可替代的甲醇制烯烃(MTO)工艺

发明领域

本发明涉及将包含含氧化合物如甲醇和/或二甲醚的原料转化为优选具有低芳烃含量、更优选基本上不含芳烃和乙烯(C2＝)但具有高的高级烯烃C3＝-C8＝，尤其是(C4＝-C8＝)含量的烯烃流，以及任选地随后通过低聚和氢化将烯烃流转化成包含沸点在喷气燃料范围内的烃的烃流，特别是可持续航空燃料(SAF)。

发明背景

目前，用于将含氧化合物如甲醇转化为烯烃(MTO)的工艺能够生产乙烯和丙烯作为主要烯烃产品，目的是用作塑料生产的原料。当高级烃类是期望产品时，例如在甲醇制汽油(MTG)工艺中，通常形成约30％的芳烃。然而，当生产在喷气燃料范围内沸腾的烃类，特别是可持续航空燃料(SAF)时，当前要求不允许在烯烃流进料中存在芳烃。

由于社会对全球气候变化的担忧以及由此给航空业带来的政治压力，预计未来几十年SAF市场将大幅增长。目前，少量生物催化和热催化工艺已被ASTM批准能够生产SAF。因此，使用任何SAF作为航空涡轮燃料的前提条件是ASTM认证。到目前为止，只有少量生产SAF或合成链烷烃煤油(SPK)燃料的方法通过了ASTM国际(ASTM)方法D7566批准以高达50％的水平掺入喷气燃料。因此，一个重要的一般要求是，SAF的合成部分(50vol％)必须几乎不含芳烃，而最终SAF共混物可以含有高达26.5vol％的芳烃。

到目前为止，预计能够生产相关量的SAF的唯一工艺是基于生物质衍生的费托(FT)合成，然后对FT产品进行多步骤和成本密集型精炼，对喷气燃料具有适度的最终选择性。本发明使用公知的甲醇制烯烃(MTO)工艺作为更具吸引力的途径，以更高的选择性获得烯烃。虽然甲醇可以从许多初级资源(包括生物质和废物)中生产，但预计在风能和太阳能发电成本较低的时候，例如申请人的WO 2019/020513中公开的所谓的e-甲醇的生产将是一种可能的可持续前端解决方案。目前，甲醇转化为喷气燃料的拟议工艺布局是多步骤工艺，至少由MTO、低聚和氢化组成，这些都是经过验证的技术，但由于高循环流和各个步骤非常不同的工艺条件，组合起来似乎不是很有效。

生产SAF的潜在原料通常分类为(a)油基原料，如植物油、废油、海藻油和热解油；(b)固体基原料，如木质纤维素生物质(包括木制品、林业废弃物和农业废弃物)和城市废弃物(有机部分)；或(c)气体基原料，例如沼气和合成气(synthesis gas、syngas)。合成气、醇类、糖类和生物油类可以通过各种合成(发酵或催化过程)进一步提质为喷气燃料。

目前不存在可行的一步催化剂/工艺允许将包含含氧化合物如甲醇的原料直接转化为在喷气燃料范围内沸腾的烃，即喷气燃料，至少不能以合理的产率转化。为了从甲醇开始生产喷气燃料，通常使用三步工艺，包括：a)甲醇制烯烃(MTO)，b)烯烃的低聚，以及c)长链烯烃的氢化。20世纪70年代末和80年代初就已经设想了将甲醇转化为汽油或柴油烃产品的常规方法。因此，US 4,021,502、US 4,211,640、US 4,22,7992、US 4,433,185、US 4,456,779公开了基于经典MTO工艺条件的工艺布局，即高温(例如约500℃)和中等压力(例如约1-3巴)，以获得甲醇到烯烃的有效转化。然而，在这些条件下，会产生大量的芳香族烃(芳烃)，例如烯烃流中产生10-30wt％或10-35wt％的芳烃，需要将其分离，并且必须冷却和处理相对较大体积的MTO产物流出物，以分离出不具有反应性的C2-轻质气体流，乙烯除外，其反应程度很小。必须将剩余的烯烃流加压至低聚(OLI)反应器的基本上更高的压力。

因此，从20世纪90年代初开始，所谓的美孚烯烃制汽油馏分油(MOGD)工艺专利(如US 5,177,279)试图解决这些问题，并通过进一步整合MTO和低聚工艺来提高整体运行效率，并通过在MTO和OLI反应器之间分割甲醇流来降低投资成本。甲醇进料的分割有两个优点：第一，在相同的甲醇总转化率下减小MTO反应器的尺寸，第二，在MTO反应器的高温条件下，只有一半的甲醇被处理，从而减少了芳烃和C2含量。

US 9,957,449公开了一种通过具有3至8个碳的可再生烯烃的低聚来生产喷气燃料范围内的烃类的方法。

US 8,524,970公开了一种生产质量更好的柴油(即具有更高十六烷值的柴油)的方法，包括将含氧化合物转化为烯烃、烯烃低聚和随后的氢化。

申请人的US 20190176136公开了在大气压(约1巴)和400℃下进行的工艺步骤中使用ZSM-23沸石作为甲醇转化为烯烃的催化剂，从而产生芳烃含量低于5wt％的烃流。

Yarulina等人在ChemCatChem 8(2016)3057–3063中公开了使用Ca改性的ZSM-5进行甲醇制烯烃转化的用途，目的是实现高丙烯选择性，其中该方法在1巴和500℃的高温下进行。所得烯烃流显示未形成芳烃，并且对轻质烯烃(C2＝-C3＝)具有高选择性，而对高级烯烃(C4＝-C8＝)具有低选择性。

US 7,482,300公开了一种包括二氧化硅/氧化铝摩尔比为110或更小或至少70的ZSM-48晶体的组合物，其不含非ZSM-48籽晶并且不含ZSM-50。该组合物用于催化脱蜡。

US 2017/0121237 A1公开了一种将包含含氧化合物原料转化为汽油和馏分油的工艺，其中甲醇转化催化剂选自多种不同的沸石，包括ZSM-48，并在压力为15至90psig和温度高于450℃的条件下进行。

US 4,476,338公开了一种在中等温度和大气压下将甲醇和/或二甲醚转化为包含作为主要馏分的轻质烯烃的烯烃的工艺，包括使进料与指代为ZSM-48的氧化铝结晶沸石催化剂接触。该引文教导(实施例1-2，表2)使用二氧化硅/氧化铝比(SAR)高于110，更具体地113或180的ZSM-48，其中甲醇在大气压和370℃的中等温度下通过沸石催化剂转化。芳烃产量很大，在10-12wt％范围内。

WO2018/071905A1公开了从生物基醇高产率地将C2-C8烯烃转化为喷气燃料和/或柴油燃料。

US 4613719 A公开了在将低级烯烃转化为用作液体燃料的高级烃的方法中使烯烃低聚。

在上述US 5,177,279中，公开了两种可能的一般工艺布局：(1)MTO和OLI/MOGD反应器串联的的经典两步工艺，和(2)三步工艺，包括中间的“烯烃相互转化”(MOI)的反应器，其将低级烯烃(C2＝-C3＝)转化为高级烯烃(C5＝-C9＝)，从而将高级(重质)烯烃的量从25-35wt％增加到35-70wt％。后一种工艺设计提供了更大的灵活性，当汽油是所需产品时，仅使用两个反应器(MTO+MOI)，而当馏出物是优选产品时则使用所有三个反应器。

发明内容

如本文所用，“MTO”(甲醇制烯烃)是指含氧化合物如甲醇到烯烃的转化。

如本文所用，“OLI”是指低聚。

如本文所用，“Hydro”指氢化。

如本文所用，“Hydro/OLI”是指包括氢化和低聚的单个组合步骤。

如本文所用，“MTJ”是指甲醇制喷气燃料，可与术语“整体方法”或“整体方法和设备”互换，后者是指结合MTO、OLI和Hydro的方法/设备，从而将包含含氧化合物(如甲醇)的原料转化为喷气燃料。

如本文所用，术语“喷气燃料”和“在喷气燃料范围内沸腾的烃类”可互换使用，其含义为在大气压力下在约130-300℃范围内沸腾的C8-C16烃类的混合物。

如本文所用，“SAF”是指符合ASTM D7566和ASTM D4054的可持续航空燃料或航空涡轮燃料。

如本文所用，术语“甲醇”和“二甲醚”分别与术语MeOH和DME互换使用。“MeOH/DME”是指MeOH和/或DME。

如本文所用，“烯烃流”是指富含烯烃的烃流，其包含高级和低级烯烃，以及任选的芳烃、链烷烃、异链烷烃和环烷烃，其中高级和低级烯烃的合并含量为至少25wt％，例如30wt％或50wt％。

如本文所用，术语“高级烯烃”是指具有三(3)个或更多个碳的烯烃(C3+烯烃)，特别是C3-C8烯烃(C3＝-C8＝)，包括具有四(4)个或更多个碳的烯烃(C4+烯烃)，特别是C4-C8烯烃。

如本文所用，术语“低级烯烃”是指具有两个碳的烯烃，即乙烯(C2烯烃或同义的C2＝或乙烯)。

如本文所用，术语“高含量的高级烯烃”是指在烯烃流中高级烯烃与低级烯烃的重量比高于1，适当地高于10，例如20-90，例如70-80。相反，术语“低含量的高级烯烃”是指在烯烃流中高级烯烃与低级烯烃的重量比为10或更低，例如1或更低。

如本文所用，术语“对高级烯烃的选择性”是指高级烯烃与低级烯烃的重量比。“对高级烯烃的高选择性”或“对高级烯烃的更高选择性”是指更高级烯烃与更低级烯烃的重量比高于1，合适地高于10。

如本文所用，术语“C2轻质馏分”是指C2＝和C1-2烃类。

如本文所用，术语“低级烃类”是指C1-2(例如，甲烷、乙烷)，任选地还是C2＝。该术语也可以与术语“轻质链烷烃”互换使用。

如本文所用，术语“基本上不含乙烯”或“不含乙烯”是指1wt％或更低。

如本文所用，术语“实质上不含芳烃”、“基本上不含芳烃”、“不含芳烃”或“低芳烃”是指小于5wt％，例如1wt％或甚至小于1wt％。芳烃包括苯(B)、甲苯(T)、二甲苯(X)和乙苯。

如本文所用，术语“含氧化合物的部分转化”或“部分转化含氧化合物”是指含氧化合物转化率为20-80％，例如40-80％或50-70％。

如本文所用，术语“含氧化合物的完全转化”或“完全转化含氧化合物”是指含氧化合物的转化率高于80％，例如90％或100％。

如本文所用，术语“大量的甲醇转化”与术语“含氧化合物的完全转化”可互换使用，其中含氧化合物是甲醇。

如本文所用，术语“包含沸石的催化剂”和“沸石催化剂”可互换使用。

如本文所用，术语“二氧化硅/氧化铝比(SAR)”是指SiO

如本文所用，术语“大量的链烷烃”是指在烯烃流中为5-20wt％，例如10-15wt％。

本发明的目的是提供一种用于将含氧化合物如甲醇转化为烯烃(MTO)的方法和设备，其能够生产更有效作为低聚用进料的烯烃流，特别是具有低芳烃含量，高高级烯烃含量的烯烃流(用于低聚的烯烃)，合适地还不含乙烯并且任选地具有大量的异链烷烃。

本发明的另一个目的是提供一种低聚用烯烃进料，同时仍保持含氧化合物的完全转化。

本发明解决了这些和其他目的。

在第一方面，本发明是一种用于生产烯烃流的方法，包括使包含含氧化合物的原料流通过在含氧化合物转化中具有活性的催化剂，从而形成烯烃流，所述方法包括以下步骤：使包含含氧化合物的原料流通过包括单个反应器或多个反应器的第一反应器组来部分或完全转化所述含氧化合物；和通过包括单个反应器或多个反应器的第二反应器组来进一步转化所述含氧化合物；以及通过在所述第一反应器组和所述第二反应器组之间的相分离阶段形成烯烃流。

应当理解，第一反应器组用于使包含含氧化合物的原料从中通过，从而提供含氧化合物的部分或完全转化，而第二反应器组用于使原料或其一部分在含氧化合物部分或完全转化并通过分离阶段之后从中通过。

因此，可以同时处理包含一种或多种含氧化合物的大量原料，并且可以在两个反应器组中使用较低的温度，这提高了催化剂的寿命转化能力并且还由于较少的裂化而提高了对高级烯烃的选择性。

本发明的方法完全不同于现有技术，例如上述US 5177179 A1，其中未反应的新鲜甲醇进料在MTO之前被分流，而不是将全部原料(例如甲醇进料)添加到MTO。MTO反应在任何沸石催化剂上的选择性和产率高度依赖于转化率水平，尤其是在接近100％转化率时。因此，实际上，与本发明中的第一步骤中的部分转化和产物流与未反应的甲醇的完全转化相比，如在US 5177179A1中，非常不同的是将甲醇进料分流并在完全转化的第一个MTO步骤中仅反应部分甲醇，然后将所得产物与例如另一半未反应的新鲜甲醇混合。

在一个实施方案中，根据本发明的第一方面，所述第一反应器组中的多个反应器相互并联布置。

应当理解，术语“相互”是指在反应器组的反应器之间，例如在第一反应器组的反应器之间并联布置。

在根据本发明第一方面的实施方案中，全部原料流通过第一反应器组，即原料流基本上没有分流。

如本文所用，术语“全部原料”是指至少90wt％的原料。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，该方法还包括：

-使包含含氧化合物的原料流在用于使含氧化合物部分转化(例如40-80％，例如60-70％转化率)的条件下通过第一反应器组，从而形成包含未转化的含氧化合物和C2-C8烯烃，特别是C3-C8烯烃的粗烯烃流；例如该粗烯烃流可包含水、甲醇和C2-C8烯烃，特别是C3-C8烯烃；

-使所述粗烯烃流通过所述分离阶段，以生产：

第一烯烃流，其富含低级烯烃；

分离的含氧化合物流，其包含未转化的含氧化合物；例如分离的含氧化合物流可包含水和甲醇；

第二烯烃流，其富含高级烯烃；

-将第一烯烃流与包含未转化的含氧化合物的分离的含氧化合物流合并，从而形成包含低级烯烃和未转化的含氧化合物的合并流；

-使所得的包含低级烯烃和未转化的含氧化合物的合并流在使未转化的含氧化合物和低级烯烃完全转化(例如85％、90％、95％或更高)为富含高级烯烃的第三烯烃流的条件下通过第二反应器组(例如送至第二反应器组的第一反应器)；

-将第二烯烃流(其可被视为第二反应器组的旁路流)与第三烯烃流合并，从而形成所述烯烃流，其优选富含高级烯烃且基本上不含芳烃。

例如，烯烃流，即烯烃产物流，含有少于1wt％的芳烃。烯烃流也适当地不含乙烯，例如小于1wt％乙烯，同时含有大量异链烷烃，例如10-15wt％。

从而实现了操作上的增加的灵活性，特别是在处理大量的原料流时，不需要例如如US 5,177,279那样在进入用于转化含氧化合物的第一反应器之前先将原料流分流，并将其送至单独的烯烃相互转化反应器(olefin interconversion reactor)。此外，所有反应器组中的温度都可以显著降低到500℃以下，例如降至250-350℃，但仍能实现完全转化，例如含氧化合物的转化率高达100％。此外，进一步降低温度也会增加催化剂寿命。此外，该方法使得能够以提高的灵活性处理各种包含含氧化合物的原料(包括可再生原料中的脂肪酸)或源自一种或多种生物来源的含氧化合物，以及在两组不同的反应器中处理任选的不同类型的催化剂。

在一个实施方案中，该方法还包括将包含低级烯烃的烯烃流，优选为包含C2-C3烯烃的烯烃流，更优选C3-烯烃流作为共进料添加至第一和/或第二反应器组。因此，在一个实施方案中，该方法包括将一部分烯烃流再循环至第一和/或第二反应器组，所述一部分烯烃流优选是包含C2-C3烯烃的烯烃流，更优选C3-烯烃流，其从所述烯烃流中取出，即来自第二反应器组的烯烃产物流。烯烃流的一部分例如再循环至所述包含低级烯烃和未转化的含氧化合物的合并流，并将其进料至第二反应器组。烯烃流的一部分例如再循环至包含含氧化合物的原料流，其进料至第一反应器组。

换句话说，该方法还包括将一部分烯烃流再循环到原料流中，并将其用作额外的进料流，即作为共进料，并且其可能包括再循环轻质链烷烃(包括甲烷)充当稀释剂，并减少绝热温度升高，例如通过与包含含氧化合物的原料流合并。从而可以进一步降低含氧化合物转化的操作温度，从而提高选择性和催化剂寿命。

烯烃流中高级烯烃的浓度进一步增加，同时还充分利用了不太需要的低级烯烃以转化成高级烯烃。该方法中高级烯烃的任何不希望的裂化通过将此类裂化的产物即C2-C3烯烃再循环回进料来控制。此外，该再循环还适当地包含轻质链烷烃和任选地还包含异链烷烃，进一步对原料流提供稀释作用，从而能够更好地控制转化为烯烃期间的放热。

共进料流，即再循环流，是进入第一反应器组的原料流例如甲醇进流的体积量的1至20倍，例如2至10倍。

在一个具体的实施方案中，再循环流包含0.5-10％或1-10％摩尔的丙烯，并且进料中甲醇的浓度为10vol.％。

特别是，现已发现：

-共进料低级(轻质)烯烃，例如C3烯烃，能够在较低温度下引发MTO。因此，温度有可能被进一步降低，例如350、340、320或300℃，或在绝热条件下，甚至更低，280或260或甚至240℃。这带来了进一步减少氢转移的好处，从而减少了链烷烃、异构体和芳香族化合物的产生，同时提供了更高的烯烃链长度，即高级烯烃，以及在总压力(或甲醇分压)方面的更大自由度；例如，可以提高压力，这可能是有利的，尤其是在MTO反应器中更高的通量和设备尺寸的减小。

-此外，令人惊奇地发现，与没有共进料时(即通过使用纯甲醇进料，例如在第一个反应器组中)相比，提供共进料时催化剂寿命也显著增加。

应当理解，术语“催化剂寿命”或“催化剂寿命”不仅包括催化剂的总寿命(循环次数)，还包括每个循环期间(即循环时间)的寿命。术语“循环时间”，也称为“循环长度”，是催化剂表现出适当催化活性的时间长度，通常以运转时数(HOS)来测量。从工艺的角度来看，这是非常有益的，因为C2-C3烯烃的再循环流也使得能够更容易地控制MTO的放热。

进入第二反应器组的进料是包含低级烯烃(例如C2-C3烯烃)和未转化的含氧化合物的合并流。因此，本发明提供了将这种共进料(包含C2-C3烯烃的流)固有地添加到第二反应器组(其中需要完全转化)。因此，与MTO(例如第一反应器组)中共进料包含C2-C3烯烃的流(合适地是C3-烯烃流(丙烯))相关的益处已经在本发明的方法中与第二反应器组的进料相关联地固有。仍可提供额外的C2-C3烯烃，例如通过提供所述一部分烯烃流的再循环。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，第一反应器组由2-4个反应器组成，例如3个反应器，第二反应器组由1-3个反应器组成，例如2个反应器。

在第一和第二反应器组中，反应器优选相互并联布置。在处理大量原料流的大型MTO设备中，通常会并行运行多个反应器，例如五(5)个反应器。通过本发明，可以用例如由三个反应器组成的第一反应器组和由两个反应器组成的第二反应器组来代替并联的5个反应器。因此，可以通过以例如仅70％的转化率操作前三个反应器，然后在与前三个串联布置的两个反应器中将未转化的含氧化合物(例如甲醇)和C2-C3烯烃一起进一步转化为100％，从而以完全转化运行。同样，所有五个反应器的温度都降低了，但实现了完全转化。通过使一个反应器可以停止运行进行再生，灵活性也得到了提高。

应当理解，第一反应器组和第二反应器组串联布置。

由该方法产生的烯烃流可能含有高级烯烃和/或低级烯烃，以及高含量和/或低含量的芳烃。工艺条件如压力和温度适于获得例如基本上不含芳烃且具有低含量的高级烯烃的烯烃流，或基本上不含芳烃且具有高含量的高级烯烃的烯烃流，还适当地不含乙烯并且任选地具有显著量的异链烷烃。下面的矩阵表显示了各种可能性：

因此，烯烃流可包含低级芳烃以及低级和高级烯烃。烯烃流还可以包含高级芳烃以及低级和高级烯烃。

包含例如高含量芳烃，例如多于10-20wt％的芳烃的烯烃流仍然是合适的低聚进料，因为喷气燃料中的最终混合物可能含有芳烃和/或这些芳烃也可能在随后的低聚和氢化步骤中转化为喷气燃料。

在一个实施方案中，催化剂包含具有选自MFI、MEL、SZR、SVR、ITH、IMF、TUN、FER、EUO、MSE、*MRE、MWW、TON、MTT、AFO、AEL及其组合的结构的沸石，优选具有10环孔结构(即由10个氧限定的孔周长)的骨架的沸石，例如具有选自TON、MTT、MFI、*MRE、MEL、AFO、AEL、EUO、FER及其组合的结构的沸石。

这三个字母的结构类型代码由国际沸石协会结构委员会在“沸石骨架类型图集”中指定和维护，该图集位于http://www.iza-structure.org/databases/或者例如也如Ch.Baerlocher,L.B.McCusker和D.H.Olson在2007年第六次修订版的”沸石骨架类型图集(Atlas ofZeolite Framework Types)”中所定义。

可以理解，术语“温度”是指等温过程中的MTO反应温度，或绝热过程中MTO的入口温度。

催化剂可以通过将沸石与粘合剂结合，然后将催化剂制成颗粒来形成。颗粒可以任选地用磷酸试剂处理，以产生磷组分在经处理的催化剂的0.5wt％至15wt％之间的沸石。粘合剂用于赋予催化剂硬度和强度。粘合剂包括氧化铝、磷酸铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、氧化锆、二氧化钛和这些金属氧化物的组合，以及其他耐火氧化物，以及粘土，如蒙脱土、高岭土、坡缕石、蒙脱石和凹凸棒石。优选的粘合剂是铝基粘合剂，例如氧化铝、磷酸铝、二氧化硅-氧化铝和粘土。

在一个实施方案中，该方法在1-60巴的压力和125-700℃的温度下进行。这些条件进一步规定了实现上述关于芳烃和烯烃含量的可能性范围的工艺要求。特别地，更高的温度导致较高含量的低级烯烃。

应当理解，诸如上述压力和温度的工艺条件适用于第一和第二反应器组。

在一个实施方案中，该方法在包含具有10环孔结构的骨架的沸石的催化剂上进行，其中所述10环孔结构包含：(a)一维(1-D)孔结构，例如*MRE，例如EU-2；和/或(b)三维(3-D)孔结构，例如MFI，例如用碱土金属改性的MFI，例如Ca/Mg改性的ZSM-5，特别是Ca改性的ZSM-5；压力为1-50巴，温度为150-600℃。

应当理解，术语“EU-2”可以与术语“ZSM-48”互换使用。

1-D孔结构是指含有基本上平行于晶体的一个轴的非交叉孔的沸石。孔优选延伸穿过沸石晶体。3-D孔结构是指含有基本上平行于晶体的所有三个轴的交叉孔的沸石。孔优选延伸穿过沸石晶体。

如本文所用，术语“Ca/Mg-改性的ZSM-5”是指用Ca和/或Mg改性的ZSM-5。

沸石催化剂可以通过本领域的标准方法制备。例如通过离子交换(例如固态离子交换)；或通过湿浸渍，例如初始湿浸渍或任何其他合适的浸渍，将Ca和/或Mg以1-10wt.％，例如2、4或6wt.％的浓度负载在可商购的ZSM-5沸石中。例如，用粘合剂/基质浸渍最终催化剂，例如催化剂中在包含氧化铝组分的基质/粘合剂(例如二氧化硅-氧化铝基质粘合剂)中包含高达30-90wt％沸石(例如50-80wt％沸石)。

还应理解，为了本申请的目的，术语“粘合剂”也称为“基质粘合剂”或“基质/粘合剂”或“粘合剂/基质”。

这使得能够获得具有低芳烃含量并且还包含低级和高级烯烃的烯烃流：

特别是在较高温度下，将形成低级烯烃，即对低级烯烃具有更高选择性。

在其一个特定的实施方案中，该催化剂包含具有(a)1-D孔结构和/或(b)3-D孔结构的沸石，压力为1-50巴例如2-20巴，并且温度为500-550℃。这导致低含量芳烃和低含量的高级烯烃：

在其另一个特定的实施方案中，催化剂包含具有(a)1-D孔结构和/或(b)3-D孔结构的沸石，压力为1-50巴，例如2-20巴或5-10巴，温度为150-480℃，例如150-350℃、200-300℃或250-350℃。在另一个实施方案中，压力为2-30巴，例如2-20巴或5-10巴，并且温度为340-400℃，例如340-385℃或360-380℃。这导致低含量芳烃和高含量的高级烯烃：

已经发现，尽管温度相对较低，即150-480℃的反应温度，但催化剂不仅在抑制芳烃的形成方面具有活性，而且还提供对高级烯烃的高选择性以及对含氧化合物进料的完全转化。

在另一个特定的实施方案中，其中催化剂包含具有10环孔结构的骨架的沸石，其中所述10环孔结构包含三维(3-D)孔结构，例如MFI，例如Ca/Mg改性的ZSM-5，特别是Ca改性的ZSM-5，且温度在340-400℃范围内，观察到高级烯烃的显著增加以及芳烃含量的急剧下降，同时仍然完全转化含氧化合物，例如甲醇。

因此，根据这些特定实施方案的上述特征组合，即沸石类型、压力和温度的特定组合，使得能够生产烯烃流，该烯烃流是用于进一步转化为喷气燃料，特别是根据ASTM如上定义的SAF的理想低聚进料。

虽然合适的低聚进料可能含有一些芳烃，例如10-20wt％的芳烃，以及高级和低级烯烃，但理想的低聚进料基本不含芳烃且由高级烯烃组成，并且优选包含尽可能少的C2轻质馏分。烯烃流可以例如包含至少20wt％的C4-C8烯烃，例如高于30wt％的C4-C8烯烃或高于40wt％的C4-C8烯烃和低于10wt％的芳烃，例如少于5wt％的芳烃。温度越低，高级烯烃的含量越高，因此高级烯烃与低级烯烃的比率也越高，即对高级烯烃的选择性越高。因此，低聚进料符合上述ASTM要求，其规定50％SAF共混部分几乎不含芳烃，更具体地说，芳烃含量限制在低于0.5wt％。尤其由于更少的再循环和更高的低聚产率，烯烃流可以通过低聚和氢化在更有效的整个方法中转化为这样的喷气燃料。换句话说，高级烯烃和对芳烃的低选择性简化了分离步骤并提高了喷气燃料的总产率。

通过使用2-20巴，特别是5-10巴的适度高压，现在可以进一步将选择性转向高级烯烃。即已经发现，虽然较高的压力增加高级烯烃与低级烯烃的比率，即对高级烯烃的较高选择性，但较高的压力也可能降低烯烃的总产率(即含氧化合物进料向烯烃的转化率较低)，并且还提高实现完全转化所需的温度，这又会产生不太理想的裂化反应的风险。在5-10巴的压力范围内，现在可以获得对高级烯烃的更高选择性，而无需将温度提高到较高水平以实现完全转化，从而也减少了裂化反应的发生。

同时，将温度降低到例如250℃或300℃或350℃或360℃，尽管这原则上意味着含氧化合物(例如甲醇)转化率的降低，但是实际上大大有助于该过程。不受任何理论的约束，据信例如EU-2或ZSM-23或Ca/Mg-ZSM-5的低酸强度抑制了芳烃的形成。然而，低酸强度意味着较高的温度对于实现合理的甲醇转化是必要的，并且这种温度升高也会导致如上所述的烯烃裂化率增加，从而抵消增加压力的影响。因此，通过本发明并且与现有技术相比，可以增加压力，并且降低温度，从而仍然可以保持显著的甲醇转化率，同时实现基本上不含芳烃并且具有高含量的高级烯烃的烯烃流。

在另一个实施方案中，第一反应器组和/或第二反应器组中的反应器在2-30巴，例如5-15巴，和150-480℃，例如150-350℃或200-300℃下操作。

在一个实施方案中，沸石具有1-D孔结构并且是*MRE(ZSM-48)、MTT(ZSM-23)、TON(ZSM-22)或它们的组合中的任一种；并且任选地具有高达110的二氧化硅/氧化铝比(SAR)，例如具有高达110的SAR的ZSM-48；该方法在1-25巴(如1-15巴)的压力和240-360℃(如300-360℃)的温度下进行。

在另一个特定的实施方案中，第一反应器和第二反应器组使用包含具有一维(1-D)孔结构的沸石的催化剂，其是*MRE(ZSM-48)、MTT(ZSM-23)、TON(ZSM-22)或它们的组合中的任一种，如上所述。合适地，第一和第二反应器组使用相同的催化剂。

在另一个特定的实施方案中，第一反应器组和第二反应器组中的反应器在1-25巴，例如1-15巴，和260-360℃，例如300-360℃，例如320℃或340℃下操作。

在一个实施方案中，沸石具有高达240的二氧化硅/氧化铝比(SAR)。在一个特定的实施方案中，沸石具有高达110，例如高达100的SAR。在另一个特定的实施方案中，沸石的SAR高于10，例如15或20，或30、40、50、60、70、80、90、100。

在另一个具体实施方案中，其中催化剂包含具有如上所述的1-D孔结构的沸石，压力为2-25巴，例如2、5、10或12或17或20或22巴。已经发现，虽然较高的压力(高于25巴)增加了高级烯烃与低级烯烃的比率，即对高级烯烃的更高选择性，但较高的压力也可能降低烯烃的总产率(即含氧化合物进料向烯烃的转化率较低)，并且还增加了实现完全转化所需的温度，这又产生发生不太期望的裂化反应的风险。在上述压力范围内，例如2-10巴、5-10巴、1-15巴或更宽泛地1-25巴，现在可以获得对高级烯烃的更高选择性，而不需要将温度升高到高水平以实现完全转化，从而也减少了裂化反应的发生。此外，乙烯的形成被抑制，芳烃的形成也被抑制。因此，烯烃流包含高级烯烃C3-C8以及异链烷烃。特别地，在比大气压更高的压力下进行该方法具有使一定量的稀释剂能够作为放热反应的“热沉”的效果。

在一个实施方案中，将例如进入第一反应器组的原料流与稀释剂(即惰性稀释剂，如氮气或二氧化碳)或轻质链烷烃(如甲烷合并，从而降低转化为烯烃中的放热性，当催化剂布置为固定床时，这是特别优选的。例如，当原料流是甲醇时，用例如氮气将其稀释，使得原料中的甲醇浓度为2-20vol％，优选5-10vol％。

应当理解，原料中的甲醇浓度越低，保持高甲醇转化率所需的压力越高，因为甲醇分压(P

该范围的较高端的压力，例如15巴、20巴或25巴，能够与随后的Hydro/OLI的压力更好地匹配，从而显著地节省压缩能量，这也将在下文进一步解释。因此，本发明还提供了一种方法，通过该方法，现在可以使MTO的压力与随后的Hydro/OLI的压力紧密匹配，同时仍然保持高转化率和烯烃流(烯烃产品)，这对于随后的低聚和/或Hydro/OLI是理想的。

现在还发现，在根据本发明一个实施方案的MTO的低温下，其中特别地采用了1-D沸石如ZSM-48，在360℃或更低的温度下，进料(例如甲醇)的分压(P

例如，MTO在400℃下操作，P

因此，P

因此，通过本发明(其中特别地采用了1-D沸石如ZSM-48)，在360℃或更低的温度下，例如在350℃或更低的温度下，如340℃或320℃或300℃下，芳香族含量相对于P

尽管使用了相对较低的温度，即反应温度为240-360℃，但催化剂(包括*MRE(ZSM-48)、MTT(ZSM-23)、TON(ZSM-22)或它们的组合中的任一种)不仅在抑制芳烃的形成方面具有活性，而且在提供对高级烯烃C3＝-C8＝的高选择性、无乙烯形成、任选显著的异链烷烃形成和完全转化方面也具有活性，同时也显示出延长的催化剂寿命。

例如，已经发现，当在所述低温下应用时，ZSM-48将甲醇转化为烯烃流，这对于进一步低聚成喷气燃料，特别是根据ASTM如上所定义的的SAF是理想的。产品基本上不含乙烯和芳烃(这被认为是不需要的)，而C3-C8烯烃的产率为70-80％，加上10-15％的异链烷烃，这一事实使该产品成为进一步低聚成SAF的理想进料。

与根据US 4,476,338的现有技术相比，其中MTO在SAR为113或180且温度为370℃的ZSM-48上进行(其中的实施例1和2)，在本发明中，当MTO在360℃或更低的温度下使用例如SAR较低的ZSM-8(可含有一些，例如1wt％的杂质))进行时，总烯烃(例如，C2-C8烯烃)的产量较高；乙烯产量较低，例如乙烯含量现在低于1wt％；芳烃产量较低，例如芳烃化合物的含量现在低于1wt％；以及任选地异链烷烃产量较高，例如现在为10-15wt％。此外，催化剂的寿命增加，如下所述。

将使用例如SAR高达110的ZSM-48和较低温度(300-360℃)的组合操作含氧化合物转化带来了至少三种高度有益的效果：

a)对乙烯和芳烃的选择性在任一种情况下都降低到低于1wt％。

b)可形成大量可用于该方法的异链烷烃。异链烷烃以及C3-C8烯烃也可以进行低聚，使得以某种方式，可以形成作为期望产物的异链烷烃，而不是形成不想要的乙烯和芳烃作为副产物。可任选地将异链烷烃分离以用于烷基化以增加辛烷值，然后将其掺入汽油池中，或简单地用作烯烃流的一部分用于下游低聚。

c)由于较低的适用温度，催化剂的总寿命(循环次数)因较低的脱铝速率(受反应期间产生的高温和水蒸气的组合影响)的作用而增加。此外，催化剂的寿命(在每个循环期间，即循环时间)显著增加，这在不受任何理论约束的情况下，可能是由于较少的氢转移反应而导致的对芳烃的较低选择性的影响。就总寿命(循环次数)和循环时间而言，高催化剂寿命对于实现其在实际商业应用中的使用非常重要。

为了本申请的目的，术语“催化剂寿命”和“催化剂寿命期”可互换使用。

此外，如果催化剂中包含粘合剂，这与商业应用相关，本发明还将使期望的产品(例如，C3-C8烯烃)的产率更高，因为不会发生或有限地发生MeOH/DME裂化成甲烷。

因此，当如上所述使用包含具有1-D孔结构的沸石的催化剂进行MTO时，本发明的特征协同合作以获得一种优越的方法，该方法在商业上可应用于将含氧化合物转化为烯烃，从而用于随后的下游步骤，例如低聚。

在一个特定的实施方案中，重时空速(WHSV)为0.5-12h

特别是当例如使用包含具有3-D孔结构的沸石(例如Ca-ZSM-5)的催化剂以较高的WHSV值(例如在6-10h

在根据本发明的第一方面的实施方案中，催化剂被布置为固定床。

在根据本发明第一方面的实施方案中，原料包含衍生自选自甘油三酯、脂肪酸、树脂酸、酮、醛或醇或醚的一种或多种含氧化合物，其中所述含氧化合物源自生物源、气化过程、热解过程、费-托合成或基于甲醇的合成中的一种或多种。在一个具体实施方案中，所述一种或多种含氧化合物是加氢处理的含氧化合物。“加氢处理的含氧化合物”是指衍生自加氢处理步骤(如加氢处理和加氢裂化)的含氧化合物，如酯和脂肪酸。

在根据本发明第一方面的实施方案中，含氧化合物选自甲醇(MeOH)、二甲醚(DME)或它们的组合。这些是特别有利的含氧化合物原料，因为它们可广泛购得。DME比甲醇更具反应性，因此能够在较低温度下运行MTO步骤，从而提高对高级烯烃的选择性。此外，与甲醇相比，DME的转化仅释放一半量的水(蒸汽)，从而降低了由于沸石催化剂的蒸汽脱铝而导致的(不可逆)失活速率。

适当地，从MTO中产生的烯烃流中除去水，因为在进行下游低聚时水的存在可能是不希望的。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，甲醇由通过使用来自可再生能源如风能或太阳能的电力制备的合成气制成，例如eMethanol

在一个具体的实施方案中，本发明的方法进一步包括，在使包含含氧化合物的原料流通过在含氧化合物转化中具有活性的催化剂之前(其中包含含氧化合物的原料是甲醇流，即甲醇进料流)，通过甲醇合成气的甲醇合成来生产所述甲醇进料流，其中甲醇合成气通过烃进料例如天然气的蒸汽重整，和/或至少部分地通过水和/或蒸汽的电解来产生。

因此，在另一特定实施方案中，甲醇进料流由甲醇合成气产生，所述甲醇合成气通过结合使用碱性或PEM电解单元中的水电解或固体氧化物电解池(SOEC)单元中的蒸汽而产生，由此产生氢气流，以及在SOEC单元中使用富含CO

甲醇合成气，如本领域中公知的，是主要包含氢气和一氧化碳的混合物，其专门用于甲醇合成，即通过具有模数M＝(H

因此，提供了一种用于生成甲醇进料流(即，甲醇合成气)的可替代的高度可持续的前端解决方案，由此仅利用电解来生成甲醇合成气并由此生成甲醇。

因此，应当理解，如本文所用，术语“工艺”也可包括甲醇进料流的先前(前端)生产，如上文所述。

在根据本发明第一方面的实施方案中，该方法在氢存在下进行。氢气通过至少略微降低催化剂的失活速率来提高甲醇转化率，从而也增加催化剂寿命。然而，在进行该过程时，没有添加氢气，因为这会带来一些烯烃氢化的风险，从而降低烯烃产率。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，该方法还包括：

-从烯烃流中分离异链烷烃流。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，该方法还包括：

使至少一部分烯烃流，例如在分离所述异链烷烃流之后，通过低聚催化剂进行低聚步骤，并且任选地随后进行分离步骤，从而产生低聚流；

使至少一部分低聚流通过氢化催化剂进行氢化步骤，并任选地随后进行分离步骤，从而产生包含在喷气燃料范围内沸腾的烃的烃流。

异链烷烃以及C3-C8烯烃也可以进行低聚。因此，本发明以某种方式使得异链烷烃现在能够作为期望产物提供，而不是以不需要的芳烃作为副产物，可任选地将异链烷烃分离以用作烷基化进料，以增加任选地也在该工艺中产生的汽油的辛烷值。提供异链烷烃流分离步骤还增加了选择低聚步骤中使用的沸石结构的灵活性。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，全部烯烃流通过低聚步骤。如本文所用，术语“全部烯烃流”是指该流的至少90wt％。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，将烯烃流，例如在分离所述异链烷烃流之后的全部烯烃流，直接送入低聚步骤，即烯烃流与低聚步骤或低聚和氢化的组合步骤直接流体连通，如下文进一步说明的。因此，在进入低聚步骤之前没有对烯烃流进行分馏，从而进一步简化了工艺和设备。

低聚步骤优选通过常规方法进行，包括使用低聚催化剂，例如固体磷酸(“SPA”)、离子交换树脂或沸石催化剂，例如常规*MRE、BEA、FAU、MTT、TON、MFI和MTW催化剂，压力为30-100巴，例如50-100巴，并且温度为100-350℃。来自低聚反应的产物随后可在分离步骤(例如，蒸馏)中分离，从而提取较轻质的烃流(例如，石脑油，其包含C5-C7烃类)和低聚流(其包含C8+烃类)。

氢化步骤优选通过常规方法进行，包括在氢气存在下，在60-70巴的压力和50-350℃的温度下使用加氢处理或加氢催化剂，例如包含一种或多种金属的催化剂，例如Pd、Rh、Ru、Pt、Ir、Re、Co、Mo、Ni、W或它们的组合。低聚流的C8+烃类因此被饱和以形成相应的链烷烃。这些可随后在分离步骤(例如蒸馏步骤)中分离，由此取出在柴油范围内沸腾的任何烃类，从而与在喷气燃料范围内沸腾的烃类(即喷气燃料)分离。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，全部低聚流通过氢化步骤。如本文所用，术语“全部低聚流”是指该流的至少90wt％。

在特定实施方案中，包含在喷气燃料范围内沸腾的烃类的烃流是SAF，即符合ASTMD7566和ASTM D4054的可持续航空燃料。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，低聚步骤和氢化步骤在单个加氢低聚步骤(Hydro-OLI)中组合，例如通过在单个反应器中组合这些步骤。换言之，通过使烯烃流的至少一部分通过组合在单个加氢低聚步骤中的低聚步骤和氢化步骤，并且任选地随后进行分离步骤，从而产生包含在喷气燃料范围内沸腾的所述烃类的烃流。这使得方法/设备布局更加简单。

如本文所用，术语“单个加氢低聚步骤”或更一般的“单个步骤”或“单个阶段”是指其中流不被取出的工艺工段。通常，单个阶段不包括用于增加压力的的设备，例如压缩机。

低聚步骤是二聚，也任选地是三聚，即通过在适合于二聚和/或三聚的条件下进行低聚。因此，单个反应器优选在相对低的压力下运行，例如15-60巴，例如20-40巴。低聚反应在每个低聚步骤中都非常放热，产生的热量要少得多，因为只有二聚，任选地还有三聚，而不是更高级的低聚，例如四聚或甚至五聚。产生的较低热量有利于接近平衡，即烯烃的高转化率。

通常，低聚步骤将烯烃转化为主要为二聚体、三聚体和四聚体或甚至五聚体的混合物；例如，C6烯烃将产生包含C12、C18、C24产物以及可能还包含高级烃类的混合物。通过在适合于二聚，任选地也适合于三聚的条件下进行低聚步骤，获得了高级烯烃(C3-C8烯烃，包括C4-C8烯烃)向喷气燃料相关烃类(即C8-C16)的更具选择性和更直接的转化。二聚和任选的三聚步骤包括使用比常规低聚工艺更低的压力，从而也降低了压缩要求，这转化为更高的能量效率(由于更低的压缩能量)以及降低的成本，例如降低了低聚反应器和附属设备的成本，以及由于不太需要分离在常规OLI反应器中形成的C16+烯烃而降低的操作成本。因此，可以调整Hydro/OLI的压力以更好地匹配先前含氧化合物转化步骤的压力。

此外，代替在OLI步骤中使用诸如蒸馏以分离石脑油的专用分离和在氢化步骤中用于从喷气燃料中分离柴油的另一专用分离，仅需要一个后续的分离阶段(如果有的话)。由此获得了更简单的低聚和氢化工艺，因此也获得了更简单的整体方法和设备。

氢化或H

加氢低聚步骤是通过在氢气存在下，使烯烃流在包含氢化金属(例如选自Pd、Rh、Ru、Pt、Ir、Re、Co、Cu、Mo、Ni、W及其组合的氢化金属)的催化剂上反应来进行，优选地压力为15-60巴(例如20-40巴)且温度为50-350℃(例如100-250℃)。在特定实施方案中，催化剂包含具有选自MFI、MEL、SZR、SVR、ITH、IMF、TUN、FER、EUO、MSE、*MRE、MWW、TON、MTT、FAU、AFO、AEL及它们的组合的结构的沸石，优选具有10环孔结构(即由10个氧限定的孔周长)的骨架的沸石，例如具有选自TON、MTT、MFI、*MRE、MEL、AFO、AEL、EUO、FER及它们的组合的结构的沸石。由于沸石孔的空间受限，这些沸石特别适合，从而使得二聚优于较大分子。任选地，重时空速(WHSV)为0.5-6h

对应于在二聚(任选地还有三聚)的条件下操作的较低压力特别地为15-30巴，例如20-40巴。这也明显低于低聚中通常使用的压力，该压力通常在50-100巴的范围内。

本发明有目的地使用导致温和氢化的条件。特别合适的催化剂是包含NiW(例如，硫化物NiW(NiWS))或Ni(例如负载在具有FAU或MTT结构的沸石(例如Y沸石或ZSM-23)上的Ni)的催化剂。对低聚和氢化有活性的催化剂可以例如在包含氧化铝组分的基质/粘合剂中含有高达50-80wt％的沸石。然后可以通过浸渍在催化剂上掺入氢化金属。选择氢化金属以提供适度的活性，从而通过在低聚发生时主要氢化正在形成的二聚体来更好地控制低聚步骤的放热，从而中断高级低聚物的形成。

因此，本发明不具有用于进行低聚和随后氢化的单独的反应器和伴随的分离单元，每个反应器和分离单元都各自具有其自己的催化剂，而是本发明能够在单个加氢低聚步骤中使用更少的设备，例如一个单个反应器、一种类型的催化剂，任选地在下游的单个分离阶段用于获得喷气燃料。从而实现了将含氧化合物(例如甲醇)转化为喷气燃料(特别是SAF)的更有效和更简单的整体方法和设备。

在根据本发明第一方面的一个实施方案中，从包含在喷气燃料范围内沸腾的烃类的所述烃流中取出包含由裂化的C9-C16烃类产生的C8烃类的流，并将其添加到其他工艺中。例如，根据本发明第一方面的方法与炼油设备(或方法)，特别是生物炼油设备配合，并且在用于生产所述炼油设备的汽油的单独工艺中将包含C8烃类的流添加到汽油池中。任选地，从所述包含在喷气燃料范围内沸腾的烃类的烃流中取出由裂化的C9-C16烃类产生的C8-烃类的流，并将其作为另外的进料流用于(再循环到)低聚步骤或单个加氢低聚步骤。

在第二方面，本发明涉及一种用于从包含含氧化合物的原料生产烯烃流的设备，所述设备是含氧化合物的转化工段，例如MTO工段，包括：

第一反应器组，包括单个反应器或优选相互并联布置的多个反应器，用于部分或完全转化含氧化合物；

以及与第一反应器组串联布置的第二反应器组，所述第二反应器组包括单个反应器或优选相互并联布置的多个反应器，用于进一步转化含氧化合物，以及

相分离工段，其布置在第一反应器组和第二反应器组之间，用于由此形成烯烃流，

其中

-所述第一反应器组包括单个反应器或优选相互并联布置的多个反应器，适于接收所述包含含氧化合物的原料并用于部分或完全转化所述含氧化合物，从而形成包含未转化的含氧化合物和C2-C8烯烃的粗烯烃流；

-相分离工段，特别包括三相分离器，并布置在第一反应器组下游，所述相分离工段适于接收所述粗烯烃流并形成：第一烯烃流，其富含低级烯烃，特别是C2-C3烯烃；包含未转化的含氧化合物的分离的含氧化合物流，例如分离的含氧化合物流可包含水和甲醇；第二烯烃流，其富含高级烯烃，特别是C3-C8烯烃，包括C4-C8烯烃；

-混合装置，例如混合单元，用于将第一烯烃流与包含未转化的含氧化合物的分离的含氧化合物流合并，从而形成包含低级烯烃，特别是C2-C3烯烃和未转化的含氧化合物的合并流；

-第二反应器组，包括单个反应器或优选相互并联布置的多个反应器，并布置在所述相分离工段的下游，适于接收所述合并流，从而形成富含高级烯烃，特别是C3-C8烯烃，包括C4-C8烯烃的第三烯烃流；

-混合装置，例如混合单元，用于将第二烯烃流(其可视为第二反应器组的旁路流)与第三烯烃流合并，从而形成所述烯烃流。

结合上述任何混合装置，优选在其中布置压缩机，例如布置在混合装置下游，以用于将合并流的压力升高至下游单元的压力，例如第二反应器组的压力，或烯烃流的任选的下游低聚和氢化所需的压力。

根据本发明的第一方面的任何实施方案和相关益处可以与本发明的第二方面一起使用，反之亦然。

附图的简要说明

唯一的图是简化图，其显示根据本发明的一个实施方案，将含氧化合物转化为烯烃和任选地进一步转化为喷气燃料。

详细说明

参考该图，显示了含氧化合物转化工段200，例如MTO工段，以及任选的(虚线)低聚和氢化工段300，以进一步转化为喷气燃料。包含含氧化合物如甲醇和/或DME的原料流100通过第一反应器组200’(例如并联布置的三个反应器)，从而实现甲醇50-70％的转化率，并产生包含水、甲醇和烯烃(例如C2-C8烯烃)的粗烯烃流105。粗烯烃流105在三相分离器200”中进行分离，从而产生富含低级烯烃，特别是C2-C3烯烃或主要是C2烯烃(乙烯)的第一烯烃流105a、包含未转化的含氧化合物(未转化的甲醇)的分离的含氧化合物流105b和富含高级烯烃的第二烯烃流105c，特别是C3-C8烯烃，包括C4-C8烯烃。将第一烯烃流105a与包含未转化的含氧化合物的分离的含氧化合物流105b合并，从而形成包含低级烯烃，特别是C2-C3烯烃或主要是乙烯和未转化的含氧化合物的合并流105d。该合并流被加压并进料到布置在下游的第二反应器组200”’中，该反应器组例如可以包括两个并联布置的反应器，从而实现例如85％或90％或更高的完全转化率。由此，第一反应器组200’和第二反应器组200”’串联布置。产生富含高级烯烃，特别是C3-C8烯烃(包括C4-C8烯烃)的第三烯烃流105e。最后，将第二烯烃流105c(旁路流)与第三烯烃流105e合并，从而形成可能已被加压的所述烯烃流106。通过MTO工段200的上述布置，第一组和第二组的反应器可以在低温下运行，例如250-350℃或260-360℃，这改善了所用催化剂的寿命转化能力，并且由于较少的裂化还改善了对高级烯烃的选择性。所得烯烃流106在适当地去除其水含量之后，任选地在下游低聚和氢化工段300(其例如在单个反应器中合并成单个加氢低聚步骤)中进一步转化(如虚线所示)，由此产生包含在喷气燃料范围(C8-C16)内沸腾的烃类的烃流112，特别是SAF。