Способ получения ароматических углеводородов

Представлен способ получения ароматических углеводородов с применением оксигената в качестве исходного материала. Используют: реакцию с участием оксигената в одном реакторе ароматизации, получение и разделение продукта реакции ароматизации на сепарационной установке А, в которой осуществляют охлаждение, промывку щелочью и/или водой, получение потока газообразных углеводородов X и потока жидких углеводородов Y; получение неароматических углеводородов X1 после удаления газа и/или части оксигената на сепарационной установке В, в которой осуществляется короткоцикловая безнагревная адсорбция, ректификация (разгонка) и/или адсорбция; получение Х2, содержащего неароматические углеводороды, и потока Х3, содержащего ароматические углеводороды, после удаления газа, части оксигената из потока Х на сепарационной установке В, на которой осуществляется короткоцикловая безнагревная адсорбция, ректификация и/или адсорбция, реакцией в другом реакторе ароматизации и разделением на сепарационной установке А, в которой происходит охлаждение, промывка щелочью и/или промывка водой; получение смешанного потока M ароматических углеводородов с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее и потока N остальных углеводородов непрецизионной ректификацией, объединенного потоком Y и потоком Х3, содержащего ароматические углеводороды, на сепарационной установке С. Разделение потока N на сепарационной установке D, на которой осуществляется одна операция из ректификации и экстракционной ректификации, и получение потока K, содержащего неароматические углеводороды, потока C8 ароматических углеводородов J и потока С9+ ароматических углеводородов L. Возврат к оксигенату потока X1, содержащего поток Х2, содержащего неароматические углеводороды, потока смешанных углеводородов М, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и/или части или целого потока K, содержащего неароматические углеводороды, возврат в реактор ароматизации одного из углеводородных потоков: потока X1 и потока Х2, потока М, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и/или части или целого потока K. Технический результат - предоставление способа, обеспечивающего высокий выход ароматических углеводородов и малое потребление энергии. 11 з.п. ф-лы, 10 ил., 10 пр.

 

Область, к которой относится изобретение

Изобретение относится к способу получения ароматических углеводородов из кислородсодержащих соединений в качестве исходного.

Уровень техники

Ароматические углеводороды (из которых бензол, метилбензол (т.е. толуол) и диметилбензол (т.е. ксилол) обозначаются как В, Т и X, соответственно, а совместно они обозначаются ВТХ) представляют собой важный основной материал в органической химии. Около 90% ароматических углеводородов во всем мире получают методом каталитического риформинга (бензиновых фракций) нефти в качестве исходного и из газолина, побочного продукта парового крекинга. Только 10% общего количества ароматических углеводородов получают из угля. По мере уменьшения запасов нефти и, следовательно, высокой ее стоимости, энергетика и химическая промышленность, использующие нефть в качестве основного исходного материала, сталкиваются с беспрецедентными серьезными трудностями.

С развитием промышленности на основе природного газа и сланцевого газа в Северной Америке и на Среднем Востоке большое количество легких углеводородов получают в качестве побочных продуктов. Легкий углеводород, получаемый в качестве побочного продукта из сланцевого газа, замещает честь нафты в исходном материале для парового крекинга, и поэтому имеется тенденция превратить исходные для парового крекинга в легкую фракцию. В будущем можно будет наблюдать снижение производства ароматических углеводородов из побочных продуктов каталитического крекинга, что приведет к уменьшению количества ароматических углеводородов во все мире. Поэтому разработка новых технологий с применением оксигенатов, включающих метанол, в качестве исходного для частичного замещения нефти для получения ароматических углеводородов имеет большой потенциал.

В патенте США №US 3931731 представлен способ получения газолина из метанола в качестве исходного. Хотя в газолине присутствует значительное количество ароматических углеводородов, основной целью процесса является получение жидкого топлива-газолина с высоким октановым числом, содержащего также большое количество изопарафиновых компонентов с высоким октановым числом. Техническую проблему методов получения газолина из оксигената(-ов) в качестве исходного(-ых) составляет низкий общий выход ароматических углеводородов.

В патенте КНР №CN 101244969 B сообщается об установке для ароматизации C1-C12 углеводородов или метанола и регенерации катализатора. Этот способ не имеет отношения к конверсии неуглеводородных соединений в продукт реакции, к конкретным методам реакций или разделения. Добавляемое количество неуглеводородных соединений относительно мало. Более того, получение большого количества неуглеводородных соединений в продукте снижает эффективность ароматизации исходного и повышает стоимость процесса ароматизации.

В патенте КНР №CN 101671226 сообщается о проведении реакции ароматизации смеси метанола и одного или более C1-C12 углеводородов в реакторе. В этом способе учитывается только одноразовое превращение метанола и C1-C12 углеводородов, и он не относится к циклической конверсии неуглеводородных соединений в продукты реакции - ароматические углеводороды. Проблемой этого процесса является низкий выход ароматического углеводорода. Исследования показывают, что температура реакции ароматизации метана составляет примерно 700°C, но степень конверсии метана менее 20%, а выход ароматических углеводородов составляет примерно 10%. Наивысшая температура реакции ароматизации в процессе составляет лишь 650°C. Таким образом, если в состав C1-C12 углеводородов входит метан, обладающий более низкой активностью, его присутствие или его накопление в цикле может понизить эффективность реактора.

В китайском патенте CN 101820919 В описан метод получения диметилбензола из метанола или оксигената (кислородсодержащего соединения). В этом методе В и Т в жидкофазном ароматическом углеводородном продукте выделяются (разделяются) последовательно, один за другим, так же разделяются неароматические углеводороды, содержащие более 6 атомов углерода. В смеси ароматических углеводородов неароматические углеводороды и ароматические углеводороды с одинаковым числом углеродных атомов имеют чрезвычайно близкие температуры кипения, и их очень трудно разделять. Современная техника разделения ароматических углеводородов обычно позволяет выделять неароматические и ароматические углеводороды экстракцией растворителем из потока смеси углеводородов, содержащей легкие ароматические углеводороды бензол, метилбензол и диметилбензол, а затем последовательно разделять (выделять) бензол, метилбензол, диметилбензол и ароматические углеводороды. В методе, раскрываемом в китайском патенте CN 101820919 B, неароматические углеводороды, содержащие не более 6 углеродных атомов, подвергают циклической конверсии в ароматические углеводороды. Однако, неароматические углеводороды, содержащие более 6 углеродных атомов, не подвергаются циклической конверсии в ароматические углеводороды. Поэтому проблемой данного процесса является низкий выход ароматических углеводородов. В китайском патенте №CN 101820919 B показано, что по сравнению с потреблением энергии на утилизацию смеси углеводородов, содержащей В и Т, потребление энергии в процессе отделения ароматических углеводородов, находящихся в жидкой фазе, от неароматических углеводородов будет выше. Кроме того, в указанном методе практически только H2 и CH4 удаляются из газовой фазы. Кислородсодержащие соединения, такие как СО, СО2, формальдегид, муравьиная кислота и уксусная кислота неизбежно получаются в процессе получения ароматических углеводородов из кислородсодержащих соединений (оксигенатов). Эти компоненты нельзя далее превратить в ароматические углеводороды. Если их не удалять, они будут накапливаться в системе и тем самым влиять на эффективность реактора.

В китайском патенте №CN 101607864 B описан метод повышения выхода диметилбензола с помощью добавления бензола или метилбензола в систему для ароматизации оксигенатов. Продукт, образующийся при получении ароматических углеводородов из оксигенатов, помимо ароматических углеводородов содержит большое количество неароматических углеводородов, непрореагировавших оксигенатов и промежуточных продуктов. Эти продукты, не являющиеся ароматическими углеводородами, содержат много различных компонентов. Их выделение или продажа в виде смеси даст относительно малый эффект. Добавление бензола или метилбензола из продуктов реакции или из внешнего источника (вне процесса ароматизации) может повысить выход диметилбензола за счет алкилирования с применением метанола. Однако этот метод требует относительно большого расхода энергии на выделение бензола и метилбензола, соответственно, что неизбежно повысит стоимость получения ароматического углеводорода. Кроме того, в качестве катализатора ароматизации в данном методе применяют модифицированные силанизацией и металлами молекулярные сита. Хотя силанизация повышает зависящую от формы реагентов селективность катализатора, она вызывает блокаду пор и снижение каталитической активности.

В китайской патентной заявке CN 1880288 A описан процесс конверсии метанола и катализатор для получения ароматических углеводородов. В методе получения ароматических углеводородов из метанола, раскрываемом в вышеуказанном патенте, используют два последовательно расположенных реактора с неподвижным слоем катализатора; после того, как реагент, метанол, поступает в первый реактор, первая часть газофазного продукта продолжает поступать во второй реактор; ароматические углеводороды и неароматические углеводороды получают, разделяя жидкофазные продукты из первого и второго реакторов. Процесс получения ароматических углеводородов с применением оксигенатов представляет собой процесс с высокой экзотермией и относительно быстрой дезактивацией вследствие осаждения углерода. В реакторе с неподвижным слоем катализатора затруднен процесс теплообмена и отвода тепла, а также трудно постоянно контролировать температуру. В этом процессе только компоненты газовой фазы в побочных продуктах первого реактора применяются для ароматизации с целью превращения их в ароматические углеводороды. Неароматические углеводороды в качестве побочных продуктов во втором реакторе далее не подвергаются циклической конверсии в ароматические углеводороды. Поэтом технической проблемой данного процесса является низкий общий выход ароматических углеводородов.

В заявке на патент США №US 20100185033 A1 описан метод получения ароматических углеводородов с применением в качестве исходных алифатических спиртов, содержащих от 1 до 10 атомов углерода в молекуле. В качестве катализатора применяли молекулярное сито, содержащее от 0.0001 до 20% La и 0.0001-20% металла М, где М выбран по меньшей мере из одного из элементов: молибдена (Мо), церия (Се) или цезия (Cs), а цеолит выбран из ZSM-5, ZSM-11, ZSM-23, ZSM-48 и ZSM-57. Реакцию проводили в следующих условиях: температура от 250 до 750°C, давление от 0 до 3 МПа, расход сырья от 0.1 до 500 час-1. Способ не включает стадию получения ароматических углеводородов с помощью дополнительной циклической конверсии побочных продуктов, неароматических углеводородов. Поэтому проблемой данного процесса является низкий общий выход ароматических углеводородов.

В патенте США №US 6489528 B2 описан метод получения ароматического углеводорода с применением в качестве исходного метанола или диметилового эфира, а в качестве катализатора применялись молекулярные сита двух типов, причем одним из них является силикоалюминофосфатное молекулярное сито, а другим является молекулярное сито ZSM-5, которое содержит металл Zn и элемент из группы IIIA или группы VIB. В этом патенте не указаны конкретные методы реакции и разделения и не говорится о дальнейшей утилизации неароматических углеводородов, содержащихся в продуктах.

Помимо продукта, включающего ароматические углеводороды, в результате реакции с применением оксигенатов получают побочные продукты, содержащие большое количество неароматических углеводородов, небольшое количество неконвертированных кислородсодержащих веществ (оксигенатов) и другие промежуточные продукты превращения оксигенатов. Это очень затрудняет использование этих компонентов. Экономия от их самостоятельного применения после выделения ничтожна. В качестве топливного газа их эффект также очень мал. Если эти компоненты можно было бы превратить в ароматические углеводороды, общий выход ароматических углеводородов при их получении с применением оксигенатов заметно бы повысился, стоимость производства ароматических углеводородов могла бы уменьшиться, и был бы достигнут значительный экономический эффект.

Имеющиеся в составе ароматических углеводородов легкие ароматические углеводороды - ВТХ - представляют собой наиболее ценные и находящие широкое применение ароматические углеводороды. Среди этих ароматических углеводородов диметилбензол представляет собой продукт, находящий сравнительно широкое применение и являющийся продуктом более высокого технического уровня. Из этих ароматических углеводородов способы непосредственного применения метилбензола очень ограничены. Главным образом метилбензол превращают в диметилбензол, который находит большой спрос и является продуктом более высокого технического уровня, получаемым с помощью селективного диспропорционирования метилбензола или в процессе переалкилирования с применением C9 компонента.

В предыдущем уровне техники сообщалось применение для модификации оксидов неметаллов и оксидов металлов, в особенности оксидов неметаллов. Однако, присутствие этих компонентов может вызвать блокаду пор молекулярных сит, невозможность достичь оптимального эффекта модификации и снижение эффективности катализатора ароматизации.

Суммируя вышеприведенные сведения, можно сказать, что технической проблемой процесса получения ароматических углеводородов с применением оксигенатов в качестве исходных из уровня техники является общий низкий выход ароматических углеводородов и высокая энергоемкость.

Сущность изобретения

Для решения этой технической проблемы в настоящем изобретении предусматривается способ получения ароматических углеводородов с применением оксигената в качестве исходного. Преимуществом этого способа является высокий выход ароматического углеводорода и малое потребление энергии.

Настоящее изобретение относится к способу получения ароматических углеводородов с применением оксигената (кислородсодержащего соединения) в качестве исходного, включающему:

i) реакцию с участием оксигената по меньшей мере в одном реакторе ароматизации и получение продукта реакции ароматизации;

ii) разделение продукта реакции ароматизации в сепарационной установке А и получение потока газообразных углеводородов X и потока жидкофазных углеводородов Y;

iii) получение потока углеводородов X1, содержащего неароматические углеводороды, после удаления газа и/или части оксигената из потока газообразных углеводородов X на сепарационной установке В; или получение потока Х2, содержащего неароматические углеводороды, и потока Х3, содержащего ароматические углеводороды, после удаления газа и/или части оксигената из потока газообразных (газофазных) углеводородов X на сепарационной установке В реакцией в другом реакторе ароматизации и разделением на сепарационной установке А;

iv) получение смешанного потока М ароматических углеводородов с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее и потока N остальных (остаточных) углеводородов непрецизионной ректификацией (грубой разгонкой) объединенного потока жидких углеводородов Y и, необязательно, потока Х3, содержащего ароматические углеводороды, на сепарационной установке С;

v) разделение потока N остаточных углеводородов на сепарационной установке D, получение потока K, содержащего неароматические углеводороды, потока J ароматических углеводородов C8 и потока L ароматических углеводородов ;

vi) возврат для реакции с вышеуказанным оксигенатом одного из углеводородных потоков, потока X1, содержащего неароматические углеводороды, и потока Х2, содержащего неароматические углеводороды, потока смешанных углеводородов M, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и/или части или целого потока K, содержащего неароматические углеводороды, необязательно, с дополнительным потоком углеводородов; или возврат одного из углеводородных потоков, потока X1, содержащего неароматические углеводороды, и потока Х2, содержащего неароматические углеводороды, потока смешанных углеводородов М, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и/или части или целого потока K, содержащего неароматические углеводороды, в реактор ароматизации по п. iii);

vii) необязательно, реакцию потока L ароматических углеводородов по меньшей мере в одном реакторе, выбранном из реактора переалкилирования и реактора де(з)алкилирования, и получение потока L1 ароматических углеводородов C8.

Согласно данному изобретению оксигенат, предпочтительно, выбран по меньшей мере из одного из реагентов: метанола и диметилового эфира. В сепарационной установке А, предпочтительно, осуществляются такие операции, как быстрое охлаждение, промывка щелочью и/или промывка водой и т.п. В сепарационной установке В, предпочтительно, осуществляется по меньшей мере один из методов разделения, такой как короткоцикловая безнагревная адсорбция, ректификация (разгонка) и адсорбция. Сепарационная установка С представляет собой ректификационную установку для непрецизионной ректификации (грубой разгонки), в которой поток жидкофазных углеводородов Y, содержащий неароматические углеводороды и ароматические углеводороды, может разделяться на поток смешанных углеводородов М, содержащий ароматические углеводороды с числом атомов в молекуле 7 или менее, и поток смешанных углеводородов N, содержащий остаточные углеводороды и неароматические углеводороды. Эта операция отличается от разделения с помощью прецизионной ректификации, применяемой для разделения, из уровня техники. Разделение ароматических углеводородов с помощью прецизионной ректификации из уровня техники позволяет полностью отделить неуглеводородные компоненты из потока Y от ароматических углеводородов экстракцией растворителем, а также разделить смесь ароматических углеводородов на бензол, метилбензол, C8 ароматические углеводороды и ароматические углеводороды. В сепарационной установке D, предпочтительно, осуществляется по меньшей мере одна из операций: ректификация и экстракционная ректификация.

Согласно вышеуказанному способу по настоящему изобретению поток жидкофазных углеводородов Y, предпочтительно, разделяют двумя нижеприведенными методами разделения:

1) разделение потока Y, поступающего на сепарационную установку С1, посредством непрецизионной ректификации с образованием потока смешанных углеводородов M1, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 6 или менее и потока углеводородов N1, содержащих более 6 углеродных атомов в молекуле, разделение потока углеводородов N1, поступающего на сепарационную установку D1, с образованием потока ароматических углеводородов C8 и потока ароматических углеводородов , см, например, схему разделения на Фигуре 9;

2) разделение потока Y, поступающего на сепарационную установку С2, посредством непрецизионной ректификации с образованием потока смешанных углеводородов М2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, и потока углеводородов N2, содержащих более 7 углеродных атомов в молекуле, разделение потока углеводородов N2, поступающего на сепарационную установку D2, и получение потока ароматических углеводородов C8 и потока ароматических углеводородов , см, например, схему разделения на Фигуре 10.

Согласно способу по настоящему изобретению часть потока или весь поток, содержащий неароматические углеводороды, и поток оксигената могут вступать в контакт с катализатором для реакции в одном и том же реакторе ароматизации или могут поступать в разные реакторы ароматизации, соответственно. Способ по настоящему изобретению, предпочтительно, включает по меньшей мере один реактор, выбранный из группы, состоящей из реактора переалкилирования и реактора деалкилирования для превращения потока L ароматических углеводородов в диметилбензол; предпочтительно, условия реакции в указанном реакторе переалкилирования следующие: температура от 350 до 550°C, давление от 0.1 до 5.0 МПа, молярное соотношение водород/углеводород от 1:1 до 200:1, объемно-массовая скорость подачи исходного(-ых) материала(-ов) от 0.1 до 15 час-1; условия реакции в указанном реакторе деалкилирования следующие: температура реакции от 300 до 800°C, молярное соотношение водород/углеводород от 0.1 до 200:1 и объемно-массовая скорость углеводородов от 0.5 до 10 час-1.

Если в способе по настоящему изобретению участвует один реактор ароматизации, то осуществление способа по настоящему изобретению включает следующие стадии:

а) контактирование потока 1 оксигената(-ов) с катализатором при температуре от 400 до 550°C, давлении от 0.01 до 2.0 МПа и с объемно-массовой скоростью подачи исходного(-ых) материала(-ов) от 0.1 до 4 час-1 в реакторе ароматизации с образованием потока углеводородов 3;

б) удаление СО2 и части оксигената(-ов) и получение из указанного потока углеводородов 3 на сепарационной установке 1 потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы;

в) удаление газов, таких как неорганические газообразные соединения, включая Н2, СО, СО2, N2 и т.п., СН4 и части оксигената(-ов) из указанного потока газообразных неароматических углеводородов 4 на сепарационной установке 2 и получение потока углеводородов 6;

г) последующее разделение потока жидких (жидкофазных) углеводородов 5, содержащих ароматические углеводороды, в соответствии с одним из четырех нижеприведенных методов и осуществление реакции:

г1) например, см. Фигуру 1, непрецизионная ректификация потока 5 жидких углеводородов, содержащих ароматические углеводороды, на сепарационной установке 3 и получение углеводородного потока 7, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 8, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле более 7, и разделение указанного потока углеводородов 8 на сепарационной установке 4 и получение потока углеводородов 9, потока 10, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 11 ароматических углеводородов , и реакция указанного потока 11 в реакторе деалкилирования с образованием потока 201 ароматических углеводородов С8;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, из потока углеводородов 7 и части или всего потока углеводородов 6, причем указанный поток углеводородов 2 также, необязательно, содержит часть или весь из по меньшей мере одного из потоков, выбранного из потока углеводородов 9 и потока углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы; и возврат указанного потока углеводородов 2 в дальнейшую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1;

г2) см., например, Фигуру 2, непрецизионная ректификация потока жидких углеводородов 5, содержащих ароматические углеводороды, на сепарационном устройстве 3 и получение углеводородного потока 7 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее и углеводородного потока 8 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле более 7, и получение углеводородного потока 9, содержащего неароматические углеводороды, потока 10, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 11, содержащего ароматические углеводороды, из указанного углеводородного потока 8 на сепарационной установке 4;

получение углеводородного потока 15, содержащего диметилбензол, из потока ароматических углеводородов 12 и потока метилбензола 13, поступающего не из реакционно-разделительной системы (извне), в реакторе переалкилирования, причем поток ароматических углеводородов 12 выбран из одного из или всех потоков: потока ароматических углеводородов 11 или из смеси потока ароматических углеводородов 11 и потока ароматических углеводородов 106, поступающего извне (не из реакционно-разделительной системы);

получение потока углеводородов 2 из ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее из потока углеводородов 7 и части или всего потока углеводородов 6, причем указанный поток углеводородов 2 также, необязательно, содержит часть или все по меньшей мере из одного потока, выбранного из потока углеводородов 9 и потока углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы; и возврат указанного потока углеводородов 2 в последующую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1;

г3) см., например, Фигуру 3, непрецизионная ректификация потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, на сепарационной установке 5 и получение углеводородного потока 21, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 6 или менее, и потока углеводородов 22, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле более 6, и получение из указанного потока 22 на сепарационной установке 6 потока углеводородов 23, содержащего неароматические углеводороды, потока метилбензола 24, потока 25, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 26, содержащего ароматические углеводороды;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, из части или целых потоков: потока углеводородов 6 и потока углеводородов 21, причем указанный поток углеводородов 2 также, необязательно, содержит часть или целый поток, выбранный по меньшей мере из потока углеводородов 23 и потока углеводородов 101, поступающего не из реакционно-разделительной системы (извне); и возврат указанного потока углеводородов 2 для последующей реакции с потоком оксигената 1;

г4) см., например, Фигуру 4, непрецизионная ректификация потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, на сепарационной установке 5, получение потока 21 ароматических углеводородов, содержащих 6 или менее углеродных атомов в молекуле, и потока 22 ароматических углеводородов, содержащих более 6 углеродных атомов в молекуле, и получение углеводородного потока 23, содержащего неароматические углеводороды, потока метилбензола 24, потока 25, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 26, содержащего ароматические углеводороды, из указанного потока 22 на сепарационной установке 6;

контактирование потока метилбензола 27 и потока ароматических углеводородов 28 с катализатором в реакторе переалкилирования, получение потока 29, содержащего диметилбензол, причем указанный поток 27 выбран из части или целого поток метилбензола 24 или смешанного потока части или целого потока 24 и потока метилбензола 105, поступающего извне (не из реакционно-разделительной системы), а указанный поток ароматических углеводородов 28 выбран из части или целого потока 26 или из смеси части или целого потока 26 и поступающего извне (не из реакционно-разделительной системы) потока ароматических углеводородов 106;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, из части или целого потока углеводородов 6 и потока углеводородов 21, причем указанный поток углеводородов 2 также, необязательно, содержит часть или целый поток по меньшей мере из одного из потоков, выбранного из потока 23 и потока углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы; и возврат указанного потока углеводородов 2 для дальнейшей реакции с потоком оксигената(-ов) 1.

Если в способе по настоящему изобретению используются два реактора ароматизации, то осуществление способа по настоящему изобретению включает следующие стадии.

з) контактирование потока 1 оксигената(-ов) с катализатором при температуре от 400 до 550°C, давлении от 0.01 до 2.0 МПа и с объемно-массовой скоростью подачи исходного(-ых) материала(-ов) от 0.1 до 4 час-1 в первом реакторе ароматизации с образованием потока углеводородов 3;

и) удаление СО2 и части кислого оксигената и образование потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из указанного потока углеводородов 3 на сепарационной установке 1;

к) удаление газов, таких как неорганические газообразные соединения, включая Н2, СО, СО2, N2 и т.п., СН4 и части оксигената(-ов) из указанного потока газообразных неароматических углеводородов 31 на сепарационной установке 2 и получение потока углеводородов 32, причем поток углеводородов 31 представляет собой смесь потоков углеводородов: потока 4 и потока 35;

л) контактирование потока углеводородов 33 с катализатором во втором реакторе ароматизации при температуре от 450 до 650°C, давлении от 0.01 до 2.0 МПа и при объемно-весовой скорости подачи исходного(-ых) материала(-ов) от 0.1 до 4 час-1 с образованием потока углеводородов 34, причем указанный поток углеводородов 33 выбран из потока углеводородов, смешанного из двух потоков, потока 32 и потока I, где поток I выбран из целого или части по меньшей мере одного из потоков: потока неароматических углеводородов 102, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, и потока 39;

м) удаление СО2 и части кислого оксигената и получение из потока углеводородов 34 на сепарационной установке 7 потока газообразных неароматических углеводородов 35, потока жидких углеводородов 36, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы;

н) последующее разделение потока 5 и потока 36 в соответствии с одним из четырех нижеприведенных способов и реакция:

н1) например, см. Фигуру 5, разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 8 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 37, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 38, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле более 7, и разделение указанного потока углеводородов 38 на сепарационной установке 9 и получение потока углеводородов 39, содержащего неароматические углеводороды, потока 40, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 41 ароматических углеводородов , и реакция указанного потока ароматических углеводородов 41 или смеси потока ароматических углеводородов 41 и, необязательно, потока ароматических углеводородов 106, поступающего извне, в реакторе деалкилирования с образованием потока 202 ароматических углеводородов C8;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, из потока углеводородов 37 и потока Н, где указанный поток Н выбран по меньшей мере из одного из потоков: потока углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, и потока 39; и возврат указанного потока углеводородов 2 в дальнейшую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1;

н2) см., например, Фигуру 6, разделение потока жидких углеводородов 5 и потока 36 на сепарационной установке 8 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 37 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее и углеводородного потока 38 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле более 7, и разделение указанного потока 38 на сепарационной установке 9 и получение потока 39, содержащего неароматические углеводороды, потока 40, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 41, содержащего ароматические углеводороды;

получение углеводородного потока 44, содержащего C8 ароматические углеводороды, из потока ароматических углеводородов 42 и потока метилбензола 43, поступающего не из реакционно-разделительной системы (извне), причем поток ароматических углеводородов 42 выбран из одного из потоков: потока 41 или из смеси потока 41 и потока ароматических углеводородов 106, поступающего извне (не из реакционно-разделительной системы);

получение потока углеводородов 2 из ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее из потока углеводородов 37 и потока Н, где указанный поток Н выбран по меньшей мере из одного из потоков: потока углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, и потока 39; и возврат указанного потока углеводородов 2 в последующую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1;

н3) см., например, на Фигуре 7, разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 10 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 47 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее и углеводородного потока 48 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле более 7, и разделение указанного потока 48 на сепарационной установке 11 и получение потока 49, содержащего неароматические углеводороды, потока 50, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 51, содержащего ароматические углеводороды;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, из потока 47 и потока Н, где указанный поток Н выбран по меньшей мере из одного потока углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, и потока 49; и возврат указанного потока углеводородов 2 в последующую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1;

н4) см., например, на Фигуре 8, разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 9 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 47 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее и углеводородного потока 48 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле более 7, и разделение указанного потока 48 на сепарационной установке 9 и получение потока 49, содержащего неароматические углеводороды, потока 50, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 51, содержащего ароматические углеводороды,

получение потока 54, содержащего C8 ароматические углеводороды, из потока ароматических углеводородов 52 и потока метилбензола 53, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, причем поток ароматических углеводородов 52 выбран из потока 51 или смеси потока 51 и потока ароматических углеводородов 106, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы,

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, из потока 47 и потока Н, где указанный поток Н выбран по меньшей мере из одного потока углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, или потока 49; и возврат указанного потока углеводородов 2 в последующую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1.

Реактор ароматизации, применяемый для реакции ароматизации, может представлять собой по меньшей мере один из следующих реакторов: реактор с псевдоожиженным слоем катализатора, реактор с неподвижным слоем катализатора и реактор с движущимся слоем катализатора. Предпочтительно, реактор ароматизации представляет собой реактор с псевдоожиженным слоем катализатора и реактор с движущимся слоем катализатора, необязательно с разными системами регенерации или с общей системой регенерации. Реактор переалкилирования может представлять собой реактор с неподвижным слоем катализатора.

Катализатор ароматизации представляет собой по меньшей мере одно молекулярное сито активного типа, выбранное из молекулярных сит ZSM-11 и ZSM-5, а молярное соотношение оксида кремния к оксиду алюминия в молекулярном сите составляет от 10:1 до 200:1. Катализатор переалкилирования представляет собой по меньшей мере одно молекулярное сито активного типа, выбранное из молекулярных сит MOR, ZSM-5 и BETA. Процесс деалкилирования можно проводить без катализатора или в присутствии катализатора деалкилирования, выбранного из оксида и молекулярных сит. Перед формованием катализатора ароматизации или закреплением модифицирующего катализатор компонента молекулярное сито, предпочтительно, подвергают высокотемпературной гидротермической обработке; предпочтительными условиями этой гидротермической обработки являются следующие: температура от 400 до 750°C, парциальное давление водяного пара от 5 до 100%, время обработки от 0.5 до 96 часов.

Для формования катализаторов в неподвижном слое применяются такие методы как экструзия или прессование таблеток. Для формования катализатора в движущемся слое можно применять метод катящегося шара. Катализатор в неподвижном слое и катализатор в движущемся слое могут содержат некоторое количество адгезивных компонентов, таких как аморфный оксид кремния, оксид алюминия или оксид циркония и т.п. Для повышения ароматизирующей способности катализатора в псевдоожиженном слое, например, способности к конверсии оксигената, общего выхода ароматических углеводородов, селективности по ароматическим углеводородам и гидротермической устойчивости катализатора для модификации катализатора, перед его формованием или после его формования, можно вводит оксид металла или неметалла. Предпочтительно, применяется компонент-предшественник, обладающий сравнительно высокой растворимостью в воде.

Катализатор в псевдоожиженном слое формуют методом распылительной сушки. Катализатор в псевдоожиженном слое содержит глины для повышения прочности и противоизносных свойств катализатора в псевдоожиженном слое, такие как каолин, монтмориллонит и белая глина и т.п. Кроме того, катализатор в псевдоожиженном слое содержит также активные компоненты для прикрепления, приклеивания катализаторов - компоненты молекулярного сита и глину, такие как аморфный оксид кремния, оксид алюминия или оксид циркония и т.п. Для повышения ароматизирующей способности катализатора в псевдоожиженном слое, такой как способность к конверсии оксигената, общий выход ароматических углеводородов, селективность по ароматическим углеводородам и гидротермическая устойчивость катализатора, для модификации катализатора в его состав можно вводить оксид металла или неметалла.

В продуктах по настоящему изобретению смешанный углеводородный поток, содержащий ароматические углеводороды с числом углеводородных атомов в молекуле 7 или менее, поступает в тот же самый реактор ароматизации, что и оксигенат. В указанном реакторе ароматизации помимо конверсии оксигената в ароматические углеводороды, по меньшей мере один ароматических углеводородов, бензол или метилбензол, из смешанного потока, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, реакцией алкилирования оксигенатом можно превратить в диметилбензол и тем самым повысить выход полученного ароматического углеводорода. Одновременно можно осуществлять реакцию ароматизации неароматических углеводородов, содержащихся в смешанном углеводородном потоке ароматических углеводородов с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, и тем самым повышать общий выход ароматических углеводородов. За исключением потока углеводородов М, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, продукты реакции - неароматические углеводороды - могут подаваться по меньшей мере в один реактор ароматизации для циклической конверсии в ароматические углеводороды, тем самым повышается выход ароматических углеводородов в данном процессе.

В методах разделения (сепарации) ароматических углеводородов из уровня техники разделение жидкого продукта, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле более 5, проводят на установке экстракционной ректификации и получают неароматические углеводороды, бензол, метилбензол, C8 ароматические углеводороды и тяжелые ароматические углеводороды, содержащие более 9 углеродных атомов в молекуле, последовательно тщательно разделяя компоненты. При этом как энергоемкость, так и материалоемкость процесса разделения сравнительно велики, что, без сомнения, резко повышает стоимость получения ароматических углеводородов с применением оксигенатов. По сравнению с методом проведения реакции-разделения ароматических углеводородов из уровня техники решение, применяемое в настоящем изобретении, позволяет отделять жидкий продукт, содержащий ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле более 5, в углеводородном потоке, содержащим ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, и в углеводородном потоке, содержащем C8 ароматические углеводороды, непрецизионным методом разделения (сепарации). Углеводородный поток ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее можно подавать без дополнительного разделения в тот же реактор ароматизации, что и оксигенат. Бензол или метилбензол в потоке ароматических углеводородов с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее можно алкилировать с помощью оксигената для циклической конверсии в диметилбензол. В то же время неароматические углеводороды в углеводородном потоке, содержащем C8 ароматические углеводороды, можно подавать в один или более реакторов ароматизации для циклической конверсии в ароматические углеводороды с целью повышения общего выхода ароматических углеводородов. По сравнению с известным уровнем техники решение реакция-разделение, предусматриваемое в настоящем изобретении, позволяет частично или полностью исключить стадию последовательного отделения неароматических углеводородов от ароматических углеводородов и ВТХ ароматических углеводородов и сэкономить потребление в процессе разделения большого количества материалов и энергии и тем самым снизить стоимость продукции.

Согласно решению, предусматриваемому в настоящем изобретении, удаление не участвовавших в процессе ароматизации активных Н2, СО, СО2 и части кислых оксигенатов из газообразных неароматических углеводородов сепарацией с последующей циклической конверсией в реакторе ароматизации позволяет предотвратить аккумуляцию вышеуказанных веществ в продуктах реакции, повысить эффективность реактора и может эффективно уменьшить коррозию оборудования и трубопроводов под действием кислых оксигенатов. В настоящем изобретении также предусматривается использование реакторов переалкилирования или деалкилирования. тяжелые ароматические углеводороды в продукте реакции превращаются в диметилбензол реакцией с метилбензолом, находящимся в продуктах реакции или подаваемым из внешнего источника, не из реакционно-разделительной системы, в реакторе деалкилирования, или тяжелые ароматические углеводороды в продукте превращаются в C8 ароматические углеводороды, такие как диметилбензол(ы), реакцией деалкилирования в реакторе деалкилирования, что повышает выход C8 ароматических углеводородов и способствует получению более ценного продукта.

Если суммировать вышесказанное, то по сравнению с известным уровнем техники настоящее изобретение включает по меньшей мере один реактор ароматизации. Углеводородная смесь ароматических углеводородов с числом углеродных атомов 7 или менее прямо, без полного прецизионного разделения, подается для реакции в один реактор с оксигенатом в качестве исходного. Остальные, неароматические, углеводороды могут подаваться в один или более реакторов ароматизации в системе реакции-разделения. Это позволяет не только осуществить ароматизацию оксигената, но также превратить побочные продукты, неароматические углеводороды, в ароматические углеводороды, а углеводородный поток, содержащий бензол и метилбензол, превратить в ароматический углеводород или диметилбензол, являющийся более ценным продуктом, что повышает общий выход ароматических углеводородов и выход диметилбензола в вышеуказанном процессе. Помимо этого, по сравнению с известным уровнем техники в решении, предусматриваемом в настоящем изобретении, углеводородные смеси ароматических углеводородов, содержащих 7 или менее углеродных атомов в молекуле, прямо, без полного прецизионного разделения, подаются для реакции в один реактор с оксигенатом в качестве исходного, что резко снижает потребление энергии и расход материалов при разделении.

Описание чертежей

На Фигуре 1 представлена блок-схема одного варианта настоящего изобретения;

На Фигуре 2 представлена блок-схема одного варианта настоящего изобретения;

На Фигуре 3 представлена блок-схема одного варианта настоящего изобретения;

На Фигуре 4 представлена блок-схема одного варианта настоящего изобретения;

На Фигуре 5 представлена блок-схема одного варианта настоящего изобретения;

На Фигуре 6 представлена блок-схема одного варианта настоящего изобретения;

На Фигуре 7 представлена блок-схема одного варианта настоящего изобретения;

На Фигуре 8 представлена блок-схема одного варианта настоящего изобретения;

На Фигуре 9 представлена блок-схема метода разделения (сепарации) потока Y по настоящему изобретению;

На Фигуре 10 представлена блок-схема метода разделения (сепарации) потока Y по настоящему изобретению.

Конкретные варианты изобретения

Далее настоящее изобретение описывается на конкретных примерах

Пример 1

Как показано на блок-схеме реакции-разделения, приведенной, например, на Фигуре 1, способ включает следующие стадии:

а) контактирование потока метанола 1 в реакторе ароматизации с катализатором и реакция в следующих условиях: температура 400°C, давление 0.05 МПа, объемно-массовая скорость подачи метанола 0.1 час-1, получение потока углеводородов 3;

б) удаление СО2 и части оксигенатов и получение потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока 3 на сепарационной установке 1;

в) удаление неорганических газообразных соединений, таких как Н2, СО, СО2, N2 и т.п., СН4 и части оксигенатов из потока 4 на сепарационной установке 2 посредством безнагревной короткоцикловой адсорбции и получение потока углеводородов 6;

г) непрецизионную ректификацию (грубую разгонку) потока углеводородов 5 на сепарационной установке 3 и получение углеводородного потока 7, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 8, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле более 7, и получение из потока углеводородов 8 на сепарационной установке 4 потока углеводородов 9, потока 10, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 11, содержащего ароматические углеводороды;

д) возврат вышеуказанного потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, состоящего из потока углеводородов 6, потока углеводородов 7 и потока углеводородов 9, в последующую реакцию с вышеуказанным потоком метанола 1;

е) реакция потока ароматических углеводородов 11 в реакторе деалкилирования в следующих условиях: температура 750°C, объемно-весовая скорость подачи углеводородов 8 час-1 и давление 5 МПа, в отсутствие катализатора, с образованием потока C8 ароматических углеводородов 201.

Реактор ароматизации представлял собой реактор с неподвижным слоем катализатора. Катализатор содержал молекулярное сито активного типа ZSM-5 с молярным соотношением оксида кремния и оксида алюминия 10:1, причем катализатор перед употреблением в течение 0.5 часа выдерживали при 750°C и парциальном давлении водяного пара 100%.

В настоящем примере степень конверсии метанола составляла более 99%; выход диметилбензола 81.5%, а общий выход ароматических углеводородов составлял 84.8% от веса углерода и водорода в метаноле.

Пример 2

Как показано на блок-схеме реакции-разделения, приведенной, например, на Фигуре 2, способ включает следующие стадии:

а) контактирование потока метанола 1 в реакторе ароматизации в присутствии катализатора и реакция в следующих условиях: температура 550°C, давление 2.0 МПа, объемно-массовая скорость подачи метанола 4.0 час-1, и получение потока углеводородов 3;

б) удаление СО2 и части оксигенатов и получение потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока 3 на сепарационной установке 1;

в) удаление неорганических газообразных соединений, таких как Н2, СО, СО2, N2 и т.п., СН4 и части оксигенатов из потока 4 на сепарационной установке 2 посредством безнагревной короткоцикловой адсорбции и получение потока углеводородов 6;

г) непрецизионную ректификацию (грубую разгонку) потока углеводородов 5 на сепарационной установке 3 и получение углеводородного потока 7, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 8, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле более 7, и получение из потока углеводородов 8 на сепарационной установке 4 потока углеводородов 9, содержащего неароматические углеводороды, потока 10, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 11, содержащего ароматические углеводороды;

д) возврат вышеуказанного потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, состоящего из потока углеводородов 6, потока углеводородов 7 и потока углеводородов 9, содержащего неароматические углеводороды, и потока углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, в последующую реакцию с вышеуказанным потоком метанола 1, причем поток углеводородов 101 имеет следующий весовой состав: 43% этилена, 32% пропилена, 20% 1-бутена (бут-1-ена) и 5% н-бутана, а весовое соотношение потока углеводородов 101 и потока метанола 1 равно 1:10;

е) образование вышеуказанного потока ароматических углеводородов 12 из потока ароматических углеводородов 11 и контактирование потока ароматических углеводородов 12, потока метилбензола 13, поступающего извне (не из реакционно-разделительной системы), в реакторе деалкилирования в следующих условиях: температура 350°C, давление водорода 5 МПа и объемно-весовая скорость подачи сырья 0.1 час-1 и в присутствии катализатора, с образованием потока углеводородов 15, содержащего диметилбензол.

Реактор ароматизации представлял собой реактор с псевдоожиженным слоем катализатора, а реактор переалкилирования представлял собой реактор с неподвижным слоем катализатора. Катализатор содержал молекулярное сито активного типа ZSM-5 с молярным соотношением оксида кремния и оксида алюминия 10:1, причем катализатор перед употреблением в течение 0.5 часа выдерживали при 750°C и парциальном давлении водяного пара 100%.

В настоящем примере степень конверсии метанола составляла более 99%; выход диметилбензола 90.5%, а общий выход ароматических углеводородов составлял 98.9% от веса углерода и водорода в метаноле.

Пример 3

Как показано на блок-схеме реакции-разделения, приведенной, например, на Фигуре 3, способ включает следующие стадии:

а) контактирование потока диметилового эфира 1 в реакторе ароматизации с катализатором и реакция в следующих условиях: температура 480°C, давление 0.3 МПа, объемно-массовая скорость подачи исходного сырья 1.5 час-1, и получение потока углеводородов 3;

б) удаление СО2 и части оксигенатов и получение потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока 3 на сепарационной установке 1;

в) удаление неорганических газообразных соединений, таких как Н2, СО, СО2, N2 и т.п., СН4 и части оксигенатов из потока 4 на сепарационной установке 2 посредством ректификации и получение потока углеводородов 6;

г) непрецизионную ректификацию (грубую разгонку) потока углеводородов 5 на сепарационной установке 5 и получение углеводородного потока 21, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 6 или менее, и углеводородного потока 22, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле более 6, и получение из потока углеводородов 22 на сепарационной установке 6 потока углеводородов 23, содержащего неароматические углеводороды, потока метилбензола 24, потока 25, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 26, содержащего ароматические углеводороды;

д) возврат вышеуказанного потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, состоящего из потока углеводородов 6, потока углеводородов 21 и потока углеводородов 23, содержащего неароматические углеводороды, в последующую реакцию с вышеуказанным потоком диметилового эфира 1.

Реактор ароматизации представлял собой реактор с псевдоожиженным слоем катализатора. Катализатор содержал молекулярное сито активного типа ZSM-5 с молярным соотношением оксида кремния и оксида алюминия 30:1, причем катализатор перед употреблением в течение 120 часов выдерживали при 400°C и парциальном давлении водяного пара 50%.

В настоящем примере степень конверсии диметилового эфира составляла более 99%; выход диметилбензола 82.5%, а общий выход ароматических углеводородов составлял 88.2% от веса углерода и водорода в диметиловом эфире.

Пример 4

Как показано на блок-схеме системы реакции-разделения, приведенной, например, на Фигуре 4, способ включает следующие стадии:

а) контактирование потока диметилового эфира 1 в реакторе ароматизации с катализатором и реакция в следующих условиях: температура 520°C, давление 0.3 МПа, объемно-массовая скорость подачи исходного сырья 0.8 час-1, и получение потока углеводородов 3;

б) удаление СО2 и части оксигенатов и получение потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока 3 на сепарационной установке 1;

в) удаление неорганических газообразных соединений, таких как Н2, СО, СО2, N2 и т.п., СН4 и части оксигенатов из потока 4 на сепарационной установке 2 посредством ректификации и получение потока углеводородов 6;

г) непрецизионную ректификацию (грубую разгонку) потока углеводородов 5 на сепарационной установке 5 и получение углеводородного потока 21, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 6 или менее, и углеводородного потока 22, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле более 6, и получение из потока углеводородов 22 на сепарационной установке 6 потока углеводородов 23, содержащего неароматические углеводороды, потока метилбензола 24, потока 25, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 26, содержащего ароматические углеводороды;

д) возврат вышеуказанного потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, на 95% вес. состоящего из потока 6, потока углеводородов 22 и потока углеводородов 23, содержащего неароматические углеводороды, в последующую реакцию с вышеуказанным потоком диметилового эфира 1;

е) образование смешанного потока 27 из потока метилбензола 24 и поступающего извне (не из реакционно-разделительной системы) потока метилбензола 105, причем весовое соотношение потока метилбензола 105 к потоку метилбензола 24 составляло 20:80, а поток ароматических углеводородов 26 образовывал поток ароматических углеводородов 28; контактирование смешанного потока 27 и потока ароматических углеводородов 28 в реакторе деалкилирования в следующих условиях: температура 550°C, давление водорода 0.5 МПа и объемно-весовая скорость подачи сырья 10 час-1 и в присутствии катализатора, с образованием потока углеводородов 29, содержащего диметилбензол.

Реактор ароматизации представлял собой реактор с псевдоожиженным слоем катализатора. Катализатор содержал молекулярное сито активного типа ZSM-5 с молярным соотношением оксида кремния и оксида алюминия 100:1, причем катализатор перед употреблением в течение 60 часов выдерживали при 550°C и парциальном давлении водяного пара 75%.

В настоящем примере степень конверсии диметилового эфира составляла более 99%; выход диметилбензола 88.3%, а общий выход ароматических углеводородов составлял 94.8% от веса углерода и водорода в диметиловом эфире.

Пример 5

Как показано на блок-схеме реакции-разделения, приведенной, например, на Фигуре 5, способ включает следующие стадии:

з) контактирование потока метанола 1 в первом реакторе ароматизации с катализатором в следующих условиях: температура 450°C, давление 0.05 МПа, объемно-массовая скорость подачи исходного материала от 1.0 час-1, и образование потока углеводородов 3;

и) удаление СО2 и части кислых оксигенатов и образование потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока 3 на сепарационной установке 1;

к) удаление неорганических газообразных соединений, таких как Н2, СО, СО2, N2 и т.п., СН4 и части оксигенатов из потока углеводородов 31 на сепарационной установке 2 посредством адсорбции C5-C9 газолина и получение потока неароматических углеводородов 32, причем поток углеводородов 31 представлял собой смесь потоков углеводородов: потока 4 и потока газообразных неароматических углеводородов 35;

л) контактирование смешанного потока углеводородов 33 во втором реакторе ароматизации при температуре 450°C, давлении от 0.1 МПа и при объемно-весовой скорости подачи исходного материала 0.1 час-1 с образованием потока углеводородов 34, причем указанный поток углеводородов 33 представлял смесь двух потоков, потока 32 и потока I, где поток I выбран из целого или части по меньшей мере одного из потоков: потока неароматических углеводородов 102, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, и потока 39;

м) удаление СО2 и части кислых оксигенатов и получение потока газообразных неароматических углеводородов 35, потока жидких углеводородов 36, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока углеводородов 34 на сепарационной установке 7;

н) разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 8 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 37, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 38, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле более 7, и разделение потока 38 на сепарационной установке 9 и получение потока 39, содержащего неароматические углеводороды, потока C8 ароматических углеводородов 40 и потока ароматических углеводородов 41;

о) возврат углеводородного потока 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, образованного потоком 37 и потоком 39, для дальнейшей реакции с потоком метанола 1;

п) контактирование потока ароматических углеводородов 41 в реакторе деалкилирования с неподвижным слоем катализатора в следующих условиях: температура реакции 350°C, давление 3 МПа, молярное соотношение водорода и углеводородов 10:1 объемно-весовая скорость подачи углеводородов 4 час-1, в присутствии катализатора Pt/ZSM-5, в результате реакции получали поток C8 ароматических углеводородов 202;

Первый реактор ароматизации представлял собой реактор с псевдоожиженным слоем катализатора, а второй реактор ароматизации представлял собой реактор с неподвижным слоем катализатора. Катализатор содержал молекулярное сито ZSM-5 активного типа с молярным соотношением оксида кремния и оксида алюминия 100:1, причем катализатор перед употреблением в течение 60 часов выдерживали при 550°C и парциальном давлении водяного пара 75%.

В настоящем примере степень конверсии метанола составляла более 99.9%; выход диметилбензола 82.0%, а общий выход ароматических углеводородов составлял 89.7% от веса углерода и водорода в метаноле.

Пример 6

Как показано на блок-схеме реакции-разделения, приведенной, например, на Фигуре 6, способ включает следующие стадии:

з) контактирование потока метанола 1 в первом реакторе ароматизации с катализатором реакции в следующих условиях: температура 550°C, давление 2.0 МПа, объемно-массовая скорость подачи исходного материала от 4 час-1, и образование потока углеводородов 3;

и) удаление СО2 и части кислых оксигенатов и образование потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока 3 на сепарационной установке 1;

к) удаление неорганических газообразных соединений, таких как Н2, СО, СО2, N2 и т.п., СН4 и части оксигенатов из потока углеводородов 31 на сепарационной установке 2 методом ректификации и получение потока неароматических углеводородов 32, причем поток углеводородов 31 представлял собой смесь потоков углеводородов: потока 4 и потока газообразных неароматических углеводородов 35, составляющего 95%;

л) контактирование потока углеводородов 33 во втором реакторе ароматизации при температуре 650°С, давлении от 1.0 МПа и при объемно-весовой скорости подачи исходного материала 4 час-1 в присутствии катализатора с образованием потока углеводородов 34, причем указанный поток углеводородов 33 представляет собой смесь двух потоков, потока 32 и потока неароматических углеводородов 102, имеющего следующий весовой состав: 35% этилена, 5% этана, 29% пропилена, 12% пропана, 11% 1-бутена (бут-1-ена), 7% н-бутана, а весовое соотношение потока неароматических углеводородов 102 к потоку 32 составляет 0.5:1;

м) удаление СО2 и части кислых оксигенатов и получение потока газообразных неароматических углеводородов 35, потока жидких углеводородов 36, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока углеводородов 34 на сепарационной установке 7;

н) разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 8 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 37, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 38, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле более 7, и разделение потока 38 на сепарационной установке 9 и получение потока 39, содержащего неароматические углеводороды, потока C8 ароматических углеводородов 40 и потока ароматических углеводородов 41;

о) возврат углеводородного потока 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, образованного потоком 37 и потоком 39, для дальнейшей реакции с потоком метанола 1;

п) образование потоком 41 потока ароматических углеводородов 42 и контактирование потока ароматических углеводородов 42 и потока метилбензола 43, поступающего извне (не из системы реакция-разделение), в реакторе деалкилирования в следующих условиях: температура реакции 400°C, давление 3.0 МПа, объемно-весовая скорость подачи исходного материала 4 час-1, в присутствии катализатора реакции, и получение в результате реакции потока C8 ароматических углеводородов 44;

причем первый реактор ароматизации и второй реактор ароматизации представляли собой реактор с псевдоожиженным слоем катализатора, и в обоих реакторах использовали один и тот же катализатор, который содержал молекулярное сито ZSM-11 активного типа с молярным соотношением оксида кремния и оксида алюминия 75:1, и катализатор перед употреблением в течение 16 часов выдерживали при 750°C и парциальном давлении водяного пара 30%.

В настоящем примере степень конверсии метанола составляла более 99.9%; выход диметилбензола 91.7%, а общий выход ароматических углеводородов составлял 99.2% от веса углерода и водорода в метаноле.

Пример 7

Как показано на блок-схеме реакции-разделения, приведенной, например, на Фигуре 7, способ включает следующие стадии:

з) контактирование потока метанола 1 в первом реакторе ароматизации с катализатором реакции в следующих условиях: температура 500°C, давление 0.5 МПа, объемно-массовая скорость подачи исходного материала от 0.8 час-1, и образование потока углеводородов 3;

и) удаление СО2 и части кислых оксигенатов и образование потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока 3 на сепарационной установке 1;

к) удаление неорганических газообразных соединений, таких как Н2, СО, СО2, N2 и т.п., СН4 и части оксигенатов из потока углеводородов 31 на сепарационной установке 2 с помощью ректификации и получение потока неароматических углеводородов 32, причем поток углеводородов 31 представлял собой смесь потоков углеводородов: потока 4 и потока газообразных неароматических углеводородов 35;

л) контактирование потока углеводородов 33 во втором реакторе ароматизации при температуре 600°C, давлении 0.3 МПа и при объемно-весовой скорости подачи исходного материала 1.0 час-1 в присутствии катализатора с образованием потока углеводородов 34, причем указанный поток углеводородов 33 образован из потока 32;

м) удаление СО2 и части кислого(-ых) оксигената(-ов) и получение потока газообразных неароматических углеводородов 35, потока жидких углеводородов 36, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока 3 на сепарационной установке 1;

н) разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 10 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 47, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 48, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле более 7, и разделение потока 48 на сепарационной установке 11 и получение потока 49, содержащего неароматические углеводороды, потока C8 ароматических углеводородов 50 и потока ароматических углеводородов 51;

о) возврат углеводородного потока 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, образованного потоком 47 и потоком 49, для дальнейшей реакции с потоком метанола 1;

причем как первый реактор ароматизации, так и и второй реактор ароматизации представляли собой реактор с движущимся слоем катализатора, и в обоих реакторах использовали один и тот же катализатор, который содержал молекулярное сито ZSM-5 активного типа с молярным соотношением оксида кремния и оксида алюминия 150:1, и катализатор перед употреблением в течение 24 часов выдерживали при 600°C и парциальном давлении водяного пара 60%.

В настоящем примере степень конверсии метанола составляла более 99.9%; выход диметилбензола 82.9%, а общий выход ароматических углеводородов составлял 88.5% от веса углерода и водорода в метаноле.

Пример 8

Как показано на блок-схеме реакции-разделения, приведенной, например, на Фигуре 8, способ включает следующие стадии:

з) контактирование потока метанола 1 и потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, в первом реакторе ароматизации в присутствии катализатора реакции в следующих условиях: температура 480°C, давление 0.4 МПа, объемно-массовая скорость подачи исходного материала от 0.6 час-1, и образование потока углеводородов 3;

и) удаление СО2 и части кислых оксигенатов и образование потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока 3 на сепарационной установке 1;

к) удаление неорганических газообразных соединений, таких как Н2, СО, СО2, N2 и т.п., CH4 и части оксигенатов из потока углеводородов 31 на сепарационной установке 2 посредством безнагревной короткоцикловой адсорбции и получение потока неароматических углеводородов 32, причем поток углеводородов 31 представлял собой смесь потоков углеводородов: потока 4 и потока 35;

л) контактирование потока углеводородов 33 во втором реакторе ароматизации при температуре 610°C, давлении 0.3 МПа и при объемно-весовой скорости подачи исходного материала 0.8 час-1 в присутствии катализатора с образованием потока углеводородов 34, причем указанный поток углеводородов 33 образован из потока (представлял собой поток) 32;

м) удаление СО2 и части кислых оксигенатов и получение потока газообразных неароматических углеводородов 35, потока жидких углеводородов 36, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока углеводородов 34 на сепарационной установке 7;

н) разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 9 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 47, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 48, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле более 7, и разделение потока 48 на сепарационной установке 10 и получение потока 49, содержащего неароматические углеводороды, потока C8 ароматических углеводородов 50 и потока ароматических углеводородов 51;

о) возврат углеводородного потока 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, образованного потоком 47 и потоком 49, для дальнейшей реакции с потоком метанола 1;

п) реакция смешанного потока ароматических углеводородов 52, образованного потоком 51 и потоком ароматических углеводородов 106, поступающим извне, а не из реакционно-разделительной системы, с потоком метилбензола 53, поступающим извне, а не из реакционно-разделительной системы, в реакторе переалкилирования при температуре 450°C, давлении 4.0 МПа, с объемно-весовой скоростью подачи исходного материала 2 час-1, и получение потока С8 ароматических углеводородов 54, в котором весовое соотношение потока метилбензола 53, поступающего извне (не из реакционно-разделительной системы), к потоку ароматических углеводородов 52 составляло 1:5, а весовое соотношение потока 106 к потоку 51 было 1:5;

причем как первый реактор ароматизации, так и второй реактор ароматизации представляли собой реактор с псевдоожиженным слоем катализатора, а реактор переалкилирования представлял собой реактор с неподвижным слоем катализатора, и в этих реакторах использовали один и тот же катализатор, который содержал молекулярное сито активного типа ZSM-5 с молярным соотношением оксида кремния и оксида алюминия 150:1, и катализатор перед употреблением в течение 24 часов выдерживали при 600°C и парциальном давлении водяного пара 60%.

В настоящем примере степень конверсии метанола составляла более 99.9%; выход диметилбензола 87.6%, а общий выход ароматических углеводородов составлял 95.2% от веса углерода и водорода в метаноле.

Сравнительный пример 1

Реакционно-разделительная система для получения ароматических углеводородов с применением оксигената включала один реактор ароматизации. Побочные продукты, а именно, неароматические углеводороды и бензол и метилбензол, отбирались непосредственно как таковые и не подвергались циклической конверсии в ароматические углеводороды; исходные материалы, реакторы ароматизации и условия реакции были такие же, как в Примере 1. Степень конверсии метанола составляла более 99.9%, общий выход углеводородов 49.6%, а выход диметилбензола 29.8%.

Сравнительный пример 2

Реакционно-разделительная система для получения ароматических углеводородов с применением оксигената включала один реактор ароматизации; из продуктов только бензол и метилбензол возвращались в реактор и превращались в диметилбензол в реакции переалкилирования. Исходные материалы, реакторы ароматизации, условия реакции и рабочий режим были такие же, как в Примере 3. Степень конверсии метанола составляла более 99.9%, общий выход углеводородов 53.4%, а выход диметилбензола 35.2%.

1. Способ получения ароматических углеводородов с применением оксигената в качестве сырьевого материала, включающий:

i) реакцию оксигената в по меньшей мере одном реакторе ароматизации с получением продукта реакции ароматизации;

ii) разделение продукта реакции ароматизации на сепарационной установке А с получением потока газообразных углеводородов X и потока жидких углеводородов Y;

iii) а. удаление газа и/или части оксигената из потока газообразных углеводородов X на сепарационной установке В с получением потока углеводородов X1, содержащего неароматические углеводороды, или

b. удаление газа и/или части оксигената из потока газообразных углеводородов X на сепарационной установке В и осуществление реакции в другом реакторе ароматизации и разделение на сепарационной установке А с получением потока Х2, содержащего неароматические углеводороды, и потока Х3, содержащего ароматические углеводороды;

iv) непрецизионная ректификация на сепарационной установке С потока жидких углеводородов Y, полученного на стадии iii) а., с получением смешанного потока М ароматических углеводородов с числом атомов углерода 7 или менее, и потока N остаточных углеводородов; или

непрецизионная ректификация на сепарационной установке С объединенного потока жидких углеводородов Y и потока Х3, содержащего ароматические углеводороды, полученного на стадии iii) b., с получением смешанного потока М ароматических углеводородов с числом атомов углерода 7 или менее, и потока N остаточных углеводородов;

v) разделение потока N остаточных углеводородов на сепарационной установке D с получением потока K, содержащего неароматические углеводороды, потока C8 ароматических углеводородов J и потока С9+ ароматических углеводородов L;

vi) возврат одного из потока X1, содержащего неароматические углеводороды, или потока Х2, содержащего неароматические углеводороды, и потока смешанных углеводородов М, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода 7 или менее, и/или части или всего потока K, содержащего неароматические углеводороды, к указанному оксигенату; или

возврат одного из потока X1, содержащего неароматические углеводороды, или потока Х2, содержащего неароматические углеводороды, и потока смешанных углеводородов М, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода 7 или менее, и/или части или всего потока K, содержащего неароматические углеводороды, в реактор ароматизации в iii).

2. Способ по п. 1, отличающийся тем, что возврат потоков на стадии vi) к оксигенату осуществляют вместе с дополнительным потоком С2+ углеводородов.

3. Способ по п. 1, дополнительно включающий реакцию потока С9+ ароматических углеводородов L в по меньшей мере одном реакторе, выбранном из реактора переалкилирования и реактора деалкилирования, с получением потока С8 ароматических углеводородов L1.

4. Способ по п. 1, в котором поток жидкофазных углеводородов Y разделяют двумя следующими способами:

1) разделение потока Y на сепарационной установке С1 посредством непрецизионной ректификации с образованием потока смешанных углеводородов M1, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 6 или менее, и потока углеводородов N1 с числом углеродных атомов в молекуле более 6, причем поток углеводородов N1 поступает на сепарационную установку D1, позволяющую получать поток С8 ароматических углеводородов и поток С9+ ароматических углеводородов;

2) разделение потока Y на сепарационной установке C2 посредством непрецизионной ректификации с образованием потока смешанных углеводородов М2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, и потока углеводородов N2 с числом углеродных атомов в молекуле более 7, причем поток углеводородов N2 поступает на сепарационную установку D2, позволяющую получать поток C8 ароматических углеводородов и поток С9+ ароматических углеводородов.

5. Способ по п. 1, в котором часть потока или весь поток, содержащий неароматические углеводороды, и поток оксигената вступают в контакт с катализатором для реакции в том же самом реакторе ароматизации или поступают в разные реакторы ароматизации; согласно указанному способу по меньшей мере один реактор, выбранный из группы, состоящей из реактора переалкилирования и реактора деалкилирования, применяется для конверсии потока С9+ ароматических углеводородов в диметилбензол; условия реакции в указанном реакторе переалкилирования следующие: температура от 350 до 550°С, давление от 0.1 до 5.0 МПа, молярное соотношение водород/углеводород от 1.5:1 до 200:1, объемно-массовая скорость подачи исходного материала от 0.1 до 5 час-1; условия реакции в указанном реакторе деалкилирования следующие: температура реакции от 300 до 800°С, молярное соотношение водород/углеводород от 0.1 до 200:1 и объемно-массовая скорость углеводородов от 0.5 до 10 час-1.

6. Способ по п. 1, с использованием одного реактора ароматизации, включающий следующие стадии:

a) контактирование потока 1 оксигената(-ов) с катализатором в реакторе ароматизации при температуре от 400 до 550°С, давлении от 0.01 до 2.0 МПа и с объемно-массовой скоростью подачи исходного(-ых) материала(-ов) от 0.1 до 4 час-1 с образованием потока углеводородов 3;

b) удаление СО2 и части оксигената(-ов) и получение из указанного потока углеводородов 3 на сепарационной установке 1 потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы;

c) удаление газов, таких как неорганические газообразные соединения, включая H2, СО, СО2, N2, СH4, и части оксигената(-ов) из указанного потока газообразных неароматических углеводородов 4 на сепарационной установке 2, и получение потока С2+ углеводородов 6;

d) последующее разделение потока жидких углеводородов 5, содержащих ароматические углеводороды, в соответствии с одним из четырех нижеприведенных методов и реакций:

d1) непрецизионная ректификация потока 5 жидких углеводородов, содержащих ароматические углеводороды, на сепарационной установке 3 и получение углеводородного потока 7, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 8, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле более 7, и разделение указанного потока углеводородов 8 на сепарационной установке 4 и получение потока углеводородов 9, потока 10, содержащего С8 ароматические углеводороды, и потока 11, содержащего C9+ ароматические углеводороды, и реакция указанного потока 11 в реакторе деалкилирования с образованием потока 201 ароматических углеводородов C8;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, из потока углеводородов 7 и части или всего потока С2+ углеводородов 6, причем указанный поток углеводородов 2 также, необязательно, содержит часть или весь из по меньшей мере одного из потоков, выбранного из потока углеводородов 9 и потока С2+ углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы; и возврат указанного потока углеводородов 2 в дальнейшую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1;

d2) непрецизионная ректификация потока жидких углеводородов 5, содержащих ароматические углеводороды, на сепарационном устройстве 3 и получение углеводородного потока 7 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее и углеводородного потока 8 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле более 7, и получение углеводородного потока 9, содержащего неароматические углеводороды, потока 10, содержащего С8 ароматические углеводороды, и потока 11, содержащего С9+ ароматические углеводороды, из указанного углеводородного потока 8 на сепарационной установке 4;

получение углеводородного потока 15, содержащего диметилбензол, из потока С9+ ароматических углеводородов 12 и потока метилбензола 13, поступающего извне реакционно-разделительной системы, в реакторе переалкилирования, причем поток С9+ ароматических углеводородов 12 выбран из одного из или всех потоков: потока С9+ ароматических углеводородов 11 или из смеси потока С9+ ароматических углеводородов 11 и потока С9+ ароматических углеводородов 106, поступающего извне (не из реакционно-разделительной системы);

получение потока углеводородов 2 из ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее из потока углеводородов 7 и части или всего потока С2+ углеводородов 6, причем указанный поток углеводородов 2 также, необязательно, содержит часть или все из по меньшей мере одного потока, выбранного из потока углеводородов 9 и потока С2+ углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы; и возврат указанного потока углеводородов 2 в последующую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1;

d3) непрецизионная ректификация потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, на сепарационной установке 5 и получение углеводородного потока 21, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 6 или менее, и потока углеводородов 22, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле более 6, и получение из указанного потока 22 на сепарационной установке 6 потока углеводородов 23, содержащего неароматические углеводороды, потока метилбензола 24, потока 25, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 26, содержащего С9+ ароматические углеводороды; получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, из части или целых потоков: потока углеводородов 6 и потока углеводородов 21, причем указанный поток углеводородов 2 также, необязательно, содержит часть или целый поток, выбранный по меньшей мере из потока углеводородов 23 и потока С2+ углеводородов 101, поступающего извне реакционно-разделительной системы; и возврат указанного потока углеводородов 2 для последующей реакции с потоком оксигената 1;

d4) непрецизионная ректификация потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, на сепарационной установке 5, получение потока 21 ароматических углеводородов, содержащих 6 или менее углеродных атомов в молекуле, и потока 22 ароматических углеводородов, содержащих более 6 углеродных атомов в молекуле, и получение углеводородного потока 23, содержащего неароматические углеводороды, потока метилбензола 24, потока 25, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 26, содержащего С9+ ароматические углеводороды, из указанного потока 22 на сепарационной установке 6;

контактирование потока метилбензола 27 и потока С9+ ароматических углеводородов 28 с катализатором в реакторе переалкилирования, получение потока 29, содержащего диметилбензол, причем указанный поток 27 выбран из части или целого потока метилбензола 24 или из смешанного потока части или целого потока 24 и потока метилбензола 105, поступающего извне реакционно-разделительной системы, а указанный поток С9+ ароматических углеводородов 28 выбран из части или целого потока 26 или из смеси части или целого потока 26 и поступающего извне реакционно-разделительной системы потока С9+ ароматических углеводородов 106;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, из части или целого потока углеводородов 6 и потока углеводородов 21, причем указанный поток углеводородов 2 также, необязательно, содержит часть или целый поток по меньшей мере из одного из потоков, выбранного из потока 23 и потока С2+ углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы; и возврат указанного потока углеводородов 2 для дальнейшей реакции с потоком оксигената(-ов) 1.

7. Способ по п. 1, в котором применяются два реактора ароматизации, включающий следующие стадии:

h) контактирование потока 1 оксигената(-ов) с катализатором в первом реакторе ароматизации с образованием потока углеводородов 3 при температуре от 400 до 550°С, давлении от 0.01 до 2.0 МПа и с объемно-массовой скоростью подачи исходного(-ых) материала(-ов) от 0.1 до 4 час-1;

i) удаление СО2 и части кислого оксигената и образование потока газообразных неароматических углеводородов 4, потока жидких углеводородов 5, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из указанного потока углеводородов 3 на сепарационной установке 1;

j) удаление газов, таких как неорганические газообразные соединения, включая Н2, СО, СО2, N2, СH4 и части оксигената(-ов), из указанного потока углеводородов 31 на сепарационной установке 2 и получение потока С2+ неароматических углеводородов 32, причем поток углеводородов 31 представляет собой смесь потоков углеводородов: потока 4 и потока 35;

k) контактирование потока углеводородов 33 с катализатором во втором реакторе ароматизации при температуре от 450 до 650°С, давлении от 0.01 до 2.0 МПа и при объемно-весовой скорости подачи исходного(-ых) материала(-ов) от 0.1 до 4 час-1 с образованием потока углеводородов 34, причем указанный поток углеводородов 33 выбран из потока углеводородов, смешанного из двух потоков, потока 32 и потока I, где поток I выбран из целого или части по меньшей мере одного из потоков: потока С2+ неароматических углеводородов 102, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, и потока 39;

l) удаление СО2 и части кислого оксигената и получение потока газообразных неароматических углеводородов 35, потока жидких углеводородов 36, содержащего ароматические углеводороды, и водной фазы из потока углеводородов 34 на сепарационной установке 7;

m) последующее разделение потока 5 и потока 36 в соответствии с одним из четырех нижеприведенных способов и реакция:

m1) разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 8 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 37, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, и углеводородного потока 38, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле более 7, разделение указанного потока углеводородов 38 на сепарационной установке 9 и получение потока углеводородов 39, содержащего неароматические углеводороды, потока 40, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 41 ароматических углеводородов С9+, и реакция указанного потока С9+ ароматических углеводородов 41 или смеси потока С9+ ароматических углеводородов 41 и, необязательно, потока С9+ ароматических углеводородов 106, поступающего извне, в реакторе деалкилирования с образованием потока 202 ароматических углеводородов C8;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, из потока углеводородов 37 и потока Н, где указанный поток Н выбран по меньшей мере из одного из потоков: потока С2+ углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, и потока 39; и возврат указанного потока углеводородов 2 в дальнейшую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1;

m2) разделение потока жидких углеводородов 5 и потока 36 на сепарационной установке 8 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 37 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее и углеводородного потока 38 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле более 7, и разделение указанного потока 38 на сепарационной установке 9 и получение потока 39, содержащего неароматические углеводороды, потока 40, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 41, содержащего С9+ ароматические углеводороды;

получение углеводородного потока 44, содержащего C8 ароматические углеводороды, из потока С9+ ароматических углеводородов 42 и потока метилбензола 43, поступающего извне реакционно-разделительной системы, причем поток С9+ ароматических углеводородов 42 выбран из потока 41 или из смеси потока 41 и потока С9+ ароматических углеводородов 106, поступающего извне реакционно-разделительной системы;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, из потока углеводородов 37 и потока Н, где указанный поток Н выбран по меньшей мере из одного из потоков: потока С2+ углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, и потока 39; и возврат указанного потока углеводородов 2 в последующую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1;

m3) разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 10 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 47 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее и углеводородного потока 48 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле более 7, и разделение указанного потока 48 на сепарационной установке 11 и получение потока 49, содержащего неароматические углеводороды, потока 50, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 51, содержащего С9+ ароматические углеводороды;

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, из потока 47 и потока Н, где указанный поток Н выбран по меньшей мере из одного из потоков: потока С2+ углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, и потока 49; и возврат указанного потока углеводородов 2 в последующую реакцию с потоком оксигената 1;

m4) разделение потока 5 и потока 36 на сепарационной установке 9 методом непрецизионной ректификации и получение углеводородного потока 47 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее и углеводородного потока 48 ароматических углеводородов с числом атомов углерода в молекуле более 7, и разделение указанного потока 48 на сепарационной установке 9 и получение потока 49, содержащего неароматические углеводороды, потока 50, содержащего C8 ароматические углеводороды, и потока 51, содержащего С9+ ароматические углеводороды,

получение потока 54, содержащего C8 ароматические углеводороды, из потока С9+ ароматических углеводородов 52 и потока метилбензола 53, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, причем поток С9+ ароматических углеводородов 52 выбран из потока 51 или смеси потока 51 и потока С9+ ароматических углеводородов 106, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы,

получение потока углеводородов 2, содержащего ароматические углеводороды с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее, из потока 47 и потока Н, где указанный поток Н выбран по меньшей мере из одного из потоков: потока С2+ углеводородов 101, поступающего извне, не из реакционно-разделительной системы, или потока 49; и возврат указанного потока углеводородов 2 в последующую реакцию с потоком оксигената(-ов) 1.

8. Способ по любому из пп. 1-7, характеризующийся тем, что указанный реактор ароматизации может представлять собой по меньшей мере один из реакторов, выбранных из реактора с псевдоожиженным слоем катализатора, реактора с неподвижным слоем катализатора или реактора с движущимся слоем катализатора, а указанные реактор переалкилирования и реактор деалкилирования представляют собой реакторы с неподвижным слоем катализатора.

9. Способ по любому из пп. 1-7, характеризующийся тем, что указанный реактор ароматизации представляет собой реактор с псевдоожиженным слоем катализатора и реактор с движущимся слоем катализатора, необязательно, с разными системами регенерации или с общей системой регенерации.

10. Способ по любому из пп. 5-7, характеризующийся тем, что указанный катализатор ароматизации содержит по меньшей мере одно молекулярное сито активного типа, выбранное из молекулярных сит ZSM-5 и ZSM-11, причем молярное соотношение оксида кремния к оксиду алюминия в молекулярном сите составляет от 10:1 до 200:1.

11. Способ по любому из пп. 5-7, характеризующийся тем, что указанный катализатор алкилирования содержит по меньшей мере одно молекулярное сито активного типа, выбранное из молекулярных сит MOR, ZSM-5 и BETA, а указанный процесс деалкилирования можно проводить без катализатора или в присутствии катализатора деалкилирования, содержащего оксид, типа молекулярного сита.

12. Способ по любому из пп. 5-7, характеризующийся тем, что перед формованием катализатора ароматизации или закреплением модифицирующего катализатор компонента, молекулярное сито подвергают высокотемпературной гидротермической обработке в следующих условиях: температура от 400 до 750°С, парциальное давление водяного пара от 5 до 100%, время обработки от 0,5 до 120 часов.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к системам фракционирования для дегидрирования короткоцепочечных насыщенных углеводородов с получением соответствующих олефинов, в частности пропилена, широко используемого в потребительских и промышленных продуктах.

Изобретение относится к способу комплексной переработки побочных продуктов процесса выделения изопрена из фракции С5 пиролиза, содержащих пипериленовую и амиленовую фракции.

Изобретение относится к способу разделения углеводородного газа, содержащего, по меньшей мере, этан и С3 и более тяжелые компоненты на фракцию, содержащую преобладающую порцию этана и более легкие компоненты, и фракцию, содержащую преобладающую порцию С3 и более тяжелые компоненты, в котором (a) сырой газ обрабатывают в одном или более теплообменниках, а также на этапах расширения для обеспечения, по меньшей мере, одного частично конденсированного углеводородного газа, обеспечивая тем самым, по меньшей мере, один первый остаточный пар и, по меньшей мере, одну С2 или С3-содержащую жидкость, которая также содержит более легкие углеводороды; и (b) по меньшей мере, одну из С2 или С3-содержащих жидкостей направляют в дистилляционную колонну, в которой упомянутую жидкость разделяют на второй остаток, содержащий более легкие углеводороды, и С2 или С3-содержащий продукт.

Изобретение относится к способу совместного получения гексанового растворителя и циклопентана из гексансодержащей фракции, выделенной из широкой фракции легких углеводородов, включающий выделение в колонне фракционирования гексансодержащей фракции, гидроочистку гексансодержащей фракции, ректификацию гидроочищенной гексансодержащей фракции для выделения изогексановой фракции и гексанового растворителя.

Изобретение относится к аппарату для получения этилена, содержащему: реактор, который применяют для дегидратации этанола и получения потока этилена, содержащего этан, этанол, этиловый эфир и побочные продукты, содержащие три или более атомов углерода; первую разделительную колонну, соединенную с реактором, которую применяют для разделения указанного потока этилена из указанного реактора, содержащего этан, этанол, этиловый эфир и побочные продукты, содержащие три или более атомов углерода, для получения первых легких компонентов, содержащих этилен, из верха вышеуказанной первой разделительной колонны, и первых тяжелых компонентов, содержащих этилен, из низа вышеуказанной первой разделительной колонны; вторую разделительную колонну, причем верхняя часть указанной второй разделительной колонны соединена с низом указанной первой разделительной колонны, верх указанной второй разделительной колонны соединен с нижней частью указанной первой разделительной колонны, указанную вторую разделительную колонну применяют для приема и разделения первых тяжелых компонентов, содержащих этилен, из низа указанной первой разделительной колонны, с получением вторых легких компонентов, содержащих этилен, из верха указанной второй разделительной колонны и вторых тяжелых компонентов из низа указанной второй разделительной колонны, причем вторые легкие компоненты возвращают в нижнюю часть указанной первой разделительной колонны и вторые тяжелые компоненты выводят; первый конденсатор, причем входной патрубок указанного первого конденсатора соединен с верхом указанной первой разделительной колонны и выходной патрубок указанного первого конденсатора соединен с верхней частью указанной первой разделительной колонны, первый конденсатор применяют для конденсации первых легких компонентов, содержащих этилен, из верха указанной первой разделительной колонны для получения первого конденсата и первую часть указанного первого конденсата возвращают в верхнюю часть указанной первой разделительной колонны; и третью разделительную колонну, которую применяют для приема и разделения второй части указанного первого конденсата из указанного первого конденсатора, для получения жидкого этилена из низа указанной третьей разделительной колонны и третьих легких компонентов из верха указанной третьей разделительной колонны.

Изобретение относится к способу разделения изопентан-пентан-изогексан-гексановой фракции, снижающему долю рецикловых потоков в системе, заключающемуся в выделении товарного изомеризата из сырьевого потока, путем последовательного прохождения последним колонны стабилизации, колонны деизопентанизации и колонны деизогексанизации.

Изобретение относится к двум вариантам способа контроля за образованием слаболетучих соединений при получении альфа-метилстирола. Один из вариантов способа включает подачу первой композиции на дистилляционную колонну, причем указанная первая композиция содержит ацетон, фенол, кумол и альфа-метилстирол; очистку первой композиции в дистилляционной колонне с получением второй композиции, содержащей по меньшей мере 1 вес.% альфа-метилстирола и по меньшей мере одну органическую кислоту, причем весовое процентное содержание альфа-метилстирола во второй композиции выше, чем в первой композиции; и добавление некоторого количества амина во вторую композицию.

Изобретение относится к способу выделения гексена-1 из смеси, полученной в реакционной секции процесса тримеризации этилена, причем указанная смесь содержит этилен, растворитель, катализатор тримеризации этилена и образованные продукты, в том числе гексен-1.

Изобретение относится к способу получения циклопентана из фракции бензина пиролиза, включающему получение в колонне фракционирования верхнего продукта С5-углеводородов и кубового продукта углеводородов С6+, каталитическое гидрирование верхнего продукта и последующее разделение прогидрированной фракции ректификацией.

Изобретение относится к способу образования пропилена. Способ заключается в реакции сырьевого потока метатезиса, содержащего бутен с этиленом в присутствии первого катализатора метатезиса посредством первой реакции метатезиса для образования потока продукта первого метатезиса, содержащего пропилен, этилен, бутен и олефины С5+; выделении по меньшей мере части пропилена и этилена из потока продукта первого метатезиса для образования первого верхнего потока и первого пропеноотгонного нижнего потока, содержащего бутен и олефины С5+; реакции по меньшей мере части первого пропеноотгонного нижнего потока с этиленом в присутствии второго катализатора метатезиса посредством второй реакции метатезиса для образования потока продукта второго метатезиса, содержащего пропилен, этилен, бутен и олефины С5+; и выделении по меньшей мере части пропилена и этилена из потока продукта второго метатезиса для образования второго верхнего потока; и восстановлении пропилена из первого верхнего потока, второго верхнего потока или их комбинации.

Изобретение относится к способу получения смеси бензола и С8-ароматических соединений. Способ предусматривает: обеспечение сырьевого потока, содержащего бензол, толуол, С8-ароматические соединения и С9-ароматические углеводороды; выделение из сырьевого потока первой фракции, содержащей С8-ароматические соединения, сырья для метилирования, содержащего толуол и не содержащего бензол, и сырья для переалкилирования, содержащего бензол и С9-ароматические углеводороды; подачу сырья для метилирования на реакцию метилирования для получения смеси С8- и С9+ ароматических соединений; подачу сырья для переалкилирования и С9+ ароматических соединений, полученных из реакции метилирования, на реакцию переалкилирования для конверсии С9-ароматических углеводородов и С9+ ароматических соединений из реакции метилирования в C8-ароматические соединения; и перенос фракции бензола и толуола, полученных из реакции метилирования, в реакцию переалкилирования для поддержания в реакции переалкилирования молярного соотношения метильной группы к фенильной группе в диапазоне 1,5-2,2.

Изобретение относится к способу получения смеси бензола и С8-ароматических соединений. Способ предусматривает: обеспечение сырьевого потока, содержащего бензол, толуол, С8-ароматические соединения и С9-ароматические углеводороды; выделение из сырьевого потока первой фракции, содержащей С8-ароматические соединения, сырья для метилирования, содержащего толуол и не содержащего бензол, и сырья для переалкилирования, содержащего бензол и С9-ароматические углеводороды; подачу сырья для метилирования на реакцию метилирования для получения смеси С8- и С9+ ароматических соединений; подачу сырья для переалкилирования и С9+ ароматических соединений, полученных из реакции метилирования, на реакцию переалкилирования для конверсии С9-ароматических углеводородов и С9+ ароматических соединений из реакции метилирования в C8-ароматические соединения; и перенос фракции бензола и толуола, полученных из реакции метилирования, в реакцию переалкилирования для поддержания в реакции переалкилирования молярного соотношения метильной группы к фенильной группе в диапазоне 1,5-2,2.

Изобретение относится кадсорбционному выделению изомеров ксилола. Способ включает разделение сырьевого потока, включающего множество ароматических углеводородов, на первый поток, содержащий толуол и изомеры ксилола, и второй поток, содержащий изомеры ксилола.

Изобретение относится к способу получения изопропилбензола алкилированием бензола пропиленом и переалкилированием полиалкилибензолов. Способ характеризуется тем, что реакции алкилирования и переалкилирования проводят раздельно, причем реакцию алкилирования проводят в жидкой фазе с применением полимерного катализатора, имеющего только Бренстодовые кислотные центры, а для осуществления реакции переалкилирования в качестве катализатора применяют кислоту Льюиса.

Настоящее изобретение относится к вариантам способа трансалкилирования ароматических углеводородных соединений. Один из вариантов включает: a.

Изобретение относится к двум вариантам объединенного способа изомеризации и трансалкилирования ксилола. Один из вариантов включает следующие стадии: осуществляют изомеризацию потока сырья в реакторе изомеризации при условиях изомеризации, чтобы получить продукт изомеризации; осуществляют трансалкилирование потока сырья в реакторе трансалкилирования при условиях трансалкилирования, чтобы получить продукт трансалкилирования; объединяют продукт изомеризации и продукт трансалкилирования; вводят объединенный продукт в единственный сепаратор; разделяют объединенный продукт в сепараторе, чтобы получить нижний поток сепарации; и осуществляют ректификацию нижнего потока сепарации в ректификационной колонне, чтобы получить нижний поток из ректификационной колонны.

Изобретение относится к получению этилбензола путем переработки побочных продуктов, образующихся при алкилировании бензола этиленом, а именно диэтилбензолов в присутствии цеолитсодержащего катализатора.

Изобретение относится к способу алкилирования бензола, в котором: A) получают по меньшей мере часть потока из зоны переалкилирования; B) объединяют указанную по меньшей мере часть потока из зоны переалкилирования с потоком топливного газа, содержащим эффективное для алкилирования количество одного или нескольких алканов, который по меньшей мере частично получен из хвостового газа процесса очистки водорода; C) подают по меньшей мере часть указанного объединенного потока в зону метилирования бензола.

Изобретение относится к способу алкилирования алкилируемого ароматического соединения с получением моноалкилированного ароматического соединения. Способ включает следующие стадии: А) направление первого потока сырья, включающего свежее алкилируемое ароматическое соединение, в первую реакционную зону, включающую катализатор транс-алкилирования; Б) направление второго потока сырья, включающего полиалкилированные ароматические соединения, в указанную первую реакционную зону; В) контактирование указанных первого и второго потоков сырья с указанным катализатором транс-алкилирования в указанной первой реакционной зоне при условиях, подходящих для осуществления реакции транс-алкилирования между указанными полиалкилированными ароматическими соединениями и указанным алкилируемым ароматическим соединением, по существу, в жидкой фазе, с получением указанного моноалкилированного ароматического соединения; Г) удаление из указанной первой реакционной зоны первого выходящего потока, включающего непрореагировавшее алкилируемое ароматическое соединение и указанное моноалкилированное ароматическое соединение; Д) направление указанного первого выходящего потока в систему для фракционирования с целью разделения указанного первого выходящего потока на первую легкую фракцию, включающую указанное непрореагировавшее алкилируемое ароматическое соединение, и первую тяжелую фракцию, включающую указанное моноалкилированное ароматическое соединение; Е) выделение моноалкилированного ароматического соединения из указанной первой тяжелой фракции; Ж) направление указанной первой легкой фракции, включающей указанное алкилируемое ароматическое соединение, и третьего сырьевого потока, включающего алкилирующий агент, во вторую реакционную зону, включающую катализатор алкилирования; З) контактирование указанной первой легкой фракции и третьего потока сырья с указанным катализатором алкилирования в указанной второй реакционной зоне при условиях, подходящих для алкилирования указанного алкилируемого ароматического соединения с помощью указанного алкилирующего агента, и получения второго выходящего потока, включающего указанное моноалкилированное ароматическое соединение, непрореагировавшие алкилируемые ароматические соединения и полиалкилированные ароматические соединения; и И) выделение моноалкилированного ароматического соединения из указанного второго выходящего потока.

Изобретение относится к способу трансалкилирования сырьевого потока, содержащего C7, C9, C 10 и C11+-ароматические углеводороды для получения потока продукта трансалкилирования с повышенной концентрацией C8-ароматических соединений по сравнению с их концентрацией в сырьевом потоке.
Изобретение относится к способу получения бензола из алкилароматических углеводородов С6-С9 в двух последовательных адиабатических термическом и каталитическом реакторах.

Представлен способ получения ароматических углеводородов с применением оксигената в качестве исходного материала. Используют: реакцию с участием оксигената в одном реакторе ароматизации, получение и разделение продукта реакции ароматизации на сепарационной установке А, в которой осуществляют охлаждение, промывку щелочью иили водой, получение потока газообразных углеводородов X и потока жидких углеводородов Y; получение неароматических углеводородов X1 после удаления газа иили части оксигената на сепарационной установке В, в которой осуществляется короткоцикловая безнагревная адсорбция, ректификация иили адсорбция; получение Х2, содержащего неароматические углеводороды, и потока Х3, содержащего ароматические углеводороды, после удаления газа, части оксигената из потока Х на сепарационной установке В, на которой осуществляется короткоцикловая безнагревная адсорбция, ректификация иили адсорбция, реакцией в другом реакторе ароматизации и разделением на сепарационной установке А, в которой происходит охлаждение, промывка щелочью иили промывка водой; получение смешанного потока M ароматических углеводородов с числом углеродных атомов в молекуле 7 или менее и потока N остальных углеводородов непрецизионной ректификацией, объединенного потоком Y и потоком Х3, содержащего ароматические углеводороды, на сепарационной установке С. Разделение потока N на сепарационной установке D, на которой осуществляется одна операция из ректификации и экстракционной ректификации, и получение потока K, содержащего неароматические углеводороды, потока C8 ароматических углеводородов J и потока С9+ ароматических углеводородов L. Возврат к оксигенату потока X1, содержащего поток Х2, содержащего неароматические углеводороды, потока смешанных углеводородов М, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, иили части или целого потока K, содержащего неароматические углеводороды, возврат в реактор ароматизации одного из углеводородных потоков: потока X1 и потока Х2, потока М, содержащего ароматические углеводороды с числом атомов углерода в молекуле 7 или менее, иили части или целого потока K. Технический результат - предоставление способа, обеспечивающего высокий выход ароматических углеводородов и малое потребление энергии. 11 з.п. ф-лы, 10 ил., 10 пр.

Наверх