Способ конверсии смесей низших алканов в ароматические углеводороды

СПОСОБ КОНВЕРСИИ СМЕСЕЙ НИЗШИХ АЛКАНОВ В АРОМАТИЧЕСКИЕ УГЛЕВОДОРОДЫ Способ конверсии смеси низших алканов в ароматические соединения, который включает первоначальное взаимодействие исходной смеси низших алканов, содержащей, по меньшей мере,пропан и этан, в присутствии катализатора реакции ароматизации и в условиях реакции, которые способствуют максимальной конверсии пропана в ароматические продукты реакции согласно первой ступени; отделение этана от ароматических продуктов реакции, полученных на первой ступени; взаимодействие этана в присутствии катализатора реакции ароматизации и в условиях реакции, которые способствуют максимальной конверсии этана в ароматические продукты реакции согласно второй ступени; и необязательное отделение этана от ароматических продуктов реакции,полученных на второй ступени. Ийер Махеш Вехкатараман,Лауритзен Анн Мари, Мадгавкар Аджай Мадхав (US) Медведев В.Н. (RU)(71)(73) Заявитель и патентовладелец: ШЕЛЛ ИНТЕРНЭШНЛ РИСЕРЧ МААТСХАППИЙ Б.В. (NL) Область техники, к которой относится изобретение Настоящее изобретение относится к способу производства ароматических углеводородов из смесей низших алканов. Более конкретно, изобретение относится к двухступенчатому способу увеличения производства бензола из смеси этана и пропана или этана, пропана и бутана в процессе дегидроароматизации. Уровень техники Существует прогнозируемый глобальный дефицит бензола, который необходим для производства ключевых химических нефтепродуктов, в том числе, таких как стирол, фенол, нейлон и полиуретаны. Обычно бензол и другие ароматические углеводороды получают при отделении обогащенной ароматическими соединениями фракции исходного сырья, такой как продукт реформинга, получаемый способом каталитического реформинга и пиролизом газолинов, получаемых благодаря процессу крекинга лигроина, от неароматических углеводородов с применением способа экстракции растворителями. Чтобы соответствовать современным требованиям упомянутого, прогнозируемого дефицита поставок бензола, изучены многочисленные катализаторы и специальные способы производства ароматических соединений (включая бензол) из алканов, содержащих шесть или менее атомов углерода на молекулу. Такие катализаторы обычно являются бифункциональными, содержащими цеолит или материал, называемый молекулярным ситом, для обеспечения степени кислотности, и один или несколько металлов,таких как Pt, Ga, Zn, Mo и т.д. для обеспечения активности в реакции дегидрирования. Например, в патенте США 4350835 описан способ конверсии подаваемых этансодержащих газообразных материалов в ароматические соединения с применением кристаллического цеолитного катализатора семейства ZSM5-типа, содержащего незначительное количество Ga. В качестве еще одного примера в патенте США 7186871 описана ароматизация С 1-С 4-алканов с применением катализатора, содержащего Pt и ZSM-5. В способах дегидроароматизации самых низших алканов реакцию осуществляют в одну стадию. Например, в европейском патенте ЕР 0147111 описан способ ароматизации, при котором исходный С 3 С 4-материал смешивают с этаном и все вместе подвергают взаимодействию в одном реакторе. Незначительная часть таких способов включает в себя две отдельные стадии или ступени. Например, в патенте США 3827968 описан способ, который включает в себя олигомеризацию с последующей ароматизацией. В патентах США 4554393 и 4861932 описаны такие двухступенчатые способы конверсии пропана, включающие в себя дегидрирование с последующей ароматизацией. Ни в одном из упомянутых примеров не упоминается двухступенчатый способ, при котором ароматизация низших алканов происходит на обеих ступенях. Легкость конверсии конкретных алканов в ароматические соединения увеличивается с увеличением числа атомов углерода. Когда исходная смесь, состоящая из этана и высших углеводородов, подвергается конверсии в бензол плюс высшие ароматические соединения в одну стадию, выбор степени жесткости условий проведения реакции диктуется целью желательно более полной конверсии углеводорода. Если требуется или необходим значительный уровень конверсии этана, то упомянутое требование может приводить к проведению такого одноступенчатого способа в более жестких высокотемпературных условиях. Негативным следствием упомянутых условий более высокой жесткости является то, что высшие углеводороды, такие как пропан, могут подвергаться неселективным побочным реакциям, которые приводят в результате к чрезмерному гидрогенолизу с образованием более низкоценного метана. Фактический результат состоит в том, что общий выход бензола и других ароматических соединений значительно уменьшается. Было бы предпочтительно обеспечить легкий способ дегидроароматизации алканов, при котором:(а) конверсия каждого компонента исходной смеси алканов может быть оптимизирована,(b) конечный выход бензола является более значительным, чем выход любого другого отдельного ароматического продукта и(с) образование нежелательного побочного метана сведено к минимуму. Сущность изобретения Упомянутая выше проблема решается согласно настоящему изобретению путем разделения условий проведения реакции той степени жесткости, которая является оптимальной для пропана, и условий реакции той степени жесткости, которая является оптимальной для этана. Решение проблемы достигается путем создания описанного ниже двухступенчатого способа. В настоящем изобретении предлагается способ конверсии смеси низших алканов в ароматические соединения, который включает в себя первоначальное взаимодействие исходной смеси низших алканов,содержащей, по меньшей мере, пропан и этан, в присутствии катализатора реакции ароматизации и в условиях реакции на первой ступени, которые способствуют максимальной конверсии пропана (и, необязательно, любых высших углеводородов, таких как бутан, которые могут присутствовать в исходной смеси) в ароматические продукты реакции на первой ступени; отделение первых ароматических продуктов реакции от непрореагировавшего этана (и, необязательно, любых других неароматических углеводородов, включая этан, которые могут быть получены в результате реакции); взаимодействие этана (и, необязательно, по меньшей мере части любых других неароматических углеводородов) в присутствии катализатора реакции ароматизации и в условиях реакции на второй ступени, которые способствуют мак-1 022457 симальной конверсии этана (и, необязательно, любых других неароматических углеводородов, которые могут быть получены на первой ступени) в ароматические продукты реакции на второй ступени; и необязательное отделение этана (и любых других неароматических углеводородов, которые могут быть получены) от ароматических продуктов реакции, получаемых на второй ступени. На любой из двух ступеней или как на первой, так и на второй ступени также можно получать топочный газ, который в основном включает в себя метан и водород. Топочный газ может быть отделен от ароматических продуктов реакции на любой из двух ступеней или на обеих ступенях. Таким образом,топочный газ может представлять собой дополнительный продукт способа согласно настоящему изобретению. Краткое описание чертежей На фиг. 1 представлена принципиальная схема, которая иллюстрирует способ производства ароматических соединений (бензола и высших ароматических соединений) из исходной смеси низших алканов, содержащей, по меньшей мере, этан и пропан, с применением одноступенчатого процесса (способа) в реакторе-регенераторе. На фиг. 2 представлена принципиальная схема производства ароматических соединений (бензола и высших ароматических соединений) из исходной смеси низших алканов, содержащей, по меньшей мере,этан и пропан, с применением двухступенчатой системы реактора-регенератора. Подробное описание изобретения Настоящее изобретение относится к способу производства ароматических углеводородов, который включает в себя приведение в контакт исходного углеводородного сырья, содержащего, по меньшей мере, пропан и этан, предпочтительно по меньшей мере 20 мас.% этана и по меньшей мере 20 мас.% пропана и, возможно, другие углеводороды, такие как бутан, и каталитической композиции, подходящей для активации реакции таких углеводородов с образованием ароматических углеводородов, таких как бензол, при температуре приблизительно от 400 до приблизительно 700 С и абсолютном давлении приблизительно от 0,01 до приблизительно 1,0 МПа. Объемная часовая скорость подачи газа (GHSV) может находиться в диапазоне приблизительно от 300 до приблизительно 6000. Такие условия применяются на каждой ступени, но условия на упомянутых ступенях могут быть одинаковыми или разными. Условия конверсии пропана и, возможно, других высших алканов, таких как бутан, на первой ступени и условия конверсии этана на второй ступени можно оптимизировать. На первой ступени температура реакции предпочтительно находится в диапазонах приблизительно от 400 до приблизительно 650 С, наиболее предпочтительно приблизительно от 420 до приблизительно 650 С, и на второй ступени температура реакции предпочтительно находится в диапазонах приблизительно от 450 до приблизительно 680 С,наиболее предпочтительно приблизительно от 450 до приблизительно 660 С. Основными желательными продуктами в способе согласно настоящему изобретению являются бензол, толуол и ксилол (БТК). В одном из вариантов осуществления изобретения условия реакции на первой ступени можно оптимизировать для конверсии в БТК пропана. Необязательно, условия реакции на первой ступени можно также оптимизировать для конверсии в БТК любых высших углеводородов, которые могут присутствовать в исходном сырье. В еще одном варианте осуществления изобретения условия осуществления реакции на второй ступени можно оптимизировать для конверсии в БТК этана. Необязательно, условия реакции на второй ступени также можно оптимизировать для конверсии в БТК любых других неароматических углеводородов, которые могут быть получены на первой ступени. Реакторы первой и второй ступени могут функционировать в одинаковых условиях. Когда тот или другой реактор работает при более высоких температурах, т.е. приблизительно выше 630-650 С, получается больше топочного газа и меньше ароматических соединений, несмотря на то, что фактическая первоначальная конверсия за один проход такой ступени может быть выше. Следовательно, лучше работать при более низкой температуре и конвертировать меньше исходной смеси за каждый проход каждой ступени, чтобы в итоге получать больше ароматических соединений, несмотря на то, что больше этана будет возвращаться в оборот. Работа в предпочтительном диапазоне способствует максимальному получению ароматических соединений, сводя при этом производство топочного газа к минимуму. Применение более высоких температур может способствовать максимальному производству топочного газа. Топочный газ может представлять собой дополнительный продукт способа согласно настоящему изобретению. Топочный газ в основном включает в себя метан и водород, которые образуются наряду с ароматическими соединениями. Топочный газ можно применять для получения энергии и/или генерации пара. Водород можно выделять из топочного газа и применять для переработки или для химических реакций, в которых требуется водород, включая гидродеалкилирование толуола и/или ксилола, как обсуждается ниже. Такой способ можно осуществлять в периодическом режиме с использованием отдельных реакторов на каждой ступени или с использованием одного и того же реактора на каждой ступени, но в высшей степени предпочтительно осуществлять такой способ в непрерывном режиме в отдельных реакторах. Каждую ступень можно осуществлять в одном реакторе или в двух или более реакторах, работающих параллельно. Предпочтительно использовать на каждой из ступеней по меньшей мере два реактора так,чтобы один из реакторов можно было использовать для проведения реакции ароматизации, в то время как в другом реакторе можно было регенерировать катализатор в автономном режиме. Реакторная система для проведения ароматизации может представлять собой конструкцию с кипящим слоем, движущимся слоем или периодически заменяемым неподвижным слоем. Конструкция с периодически заменяемым неподвижным слоем является предпочтительной для применения в настоящем изобретении. Углеводороды в исходном сырье могут содержать в своем составе по меньшей мере приблизительно 20 мас.% пропана, по меньшей мере приблизительно 20 мас.% этана и необязательно по меньшей мере приблизительно от 10 до 20 мас.% бутана, пентана и т.д. В одном из вариантов осуществления изобретения исходная смесь содержит приблизительно от 30 до приблизительно 50 мас.% пропана и приблизительно от 30 до приблизительно 50 мас.% этана. Исходная смесь может содержать небольшие количества С 2-С 4-олефинов, предпочтительно не более чем от 5 до 10 мас.%. Слишком большое количество олефина может стать причиной спекания и деактивации катализатора в нежелательном количестве. Поток исходной смеси пропан/этан или смеси низших С 2-С 4-алканов можно получать, например, из потока природного газа, обогащенного этаном/пропаном, потоков, получаемых при переработке химических нефтепродуктов, включая потоки отходов. Примеры потенциально подходящих исходных потоков включают (но не ограничиваются перечисленным) остаточные этан, пропан и бутан, получаемые при очистке природного газа (метана), потоки чистого этана, пропана и бутана (также известные как жидкие фракции природного газа), производимые совместно на установке сжиженного природного газа (СПГ),потоки С 2-С 4-углеводородов из сопутствующих газов, производимых совместно с добычей сырой нефти(которые обычно слишком малы, чтобы оправдать сооружение установки СПГ, но могут быть достаточными для сооружения химической установки), потоки непрореагировавших "отходов" от паровых крекинг-установок и поток побочных С 1-С 4-продуктов от установок реформинга лигроина (последние два источника имеют небольшое значение на некоторых рынках сбыта, таких как Ближний и Средний Восток). Обычно природный газ, содержащий преимущественно метан, поступает в установку СПГ при повышенных давлениях и предварительно обрабатывается для получения очищенного исходного сырья,подходящего для сжижения при криогенных температурах. Этан, пропан, бутан и другие газы отделяются от метана. Очищенный газ (метан) перерабатывают за счет использования множества стадий охлаждения с применением теплообменников для постепенного уменьшения его температуры до тех пор, пока не достигнут сжижения. Выделенные газы можно использовать в качестве исходной смеси согласно настоящему изобретению. Потоки побочных продуктов, получаемых способом согласно настоящему изобретению, можно подвергать охлаждению для хранения или повторного использования, и их охлаждение можно осуществлять с применением теплообменников, используемых для охлаждения очищенного газообразного метана. Для ускорения конверсии пропана и этана и, возможно, других алканов в ароматические углеводороды можно применять любой из различных катализаторов. Один такой катализатор описан в патенте США 4899006, который включен в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. Каталитическая композиция, описанная в нем, содержит алюмосиликат с осажденным на нем галлием и/или алюмосиликат, в котором катионы заменены ионами галлия. Молярное отношение диоксида кремния к оксиду алюминия составляет по меньшей мере 5:1. Еще один катализатор, который можно применять в способе согласно настоящему изобретению,описан в европейском патенте ЕР 0244162. Такой катализатор включает катализатор, описанный в предыдущем абзаце, и металл VIII группы, выбранный из родия и платины. Считается, что указанные алюмосиликаты предпочтительно представляют собой структуры MFI- или MEL-типа и могут представлять собой ZSM-5, ZSM-8, ZSM-11, ZSM-12 или ZSM-35. Другие катализаторы, которые можно применять в способе согласно настоящему изобретению,описаны в патентах США 7186871 и 7186872, оба из которых включены в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. В первом из упомянутых патентов описан содержащий платину кристаллический цеолит ZSM-5, синтезированный путем приготовления цеолита, содержащего алюминий и кремний в каркасной структуре, осаждения на цеолит платины и прокаливания цеолита. Во втором патенте описан такой катализатор, который содержит в каркасной структуре галлий и практически не содержит алюминия. Предпочтительно, чтобы катализатор состоял из цеолита, благородного металла из семейства платины для ускорения реакции дегидрирования и второго инертного или менее активного металла, который будет уменьшать (разбавлять) способность благородного металла катализировать гидрогенолиз С 2- и высших углеводородов исходной смеси до метана и/или этана. Разбавляющие металлы, которые можно использовать, включают металлы, описанные ниже. Дополнительные катализаторы, которые можно применять в способе согласно настоящему изобретению, включают катализаторы, описанные в патенте США 5227557, который включен в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. Такие катализаторы содержат цеолит MFI плюс по меньшей мере один благородный металл из семейства платины и по меньшей мере один дополнительный металл, выбранный из группы, состоящей из олова, германия, свинца и индия. Один из предпочтительных катализаторов для применения в настоящем изобретении описан в па-3 022457 тентной заявке США 12/371787, поданной 16 февраля 2009 г. и озаглавленной "Process for the Conversion of Ethane to Aromatic Hydrocarbons". Данная заявка включена в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. В данной заявке описан катализатор, содержащий: (1) от 0,005 до 0,1 мас.% (% по массе) платины в расчете на металл, предпочтительно от 0,01 до 0,05 мас.%; (2) количество разбавляющего металла, выбранного из группы, состоящей из олова, свинца и германия, которое предпочтительно составляет не более чем 0,2 мас.% катализатора в расчете на металл и в котором количество платины может составлять не более чем 0,02 мас.% от количества разбавляющего металла; (3) от 10 до 99,9 мас.% алюмосиликата, предпочтительно цеолита на основе алюмосиликата, предпочтительно от 30 до 99,9 мас.%; при этом цеолит предпочтительно выбран из группы, состоящей из ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12,ZSM-23 или ZSM-35, предпочтительно переведен в Н+-форму и предпочтительно имеет молярное отношение SiO2/Al2O3 в диапазоне от 20:1 до 80:1; и (4) связующее, предпочтительно выбранное из диоксида кремния, оксида алюминия и их смесей. Еще один предпочтительный катализатор, подходящий для применения в настоящем изобретении,описан в предварительной заявке США 61/029939, поданной 20 февраля 2008 г. и озаглавленной "Process for the Conversion of Ethane to Aromatic Hydrocarbons". Указанная заявка включена в данный документ в полном объеме путем ссылки. В заявке описан катализатор, содержащий: (1) от 0,0 05 до 0,1 мас.% (% по массе) платины в расчете на металл, предпочтительно от 0,01 до 0,06 мас.%, наиболее предпочтительно от 0,01 до 0,05 мас.%; (2) количество железа, которое равно количеству платины или больше количества платины, но не более чем 0,50 мас.% катализатора, предпочтительно не более чем 0,20 мас.% катализатора, наиболее предпочтительно не более чем 0,10 мас.% катализатора в расчете на металл; (3) от 10 до 99,9 мас.% алюмосиликата, предпочтительно цеолита на основе алюмосиликата, предпочтительно от 30 до 99,9 мас.%; при этом цеолит предпочтительно выбран из группы, состоящей изZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23 или ZSM-35, предпочтительно переведен в Н+-форму и предпочтительно имеет молярное отношение SiO2/Al2O3 в диапазоне от 20:1 до 80:1; и (4) связующее, предпочтительно выбранное из диоксида кремния, оксида алюминия и их смесей. Еще один предпочтительный катализатор, подходящий для применения в настоящем изобретении,описан в патентной заявке США 12/371803, поданной 16 февраля 2009 г. и озаглавленной "Process forthe Conversion of Ethane to Aromatic Hydrocarbons". Данная заявка включена в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. В данной заявке описан катализатор, содержащий: (1) от 0,005 до 0,1 мас.% (% по массе) платины в расчете на металл, предпочтительно от 0,01 до 0,05 мас.%, наиболее предпочтительно от 0,02 до 0,05 мас.%;(2) количество галлия, которое равно количеству платины или больше количества платины, но не более чем 1 мас.%, наиболее предпочтительно не более чем 0,5 мас.% в расчете на металл;(3) от 10 до 99,9 масс.% алюмосиликата, предпочтительно цеолита на основе алюмосиликата, предпочтительно от 30 до 99,9 масс.%; при этом цеолит предпочтительно выбран из группы, состоящей изZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23 или ZSM-35, предпочтительно переведен в Н+-форму и предпочтительно имеет молярное отношение SiO2/Al2O3 в диапазоне от 20:1 до 80:1; и (4) связующее, предпочтительно выбранное из диоксида кремния, оксида алюминия и их смесей. Одним из нежелательных продуктов реакции ароматизации является образующийся кокс, который может дезактивировать катализатор. Несмотря на то, что катализаторы, условия их эксплуатации и реакторы выбирают таким образом, чтобы свести к минимуму образование кокса, обычно необходимо несколько раз регенерировать катализатор в течение срока его эксплуатации. Регенерация может увеличивать срок годности катализатора. Регенерация закоксованных катализаторов в течение десятилетий осуществляется на практике в промышленных масштабах, и специалистам в данной области известны различные способы регенерации. Регенерацию катализатора можно осуществлять в реакторе для проведения ароматизации или в отдельной камере или реакторе для регенерации. Например, катализатор можно регенерировать путем выжигания кокса при высокой температуре в присутствии кислородсодержащего газа, как описано в патенте США 4795845, который включен в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. Регенерация с помощью воздуха и азота показана в примерах патента США 4613716, который включен в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. Еще один возможный способ регенерации включает в себя прокаливание на воздухе, восстановление водородом и обработку серой или материалом для сульфирования. Для содействия сжиганию кокса, осажденного на таких катализаторах, используют платиновые катализаторы. Предпочтительный температурный диапазон регенерации, подходящий для применения в настоящем изобретении, составляет приблизительно от 450 до приблизительно 788 С. Предпочтительный температурный диапазон для регенерации на первой ступени составляет приблизительно от 470 до приблизительно 788 С. Предпочтительный температурный диапазон для регенерации на второй ступени составляет приблизительно от 500 до приблизительно 788 С. Непрореагировавший метан и побочные углеводороды можно использовать на других ступенях, накапливать и/или возвращать в оборот. Может быть необходимым охлаждать такие побочные продукты с целью их сжижения. Когда этан или смесь низших алканов образуется в результате очистки природного газа на установке СПГ, по меньшей мере, некоторые из таких побочных продуктов можно охлаждать и сжижать с применением теплообменников, используемых для сжижения очищенного природного газа(метана). Толуол и ксилол можно превращать в бензол путем гидродеалкилирования. Реакция гидродеалкилирования включает в себя реакцию толуола, ксилолов, этилбензола и высших ароматических соединений с водородом для удаления алкильных групп с ароматического кольца с получением дополнительного количества бензола и легких углеводородов, включая метан и этан, которые отделяются от бензола. Такая стадия существенно увеличивает общий выход бензола и поэтому является в высшей степени предпочтительной. В данной области известны способы как термического, так и каталитического гидродеалкилирования. Способы гидродеалкилирования описаны в опубликованной патентной заявке США 2009/0156870, которая включена в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. Комбинированный способ согласно настоящему изобретению может также включать в себя реакцию бензола с пропиленом с получением кумола, который, в свою очередь, может быть превращен в фенол и/или ацетон. Пропилен можно получать отдельно в установке дегидрирования пропана, или источником пропилена могут быть потоки сбросовых газов при крекинге олефинов или другие источники. Способы осуществления реакции бензола с пропиленом с получением кумола описаны в опубликованной патентной заявке США 2009/0156870, которая включена в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. Комбинированный способ согласно настоящему изобретению также может включать в себя реакцию бензола с олефинами, такими как этилен. Этилен можно получать отдельно в установке дегидрирования этана, или источником этилена могут быть потоки сбросовых газов при крекинге олефинов или другие источники. Этилбензол представляет собой химическое органическое соединение, которое является ароматическим углеводородом. Основное применение он находит в индустрии химических нефтепродуктов в качестве промежуточного соединения при производстве стирола, который, в свою очередь,применяется для производства полистирола - пластмассового материала широкого применения. Способы осуществления реакции бензола с этиленом с получением этилбензола описаны в опубликованной патентной заявке США 2009/0156870, которая включена в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. Затем путем дегидрирования этилбензола можно получать стирол. Один из способов производства стирола описан в патенте США 4857498, который включен в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. Еще один способ производства стирола описан в патенте США 7276636, который включен в настоящий документ путем ссылки в своем полном объеме. Примеры Следующие примеры приводятся только в целях иллюстрации и не должны рассматриваться в качестве ограничивающих объем изобретения. Пример 1. В данном примере результаты лабораторных испытаний используются для представления одноступенчатого способа ароматизации в сравнении с двухступенчатым способом с использованием на каждой ступени одного и того же катализатора. Исходная смесь низших алканов согласно данному примеру состоит из 50 мас.% этана и 50 мас.% пропана, и температура второй ступени выше, чем температура первой ступени. Катализатор А готовили на частицах цилиндрического экструдата диаметром 1,6 мм, содержащих 80 мас.% порошкообразного цеолита ZSM-5 CBV 2314 (молярное отношение SiO2/Al2-O3 составляет 23:1, поставляется компанией Zeolyst International) и 20 мас.% алюмооксидного связующего. Перед тем как использовать для приготовления катализатора, образцы экструдата прокаливали на воздухе при температуре не выше 650 С для удаления остаточной влаги. Дозировки целевого металла для катализатора А составляли 0,025 мас.% Pt и 0,09 мас.% Ga. Металлы осаждали на образцы указанного выше экструдата ZSM-5/оксид алюминия весом 25-100 г путем первоначального объединения соответствующих количеств маточных водных растворов нитрата тетраамминоплатины и нитрата галлия (III), разбавления полученной смеси деионизованной водой до объема, достаточного ровно для заполнения пор экструдата и пропитки экструдата таким раствором при комнатной температуре и атмосферном давлении. Пропитанные образцы выдерживали при комнатной температуре в течение 2-3 ч и затем сушили в течение ночи при 100 С. Катализатор А подвергали трем испытаниям эксплуатационных характеристик, как описано ниже. Испытание эксплуатационных характеристик 1 проводили в условиях, которые могут быть использованы для одноступенчатого способа ароматизации исходной смеси этан/пропан. Испытания эксплуатационных характеристик 2 и 3 проводили в условиях, которые могут быть использованы на первой и второй ступенях соответственно двухступенчатого способа ароматизации согласно настоящему изобретению. Для каждого из трех испытаний эксплуатационных характеристик 15 см 3 загрузки свежего (ранее не подвергавшегося испытаниям) катализатора загружали "как он есть", без размельчения, в трубку из нержавеющей стали типа 316 Н (внутренний диаметр 1,40 см) и помещали в четырехзонную печь, соеди-5 022457 ненную с системой, обеспечивающей поток газа. Перед испытанием эксплуатационных характеристик 1 свежую загрузку катализатора А предварительно обрабатывали на месте при атмосферном давлении (приблизительно 0,1 МПа абсолютного давления) следующим образом:(a) прокаливание в токе воздуха при расходе приблизительно 60 литров в час (л/час), во время которого температура стенки реактора повышалась от 25 до 510 С в течение 12 ч, выдержка при 510 С в течение 4-8 ч, затем дополнительное повышение температуры от 510 до 630 С в течение 1 ч, затем выдержка при 630 С в течение 30 мин;(b) продувка азотом при расходе приблизительно 60 л/ч при температуре 630 С в течение 20 мин;(c) восстановление водородом при расходе 60 л/ч в течение 30 мин, во время которого температура стенки реактора повышалась от 630 до 675 С. В конце указанной выше стадии восстановления поток водорода прерывали и подвергали загрузку катализатора воздействию исходной смеси, состоящей из 50 мас.% этана и 50 мас.% пропана, при атмосферном давлении (приблизительно 0,1 МПа абсолютного давления), температуре стенки реактора 675 С и объемной скорости подачи исходной смеси (GHSV) 1000 (1000 см 3 исходной смеси на см 3 катализатора в час). Через 3 мин после введения исходной смеси брали пробы из общего потока, выходящего из реактора, и проводили анализ с помощью газового хроматографа в онлайновом режиме. На основе данных о составе, полученных в результате газохроматографического анализа, вычисляли степень превращения исходного этана, пропана и общую степень превращения согласно следующим формулам: Степень превращения этана (%) = 100(мас.% этана в исходной смеси - мас.% этана в выходящем потоке)/(мас.% этана в исходной смеси) Степень превращения пропана (%) = 100(мас.% пропана в исходной смеси - мас.% пропана в выходящем потоке)/(мас.% пропана в исходной смеси) Суммарная степень превращения этана + пропана = мас.% этана в исходной смеси х степень превращения этана %) + (мас.% пропана в исходной смесистепень превращения пропана %/100 Испытание эксплуатационных характеристик 2 проводили таким же образом и в таких же условиях,как указанное выше испытание эксплуатационных характеристик 1 за исключением того, что конечная температура, достигаемая во время прокаливания на воздухе на стадии предварительной обработки, составляла 600 С, стадии продувки азотом и восстановления водородом осуществляли при 600 С и исходную смесь этан/пропан вводили при температуре стенки реактора 600 С. Таким образом моделировали первую ступень двухступенчатого способа. Для испытания эксплуатационных характеристик 3 свежую загрузку катализатора А предварительно обрабатывали на месте при атмосферном давлении (приблизительно 0,1 МПа абсолютного давления) следующим образом:(а) прокаливание в токе воздуха при расходе приблизительно 60 литров в час (л/час), во время которого температуру стенки реактора повышали от 25 до 510 С в течение 12 ч, затем выдержка при 510 С в течение 4-8 ч;(b) продувка азотом при расходе приблизительно 60 л/ч при температуре 510 С в течение 30 мин;(c) восстановление водородом при расходе 60 л/ч в течение 2 ч. В конце указанной выше стадии восстановления поток водорода прерывали и подвергали загрузку катализатора воздействию исходной смеси, состоящей из 100 мас.% этана, при атмосферном давлении(приблизительно 0,1 МПа абсолютного давления), температуре стенки реактора 510 С и объемной скорости подачи исходной смеси (GHSV) 1000 (1000 см 3 исходной смеси на см 3 катализатора в час). Через 10 мин при таких условиях температуру стенок реактора повышали до 621 С. Через 25 мин после введения исходного этана брали пробы из общего потока, выходящего из реактора, и проводили анализ с помощью газового хроматографа в онлайновом режиме. На основе данных о составе, полученных в результате газохроматографического анализа, вычисляли степень превращения исходного этана, пропана и общую степень превращения согласно формулам, приведенным выше. В табл. 1 представлены результаты газохроматографического анализа в онлайновом режиме потоков суммарного продукта, полученного в результате описанных выше испытаний эксплуатационных характеристик 1-3. Из табл. 1 можно видеть, что при одноступенчатом способе общий выход ароматических соединений составляет 46,54 мас.% от исходной смеси этан/пропан, в то время как при двухступенчатом способе общий выход ароматических соединений составляет 48,85 мас.% в расчете на 100 мас.% общей исходной смеси, подаваемой на ступень 1, за которой следует ступень 2, на которую подается непрореагировавший этан со ступени 1. При правильной двухступенчатой работе есть основания полагать, что подаваемая на ступень 2 смесь будет включать в себя все неароматические соединения из потока, выходящего со ступени 1, за исключением топочного газа (метана и водорода). Такие неароматические соединения могут включать в себя не только непрореагировавший этан, но также этилен, пропилен, пропан и т.д., которые,вероятно, могут увеличивать общий выход ароматических соединений до немногим более чем 50 мас.% в расчете на 100 мас.% общей исходной смеси, подаваемой на ступень 1. Пример 2. Сравнение принципиальных схем способа 2.1 Одноступенчатый способ (для сравнения) На фиг. 1 представлена принципиальная схема, которая иллюстрирует способ производства ароматических соединений (бензола и высших ароматических соединений) из исходной смеси, содержащей 50 мас.% этана и 50 мас.% пропана, с применением одноступенчатого процесса в реакторе-регенераторе. При массовой скорости подачи 25 т/ч (т/ч) поток 1, который состоит в основном из исходной смеси 50/50 (этан/пропан) (включающий в себя незначительные количества метана, бутана и т.д.), смешивают с рециркуляционным потоком 2, который состоит в основном из этана и других углеводородов, возможно включающих в себя, но не ограничиваясь перечисленным, этилен, пропан, пропилен, метан, бутан и немного водорода. Полученный общий поток 3 исходной смеси вводят в реактор 100 ароматизации согласно одноступенчатой схеме. Реакторная система ароматизации может представлять собой конструкцию с кипящим слоем, движущимся слоем или периодически заменяемым неподвижным слоем. Здесь применяется конструкция с периодически заменяемым неподвижным слоем. В реакторной системе используется "катализатор А", описанный выше в примере 1. Непрореагировавшие реагенты, а также продукты реакции покидают реактор 100 с потоком 4 и подаются в систему сепарации. Непрореагировавшие реагенты и легкие углеводороды с потоком 2 возвращаются обратно в реактор 100, в то время как из систе-7 022457 мы сепарации выходит топочный газ (преимущественно метан и водород в виде потока 8 из парожидкостного сепаратора 200), жидкие С 9+-продукты и бензол, толуол и ксилолы (ВТК). Реактор 100 работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре 675 С, в то время как регенератор 300, в котором удаляется кокс, образовавшийся в реакторе 100, работает приблизительно при 730 С. Тепло (9), необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. На стадию регенерации катализатор, содержащий кокс, перетекает благодаря потоку 5, идущему в регенератор 300, и подаче отдувочного газа. Регенерированный катализатор перетекает обратно в реактор 100 с потоком 6, а отдувочный газ выходит из регенератора 300 в виде потока 7. В реакторе 100 достигается почти полная конверсия пропана (более 99%), в то время как конверсия этана проходит приблизительно наполовину, как было в случае испытания эксплуатационных характеристик 1 (см. табл. 1 и выше). Средняя степень превращения исходной смеси за один проход составляет 75,49%. Жидкие продукты выделяются в трех включенных последовательно, следующих друг за другом колоннах с получением при этом отдельных жидких продуктов, как показано на фиг. 1. Выходы продуктов согласно способу суммированы ниже в табл. 2. При таком одноступенчатом режиме работы получают приблизительно 8,33 т/ч бензола (из колонны 400 с потоком 10), 3,25 т/ч толуола (из колонны 500 с потоком 11) и 0,5 т/ч смеси ксилолов (из колонны 600 с потоком 12), получая в результате общий выход ВТК 49 ма.% и общий выход жидких продуктов 60 мас.% относительно исходной смеси. Топочный газ(поток 8) образуется в количестве 9,2 т/ч, что составляет приблизительно 36,7 мас.% относительно исходной смеси. 2.2 Двухступенчатый способ На фиг. 2 представлена принципиальная схема производства ароматических соединений (бензола и высших ароматических соединений) из исходной смеси, содержащей 50 мас.% этана и 50 мас.% пропана,с применением двухступенчатой системы реактора-регенератора согласно настоящему изобретению. При массовой скорости подачи 25 т/ч исходную смесь, состоящую в основном из 50/50 этана/пропана, включая незначительные количества метана, бутана и т.д. (поток 1), подают в реактор 100 ароматизации первой ступени, в котором используется "катализатор А", описанный в примере 1. Реактор 100 первой ступени работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре приблизительно 600 С,в то время как регенератор 200 первой ступени, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе 100,работает приблизительно при 730 С. Тепло, необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. В реакторе 100 достигается почти полная конверсия пропана (более 98%) при минимальной степени превращения этана, как было в случае испытания эксплуатационных характеристик 2 (см. табл. 1). Поток 3 а, выходящий из реактора, затем смешивается с потоком, выходящим из реактора 300 второй ступени (поток 3b), описанной ниже. Затем объединенный поток из реакторов обеих ступеней (поток 4) подается в систему сепарации, где непрореагировавшие реагенты и легкие углеводороды, которые состоят в основном из этана и некоторых других углеводородов, которые могут включать в себя этилен, пропан, пропилен, метан, бутан и немного водорода, используют в виде исходной смеси (поток 2) для реактора 300 ароматизации второй ступени, в котором используется описанный выше "катализатор А". Реактор 300 второй ступени работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре приблизительно 620 С, в то время как регенератор 400, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе, работает приблизительно при 730 С. Тепло, необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. В реакторе 300 второй ступени подвергается конверсии почти половина подаваемого в него этана, как было в случае испытания эксплуатационных характеристик 3 (см. приведенную выше табл. 1). Поток из реактора 300 второй ступени (поток 3b) смешивается с потоком из реактора 100 первой ступени, как описано выше. В системе реакторов ароматизации, как на первой ступени, так и на второй ступени применяется конструкция с периодически заменяемым неподвижным слоем. Среднюю степень превращения исходной смеси за один проход получают из суммарной конверсии этана и пропана (исходные материалы) в процессе обеих стадий, и рассчитанная средняя степень превращения составляет 74,5%. Жидкие продукты выделяются в трех включенных последовательно, следующих друг за другом колоннах с получением при этом отдельных жидких продуктов, как показано на фиг. 2. Выходы продуктов согласно способу суммированы ниже в табл. 3. При таком двухступенчатом режиме работы получают приблизительно 8,6 т/ч бензола (из колонны 600 с потоком 10), 5,1 т/ч толуола(из колонны 700 с потоком 11) и 1,1 т/ч ксилолов (из колонны 800 с потоком 12), получая в результате общий выход ВТК 60 мас.% и общий выход жидких продуктов 65 мас.% относительно исходной смеси. Нежелательный топочный газ (поток 8 из парожидкостного сепаратора 500) образуется в количестве приблизительно 7 т/ч, что составляет приблизительно 28 мас.% исходной смеси. 2.3 Сравнение принципиальных схем способа Ниже в табл. 2 представлено сравнение эксплуатационных характеристик систем для одноступенчатого и двухступенчатого способов. Способы сравнивали для условий, приводящих к получению постоянной общей конверсии исходной смеси. Для достижения одинаковой конверсии исходной смеси за один проход при одноступенчатом способе реактор должен эксплуатироваться при более высокой температуре по сравнению с каждой из двух ступеней двухступенчатого способа. Из табл. 2 очевидно, что двухступенчатый способ приводит к лучшим выходам бензола, толуола, смеси ксилолов и жидких С 9+продуктов, при этом нежелательный топочный газ образуется в меньшем количестве по сравнению с одноступенчатым способом. Таблица 2 Примечание: выходы всех продуктов выражены в тоннах продукта на тонну исходной смеси, вводимой в процесс в целом, и выражены в процентах. среднюю степень превращения за один проход для двухступенчатого способа вычисляли следующим образом:(общая степень превращения пропанамольный процент пропана в исходной смеси) + (общая степень превращения этанамольный процент этана в исходной смеси) Пример 3. В данном примере результаты лабораторных испытаний используются для представления одноступенчатого способа ароматизации в сравнении с двухступенчатым способом с использованием различных катализаторов для каждой ступени. Исходная смесь низших алканов согласно данному примеру состоит из 50 мас.% этана и 50 мас.% пропана, и температура второй ступени выше, чем температура первой ступени. Катализатор В готовили на порошкообразном образце цеолита ZSM-5 CBV 3024E (молярное отношение SiO2/Al2O3 составляет 30:1), поставляемого компанией Zeolyst International. Перед тем как использовать для приготовления катализатора, порошкообразный образец ZSM-5 прокаливали на воздухе при температуре до 650 С для удаления остаточной влаги. Дозировки целевого металла в катализаторе В составляли 0,04 мас.% для каждого из металлов, выбранных из платины и олова. Металлы осаждали на 50-граммовый образец упомянутого выше порошкообразного ZSM-5 путем первоначального объединения соответствующих количеств маточных водных растворов нитрата тетраамминоплатины и пентагидрата тетрахлорида олова(IV), разбавления полученной смеси деионизованной водой до объема, достаточного ровно для заполнения пор порошка, и пропитки порошка полученным раствором при комнатной температуре и атмосферном давлении. Пропитанный образец выдерживали при комнатной температуре в течение приблизительно 2 ч, затем сушили в течение ночи при 100 С. Высушенный порошкообразный катализатор загружали в пластиковые пакеты и прессовали при 1380 бар избыточного давления в течение 2 мин с использованием изостатического пресса. Затем полученный "кусок твердого вещества" измельчали и просеивали, получая частицы размером 2,5-8,5 мм, подходящие для испытания эксплуатационных характеристик. Для испытания эксплуатационных характеристик 4 загрузки объемом 15 см 3 свежего (ранее не подвергавшегося испытаниям), спрессованного и измельченного катализатора В загружали в трубку из нержавеющей стали типа 316 Н (внутренний диаметр 1,40 см) и помещали в четырехзонную печь, соединенную с системой, обеспечивающей поток газа. Испытание эксплуатационных характеристик 4 проводили таким же образом и в таких же условиях, как испытание эксплуатационных характеристик 3 в приведенном выше примере 1. На основе данных о составе, полученных из газохроматографического анализа, вычисляли степень превращения исходного этана, пропана и общую степень превращения согласно формулам, приведенным выше в примере 1. В табл. 3 представлены результаты газохроматографического анализа в онлайновом режиме общих потоков продуктов согласно испытаниям эксплуатационных характеристик 1 и 2 (из примера 1) и испытанию эксплуатационных характеристик 4. Испытание эксплуатационных характеристик 1 проводили в условиях, которые могут быть использованы для одноступенчатого способа ароматизации исходной смеси этан/пропан. Испытания эксплуатационных характеристик 2 и 4 проводили в условиях, которые могут быть использованы на первой и второй ступенях, соответственно, двухступенчатого способа ароматизации согласно настоящему изобретению. Таблица 3 Из табл. 3 можно видеть, что при одноступенчатом способе из данной исходной смеси этан/пропан получали в сумме 46,54 мас.% ароматических соединений, в то время как при двухступенчатом способе получали в сумме 49,13 мас.% ароматических соединений в расчете на 100 мас.% общей исходной смеси,подаваемой на ступень 1, за которой следует ступень 2, на которую подается непрореагировавший этан со ступени 1. При правильной двухступенчатой работе есть основания полагать, что смесь, подаваемая на ступень 2, будет включать в себя все неароматические соединения из потока, выходящего со ступени 1, за исключением топочного газа (метана и водорода). Такие неароматические соединения могут включать в себя не только непрореагировавший этан, но также этилен, пропилен, пропан и т.д., которые, вероятно, могут увеличивать общий выход ароматических соединений до немногим более чем 50 мас.% в расчете на 100 мас.% общей исходной смеси, подаваемой на ступень 1. Пример 4. Сравнение принципиальных схем способа 4.1 Одноступенчатый способ (для сравнения) На фиг. 1 представлена принципиальная схема, которая иллюстрирует способ производства ароматических соединений (бензола и высших ароматических соединений) из исходной смеси, содержащей 50 мас.% этана и 50 мас.% пропана, с применением одноступенчатого процесса (способа) в реакторерегенераторе. При массовой скорости подачи 25 т/ч поток 1, который состоит в основном из исходной смеси 50/50(этан/пропан) (включающий в себя незначительные количества метана, бутана и т.д.), смешивают с рециркуляционным потоком 2, который состоит в основном из этана и других углеводородов, возможно включающих в себя, но не ограничиваясь перечисленным, этилен, пропан, пропилен, метан, бутан и немного водорода. Полученный общий поток 3 исходной смеси вводят в реактор 100 ароматизации соглас- 10022457 но одноступенчатой схеме. Реакторная система ароматизации может представлять собой конструкцию с кипящим слоем, движущимся слоем или периодически заменяемым неподвижным слоем. Здесь применяется конструкция с периодически заменяемым неподвижным слоем. В реакторной системе используется "катализатор А", описанный выше в примере 1. Непрореагировавшие реагенты, а также продукты реакции покидают реактор 100 с потоком 4 и подаются в систему сепарации. Непрореагировавшие реагенты и легкие углеводороды возвращаются обратно с потоком 2 в реактор 100, в то время как из системы сепарации выходят топочный газ (преимущественно метан и водород в виде потока 8 из парожидкостного сепаратора 200), жидкие С 9+-продукты, бензол, толуол и ксилолы (БТК). Реактор 100 работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре 675 С, в то время как регенератор 300, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе 100, работает приблизительно при 730 С. Тепло (9), необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. На стадию регенерации катализатор, содержащий кокс, перетекает благодаря потоку 5, идущему в регенератор 300, и подаче отдувочного газа. Регенерированный катализатор перетекает обратно в реактор 100 благодаря потоку 6, а отдувочный газ выходит из регенератора 300 с потоком 7. В реакторе 100 достигается почти полная конверсия пропана (более 99%), в то время как конверсия этана проходит приблизительно наполовину, как было в случае испытания эксплуатационных характеристик 1 (см. табл. 1 и выше). Средняя степень превращения исходной смеси за один проход составляет 75,49%. Жидкие продукты выделяются в трех включенных последовательно, следующих друг за другом колоннах с получением отдельных жидких продуктов, как показано на фиг. 1. Выходы продуктов согласно способу суммированы выше в табл. 2. При таком одноступенчатом режиме работы получают приблизительно 8,33 т/ч бензола (из колонны 400 с потоком 10), 3,25 т/ч толуола (из колонны 500 с потоком 11) и 0,5 т/ч смеси ксилолов (из колонны 600 с потоком 12), получая в результате общий выход БТК 49 мас.% и общий выход жидких продуктов 60 мас.% относительно исходной смеси. Топочный газ (поток 8) образуется в количестве 9,2 т/ч, что составляет приблизительно 36,7 мас.% исходной смеси. 4.2 Двухступенчатый способ На фиг. 2 представлена принципиальная схема производства ароматических соединений (бензола и высших ароматических соединений) из исходной смеси, содержащей 50 мас.% этана и 50 мас.% пропана,с применением двухступенчатой системы реактор-регенератор согласно настоящему изобретению. При массовой скорости подачи 26 т/ч (т/ч) исходную смесь, в основном содержащую 50/50 этана/пропана, включая незначительные количества метана, бутана и т.д. (поток 1), подают в реактор 100 ароматизации первой ступени, в котором используется "катализатор А", описанный в примере 3. Реактор 100 первой ступени работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре приблизительно 600 С,в то время как регенератор 200 первой ступени, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе 100,работает приблизительно при 730 С. Тепло, необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. В реакторе 100 достигается почти полная конверсия пропана (более 98%) при минимальной степени превращения этана, как было в случае испытания эксплуатационных характеристик 2 (см. табл. 3). Поток 3 а, выходящий из реактора, затем смешивается с потоком, выходящим из реактора 300 второй ступени (поток 3b), описанной ниже. Затем объединенный поток из реакторов обеих ступеней (поток 4) подается в систему сепарации, где непрореагировавшие реагенты и легкие углеводороды, которые состоят в основном из этана и некоторых других углеводородов, которые могут включать в себя этилен, пропан, пропилен, метан, бутан и немного водорода, используются в качестве исходной смеси (поток 2) для реактора 300 ароматизации второй ступени, в котором используется описанный выше "катализатор В". Реактор 300 второй ступени работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре приблизительно 620 С, в то время как регенератор 400, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе, работает приблизительно при 730 С. Тепло, необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. В реакторе 300 второй ступени подвергается конверсии почти половина подаваемого в него этана, как было в случае испытания эксплуатационных характеристик 4 (см. табл. 3 выше). Поток из реактора 300 второй ступени (поток 3b) смешивается с потоком из реактора 100 первой ступени, как описано выше. В системе реакторов ароматизации как первой ступени, так и второй ступени применяется конструкция с периодически заменяемым неподвижным слоем. Среднюю степень превращения исходной смеси за один проход получают из суммарной конверсии этана и пропана (исходная смесь) в процессе обеих ступеней, и рассчитанная средняя степень превращения составляет 75,35%. Жидкие продукты выделяются в трех включенных последовательно, следующих друг за другом колоннах с получением отдельных жидких продуктов, как показано на фиг. 2. Выходы продуктов согласно способу суммированы ниже в табл. 4. При таком двухступенчатом режиме работы получают приблизительно 8,4 т/ч бензола (из колонны 600 с потоком 10), 5,3 т/ч толуола (из колонны 700 с потоком 11) и 1,2 т/ч ксилолов (из колонны 800 с потоком 12), получая в результате общий выход ВТК 60 мас.% и общий выход жидких продуктов 57,3 мас.% относительно исходной смеси. Нежелательный топочный газ (поток 8 из парожидкостного сепаратора 500) образуется в количестве приблизительно 7,6 т/ч, что составляет приблизительно 29,2 мас.% относительно исходной смеси. 4.3 Сравнение принципиальных схем способа Ниже в табл. 4 представлено сравнение эксплуатационных характеристик системы для одноступенчатого и двухступенчатого способов. Способы сравнивали для условий, приводящих к получению постоянной общей конверсии исходной смеси. Для достижения одинаковой конверсии исходной смеси за один проход при одноступенчатом способе реактор должен эксплуатироваться при более высокой температуре по сравнению с каждой из двух ступеней двухступенчатого способа. Из табл. 4 очевидно, что двухступенчатый способ приводит к лучшим выходам бензола, толуола, смеси ксилолов и жидких С 9+продуктов, при этом нежелательный топочный газ образуется в меньшем количестве по сравнению с одноступенчатым способом. Таблица 4 Примечание: выходы всех продуктов выражены в тоннах продукта на тонну исходной смеси, вводимой в процесс в целом, и выражены в процентах. среднюю степень превращения за один проход для двухступенчатого способа вычисляли следующим образом:(общая степень превращения пропанамольный процент пропана в исходной смеси) + (общая степень превращения этанамольный процент этана в исходной смеси) Пример 5. В данном примере результаты лабораторных испытаний используются для представления одноступенчатого способа ароматизации в сравнении с двухступенчатым способом с использованием одинакового катализатора на каждой ступени. Исходная смесь низших алканов согласно данному примеру состоит из 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% н-бутана, и температура второй ступени выше, чем температура первой ступени. Свежие загрузки объемом 15 см 3 катализатора А (приготовленного, как описано выше в примере 1) подвергали испытаниям эксплуатационных характеристик, как описано ниже. Испытание эксплуатационных характеристик 5 проводили в условиях, которые могут быть использованы для одноступенчатого способа ароматизации исходной смеси этан/пропан/бутан. Испытание эксплуатационных характеристик 6 проводили в условиях, которые могут быть использованы на первой ступени двухступенчатого способа ароматизации с использованием исходной смеси этан/пропан/бутан согласно настоящему изобретению. Испытание эксплуатационных характеристик 3 (описанное в примере 1) проводили в условиях, которые могут быть использованы на второй ступени двухступенчатого способа ароматизации согласно настоящему изобретению. Испытание эксплуатационных характеристик 5 проводили таким же образом и в таких же условиях,как условия, используемые в испытании эксплуатационных характеристик 1 (описанных в примере 1), за исключением того, что исходная смесь для испытания эксплуатационных характеристик 5 состояла из 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% н-бутана. Испытание эксплуатационных характеристик 6 проводили таким же образом и в таких же условиях, как условия, используемые в испытании эксплуатационных характеристик 2 (описанном в примере 1), за исключением того, что исходная смесь в испытании эксплуатационных характеристик 6 состояла из 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% н-бутана. В табл. 5 приведены результаты газохроматографического анализа в онлайновом режиме общих по- 12022457 токов продуктов, полученных в испытаниях эксплуатационных характеристик 5, 6 и 3. На основе данных о составе, полученных из газохроматографического анализа, вычисляли степень превращения исходного этана, пропана, н-бутана и общую степень превращения согласно следующим формулам: Степень превращения этана (%) = 100(мас.% этана в исходной смеси - мас.% этана в выходящем потоке)/(мас.% этана в исходной смеси) Степень превращения пропана (%) = 100(мас.% пропана в исходной смеси - мас.% пропана в выходящем потоке)/(мас.% пропана в исходной смеси) Степень превращения н-бутана (%) = 100(мас.% н-бутана в исходной смеси - мас.% н-бутана в выходящем потоке)/(мас.% н-бутана в исходной смеси) Общая степень превращения этана + пропана + н-бутана = мас.% этана в исходной смеси% конверсии этана) + (мас.% пропана в исходной смеси% конверсии пропана) + (мас.% н-бутана в исходной смеси% конверсии н-бутана/100 Таблица 5 Отрицательное значение, отмеченное для степени превращения (% конверсии) этана в табл. 5 при испытании эксплуатационных характеристик 6, указывает на то, что количество этана, полученное в виде побочного продукта при конверсии пропана и/или бутана, превышало количество этана, конвертированного в данном испытании. Несмотря на это, из табл. 5 можно видеть, что при одноступенчатом способе из данной исходной смеси этан/пропан/н-бутан получается в сумме 49,57 мас.% ароматических соединений, в то время как при двухступенчатом способе получается в сумме 53,20 мас.% ароматических соединений в расчете на 100 мас.% общей исходной смеси, подаваемой на ступень 1, за которой следует ступень 2, на которую подается этан со ступени 1. При правильной двухступенчатой работе есть основания полагать, что смесь, подаваемая на ступень 2, будет включать в себя все неароматические соединения из потока, выходящего со ступени 1, за исключением топочного газа (метана и водорода). Такие неароматические соединения могут включать в себя не только этан, но также этилен, пропилен, пропан и т.д., которые, вероятно, могут увеличивать общий выход ароматических соединений до немногим более чем 54 мас.% в расчете на 100 мас.% общей исходной смеси, подаваемой на ступень 1. Пример 6. Сравнение принципиальных схем способа 6.1 Одноступенчатый способ (для сравнения) На фиг. 1 представлена принципиальная схема, которая иллюстрирует способ производства арома- 13022457(способа) в реакторе-регенераторе. При массовой скорости подачи 25 т/ч (т/ч) исходную смесь (поток 1), которая состоит в основном из 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% бутана (включая незначительные количества метана, бутана и т.д.), смешивают с рециркуляционным потоком 2, который состоит в основном из этана и других углеводородов, возможно включающих в себя, но не ограничиваясь перечисленным, этилен, пропан, пропилен, метан, бутан и немного водорода. Затем общий поток 3 исходной смеси вводят в реактор 100 ароматизации согласно одноступенчатой схеме. Реакторная система ароматизации может представлять собой конструкцию с кипящим слоем, движущимся слоем или периодически заменяемым неподвижным слоем. Здесь применяется конструкция с периодически заменяемым неподвижным слоем. В реакторной системе используется "катализатор А", описанный выше в примере 5. Непрореагировавшие реагенты, а также продукты реакции покидают реактор 100 с потоком 4 и подаются в систему сепарации. Непрореагировавшие реагенты и легкие углеводороды возвращаются обратно с потоком 2 в реактор 100,в то время как из системы сепарации выходит топочный газ (преимущественно метан и водород в виде потока 8 из парожидкостного сепаратора 200), жидкие С 9+-продукты, бензол, толуол и ксилолы (ВТК). Реактор 100 работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре 675 С, в то время как регенератор 300, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе 100, работает приблизительно при 730 С. Тепло (9), необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. На стадию регенерации катализатор, содержащий кокс, перетекает благодаря потоку 5, идущему к регенератору 300, и подаче отдувочного газа. Регенерированный катализатор перетекает обратно в реактор 100 с потоком 6, а отдувочный газ выходит из регенератора 300 с потоком 7. В реакторе 100 достигается почти полная конверсия пропана и бутана (более 99%). Средняя степень превращения исходной смеси за один проход составляет 78,84%. Жидкие продукты выделяются в трех включенных последовательно, следующих друг за другом колоннах с получением отдельных жидких продуктов, как показано на фиг. 1. Выходы продуктов согласно способу суммированы ниже в табл. 6. При таком одноступенчатом режиме работы получают приблизительно 9,7 т/ч бензола (из колонны 400 с потоком 10), 3,8 т/ч толуола (из колонны 500 с потоком 11) и 0,6 т/ч смеси ксилолов (из колонны 600 с потоком 12), получая в результате общий выход БТК 56,2 мас.% и общий выход жидких продуктов 67,9 мас.% относительно исходной смеси. Топочный газ (поток 8) образуется в количестве 8 т/ч, что составляет приблизительно 31,9 мас.% исходной смеси. 6.2 Двухступенчатый способ На фиг. 2 представлена принципиальная схема производства ароматических соединений (бензола и высших ароматических соединений) из исходной смеси, содержащей 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% бутана, с применением двухступенчатой системы реактор-регенератор согласно настоящему изобретению. При массовой скорости подачи 25 т/ч исходную смесь (поток 1), которая в основном состоит из 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% бутана, включая незначительные количества метана, бутана и т.д. (поток 1), подают в реактор 100 ароматизации первой ступени, в котором используется "катализатор А", описанный в примере 1. Реактор 100 первой ступени работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре приблизительно 600 С, в то время как регенератор 200 первой ступени, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе 100, работает приблизительно при 730 С. Тепло, необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. В реакторе 100 достигается почти полная конверсия бутана и 98%-ная конверсия пропана при отмеченном отрицательном значении степени превращения (%) этана, как показано в табл. 5 для испытания эксплуатационных характеристик 6. Это указывает на то, что количество этана, полученного в виде побочного продукта конверсии пропана и/или бутана, превышало количество этана, конвертированного в данном испытании. Поток 3 а, выходящий из реактора, затем смешивается с потоком из реактора 300 второй ступени (поток 3b), описанным ниже. Затем объединенный поток из реакторов обеих ступеней (поток 4) подается в систему сепарации, где непрореагировавшие реагенты и легкие углеводороды, которые состоят в основном из этана и некоторых других углеводородов, которые могут включать в себя этилен, пропан, пропилен, метан, бутан и немного водорода, используют в качестве исходной смеси (поток 2) для реактора 300 ароматизации второй ступени, в котором используется описанный выше "катализатор А". Реактор 300 второй ступени работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре приблизительно 620 С, в то время как регенератор 400, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе, работает приблизительно при 730 С. Тепло, необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. В реакторе 300 второй ступени подвергается конверсии почти половина подаваемого в него этана, как было в случае испытания эксплуатационных характеристик 3 (см. приведенную выше табл. 5). Поток из реактора 300 второй ступени (поток 3b) смешивается с потоком из реактора 100 первой ступени, как опи- 14022457 сано выше. В системе реакторов ароматизации как первой ступени, так и второй ступени, применяется конструкция с периодически заменяемым неподвижным слоем. Среднюю степень превращения исходной смеси за один проход получают из суммарной конверсии этана, пропана и бутана (исходная смесь) в процессе обеих ступеней, и рассчитанная средняя степень превращения составляет 74,5%. Жидкие продукты выделяются в трех включенных последовательно, следующих друг за другом колоннах с получением отдельных жидких продуктов, как показано на фиг. 2. Выходы продуктов согласно способу суммированы ниже в табл. 6. При таком двухступенчатом режиме работы получают приблизительно 8,9 т/ч бензола (из колонны 600 с потоком 10), 5,6 т/ч толуола (из колонны 700 с потоком 11) и 1,2 т/ч ксилолов (из колонны 800 с потоком 12), получая в результате общий выход ВТК 62,6 мас.% и общий выход жидких продуктов 72,4 мас.% относительно исходной смеси. Нежелательный топочный газ (поток 8 из парожидкостного сепаратора 500) образуется в количестве приблизительно 6,8 т/ч, что составляет приблизительно 27,3 мас.% исходной смеси. 6.3 Сравнение принципиальных схем способа Ниже в табл. 6 представлено сравнение эксплуатационных характеристик систем для одноступенчатого способа и двухступенчатого способа. Способы сравнивали для условий, приводящих к получению постоянной общей конверсии исходной смеси. Для достижения одинаковой конверсии исходной смеси за один проход при одноступенчатом способе реактор должен эксплуатироваться при более высокой температуре по сравнению с каждой из двух ступеней двухступенчатого способа. Из табл. 6 очевидно, что двухступенчатый способ приводит к лучшим выходам бензола, толуола, смеси ксилолов и жидких С 9+продуктов, при этом нежелательный топочный газ образуется в меньшем количестве по сравнению с одноступенчатым способом. Таблица 6 Примечание: выходы всех продуктов выражены в тоннах продукта на тонну исходной смеси, вводимой в процесс в целом, и выражены в процентах. среднюю степень превращения за один проход для двухступенчатого способа вычисляли следующим образом:(общая степень превращения пропанамольный процент пропана в исходной смеси) + (общая степень превращения бутанамольный процент бутана в исходной смеси) + (общая степень превращения этанамольный процент этана в исходной смеси) Пример 7. В данном примере результаты лабораторных испытаний используются для представления одноступенчатого способа ароматизации в сравнении с двухступенчатым способом с использованием одинакового катализатора на каждой ступени. Исходная смесь низших алканов согласно данному примеру содержит 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% н-бутана, и температура второй ступени такая же, как температура первой ступени. Свежие загрузки катализатора А объемом 15 см 3 (приготовленные, как описано выше в примере 1) подвергали испытаниям эксплуатационных характеристик, как описано ниже. Испытание эксплуатационных характеристик 5 (описанное в примере 5) проводили в условиях, которые могут быть использованы для одноступенчатого способа ароматизации исходной смеси этан/пропан/бутан. Испытание эксплуатационных характеристик 7 проводили в условиях, которые могут быть использованы на первой ступени двухступенчатого способа ароматизации исходной смеси этан/пропан/бутан согласно настоящему изобретению. Испытание эксплуатационных характеристик 3 (описанное в примере 1) проводили в условиях, которые могут быть использованы на второй ступени двухступенчатого способа ароматизации согласно настоящему изобретению. Испытание эксплуатационных характеристик 7 проводили таким же образом и в таких же условиях,как условия, используемые для испытания эксплуатационных характеристик 6 (описанные в примере 5),за исключением того, что температура стенки реактора, используемая в испытании эксплуатационных характеристик 7, составляла 621 С. В табл. 7 приведены результаты газохроматографического анализа в онлайновом режиме общих потоков продуктов реакций согласно испытаниям эксплуатационных характеристик 5, 7 и 3. На основе данных о составе, полученных из газохроматографического анализа, вычисляли степень превращения исходного этана, пропана, н-бутана и общую степень превращения согласно формулам, приведенным в примере 5. Таблица 7 Отрицательное значение, отмеченное для степени (%) превращения этана в табл. 7, в испытании эксплуатационных характеристик 7 указывает на то, что количество этана, полученного в виде побочного продукта конверсии пропана и/или бутана, превышало количество этана, подвергнутое конверсии в данном испытании. Несмотря на это, из табл. 7 можно видеть, что при одноступенчатом способе из данной исходной смеси этан/пропан/н-бутан получается в сумме 49,57 мас.% ароматических соединений, в то время как при двухступенчатом способе получается в сумме 55,50 мас.% ароматических соединений в расчете на 100 мас.% общей исходной смеси, подаваемой на ступень 1, за которой следует ступень 2, на которую подается этан со ступени 1. При правильной двухступенчатой работе вполне вероятно, что подаваемая на ступень 2 смесь будет включать в себя все неароматические соединения из потока, выходящего со ступени 1, за исключением топочного газа (метана и водорода). Такие неароматические соединения могут включать в себя не только непрореагировавший этан, но также этилен, пропилен, пропан и т.д., которые, вероятно, могут увеличивать общий выход ароматических соединений до немногим более чем 56 мас.% в расчете на 100 мас.% общей исходной смеси, подаваемой на ступень 1. Пример 8. Сравнение принципиальных схем способа 8.1 Одноступенчатый способ (для сравнения) На фиг. 1 представлена принципиальная схема, которая иллюстрирует технологическую схему производства ароматических соединений (бензола и высших ароматических соединений) из исходной смеси,содержащей 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% бутана с применением одноступенчатого процесса (способа) в реакторе-регенераторе. При массовой скорости подачи 25 т/ч (т/ч) исходную смесь (поток 1), которая состоит в основном из 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% бутана (включая незначительные количества метана, бутана и т.д.), смешивают с рециркуляционным потоком 2, который состоит в основном из этана и других углеводородов, возможно включающих в себя, но не ограничиваясь перечисленным, этилен, пропан, пропилен, метан, бутан и немного водорода. Затем общий поток 3 исходной смеси вводят в реактор 100 ароматизации согласно одноступенчатой схеме. Реакторная система ароматизации может представлять собой конструкцию с кипящим слоем, движущимся слоем или периодически заменяемым неподвижным слоем. Здесь применяется конструкция с периодически заменяемым неподвижным слоем. В реакторной системе используется "катализатор А", описанный выше в примере 7. Непрореагировавшие реагенты, а также продукты реакции покидают реактор 100 с потоком 4 и подаются в систему сепарации. Непрореагировавшие реагенты и легкие углеводороды возвращаются обратно с потоком 2 в реактор 100,в то время как из системы сепарации выходит топочный газ (преимущественно метан и водород в виде потока 8 из парожидкостного сепаратора 200), жидкие С 9+-продукты и бензол, толуол и ксилолы (ВТК). Реактор 100 работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре 675 С, в то время как регенератор 300, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе 100, работает при температуре около 730 С. Тепло (9), необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. На стадию регенерации катализатор, содержащий кокс, перетекает благодаря потоку 5, идущему к регенератору 300, и подаче отдувочного газа. Регенерированный катализатор перетекает обратно в реактор 100 с потоком 6, а отдувочный газ выходит из регенератора 300 с потоком 7. В реакторе 100 достигается почти полная конверсия пропана и бутана (более 99%). Средняя степень превращения исходной смеси за один проход составляет 78,84%. Жидкие продукты выделяются в трех включенных последовательно, следующих друг за другом колоннах с получением отдельных жидких продуктов, как показано на фиг. 1. Выходы продуктов согласно способу суммированы выше в табл. 6. При таком одноступенчатом режиме работы получают приблизительно 9,7 т/ч бензола (из колонны 400 с потоком 10), 3,8 т/ч толуола (из колонны 500 с потоком 11) и 0,6 т/ч смеси ксилолов (из колонны 600 с потоком 12), получая в результате общий выход БТК 56,2 мас.% и общий выход жидких продуктов 67,9 мас.% относительно исходной смеси. Топочный газ (поток 8) образуется в количестве 8 т/ч, что составляет приблизительно 31,9 мас.% от исходной смеси. 8.2 Двухступенчатый способ На фиг. 2 представлена принципиальная схема производства ароматических соединений (бензола и высших ароматических соединений) из исходной смеси, содержащей 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% бутана с применением двухступенчатой системы реактор-регенератор согласно настоящему изобретению. При массовой скорости подачи 25 т/ч исходную смесь (поток 1), которая состоит в основном из 31,6 мас.% этана, 29,5 мас.% пропана и 38,9 мас.% бутана, включая незначительные количества метана, бутана и т.д. (поток 1), подают в реактор 100 ароматизации первой ступени, в котором используется "катализатор А", описанный в примере 1. Реактор 100 первой ступени работает при давлении приблизительно 1 атм и температуре приблизительно 620 С, в то время как регенератор 200 первой ступени, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе 100, работает приблизительно при 730 С. Тепло, необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. В реакторе 100 достигается почти полная конверсия бутана и пропана при отмеченном отрицательном значении степени превращения (%) этана, как показано в табл. 7 для испытания эксплуатационных характеристик 7. Это указывает на то, что количество этана,полученного в виде побочного продукта конверсии пропана и/или бутана, превышало количество этана,подвергнутого конверсии в данном испытании. Поток 3 а, выходящий из реактора, затем смешивается с потоком (поток 3b) из реактора 300 второй ступени, описанным ниже. Затем объединенный поток (поток 4) из реакторов обеих ступеней подается в систему сепарации, где непрореагировавшие реагенты и легкие углеводороды, которые состоят в основном из этана и некоторых других углеводородов, которые могут включать в себя этилен, пропан, пропилен, метан, бутан и немного водорода, используют в качестве исходной смеси (поток 2) для реактора 300 ароматизации второй ступени, в котором используется описанный выше "катализатор А". Реактор 300 второй ступени работает при давлении приблизительно 1 атмосфера и при той же самой температуре, что и реактор первой ступени (620 С), в то время как регенератор 400, который удаляет кокс, образовавшийся в реакторе, работает приблизительно при 730 С. Тепло, необходимое для реакционной стадии, обеспечивают с помощью горячей твердой смеси катализатора, которая предварительно нагревается во время стадии регенерации. В реакторе 300 второй ступени подвергается конверсии почти половина подаваемого в него этана, как было в случае испытания эксплуатационных характеристик 3(см. приведенную выше табл. 7). Поток из реактора 300 второй ступени (поток 3b) смешивается с потоком из реактора 100 первой ступени, как описано выше. В системе реакторов ароматизации как первой ступени, так и второй ступени, применяется конструкция с периодически заменяемым неподвижным слоем. Среднюю степень превращения исходной смеси за один проход получают из суммарной конверсии этана, пропана и бутана (исходная смесь) в процессе обеих стадий, и рассчитанная средняя степень превращения составляет 80,9%. Жидкие продукты выделяются в трех включенных последовательно, следующих друг за другом колоннах с получением отдельных жидких продуктов, как показано на фиг. 2. Выходы продуктов согласно способу суммированы ниже в таблице 8. При таком двухступенчатом режиме работы получают приблизительно 8,6 т/ч бензола (из колонны 600 с потоком 10), 5 т/ч толуола (из колонны 700 с потоком 11) и 1 т/ч ксилолов (из колонны 800 с потоком 12), получая в результате общий выход ВТК 58,5 мас.% и общий выход жидких продуктов 72,5 мас.% относительно исходной смеси. Нежелательный топочный газ (поток 8 из парожидкостного сепаратора 500) образуется в количестве приблизительно 6,8 т/ч, что составляет приблизительно 27,2 мас.% от исходной смеси. 8.3 Сравнение принципиальных схем способа Ниже в табл. 8 представлено сравнение эксплуатационных характеристик систем для одноступенчатого и двухступенчатого способов. Способы сравнивали для условий, приводящих к получению постоянной общей конверсии исходной смеси. Для достижения одинаковой конверсии исходной смеси за один проход при одноступенчатом способе реактор должен эксплуатироваться при более высокой температуре по сравнению с каждой из двух ступеней двухступенчатого способа. Из табл. 8 очевидно, что двухступенчатый способ приводит к лучшим выходам бензола, толуола, смеси ксилолов и жидких С 9+продуктов, при этом нежелательный топочный газ образуется в меньшем количестве по сравнению с одноступенчатым способом. Таблица 8 Примечание: выходы всех продуктов выражены в тоннах продукта на тонну исходной смеси, вводимой в процесс в целом, и выражены в процентах. среднюю степень превращения за один проход для двухступенчатого способа вычисляли следующим образом:(общая степень превращения пропанамольный процент пропана в исходной смеси) + (общая степень превращения бутанамольный процент бутана в исходной смеси) + (общая степень превращения этанамольный процент этана в исходной смеси) ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ 1. Способ конверсии смеси низших алканов в ароматические соединения, который включает в себя первоначальное взаимодействие исходной смеси, включающей С 2-С 4 низшие алканы, содержащей, по меньшей мере, пропан и этан, в присутствии катализатора реакции ароматизации и в условиях реакции согласно первой ступени, которые способствуют максимальной конверсии пропана в ароматические продукты реакции согласно первой ступени; отделение этана от ароматических продуктов реакции, полученных на первой ступени; взаимодействие этана в присутствии катализатора реакции ароматизации и в условиях реакции согласно второй ступени, которые способствуют максимальной конверсии этана в ароматические продукты реакции согласно второй ступени. 2. Способ по п.1, дополнительно включающий отделение этана от ароматических продуктов реакции, полученных на второй ступени. 3. Способ по п.1 или 2, в котором реакцию ароматизации осуществляют при температуре в диапазоне от 400 до 700 С. 4. Способ по любому из пп.1-3, в котором условия реакции согласно первой ступени включают в себя температуру в диапазоне от 400 до 650 С, предпочтительно от 420 до 650 С. 5. Способ по любому из пп.1-4, в котором условия реакции согласно второй ступени включают в себя температуру в диапазоне от 450 до 680 С, предпочтительно от 450 до 660 С. 6. Способ по любому из пп.1-5, в котором продукты реакции согласно первой ступени получают по меньшей мере в двух реакторах, работающих параллельно. 7. Способ по любому из пп.1-6, в котором продукты реакции согласно второй ступени получают по меньшей мере в двух реакторах, работающих параллельно. 8. Способ по любому из пп.1-7, в котором на первой ступени получают другие неароматические углеводороды и подвергают их взаимодействию на второй ступени вместе с этаном, получая при этом дополнительные ароматические продукты реакции согласно второй ступени. 9. Способ по любому из пп.1-8, в котором на любой из двух ступеней или как на первой, так и на второй ступени также получают топочный газ, представляющий собой газ, который включает метан и водород, и отделяют его от ароматических продуктов реакции и этана. 10. Способ конверсии смеси низших алканов в ароматические соединения, который включает в себя первоначальное взаимодействие исходной смеси, включающей С 2-С 4 низшие алканы, содержащей, по меньшей мере, пропан и этан, в присутствии катализатора реакции автоматизации и в условиях реакции согласно первой ступени, которые способствуют максимальной конверсии пропана и любых других высших углеводородов, присутствующих в исходной смеси, в ароматические продукты реакции согласно первой ступени; отделение ароматических продуктов реакции, полученных на первой ступени от этана и любых других неароматических углеводородов, полученных на первой ступени; взаимодействие этана и по меньшей мере части любых других неароматических углеводородов, полученных на первой ступени,в присутствии катализатора реакции ароматизации и в условиях реакции согласно второй ступени, которые способствуют максимальной конверсии этана и любых других неароматических углеводородов в ароматические продукты реакции согласно второй ступени. 11. Способ по п.10, дополнительно включающий отделение ароматических продуктов реакции, полученных на второй ступени, от этана и других неароматических углеводородов. 12. Способ по п.10 или 11, в котором реакцию ароматизации осуществляют при температуре в диапазоне от 400 до 700 С. 13. Способ по любому из пп.10-12, в котором условия реакции согласно первой ступени включают в себя температуру в диапазоне от 400 до 650 С, предпочтительно от 420 до 650 С. 14. Способ по любому из пп.10-13, в котором условия реакции согласно второй ступени включают в себя температуру в диапазоне от 450 до 680 С, предпочтительно от 450 до 660 С. 15. Способ по любому из пп.10-14, в котором продукты реакции согласно первой ступени получают по меньшей мере в двух реакторах, работающих параллельно. 16. Способ по любому из пп.10-15, в котором продукты реакции согласно второй ступени получают по меньшей мере в двух реакторах, работающих параллельно. 17. Способ по любому из пп.10-16, в котором на любой из двух ступеней или как на первой, так и на второй ступени также получают топочный газ, представляющий собой газ, который включает метан и водород, и отделяют его от ароматических продуктов реакции и этана.