Способ разделения продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации с -с -углеводородов

(.71) 10 ОП Инк,и с разделение у ходную смесь и сепарирувт Сп-углеводоро ГОСУДАРСТВЕННЫЙ КОМИТЕТПО ИЗОБРЕТЕНИЯМ И ОТНРЫТИЯМПРИ ГННТ СССР Бюл У 42(72) Пол Клейтон Стиси (118)(54) СПОСОБ РАЗДЕЛЕНИЯ ПРОДУКТОВ . РЕАКЦИИ ПАРОФАЗНОЙ ДЕГИДРОЦИКЛОДИИЕРИЗАЦИИ Сз-С 4-УГЛЕВОДОРОДОВ (57) Изобретение касается производства углеводородов, в частности разделения продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации С -С -углеводородов в присутствии галийсодержащего катализатора на основе цеолита ЕБ)1-5. В исходной смеси содержатся непрореагировавшие исходные углево-. дороды, водород, побочные метан и этан, бензол, толуол и С 8-ароматические углеводороды. Процесс ведут в четырех зонах парожидкостной сепарации с выделением парофазных (1 п-оп) и жидкофазных (1 жж) потоков с использованием абсорбера, отпарной двух ректифихационных колонн, работающих в условиях, обеспечивающихглеводородов. Сначала и -частично конденсирувтс получением 1 п(Нп, С- ды и бензол) и 1 ж (СзСША У 4456779, кл. 585- Г У 2620854, /04, 1980. А У 41.89689, кл. 5852С 4-углеводороды, бензол, толуол, и С -ароматические углеводороды). Затем из 1 п адсорбирувт обедненной поглоти- тельной жидкостьв бензол с получением 11 п (Н, С,-С -углеводороды и то луол) и обогащенной жидкости,(С-С 4, бензол и толуол). После частичной конденсации 11 п сепарирувт с получением 111 п (Н и С-С-углеводороды)и 11 ж (С. -С 4 и толуол). При этом целесообразно 11 п перед сепарацией охладить с помощью косвенного тепло- обмена с жидкостью, выводимой нз нижней части отпарной колонны, Кроме того, давление 111 п снижают в устройстве, генерирующем энергию при условиях, обеспечивающих частичную кон-. денсацию. После этой конденсации 111 п сепарируют с получением 17 п (Н , СН 4) и 111 ж (С-Сп-углеводороды), Затем в отпарную колонну направляют 11 ж и 111 ж, причем последний подают вьппе точки подачи 11 ж. В этой колонне получают суммарный верхний погон (СН 4, С Н и Н), который без или после смешивания с С -С 4-углеводородами подают на дегидроциклодимеризацию, и суммарный кубовый продукт (С -С, - углеводороды и толуол). Последний сепарируют на п (С -С 4 -углеводороды), возвращаемый на дегидроциклодимериэацив, и 1 Чж (толуол), которьп совместно с обогащенной поглотительной жидкостьп) и 1 ж направляют в 1-ю ректификационнув колонну. В яей выделяют суммарный верхний погон (С,-С без Сб-углеводородов), направляемьй в зону дегидроциклодимеризации совместно с частью-С -углевадоролан, другая часть которых используется для орошения. Суммарный кубовьй прс1523052 убовый остат тгон олонааай нет ой се ЗЬдкостток т воны ток Погонный оток от оинойолонны3 Питаниеобщее)дебутанизатора Части ное п бовый осток бенльнойлонны Кубовыйостатокдебутанизатора(42) Жи к ный поток четвертой сепараци (37) таяне дебутанизатора мпоненты1523052 Составитель Г. ГуляевТехред Л,Сердюкова Редактор А. О орректор О. Кр оизводственно-издательский комбинат "Патент", г, Ужг ул. Гагарина, 1 О Заказ 6984/59 НИИПИ Государ Тираж 352твенного комитета 113035, Москва,Подписноео изобретениям и открытиям при ГКНТ ССС35, Раушская наб., д. 4/51523052 . дукт ароматические С -С-углеводоро-,ды) из этой колонны направляют во2-ю ректиюикационную колоннув которой выделяют суммарный верхний погон - бензол, выводимый в качествецелевого продукта, и кубовый продуктароМатические С-углеводороды и тоИзобретение отыосится к способамразделения продуктов реакции пароФазной дегидроциклодимеризации СС -углеводородов.в присутствии. галийчсодержащего катализатора на основецеолита типа ЕЯМ.Парофазный поток, выходящий иззоны дегидроциклодимериэации, содер. жит непрореагировавшие исходные углеводороды, водород, побочные С-С,.углеводороды, бензол, толуал.и Сзароматические углеводороды.Цель изобретения - разработка эко 25номичного способа разделения продуктов реакции паройаэной дегидроциклодимеризации С -С, в присутствии галийсодержащего катализатора на основееолита типа ЯМ.Способ согласно изобретению можетбыть .осуществлен по технологическойехеме, представленной на чертеже,Исходный жидкий сырьевой поток,представляющий собой смесь углеводородов, обогащенную пропаном и содержащую некоторое количество изобутанаи нормального бутана, делят на двечасти одну из которых как праВилофбольшую,полинии 1 вводят в процесс дегидроцикладимеризации, Исходное сырье, поступающее по линии 1,смешивают с рецикловым продуктом,подаваемым по линим 2, и по линии3 вводят в реактор 4 дегидроциклодимеризации. Реактор 4 дегидроциклодимеризации предпочтительно цредставляет собой многоступенчатый проточныйреактор сподвижным слоем катализатора, имеющего диаметр 0,4-3,175 мм.Катализатор содержит от 0,1-5,0 мас. .галлия, предпочтительно 1,0 мас. ,на цеолите типа ЕЯМ.Зона реакции дегидроциклодимериЪации работает предпочтительно притемпературах в пределах 487-565 Си давлении до 6895 кПа,Вновь регенерированный катализатор по линии 5 поступает в верхнюю Члуол), часть которого выводят в качестве целевого продукта, а другую часть - на абсорбцию в качестве обедненной поглотительной жидкости, Эти условия обеспечивают хорошую экономич ность процесса, 3 з.п, Ф-лы, 1 ил., 3 табл.часть реакционной зоны реактора 4 и проходит Вниз В пределах кругового объема. задержки, катализатора, Исполь.зованный катализатор выводят из нижней части реакционной зоны по линии 6 и транспортируют в соответствующее устройство регенерации катализатора. Загружаемый в реакционную зону по линии 3 поток предпочтительно делает несколько оборотов через различные секции каталитического слоя при промежуточном нагреве для подведения.тепла для эндотермической реакции дегидроциклодимеризации. В случае использования потока с высоким содержанием олефинов реакция протекает экэотермически и требуются промежуточные холодильники. В результа- . те реакции образуется парообразный поток, выходящий иэ зоны реакции по линии 7 и содержащий .ароматические углеводороды, побочные.С- и С - продукты реакции и водород, помимо . непрореагировавших пропана и бутанов, Выходящий из зоны реакции поток, проходящий по линии 7, частично конденсируется при прохождении через устройство 8 косвенного теплообмена, Образующаяся смесь пара и жидкости проходит в первую зону 9 парожидкостной сепарации, где происходит разделение на первый паро 4 азный поток, выводимый по линии 1 О, и первый жидкостный поток, выводимый по линии 11.Первый парофазный поток, выводимый по линии 10, содержит водород,. С - и С "побочные продукты, пропан, бутаны и бензол, Этот паровой поток подвергают сжатию в устройстве 12 и подают в нижнюю часть абсорбционной колонны 13. Предпочтительно давление, парофазного потока увеличивают до 448-2068 кПа и выше. Более предпочтительно давление пароазного потока увеличить до 2413-5761 кПа, при этом особенно предпочтительным является3052 6 5 152 давление свьппе 3103 кПа, Пары, находящиеся под давлением, проходят прстивотоком относительно потока с обедненной поглотительной жидкостью вводимой в абсорбционную колонну ло линии 14. Практически весь бензол, содержащийся во вводимом парофазном потоке, извлекается и становится частью жидкостного потока, проходящего через абсорбер. В результате образуется второй парофазный поток, содержащий водород, С-С "углеводороды, исходные углеводороды и толуол, выводимый по линии 15, и поток обогащенной поглотительной жидкооти, выводимый по линии 16. Второй пароЬазный поток по линии 15 проходит в зону 17 осушки.В.зоне осушки происходит удаление воды, которая может вызвать замерзание в низкотемпературном технологическом оборудовании. Высушенный таким образом второй пароазный поток по линии 18 подают в устройство 19 косвенного теплообмена, которое используют в качестве ребойлера отпарной колонны 20, Дополнительное охлаждение обеспечивают с помощью дополнительного устройства (не показано), Второй паройазный поток охлаждают таким образом и частично конденсируют до подачи во вторую зону 21 парожидкостной сепарации, Парообразные материалы, поступающие в зону 21 сепарации, отделяются и образуют третий паро 3 азный поток, проходящий по линии 22, и второй жидкостный поток. Давление парового потока снижают в энерготурбине 23, которая генерирует полезную механическую энергию для питания, например, электрического генератора, Поток, выходящий с турбины при более низких давлении и температуре, проходит по линии 24 в третий парожидкостный сепаратор 25, где его делят на четвертый паро 4 азный поток и третий жидкостный поток.Второй жидкостный поток, выводимый из зоны 21 сепарации, поступает по линии 2 б в отпарную колонну 20, Аналогично третий жидкостный поток, выводимый из сепаратора 25 по линии 2, поступает в отпарную колонну. Указанные жидкостные потоки содержат более тяжелые углевоцороды, поступающие в эту зону самоохлаждения. Поэтому второй жидкостный поток содержит толуол и исходные пропан н. бутаны, Третий жидкостный поток,выводимый по линии 27, содержит исходньй пропан. Оба жидкостных потокатакже содержат растворенные болеелегкие углеводороды и водород, Этиболее легкие соединения извлекают извводимых жидкостей в отпарной колонне 20 и получают суммарный верхнийпаровой погон, выходящий по линии 28,Этот суммарньп верхний паровой погон содерхит водород и С- и С-углеводороды. Его смешивают с четвертым паровым потоком, проходящим палинии 29 и содержащим водород, метан, а также С углеводороды, и получают поток топливного газа, выводимый иэ процесса по ликии 30.Работеотварной колонны проходит в таких условиях, которые регулируют содержание С -углеводородов в суммарном кубоЕвом потоке, так как в.некоторых случаях может оказаться необходимым рециркулировать С -углеводороды в зону реакции. Обычно С - и С -углеводороды не образуются из сырья, содержащего С -углеводороды, и поэтому присутствуют в суммарном кубовом продукте в значительных количествах только в том случае если. содержатсяв исходном сырье,Предпочтительно нагрев отпарной колонны осуществлять с помощью тепла,образующегося. эа счет потока кубовой жидкости, ныводчмого по линии 31 и проходящего через устройство 19 косвенного теплообмена. Остальную часть кубовой жидкости выводят по линии 32 в виде суммарного кубового потока, содержащего исходные углеводороды и толуол, который нагревают в устройстве 33 косвенного теплообмена. Затем этот поток поступает в четвертую зону 34 парожидкостной сепарации, работающую в условиях, которые способствуют испарению значительного количества пропана и любого из С -уг. леводородов в случае отбора их в кубовом продукте колонны 20. Этот испаряющийся материал в качестве пятого паройазногго потока удаляют из зоны 34 сепарации по линии 35, сжимают в установке 36, а затем рециркулируют в зону реакции по линии 2. Четвертый жидкостный продукт, который собирают в четвертой зоне сепарации, содержит преимущественно толуол. Его выводят по линии 3.Поток обогащенной поглотнтельиой жидкости, содержащей бензол, выводимый по линии 16 из адсорбционной ко-.лонны 3 смешивают с первым жидкостЭ5ным потоком, проходящим по линии 11.Смесь этих двух потоков, подаваемаяпо линии 38 вместе с четвертым жидкостным потоком, проходящим по линии37, поступает по линии 39 3 первуюректи 4 ккационную колонну-дебутанизатор 40.В первую ректиФикационйую колоннупо линии 41 подают меньшую оставшу-;.юся часть исходных углеводородов вкачестве орошения.,По линии 42 из первой ректификационной колонны выводят суммарныйверхний погонный поток, содержащийисходные углеводороды и практическине содержащий С -углеводородов. Этотпоток смешивают с потоком, выводимымпо линии 35 из,четвертой зоны 34 па. рожидкостной сепарации, и по линии 2в,качестве рецикпа подают на смеше, ние с остальной частью исходных С -С-углеводородов. Более гяжелые Суглеводороды, которые поступают в ко"донну 40, концентрируются в первомсуммарном кубовом жидкостном потоке, который подают по линии 42 вовторую ректификационную колонну 43,Таким образом С -углеводороды рецир 5кулируют в зоне реакции и обеспечи-,вают прямое получение С -углеводородов. высокой степени чистоты. Углеводороды загружаемые .во вторую ректи Фикационную колонну разделяютсяздесь на второй суммарный верхний погонный поток, выводимый но линии .44и предпбчтительно представляющий собой поток бензола высокой степеничистоты, который также содержит от- .носительно небольшое количество С -углеводородов, образующихся в про"цессе переработки и поступающих вэту колонну, С -углеводорода, которые проходят по линии 42 превращаются в более тяжелые продукты. Толуол,ксилолы и более тяжелые ароматические углеводороды из колонны 43 выводят в составе второго суммарного кубового продукта по линии 45. Второйсуммарный кубовый продукт разделяютна поток целевого продукта, удаляемого по линии 46 и рециркуляционныйпоток, по линии 14 поступающий в ад"сорбционную колонну 13 в виде потокаобедненной поглотительиой жидкости. Схема, представленная на чертеже, упрощена, так как на ней не поКазаны некоторые теплообменники, системы технологического контроля, насосы и системы отбора верхних Фракций рек" тиикационных колонн и испарители и т.п.Для простоты теплообмен, схема которого пеказана на чертеже, сведен к минимуму. Выбор средств теплообмена, используемыхдля достижения необходимой степени обогрева и охлаждения в различных точках схемы зависит от того, как они используются. Например в зависимости от конкретного расположения и условий осуществления данного процесса может оказать" ся желательным использовать теплообмен спаром, нагретым маслом илй технологическими .потоками из других технологических установок, не показанных на чертеже.П р и м е р. Теоретическая эксплуатация промышленной установки дегидроциклодимеризации, в которой используется технологический процесс, схема которого изображена на чертеже.Приведенные в примере расчетные результаты являются достаточными для изображения .реальной работы, так . как Фактические потоки почти не отличаются от расчетных благодаря отклонениям подачи или различным селективностям катализатора и т.п. Общий расход сырьевого потока, подаваемого в процесс, составляет 57253,3 кг/ч, Этот поток содержит 281,3 кг/ч С-уг-;, леводородов, 151,6 кг/ч С -непредельных .углеводородов, 27275 кг/ч С -углеводородов, 580,8 кг/ч х-С 4.-нейредельных углеводородов, 14549,2 кг/ч -С,-углеводородов 14158,7 кг/ч и-С -углеводородов и 256,7 кг/ч х-.С- углеводородов. 85 мас.% этого сырьевого потока вводят непосредственно в зону реакции. Второй поток аналогичного состава, но содержащий лишь 15 мас.% от общей загрузки, направляют в верхнюю часть первой ректийикационной колонны"дебутанизатора, имеющей 15 ситообразных тарелок. Основной сырьевой поток совместно с потоком рецикла пропускают через реактор с получением вытекающего из реактора потока с общим расходом порядка 77818,2 кг/ч. Этот поток содержит 18204,4 кг/ч пропана, 175,6 кг)ч бутанов, 5606,1 кг/ч бензола, 12343,9152305кг/ч толуола, 6381,3 кг/ч ксилолов изначительные количества водорода,метана и этака. Вытекающий из реактора поток содержит также некоторыеколичества этилена, пропилена, изобутилена, этилбензола и С+-ароматических углеводородов. Вытекающий из,реактора поток охлаждают до темпераотуры около 40 С и пропускают в первую парожидкостную зону сепарации илисепаратор 9 низкого давления, Этотсепаратор работает при давлении около 448 кПа избыточных. Вытекающийиз реактора поток поступает в сепаратор низкого давления в виде смешан-,ного фазного потока, который разделяют на первый жидкостной поток с расходом порядка 25437,1 кг/ч и первыйпарофазный поток, соответствующийрасходу порядка 52381,2 кг/ч. Приэтих условиях в первом парофазномпотоке содержится свыше 95 углеводородов С и ниже, которые поступаютв зону сепарации. Парофазныйл поток 25содержит более тяжелые углеводороды,в том числе около 1208 кг/ч С-углеводородов, 1484 кг/ч бензола и около968 кг/ч толуола,Первый парофазный поток, выходящий из сепаратора низкого давления,подвергают сжатию в двухступенчатойкомпрессорной установке 12, снабженной холодильником и барабаном для сепарации конденсата. В результате этого в нижнюю часть абсорбционной ко 35лонны 13 (абсорбера) вводят газовыйопоток с температурой около 17 и давлением около 3599 кПа избыточных.Этот газовый поток проходит снизу 40вверх через абсорбер противотокомпо отношению к потоку десорбированНой поглотительной жидкости, которая поступает в верхнюю часть абсоробера при температуре около 16 С при 45расходе 2736,5 кг/ч,В результате указанной обработкигазового потока происходит практическое удаление всего бензола из газового потока и некоторого количества50пропана и выделение толуола в газовый поток, Расход газового потока,Выходящего из абсорбера, составляет44528,8 кг/ч. Этот газовый поток охолаждают с 17 С до температуры около0,6 С путем косвенного теплообменав ребойлере 19 отпарной колонны 20.Далее его охлаждают путем косвенноого теплообмена до температуры -29 С 10 и пропускают в холодный сепаратор высокого давления или во вторую паро" жидкостную зону 21 сепарации при давлении порядка 3344 кПа избыточных. Жидкость, собранную в холодном сепараторе высокого давления, выводят при расходе, равном 18243,8 кг/ч. Третий парофазный поток, отводимый из холодного сепаратора высокого давления в количестве 26295 к 1 /ч подают в расширительную турбину, где его давление снижается до 414 кПа избыточных оТемпература потока снижается доотемпературы -81 С. Вытекающийиз экс" пандера поток пропускают через парожидкостный сепаратор 25 и разделяют на третий жидкостный поток с расходом порядка 4574,7 кг/ч и четвертый парофазный поток, который выводят в систему топливного газа, Этот третий жидкостной поток совместно с жидкостным потоком, выведенным из холодного сепаратора 21 высокого давления, вводят в отпарную колонну 20, имеющую.15 ситчатых тарелок на разных уровнях, разделенных по меньшей иере двумя или более ректификационными тарелками. Расход чистого потока топливного газа составляет 30154,7 кг/ч. Верхний парофазный поток, выведенный из отпарной колоннылегких фракций, имеетотемпературу -38 С и давление 414 кПа избыточных. Отпарная колонна работает при температуре кубовой жидкости., равной -17 С. Верхний погонный поток отпарной колонны содержит около 1664 кг/ч метана, 4448 кг/ч этана и 1960 кг/ч пропана. Суииарный кубовый поток отпарной колонны также содержит этан, пропилеи, изобутан и нормальный бутан и толуол совместно с небольшими количествами С ;,ароматических углеводородов. Суммарный кубовый поток разделяют з четвертой зоне 34 парожидкостной сепарации, работающей при температуре около -16 С и давлео нии 207 кПа избыточных. В результате сепарации получают.парофазный поток в количестве 10800,9 кг/ч, который возвращают в зону реакции, и жидкостный поток, который направляют в дебутанизатор в количестве 3582,5 кг/ч.Количество верхнего погонногопотока дебутанизатора равно18344,1 кг/ч. Этот поток содержит около 10878 кг/ч пропана и 5137 кг/ч бутана, Он также содержит значитель 1523052ные количества этана и метана и большие количества водорода, этилена, пропилена, изобутилвна и бвцзола, Верхний парофазный погонный поток дебутанизатора имеет температуру около 36 С и давление 862 кПа избыточных. Дебутанизатор эксплуатируют при температуре кубовой жипкости, равной о 1 соло 214 С. Расход суммарного10 кубового потока дебутанизатора составляет 28927,5 кг/ч, Этот поток содер-. жит около 5522 кг/ч .бензола, 13908 кг/ч толуола и 2613 кг/ч С в . ароматических углеводородоВ, при этом осталь 15 ное в этом потоке составляет Са-ароматические углеводороды.Этот поток разделяют во второй ректификационной колонне (бензольной колонне) на бензол высокой чистоты, 20 отбираемый в качестве погонного пото ка в количестве 5582,1 кг/ч. Осталь,. ные углеводороды, поступающие в бензольную колонну, разделяют на поток обедненной поглотительной жидкости и 25 . суммарный поток С +-ароматическихЧуглеводородов, расход которого составляет 2462,9 кг/ч.Рабочие условия по основным аппара- там на приведенной схеме и готокам, не указанные в примере, привеДеиы в табл.1.В табл.2 представлен материальныйбаланс процесса по исходному сырью и целевым продуктам.В табл.3 приведены расходы основ.1ных технологических потоков по схеме на чертеже.40Формула изобретения1, Способ разделения продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации С-С-углеводородов в присутствии 15 галийсодержащегокатализатора на основе цеолита типа ЕЯМ, содержащих непрореагировавшие исходные углеводороды, водород,.побочные С-С -углеводороды, бензол, толуол и С-аромати-, ческие углеводороды, о т л и ч а ю - щ и й с я тем, что продукты реакции парофазной дегидроциклодимеризации подвергают частичной конденсации споследующим разделением в первой зоне парожидкостной. сепарации на первый пароазный поток, содержащий водород, С -С -углеводороды, исходные углеводороды и бензол, и первый жидкостный поток, содержащий исходные углеводороды, бензол, толуол и Св-ароматическиеуглеводороды, первый парофазный потокподвергают абсорбции обедненной поглотительной жидкостью в условиях , обеспечивающих поглощение бензола, с по-.лучением Второго парофазного потока,содержащего водород, С-С -углеводороды, исходные углеводороды, толуол, ипотока обогащенной поглотительной жидкости, содержащего исходные углеводороды, бензол и толуол, второй парофазный поток подвергают частичной конденсации с последующим разделением образовавшейся двуххфазной смеси во второйзоне парожидкостной сепарации на третий .парофазный поток, содержащий водород, С-С-углеводороды и исходныеуглеводороды, и второй жидкостныйпоток, содержащий исходные углеводороды и толуол, давление третьего паро"фазного потока снижают в устройстве,генерирующем энергиюпри условиях,обеспечивающих частичную конденсациютретьего парофазного потока,с последующим разделением его в третьейзоне парожидкостной сепарации на четВЕртый парофазный поток, содержащийводород и.метан, и третий жидкостный поток, содержащий С -углеводороды и исходные углеводороды, Второй итретий жидкостные потоки подают в отпарную колонну, в которой В условиях,обеспечивающих разделение углеводородов, получают суммарный верхний погонный поток, содержащий С-С-углеВодороды и Водород и суМмарный кубовый нродукт, содержащий исходные углеводороды и толуол, который В четвертой зоне парожидкостной сепарациив условиях, обеспечивающих разделение, делят на пятый парофазный потоксодержащий исходные углеводороды, подаваемый В зону реакции дегидроцикломериэации, и четвертый жидкостныйпоток, содержащий толуол, подаваемыйсовместно с потоком обогащенной поглотительной жидкости и первым жидкостным продуктом в первую ректификационную колонну, в которую в качествеорошения подают часть исходных С -Суглеводородов и которая работает вусловиях, обеспечивающих разделениеподаваемых углеводородов на первыйсуммарный верхний погонный поток, содержащий исходные углеводороды и практически не содержащий С 6-углеводородов, направляемый в зону реакции де1523052 Таблица Рабочие условия Темпе- Давление ратура, кПа (изС быточное) Аппарат или поток 517 448 3599 3344 414 498407-16 414207 . бо 214 861 152 83 Т а б л и ц а 2 Получено Взято,кг/ч С 1 -ароматические продукты (поток Суммарный топливный газ (поток 30) Верхний погонбензольной коКомпоненты 46) лонны (поток 44) 1677,13898,4585,910702,9193,03068, 21,89,08,7 ВодородМетанЭтиленЭтанПропилеиПропанИзобутиленИзобутанБутанИзопентаныБензолТолуолЭтилбензол 281,3151,6272750580,8.14549,214158,7256,7 0,3 1,3 2,6 5521,8 2,1 12339,8523,4 гидроциклодимеризации совместно с остальной частью исходных С -С -угле 3, Ф водородов, и первый суммарный кубо" вый продукт, содержащий С -С-аро" матические углеводороды, который во второй ректиикационной колонне разде- . ляют на второй суммарный верхний погонньей поток, содержащий бензол, выводимый в качестве целевого продукта, и второй суммарный кубовый поток, содержащий толуол и С-ароматические углеводороды и практически не содержащий бензола, часть которого выводят в качестве целевого продукта, другую часть второго суммарного кубового продукта подают в зону абсорбции в качестве обедненной поглотительной жидкости.2. Способ по и.1, о т л и ч а ю - щ и й с я тем, что, второй пароЬазный поток перед подачей его во вторую зону парожидкостной сепарации охлаждают путем косвенного теплообмена с жидкостью, выводимой из. нижней 25 , части отпарной колонны.3. Способ по п.1, о т л и ч а ющ-и й с я тем, что третий жидкостный поток подают в отпарную колонну выше точки подачи второго жидкостного потока в отпарную колонну.4, Способ по п.1, о т л и ч а ющ и й с я тем, что первый суммарный 1 верхний погонный поток перед подачей в зону дегидроциклодимеризации смешивают с остальной частью исходных С -С-углеводородов.а Поток, вытекающий нз реактораСепаратор 9Сепаратор 13Сепаратор 21Сепаратор 25Отгонная колонна(поток 44) и-Ксилолм"Ксилоло-Ксилол .С -ароматичесфкие углеводородыОбщий расход,кг/чМолмасса,кг/кг мольм /деньУдельный нес,г/см 1555,2 3316,6 1509,5 2218,4 57253,3 30154,7 21462,9 5528,1 78,1150 50,2 14,02250 122310 100,5581 0,890 0,8823 0,5378 Таблиц а 3 Первыйсырьевойпоток Второйсырьевойпоток Верхнийпогондебутанизато Рециклсырья Объединенноепитание Поток,выходящий изреактоПаройазный поток первой сеКомпоненты реактора (3) ра (7) парации ра17 1523052 Парофазовый потоквторойзоны пароеидкостнойсепарации Идкос т ный поток первой се- парации ОбогаДесорбированнобедненная .погЛОТИТЕЛЬнзя жидКОСТЬ Отходящие газы адсорбера щеннаяпоглотительнаяжидкость Компоненты(14) 1677,13898,5616, 4.2519,7697,574,314174,2234,6373,02,3 1656,312382,3430,67644,1ь 5 ь 77,3901,627,929,0 1565,966,4197,4420,8181,6 224,03,810,20,27,7 233,0 294,4 294,452381,2 25437 ь 1 10578,5 Парофазный поток треть ей зоны сенарации(29) 4 ьФ 4 ВФЙФюшеев евФКомпоненты Потоквторой эоны сепарации (26) Жидкост поток т Погонныйпоток Отгоинойколонны Кубовый остаток ОТГОИНО колонны рофаэнын й ее