将甲醇转化为轻质烯烃、汽油和馏分油的方法和系统

摘要

本发明提供了形成精制烃的方法，该方法包括提供包括甲醇（10）、二甲醚或其混合物的进料，以及在合适的条件下使所述进料与甲醇转化催化剂（30）接触，从而产生包括具有至少两个碳原子的烯烃的中间组合物（40）。在合适的条件下将所述中间组合物引入到低聚催化剂（70），从而产生汽油沸程组分（40）和馏分油沸程组分（130）。

说明书

技术领域

本发明涉及用于将甲醇和/或二甲醚转化为轻质烯烃、汽油和/或馏 分油产物的方法和系统。

背景技术

已经使用铝硅酸盐沸石和其它催化剂将甲醇和/或二甲醚转化为 烃，如将甲醇转化为汽油（MTG过程）。甲醇转化过程的生产率主要 受限于催化剂自身的限制，所述催化剂在持续使用时失活，例如由于 存在反过来导致沸石脱铝的蒸汽而失活。由于转化每摩尔甲醇或二甲 醚产生一摩尔水，所以蒸汽状态是甲醇和/或二甲醚转化过程所固有的， 其取决于在催化剂寿命期间所处理的甲醇或含氧化物的总量。

例如，MTG过程通常每克催化剂每小时仅产出0.2至2g烃。因此， 催化剂成本高。

热控制也是资本密集型的尝试，尤其是在MTG过程等甲醇转化过 程中。通常，由于从甲醇到汽油和馏分油的反应是高度放热的，仅仅 控制热量就需要大量再循环。期望在MTG过程的第一反应阶段减少放 热。

为了提供经济可行性提高的甲醇至汽油的过程，需要改善催化剂 产出，并且更好地控制所述过程期间产生的热从而降低热循环要求。

发明概述

通过在第二集成反应器中选择性地将第一甲醇转化反应中所产生 的一些、如果不是大部分的C₅-轻质烯烃低聚为汽油与馏分油沸程组分 的混合物，从而改进甲醇至汽油和馏分油过程的效率。将轻质烯烃低 聚反应转移到第二反应器大大削减（例如，超过50%）了第一反应器 中的热释放，并且也改进了催化剂产出。因此，可以使用廉价的固定 床绝热反应器，而不需要用于控制热的大量再循环。可以使用没有再 循环物流的成熟管式反应器技术进行第二反应。

因此，本发明的一个方面提供了形成精制烃的方法，其包括提供 包括甲醇、二甲醚或其混合物的进料，和在合适的条件下使所述进料 与甲醇转化催化剂接触从而产生包括具有至少两个碳原子的烯烃的中 间组合物。在合适的条件下，将所述中间组合物引入到低聚催化剂， 从而产生汽油沸程组分和馏分油沸程组分。该方法还包括将所述汽油 沸程组分与馏分油沸程组分分离。

本发明的另一方面提供了用于形成精制烃的系统，该系统包括进 料和第一反应容器，所述进料包括甲醇、二甲醚或其混合物，所述第 一反应容器含有与所述进料流体连通的甲醇转化催化剂，其被保持在 合适条件下以产生包括具有至少两个碳原子的烯烃的中间组合物。所 述系统还包括第二反应容器，所述第二反应容器含有与离开第一反应 容器的中间组合物流体连通的低聚催化剂。所述第二反应容器被保持 在合适条件下以产生汽油沸程组分和馏分油沸程组分。所述系统还包 括分离组件，所述分离组件与所述第二反应容器流体连通，从而分离 离开所述第二反应容器的汽油沸程组分和馏分油沸程组分。

附图说明

现在结合附图描述本发明，在附图中：

图1是甲醇至汽油和馏分油转化方法和系统的预期的示意性工艺 流程图。

发明详述

定义

如本文所用，术语“工业规模的生产”指在连续基础上（设备维 修所必须的中断除外）和长时间期间内（例如至少一周、一月或一年 期间）生产汽油和/或馏分油成品的生产规划，其中由汽油和/或馏分油 的销售或配给所产生的运营除外。工业规模的生产与实验室或中试车 间设置不同，所述实验室或中试车间设置通常仅是为了有限期间的实 验或研究而维持，并且是为了研究目的而进行，并不预期从所生产的 汽油或馏分油的销售或配给中获得运营。

如本文所用，除非另有说明，“汽油”或“汽油沸程组分”指至 少主要含有C₅-C₁₂烃的组合物。在一个实施方式中，还将汽油或汽油 沸程组分定义为指至少主要含有C₅-C₁₂烃且沸程也为约100℉至约 400℉的组合物。在可选的实施方式中，将汽油或汽油沸程组分定义为 指至少主要含有C₅-C₁₂烃、沸程为约100℉至约400℉的组合物，并且 还定义其满足ASTM标准D439。

如本文所用，除非另有说明，术语“馏分油”或“馏分油沸程组 分”是指主要含有C₁₀-C₃₀烃的组合物。在一个实施方式中，还将馏分 油或馏分油沸程组分定义为指至少主要含有C₁₀-C₃₀烃且沸程也为约 300℉至约700℉的组合物。馏分油或馏分油沸程组分的实例包括但不 限于石脑油、喷气燃料、柴油、煤油、航空汽油、燃料油、取暖油和 其共混物。

如本文所用，除非另有说明，术语“柴油”是指至少主要含有C₁₀-C₂₅烃的中间馏分油燃料。在一个实施方式中，还将柴油定义为至少主要 含有C₁₀-C₂₅烃且沸程也为约330℉至约700℉的组合物。在可选的实施 方式中，以上所定义的柴油是指至少主要含有C₁₀-C₂₅烃、沸程为约 330℉至约700℉的组分，并且还定义其满足ASTM标准D975。

如本文所用，术语“选择性二聚催化剂”指在MOGD（Mobil烯 烃至汽油/馏分油）操作条件下被引入到烯烃和芳烃时选择性使烯烃低 聚而不将芳烃烷基化的催化剂。

所述选择性二聚催化剂的选择性可以不同。在一个实施方式中， 选择性二聚催化剂使进料中不超过25重量%的芳烃低聚（通过进料中 的单环芳烃与烯烃的烷基化）。在另一个实施方式中，选择性二聚催 化剂使进料中不超过10重量%的芳烃低聚（通过进料中的单环芳烃与 烯烃的烷基化）。在又一另外的实施方式中，选择性二聚催化剂使进 料中不超过5重量%的芳烃低聚（通过进料中的单环芳烃与烯烃的烷基 化）。

如本文所用，术语“选择性馏分油催化剂”是指在MOGD操作条 件下被引入到烯烃和芳烃时使烯烃和芳烃都低聚的催化剂。

所述选择性馏分油催化剂的选择性可以不同。在一个实施方式中， 选择性馏分油催化剂使进料中超过50重量%的芳烃低聚（通过进料中 的单环芳烃与烯烃的烷基化）。在另一个实施方式中，选择性馏分油 催化剂使进料中超过60重量%的芳烃低聚（通过进料中的单环芳烃与 烯烃的烷基化）。在又一另外的实施方式中，选择性馏分油催化剂使 进料中超过70重量%的芳烃低聚（通过进料中的单环芳烃与烯烃的烷 基化）。

鉴于以上定义，现在参见所公开主题的各个方面和实施方式。结 合并理解本文所公开的方法，参见其系统。

本文所公开的主体的一方面提供了形成精制烃的方法，该方法包 括提供包括甲醇、二甲醚或其混合物的进料，和在合适的条件下使所 述进料与甲醇转化催化剂接触从而产生包括具有至少两个碳原子的烯 烃的中间组合物。在合适的条件下，将所述中间组合物引入到低聚催 化剂，从而产生汽油沸程组分和馏分油沸程组分。该方法还包括将所 述汽油沸程组分与馏分油沸程组分分离。在一个实施方式中，以工业 规模生产汽油和馏分油组分。

在一个实施方式中，将汽油沸程组分与馏分油沸程组分分离可以 包括在至少一个蒸馏塔中将汽油沸程组分与馏分油沸程组分分馏。在 可选的实施方式中，将汽油沸程组分与馏分油沸程组分分离可以包括 串联使用至少两个蒸馏塔。在另一个实施方式中，第一蒸馏塔将C₁₀⁺馏分油沸程组分和C₉^-塔顶馏出物组分分离，第二蒸馏塔接收来自第一 蒸馏塔的C₉^-塔顶馏出物组分并且将C₃^-塔顶馏出物组分与C₄⁺汽油沸程 组分分离。

形成精制烃的方法还可以包括将一部分所分离的含有适量C₄⁺烯 烃（例如约10%C₄⁺烯烃）的汽油沸程组分再循环至待与甲醇转化催化 剂接触的进料，从而产生C₅⁺支链烷烃和C₇⁺芳烃。因此本文所述的某 些方法和系统通过选择性地将C₅⁺烯烃再循环至甲醇转化反应器，而将 一些汽油范围的烯烃（相对于C₂-C₄烯烃）转化成为烷烃。该再循环达 到至少两个目的：其控制第一反应区域的绝热温度升高，并且还将C₅⁺烯烃转化成为高辛烷值的C₅⁺支链烷烃和C₇⁺芳烃。

与甲醇进料的量相比，被再循环回到甲醇转化反应器的所分离的 含有C₄⁺烯烃的汽油沸程组分的量可以相对高。在一个实施方式中，该 循环物流（其含有一部分C₅⁺烯烃）的总量是甲醇转化反应器的总进料 的至少50%、或至少60%、或至少70%。在另一个实施方式中，循环 物流构成甲醇转化反应器的总进料的约20至95重量%、或约40至90 重量%、或约50至75重量%。

在一个实施方式中，所述甲醇转化催化剂使进料中约90%至约 95%、或99.9%的甲醇和二甲醚转化。因此，在某些实施方式中，该方 法以固定的部分甲醇转化率进行，并且可以通过添加适当的硬件（例 如蒸馏塔）而将未转化的甲醇再循环。在可选的实施方式中，甲醇转 化率在约80%至约99.9%之间、或者约90%至95%之间。

在具有部分甲醇转化率的某些实施方式中，与以100%甲醇转化率 进行的方法相比，这种部分转化减少了第一反应区域（即第一甲醇转 化阶段）的放热。此外，以部分甲醇转化条件进行时，甲醇转化的产 物具有较高水平的烯烃和较低水平的芳烃和烷烃，其再次减少了放热。

在一个实施方式中，形成精制烃的方法还包括在与甲醇转化催化 剂反应后，从中间组合物中分离C₂^-气体和水。例如该分离可以发生于 三相沉降器装置中。在从中间组合物中分离C₂^-气体和水之后，可以将 含有具有至少两个碳原子的烯烃的液体烃产物导向低聚催化剂。该液 体烃物流含有大部分（例如，高于90重量%，或高于99重量%）甲醇 转化产物。由于产物主要为液相，不需要压缩机进一步处理来自甲醇 转化的溶解烯烃产物。

在一个实施方式中，所述甲醇转化催化剂选自ZSM-5和ZSM-11 催化剂。在另一个实施方式中，所述甲醇转化催化剂是ZSM-5催化剂。

在一个实施方式中，所述低聚催化剂是选择性二聚催化剂和/或选 择性馏分油催化剂。所述选择性二聚催化剂可以选自ZSM-5、ZSM-57、 ZSM-22、ZSM-48和ZSM-12催化剂。在一个实施方式中，所述选择性 二聚催化剂是ZSM-5催化剂。选择性馏分油催化剂可以选自MCM-22、 沸石β催化剂、FAU和ZSM-12催化剂。在一个实施方式中，所述选 择性二聚催化剂是MCM-22族催化剂。MCM（Mobil催化材料）型催 化剂在本领域也是已知的，并且可以从例如ExxonMobil Catalyst Technologies LLC（Baytown，TX）（埃克森美孚催化剂技术有限责任 公司，贝敦，得克萨斯州）获得。例如，美国专利7,198,711、5,639,931、 5,296,428、5,1460,29和美国公开专利申请2006/0194998中描述了MCM 型催化剂，包括合成的细节。在此将各个这些参考文献的全部内容并 入作为参考。

在一个实施方式中，将甲醇转化催化剂保持在第一容器中，所述 第一容器被保持在温度为约300℃至约450℃，压力为约100至约 400psia。含有甲醇转化催化剂的容器可以是固定床绝热反应器。

在一个实施方式中，将低聚催化剂保持在第二容器中，所述第二 容器被保持在温度为约150℃至约300℃，压力为约600至约2000psia。 含有低聚催化剂的容器可以是固定床绝热反应器。或者，含有低聚催 化剂的容器可以是等温管式反应器。

本发明的另一方面提供了用于形成精制烃的系统，该系统包括进 料和第一反应容器，所述进料包括甲醇、二甲醚或其混合物，所述第 一反应容器含有与所述进料流体连通的甲醇转化催化剂，其被保持在 合适条件下以产生包括具有至少两个碳原子的烯烃的中间组合物。甲 醇转化是在标准反应容器30中进行。催化剂活性、选择性和稳定性相 对不依赖于使反应适合在简单的绝热固定床反应器中进行的温度。这 种反应器包括气缸，其具有支撑网，从而防止固体离开进口和出口。 在反应器底部深度为约6英寸至3英尺处，在支撑网的顶部通常放置 有直径为1至100mm的惰性球（例如氧化铝球）。在球的顶部注入0.25 至3mm的挤出物。反应为100%气相，因此进料和催化剂的分散没有 问题。

将来自甲醇转化反应器的流出物保持在全反应压力（例如，50psig） 下，并且将其冷却至接近室温以最大限度地冷凝。流出物冷凝为三相： 液态水、液态烃和气体。将三相分离的简单方法是使冷凝产物进入保 持在接近室温和50psig下的巨大柱形罐50中。将容器大小定制为容纳 反应器产物1至10小时。预期可以使用较大的或较小的容器。产物很 容易分离成为位于容器顶部的气体、位于容器中部的密度接近0.65g/cc 的液态烃相、和位于容器底部的1g/cc的水相。使用管道和泵保持容器 中的水和烃相的水平为稳定状态。利用容器的压力将气相推出，离开 容器50顶部的管道60。通过连续排出产物气体从而保持容器中的压力。

使用任意液体泵将烃液体泵至低聚所需的反应压力（例如， 1000psig）。将所加压的液体加热至反应温度（例如240℃），并且将 其进料至低聚反应器70。该系统还包括第二反应容器或低聚反应器， 其含有与离开第一反应容器的中间组合物流体连通的低聚催化剂，第 二反应容器被保持在合适的条件下，以产生汽油沸程组分和馏分油沸 程组分。催化剂活性、选择性和稳定性是烯烃低聚反应器中的温度的 函数，优选等温操作。因此优选的反应器设计是管式反应器。优选的 反应器包括多个直管，所述直管直径为1至3英寸并被包装在两个管 网之间的柱状壳体内。在Brown等人的标题为“Reactor Temperature Control（反应器温度控制）”的未决的美国专利申请11/140,853中更 详细地公开了该反应器，所述公开的全部内容被并入本文作为参考。 0.5至3mm的催化剂挤出物被注入管中。水/蒸汽穿过壳体循环从而除 去反应热。将反应器流出物减压至100至600psig之间，以进料给一系 列蒸馏塔，所述蒸馏塔将产物分离成为C3-、C4+汽油和C10+馏分油产 物。部分C4+汽油被再循环20。

所述系统还包括上述分离组件50，所述分离组件50与第二反应 容器流体连通，以分离离开第二反应容器的汽油沸程组分和馏分油沸 程组分。所述分离组件可以包括与第一反应容器和第二反应容器流体 连通的三相沉降器装置。

以下给出本发明的进一步示例性的实施方式，其为了描述的目的， 并不是为了限制的目的。

图1中显示了示例性的甲醇至汽油和馏分油转化系统和方法 （500）。将含有227单位甲醇的进料物流（10）添加到含有700单位 C₄+汽油产物的再循环物流（20），所述再循环物流被再循环到甲醇转 化反应器（30）。在该具体实施方式中，将各自含有ZSM-5催化剂的 三个甲醇转化反应器保持在50psig和400℃。第四甲醇转化反应器用于 催化剂再生，其并不被置于线上。将正在进行再生的转化反应器保持 在20psig和约510℃。利用热交换器或其它合适的硬件（未显示）将原 料预热至330℃至370℃之间。反应放热使反应器温度提高约30℃。在 开始循环时，将进料预热至330℃，并且调节WHSV（重时空速），以 实现约99%的甲醇转化率。在运行过程中，提高进料预热温度，并且 降低进料WHSV，从而保持稳定的99%的甲醇转化率。

用热交换器（未显示）或其它合适的器件，将全部反应器产物（40） 冷却至接近40℃，并且将压力保持在50psig。大部分产物是在汽油产 物组合物中占优势的C₄+异链烷烃和芳烃。由于再循环汽油构成反应器 的大部分进料，并且大部分所述组合物在甲醇转化条件下没有活性， 所以大部分产物是未转化的汽油原料分子。大量汽油范围产物足以溶 解相对少量来自甲醇转化的C₃-产物。将反应器产物（40）进料到三相 沉降器装置（50）。反应器产物分为三相-水（80）、液态烃（60）和 C₂-气体（90）。在这些条件下，液态烃（60）含有＞95重量%的甲醇 转化产物。由于产物主要处于液相，不需要压缩机进一步处理来自甲 醇转化的溶解的烯烃产物。

用进料泵（未显示）或其它合适的装置将离开三相沉降器装置的 液态烃相物流（60）泵至1000psig，并使其通过低聚反应器（70），所 述低聚反应器（70）以约200℃的起始循环温度和接近300℃的终循环 温度运行。低聚反应器本身（即第二反应容器）被保持在约1000psig 和200-300℃，且如下所述取决于尤其是所需的馏分油（优选喷气燃料） 的芳烃含量含有MCM-22催化剂和/或ZSM-5催化剂。调节低聚反应器 以保持85至95%之间的稳定的C₄-烯烃转化率。

由于大部分未反应的汽油范围分子的巨大再循环物流（20）限制 绝热温度升高，可以使用简单的固定床反应器。或者，可以使用等温 管式反应器。

将低聚反应器产物物流（100）进料至被保持在合适的条件下的第 一蒸馏器或蒸馏塔（110），从而分离主要为汽油沸程的塔顶馏出物组 分（包括10%的烯烃）（120）和C₁₀+馏分油沸程组分（130）。汽油 沸程组分被分为两个物流：第一物流（20）被再循环回到甲醇转化反 应，第二物流（140）构成第二蒸馏器或蒸馏塔（150）的进料。第二 蒸馏器被保持在合适的条件下以从C₄+汽油组分（170）中分离相对少 量的C₄-顶部馏出物组分（160）。可以将汽油产物（170）在1,2,4三 甲苯和均四甲苯之间分馏，从而控制所产生的汽油的均四甲苯含量。

如上所述，所述低聚催化剂可以是选择性二聚催化剂（例如 ZSM-5）和/或选择性馏分油催化剂（例如MCM-22）或两种类型催化 剂的混合物。选择性二聚催化剂选择性将烯烃低聚，而不将进料中的 芳烃烷基化（60）。选择性馏分油催化剂将烯烃和芳烃都低聚。可以 调节选择性二聚催化剂（例如ZSM-5）和选择性馏分油催化剂（例如 MCM-22）的比例，从而控制产物馏分油的芳烃含量。如果较大量地使 用选择性二聚催化剂，该方法产生更多汽油。在含有低聚催化剂的容 器中使用选择性馏分油催化剂可以促进向单环多甲基芳烃添加支链， 使分子的沸程从汽油沸程转变为馏分油沸程。因此，如果使用选择性 馏分油催化剂，该方法产生更多馏分油和更少汽油。

催化剂

虽然以上描述了ZSM-5和MCM-22催化剂，但本申请的方法和系 统不限于此。在本发明的方法中可以使用包括以下所述催化剂的其它 催化剂作为甲醇转化催化剂和/或低聚催化剂。所述甲醇转化催化剂和 所述低聚催化剂可以相同或不同。

如全部内容被并入本文作为参考的美国专利7,361,798中所公开 的，由国际沸石协会的结构委员会根据IUPAC委员会的沸石命名规则 将沸石分类。骨架类型说明了构成骨架的四面体配位的原子的布局和 连结性，并且概括了这些材料的特定性质。沸石骨架类型图集（Atlas of Zeolite Framework Types）第五版、埃尔塞韦尔（Elsevier）、伦敦、英 国（2001）中描述了已确定结构的分子筛并赋予其三字母代码，本文 将该文献的全部内容并入作为参考。

本发明的方法和系统中所包括的铝硅酸盐沸石催化剂的实例包括 但不限于ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、 ZSM-48、ZSM-50、ZSM-57和丝光沸石、MCM-22、MCM-36、MCM-49、 MCM-56、MCM-65、MCM-68、MCM-71和ITQ-13。

在一个实施方式中，所述催化剂是ZSM型催化剂。ZSM（Zeolite  Socony Mobil）催化剂在本领域是已知的并且可以从市场获得或合成。 市售ZSM型催化剂可以从例如Zeolyst International Corporation（Valley  Forge,PA）（分子筛催化剂国际公司，福吉谷，宾夕法尼亚州）、BASF  Catalysts LLC（Iselin,NJ）（巴斯夫催化剂有限责任公司，伊泽林，新 泽西州）、Sud-Chemie Incorporated（Louisville,KY）（德国南方化 学公司，路易斯维尔，肯塔基州）并优选从ExxonMobil Catalyst  Technologies LLC（Baytown,TX）（埃克森美孚催化剂技术有限责任 公司，贝敦，得克萨斯州）获得。例如，美国专利5,367,100、4,845,063、 4,872,968、4,076,842、4,046,859、4,035,430、4,021,331、4,016,245、 3,972,983、3,965,205、3,832,449、3,709,979、3,702,886、3,303,069和 Re.28,341概括描述了ZSM催化剂，包括其合成细节。在此将这些专 利的全部内容并入作为参考。

在另一个实施方式中，所述甲醇转化催化剂和/或低聚催化剂选自 ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48、 ZSM-50、ZSM-57催化剂。

在又一另外的实施方式中，所述甲醇转化催化剂和/或低聚催化剂 是MCM（Mobil催化材料）型催化剂。MCM催化剂在本领域也是已 知的，并且可以从例如ExxonMobil Catalyst Technologies LLC（Baytown, TX）（埃克森美孚催化剂技术有限责任公司，贝敦，得克萨斯州）获 得。例如美国专利7,198,711、5,639,931、5,296,428和5,146,029与美 国公布的专利申请2006/0194998中描述了MCM型催化剂，包括其合 成细节。在此将这些参考文献的全部内容并入作为参考。

在又一个实施方式中，所述甲醇转化催化剂和/或低聚催化剂是沸 石β催化剂。沸石β催化剂在本领域是已知的，并且可以从ExxonMobil Catalyst Technologies LLC(Baytown,TX)（埃克森美孚催化剂技术有 限责任公司，贝敦，得克萨斯州）获得。例如，美国专利5,457,078、 5,232,579和5,710,085与美国公布的专利申请2008/0261803中描述了 沸石β催化剂，包括其合成细节。在此将这些参考文献的全部内容并 入作为参考。

在另一个实施方式中，所述甲醇转化催化剂和/或低聚催化剂是 FAU型催化剂。FAU型催化剂在本领域是已知的，并且可以从 ExxonMobil Catalyst Technologies LLC(B aytown,TX)（埃克森美孚催 化剂技术有限责任公司，贝敦，得克萨斯州）获得。例如，美国专利 5,536,483、6,221,324、6,350,428和美国公布的专利申请2008/0161619 中描述了FAU型催化剂，包括其合成细节。在此将这些参考文献的全 部内容并入作为参考。

在又一另外的实施方式中，所述甲醇转化催化剂和/或低聚催化剂 选自MCM-22、MCM-36、MCM-49、MCM-56、MCM-65、MCM-68 和MCM-71催化剂。

在一个可选的实施方式中，所述甲醇转化催化剂和/或低聚催化剂 是ITQ型催化剂。例如，美国专利7,449,169、7,081,556、6,709,572和 6,469,226以及公布的美国专利申请2008/0021253中描述了ITQ型催化 剂，包括其合成细节。在此将这些参考文献的全部内容并入作为参考。

在另一个实施方式中，所述ITQ型催化剂是ITQ-13。ITQ-13的结 构是10×10×9元环。ITQ-13的孔径是4.8×5.3A、4.8×5.1A、4.0×4.8A （9元环）。

可以用其它分子筛催化剂作为甲醇转化催化剂和/或低聚催化剂。 这些催化剂包括R.Szostak在分子筛手册（Handbook of Molecular  Sieves）,范·诺斯特兰德·瑞因霍德，纽约，纽约州（Van Nostrand  Reinhold，New York，N.Y.）（1992）中所描述的催化剂，在此将该文 献的全部内容并入作为参考。

美国专利6,673,978中公开了其它合适的催化剂，尤其是甲醇转化 催化剂，在此将该专利的全部内容并入作为参考。这些催化剂包括例 如Si/Al2比小于0.65且平均孔径为3.5埃至4.2埃的硅磷酸铝（SAPO） 分子筛催化剂。可以用碱金属离子（IA族）、碱土金属离子（IIA族）、 稀土金属离子（IIIB族）和IVB、VB、VIB、VIIB、VIIIB和IB族的 其它过渡金属阳离子取代SAPO催化剂。

甲醇至烯烃反应条件

如上所述，本文所公开主题的实施方式包括在合适的条件下将甲 醇、二甲醚或其混合物引入到甲醇转化催化剂以产生轻质C₂+烯烃组合 物的步骤。该过程被称为MTO（甲醇至烯烃）反应。

MTO反应条件在本领域是已知的。例如，美国专利6,673,978公 开了MTO反应条件。在一个实施方式中，甲醇和二甲醚进料的重时空 速（WHSV）为约0.1hr^-1至约500hr^-1、或者约0.5hr^-1至约100hr^-1、或 者约1hr^-1至约10hr^-1、或者约2hr^-1至约5hr^-1。

在一个实施方式中，含有甲醇转化催化剂的反应容器的温度为约 250℃至约600℃、或者约300℃至约500℃、或者约330℃至约430℃ （例如约380℃）。在另一个实施方式中，含有甲醇转化催化剂的反应 容器的反应压力为约5psig至约500psig、或者约10psig至约200psig、 或者约25psig至约75psig（例如，50psig）。

烯烃至汽油/馏分油反应条件

本文所公开的某些方法还包括使轻质C₂+烯烃与低聚催化剂接触 并转化成为汽油和馏分油的步骤。该方法被称为MOGD或MOG/D （Mobil烯烃至汽油/馏分油）反应。

MOGD反应条件在本领域是已知的。例如，全部内容被并入本文 作为参考的美国专利4,720,600公开了MOGD反应条件。在一个实施 方式中，含有低聚催化剂的反应容器的烯烃进料的WHSV为约0.1至 约4hr^-1、或者约0.3至约3hr^-1、或者约0.5至约2.0hr^-1、或者约0.6至 约1.0hr^-1。

在一个实施方式中，含有低聚催化剂的反应容器的温度为约100℃ 至约350℃、或者约150℃至约350℃、或者约200℃至约300℃（例如 约240℃）。在另一个实施方式中，含有低聚催化剂的反应容器的反应 压力为约500psig至约3000psig、或者约600psig至约2500psig、或者 约800psig至约1500psig（例如1000psig）。在又一另外的实施方式中， 将反应温度提高，从而保持原料中的丙烯和丁烯的转化率为85-95%。 催化剂随时间推移而失活。升高反应温度弥补了催化剂活性的降低。

本发明不限于本文所述的具体实施方式的范围。实际上，从上述 说明和附图中，除本文所描述的内容外的本发明的各种修改对于本领 域的普通技术人员来说是显而易见的。这样的修改应当旨在落入所附 权利要求的范围内。

还应当理解的是，所有的值是近似值，是为了说明而给出。

本申请全文引用了专利、专利申请、出版物、产品说明和方案， 为了所有目的将其中每一个的公开的全部内容并入本文作为参考。