CN101087740A - 由丙烷生产丙烯的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种由丙烷制备丙烯的方法，该方法包括如下步骤：A)提供包含丙烷的进料气流a；B)将包含丙烷的进料气流a和含氧气流供入脱氢区并使丙烷非氧化性催化自热脱氢成丙烯以得到包含丙烷、丙烯、甲烷、乙烷、乙烯、氮气、一氧化碳、二氧化碳、蒸汽和氢气的产物气流b；C)将产物气流b冷却并通过冷凝除去蒸汽以得到贫含蒸汽的产物气流c；D)将不能冷凝的或低沸点的气体组分通过使产物气流c与惰性吸收剂接触并随后解吸溶于惰性吸收剂的气体而除去以得到C3烃料流d1和包含甲烷、乙烷、乙烯、氮气、一氧化碳、二氧化碳和氢气的废气料流d2；E)将C3烃料流d1冷却并且如果合适的话压缩以得到液体的C3烃料流e1；F)如果合适的话，将液体烃料流e1供入第一蒸馏区并蒸馏分离为包含丙烷和丙烯的料流f1和包含乙烷和乙烯的料流f2；G)将料流e1或f1供入第二蒸馏区并蒸馏分离为包含丙烯的产物料流g1和包含丙烷的料流g2，并将料流g2至少部分再循环至脱氢区。
Description
本发明涉及一种由丙烷制备丙烯的方法。
丙烯在工业规模上通过使丙烷脱氢得到。
在已知为UOP-oleflex工艺的方法中，为了将丙烷脱氢成丙烯，将包含丙烷的进料气流预热至600-700℃，并在移动床脱氢反应器中在包含在氧化铝上的铂的催化剂上脱氢以得到主要包含丙烷、丙烯和氢气的产物气流。此外，在产物气流中存在通过裂解形成的低沸点烃(甲烷、乙烷、乙烯)和少量高沸点物(C4 +烃)。将产物气体混合物冷却并在多段中压缩。随后，通过在“低温箱”中冷凝而从脱氢形成的氢气和甲烷中取出C2和C3烃以及高沸点物。随后通过在第一塔中蒸馏取出C2烃和剩余甲烷，并且在第二蒸馏塔中将C3烃料流分离为高纯度的丙烯馏分和还包含C4 +烃的丙烷馏分来分离液体烃冷凝物。
所述方法的缺点为在低温箱中冷凝使C3烃损失。由于在脱氢中形成大量氢气及因此产生的相平衡，相对大量的C3烃也和氢气/甲烷废气料流一起排出，除非冷凝在极低温度下进行。因此，必须在-20至-60℃的温度下操作以限制随氢气/甲烷废气料流排出的C3烃的损失。
本发明的目的是提供一种将丙烷脱氢成丙烯的改进方法。
该目的通过一种由丙烷制备丙烯的方法实现，该方法包括如下步骤：
A)提供包含丙烷的进料气流a；
B)将包含丙烷的进料气流a和含氧气流供入脱氢区并使丙烷非氧化性催化自热脱氢成丙烯以得到包含丙烷、丙烯、甲烷、乙烷、乙烯、氮气、一氧化碳、二氧化碳、蒸汽和氢气的产物气流b；
C)将产物气流b冷却并通过冷凝除去蒸汽以得到贫含蒸汽的产物气流c；
D)将不能冷凝的或低沸点的气体组分通过使产物气流c与惰性吸收剂接触并随后解吸溶于惰性吸收剂中的气体而除去以得到C3烃料流d1和包含甲烷、乙烷、乙烯、氮气、一氧化碳、二氧化碳和氢气的废气料流d2；
E)将C3烃料流d1冷却并且如果合适的话压缩以得到气体或液体的C3烃料流e1；
F)如果合适的话，将C3烃料流e1供入第一蒸馏区并蒸馏分离为包含丙烷和丙烯的料流f1和包含乙烷和乙烯的料流f2；
G)将料流e1或f1供入(第二)蒸馏区并蒸馏分离为包含丙烯的产物料流g1和包含丙烷的料流g2，并将料流g2至少部分再循环至脱氢区。
在第一工艺部分A中，提供包含丙烷的进料气流a。其通常包含至少80体积％，优选90体积％丙烷。此外，含丙烷的进料气流A通常也包含丁烷(正丁烷，异丁烷)。含丙烷进料气流的典型组成公开于DE-A10246119和DE-A10245585中。通常含丙烷的进料气流a由液化石油气(LPG)得到。可使含丙烷的进料气流经受提纯蒸馏以除去丁烷，其中得到非常高的丙烷含量(＞95体积％)的进料气流a。
在一个工艺部分B中，将包含丙烷的进料气流供入脱氢区并进行非氧化性催化脱氢。在此工艺部分中，使丙烷在脱氢反应器中在脱氢活性催化剂上部分脱氢以得到丙烯。此外，得到氢气和少量甲烷、乙烷、乙烯和C4 +烃(正丁烷、异丁烷、丁烯、丁二烯)。在非氧化性催化丙烷自热脱氢的产物气体混合物中还得到碳氧化物(CO、CO2)，尤其是CO2，水和少量惰性气体。惰性气体(氮气)随着用于自热脱氢的氧气料流引入。此外，在产物气体混合物中存在未转化的丙烷。
非氧化性催化丙烷脱氢自热进行。为此，将含氧气体在至少一个反应区中额外混入丙烷脱氢的反应气体混合物中，并且存在于反应气体混合物中的氢气和/或烃至少部分燃烧，这在至少一个反应区在反应气体混合物中直接产生了至少一些脱氢所需的热量。所用的含氧气体为空气或氧含量为至多70体积％，优选至多50体积％的富含氧气的空气。
与氧化性方法相比，非氧化性方法的一个特征为在脱氢区的出口处仍存在游离氢气。在氧化性脱氢中，不形成游离氢气。
原则上非氧化性催化丙烷脱氢可在现有技术已知的任何反应器类型中进行。根据本发明合适的反应器类型的较全面的描述也包含在“CatalyticaStudies Division，Oxidative Dehydrogenation and AlternativeDehydrogenation Processes″(Study Number 4192 OD，1993，430 FergusonDrive，Mountain View，加利福尼亚，94043-5272美国)中。
合适的反应器形式为固定床管式或管束式反应器。在这些反应器中，将催化剂(脱氢催化剂，以及合适的话专门氧化催化剂)作为固定床置于反应管或反应管束中。常规反应管的内径为约10-15cm。典型的脱氢管束式反应器包括约300至1000根反应管。反应管中的内部温度通常在300-1200℃，优选500-1000℃的范围内变化。当使用少量蒸汽稀释时，操作压力通常为0.5-8巴，经常为1-2巴，或者当对于Phillips Petroleum Co.的丙烷或丁烷脱氢使用大量蒸汽稀释时(相应于蒸汽活化重整法(STAR法)或林德(Linde)法)，操作压力为3-8巴。通常气时空速(GHSV)基于所用烃为500-2000h-1。催化剂的几何形状例如可以为球形或圆柱形(空心或实心)。
根据Snamprogetti/Yarsintez-FBD方法，非氧化性催化丙烷自热脱氢也可在流化床中在非均相催化下进行。合适的是并联操作两个流化床，其中一个通常处于再生状态。操作压力通常为1-2巴，脱氢温度通常为550-650℃。可通过将脱氢催化剂预热至反应温度而将脱氢所需的热量引入反应体系中。含氧辅助进料的混入使得省去预热器并且所需热量通过在氧气存在下燃烧氢气和/或烃在反应器体系中直接产生。合适的话，可额外混入含氢气的辅助进料。
非氧化性催化丙烷自热脱氢优选在塔板式反应器中进行。该反应器包括一个或多个连续的催化剂床。催化剂床的数目可以为1-20个，有利的是1-6个，优选1-4个并且尤其是1-3个。优选使反应气体径向或轴向流过催化剂床。通常使用固定催化剂床操作该类塔板式反应器。在最简单的情况下，固定催化剂床在竖式炉反应器或在同心圆柱形网的环形模隙中轴向配置。竖式炉反应器对应于仅具有一个塔板的塔板式反应器。在单个竖式炉反应器中进行脱氢对应于一个实施方案。在另一优选实施方案中，可在具有3个催化剂床的塔板式反应器中进行脱氢。
通常以这样的方式选择含氧气体加入反应气体混合物中的量，以使通过燃烧存在于反应气体混合物中的氢气和存在于反应气体混合物中的任何烃和/或以焦碳形式存在的碳而产生丙烷脱氢所需的热量。通常提供的氧气的总量基于丙烷的总量为0.001-0.5摩尔/摩尔，优选0.005-0.25摩尔/摩尔，更优选0.05-0.25摩尔/摩尔。氧以包含惰性气体的含氧气体的形式使用，例如空气或富含氧气的空气。
燃烧产生热量的氢气是在催化丙烷脱氢中形成的氢气以及作为含氢气体另外加入反应气体混合物的任何氢气。氢气的存在量应优选使在刚供入含氧气体之后的反应气体混合物中的H2/O2摩尔比为1-10摩尔/摩尔，优选2-5摩尔/摩尔。在多级反应器中，这适用于含氧气体和任何含氢气体的每个中间进料。
催化燃烧氢气。所用的脱氢催化剂通常催化烃与氧气燃烧和氢气与氧气燃烧，因此除它之外原则上不需要专门氧化催化剂。在一个实施方案中，在一种或多种氧化催化剂存在下进行操作，该氧化催化剂在烃存在下选择性催化氢气与氧气燃烧生成水。因此，这些烃与氧气燃烧得到CO、CO2和水仅在很小程度上进行。脱氢催化剂和氧化催化剂优选存在于不同反应区中。
当反应以多于一级进行时，氧化催化剂可以存在于仅一个，一个以上或所有反应区中。
优选将选择性催化氢气氧化的催化剂配置在反应器中氧气分压高于其他点的点上，尤其是接近含氧气体进料点。含氧气体和/或含氢气体可在反应器的一个点或多个点供入。
在本发明方法的一个实施方案中，在塔板式反应器的各个塔板的上游存在含氧气体和如果合适的话含氢气体的中间进料。在本发明方法的另一实施方案中，将含氧气体和如果合适的话含氢气体在除第一个塔板之外的每个塔板上游供入。在一个实施方案中，专门的氧化催化剂层存在于每个进料点的下游，其后为脱氢催化剂层。在另一实施方案中，不存在专门的氧化催化剂。脱氢温度通常为400-1100℃，在塔板式反应器的最后催化剂床中的压力通常为0.2-5巴，优选1-3巴。GHSV通常为500-2000h-1，在高负荷操作中甚至达100000h-1，优选4000-16000h-1。
优选的选择性催化氢气燃烧的催化剂包含选自锗、锡、铅、砷、锑和铋的氧化物和/或磷酸盐的氧化物和/或磷酸盐。催化氢气燃烧的其它优选催化剂包含周期表的第VIII和/或I过渡族的贵金属。
所用的脱氢催化剂通常具有载体和活性组合物。载体通常由耐热氧化物或混合氧化物组成。脱氢催化剂优选包含选自二氧化锆、氧化锌、氧化铝、二氧化硅、二氧化钛、氧化镁、氧化镧、氧化铈及其混合物的金属氧化物作为载体。混合物可以为物理混合物或者化学混合相如镁铝氧化物或锌铝氧化物混合氧化物。优选载体为二氧化锆和/或二氧化硅，特别优选二氧化锆和二氧化硅的混合物。
脱氢催化剂的活性组合物通常包含一种或多种周期表的第VIII过渡族元素，优选铂和/或钯，更优选铂。此外，脱氢催化剂可包含一种或多种周期表的第I主族和/或第II主族的元素，优选钾和/或铯。脱氢催化剂另外可包含一种或多种周期表的第III过渡族的元素，其包括镧系元素和锕系元素，优选镧和/或铈。最后，脱氢催化剂可包含一种或多种周期表的第III主族和/或第IV主族的元素，优选一种或多种选自硼、镓、硅、锗、锡和铅的元素，更优选锡。
在优选实施方案中，脱氢催化剂包含至少一种第VIII过渡族元素、至少一种第I主族和/或第II主族元素、至少一种第III主族和/或IV主族元素以及至少一种包括镧系元素和锕系元素的第III过渡族元素。
例如，根据本发明可使用由WO99/46039、US4,788,371、EP-A705136、WO99/29420、US5,220,091、US5,430,220、US5,877,369、EP0117146、DE-A19937106、DE-A19937105和DE-A19937107公开的所有脱氢催化剂。用于上述丙烷自热脱氢变化方案的特别优选的催化剂为根据DE-A19937107的实施例1、2、3和4的催化剂。
优选在蒸汽存在下进行丙烷自热脱氢。加入的蒸汽用作热载体并且使催化剂上的有机沉积物气化，这抵消了催化剂碳化并延长了催化剂的运转时间。这使有机沉积物转化为一氧化碳、二氧化碳以及某些情况下的水。
脱氢催化剂可以本身已知的方式再生。例如，可将蒸汽加入反应气体混合物中或可使包含氧气的气体时常在高温下通过催化剂床以及烧掉沉积的碳。用蒸汽稀释使平衡移向脱氢的产物。再生之后，如果合适的话用含氢气体使催化剂还原。
在丙烷自热脱氢中，得到通常具有如下组成的气体混合物：5-95体积％丙烷，1-40体积％丙烯，0-10体积％甲烷、乙烷、乙烯和C4 +烃，0-15体积％二氧化碳，0-5体积％一氧化碳，0-5体积％蒸汽和0-30体积％氢气以及1-50体积％惰性气体(尤其是氮气)。
当其离开脱氢区时，产物气流b通常在1-5巴，优选1.5-3巴的压力下并具有和400-700℃的温度。
可将产物气流b分离为两股子流，此时使一股子流再循环至自热脱氢，相应于描述于DE-A10211275和DE-A-10028582中的循环气体方法。
在工艺部分C中，首先从产物气流b中除去蒸汽以得到贫含蒸汽的产物气流c。蒸汽的除去通过冷凝，通过冷却以及合适的话压缩产物气流b而进行，并且可在一个或多个冷却以及合适的话压缩阶段中进行。通常，为此将产物气流b冷却至0-80℃，优选10-65℃。此外，例如可将产物气流压缩至5-50巴的压力。
在一个工艺部分D)中，通过高沸点吸收剂将不能冷凝的或低沸点的气体组分如氢气、氧气、一氧化碳、二氧化碳、氮气和低沸点烃(甲烷、乙烷、乙烯)在吸收/解吸循环中从C3烃中除去以得到包含C3烃以及额外还有少量乙烯和乙烷的料流d1和包含不能冷凝的或低沸点的气体组分的废气料流d2。
为此，在吸收阶段中使气流b与惰性吸收剂接触以吸收C3烃以及惰性吸收剂中的少量C2烃并得到载有C3烃的吸收剂和包含剩余气体组分的废气d2。这些基本上是碳氧化物、氢气、惰性气体和C2烃以及甲烷。在解吸阶段中将C3烃再从吸收剂中释放出来。
在吸收阶段所用的惰性吸收剂通常为高沸点非极性溶剂，其中待除去的C3烃混合物具有明显高于待除去的剩余气体组分的溶解度。吸收可通过将料流f2简单地流过吸收剂而进行。然而，它也可在塔中或旋转式吸收器中进行。它可并流、逆流或错流进行。合适的吸收塔例如为具有泡罩板、离心板和/或筛板的板式塔，具有规整填料例如比表面积为100-1000m2/m3的金属片填料如Mellapak250Y的塔，以及具有无规则填料的塔。还可使用滴流和喷淋塔、石墨块吸收器、表面吸收器如厚膜吸收器和薄膜吸收器，以及有和没有内部构件的旋转塔、板式洗涤器、交叉喷淋洗涤器、旋转式洗涤器和泡罩塔。
合适的吸收剂为比较非极性的有机溶剂例如脂族C4-C18链烯，萘或芳族烃如来自石蜡馏分的中间馏分，或具有庞大基团的醚，或这些溶剂的混合物，可向这些中加入极性溶剂如1，2-邻苯二甲酸二甲酯。合适的吸收剂还有苯甲酸和邻苯二甲酸与直链C1-C8链烷醇的酯，如苯甲酸正丁酯、苯甲酸甲酯、苯甲酸乙酯、邻苯二甲酸二甲酯、邻苯二甲酸二乙酯，以及还有热载体油如联苯和二苯醚、其氯衍生物和三芳基链烯。合适的吸收剂为联苯和二苯醚优选在共沸组合物中的混合物，例如市售的Diphyl。这种溶剂混合物常常包含0.1-25重量％邻苯二甲酸二甲酯。合适的吸收剂还有丁烷、戊烷、己烷、庚烷、辛烷、壬烷、癸烷、十一烷、十二烷、十三烷、十四烷、十五烷、十六烷、十七烷和十八烷，或由炼油厂料流得到且包含所述线性链烯作为主要组分的馏分。
为了解吸C3烃，将负载的吸收剂加热和/或减压至较低的压力。作为选择，解吸也可在一个或多个工艺步骤中通过通常用蒸汽汽提或与减压、加热和汽提结合而进行。例如，解吸可在两个阶段进行，第二个解吸阶段在低于第一个阶段的压力下进行并且将第一阶段的解吸气体循环至吸收阶段。将在解吸阶段中再生的吸收剂再循环至吸收阶段。
在一个变化工艺方案中，解吸步骤通过减压和/或加热负载吸收剂而进行。在另外的变化工艺方案中，可用蒸汽额外进行汽提。
除去D通常不完全完成，以致取决于除去的类型，在C3烃料流d1中可存在少量或甚至仅痕量另外的气体组分，尤其是低沸点烃。
为了除去存在于废气流d2中的氢气，如果合适的话可使废气料流在例如间接换热器中冷却后经过通常配置成管仅能透过分子氢的膜。因此除去的分子氢如果需要的话可至少部分用于脱氢中，或者送入另外用途，例如在燃料电池中产生电能。作为选择，可将废气流d2焚烧。
在一个工艺部分E)中，将气流d1冷却并可额外在一个或多个其他压缩阶段中压缩。这得到气体C3烃料流e1或包含C3烃的液体冷凝料流e1。料流e1可包含少量C2烃。此外，可得到含水冷凝料流e2和如果合适的话少量废气流e3。当在步骤D中通过用蒸汽汽提解吸溶解的气体时通常得到含水冷凝料流e2。
压缩可在一个或多个阶段中依次进行。总的来说，压缩通常从1-29巴，优选1-10巴的压力进行至12-30巴的压力。每个压缩阶段随后进行冷却阶段，其中将气流冷却至15-80℃，优选15-60℃。随后将压缩气体混合物冷却至-10至60℃，优选-10至30℃。将液体冷凝料流e1和e2在相分离装置中相互分离。
然而，优选当工艺部分D中解吸溶解的气体仅通过减压和加热且不通过用蒸汽汽提进行时，也可仅将气流d1冷却并以气体形式供入第一蒸馏区。
在一个工艺部分F中，将气体或液体C3烃料流e1供入第一蒸馏区并蒸馏分离为包含C3烃丙烷和丙烯的料流f1和包含C2烃乙烷和乙烯的料流f2。为此通常将C3烃料流e1供入通常具有20-80个如约60个理论塔板的C2/C3分离塔中。这通常在10-30巴如约20巴的压力和2-30的回流比下操作。塔底温度通常为40-100℃如约60℃，塔顶温度为-20至10℃如约10℃。
作为塔底取出料流得到包含丙烷和丙烯的料流f1，其总的乙烷/乙烯含量通常＜5000ppm，优选＜1000ppm，更优选＜500ppm。优选在顶部抽取料流得到的料流f2仍可包含一定量的丙烷和丙烯并再循环至用于除去它的吸收阶段。
也可省去工艺部分F，尤其是当料流d1或e1仅具有小部分C2烃时。
在工艺部分G中，将C3烃料流e1或f1供入第二蒸馏区并蒸馏分离为包含丙烯的料流g1和包含丙烷的料流g2。为此通常将烃料流f1供入通常具有80-150个如约100个理论塔板的C3分离塔(“C3分离器”)中。所述塔通常在10-30巴如约20巴的压力和2-40的回流比下操作。底部温度通常为40-100℃如约68℃，顶部温度为30-60℃如约60℃。代替单独的C3分离塔，也可使用两个C3分离塔，此时第一个塔在较高的压力如25巴下操作，第二个塔在较低的压力如18巴下操作(两塔法)。将第一个塔的顶部抽取料流在第二个塔的底部加热器中液化并且将第一个塔的底部抽取料流供入第二个塔。作为选择，用蒸汽压缩机的方法也是可能的。
在工艺部分H中，将料流g2和新鲜丙烷料供入第三蒸馏区，其中蒸馏除去含C4 +的料流并得到具有非常高丙烷含量的进料气流a。再循环料流g2可在进入第三蒸馏区之前蒸发。这样可产生可用以在其他点冷却如在C2/C3分离塔的顶部冷却的冷却剂料流。
本发明通过如下实施例详细说明。
实施例
通过计算模拟示于图中的本发明方法的变化方案。采用如下工艺参数。
采用在8000h的操作时间下能力为369kt/a，对应于46 072kg/h丙烯的装置。
除98重量％丙烷外，新鲜丙烷料流c1包含约2重量％丁烷。将新鲜丙烷料流1与来自C3分离器37的丙烷再循环料流24混合并供入C3/C4分离塔30中。在具有40个理论塔板并在10巴的操作压力和0.41的回流比下操作的C3/C4分离塔30中，除去高沸点料流4并因此得到丁烷含量仅为0.01重量％的丙烷料流3。将丙烷料流3预热至450℃，进入脱氢区31并进行自热脱氢。为此，将含氧气体6和料流5供入脱氢区31。脱氢转化率基于丙烷为50％，形成丙烯的选择性为90％。此外，通过总的燃烧形成5％裂解产物和5％碳氧化物。在脱氢区的出口气体中水的浓度为约6重量％；在出口气体中残留氧气含量为0重量％；产物气体混合物的出口温度为600℃。将产物气流7冷却并以3个阶段在压缩机32中由2.0巴压力压缩至15巴。在第一和第二个压缩机阶段之后，每种情况下进行冷却至55℃。这提供了从本过程排出的含水冷凝物9。在吸收塔33中使压缩并冷却的气流8与作为吸收剂的十四烷21接触。未吸收的气体作为废气流11经由塔的顶部取出，载有C3烃的吸收剂经由塔的底部取出并供入解吸塔34中。在解吸塔34中，减压至4巴并用作为料流13供应的高压蒸汽汽提解吸C3烃以得到包含再生吸收剂的料流14和包含C3烃和蒸汽的料流12。再生吸收剂14用新鲜吸收剂22补充并再循环至吸收塔33。在解吸塔的顶部将气体冷却至45℃，在此期间冷凝出另外的吸收剂14。还得到水相，将其在相分离器中除去并作为料流15由本过程排出。随后，将料流12在两个阶段中压缩至16巴的压力并冷却至40℃。这提供了少量废气流18、废水料流17和液体C3烃料流16。
经由具有30个理论塔板在16巴和47的回流比下的C2/C3分离塔36的顶部，从液体C3烃料流16中除去额外包含一定量C3烃的C2烃料流20。料流20再循环至吸收塔33中，在那里除去存在于料流20中的C3烃。在C2/C3分离塔36中底部温度为41℃，顶部温度为-5℃。底部抽取料流19的残留乙烷含量为0.01重量％。将底部抽取料流19供入在16巴下以21的回流比操作的具有120个理论塔板的丙烷/丙烯分离塔中。底部温度为46℃，顶部温度为38℃。在顶部得到丙烯纯度为99.5重量％的丙烯料流23。底部抽取料流24包含约98.5重量％丙烷并再循环至脱氢区31。
表
| 料流 | 1 | 2 | 3 | 4 | 5 | 6 | 7 | 8 |
| 量[kg/h] | 55060 | 109411 | 108301 | 1110 | 107 | 74475 | 182883 | 171749 |
| 丁烷 | 0.0200 | 0.0101 | 0.0001 | 0.9887 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0001 | 0.0001 |
| 丙烷 | 0.9800 | 0.9824 | 0.9924 | 0.0100 | 0.0000 | 0.0000 | 0.2938 | 0.3129 |
| 丙烯 | 0.0000 | 0.0075 | 0.0075 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.2568 | 0.2734 |
| 水 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 1.0000 | 0.0000 | 0.0623 | 0.0016 |
| 乙烯 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0047 | 0.0050 |
| 乙烷 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0100 | 0.0106 |
| TDC | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0013 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| CO2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0293 | 0.0312 |
| H2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0079 | 0.0084 |
| O2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.2000 | 0.0000 | 0.0000 |
| N2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.8000 | 0.3258 | 0.3469 |
| CO | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0093 | 0.0099 |
| 温度[℃] | 20.0 | 30.0 | 26.9 | 78.2 | 350.0 | 600.0 | 600.0 | 30.0 |
| 压力[巴] | 10.0 | 10.0 | 10.0 | 10.0 | 3.0 | 3.0 | 2.4 | 14.8 |
续表
| 料流 | 9 | 10 | 11 | 12 | 13 | 14 | 15 | 16 |
| 量[kg/h] | 11133 | 902149 | 71238 | 112172 | 10000 | 800779 | 9021 | 101259 |
| 丁烷 | 0.0001 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0001 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0002 | 0.0001 |
| 丙烷 | 0.0001 | 0.0596 | 0.0001 | 0.4795 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0002 | 0.5306 |
| 丙烯 | 0.0003 | 0.0525 | 0.0039 | 0.4176 | 0.0000 | 0.0007 | 0.0003 | 0.4620 |
| 水 | 0.9979 | 0.0003 | 0.0030 | 0.0897 | 1.0000 | 0.0003 | 0.9976 | 0.0005 |
| 乙烯 | 0.0000 | 0.0002 | 0.0120 | 0.0014 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0016 |
| 乙烷 | 0.0016 | 0.0006 | 0.0252 | 0.0049 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0008 | 0.0053 |
| TDC | 0.0000 | 0.8868 | 0.0000 | 0.0068 | 0.0000 | 0.9990 | 0.0009 | 0.0000 |
| CO2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0753 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| H2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0202 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| O2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| N2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.8364 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| CO | 0.0000 | 0.0000 | 0.0240 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| 温度[℃] | 53.3 | 47.5 | 35.1 | 105.6 | 264.0 | 150.0 | 45.0 | 40.3 |
| 压力[巴] | 14.8 | 14.8 | 14.8 | 4.0 | 50.0 | 4.0 | 3.9 | 16.1 |
续表
| 料流 | 17 | 18 | 19 | 20 | 21 | 22 | 23 | 24 |
| 量[kg/h] | 1041 | 50 | 100423 | 836 | 800802 | 23 | 46072 | 54351 |
| 丁烷 | 0.0004 | 0.0000 | 0.0001 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0001 |
| 丙烷 | 0.0020 | 0.4722 | 0.5347 | 0.0274 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0038 | 0.9848 |
| 丙烯 | 0.0020 | 0.4990 | 0.4646 | 0.1500 | 0.0007 | 0.0000 | 0.9950 | 0.0150 |
| 水 | 0.9806 | 0.0020 | 0.0005 | 0.0000 | 0.0003 | 0.0000 | 0.0010 | 0.0000 |
| 乙烯 | 0.0000 | 0.0089 | 0.0000 | 0.1881 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| 乙烷 | 0.0045 | 0.0181 | 0.0001 | 0.6345 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0002 | 0.0000 |
| TDC | 0.0105 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.9990 | 1.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| CO2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| H2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| O2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| N2 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| CO | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 | 0.0000 |
| 温度[℃] | 35.0 | 40.3 | 41.3 | -4.2 | 35.0 | 35.0 | 38.2 | 46.4 |
| 压力[巴] | 16.1 | 16.1 | 16.0 | 16.0 | 14.8 | 14.8 | 15.9 | 15.9 |
Claims (9)
1.一种由丙烷制备丙烯的方法，其包括如下步骤：
A)提供包含丙烷的进料气流a；
B)将包含丙烷的进料气流a和含氧气流供入脱氢区并使丙烷非氧化性催化自热脱氢成丙烯以得到包含丙烷、丙烯、甲烷、乙烷、乙烯、氮气、一氧化碳、二氧化碳、蒸汽和氢气的产物气流b；
C)将产物气流b冷却并通过冷凝除去蒸汽以得到贫含蒸汽的产物气流c；
D)将不能冷凝的或低沸点的气体组分通过使产物气流c与惰性吸收剂接触并随后解吸溶于惰性吸收剂中的气体而除去以得到C3烃料流d1和包含甲烷、乙烷、乙烯、氮气、一氧化碳、二氧化碳和氢气的废气料流d2；
E)将C3烃料流d1冷却并且如果合适的话压缩以得到气体或液体C3烃料流e1；
F)如果合适的话，将C3烃料流e1供入第一蒸馏区并蒸馏分离为包含丙烷和丙烯的料流f1和包含乙烷和乙烯的料流f2；
G)将料流e1或f1供入(第二)蒸馏区并蒸馏分离为包含丙烯的产物料流g1和包含丙烷的料流g2，并将料流g2至少部分再循环至脱氢区。
2.根据权利要求1的方法，其中在步骤H)中，将料流g2和新鲜丙烷供入第三蒸馏区并蒸馏分离为进料气流a和包含C4 +烃的料流。
3.根据权利要求1或2的方法，其中在步骤C)中将产物气流b冷却至10-80℃的温度。
4.根据权利要求1-3中任一项的方法，其中在步骤D)中所用的吸收剂选自C4-C18链烷烃、萘和来自石蜡馏分的中间馏分。
5.根据权利要求1-4中任一项的方法，其中将溶于吸收剂中的气体在步骤D)中通过用蒸汽汽提而解吸。
6.根据权利要求1-5中任一项的方法，其中在步骤E)中将产物气流d压缩至5-25巴的压力。
7.根据权利要求1-6中任一项的方法，其中在步骤E)中将产物气流d冷却至-10至-60℃的温度。
8.根据权利要求1-7中任一项的方法，其中在步骤E)中额外得到含水冷凝料流e2并在相分离设备中将其从液体C3烃料流中除去。
9.根据权利要求1-8中任一项的方法，其中用于步骤B)中的所述含氧料流为空气或氧含量至多70体积％的富含氧气的空气。
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