CN108017496B - 生产烯烃和芳烃的装置及其方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种生产烯烃和芳烃的装置及其方法，主要解决现有技术中原料单一以及乙烯、丙烯和芳烃收率不能灵活调变的问题。本发明通过轻烃原料进入提升管反应器和再生催化剂接触反应，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂经第一旋风分离器分离，半待生催化剂进入流化床反应器密相段；含有含氧化合物的原料进入流化床反应器和半待生催化剂接触反应，得到的富含芳烃的产物的技术方案，较好地解决了该问题，可用于乙烯、丙烯和芳烃工业生产中。

Description

生产烯烃和芳烃的装置及其方法
技术领域
本发明涉及一种生产烯烃和芳烃的装置及其方法。
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。受下游衍生物需求的驱动，乙烯、丙烯和芳烃的市场需求持续增长。
目前，乙烯、丙烯、芳烃的生产主要依赖蒸汽热裂解。约90重量％的乙烯、61重量％的丙烯和85重量％的芳烃来自石脑油蒸汽热裂解过程，该工艺虽然已在全球范围内得到广泛应用，但仍存在不尽人意之处，尤其是反应需要高温(800～1000℃)，能耗大，低附加值的干气收率高。如果引入催化剂，采用催化裂解的方法，则可使反应温度降低50～200℃，减少能耗和干气的生成，并提高丙烯选择性，所以目前不少研究者都致力于催化裂解制乙烯、丙烯、芳烃的研究。另外，由于我国煤炭资源丰富，煤基含氧化合物，正逐渐成为一种重要的化工生产原料，成为石油原料的重要补充。因此，以含氧化合物为原料制备乙烯、丙烯和芳烃对我国而言有非常重要的战略意义，引起越来越广泛地关注。
石脑油催化裂解的专利较多，如中国专利200510089849.1、200510093782.9、01808100.2、01808224.6、01805858.2、00816642.0、99805814.9等，美国专利20060287561A1、20070010699A1、20070082809A1、20070083071A1等。
含氧化合物原料催化转化制乙烯、丙烯、芳烃的专利较多，如中国专利2010110868.9、201010116376.0、201010261894.1、201010552839.8、201010552788.9、201010552844.9、200910090002.3、200910089698.8，美国专利4615995、2002/0099249A1、20150190773A1、20150191402A1、20150175498A1、20150175501A1、20150175499A1等。
将石脑油催化裂解和含氧化合物原料催化转化耦合的专利有，中国专利201110193450.3、201110193486.1、201110193465.X、201110193381.6、201110193467.9、201110193853.8、201110193387.3、201010199821.4、201010199843.0、201110193382.0、201110195291.0等。这些专利均以乙烯、丙烯为生产目的，甲醇和石脑油分别接触再生催化剂在相对独立的反应器或反应区内反应。
中国专利201110193426.X以制备乙烯、丙烯为目的，采用两根提升管反应器，石脑油进入第一根提升管反应，反应得到的结焦催化剂沉降后进入第二根提升管和甲醇接触反应。该方法由于甲醇在气相线速为4～10米/秒的提升管反应器内反应，芳烃选择性低。
中国专利201110195293.X以制备乙烯、丙烯为目的，采用分成两个反应区的流化床反应器，石脑油和再生催化剂接触在570～670℃条件下在第一反应区反应，反应产物和结一定焦炭的催化剂和甲醇逆流接触后进入上方的第二反应区，于500～600℃条件下反应。该方法中甲醇反应的温度为500～600℃，不利于芳烃生成，芳烃选择性低。
中国专利201010607910.8介绍的方法通过甲醇和石脑油在改性ZSM-5分子筛催化剂上共进料反应，生成低碳烯烃和/或芳烃，石脑油和甲醇同时通过催化剂床层，反应温度550～670℃。该方法中，甲醇和石脑油的反应温度相同，然而甲醇转化制乙烯、丙烯和芳烃适宜的反应温度一般低于550℃，而石脑油催化转化的反应温度一般高于550℃，所以该方法不利于甲醇转化。
上述专利技术中存在原料单一，不能联产乙烯、丙烯和芳烃，乙烯、丙烯和芳烃收率低的问题。本发明针对性地提出了技术方案，解决了上述问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中原料单一，乙烯、丙烯和芳烃收率不能灵活调变、芳烃收率低或乙烯和丙烯和芳烃总收率低的问题，提供一种联产制乙烯、丙烯和芳烃的方法。该方法具有原料多样，乙烯、丙烯、芳烃可灵活调变、芳烃收率高，乙烯和丙烯和芳烃总收率高的优点。
本发明采用的技术方案如下：一种生产烯烃和芳烃的装置，包括提升管(1)、流化床反应器(2)、第一旋风分离器(12)、第二旋风分离器(13)，第一旋风分离器(12)和第二旋风分离器(13)在流化床反应器(2)内部，提升管(1)出口与第一旋风分离器(12)入口相连，提升管(1)上开有至少一个急冷剂入口(15)，急冷剂入口(15)距提升管(1)底部的高度占提升管(1)总高度的55～80％，提升管(1)下部开有轻烃原料入口(16)、水蒸汽入口(18)、再生催化剂返回口(17)；流化床反应器(2)上开有待生催化剂出口(19)，流化床反应器(2)顶部开有产品出口(21)；流化床反应器(2)底部设有含有含氧化合物的原料入口(20)。
上述技术方案中，优选地，轻烃原料入口(16)距离提升管(1)与再生斜管(3)连接处的高度为提升管(1)总高度的1～10％。
一种生产烯烃和芳烃的方法，采用权利要求1～2任一项所述的生产烯烃和芳烃的装置，轻烃原料(5)从提升管(1)与再生斜管(3)连接处上方进入提升管(1)，和再生催化剂(9)、水蒸气(7)接触，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂进入第一旋风分离器(12)，分离出的半待生催化剂经第一旋风分离器(12)的料腿进入流化床反应器(2)的密相段(14)；含有含氧化合物的原料(6)进入流化床反应器(2)密相段(14)，反应得到的富含芳烃的产物经第二旋风分离器(13)分离后，与第一旋风分离器(12)分离出的富含乙烯、丙烯的产物混合，流化床反应器(2)内的待生催化剂(10)经待生斜管(4)进入再生器再生，再生后的再生催化剂(9)至少一部分返回提升管(1)；所述急冷剂(8)为馏程低于350℃的烃类、水蒸汽、氮气中的至少一种。
上述技术方案中，优选地，轻烃原料(5)为馏程低于350℃的烃类或烃类混合物，芳烃质量百分含量低于10％。
上述技术方案中，优选地，轻烃原料(5)为液化气、石脑油、轻石脑油、加氢柴油中的至少一种。
上述技术方案中，优选地，急冷剂(8)为轻烃，其中丙烷质量百分含量大于30％。
上述技术方案中，优选地，急冷剂(8)为生产烯烃和芳烃的装置和/或后续分离过程中得到。
上述技术方案中，优选地，提升管(1)内急冷剂(8)注入处下方各点温度为550～680℃，流化床反应器(2)内各点温度为450～550℃。
上述技术方案中，优选地，第一旋风分离器(12)的料腿中的催化剂平均温度为450～600℃。
上述技术方案中，优选地，再生催化剂(9)上的积炭质量含量低于0.1％。
上述技术方案中，优选地，再生后的再生催化剂(9)，以重量计，50～100％返回提升管(1)，0～50％返回流化床反应器(2)。
上述技术方案中，优选地，轻烃原料(5)的质量空速为1～20小时-1，水蒸汽(7)和轻烃原料(5)进料质量比为0.3～3:1，轻烃原料(5)进入提升管(1)处线速度为1～8米/秒；流化床反应器(2)反应表压为0～0.4兆帕；含氧化合物的质量空速为0.3～3.5小时-1，催化剂床层密度为200～450千克/立方米。
上述技术方案中，优选地，含有含氧化合物的原料(6)和轻烃原料(5)的进料质量比为19～1.2:1。
上述技术方案中，优选地，含氧化合物为甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、二甲醚、中的至少一种；含有含氧化合物的原料(6)中水的质量百分含量为0.01～30％。
上述技术方案中，优选地，第二旋风分离器(13)分离出的富含芳烃的产物与第一旋风分离器(12)分离出的富含乙烯、丙烯的产物混合后继续进入至少一级气固旋风分离器，所述气固旋风分离器位于流化床反应器(2)内部和/或外部；第一旋风分离器(12)固相总分离效率大于90％。
本发明通过将轻烃原料催化裂解制乙烯、丙烯和含有含氧化合物的原料转化制芳烃相耦合。轻烃原料催化裂解采用提升管反应器，550～680℃的反应温度，较低的烃分压，可高选择性的生成乙烯和丙烯。含有含氧化合物的原料采用流化床反应器，450～540℃的反应温度，较长停留时间，可高选择性的生成芳烃。通过在提升管末端注入急冷介质使催化剂温度从580～680℃降低到450～540℃。急冷介质为反应产物经分离系统得到的馏程低于350℃的烃类或烃类混合和/或水蒸汽和/或氮气。馏程低于350℃的烃类或烃类混合物也是非常好的催化裂解制乙烯、丙烯的原料，可以进一步增产乙烯、丙烯，提高原料的利用率。ZSM-5分子筛催化剂同时具有较好的催化裂解制乙烯、丙烯的性能和芳构化性能，因此制备了一种即可用于轻烃催化裂解制乙烯、丙烯过程，也可用于含氧化合物转化制芳烃过程的催化剂。轻烃催化裂解在高选择性得到乙烯、丙烯的同时可得到部分芳烃产物；含氧化合物转化过程在高选择性得到芳烃的同时可得到部分乙烯、丙烯产物。由于含氧化合物转化过程的乙烯和丙烯收率低，从经济性方面考虑，一般独立的于含氧化合物转化制芳烃过程不进行乙烯、丙烯的分离。因此，将轻烃催化裂解和含氧化合物转化过程耦合，由于可共用分离系统，和独立的轻烃催化裂解过程和含氧化合物转化过程相比，一方面可减少投资，另一方面可有效提高乙烯、丙烯和芳烃的回收率。含氧化合物可在有一定焦炭含量的半待生催化剂上发生芳构化反应，得到较高的转化率和芳烃选择性。因此，本发明中轻烃先接触高温、活性较高的再生催化剂，反应后得到的有一定焦炭含量的半待生催化剂进入流化床反应器，和含氧化合物原料接触继续发生芳构化反应。对于轻烃催化裂解流化床反应体系，待生催化剂上的焦炭含量较低。而该反应过程需要550～680℃的高温，由于再生过程烧焦量小，产生的热量不足以维持550～680℃的反应温度，需要通过喷油提供额外的热量。如果将轻烃催化裂解和含氧化合物转化过程耦合，含氧化合物转化过程生成的焦炭可以代替喷油提供额外的热量。分别在提升管入口线速度1～8米/秒和流化床反应器催化剂床层密度200～450千克/立方米的范围内调节轻烃和含氧化合物原料进料量，可在保证催化剂正常流化的条件下，较大范围的改变双烯和芳烃的比例，适应市场需求。
本发明中，乙烯、丙烯、芳烃产品收率＝(乙烯、丙烯、芳烃质量流量)÷(轻烃原料5质量流量+含有含氧化合物的原料6质量流量)×100％。
采用本发明的技术方案，乙烯收率为14.1％、丙烯收率为13.6％、芳烃收率为17.6％，取得了较好的技术效果。下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
附图说明
图1为本发明的反应装置示意图。
图1中，1为提升管；2为流化床反应器；3为再生斜管；4为待生斜管；5为轻烃原料；6为含有含氧化合物的原料；7为水蒸汽；8为急冷剂；9为再生催化剂；10为待生剂；11为反应产物；12为第一旋风分离器；13为第二旋风分离器；14为流化床反应器密相段；15为急冷剂入口；16为轻烃原料入口；17为再生催化剂入口；18为水蒸气入口；19为待生催化剂出口；20为含有含氧化合物的原料入口；21为产品出口。
图1中轻烃原料5从提升管1和再生斜管3连接处上方进入提升管1反应器，和再生催化剂9、水蒸气7接触反应，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂经和提升管1相连的第一旋风分离器12分离，半待生催化剂进入流化床反应器2密相段14；含有含氧化合物的原料6进入流化床反应器2密相段14反应，得到的富含芳烃的产物和待生催化剂10经旋风分离器13分离，待生催化剂10经待生斜管4流出；提升管1上部注入至少一股急冷剂8。
具体实施方式
【实施例1】
石脑油原料5从提升管1与再生斜管3连接处上方进入提升管1，和再生催化剂9、水蒸气7接触，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂进入位于流化床反应器2内部且与提升管1出口相连的第一旋风分离器12，分离出的半待生催化剂经第一旋风分离器12的料腿进入流化床反应器2的密相段14；甲醇原料6进入流化床反应器2密相段14，反应得到的富含芳烃的产物经位于流化床反应器2内部的第二旋风分离器13分离后，与第一旋风分离器12分离出的富含乙烯、丙烯的产物混合后继续进入位于流化床反应器2内部的一级气固旋风分离器，流化床反应器2内的待生催化剂10经待生斜管4进入再生器再生，再生后的再生催化剂9以重量计，50％返回提升管1，50％返回流化床反应器2；其中，提升管1上部注入一股急冷剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提升管1总高度的55％；石脑油原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再生斜管3连接处的高度为提升管1总高度的1％；第一旋风分离器12固相总分离效率为90％。
提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为550℃，流化床反应器2内各点温度为450℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为450℃。
再生催化剂9上的积炭质量含量为0.1％。
石脑油原料5的馏程范围为50～205℃，芳烃质量百分含量为9.99％。甲醇原料6中水的质量百分含量为30％。甲醇原料6和石脑油原料5的进料质量比为19:1。急冷剂8为水蒸汽。
石脑油原料5的质量空速为1小时-1，水蒸汽7和石脑油原料5进料质量比为0.3:1，石脑油原料5进入提升管1处线速度为1米/秒。
流化床反应器2反应压力为常压；甲醇原料的质量空速为0.3小时-1，催化剂床层密度为450千克/立方米。
反应结果见表1。
【实施例2】
按照实施例1所述的条件和步骤，轻烃原料5为馏程范围为50～150℃的轻石脑油，芳烃质量百分含量为3％。含氧化合物原料6为二甲醚；再生后的再生催化剂9以重量计，100％返回提升管1；提升管1上部注入两股急冷剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提升管1总高度的80％。其中一股急冷剂分别为经分离工段得到的轻烃，其中丙烷质量百分含量为30％，另一股急冷剂为氮气；轻石脑油原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再生斜管3连接处的高度为提升管1总高度的10％；第一旋风分离器12固相总分离效率为95％。
提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为680℃，流化床反应器2内各点温度为550℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为600℃。再生催化剂9上的积炭质量含量为0.01％。二甲醚原料6和轻石脑油原料5的进料质量比为1.2:1。轻石脑油原料5的质量空速为20小时-1，水蒸汽7和轻石脑油原料5进料质量比为3:1，轻石脑油原料5进入提升管1处线速度为8米/秒。流化床反应器2反应表压为0.4兆帕；二甲醚原料的质量空速为3.5小时-1，催化剂床层密度为200千克/立方米。
反应结果见表1。
【实施例3】
按照实施例1所述的条件和步骤，轻烃原料5为液化气。含氧化合物原料6为甲醇，水的质量百分含量为0.01％；再生后的再生催化剂9以重量计，80％返回提升管1，20％返回流化床反应器2；提升管1上部注入一股急冷剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提升管1总高度的70％。急冷剂8为经分离工段得到的轻烃，其中丙烷质量百分含量为50％；轻石脑油原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再生斜管3连接处的高度为提升管1总高度的5％；第一旋风分离器12固相总分离效率为99.9％。
提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为650℃，流化床反应器2内各点温度为500℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为580℃。再生催化剂9上的积炭质量含量为0.05％。甲醇原料6和液化气原料5的进料质量比为2.3:1。液化气原料5的质量空速为10小时-1，水蒸汽7和液化气原料5进料质量比为1.5:1，液化气原料5进入提升管1处线速度为3米/秒。流化床反应器2反应表压为0.2兆帕；甲醇原料的质量空速为2小时-1，催化剂床层密度为380千克/立方米。
反应结果见表1。
【实施例4】
按照实施例1所述的条件和步骤，轻烃原料5为加氢尾油。含氧化合物原料6为甲醇，水的质量百分含量为3％；再生后的再生催化剂9以重量计，60％返回提升管1，40％返回流化床反应器2；提升管1上部注入一股急冷剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提升管1总高度的60％。急冷剂8为经分离工段得到的C3+轻烃混合物，其中丙烷质量百分含量为80％；加氢尾油原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再生斜管3连接处的高度为提升管1总高度的2％；第一旋风分离器12固相总分离效率为98％。
提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为600℃，流化床反应器2内各点温度为520℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为550℃。再生催化剂9上的积炭质量含量为0.07％。甲醇原料6和加氢尾油原料5的进料质量比为6:1。加氢尾油原料5的质量空速为3小时-1，水蒸汽7和加氢尾油原料5进料质量比为2:1，加氢尾油原料5进入提升管1处线速度为4米/秒。流化床反应器2反应表压为0.1兆帕；甲醇原料的质量空速为1小时-1，催化剂床层密度为400千克/立方米。
反应结果见表1。
【实施例5】
按照实施例1所述的条件和步骤，轻烃原料5为馏程范围为80～205℃的石脑油，芳烃质量百分含量为8％。含氧化合物原料6为甲醇，水的质量百分含量为3％；再生后的再生催化剂9以重量计，55％返回提升管1，45％返回流化床反应器2；提升管1上部注入一股急冷剂8，急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提升管1总高度的75％。急冷剂8为经分离工段得到的C5+轻烃混合物；石脑油原料5进入提升管1的位置距离提升管1与再生斜管3连接处的高度为提升管1总高度的5％；第一旋风分离器12固相总分离效率为99.9％。
提升管1内急冷剂8注入处下方各点温度为670℃，流化床反应器2内各点温度为470℃，第一旋风分离器12的料腿中的催化剂平均温度为570℃。再生催化剂9上的积炭质量含量为0.03％。甲醇原料6和石脑油原料5的进料质量比为7.5:2.5。石脑油原料5的质量空速为15小时-1，水蒸汽7和石脑油原料5进料质量比为2:1，石脑油原料5进入提升管1处线速度为6米/秒。流化床反应器2反应表压为0.3兆帕；甲醇原料的质量空速为2.5小时-1，催化剂床层密度为300千克/立方米。
反应结果见表1。
【对比例1】
采用实施例1的操作步骤、催化剂、轻烃原料、提升管的反应条件。流化床反应器内不进原料，通入流化氮气。不注入急冷剂。再生器内喷燃烧油，维持再生温度。反应结果见表1。
【对比例2】
采用实施例1的操作步骤、催化剂、含氧化合物原料、流化床反应器的反应条件。提升管反应器内不进原料，通入流化氮气。不注入急冷剂。反应结果见表1。
【对比例3】
采用实施例5的操作步骤、催化剂、轻烃原料、含氧化合物原料、急冷剂、提升管和流化床反应器的反应条件。改变急冷剂注入点的位置。急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提升管1总高度的50％。反应结果见表1。
【对比例4】
采用实施例5的操作步骤、催化剂、轻烃原料、含氧化合物原料、急冷剂、提升管和流化床反应器的反应条件。改变急冷剂注入点的位置。急冷剂8注入处距提升管1底部的高度占提升管1总高度的85％。反应结果见表1。
【对比例5】
采用实施例5的操作步骤、催化剂、轻烃原料、含氧化合物原料、提升管和流化床反应器的反应条件。不注入急冷剂，流化床反应器通过设置取热器控制催化剂床层温度。反应结果见表1。
表1
Figure BDA0001144640530000091

Claims (15)

1.一种生产烯烃和芳烃的装置，包括提升管(1)、流化床反应器(2)、第一旋风分离器(12)、第二旋风分离器(13)，第一旋风分离器(12)和第二旋风分离器(13)在流化床反应器(2)内部，提升管(1)出口与第一旋风分离器(12)入口相连，提升管(1)上开有至少一个急冷剂入口(15)，急冷剂入口(15)距提升管(1)底部的高度占提升管(1)总高度的55～80％，提升管(1)下部开有轻烃原料入口(16)、水蒸气入口(18)、再生催化剂返回口(17)；流化床反应器(2)上开有待生催化剂出口(19)，流化床反应器(2)顶部开有产品出口(21)；流化床反应器(2)底部设有含有含氧化合物的原料入口(20)。
2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于轻烃原料入口(16)距离提升管(1)与再生斜管(3)连接处的高度为提升管(1)总高度的1～10％。
3.一种生产烯烃和芳烃的方法，采用权利要求1～2任一项所述的生产烯烃和芳烃的装置，轻烃原料(5)从提升管(1)与再生斜管(3)连接处上方进入提升管(1)，和再生催化剂(9)、水蒸气(7)接触，反应得到的富含乙烯、丙烯的产物和半待生催化剂进入第一旋风分离器(12)，分离出的半待生催化剂经第一旋风分离器(12)的料腿进入流化床反应器(2)的密相段(14)；含有含氧化合物的原料(6)进入流化床反应器(2)密相段(14)，反应得到的富含芳烃的产物经第二旋风分离器(13)分离后，与第一旋风分离器(12)分离出的富含乙烯、丙烯的产物混合，流化床反应器(2)内的待生催化剂(10)经待生斜管(4)进入再生器再生，再生后的再生催化剂(9)至少一部分返回提升管(1)；
所述急冷剂(8)为馏程低于350℃的烃类、水蒸气、氮气中的至少一种。
4.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于轻烃原料(5)为馏程低于350℃的烃类或烃类混合物，芳烃质量百分含量低于10％。
5.根据权利要求4所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于轻烃原料(5)为液化气、石脑油、轻石脑油、加氢柴油中的至少一种。
6.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于急冷剂(8)为轻烃，其中丙烷质量百分含量大于30％。
7.根据权利要求6所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于急冷剂(8)为生产烯烃和芳烃的装置和/或后续分离过程中得到。
8.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于提升管(1)内急冷剂(8)注入处下方各点温度为550～680℃，流化床反应器(2)内各点温度为450～550℃。
9.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于第一旋风分离器(12)的料腿中的催化剂平均温度为450～600℃。
10.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于再生催化剂(9)上的积炭质量含量低于0.1％。
11.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于再生后的再生催化剂(9)，以重量计，50～100％返回提升管(1)，0～50％返回流化床反应器(2)。
12.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于轻烃原料(5)的质量空速为1～20小时-1，水蒸气(7)和轻烃原料(5)进料质量比为0.3～3:1，轻烃原料(5)进入提升管(1)处线速度为1～8米/秒；流化床反应器(2)反应表压为0～0.4兆帕；含氧化合物的质量空速为0.3～3.5小时-1，催化剂床层密度为200～450千克/立方米。
13.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于含有含氧化合物的原料(6)和轻烃原料(5)的进料质量比为19～1.2:1。
14.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于含氧化合物为甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、二甲醚、中的至少一种；含有含氧化合物的原料(6)中水的质量百分含量为0.01～30％。
15.根据权利要求3所述的生产烯烃和芳烃的方法，其特征在于第二旋风分离器(13)分离出的富含芳烃的产物与第一旋风分离器(12)分离出的富含乙烯、丙烯的产物混合后继续进入至少一级气固旋风分离器，所述气固旋风分离器位于流化床反应器(2)内部和/或外部；第一旋风分离器(12)固相总分离效率大于90％。
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