Способ переработки смеси водорода и оксидов углерода (варианты)

СПОСОБ ПЕРЕРАБОТКИ СМЕСИ ВОДОРОДА И ОКСИДОВ УГЛЕРОДА (ВАРИАНТЫ)(71)(73) Заявитель и патентовладелец: ЗАКРЫТОЕ АКЦИОНЕРНОЕ ОБЩЕСТВО "СИБИРСКАЯ ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ КОМПАНИЯ "ЦЕОСИТ" (RU) Мысов Владислав Михайлович, Степанов Виктор Георгиевич, Ионе Казимира Гавриловна (RU) В изобретении расширение ассортимента целевых продуктов и увеличение гибкости процесса, а также повышение выхода углеводородов С 3+ в расчете на сумму углеводородов достигается несколькими вариантами способа путем переработки смеси водорода и оксидов углерода в две стадии так, что на первой стадии исходное сырье контактирует с катализатором, состоящим из катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, расположенных в виде смеси в одной реакционной зоне или раздельно в разных реакционных зонах. Исходная смесь водорода и оксидов углерода имеет объемные соотношения (Н 2-СO2)/(СО+СO2)=1-3 и СО/СO2=0-100, а в качестве компонентов твердого кислотного катализатора используют цеолит, или кристаллический силикоалюмофосфат, или оксид алюминия, или их комбинацию друг с другом. Выделенные из газового потока после первой стадии жидкие продукты направляют на вторую стадию, где при контакте с цеолитсодержащим катализатором происходит превращение ДМЭ и/или метанола в бензиновую фракцию или ароматические углеводороды, газообразные углеводороды (включая пропанбутановую фракцию) и воду или метанола только в ДМЭ. 015347 Изобретение относится к органической химии, а именно к способам получения синтетических моторных топлив и, в частности, к способу получения диметилового эфира (ДМЭ) и/или высокооктанового бензина путем каталитической конверсии синтез-газа - смеси водорода и оксидов углерода. В связи с истощением запасов нефти и увеличением себестоимости ее добычи в ближайшие годы станет актуальной проблема постепенного вовлечения в переработку альтернативных нефти источников углеродсодержащего сырья, таких как природный газ, попутные нефтяные газы, тяжелый мазут, уголь и шламы его переработки, торф, растительная и технологическая биомасса и т.д. Наиболее разработанными и экономичными способами начальной стадии химической активизации углеродсодержащего сырья являются окислительные процессы, основанные на кислородной или парокислородной конверсии перечисленных видов органического сырья в синтез-газ - смесь СО, СО 2 и Н 2 с широким диапазоном соотношений данных активных компонентов в газе. Широкомасштабного применения в производстве ДМЭ и искусственного жидкого топлива синтез-газ пока не нашел. Это связано с тем, что до сих пор еще не разработаны высокоэффективные и дешевые способы переработки углеродсодержащего сырья в моторные топлива, которые могли бы составить надежную конкуренцию нефтехимическим процессам. Проблема переработки твердого и газообразного углеродсодержащего сырья часто связана с высокой стоимостью и технической сложностью доставки сырья потребителю. Известно, что экономическая эффективность транспортировки жидких углеводородных продуктов выше, чем угля или природного газа - в пересчете на стоимость перевозимого "углерода". Поэтому может стать актуальной задача переработки углеродсодержащего сырья в жидкие (например, бензиновую фракцию) или легко ожижаемые продукты, такие как ДМЭ (при 20 С и давлении более 5,1 атм ДМЭ переходит в жидкое состояние), с целью их транспортировки на предприятия, где они могли бы быть использованы как компоненты моторных топлив. Реальна перспектива применения ДМЭ на автомобильном транспорте в качестве нового экологически чистого дизельного топлива. В настоящее время ДМЭ используется в основном как пропеллент для аэрозолей (США 5653963,1997). ДМЭ может быть применен вместо метанола в различных промышленных процессах - синтезе формальдегида (США 4442307, 1984), ацетальдегида (США 4302611, 1981), аминов (США 5482909, 1996) и в процессах алкилирования ароматических соединений (США 4605766, 1986), а также как исходное сырье для синтеза низших олефинов (США 4767886, 1988) или при получении эфиров органических кислот (США 5502243, 1996). Существует большое количество патентов, в которых ДМЭ является промежуточным продуктом в синтезе высокооктанового бензина (РФ 2266893, 2005, РФ 2143417, 1999, США 5459166, 1995,США 4520216, 1985, США 4481305, 1984, США 4403044, 1983, США 3894102, 1975). Близким к предлагаемому является способ получения углеводородов путем переработки синтезгаза, содержащего водород и оксиды углерода и имеющего мольное отношение СО/Н 2 выше 1 и при условии, что синтез-газ, поступающий на конверсию, имеет мольное отношение СО/CO2 от 5 до 20 (США 4481305, 1984). Согласно данному способу процесс осуществляют в двух последовательно расположенных реакторах при давлении 5-100 атм без промежуточного выделения продуктов после первого реактора. В первом реакторе синтез-газ контактирует с одним или более катализаторами, ведущими превращение синтез-газа при температуре 150-400 С в метанол и далее в том же реакторе в ДМЭ. Далее,газовая смесь направляется во второй реактор, где в присутствии цеолитного катализатора при температуре 150-600 С ДМЭ конвертирует в углеводороды, преимущественно жидкие при нормальных условиях. Основными недостатками данного способа являются низкий выход бензиновой фракции на поданный "углерод" исходного сырья (29 мас.%) и использование в качестве сырья только синтез-газа с отношением СО/Н 2 больше 1. Кроме того, основным побочным продуктом является CO2, количество которого составляет 55 мас.% (массовая доля "углерода", удаленного с CO2, отнесенная к поданному "углероду" исходного сырья) и не предусмотрено получение ДМЭ и пропанбутановой фракции в качестве целевых продуктов. В данном процессе образуются углеводороды С 3-С 4, но в условиях высокой их разбавленности компонентами синтез-газа выделение товарной пропанбутановой фракции становится нецелесообразным. Перечисленные недостатки не позволяют решить задачи настоящего изобретения. Более близким к предлагаемому является способ получения синтетического бензина из синтез-газа путем контактирования исходного сырья на первой стадии с окисным катализатором синтеза метанола и твердым кислотным неорганическим катализатором дегидратации при 149-372 С с последующим контактированием на второй стадии продуктов первой стадии при 260-455 С с кристаллическим цеолитом(СССР 632296, 1978). Согласно данному способу в качестве окисного катализатора синтеза метанола используют смесь оксидов меди, хрома, цинка и лантана, взятых в количестве 50-70; 5-15; 15-25; 5-15 вес.ч. соответственно. Основными недостатками данного способа являются низкие селективность (62-65 мас.% С 5+) и выход углеводородов С 5+ в расчете на поданный синтез-газ (около 50 г С 5+/нм 3 СО+Н 2), а в качестве сырья используется только смесь СО и Н 2 с высоким отношением Н 2 к СО (в примерах приведено мольное отношение Н 2/СО от 2 до 4). В данном способе ДМЭ и пропанбутановая фракция не являются целевыми-1 015347 продуктами синтеза, что значительно сужает ассортимент производимой продукции. Таким образом,способ не может быть использован для достижения цели настоящего изобретения. Наиболее близким к предлагаемому по своей технической сущности является способ получения моторных топлив путем каталитической конверсии смеси СО, Н 2 и CO2 при повышенных температурах и давлении в две стадии (РФ 2143417, 1999). Согласно данному способу на первой стадии исходное сырье контактирует при давлении 80 атм и температуре 220-320 С с катализатором, состоящим из цеолита типа ZSM-5 и металлоксидного компонента, содержащего, мас.%: CuO - 38-64, ZnO - 24-34, Cr2O3 - 0-22,Al2O3 - 6-9, смешанных в массовом соотношении 20-50/80-50, газовый поток после реактора первой стадии по одному из вариантов (фиг. 1) охлаждают и разделяют на жидкую фракцию и газовую фазу, содержащую непревращенные компоненты синтез-газа и диметиловый эфир, при этом из жидкой фракции далее выделяют диметиловый эфир, а газовую фазу после отделения диметилового эфира делят на два потока - один идет на смешение с синтез-газом и подается в реактор первой стадии, второй газовый поток вместе с метанолом направляют на вторую стадию, по другому варианту (фиг. 2) газовый поток после реактора первой стадии без разделения направляют на вторую стадию. В обоих вариантах на второй стадии в условиях высокого давления - 80 атм и повышенной температуры - 340-420 С при контакте с катализатором, состоящим из цеолита типа ZSM-5 и металлоксидного компонента, содержащего, мас.%:ZnO - 65-70, Cr2O3 - 29-34, W2O5 - 1, смешанных в соотношении 30-99/70-1, происходит превращение диметилового эфира, компонентов синтез-газа и метанола в бензиновую фракцию, газообразные углеводороды и водную фракцию. Основными недостатками данного прототипа являются: 1) относительно малый ассортимент производимой продукции, способ предусматривает получение в качестве целевых продуктов только бензина или одновременно ДМЭ и бензина, и отсутствует возможность получения раздельно или одновременно: ДМЭ, высокооктанового бензина, ароматических углеводородов, легкой бензиновой и пропанбутановой фракций; 2) относительно низкий выход углеводородов С 3+ на сумму углеводородов; 3) в процессе синтеза применяется высокое давление (80 атм) на двух стадиях процесса, что увеличивает металлоемкость аппаратов и затраты энергии на сжатие исходного синтез-газа. Задачей настоящего изобретения является расширение ассортимента продукции и увеличение гибкости процесса, а также повышение выхода углеводородов С 3+ в расчете на сумму углеводородов. Поставленная задача может быть решена по любому из трех нижеприведенных основных вариантов. По первому из них (вариант 1) поставленная задача решается тем, что переработку смеси водорода и оксидов углерода осуществляют при повышенных температурах и избыточном давлении путем ее контактирования на первой стадии с катализатором, состоящим из катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, и контактирования на второй стадии продуктов первой стадии с цеолитсодержащим катализатором, исходная смесь водорода и оксидов углерода имеет объемные соотношения(Н 2-CO2)/(CO+CO2) = 1-3 и CO/CO2 = 0-100, в качестве компонентов твердого кислотного катализатора используют цеолит, или кристаллический силикоалюмофосфат, или оксид алюминия, или их комбинацию друг с другом, при этом катализатор синтеза метанола и кислотный катализатор могут быть расположены в виде смеси в одной реакционной зоне или раздельно в разных реакционных зонах, продукты реакции первой стадии охлаждают и разделяют на жидкую фракцию и газовый поток, содержащий диметиловый эфир и непревращенные компоненты исходной смеси, жидкую фракцию разделяют с выделением CO2-содержащего газа, диметилового эфира, водно-метанольного раствора и воды, а газовый поток подают в орошаемую водно-метанольным раствором промывную колонну, после которой его делят на два потока, один из которых направляют в виде рецикла на смешение с исходной смесью, а другой поток или отводят в виде сдувки, или вместе с водно-метанольным раствором и рециклом второй стадии подвергают контактированию с цеолитсодержащим катализатором второй стадии, продукты второй стадии разделяют с выделением высокооктановой бензиновой фракции или ароматических углеводородов и легкой бензиновой фракции, воды и фракции(ций) углеводородных газов (в частности, пропанбутановой фракции), часть которых используют в виде рецикла второй стадии. По второму варианту (вариант 2) поставленная задача решается тем, что переработку смеси водорода и оксидов углерода осуществляют при повышенных температурах и избыточном давлении путем ее контактирования на первой стадии с катализатором, состоящим из катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, и контактирования на второй стадии продуктов первой стадии с твердым кислотным катализатором, исходная смесь водорода и оксидов углерода имеет объемные соотношения (H2-CO2)/(CO+CO2) = 1-3 и CO/CO2 = 0-100, в качестве компонентов твердого кислотного катализатора обеих стадий используют цеолит, или кристаллический силикоалюмофосфат, или оксид алюминия,или их комбинацию друг с другом, при этом катализатор синтеза метанола и кислотный катализатор могут быть расположены в виде смеси в одной реакционной зоне или раздельно в разных реакционных зонах, продукты реакции первой стадии охлаждают и разделяют на жидкую фракцию и газовый поток, содержащий диметиловый эфир и непревращенные компоненты исходной смеси, жидкую фракцию разделяют с выделением CO2-содержащего газа, диметилового эфира, метанола, водно-метанольного раствора-2 015347 и воды, а газовый поток подают в орошаемую водно-метанольным раствором промывную колонну, после которой его делят на два потока, один из которых направляют в виде рецикла на смешение с исходной смесью, другой поток отводят в виде сдувки, а выделенный метанол подвергают контактированию с катализатором второй стадии, продукты второй стадии разделяют с выделением диметилового эфира, воды и метанола. По третьему варианту (вариант 3) поставленная задача решается тем, что переработку смеси водорода и оксидов углерода осуществляют при повышенных температурах и избыточном давлении путем ее контактирования на первой стадии с катализатором, состоящим из катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, и контактирования на второй стадии продуктов первой стадии с цеолитсодержащим катализатором, исходная смесь водорода и оксидов углерода имеет объемные соотношения (H2-CO2)/(CO+CO2) = 1-3 и CO/CO2 = 0-100, в качестве катализатора первой стадии используют катализатор синтеза метанола или катализатор, состоящий из катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, продукты реакции первой стадии охлаждают и разделяют на газовую и жидкую фазы, газовую фазу делят на два потока, один из которых направляют в виде рецикла на смешение с исходной смесью, а другой поток отводят в виде сдувки, жидкую фазу или вместе с рециклом второй стадии подвергают контактированию с цеолитсодержащим катализатором второй стадии или разделяют с выделением CO2-содержащего газа, воды и эфирометанольной фракции, которую вместе с рециклом второй стадии подвергают контактированию с цеолитсодержащим катализатором второй стадии, и продукты второй стадии разделяют с выделением высокооктановой бензиновой фракции или ароматических углеводородов и легкой бензиновой фракции, воды и фракции(ций) углеводородных газов, в том числе пропанбутановой фракции, часть которых используют в виде рецикла второй стадии. Для любого из всех вариантов поставленная задача решается также тем, что первую стадию контактирования осуществляют при давлении 20-80 атм, а вторую стадию контактирования осуществляют при давлении 1-40 атм. Для первого варианта предлагаемого способа поставленная задача решается также тем, что дополнительно возможно следующее и в любом сочетании: в качестве компонентов кислотного катализатора первой стадии могут быть применены комбинации цеолита со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющего мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200,цеолита типа(бета), L (эль), эрионита, морденита или кристаллического силикоалюмофосфата с оксидом алюминия в массовом соотношении 1-80/99-20; катализатор второй стадии содержит цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющий мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200; на первой стадии при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в одной реакционной зоне процесс проводят при температуре 200-320 С, а при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в разных реакционных зонах в зоне с катализатором синтеза метанола процесс проводят при температуре 200-320 С и в зоне с кислотным катализатором процесс проводят при температуре 200-400 С, а на второй стадии процесс проводят при температуре 320-460 С; объемная скорость подачи исходной смеси на первую стадию равна 500-10000 ч-1, а весовая скорость подачи водно-метанольного раствора на вторую стадию составляет 0,5-10 ч-1; процесс проводят при раздельной рециркуляции газовых потоков на двух стадиях процесса с объемным отношением количества газа, циркулирующего на первой стадии, к количеству исходной смеси 3-20 и с объемным отношением количества циркуляционного газа второй стадии к суммарному количеству газового потока и водно-метанольного раствора, подаваемых на вторую стадию, равным 1-10; выделенную из продуктов первой стадии жидкую фракцию и выходящий из промывной колонны водно-метанольный раствор направляют на ректификацию с последующей его подачей частично в промывную колонну и частично на вторую стадию процесса; при этом концентрация метанола в воднометанольном растворе не менее 70 мас.%. Для второго варианта предлагаемого способа поставленная задача решается также тем, что дополнительно возможно следующее и в любом сочетании: в качестве компонентов кислотных катализаторов могут быть применены комбинации цеолита со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющего мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200, цеолита типа(бета), L (эль), эрионита, морденита или кристаллического силикоалюмофосфата с оксидом алюминия в массовом соотношении 1-80/99-20; на первой стадии при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в одной реакционной зоне процесс проводят при температуре 200-320 С, а при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в разных реакционных зонах в зоне с катализатором синтеза метанола процесс проводят при температуре 200-320 С и в зоне с кислотным катализатором процесс проводят при температуре 200-400 С, а на второй стадии процесс проводят при температуре 200-400 С; объемная скорость подачи исходной смеси на первую стадию равна 500-10000 ч-1, а весовая скорость подачи метанола на вторую стадию составляет 0,5-10 ч-1; на первой стадии процесс проводят при рециркуляции газового потока с объемным отношением ко-3 015347 личества циркуляционного газа к количеству исходной смеси, равному 3-20; выделенную из продуктов первой стадии жидкую фракцию и выходящий из промывной колонны водно-метанольный раствор направляют на ректификацию с последующей его подачей снова в промывную колонну. Для третьего варианта предлагаемого способа поставленная задача решается также тем, что дополнительно возможно следующее и в любом сочетании: в качестве твердого кислотного катализатора первой стадии могут быть применены комбинации цеолита со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющего мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200, цеолита типа(бета), L (эль), эрионита, морденита или кристаллического силикоалюмофосфата с оксидом алюминия в массовом соотношении 1-80/99-20; цеолитсодержащий катализатор второй стадии содержит цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11,имеющий мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200; при одновременном использовании на первой стадии катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора катализатор синтеза метанола и кислотный катализатор могут быть расположены в виде смеси в одной реакционной зоне или раздельно в разных реакционных зонах; при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в одной реакционной зоне процесс проводят при температуре 200-320 С, а при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в разных реакционных зонах в зоне с катализатором синтеза метанола процесс проводят при температуре 200-320 С, а в зоне с кислотным катализатором процесс проводят при температуре 200-400 С, при этом на второй стадии процесс проводят при температуре 320-460 С; объемная скорость подачи исходной смеси на первую стадию равна 500-10000 ч-1, а весовая скорость подачи жидкой фазы или эфирометанольной фракции на вторую стадию составляет 0,5-10 ч-1; процесс проводят при раздельной рециркуляции газовых потоков на двух стадиях процесса с объемным отношением количества газа, циркулирующего на первой стадии, к количеству исходной смеси 3-20 и с объемным отношением количества циркуляционного газа второй стадии к количеству жидкой фазы или эфирометанольной фракции, подаваемой на вторую стадию, равным 1-10. Отличительными признаками изобретения являются: А) по всем вариантам: 1) исходная смесь водорода и оксидов углерода имеет объемные соотношения (Н 2-CO2)/(CO+CO2) = 1-3 и CO/CO2 = 0-100; 2) в качестве компонентов твердого кислотного катализатора используют цеолит, или кристаллический силикоалюмофосфат, или оксид алюминия, или их комбинацию друг с другом; 3) катализатор синтеза метанола и кислотный катализатор на первой стадии процесса могут быть расположены в виде смеси в одной реакционной зоне или раздельно в разных реакционных зонах; 4) в качестве компонентов кислотного катализатора первой стадии могут быть применены комбинации цеолита со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющего мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200, цеолита типа(бета), L (эль), эрионита, морденита или кристаллического силикоалюмофосфата с оксидом алюминия в массовом соотношении 1-80/99-20; 5) первую стадию контактирования осуществляют при давлении 20-80 атм, а вторую стадию контактирования осуществляют при давлении 1-40 атм; 6) на первой стадии при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в одной реакционной зоне процесс проводят при температуре 200-320 С, а при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в разных реакционных зонах в зоне с катализатором синтеза метанола процесс проводят при температуре 200-320 С и в зоне с кислотным катализатором процесс проводят при температуре 200-400 С; 7) объемная скорость подачи исходной смеси на первую стадию равна 500-10000 ч-1; 8) на первой стадии процесс проводят при рециркуляции газового потока с объемным отношением количества циркуляционного газа к количеству исходной смеси, равному 3-20; Б) по отдельным вариантам: 9) по варианту 2 катализатор второй стадии состоит из комбинации цеолита со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющего мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200, цеолита типа(бета), L (эль), эрионита, морденита или кристаллического силикоалюмофосфата с оксидом алюминия в массовом соотношении 1-80/99-20, а по вариантам 1 и 3 катализатор второй стадии содержит цеолит со структуройZSM-5 или ZSM-11, имеющий мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200; 10) на второй стадии процесс проводят при температуре 320-460 С (по вариантам 1 и 3) и при температуре 200-400 С (по варианту 2); 11) весовая скорость подачи водно-метанольного раствора (по варианту 1) или метанола (по варианту 2) или эфирометанольной фракции (по варианту 3, фиг. 5 а) или жидкой фазы (по варианту 3,фиг. 5 б) на вторую стадию составляет 0,5-10 ч-1; 12) на второй стадии процесс проводят при рециркуляции газового потока с объемным отношением, равным 1-10, количества циркуляционного газа к подаваемым на вторую стадию суммарному коли-4 015347 честву газового потока и водно-метанольного раствора (по варианту 1) или эфирометанольной фракции(по варианту 3, фиг. 5 а) или жидкой фазы (по варианту 3, фиг. 5 б); 13) выделенную из продуктов первой стадии жидкую фракцию и выходящий из промывной колонны водно-метанольный раствор направляют на ректификацию (по вариантам 1 и 2); 14) водно-метанольный раствор с концентрацией метанола не менее 70 мас.% после ректификации подают частично в промывную колонну и частично на вторую стадию процесса (по варианту 1) или только в промывную колонну (по варианту 2). Заявляемый способ представляет собой три варианта переработки смеси водорода и оксидов углерода, схематично показанные на чертежах 3 а, 3 б, 4, 5 а и 5 б. Все варианты процесса используют для получения товарных продуктов раздельно или одновременно: ДМЭ, высокооктанового бензина, ароматических углеводородов (на схемах - АУ), легкой бензиновой (на схемах С 5-С 7 УВ) и пропанбутановой фракций. Цифрами обозначены узлы: 1 - первая стадия процесса, 2 - вторая стадия процесса, 3 - сепарация продуктов реакции первой стадии, 4 - ректификация жидкой фракции, 5 - абсорбция ДМЭ (промывная колонна). Во всех вариантах процесса на первой стадии применяют комбинации катализаторов синтеза метанола и твердых кислотных катализаторов дегидратации метанола до ДМЭ, расположенные в виде смеси в одной реакционной зоне или раздельно в разных реакционных зонах. Комбинация катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора в одном циркуляционном контуре позволяет снизить термодинамическое ограничение реакций синтеза метанола (1) и (2) за счет протекания реакции образования ДМЭ из метанола (3). Данный эффект основан на высоких значениях константы равновесия реакции(3) при температурах ниже 400 С (Кр = 19,77 при 227 С и Кр = 8,55 при 327 С). Исходя из принципа Ле-Шателье, удаление воды и ДМЭ из реакционного газа способствует смещению равновесия реакций (2) и (3) в сторону образования метанола и ДМЭ и, наоборот, накопление воды в реакционном объеме приводит к снижению равновесной концентрации ДМЭ. Принимая во внимание эти обстоятельства, процесс осуществляют в циркуляционных условиях так, чтобы за каждый рецикл газовый поток охлаждался, и из него конденсировались вода, метанол и растворенный ДМЭ. Высокая растворимость ДМЭ в воде (при 1 атм и 18 С в 100 мл воды растворяется 3700 мл ДМЭ) и метаноле благоприятствуют извлечению его из газовой среды. Максимальное извлечение ДМЭ из циркуляционного газа осуществляют путем абсорбции диметилового эфира водно-метанольным раствором при прохождении газа через промывную колонну. Обедненную водой, метанолом и ДМЭ газовую смесь после сепарации и абсорбции направляют в виде рецикла на смешение с исходной смесью водорода и оксидов углерода. Равновесный состав газовых смесей также зависит от протекания реакции водяного газа (4) в реакционных зонах первой стадии При объемных соотношениях f (функционал) = (Н 2-СО 2)/(СО+СО 2) много ниже 2, CO2/СО близких к 0 и температуре в реакторе менее 300 С равновесие реакции (4) значительно сдвинуто в сторону образования СО 2 (например, при 300 С Кр = 35,55, а при 400 С Кр = 11,08). Поэтому газ на выходе из реакторов может содержать CO2 до 20 об.% и более. При высоких давлениях и низких температурах сепарации продуктов реакции первой стадии и абсорбции ДМЭ большое количество СО 2 будет растворено в воднометанольном растворе и выведено из циркуляционного газа, т.е. синтез ДМЭ в большей степени будет протекать в соответствии с реакцией (5) Для совмещения процессов синтеза и дегидратации метанола до ДМЭ в одной реакционной зоне применяют смешанные катализаторы бифункционального действия на основе известных Cu-содержащих катализаторов синтеза метанола, работающие в диапазоне температур 200-320 С, включающие в качестве кислотного компонента цеолит, или кристаллический силикоалюмофосфат, или оксид алюминия, или их комбинацию друг с другом. При расположении данных катализаторов раздельно в разных реакционных зонах температурный максимум во второй реакционной зоне, где находится кислотный катализатор,может достигать более высоких значений (400 С). Давление на первой стадии определяется, с одной стороны, равновесием реакции синтеза метанола, с другой стороны, металлоемкостью аппаратов и может находиться в диапазоне значений от 20 до 80 атм, предпочтительно от 40 до 60 атм. Для повышения степени превращения оксидов углерода и водорода рециркуляцию газового потока на первой стадии процесса проводят отдельно от второй стадии с объемным отношением количества циркулирующего газа к исходному синтез-газу (кратность циркуляции) в пределах от 3 до 20, но лучше-5 015347 иметь значение кратности циркуляции близкое к диапазону от 6 до 14, т.к. в промышленных условиях высокая кратность циркуляции ведет к значительным энергетическим затратам на рециркуляцию газа. Объемная скорость подачи исходного синтез-газа определяется активностью используемых катализаторов при фиксированном давлении и температуре и может находиться в пределах от 500 до 10000 ч-1,предпочтительно от 2000 до 5000 ч-1. Во всех вариантах процесса, где ДМЭ является промежуточным или целевым продуктом, воднометанольный раствор после промывной колонны и/или выделенную из продуктов первой стадии жидкую фракцию направляют на ректификацию, где выделяют CO2-содержащий газ, ДМЭ, водно-метанольный раствор, воду (вариант 1) или перечисленные продукты и метанол (вариант 2) или СО 2-содержащий газ,воду и эфирометанольную фракцию (вариант 3, фиг. 5 а). При получении высокооктанового бензина и пропанбутановой фракции или ароматических углеводородов, легкой бензиновой и пропанбутановой фракций по варианту 3 в схеме могут отсутствовать промывная колонна (фиг. 5 а) или промывная колонна и ректификация жидкой фракции (фиг. 5 б). В заявляемом способе вторая стадия процесса применяется: 1) для получения высокооктанового бензина и пропанбутановой фракции или ароматических углеводородов, легкой бензиновой и пропанбутановой фракций: по варианту 1 - из водно-метанольного раствора (фиг. 3 а) или из водно-метанольного раствора и ДМЭ-содержащего газа (фиг. 3 б); по варианту 3 - из эфирометанольной фракции (фиг. 5 а) или из жидкой фазы, содержащей метанол(фиг. 5 б); 2) для дополнительного получения ДМЭ из метанола, выделенного ректификацией жидкой фракции(вариант 2). На второй стадии процесса по варианту 2 в качестве твердого кислотного катализатора дегидратации метанола до ДМЭ применяют цеолит, или кристаллический силикоалюмофосфат, или оксид алюминия, или их комбинацию друг с другом. Процесс проводят в диапазоне температур 200-400 С, предпочтительно при 260-320 С в проточном режиме без циркуляции газообразных продуктов реакции. Выходящую со второй стадии газожидкостную смесь после охлаждения направляют на ректификацию для выделения диметилового эфира, воды и метанола (см. фиг. 4). Выделенный метанол направляют снова на вторую стадию процесса на превращение в ДМЭ. В предлагаемых вариантах 1 и 3 настоящего изобретения на второй стадии процесса для получения высокооктанового бензина и пропанбутановой фракции или ароматических углеводородов, легкой бензиновой и пропанбутановой фракции из кислородсодержащих органических продуктов первой стадии в качестве активного компонента цеолитсодержащего катализатора используют цеолит со структуройZSM-5 или ZSM-11, имеющий мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200, и в качестве связующего компонента при приготовлении гранулированного катализатора обычно применяют оксид алюминия. Цеолиты типа ZSM-5 и ZSM-11 обладают специфической канальной структурой, которая позволяет вести селективный синтез углеводородов C5-С 10 (высокооктанового бензина или ароматических углеводородов С 6-С 10 и легкой бензиновой фракции С 5-С 7) из метанола и ДМЭ. Сущность каталитического действия цеолитов типа ZSM-5 и ZSM-11 заключается в том, что они имеют активные центры кислотной природы,расположенные, главным образом, в каналах, пронизывающих цеолитные кристаллы, за счет чего при протекании химических реакций на кислотных центрах цеолита возникает молекулярно-ситовой эффект,который создает благоприятные условия для высокоселективного синтеза углеводородов бензиновых фракции, в т.ч. фракции ароматических углеводородов С 6-С 10. По вариантам 1 и 3 на второй стадии процесс проводят при температуре 320-460 С, преимущественно при 360-420 С. Во всех вариантах процесса на второй стадии используют давление в пределах от 1 до 40 атм, предпочтительно, от 5 до 20 атм; весовая скорость подачи водно-метанольного раствора (по варианту 1), или метанола (по варианту 2), или эфирометанольной фракции (по варианту 3, фиг. 5 а), или жидкой фазы (по варианту 3 фиг. 5 б) на вторую стадию составляет 0,5-10 ч-1, предпочтительно 1-3 ч-1. С целью эффективного снятия тепла, выделяющегося в реакторе второй стадии, процесс проводят при рециркуляции газового потока с объемным отношением количества циркуляционного газа к подаваемым на вторую стадию суммарному количеству газового потока и водно-метанольного раствора (по варианту 1) или эфирометанольной фракции (по варианту 3, фиг. 5 а) или жидкой фазы (по варианту 3,фиг. 5 б), равным 1-10, предпочтительно 3-9. Предлагаемый способ дает возможность улучшить и некоторые показатели процесса - выход углеводородов С 3+ в расчете на сумму углеводородов. Это достигается путем снижения давления и применения монофункционального цеолитного катализатора на второй стадии процесса, что позволяет в вариантах 1 и 3 исключить контакт промежуточно образующегося на второй стадии из метанола и ДМЭ этилена с металлоксидным компонентом бифункционального катализатора, обладающим высокой гидрирующей способностью, и тем самым уменьшить количество этана в продуктах реакции и повысить выход фракции С 3+. Сущность предлагаемого способа и его практическая применимость иллюстрируется нижеприведенными примерами. Пример 1 - прототип, пример 2 - аналогичен прототипу и приведен для сравнения с-6 015347 предлагаемым способом, примеры 3-8 - предлагаемый способ. Пример 1 - прототип. Схематичное описание примера показано на фиг. 1. Синтез-газ состава, об.%: Н 2 - 68, СО - 29 и CO2 - 3 (f = 2,0 и СО/CO2 = 9,7), подают на смешение с циркуляционным газом перед входом в реактор первой стадии (1) и полученную газовую смесь подвергают контактированию с катализатором при температуре 300 С, давлении 80 атм и объемной скорости 17000 ч-1. Газовый поток - продукты контактирования после реактора охлаждают и разделяют на жидкую фракцию и газовую фазу,содержащую непревращенные компоненты синтез-газа и диметиловый эфир. Далее, из жидкой фракции выделяют диметиловый эфир, воду и метанол, а газовый поток (газовую фазу) подают противотоком с жидким метанолом в промывную колонну (5). Выделенный в промывной колонне раствор метанола, обогащенный диметиловым эфиром, смешивают с жидкими продуктами и подают на дистилляцию (4), а газ, отмытый от диметилового эфира, состава, об.%: Н 2 - 67,3, СО - 28,4, CO2 - 3,3, ДМЭ - 0,7 и метанол - 0,3 после промывной колонны делят на два потока - один из которых подают на смешение с исходным синтез-газом и далее - в реактор первой стадии (1), второй газовый поток направляют на вторую стадию (2), где при контакте с катализатором стадии (2) при температуре 380 С и давлении 80 атм происходит превращение водорода, оксидов углерода, диметилового эфира и метанола с дистилляции в бензиновую фракцию, газообразные углеводороды и водную фракцию. Водную фракцию подают на выделение метанола, а газовый поток после отделения от бензиновой и водной фракций направляют на смешение с газом из узла синтеза ДМЭ и далее подают снова на конверсию в реактор второй стадии (2). Часть газового потока (33,7% от объема газа, поступившего на вторую стадию) до смешения выводят из циркуляционного контура. Выход углеводородов С 3+ (бензиновая фракция и углеводороды С 3-С 4) на сумму углеводородов составил 92,7 мас.%. Целевыми продуктами синтеза в примере 1 являются ДМЭ и бензиновая фракция. Катализатор стадии (1) состоит из 20 мас.% цеолита типа ZSM-5 и 80% металлоксидного компонента, содержащего, мас.%: CuO - 62, ZnO - 30, Al2O3 - 8. Катализатор стадии (2) состоит из 50 мас.% цеолита типа ZSM-5 и 50% металлоксидного компонента, содержащего, мас.%: ZnO - 67, Cr2O3 - 32, W2O5 - 1. Пример 2 аналогичен прототипу. Схематичное описание примера показано на фиг. 2. Синтез-газ состава, об.%: Н 2 - 68, СО - 29 и CO2 - 3 (f = 2,0 и СО/CO2 = 9,7) поступает на смешение с циркуляционным газом перед входом в реактор первой стадии (реактор синтеза ДМЭ), и полученная газовая смесь контактирует с катализатором, состоящим из цеолита типа ZSM-5 и металлоксидного компонента, содержащего, мас.%: CuO - 38, ZnO - 34, Cr2O3 - 22, Al2O3 - 6, смешанных в массовом соотношении 50/50, при температуре 320 С, давлении 80 атм и объемной скорости на входе в реактор 12000 ч-1. В реакторе оксиды углерода и водород превращаются в ДМЭ (87,5 мас.%), метанол (9,7 мас.%) и углеводороды (2,8 мас.%). Газовый поток после реактора синтеза ДМЭ без выделения продуктов направляют на вторую стадию, где при контакте с катализатором, состоящим из цеолита типа ZSM-5 и металлоксидного компонента, содержащего, мас.%: ZnO - 67, Cr2O3 - 32, W2O5 - 1, смешанных в массовом соотношении 99/1, при температуре 420 С и давлении 80 атм происходит превращение диметилового эфира и метанола в бензиновую фракцию, газообразные углеводороды и воду. Конверсия метанола и ДМЭ более 99%. Газовый поток после реактора второй стадии охлаждают и в сепараторе отделяют жидкие продукты - сконденсировавшиеся углеводороды и воду - от газовой фазы. Жидкие продукты последовательно разделяют на бензиновую фракцию, воду и углеводороды С 3-С 4. Для предотвращения накопления легких углеводородов часть газового потока после сепаратора постоянно выводится из циркуляционного контура, а основной газовый поток смешивается с синтез-газом и поступает в реактор синтеза ДМЭ. Выход углеводородов С 3+ (бензиновая фракция с ОЧ, равным 92 ИМ, и углеводороды С 3-С 4) на сумму углеводородов составил 87,2 мас.%. Целевым продуктом синтеза в примере 2 является только высокооктановый бензин. Пример 3. Схематичное описание примера показано на фиг. 3 а. Синтез-газ состава, об.%: Н 2 - 67,5,СО - 28,4, CO2 - 2,8 и N2 - 1,3 (f = 2,1 и СО/CO2 = 10,1) с объемной скоростью 3300 ч-1 поступает на первую стадию (1), где он смешивается с циркуляционным газом в соотношении 1 к 8. Полученная газовая смесь контактирует с катализатором, состоящим из цеолита типа ZSM-5, оксида алюминия и металлоксидного компонента в массовом соотношении 20/30/50, расположенным в реакционной зоне при температуре 260 С и давлении 50 атм. Выходящий из реакционной зоны газовый поток охлаждают и разделяют в сепараторе (3) на жидкую фракцию и газовую фазу, содержащую непревращенные компоненты синтез-газа и диметиловый эфир. Далее, жидкую фракцию разделяют ректификацией (4) с выделениемCO2-содержащего газа, диметилового эфира, водно-метанольного раствора и воды, а газовую фазу подают в орошаемую водно-метанольным раствором промывную колонну (5). Из промывной колонны газ,отмытый от диметилового эфира, идет на смешение с исходным синтез-газом и подается на первую стадию. Часть водно-метанольного раствора с 70%-ной концентрацией метанола направляют на вторую стадию (2), где при контакте с катализатором, содержащим цеолит со структурой ZSM-5, имеющим мольное отношение SiO2/Al2O3, равное 86, при температуре 380 С, давлении 15 атм и весовой скорости подачи водно-метанольного раствора 1,2 ч-1 происходит превращение метанола в бензиновую фракцию, газообразные углеводороды и водную фракцию. Часть газообразных углеводородов поступает по рециклу на вход второй стадии. Кратность циркуляции составляет около 6. Распределение выходящих продуктовых потоков на выходе составляет, мас.%: СО, CO2, Н 2, N2 и углеводороды в сдувке - 25,6, ДМЭ - 30,1, бен-7 015347 зиновая фракция - 9,9, газообразные углеводороды, образовавшиеся на второй стадии (главным образом,пропанбутановая фракция) - 4,0, вода - 30,4. Выход углеводородов С 3+ (бензиновая фракция с ОЧ, равным 93 ИМ, и пропанбутановая фракция) на сумму углеводородов составил 94,5 мас.%. Целевыми продуктами синтеза в примере 3 являются ДМЭ, высокооктановый бензин и пропанбутановая фракция. Пример 4. Схематичное описание примера показано на фиг. 3 б. Синтез-газ состава, об.%: Н 2 - 64,6,СО - 26,5, CO2 - 7,6 и N2 - 1,3 (f = 1,7 и СО/CO2 = 3,5) с объемной скоростью 4270 ч-1 поступает на первую стадию (1), где он смешивается с циркуляционным газом в соотношении 1 к 16. Полученная газовая смесь контактирует при температуре 280 С и давлении 50 атм с катализатором синтеза метанола, расположенным в первой реакционной зоне, и с кислотным катализатором, состоящим из цеолита типа(бета), имеющим мольное отношение SiO2/Al2O3, равное 75, и оксида алюминия в массовом соотношении 50/50, расположенном во второй реакционной зоне при температуре 300 С и давлении 50 атм. Выходящий из второй реакционной зоны газовый поток охлаждают и разделяют в сепараторе (3) на жидкую фракцию и газовую фазу, содержащую непревращенные компоненты синтез-газа и диметиловый эфир. Далее, жидкую фракцию разделяют ректификацией (4) с выделением CO2-содержащего газа, диметилового эфира, водно-метанольного раствора и воды, а газовую фазу подают в орошаемую воднометанольным раствором промывную колонну (5). Газ, выходящий из промывной колонны, делится на два потока, один из которых направляют в виде рецикла на смешение с исходной смесью, а другой поток вместе с водно-метанольным раствором с 80%-ной концентрацией метанола и рециклом второй стадии(2) подвергают контактированию на второй стадии с катализатором, содержащим цеолит со структуройZSM-5, имеющим мольное отношение SiO2/Al2O3, равное 30, где при температуре 400 С, давлении 20 атм и весовой скорости подачи водно-метанольного раствора 0,8 ч-1 происходит превращение ДМЭ(из газового потока) и метанола в бензиновую фракцию, газообразные углеводороды и водную фракцию. Часть газового потока, выходящего из второй стадии и содержащего непревращенные компоненты синтез-газа и газообразные углеводороды, поступает по рециклу на вход второй стадии, другая часть газа выводится из циркуляционного контура. Кратность циркуляции составляет около 10. Распределение выходящих продуктовых потоков на выходе составляет, мас.%: СО, CO2, Н 2, N2 и суммарное количество газообразных углеводородов - 25,3, ДМЭ - 18,2, бензиновая фракция - 14,3, вода - 42,2. Выход углеводородов С 3+ (бензиновая фракция с ОЧ, равным 92 ИМ, и углеводороды С 3-С 4) на сумму углеводородов составил 89,8 мас.%. Целевыми продуктами синтеза в примере 4 являются ДМЭ и высокооктановый бензин. Пример 5. Схематичное описание примера показано на фиг. 4. Синтез-газ состава, об.%: Н 2 - 67,5,СО - 28,4, CO2 - 2,8 и N2 - 1,3 (f = 2,1 и СО/CO2 = 10,1) с объемной скоростью 4660 ч-1 поступает на первую стадию (1), где он смешивается с циркуляционным газом в соотношении 1 к 12. Полученная газовая смесь контактирует с катализатором, состоящим из цеолита типа ZSM-5, оксида алюминия и металлоксидного компонента в массовом соотношении 30/10/60, расположенным в реакционной зоне при температуре 300 С и давлении 60 атм. Выходящий из реакционной зоны газовый поток охлаждают и разделяют в сепараторе (3) на жидкую фракцию и газовую фазу, содержащую непревращенные компоненты синтез-газа и диметиловый эфир. Далее, жидкую фракцию разделяют ректификацией (4) с выделениемCO2-содержащего газа, диметилового эфира, метанола, водно-метанольного раствора и воды, а газовую фазу подают в орошаемую водно-метанольным раствором промывную колонну (5). Из промывной колонны газ, отмытый от диметилового эфира, идет на смешение с исходным синтез-газом и подается на первую стадию. Метанол после ректификации направляют на вторую стадию (2), где при контакте с катализатором, содержащим кристаллический силикоалюмофосфат и оксид алюминия в массовом соотношении 10/90 при температуре 320 С, давлении 10 атм и весовой скорости 1 ч-1, происходит превращение метанола в ДМЭ, газообразные углеводороды и водную фракцию. Продукты второй стадии разделяют ректификацией и непревращенный метанол по рециклу направляют на вторую стадию. Распределение выходящих продуктовых потоков на выходе составляет, мас.%: СО, CO2, Н 2, N2 и суммарное количество газообразных углеводородов - 21,5, ДМЭ - 52,4, вода - 26,1. Селективность образования ДМЭ составила 97 мас.% на органические продукты (с учетом циркуляции непревращенного метанола). Целевым продуктом синтеза в примере 5 является только ДМЭ. Пример 6. Схематичное описание примера показано на фиг. 5 а. Синтез-газ состава, об.%: Н 2 - 67,5,СО - 28,4, CO2 - 2,8 и N2 - 1,3 (f = 2,1 и СО/CO2 = 10,1) с объемной скоростью 3570 ч-1 поступает на первую стадию (1), где он смешивается с циркуляционным газом в соотношении 1 к 10. Полученная газовая смесь контактирует с катализатором, состоящим из цеолита типа морденит, оксида алюминия и металлоксидного компонента в массовом соотношении 10/20/70, расположенным в реакционной зоне при температуре 280 С и давлении 80 атм. Продукты реакции первой стадии охлаждают и разделяют в сепараторе(3) на газовую и жидкую фазы. Газовую фазу делят на два потока, один из которых направляют в виде рецикла на смешение с исходным синтез-газом, а другой поток отводят в виде сдувки. Жидкую фазу разделяют ректификацией (4) с выделением CO2-содержащего газа, воды и эфирометанольной фракции,которую вместе с рециклом второй стадии подвергают контактированию с катализатором, содержащим цеолит со структурой ZSM-11, имеющим мольное отношение SiO2/Al2O3, равное 95. В реакционной зоне при температуре 420 С, давлении 5 атм и весовой скорости подачи эфирометанольной фракции 1,3 ч-1-8 015347 происходит превращение метанола и ДМЭ в бензиновую фракцию, газообразные углеводороды и водную фракцию. Часть газообразных углеводородов поступает по рециклу на вход второй стадии. Кратность циркуляции составляет около 9. Распределение выходящих продуктовых потоков на выходе составляет, мас.%: СО, CO2, Н 2, N2, ДМЭ и углеводороды в сдувке - 15,0, бензиновая фракция - 22,6, газообразные углеводороды (главным образом, пропанбутановая фракция) - 11,5, вода - 50,9. Выход углеводородов С 3+ (бензиновая фракция с ОЧ, равным 92 ИМ, и углеводороды С 3-С 4) на сумму углеводородов составил 95,7 мас.%. Целевыми продуктами синтеза в примере 6 являются высокооктановый бензин и пропанбутановая фракция. Пример 7. Схематичное описание примера показано на фиг. 5 б. Синтез-газ состава, об.%: Н 2 - 64,6,СО - 26,5, CO2 - 7,6 и N2 - 1,3 (f = 1,7 и СО/CO2 = 3,5) с объемной скоростью 2490 ч-1 поступает на первую стадию (1), где он смешивается с циркуляционным газом в соотношении 1 к 20. Полученная газовая смесь контактирует при температуре 300 С и давлении 50 атм с катализатором синтеза метанола. Продукты реакции первой стадии охлаждают и разделяют в сепараторе (3) на газовую и жидкую фазы. Газовую фазу делят на два потока, один из которых направляют в виде рецикла на смешение с исходным синтез-газом, а другой поток отводят в виде сдувки. Жидкую фазу, содержащую 84 мас.% метанола, вместе с рециклом второй стадии подвергают контактированию с катализатором, содержащим цеолит со структурой ZSM-5, имеющим мольное отношение SiO2/Al2O3, равное 86. В реакционной зоне при температуре 410 С, давлении 20 атм и весовой скорости подачи жидкой фазы 1,2 ч-1 происходит превращение метанола в бензиновую фракцию, газообразные углеводороды и водную фракцию. Часть газообразных углеводородов поступает по рециклу на вход второй стадии. Кратность циркуляции составляет около 10. Распределение выходящих продуктовых потоков на выходе составляет, мас.%: СО, CO2, Н 2 и N2 в сдувке- 30,5, бензиновая фракция - 19,6, газообразные углеводороды (главным образом, пропанбутановая фракция) - 6,1, вода - 43,8. Выход углеводородов С 3+ (ароматические углеводороды С 6-С 12, легкие парафиновые углеводороды бензиновой фракции (С 5-С 7) и углеводороды С 3-С 4) на сумму углеводородов составил 94,2 мас.%. Целевыми продуктами синтеза в примере 7 являются фракция ароматических углеводородов,легкая бензиновая и пропанбутановая фракции. Пример 8. Схематичное описание примера показано на фиг. 4. Газовая смесь состава, об.%: Н 2 - 75 и CO2 - 25 (f = 2 и СО/CO2 = 0) с объемной скоростью 1560 ч-1 поступает на первую стадию (1), где он смешивается с циркуляционным газом в соотношении 1 к 16. Полученная газовая смесь контактирует с катализатором, состоящим из цеолита типа ZSM-5, оксида алюминия и металлоксидного компонента в массовом соотношении 20/10/70, расположенном в реакционной зоне при температуре 280 С и давлении 80 атм. Выходящий из реакционной зоны газовый поток охлаждают и разделяют в сепараторе (3) на жидкую фракцию и газовую фазу, содержащую непревращенные компоненты синтез-газа и диметиловый эфир. Далее, жидкую фракцию разделяют ректификацией (4) с выделением CO2-содержащего газа, диметилового эфира, метанола, водно-метанольного раствора и воды, а газовую фазу подают в орошаемую водно-метанольным раствором промывную колонну (5). Из промывной колонны газ, отмытый от диметилового эфира, идет на смешение с исходным синтез-газом и подается на первую стадию. Метанол после ректификации направляют на вторую стадию (2), где при контакте с катализатором, содержащим цеолит со структурой ZSM-5, имеющим мольное отношение SiO2/Al2O3, равное 86, и оксид алюминия в массовом соотношении 70/30 при температуре 300 С, давлении 20 атм и весовой скорости 0,8 ч-1 происходит превращение метанола в ДМЭ, газообразные углеводороды и водную фракцию. Продукты второй стадии разделяют ректификацией и непревращенный метанол по рециклу направляют на вторую стадию. Распределение выходящих продуктовых потоков на выходе составляет, мас.%: СО, CO2, Н 2, N2 и суммарное количество газообразных углеводородов - 6,6, ДМЭ - 40,2, вода - 53,2. Селективность образования ДМЭ составила 95,3 мас.% на органические продукты (с учетом циркуляции непревращенного метанола). Целевым продуктом синтеза в примере 8 является только ДМЭ. Использование отличительных признаков перечисленных выше в примерах настоящего изобретения дает возможность получать широкий ассортимент целевых продуктов - ДМЭ или высокооктановый бензин и пропанбутановую фракцию или ароматические углеводороды, легкую бензиновую и пропанбутановую фракции вместе или без ДМЭ. При сравнении примеров 1 и 2, характеризующих прототип, с примерами 3, 4, 6, 7 по вариантам 1 и 3 предлагаемого способа отмечено повышение выхода углеводородов С 3+ в расчете на сумму углеводородов (с 87,2-92,7 до 89,8-95,7 мас.%). Селективность образования ДМЭ, показанная в примерах 5 и 8, не ниже, чем в прототипе. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ 1. Способ переработки смеси водорода и оксидов углерода при повышенных температурах и избыточном давлении путем ее контактирования на первой стадии с катализатором, состоящим из катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, и контактирования на второй стадии продуктов первой стадии с цеолитсодержащим катализатором, отличающийся тем, что исходная смесь водорода и оксидов углерода имеет объемные соотношения (H2-CO2)/(CO+CO2)=1-3 и CO/CO2=0-100, в качестве компонентов твердого кислотного катализатора используют цеолит или кристаллический силикоалюмо-9 015347 фосфат или оксид алюминия либо их комбинацию друг с другом, при этом катализатор синтеза метанола и кислотный катализатор располагают в виде смеси в одной реакционной зоне или раздельно в разных реакционных зонах, продукты реакции первой стадии охлаждают и разделяют на жидкую фракцию и газовый поток, содержащий диметиловый эфир и непревращенные компоненты исходной смеси, жидкую фракцию разделяют с выделением CO2-содержащего газа, диметилового эфира, водно-метанольного раствора и воды, а газовый поток подают в орошаемую водно-метанольным раствором промывную колонну,после которой его делят на два потока, один из которых направляют в виде рецикла на смешение с исходной смесью, а другой поток или отводят в виде сдувки, или вместе с водно-метанольным раствором и рециклом второй стадии подвергают контактированию с цеолитсодержащим катализатором второй стадии, продукты второй стадии разделяют с выделением высокооктановой бензиновой фракции или ароматических углеводородов и легкой бензиновой фракции, воды и фракции(ий) углеводородных газов, в том числе пропанбутановой фракции, часть которых используют в виде рецикла второй стадии. 2. Способ по п.1, отличающийся тем, что в качестве компонентов кислотного катализатора первой стадии применяют комбинации цеолита со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющего мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200, цеолита типа(бета), L (эль), эрионита, морденита или кристаллического силикоалюмофосфата с оксидом алюминия в массовом соотношении 1-80/99-20. 3. Способ по п.1, отличающийся тем, что катализатор второй стадии содержит цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющий мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200. 4. Способ по п.1, отличающийся тем, что первую стадию контактирования осуществляют при давлении 20-80 атм, а вторую стадию контактирования осуществляют при давлении 1-40 атм. 5. Способ по п.1, отличающийся тем, что на первой стадии при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в одной реакционной зоне процесс проводят при температуре 200320 С, а при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в разных реакционных зонах в зоне с катализатором синтеза метанола процесс проводят при температуре 200-320 С и в зоне с кислотным катализатором процесс проводят при температуре 200-400 С, а на второй стадии процесс проводят при температуре 320-460 С. 6. Способ по п.1, отличающийся тем, что объемная скорость подачи исходной смеси на первую стадию равна 500-10000 ч-1, а весовая скорость подачи водно-метанольного раствора на вторую стадию составляет 0,5-10 ч-1. 7. Способ по п.1, отличающийся тем, что процесс проводят при раздельной рециркуляции газовых потоков на двух стадиях процесса с объемным отношением количества газа, циркулирующего на первой стадии, к количеству исходной смеси 3-20 и с объемным отношением количества циркуляционного газа второй стадии к суммарному количеству газового потока и водно-метанольного раствора, подаваемых на вторую стадию, равным 1-10. 8. Способ по п.1, отличающийся тем, что выделенную из продуктов первой стадии жидкую фракцию и выходящий из промывной колонны водно-метанольный раствор направляют на ректификацию с последующей его подачей частично в промывную колонну и частично на вторую стадию процесса; при этом концентрация метанола в водно-метанольном растворе не менее 70 мас.%. 9. Способ переработки смеси водорода и оксидов углерода при повышенных температурах и избыточном давлении путем ее контактирования на первой стадии с катализатором, состоящим из катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, и контактирования на второй стадии продуктов первой стадии с твердым кислотным катализатором, отличающийся тем, что исходная смесь водорода и оксидов углерода имеет объемные соотношения (H2-CO2)/(CO+CO2)=1-3 и CO/CO2=0-100, в качестве компонентов твердого кислотного катализатора обеих стадий используют цеолит или кристаллический силикоалюмофосфат или оксид алюминия либо их комбинацию друг с другом, при этом катализатор синтеза метанола и кислотный катализатор располагают в виде смеси в одной реакционной зоне или раздельно в разных реакционных зонах, продукты реакции первой стадии охлаждают и разделяют на жидкую фракцию и газовый поток, содержащий диметиловый эфир и непревращенные компоненты исходной смеси, жидкую фракцию разделяют с выделением СО 2-содержащего газа, диметилового эфира,метанола, водно-метанольного раствора и воды, а газовый поток подают в орошаемую воднометанольным раствором промывную колонну, после которой его делят на два потока, один из которых направляют в виде рецикла на смешение с исходной смесью, другой поток отводят в виде сдувки, а выделенный метанол подвергают контактированию с катализатором второй стадии, продукты второй стадии разделяют с выделением диметилового эфира, воды и метанола. 10. Способ по п.9, отличающийся тем, что в качестве компонентов кислотных катализаторов применяют комбинации цеолита со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющего мольное отношениеSiO2/Al2O3 не более 200, цеолита типа(бета), L (эль), эрионита, морденита или кристаллического силикоалюмофосфата с оксидом алюминия в массовом соотношении 1-80/99-20. 11. Способ по п.9, отличающийся тем, что первую стадию контактирования осуществляют при давлении 20-80 атм, а вторую стадию контактирования осуществляют при давлении 1-40 атм. 12. Способ по п.9, отличающийся тем, что на первой стадии при использовании катализатора синте- 10015347 за метанола и кислотного катализатора в одной реакционной зоне процесс проводят при температуре 200-320 С, а при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в разных реакционных зонах в зоне с катализатором синтеза метанола процесс проводят при температуре 200-320 С и в зоне с кислотным катализатором процесс проводят при температуре 200-400 С, а на второй стадии процесс проводят при температуре 200-400 С. 13. Способ по п.9, отличающийся тем, что объемная скорость подачи исходной смеси на первую стадию равна 500-10000 ч-1, а весовая скорость подачи метанола на вторую стадию составляет 0,5-10 ч-1. 14. Способ по п.9, отличающийся тем, что на первой стадии процесс проводят при рециркуляции газового потока с объемным отношением количества циркуляционного газа к количеству исходной смеси, равному 3-20. 15. Способ по п.9, отличающийся тем, что выделенную из продуктов первой стадии жидкую фракцию и выходящий из промывной колонны водно-метанольный раствор направляют на ректификацию с последующей его подачей снова в промывную колонну. 16. Способ переработки смеси водорода и оксидов углерода при повышенных температурах и избыточном давлении путем ее контактирования на первой стадии с катализатором, состоящим из катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, и контактирования на второй стадии продуктов первой стадии с цеолитсодержащим катализатором, отличающийся тем, что исходная смесь водорода и оксидов углерода имеет объемные соотношения (H2-CO2)/(CO+CO2)=1-3 и СО/СО 2=0-100, в качестве катализатора первой стадии используют катализатор синтеза метанола или катализатор, состоящий из катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, продукты реакции первой стадии охлаждают и разделяют на газовую и жидкую фазы, газовую фазу делят на два потока, один из которых направляют в виде рецикла на смешение с исходной смесью, а другой поток отводят в виде сдувки, жидкую фазу или вместе с рециклом второй стадии подвергают контактированию с цеолитсодержащим катализатором второй стадии или разделяют с выделением СО 2-содержащего газа, воды и эфирометанольной фракции, которую вместе с рециклом второй стадии подвергают контактированию с цеолитсодержащим катализатором второй стадии, и продукты второй стадии разделяют с выделением высокооктановой бензиновой фракции или ароматических углеводородов и легкой бензиновой фракции, воды и фракции(ий) углеводородных газов, в том числе пропанбутановой фракции, часть которых используют в виде рецикла второй стадии. 17. Способ по п.16, отличающийся тем, что в качестве твердого кислотного катализатора первой стадии применяют комбинации цеолита со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющего мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200, цеолита типа(бета), L (эль), эрионита, морденита или кристаллического силикоалюмофосфата с оксидом алюминия в массовом соотношении 1-80/99-20. 18. Способ по п.16, отличающийся тем, что цеолитсодержащий катализатор второй стадии содержит цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющий мольное отношение SiO2/Al2O3 не более 200. 19. Способ по п.16, отличающийся тем, что первую стадию контактирования осуществляют при давлении 20-80 атм, а вторую стадию контактирования осуществляют при давлении 1-40 атм. 20. Способ по п.16, отличающийся тем, что при одновременном использовании на первой стадии катализатора синтеза метанола и твердого кислотного катализатора, катализатор синтеза метанола и кислотный катализатор располагают в виде смеси в одной реакционной зоне или раздельно в разных реакционных зонах. 21. Способ по п.20, отличающийся тем, что при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в одной реакционной зоне процесс проводят при температуре 200-320 С, а при использовании катализатора синтеза метанола и кислотного катализатора в разных реакционных зонах в зоне с катализатором синтеза метанола процесс проводят при температуре 200-320 С, а в зоне с кислотным катализатором процесс проводят при температуре 200-400 С, при этом на второй стадии процесс проводят при температуре 320-460 С. 22. Способ по п.16, отличающийся тем, что объемная скорость подачи исходной смеси на первую стадию равна 500-10000 ч-1, а весовая скорость подачи жидкой фазы или эфирометанольной фракции на вторую стадию составляет 0,5-10 ч-1. 23. Способ по п.16, отличающийся тем, что процесс проводят при раздельной рециркуляции газовых потоков на двух стадиях процесса с объемным отношением количества газа, циркулирующего на первой стадии, к количеству исходной смеси 3-20 и с объемным отношением количества циркуляционного газа второй стадии к количеству жидкой фазы или эфирометанольной фракции, подаваемой на вторую стадию, равным 1-10.