CN104557395A

CN104557395A - 一种生产丙烯的催化转化方法

Info

Publication number: CN104557395A
Application number: CN201310466809.9A
Authority: CN
Inventors: 成晓洁; 方明月; 谢朝钢
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2013-10-09
Filing date: 2013-10-09
Publication date: 2015-04-29
Anticipated expiration: 2033-10-09
Also published as: CN104557395B

Abstract

一种生产丙烯的催化转化方法，石油烃类原料、甲醇分别在复合反应器的石油烃类催化裂解反应区、甲醇催化转化反应区内与催化裂解催化剂、经孔道修饰的催化裂解催化剂接触进行反应，分离得到富含丙烯的产品，积炭催化剂经汽提、再生后分为两部分，其中一部分直接送回催化裂解反应区循环使用，另一部分先送至催化剂孔道修饰区，与修饰剂接触并反应，再送去甲醇催化转化反应区循环使用。本发明采用对催化剂孔道进行修饰的方法，使含大孔沸石和中孔沸石的双活性组分催化裂解催化剂不但对石油烃类原料催化裂解具有高的重油转化能力和高的丙烯选择性，而且对甲醇催化转化也具有高的丙烯选择性。

Description

一种生产丙烯的催化转化方法

技术领域

本发明涉及一种催化转化方法，更具体地说，本发明涉及一种使石油烃类和甲醇在复合式反应器中催化转化获得高丙烯产率的方法。

背景技术

以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是最基本的化工原料，从石油烃制取低碳烯烃的传统方法是蒸汽热裂解法，适用的原料为乙烷、丙烷、丁烷、天然气、石脑油或轻柴油等轻质石油烃，其丙烯/乙烯比不能满足市场的需求，加上轻质原料油的短缺日益严重，所以开发以重油为原料而直接生产低碳烯烃的技术路线己成为重要的趋势。

甲醇制烯烃和甲醇制丙烯是指以煤或天然气合成的甲醇为原料，借助类似催化裂化装置的流化床反应形式，生产低碳烯烃的化工技术。上世纪七十年代美国Mobil公司开发了甲醇使用ZSM-5催化剂转化为低碳烯烃的研究。

US5670037公开了一种制取低碳烯烃的烃类催化转化方法，原料为不同沸程的石油馏分、渣油或原油，在流化床或移动床反应器内使用固体酸催化剂在温度480-680℃，压力0.12-0.4MPa，反应时间在0.1-6秒，剂油比4-12的条件下进行催化转化反应，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。与常规的催化裂化及水蒸气热裂解方法比较，该方法可以得到更多的丙烯和丁烯。

US5009769中公开的烃类裂化方法采用双提提升管反应器裂化不同性质的烃类原料。蜡油和渣油注入第一提升管，在剂油比5～10、停留时间1～4秒的条件下裂化；直馏汽油、直馏中间馏分油和催化重汽油注入第二提升管，在剂油比3～12、停留时间1～5秒的条件下裂化。两个提升管末端进入同一个沉降器中，且共用后续分馏系统。这种反应型式主要用于生产高芳烃高辛烷值汽油及低碳烃类。

US7323099公开了一种选择性生产低碳烯烃的两段催化裂化方法。在第一反应区，重质原料在含大孔和中孔分子筛催化剂的催化作用下，生产富含烯烃的汽油组分，第一反应区生成的富含烯烃汽油组分再在第二反应区在含中孔分子筛催化剂的催化转化下，生成低碳烯烃。

CN102211971A中公开了一种甲醇制丙烯工艺。该工艺以甲醇为原料，水为稀释剂，采用两段式固定床反应，其中，所述的甲醇制丙烯工艺的催化剂为锰元素改性的ZSM-5分子筛催化剂。能够提高丙烯选择性、P/E比、转化率以及丙烯单程选择性。

CN102531821A中提供了一种采用改性ZSM-5分子筛催化剂催化甲醇耦合石脑油催化裂解反应的方法。包括将甲醇和石脑油在改性ZSM-5分子筛催化剂上进行共进料反应，以生产低碳烯烃和/或芳烃。石脑油与甲醇同时通过催化剂床层，与催化剂在反应温度为550～670℃、甲醇与石脑油质量比为0.05～0.8、石脑油和甲醇的总质量空速为1.0～5h^-1的反应条件下接触反应。

虽然上述方法中增加催化裂化汽油在第二反应区的催化转化的方法可以增加丙烯产率，但有些技术牺牲了催化裂化汽油转化的丙烯选择性，有些技术靠重油催化裂化装置和生成的催化裂化汽油再在另外一套独立的装置进行催化转化、两套装置的催化剂及再生装置都不相同来实现增产丙烯的目的，使得工艺过程复杂。而以甲醇为原料生产丙烯所使用的ZSM-5类沸石催化剂与重油催化裂解生产丙烯所用的含有Y型沸石和ZSM-5类沸石的双活性组分或多活性组分催化剂不同；如果直接使用多活性组分催化剂，会降低甲醇催化转化反应生成丙烯的选择性。

发明内容

本发明的目的是提出一种以甲醇及石油烃为原料，使用含大孔沸石和中孔沸石的催化裂解催化剂，在复合反应器内和一定的操作条件下发生催化裂解反应，制取丙烯的方法。其特征在于作为反应原料的甲醇与经过孔道修饰处理的催化裂解催化剂在复合反应器内的甲醇转化反应区内接触，在一定的操作条件下进行转化，进一步生成丙烯。

本发明提供的催化转化方法，是在包括石油烃类催化裂解反应区、催化剂孔道修饰区和甲醇催化转化反应区的复合反应器中进行反应，原料包括石油烃类和甲醇。该方法包括下列步骤：

（1）将经过预热的石油烃类原料送入复合反应器的催化裂解反应区内，与热的含大孔沸石和中孔沸石的催化裂解催化剂接触发生催化裂解反应，催化裂解反应所产生的第一产物物流和第一积炭催化剂经气固快速分离；

（2）将甲醇原料注入复合反应器的甲醇催化转化反应区内，与热的经过孔道修饰处理的催化裂解催化剂接触进行催化转化反应，催化转化反应所产生的第二产物物流和第二积炭催化剂经气固快速分离；

（3）步骤（2）所述第二产物物流与步骤（1）所述第一产物物流一起进入产品分离系统经分离得到包括富含丙烯的碳三馏分的产品；

（4）步骤（2）、（1）所述第二积炭催化剂、第一积炭催化剂经汽提后进入再生器在含氧气体存在下进行烧焦再生；

（5）步骤（4）再生后的催化剂分为两部分，其中一部分去石油烃类催化裂解反应区循环使用，另一部分送至催化剂孔道修饰区，与富含二环和/或三环芳烃的修饰剂接触并反应，再进入甲醇催化转化反应区与甲醇反应。

本发明的具体操作步骤如下：

烃类原料经过预热后送入复合反应器的催化裂解反应区内，与热的含大孔沸石和中孔沸石的催化裂解催化剂接触，在反应温度为480～650℃，反应压力为0.15～0.4MPa，进料停留时间为0.1～10秒，催化剂与原料的重量比为5～25:1，水蒸气与原料的重量比为0.05～1:1的条件下发生催化裂解反应，催化裂解反应所产生的第一产物物流和第一积炭催化剂经气固快速分离设施分离；

第一积炭催化剂去汽提器，用水蒸气汽提出催化剂上吸附的反应产物，汽提后的第一积炭催化剂进入再生器，在空气等含氧气体存在下于650～800℃下进行烧焦再生；

第一产物物流经分离得到富含丙烯的碳三馏分；

将甲醇注入复合反应器的甲醇催化转化反应区内，与热的经过孔道修饰处理的催化剂接触进行反应，在反应温度为350～500℃、反应压力为0.15～0.4MPa、进料重时空速为0.1～50h^-1、催化剂与甲醇原料的重量比为2～20:1、水蒸气与甲醇的重量比为0.1～1:1的条件下进行甲醇催化转化反应，所产生的第二产物物流和第二积炭催化剂经气固快速分离设施分离；

第二积炭催化剂去汽提器，用水蒸气汽提出催化剂上吸附的反应产物，汽提后的第二积炭催化剂和第一积炭催化剂一起进入再生器，在空气等含氧气体存在下于650～800℃下进行烧焦再生；

第二产物物流与第一产物物流一起进入产品分离系统经分离得到富含丙烯的碳三馏分；

再生后的催化剂分为两部分，其中一部分直接送去催化裂解反应区循环使用，另一部分先送至催化剂孔道修饰区，在650～780℃的温度下与富含二环和/或三环芳烃的修饰剂接触，并在压力为0.1～0.5MPa，进料停留时间为0.1～6秒，催化剂与原料的重量比为1～20:1，水蒸气与原料的重量比为0.05～1:1的条件下反应，使其在催化裂解催化剂的大孔沸石上产生一定量的焦炭从而选择性堵塞催化剂大孔沸石的孔道，再送去甲醇催化转化反应区循环使用，循环至甲醇催化转化反应区与催化裂解反应区的催化剂重量比为0.1～3:1，催化剂孔道修饰处理的修饰剂与甲醇原料的重量比为0.01～0.5:1。

本发明所用石油烃类原料选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或几种。

本发明所用甲醇原料选自甲醇含量为5～100%优选50～100%更优选80～100%，可以含有少量杂质如水等。所述甲醇原料来自各种化石燃料如天然气、煤、油砂、石油等经气化、合成制得的粗甲醇，也可以使其它来源的甲醇。本发明中甲醇可以液相进料，也可以与反应产物、其它热源热交换后进行气相进料。

本发明提出的催化转化装置包括复合反应器、汽提器、再生器和产品分离系统。所述的复合反应器为包括烃类原料催化裂解反应区、甲醇催化转化反应区和催化剂孔道修饰区的组合式反应器，是由一个或一个以上的提升管反应器与流化床反应器构成的复合反应器，或者是由一个或一个以上的提升管反应器与两个流化床反应器构成的复合反应器，或者是由两个或两个以上的流化床反应器构成的复合反应器。另外，上述每种反应器可以根据需要分成两个或两个以上的反应区。优选的反应器是一个以上的提升管反应器与流化床反应器构成的复合反应器，更优选的反应器是由两个提升管反应器与流化床反应器构成的复合反应器。

其中，所述的提升管选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或几种。所述流化床反应器选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种。

所述汽提器位于所述流化床反应器的下方，并且所述汽提器与所述流化床反应器的底部直接连通，至少一个所述提升管反应器的出口和所述流化床反应器的下部任意位置连通，而且所述流化床反应器的出口与所述沉降器内的气固分离设备的入口连通。

本发明的催化转化装置的催化剂再生器至少有两条催化剂输送通路向复合反应器提供热的再生催化剂。

在本发明中，使汽提器位于流化床反应器的下方，并且使汽提器与流化床反应器的底部连通。由此，向汽提器中供应的水蒸气可以向上通过流化床反应器作为其中发生的催化转化反应的注水蒸汽而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗。

在本发明优选的催化转化装置中，并用了两个提升管反应器和一个流化床反应器。其中第一提升管是一个单独的反应器，作为烃类原料催化裂解反应区。第二提升管反应器的出口和该流化床反应器的下部连通，第二提升管下部作为催化剂孔道修饰区，其上部和流化床反应区作为甲醇催化转化反应区。

烃类原料在烃类催化裂解提升管反应器中与来自再生器的催化裂解催化剂接触发生催化裂解反应，催化裂解所产生的第一产物物流和第一积炭催化剂经气固快速分离设施分离，第一积炭催化剂去汽提器汽提出催化剂上吸附的反应产物，而第一产物物流经分离得到包括富含丙烯的碳三馏分、富含丁烯的碳四馏分和富含烯烃的汽油馏分。汽提后的第一积炭催化剂进入再生器在含氧气体存在下进行烧焦再生。

甲醇在含催化剂修饰区的提升管反应器顶部与来自提升管下部孔道修饰区的经孔道修饰处理的催化裂解催化剂一起进入流化床反应器进行甲醇催化转化反应，所产生的第二产物物流和第二积炭催化剂经气固快速分离设施分离，第二积炭催化剂去汽提器汽提出催化剂上吸附的反应产物，而第二产物物流与第二产物物流一起进入产物分离系统分离出富含丙烯的产物。汽提后的第二积炭催化剂和第一积炭催化剂一起进入再生器在含氧气体存在下进行烧焦再生。

再生后的催化剂一部分直接送去催化裂解反应区循环使用，一部分先送至催化剂孔道修饰区与富含二环和/或三环芳烃的修饰剂接触并反应，使其在催化裂解催化剂的大孔沸石上产生一定量的焦炭从而选择性堵塞催化剂大孔沸石的孔道，再送去甲醇催化转化反应区循环使用。

所述富含二环和/或三环芳烃的催化剂孔道修饰剂是二环和/或三环芳烃含量不低于60%的化合物，选自萘、萘的衍生物、蒽、蒽的衍生物、菲、菲的衍生物、煤焦油、催化重循环油、焦化重循环油、煤直接液化产物中的一种或几种。

所述含大孔沸石和中孔沸石的双活性组分催化裂解催化剂，以催化剂的总重量为基准，其含有1％～60％的沸石混合物、5％～99％的耐热无机

氧化物和0～70％的粘土。以所述沸石混合物的总重量为基准，所述沸石混合物中含有5％～75％的Y沸石、25％～95％的具有MFI结构的中孔沸石。

所述由Y沸石可以是各种已知方法制得的稀土Y沸石、稀土氢Y沸石、超稳Y沸石、稀土超稳Y沸石、或它们中的两种或两种以上的混合物。

所述具有MFI结构的沸石为具有pentasil结构的高硅沸石，选自ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或几种，特别是选自含稀土的ZRP沸石（CN1052290A、CN1058382A、US5232675）、含磷的ZRP沸石（CN1194181A、US5951963）、含磷和稀土的ZRP沸石（CN1147420A）、含磷和碱土金属的ZRP沸石（CN1211469A、CN1211470A、US6080698）以及含磷和过渡金属的ZRP沸石（CN1465527A、CN1611299A）中的一种或几种。

另外，所述具有MFI结构的沸石可以采用市售品，也可以采用本领域公知的各种方法进行制备，在此不赘述。

所述的耐热无机氧化物选自SiO₂和/或Al₂O₃；粘土选自高岭土和/或多水高岭土。

在本发明烃类催化转化方法的一个优选实施方案中，以所述烃类催化裂解催化剂的总重量为基准，所述烃类转化催化剂含有10％～50％的所述沸石混合物、10％～70％的所述耐热无机氧化物和0～60％的所述粘土。

本发明可以同时使用多种原料油，特别适于加工蜡油和/或渣油原料。

与现有技术相比，本发明结合了重油催化裂解和甲醇催化转化两类工艺过程，从而达到最大量生产丙烯的目的。采用对催化剂孔道进行修饰的方法，使通常用于重质烃类原料催化裂解反应的含大孔沸石和中孔沸石的双活性组分催化裂解催化剂不但对具有高的重油转化能力和高的丙烯选择性，而且与工艺操作条件结合，还可以作为甲醇制丙烯反应的催化剂，显著提高丙烯产率。

附图说明

附图为生产丙烯的催化转化方法流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图进一步说明本发明所提供的方法，但本发明并不因此而受到任何限制。

附图为与本发明提供的生产丙烯的催化转化方法的基本流程示意图。其中

1—烃类催化裂解提升管反应器，

11—向提升管反应器1输送再生催化剂的输送管，

12—输送管11上的再生催化剂流量控制阀，

13—提升管反应器1的烃类原料进料喷嘴，

2—含催化剂修饰区的提升管反应器，

21—向提升管反应器2输送再生催化剂的输送管，

22—输送管21上再生催化剂流量控制阀，

23—催化剂修饰区的修饰剂喷嘴，

24—提升管反应器2的甲醇喷嘴，

25—提升管反应器2出口分布器，

3—甲醇催化转化流化床反应器。

4—沉降器，

41—初级旋风分离器；

42—顶部旋风分离器，

5—汽提器，

51—汽提器5内的挡板，

52—与汽提器5相连的待生催化剂输送管，

53—输送管52上的待生催化剂流量控制阀，

6—再生器。

本发明的反应器是由提升管1、提升管2、流化床3构成的复合反应器。本示意图为简化流程，但这并不影响本领域普通技术人员对本发明的理解。

烃类原料经过预热至180～360℃后，与水蒸气一起通过喷嘴13喷入提升管反应器1，在温度480～650℃、优选500～600℃，压力0.15～0.4MPa优选0.18～0.28MPa（绝压），催化剂与烃类原料的重量比为5～25:1，反应时间为0.1～10秒优选1～5秒的条件下，与由来自输送管11的热再生催化剂接触、反应。反应物流和积炭催化剂通过初级旋风分离器41和顶部旋风分离器42分离，反应物流进入产品分离回收系统，积炭催化剂进入汽提器5。

在本发明一个优选方案中，为了提高丙烯的产率，先将富含二环和/或三环芳烃的修饰剂通过喷嘴23喷入提升管反应器2的底部，与来自输送管21的热再生催化剂接触，通过选择性生焦进行催化剂孔道修饰以堵塞催化剂大孔沸石的孔道，然后将甲醇通过喷嘴24喷入提升管反应器2的上部，通过提升管出口分布器25进入流化床反应器3底部，在流化床反应器中，在反应温度350～500℃中优选380～480℃、反应压力为0.15～0.4MP优选0.18～0.28MPa（绝压）、进料重时空速为0.1～50h^-1、催化剂与甲醇原料的重量比为2～20:1、水蒸气与甲醇原料的重量比为0.1～1:1的条件下，与经过孔道修饰的催化剂接触反应，将反应物流高选择性地转化为丙烯。

生成富含低碳烯烃的反应物流以及积炭催化剂经顶部旋风分离器42分离，反应物流进入产品分离回收系统，积炭催化剂进入汽提器5。

分离得到的反应产物在产品分离回收系统进行进一步分离，得到富含乙烯的干气、富含丙烯的C3馏分、富含丁烯的碳四馏分、富含高辛烷值组分的轻汽油、富含轻芳烃的重汽油、少量柴油和重油。

分离得到的积炭催化剂在汽提器5中用水蒸气汽提出吸附的烃类产物，由输送管52送至再生器6进行再生，再生后热催化剂分为两部分，其中一部分经输送管11及流量控制阀12返回提升管1的底部，另一部分则经输送管21及流量控制阀22返回提升管2的底部重复使用。

在提升管2中，来自再生器6的再生催化剂在650～780℃的温度下与富含二环和/或三环芳烃的修饰剂接触，并在压力为0.1～0.5MPa（绝压），进料停留时间为0.1～6秒，优选1～4秒，催化剂与原料的重量比为1～20:1，水蒸气与原料的重量比为0.05～1:1的条件下反应，使其在催化裂解催化剂的大孔沸石上产生一定量的焦炭从而选择性堵塞催化剂大孔沸石的孔道，再送去甲醇催化转化反应区循环使用，循环至甲醇催化转化反应区与催化裂解反应区的催化剂重量比为0.1～3:1，催化剂孔道修饰处理的修饰剂与甲醇原料的重量比为0.01～0.5:1。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例和对比例中所使用的烃类原料为直馏减压蜡油，其性质列于表1；所使用的甲醇原料为纯度99.9%的市售工业甲醇。催化剂由中国石油化工股份有限公司催化剂齐鲁分公司生产，商品编号为MMC-2。

实施例

实施例说明采用本发明提供的烃类和甲醇原料催化转化方法时的效果。

将催化剂MMC-2在800℃，用100％水蒸气老化10小时，使用中型试验装置，复合反应器中催化剂的装量为60千克。

实施例中烃类原料进提升管反应器1，修饰剂萘由喷嘴23进提升管反应器2，甲醇由喷嘴24送入提升管反应器2。

实施例中剂油比是指催化剂与新鲜进料（包括直馏减压蜡油、甲醇、萘）的重量比。

操作条件和试验结果见表2。

对比例

与实施例相比，对比例1说明单独使用第一提升管进行烃类原料催化转化方法时的效果。

结果见表2。

通过对比例和实施例的比较可以明显地看出，实施例的丙烯产率更高。

虽然通过以上实施例对本发明进行了详细的说明，但要指出的是，各种变形对本领域技术人员来说是显而易见的。因此，这些变形应包含在本发明中，除非这些变形超出了本发明的范围。

表1

原料性质	甲醇
		纯度，％	99.9
密度(25℃)，g／ml	0.791

表2

密度(20℃)，千克／米³	0.8934
		运动粘度(80℃)，毫米²／秒	9.46
凝点，℃	36
		苯胺点，℃	88.5
残炭值，重％	0.29
		元素组成，重％
碳	86.56
		氢	12.56
硫	0.18
		氮	0.70
族组成，重％
		饱和烃	69.5
芳烃	25.1
		胶质	5.2
沥青质	0.2
		金属含量，ppm
铁	2.3
		钠	1.8
镍	0.3
		钒	0.1
馏程，℃
		初馏点	286
5％	335
		10％	372
30％	409
		50％	436
70％	460
		90％	498
95％	523
		终馏点	538

[0091] 表3

	实施例	对比例
			操作条件
烃类催化裂解提升管反应器
			烃类原料量，kg／h	6.0	6.0
提升管出口温度，℃	540	540
			剂油比，m／m	8	8
停留时间，秒	4	4
			注水量(占原料)，m％	15	15
含催化剂修饰区的提升管反应器
			修饰剂	萘	/
修饰剂量，g／h	800	/
			修饰剂与催化剂接触温度	700	/
甲醇，kg／h	3.2	/
			提升管出口温度，℃	450	/
剂油比，m／m(占原料)	8	/
			停留时间，秒	2	/
注水(占原料)，m％	20	/
			催化剂与修饰剂的重量比	40	/
提升管2与提升管1的催化剂重量比	0.67	/
			甲醇催化转化流化床反应器
床层平均温度，℃	565	/
			剂油比，m／m	16	/
重时空速，h^-1	4	/
			产品产率，m％
干气	7.7	9.8
			液化气	48.6	42.8
裂解汽油	25.4	25.4
			裂解轻油	11.0	13.2
焦炭	7.1	8.4
			损失	0.2	0.4
总计	100	100
			丙烯产率，重％	26.9	19.6

Claims

1.一种生产丙烯的催化转化方法，其特征是反应在包括石油烃类催化裂解反应区、催化剂孔道修饰区和甲醇催化转化反应区的复合反应器中进行，原料包括石油烃类和甲醇，该方法包括下列步骤：

2.按照权利要求1的方法，其特征是所述石油烃类原料选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油、常压渣油中的一种或几种。

3.按照权利要求1的方法，其特征是步骤（1）的反应条件为：反应温度为480～650℃，反应压力为0.15～0.4MPa，进料停留时间为0.1～10秒，催化剂与原料的重量比为5～25:1，水蒸气与原料的重量比为0.05～1:1。

4.按照权利要求1的方法，其特征是所述富含二环和/或三环芳烃的催化剂孔道修饰剂是二环和/或三环芳烃含量不低于60%的化合物，选自萘、萘的衍生物、蒽、蒽的衍生物、菲、菲的衍生物、煤焦油、催化重循环油、焦化重循环油、煤直接液化产物中的一种或几种。

5.按照权利要求1的方法，其特征是所述甲醇原料的甲醇含量为5～100%。

6.按照权利要求1的方法，其特征是步骤（2）的反应条件为：反应温度为350～500℃，反应压力为0.15～0.4MPa，进料重时空速为0.1～50h^-1，催化剂与甲醇原料的重量比为2～20:1，水蒸气与甲醇原料的重量比为0.1～1:1。

7.按照权利要求1的方法，其特征是将甲醇注入催化转化反应区与经过孔道修饰处理的催化裂解催化剂进行接触。

8.按照权利要求1的方法，其特征是所述修饰剂与甲醇原料的重量比为0.01～0.5:1。

9.按照权利要求1的方法，其特征是步骤（5）的反应条件是：所述修饰剂与催化剂接触温度为650～780℃，反应压力为0.1～0.5MPa，进料停留时间为0.1～6秒，催化剂与原料的重量比为1～20:1，水蒸气与原料的重量比为0.05～1:1。

10.按照权利要求1的方法，其特征是循环至甲醇催化转化反应区与烃类催化裂解反应区的催化剂比例为0.1～3:1。

11.按照权利要求1的方法，其特征是所述催化裂解催化剂的组成为，以催化剂的总重量为基准，含有1％～60％的沸石混合物、5％～99％的耐热无机氧化物和0～70％的粘土。

12.按照权利要求11的方法，其特征是以所述沸石混合物的总重量为基准，所述沸石混合物中含有5％～75％的Y沸石、25％～95％的具有MFI结构的中孔沸石。