碳量以重量计为1.5％～1.8％。

24.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述催化剂为磷酸硅铝分子筛或改性磷酸硅铝分子筛催化剂。

25.根据权利要求1至13中任一项所述的甲醇制烯烃方法，其中，所述烯烃包括乙烯和丙烯。