CN105111035B - 一种甲醇制烯烃联产芳烃工艺 - Google Patents

一种甲醇制烯烃联产芳烃工艺 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种甲醇制烯烃联产芳烃工艺，所述工艺包括以下步骤：A、将气化的甲醇加热后通入装有二甲醚催化剂的第一反应器中进行反应，得到包含二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物；B、将所述第一反应产物与饱和水蒸气均匀混合得到的反应气加热后通入装有MTO催化剂的第二反应器中进行反应，将所得产物冷凝和分离得到C1～C5的混合气和含有轻质油的水溶液；将所述C1～C5的混合气进行深冷分离，分离出乙烯、丙烯和杂质气体之后得到C2～C5的混合烃；C、将所述C2～C5的混合烃加热后通入装有芳烃催化剂的第三反应器，将所得产物冷凝和分离得到芳烃和干气。本发明能够提升产品附加值并降低能耗。

Description

一种甲醇制烯烃联产芳烃工艺
技术领域
本发明涉及有机化工技术领域，更具体地讲，涉及一种甲醇制烯烃联产芳烃工艺。
背景技术
芳烃是有机化工的重要基础原料，其中以单环芳烃更为突出；苯、二甲苯是制造多种合成树脂、合成橡胶、合成纤维的原料，甲苯可转化为二甲苯和苯；高级烷基苯是制造表面活性剂的重要原料；多环芳烃中联苯用作化工过程的热载体；稠环芳烃中萘是制造染料和增塑剂的重要原料。此外，多种含氧、含氯、含氮、含硫的芳烃衍生物用于生产多种精细化工产品，某些芳烃或其混合物如苯、二甲苯、甲苯等可作溶剂，芳烃(如异丙苯等)辛烷值较高，用重整等方法增加轻质馏分油中的芳烃含量，对提高汽油质量有重要意义。因此，为了满足国民经济对各种芳烃的不同需求，开发新的芳烃增产技术成为石油化工领域的新焦点。
由于我国能源结构为富煤、贫油、少气，所以石油供求矛盾十分突出。目前，甲醇产能严重过剩，2014年甲醇开工率仅为68.3％，并且今年甲醇制烯烃的大力发展也使得工业上对甲醇的需求量急剧增加。
如何利用现有的甲醇制烯烃技术联产芳烃并进一步提升产品附加值、降低能耗是本发明重点研究的内容。
发明内容
为了解决现有技术中存在的问题，本发明的目的是提供一种能够为甲醇制烯烃工艺副产的低碳烃提供产品附加值更高的工业途径并且提升产品附加值、降低能耗的甲醇制烯烃联产芳烃的工艺。
本发明提供了一种甲醇制烯烃联产芳烃工艺，所述工艺包括以下步骤：
A、将气化的甲醇加热后通入装有二甲醚催化剂的第一反应器中进行反应，得到包含二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物；
B、将所述第一反应产物与饱和水蒸气均匀混合得到的反应气加热后通入装有MTO催化剂的第二反应器中进行反应，将所得产物冷凝和分离得到C1～C5的混合气和含有轻质油的水溶液；将所述C1～C5的混合气进行深冷分离，分离出乙烯、丙烯和杂质气体之后得到C2～C5的混合烃；
C、将所述C2～C5的混合烃加热后通入装有芳烃催化剂的第三反应器，将所得产物冷凝和分离得到芳烃和干气。
根据本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的一个实施例，在步骤A中，所述第一反应器为DME绝热反应器，反应压力为0.1～0.5Mpa，甲醇质量空速为1.0～2.0h-1；将气化的甲醇加热至260～280℃。
根据本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的一个实施例，在步骤A中，反应压力为0.1～0.3Mpa，甲醇质量空速为1.0～1.5h-1。
根据本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的一个实施例，在步骤B中，所述第二反应器为MTO绝热反应器，反应压力为0.1～0.3Mpa，反应气的质量空速为0.7～1.5h-1；将所述第一反应产物与150～170℃的饱和水蒸气按照1:1.5～1:3的质量比均匀混合得到所述反应气，将所述反应气加热至350～380℃后通入第二反应器中进行反应。
根据本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的一个实施例，在步骤B中，反应压力为0.1～0.2Mpa，反应气的质量空速为0.7～1.0h-1；将所述第一反应产物与饱和水蒸气按照1:2～1:3的质量比均匀混合得到所述反应气，将所述反应气加热至360～370℃后通入第二反应器中进行反应。
根据本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的一个实施例，在步骤B中，所述MTO催化剂为采用P、K、Ce、Fe、Mn、Mg和La中的一种或多种改性的ZSM-5分子筛催化剂。
根据本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的一个实施例，在步骤C中，所述第三反应器为芳构化绝热反应器，反应压力为0.1～0.4Mpa，C2～C5的混合烃的质量空速为0.5～2.0h-1；将所述C2～C5的混合烃加热至450～550℃后通入第三反应器中进行反应。
根据本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的一个实施例，反应压力为0.2～0.3Mpa，C2～C5的混合烃的质量空速为1.0～1.5h-1；将所述C2～C5的混合烃加热至480～530℃后通入第三反应器中进行反应。
根据本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的一个实施例，在步骤C中，所述芳烃催化剂为采用Zn、Ga、Ce、Mo、Mn、Pt、La和Cu中的一种或多种改性的MFI分子筛催化剂。
根据本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的一个实施例，所述杂质气体包括甲烷、氢气和二氧化碳。
与现有技术相比，本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺具有以下优点：
1)无需增加后续OCP/CTP工序，降低了乙烯、丙烯的分离成本；
2)利用副产的低碳烯烃合成芳烃，产品附加值更高，能耗更低。
3)为甲醇制烯烃工艺副产的低碳烃提供一种产品附加值更高的工业生产途径。
附图说明
图1示出了根据本发明示例性实施例的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的工艺流程装置图。
附图标记说明：
1-DME绝热反应器、2-MTO绝热反应器、3-第一冷凝塔、4-深冷分离系统、5-芳构化绝热反应器、6-第二冷凝塔、7-脱芳烃塔。
具体实施方式
本说明书中公开的所有特征，或公开的所有方法或过程中的步骤，除了互相排斥的特征和/或步骤以外，均可以以任何方式组合。
本说明书(包括任何附加权利要求、摘要和附图)中公开的任一特征，除非特别叙述，均可被其他等效或具有类似目的的替代特征加以替换。即，除非特别叙述，每个特征只是一系列等效或类似特征中的一个例子而已。
本发明的技术思路在于利用现有的甲醇制烯烃技术联产芳烃，既可提升产品附加值，还可降低能耗。具体地，首先使甲醇脱水生成二甲醚，然后将二甲醚与甲醇的平衡混合物继续转化为以乙烯和丙烯为主的低碳烯烃，分离出乙烯和丙烯之后将少量的低碳烯烃通过裂化、齐聚、环化、脱氢等反应进一步生成芳烃及干气，制得芳烃。其中，由于甲醇制丙烯的工艺步骤对甲醇制烯烃技术的影响较大，所以应调整整体工艺步骤和工艺参数，以尽量提高乙烯、丙烯的选择性并降低重组分轻质油的产量以有利于降低后续的分离难度，以提高进入芳构化系统的低碳烯烃含量，进而提高产品附加值并节省开支，实现甲醇制烯烃与芳烃生产的联产与发展。
在下文中，将对本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺进行更为详细的说明。
根据本发明的示例性实施例，所述甲醇制烯烃联产芳烃工艺包括依次进行的以下步骤A至C，具体如下。
步骤A：
将气化的甲醇加热后通入装有二甲醚催化剂的第一反应器中进行反应，得到包含二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物。
本步骤是为了使甲醇脱水生成二甲醚，以利用二甲醚进行后续的烯烃制备。其中，加热后的气化甲醇在二甲醚催化剂的作用下转化为二甲醚和水，还有部分未反应甲醇也会进入产物中。在本步骤中所使用的二甲醚催化剂可以为本领域中广泛工业化或市售的二甲醚催化剂。
根据本发明的示例性实施例，所述第一反应器为DME绝热反应器。其中，控制反应压力为0.1～0.5Mpa且甲醇质量空速为1.0～2.0h-1；更优选地，控制反应压力为0.1～0.3Mpa且甲醇质量空速为1.0～1.5h-1。
并且，在反应之前，将气化的甲醇加热至260～280℃，以保证反应的顺利进行和反应速率。
在本步骤中，由于反应压力和空速过高会导致反应剧烈、副产物增加，而反应压力和空速过低又会增加设备的运行能耗并降低经济效益，故本步骤中将第一反应器中的反应压力控制在0.1～0.5Mpa并将甲醇质量空速控制在1.0～2.0h-1的合适范围。
步骤B：
将第一反应产物与饱和水蒸气均匀混合得到的反应气加热后通入装有MTO催化剂的第二反应器中进行反应，将所得产物冷凝和分离得到C1～C5的混合气和含有轻质油的水溶液。将C1～C5的混合气进行深冷分离，分离出乙烯、丙烯和杂质气体之后得到C2～C5的混合烃。
本步骤是为了将二甲醚与甲醇的平衡混合物继续转化为以乙烯和丙烯为主的低碳烯烃，并将分离出乙烯和丙烯之后的少量低碳烯烃用于制备芳烃。其中，反应器在MTO催化剂的作用下转化为低碳烯烃，之后通过冷凝并分离出C1～C5的混合气和含有轻质油的水溶液，再利用C1～C5的混合气分离出乙烯、丙烯产品并得到C2～C5的混合烃。在本步骤中使用的MTO催化剂优选为采用P、K、Ce、Fe、Mn、Mg和La中的一种或多种改性的ZSM-5分子筛催化剂，从而能够有效提高乙烯、丙烯的选择性并提高进入芳构化系统的低碳烯烃含量。
根据本发明的示例性实施例，所述第二反应器为MTO绝热反应器。其中，控制反应压力为0.1～0.3Mpa，反应气的质量空速为0.7～1.5h-1；更优选地，控制反应压力为0.1～0.2Mpa，反应气的质量空速为0.7～1.0h-1。
并且，在反应之前，将第一反应产物与150～170℃的饱和水蒸气按照1:1.5～1:3的质量比均匀混合得到反应气，将反应气加热至350～380℃后通入第二反应器中进行反应。更优选地，将第一反应产物与饱和水蒸气按照1:2～1:3的质量比均匀混合得到所述反应气，将反应气加热至360～370℃后通入第二反应器中进行反应。
此外，上述杂质气体包括甲烷、氢气和二氧化碳等气体。
在本步骤中，同样因为反应压力和空速过高、气水比过高会导致反应剧烈、副产物增加，从而影响后续C2～C5混合烃的组成分布，若反应压力和空速过低、气水比过低又会增加设备运行能耗并降低经济效益，故本步骤第二反应器中将反应压力控制为0.1～0.3Mpa，反应气的质量空速控制为0.7～1.5h-1，同时限制气水比(第一反应产物与饱和水蒸气的质量比)为1:2～1:3。
步骤C：
将C2～C5的混合烃加热后通入装有芳烃催化剂的第三反应器，将所得产物冷凝和分离得到芳烃和干气。
本步骤具体是利用之前工序制得的少量低碳烯烃通过裂化、齐聚、环化、脱氢等反应进一步生成芳烃及干气，获得芳烃。具体地，低碳烯烃在芳烃催化剂的作用下转化为以芳烃为主的产物，再冷凝和分离得到芳烃和干气。其中，所述干气包括少量的低碳烃和重烃。在本步骤中使用的芳烃催化剂为采用Zn、Ga、Ce、Mo、Mn、Pt、La和Cu中的一种或多种改性的MFI分子筛催化剂，以提高芳烃的转化率。
根据本发明的示例性实施例，第三反应器为芳构化绝热反应器。其中，控制反应压力为0.1～0.4Mpa，C2～C5的混合烃的质量空速为0.5～2.0h-1；更优选地，控制反应压力为0.2～0.3Mpa，C2～C5的混合烃的质量空速为1.0～1.5h-1。
并且，在反应之前，将C2～C5的混合烃加热至450～550℃后通入第三反应器中进行反应；更优选地，将C2～C5的混合烃加热至480～530℃后通入第三反应器中进行反应。
在本步骤中，因为反应压力和空速过高会导致反应剧烈，降低催化剂寿命、芳烃收率，反应压力和空速过低会导致停留时间缩短，降低芳烃收率，故本步骤将第三反应器中的反应压力控制为0.1～0.4Mpa，将C2～C5的混合烃的质量空速控制为0.5～2.0h-1。
上述各工艺步骤和工艺参数的设置有利于提高乙烯、丙烯的选择性，有利于降低重组分轻质油的产量并有利于降低后续的分离难度，有利于提高进入芳构化系统的低碳烯烃含量并提高产品附加值并节省开支。
图1示出了根据本发明示例性实施例的甲醇制烯烃联产芳烃工艺的工艺流程装置图。如图1所示，根据本发明的示例性实施例，将气化的甲醇加热后通入装有二甲醚催化剂的DME绝热反应器1中进行反应，得到包含二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物；将第一反应产物与饱和水蒸气均匀混合得到的反应气加热后通入装有MTO催化剂的MTO绝热反应器2中进行反应，将所得产物通入第一冷凝塔3中冷凝和分离得到C1～C5的混合气和含有轻质油的水溶液；将C1～C5的混合气通入深冷分离系统4中进行深冷分离，分离出乙烯、丙烯和杂质气体之后得到C2～C5的混合烃；将C2～C5的混合烃加热后通入装有芳烃催化剂的芳构化绝热反应器5中，再将所得产物先后通入第二冷凝塔6和脱芳烃塔7中冷凝和分离得到芳烃和干气。
下面将通过具体示例对本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺作进一步说明，以下各示例均采用如图1所示的装置。
示例1：
将甲醇经气化、加热至270℃后通过装有二甲醚催化剂的DME绝热反应器1，经脱水反应得到主要产物为二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物。其中，控制反应压力为0.1Mpa、甲醇质量空速为1.5h-1。催化剂采用已广泛工业化的二甲醚催化剂。
将DME反应器出口的第一反应产物与160℃的饱和水蒸气以1:2的质量比混合均匀后，再将所得反应气加热至370℃后通入装有MTO催化剂的MTO绝热反应器2，所得产物经第一冷凝塔3分离后得到C1～C5的混合气和含有少量轻质油的水溶液。其中，控制反应压力为0.2Mpa、反应气质量空速为1.0h-1。催化剂采用P、K、Mn和La改性的ZSM-5分子筛催化剂。
将C1～C5的混合气经深冷分离系统4分离出乙烯、丙烯产品和含少量甲烷、氢气、二氧化碳等气体的杂质气体，并得到C2～C5的混合烃。
将C2～C5的混合烃加热至480℃后通入装有芳烃催化剂的芳构化绝热反应器5，将反应得到的产物先后通入第二冷凝塔6和脱芳烃塔7中冷凝和分离得到芳烃和干气。其中，控制反应压力为0.3MPa，质量空速为1.5h-1。催化剂采用Zn、Mo、La和Cu改性的MFI分子筛催化剂。
经分离后的C2～C5的混合烃组成和芳烃收率见表1。
示例2：
将甲醇经气化、加热至270℃后通过装有二甲醚催化剂的DME绝热反应器1，经脱水反应得到主要产物为二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物。其中，控制反应压力为0.3Mpa、甲醇质量空速为1.0h-1。催化剂采用已广泛工业化的二甲醚催化剂。
将DME反应器出口的第一反应产物与160℃的饱和水蒸气以1:3的质量比混合均匀后，再将所得反应气加热至380℃后通入装有MTO催化剂的MTO绝热反应器2，所得产物经第一冷凝塔3分离后得到C1～C5的混合气和含有少量轻质油的水溶液。其中，控制反应压力为0.1Mpa、反应气质量空速为0.7h-1。催化剂采用K、Ce、Fe和La改性的ZSM-5分子筛催化剂。
将C1～C5的混合气经深冷分离系统4分离出乙烯、丙烯产品和含少量甲烷、氢气、二氧化碳等气体的杂质气体，并得到C2～C5的混合烃。
将C2～C5的混合烃加热至450℃后通入装有芳烃催化剂的芳构化绝热反应器5，将反应得到的产物先后通入第二冷凝塔6和脱芳烃塔7中冷凝和分离得到芳烃和干气。其中，控制反应压力为0.2MPa，质量空速为0.5h-1。催化剂采用Ga、Ce、Mn、La和Cu改性的MFI分子筛催化剂。
经分离后的C2～C5的混合烃组成和芳烃收率见表1。
示例3：
将甲醇经气化、加热至270℃后通过装有二甲醚催化剂的DME绝热反应器1，经脱水反应得到主要产物为二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物。其中，控制反应压力为0.2Mpa、甲醇质量空速为1.2h-1。催化剂采用已广泛工业化的二甲醚催化剂。
将DME反应器出口的第一反应产物与160℃的饱和水蒸气以1:2.5的质量比混合均匀后，再将所得反应气加热至350℃后通入装有MTO催化剂的MTO绝热反应器2，所得产物经第一冷凝塔3分离后得到C1～C5的混合气和含有少量轻质油的水溶液。其中，控制反应压力为0.2Mpa、反应气质量空速为1.0h-1。催化剂采用P、Ce、Mg和La改性的ZSM-5分子筛催化剂。
将C1～C5的混合气经深冷分离系统4分离出乙烯、丙烯产品和含少量甲烷、氢气、二氧化碳等气体的杂质气体，并得到C2～C5的混合烃。
将C2～C5的混合烃加热至530℃后通入装有芳烃催化剂的芳构化绝热反应器5，将反应得到的产物先后通入第二冷凝塔6和脱芳烃塔7中冷凝和分离得到芳烃和干气。其中，控制反应压力为0.2MPa，质量空速为1.0h-1。催化剂采用Zn、Ga、Mo、Mn和Cu改性的MFI分子筛催化剂。
经分离后的C2～C5的混合烃组成和芳烃收率见表1。
示例4：
将甲醇经气化、加热至270℃后通过装有二甲醚催化剂的DME绝热反应器1，经脱水反应得到主要产物为二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物。其中，控制反应压力为0.3Mpa、甲醇质量空速为1.5h-1。催化剂采用已广泛工业化的二甲醚催化剂。
将DME反应器出口的第一反应产物与160℃的饱和水蒸气以1:3的质量比混合均匀后，再将所得反应气加热至370℃后通入装有MTO催化剂的MTO绝热反应器2，所得产物经第一冷凝塔3分离后得到C1～C5的混合气和含有少量轻质油的水溶液。其中，控制反应压力为0.1Mpa、反应气质量空速为1.0h-1。催化剂采用P、K、Ce和Mn改性的ZSM-5分子筛催化剂。
将C1～C5的混合气经深冷分离系统4分离出乙烯、丙烯产品和含少量甲烷、氢气、二氧化碳等气体的杂质气体，并得到C2～C5的混合烃。
将C2～C5的混合烃加热至510℃后通入装有芳烃催化剂的芳构化绝热反应器5，将反应得到的产物先后通入第二冷凝塔6和脱芳烃塔7中冷凝和分离得到芳烃和干气。其中，控制反应压力为0.4MPa，质量空速为1.2h-1。催化剂采用Ga、Mo、Pt和Cu改性的MFI分子筛催化剂。
经分离后的C2～C5的混合烃组成和芳烃收率见表1。
对比例1：
将甲醇经气化、加热至270℃后通过装有二甲醚催化剂的DME绝热反应器1，经脱水反应得到主要产物为二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物。其中，控制反应压力为1.0Mpa、甲醇质量空速为3.0h-1。催化剂采用已广泛工业化的二甲醚催化剂。
将DME反应器出口的第一反应产物与160℃的饱和水蒸气以1:1.0的质量比混合均匀后，再将所得反应气加热至360℃后通入装有MTO催化剂的MTO绝热反应器2，所得产物经第一冷凝塔3分离后得到C1～C5的混合气和含有少量轻质油的水溶液。其中，控制反应压力为0.5Mpa、反应气质量空速为2.5h-1。催化剂采用Fe、Mn、Mg和La改性的ZSM-5分子筛催化剂。
将C1～C5的混合气经深冷分离系统4分离出乙烯、丙烯产品和含少量甲烷、氢气、二氧化碳等气体的杂质气体，并得到C2～C5的混合烃。
将C2～C5的混合烃加热至550℃后通入装有芳烃催化剂的芳构化绝热反应器5，将反应得到的产物先后通入第二冷凝塔6和脱芳烃塔7中冷凝和分离得到芳烃和干气。其中，控制反应压力为0.05MPa，质量空速为3.0h-1。催化剂采用Ce、Mo、Mn和Cu改性的MFI分子筛催化剂。
经分离后的C2～C5的混合烃组成和芳烃收率见表1。
表1 示例1-4及对比例1分离后的C2～C5的混合烃组成和芳烃收率
样品 对比例 示例1 示例2 示例3 示例4
C2H6 1.59％ 1.73％ 1.17％ 0.78％ 1.11％
C3H8 20.00％ 22.81％ 16.89％ 11.27％ 16.64％
C4H8 34.09％ 33.99％ 41.62％ 45.22％ 39.75％
C4H10 28.33％ 32.26％ 26.45％ 36.21％ 26.71％
C5H10 3.44％ 1.76％ 0.94％ 3.05％ 1.02％
C5H12 12.56％ 7.45％ 12.92％ 3.65％ 14.98％
芳烃收率 52.31％ 56.86％ 59.43％ 65.79％ 61.68％
根据表1的结果可知，水醇比过低、压力过高、空速过高都会导致步骤A、B反应副产物的增加，从而会影响后续分离出的C2～C5的产品分布，然而C4烯烃、C5烯烃的含量多少又直接影响芳烃收率，简而言之，工艺优化实际是保证甲醇制烯烃中乙烯、丙烯的产量，同时提高芳烃的收率的，示例1至示例4的实验结果要明显优于对比例1。
综上所述，本发明的甲醇制烯烃联产芳烃工艺无需增加后续OCP/CTP工序，降低了乙烯、丙烯的分离成本；利用副产的低碳烯烃合成芳烃，产品附加值更高，能耗更低；为甲醇制烯烃工艺副产的低碳烃提供一种产品附加值更高的工业生产途径。
本发明并不局限于前述的具体实施方式。本发明扩展到任何在本说明书中披露的新特征或任何新的组合，以及披露的任一新的方法或过程的步骤或任何新的组合。

Claims (1)

1.一种甲醇制烯烃联产芳烃工艺，其特征在于，所述工艺包括以下步骤：
A、将气化的甲醇加热后通入装有二甲醚催化剂的第一反应器中进行反应，得到包含二甲醚、水和未反应甲醇的第一反应产物，其中，所述第一反应器为DME绝热反应器，反应压力为0.1～0.3Mpa，甲醇质量空速为1.0～1.5h-1；将气化的甲醇加热至260～280℃；
B、将所述第一反应产物与饱和水蒸气均匀混合得到的反应气加热后通入装有MTO催化剂的第二反应器中进行反应，将所得产物冷凝和分离得到C1～C5的混合气和含有轻质油的水溶液；将所述C1～C5的混合气进行深冷分离，分离出乙烯、丙烯和杂质气体之后得到C2～C5的混合烃，其中，所述第二反应器为MTO绝热反应器，反应压力为0.1～0.2Mpa，反应气的质量空速为0.7～1.0h-1；将所述第一反应产物与饱和水蒸气按照1:2～1:3的质量比均匀混合得到所述反应气，将所述反应气加热至360～370℃后通入第二反应器中进行反应，所述杂质气体包括甲烷、氢气和二氧化碳；
C、将所述C2～C5的混合烃加热后通入装有芳烃催化剂的第三反应器，将所得产物冷凝和分离得到芳烃和干气，其中，所述第三反应器为芳构化绝热反应器，反应压力为0.2～0.3Mpa，C2～C5的混合烃的质量空速为1.0～1.5h-1；将所述C2～C5的混合烃加热至480～530℃后通入第三反应器中进行反应；
所述MTO催化剂为采用P、K、Ce、Fe、Mn、Mg和La中的一种或多种改性的ZSM-5分子筛催化剂；
所述芳烃催化剂为采用Zn、Ga、Ce、Mo、Mn、Pt、La和Cu中的一种或多种改性的MFI分子筛催化剂。
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