CN103086826B

CN103086826B - 一种乙烯和丙烯的联产方法

Info

Publication number: CN103086826B
Application number: CN201110336247.7A
Authority: CN
Inventors: 王国清; 张利军; 石莹; 张永刚; 杨沙沙; 周先锋; 杜志国; 张兆斌; 周丛
Original assignee: Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2011-10-28
Filing date: 2011-10-28
Publication date: 2015-09-16
Anticipated expiration: 2031-10-28
Also published as: CN103086826A

Abstract

本发明公开了一种乙烯和丙烯的联产方法，该方法包括以下步骤：(1)将乙烷和稀释蒸汽进行蒸汽裂解，得到裂解气A；(2)在催化脱氢反应条件下，将丙烷与催化脱氢催化剂接触反应，得到含丙烯的催化脱氢物流B；(3)将步骤(1)所得裂解气A和步骤(2)所得含丙烯的催化脱氢物流B一起分离回收，得到乙烯、丙烯产品。本发明还提供了一种乙烯和丙烯的联产方法，该方法在乙烯蒸汽裂解系统中进行，所述乙烯蒸汽裂解系统包括设置于乙烷裂解炉对流段中的催化脱氢设备。本发明有效地降低了现有蒸汽裂解系统的能耗，能利用乙烷裂解炉同时进行乙烷蒸汽裂解和丙烷催化脱氢，降低了能耗和成本。

Description

一种乙烯和丙烯的联产方法

技术领域

本发明涉及一种乙烯和丙烯的联产方法。

背景技术

乙烯是石油化学工业的基础原料。乙烯的产量、生产规模和技术标志着一个国家石油化工的发展水平。目前生产乙烯的方法以管式炉石油烃蒸汽裂解技术为主，据统计，世界上大约99％的乙烯和50％以上的丙烯通过该方法生产。

工业上，蒸汽裂解的原料多为轻烃、石脑油、加氢尾油和轻柴油等，其中轻烃包括蒸汽裂解装置中的循环乙烷和丙烷物流。在现代石油化工企业中，乙烯的蒸汽裂解生产工艺通常由若干台石脑油乙烷裂解炉、若干台重油乙烷裂解炉和一台乙烷裂解炉组成，乙烷裂解炉产生的裂解气汇总到裂解气总管中，然后裂解产物在后续的分离(回收)系统中分馏提纯，得到不同碳原子数的馏分，再从碳二、碳三馏分中分离出乙烯产品。然后进行下一步的分离和回收。

乙烷和丙烷通过脱氢反应过程生成乙烯和丙烯是众多研究者研究的热门课题之一，从目前来看，乙烷催化脱氢制乙烯的工艺反应温度较高(750℃左右)，相比蒸汽热裂解工艺而言经济性较差，因此多年来一直无法工业化。而丙烷催化脱氢制丙烯的工艺反应温度相对要低一些(500～600℃)，通过多年的研究，其催化剂性能得到改善，其经济性也逐渐与蒸汽裂解工艺不相上下。从原理上讲，丙烷催化脱氢反应在热力学上是吸热、分子数增加的可逆反应，其热力学反应方程式为：C₃H₈(g)＝C₃H₆(g)+H₂(g)-124kJ/mol。丙烷转化率取决于热力学平衡，为使反应向脱氢方向进行，需要提高反应温度和降低压力。实验表明，在一个大气压下，当丙烷转化率为50％时，反应温度至少要达600℃。在这种条件下，丙烷易裂解成小分子使丙烯选择性下降，同时焦炭沉积使催化剂极易失活。500℃时，当压力为0.1MPa，丙烯的摩尔分数仅为14％；当压力为0.01MPa，丙烯的摩尔分数上升到33％。降低反应总压，可以增加丙烷的转化率和丙烯的平衡物质的量分数。

虽然蒸汽裂解过程是现有的最有效的乙烯生产工艺，但是这个过程也是整个化学工业耗能最大的工艺过程，大约占整个化学工业总一次能耗的8％。在蒸汽裂解过程中，就单个工序而言，高温裂解工序是整个蒸汽裂解过程中单个工序耗能最高的工序。所以，高温乙烷裂解炉的技术改进成了当今蒸汽裂解的工程设计人员面对的最大挑战。管式炉蒸汽乙烷裂解炉主要分为辐射段、对流段和急冷部分，其中裂解反应主要发生在辐射段，对流段和急冷部分的主要功能是回收热量。管式炉蒸汽乙烷裂解炉经过几十年的发展，已日臻完善，其改进的空间已经十分有限。

CN1405272A公开了一种乙烷裂解炉，该发明改造了乙烷裂解炉的辐射段燃烧系统，采用炉底和炉顶同时加热的方式为辐射段进行加热，辐射段产生的高温烟气经过横跨段进入对流段，对流段是多组对流盘管。该乙烷裂解炉仍然是传统的石油烃原料乙烷裂解炉，仅仅在辐射段燃烧系统做了改变，高温裂解所产生的能耗仍比较高。

CN1659257A发明了一种具有至少一个对流段的乙烷裂解炉，通过乙烷裂解炉的两个对流段使得乙烷裂解炉辐射段的烟气分布更加均匀，该乙烷裂解炉仅仅通过两个对流段使得辐射段烟气分布更加均匀，对流段依然是排布若干传统的回收热量的换热管，因此，尽管该乙烷裂解炉可以使辐射段的烟气分布更加均匀，但本发明的乙烷裂解炉对于高温裂解需要高能耗的问题仍需进一步改善。

在裂解装置中，为了处理循环的乙烷和丙烷物流，总是要设置一台气体乙烷裂解炉或液体裂解炉中若干组炉管来裂解循环的乙烷和丙烷物流，以提高低碳烯烃的收率。随着新技术的不断发展，乙烷和丙烷生产低碳烯烃的方法已经不仅仅限于蒸汽热裂解，催化脱氢是一种有着广阔前景的方法。但前述可知，乙烷催化脱氢方法在经济性上与蒸汽热裂解工艺仍有较大差距，而丙烷催化脱氢方法在显示出其强大的生命力。虽然关于丙烷催化脱氢的研究很多，但目前这些研究都停留在制备得到含丙烯的混合气体的阶段，没有技术将催化脱氢后产生含丙烷的混合气分离提纯制备纯丙烯产品，并且这些实验均停留在小试阶段，没有人将低碳烷烃催化脱氢制备低碳烯烃应用到工业化生产中，更没有技术将低碳烷烃催化脱氢制备低碳烯烃的技术应用到蒸汽裂解生产乙烯的系统中，结合蒸汽裂解的分离回收方法来制备纯丙烯产品的报道。也没有出现利用乙烷蒸汽热裂解工艺乙烷裂解炉产生的高温为丙烷的催化脱氢提供热源，将乙烯的蒸汽裂解工艺和丙烷的催化脱氢的工艺相结合进行乙烯和丙烯联产的报导。

发明内容

本发明的目的是克服现有技术中生产丙烯的方法要么需要采用单独的蒸汽裂解装置，要么采用单独的丙烯催化脱氢设备，不能利用蒸汽裂解装置的分离回收设备同时分离乙烷的蒸汽裂解产物和丙烯催化脱氢的产物从而得到乙烯、丙烯的缺点，提供一种乙烯和丙烯的联产方法。

本发明人经过广泛研究，在丙烷的催化脱氢过程中，只会生成水、乙烯、甲烷、碳氧化物以及少量的碳三以上烃类，不含有酸、酯和醇等有机氧化物，其组分种类与蒸汽裂解产物相似，所以，丙烷催化脱氢物流可以和乙烷的裂解产物一起送入蒸汽裂解系统的裂解气总管进行后续的分离回收，得到乙烯和丙烯。基于以上发现完成了本发明。

本发明提供一种乙烯和丙烯的联产方法，该方法包括以下步骤：

(1)将乙烷和稀释蒸汽进行进行蒸汽裂解，得到裂解气A；

(2)在催化脱氢反应条件下，将丙烷与催化脱氢催化剂接触反应，得到含丙烯的催化脱氢物流B；

(3)将步骤(1)所得裂解气A和步骤(2)所得含丙烯的催化脱氢物流B一起分离回收，得到乙烯、丙烯产品。

本发明还提供了一种乙烯和丙烯的联产方法，该方法在裂解系统中进行，所述裂解系统包括乙烷裂解炉和裂解气总管，其中，所述裂解系统还包括催化脱氢设备，所述乙烷裂解炉的对流段包括第一空间和第二空间，所述第一空间用于容纳所述催化脱氢设备，所述第一空间与对流段的体积比为1∶5-12，该方法包括以下步骤：

(1)将乙烷和稀释蒸汽送入对流段的第二空间，加热乙烷到横跨温度后送入辐射段，经蒸汽裂解产生裂解气A；

(2)在催化脱氢反应条件下，将丙烷送入所述催化脱氢设备中与催化脱氢催化剂接触，得到含丙烯的催化脱氢物流B；

(3)将步骤(1)得到的裂解气A以及步骤(2)得到的含丙烷的催化脱氢物流B一起送入裂解气总管经分离回收得到乙烯、丙烯产品。。

由于丙烷的催化脱氢物流的组成与乙烷裂解气组成相近，不含有其他影响系统操作的杂质，可以将丙烷催化脱氢产生的富含丙烯的催化脱氢物流与乙烷蒸汽裂解产生的裂解气一起送入蒸汽裂解系统的分离回收设备，并一起进行后续的分离回收步骤，因而有效地降低了整个乙烯蒸汽裂解系统的能耗。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1为现有技术中乙烷裂解炉蒸汽裂解生产乙烯的生产方法示意图。

图2为本发明乙烯和丙烯联产方法的示意图。

附图标记说明

1 乙烷 2 锅炉给水

3 稀释蒸汽 4 超高压蒸汽

5 风机 6 汽包

7 急冷换热器 8 对流段

9 辐射段 10 裂解气总管

11 对流段第一空间 12 对流段第二空间

13 丙烷预热装置 14 催化脱氢设备

15 丙烷和氢气 16 含氧的气体和氢气

具体实施方式

根据本发明的乙烯和丙烯的联产方法，该方法包括以下步骤：

(1)将乙烷和稀释蒸汽进行蒸汽裂解，得到裂解气A；

根据本发明的乙烯和丙烯的联产方法，该方法在裂解系统中进行，所述裂解系统包括乙烷裂解炉和裂解气总管，其中，所述裂解系统还包括催化脱氢设备，所述乙烷裂解炉的对流段包括第一空间和第二空间，所述第一空间用于容纳所述催化脱氢设备，所述第一空间与对流段的体积比为1∶5-12，该方法包括以下步骤：

(3)将步骤(1)得到的裂解气A以及步骤(2)得到的含丙烷的催化脱氢物流B一起送入裂解气总管经分离回收得到乙烯、丙烯产品。

本发明中，术语“第一空间”是指催化脱氢设备占用的乙烷裂解炉对流段的空间，“第二空间”是指对流段中除催化脱氢设备占用的空间以外的空间，“第一空间”与“第二空间”的体积总和构成乙烷裂解炉的对流段。

根据本发明乙烯和丙烯的联产方法，在一种优选的情况下，本发明催化脱氢设备设置在乙烷裂解炉的对流段内，以使乙烷和稀释蒸汽到达横跨温度时，利用来自对流段第一空间的热能加热催化脱氢设备。因此，优选地，所述第一空间的横截面的面积与对流段横截面的面积相同，第一空间的底端到所述裂解炉的对流段的顶端的高度与所述对流段的高度比为1∶1-3，使得第一空间至少部分利用第二空间的热能。

本发明中，第一空间的底端根据第一空间最底部的位置来确定，对流段的顶端根据对流段最高处的位置来确定。

由于本发明主要涉及在现有工艺的基础上，增加将丙烷催化脱氢产生的富含丙烯的催化脱氢物流与乙烷蒸汽裂解产生的裂解气一起送入蒸汽裂解系统的分离回收设备进行后续的分离回收步骤，优选情况下，将丙烷通入乙烷裂解炉对流段中的催化脱氢设备，利用乙烷裂解炉对流段的温度，在使乙烷蒸汽裂解的乙烷原料温度达到横跨温度的同时，预热丙烷催化脱氢的原料，从而使丙烷在乙烷裂解炉的对流段发生催化脱氢，产生含丙烯的催化脱氢物流B。对裂解炉的改进也相应主要涉及在现有的乙烷裂解炉的对流段增加催化脱氢设备，乙烷的蒸汽裂解反应的具体操作及丙烷的催化脱氢工艺本身和使用的催化脱氢催化剂可以参照现有技术进行。

根据本发明乙烯和丙烯的联产方法，本发明对所述乙烷与水的重量比没有特殊要求，可以按照现有蒸汽裂解装置中乙烷与水的重量比，优选地，稀释蒸汽与乙烷的重量比可以为0.3～0.7，进一步优选的情况下，稀释蒸汽与乙烷的重量比为0.45～0.55。

根据本发明乙烯和丙烯的联产方法，所述丙烷和氢气可以是预热后送入裂解炉的辐射段，也可以不经预热直接送入裂解炉的辐射段的入口，优选将丙烷经过预热后送入所述裂解炉的辐射段。当将丙烷经过预热后送入所述裂解炉的辐射段时，优选地，预热后丙烷的温度为500-650℃。进一步优选预热后丙烷的温度为550-620℃。

根据本发明乙烯和丙烯的联产方法，本发明对所述催化脱氢催化剂没有特别的限制。现有技术中的催化脱氢催化剂都可以用于本发明的方法。一种优选情况下，所述催化脱氢催化剂为Cr₂O₃/Al₂O₃，所述催化脱氢反应条件包括：反应温度为600～650℃，优选为620～640℃；反应压力为0.03～0.10MPa，优选为0.03～0.07MPa；氢气和丙烷的体积空速为400～2000h^-1，优选为500～1000h^-1。

另一种优选情况下，所述催化脱氢催化剂为Pt/Al₂O₃；所述催化脱氢反应条件包括：反应温度为550～610℃，优选为550～590℃；反应压力为0.01～0.10MPa，优选为0.01～0.05MPa，氢气和丙烷的体积空速为2000～15000h^-1，优选为3000～8000h^-1。

根据本发明乙烯和丙烯的联产方法，其中，步骤(2)中，在通入丙烷时还将氢气送入所述催化脱氢设备，利用氢气保护催化脱氢催化剂。本发明对所述氢气与丙烷的体积比没有特殊要求，优选地，氢气与丙烷的体积比可以为0.2～1.5，进一步优选的情况下，氢气与裂解原料的体积比为0.7～1.2。

根据本发明乙烯和丙烯的联产方法，所述催化脱氢设备包括催化剂再生装置，该方法还包括催化剂再生步骤，所述再生步骤在所述催化剂再生装置中进行，所述催化剂再生装置可以设置在所述的催化脱氢设备中。

当所述催化脱氢催化剂为Pt/Al₂O₃时，优选地，所述的催化剂再生步骤包括使用氧气对催化剂进行烧焦，再用氢气对催化剂进行还原再生。催化剂再生步骤中，优选地，所述的氢气纯度不低于95％。

根据本发明乙烯和丙烯的联产方法，本发明对所述含丙烯的催化脱氢物流B的纯度没有特殊限制，为了保证蒸气裂解系统在长时间运转后后续工序的安全，优选地，该方法还包括将所述含丙烯的催化脱氢物流B在进行步骤(3)前进行脱氧，使脱氧后的所述含丙烯的催化脱氢物流B中的氧气的体积含量低于1ppm。本发明中，对脱除氧气的方法没有特别的限制。现有技术中脱除氧气的方法都可以用于本发明的方法。优选地，本发明对所述脱除氧气的方法为：在脱氧条件下，在脱氧催化剂的存在下，将含丙烯的催化脱氢物流B与脱氧催化剂接触。本发明对所述脱氧催化剂没有特殊限制，现有技术中脱氧催化剂均可实现发明目的，优选地，所述脱氧催化剂为活性氧化铝镀钯催化剂。本发明对所述脱氧条件没有特殊限制，现有技术中脱氧反应的条件均可实现发明目的，优选地，所述富含低碳烯烃的氧化脱氢物流B与脱氧催化剂接触的温度为25℃至180℃，优选为120-160℃；体积空速500-1200h^-1，优选700-900h^-1。

根据本发明低碳烯烃的生产方法，优选地，该方法还包括所述含丙烯的催化脱氢物流B在进行步骤(3)之前进行脱氮，使脱氮后的所述含丙烯的催化脱氢物流B中的氮气的体积含量低于1ppm。所述脱氮的方法可以参照现有技术的任何对气体进行脱氮的方法进行，在此不再赘述。

以图1和图2为例，对本发明进行更详细的说明。图1中，裂解炉包括风机5、汽包6、急冷换热器7、对流段8、辐射段9和裂解气总管10。乙烷1与稀释蒸汽3通过裂解炉的对流段8加热到横跨温度后送入裂解炉的辐射段9，经蒸汽裂解后送入急冷换热器7和裂解气总管10，分离回收后得到低碳烯烃。锅炉给水2经过对流段8预热到一定温度后，少量气化，产生部分蒸汽，进入气包6进行气液分离，气相的蒸汽在对流段8换热后形成超高压蒸汽4送出，液态的水进入急冷换热器7经换热后返回到汽包6进行气液分离。将辐射段9产生的烟气返回到对流段8经风机5抽出。

图2示出了本发明一种优选方式乙烯和丙烯联产方法的流程示意图。本发明统中，对流段8被分隔成第一空间11和第二空间12，在第一空间11中设置催化脱氢设备14。首先，将乙烷和稀释蒸汽1经裂解炉对流段8的第二空间12送入辐射段9，经蒸汽裂解产生裂解气A；将氢气和丙烷15经丙烷预热装置13预热后送入催化脱氢设备14中，在催化脱氢设备14中发生催化脱氢反应，得到含丙烯的催化脱氢物流B；将含丙烯的催化脱氢物流B以及经急冷换热器7换热后的裂解气A送入裂解气总管10。

对比例1

采用图1所示的生产方法。

(1)将乙烷以28吨/小时的投料量与稀释蒸汽以重量比1∶0.3通入乙烷裂解炉的对流段8，加热到横跨温度后送入裂解炉的辐射段9；

(2)乙烷在辐射段9进行蒸汽裂解反应，裂解时间为0.4s，辐射段的入口压力为0.24MPa(表压)，出口压力为0.10MPa(表压)，得到裂解气A；

(3)裂解气A送入裂解炉的裂解气总管10。

横跨温度(XOT)为650℃，乙烷裂解炉出口温度(COT)为865℃。乙烯收率为49.26wt％，乙烷转化率为67wt％。乙烷裂解炉的能耗为120千克标油/吨乙烷进料。

实施例1

采用图2所示的生产方法，其中第一空间的底端到所述裂解炉的对流段的顶端的高度与所述对流段的高度比为1∶2，且实施例1与对比例1中相同的设备采用相同的操作条件，除以下步骤外，其余的工艺步骤和参数同对比例1。

(1)将重量比为0.3∶1的稀释蒸汽和乙烷1送入对流段8的第二空间12并加热到横跨温度650℃，同时将氢气和丙烷以0.85∶1的体积比送入所述催化脱氢设备14，将来自对流段的乙烷送入辐射段9，经蒸汽裂解产生裂解气A，丙烷的进料量为4.5吨/小时。

(2)氢气和丙烷在丙烷预热装置13中预热至580℃，从丙烷预热装置13流出的氢气和丙烷15进入催化脱氢设备14，催化脱氢设备14中堆放的催化剂是Pt/Al₂O₃催化剂(DEH-16)，反应温度为585℃，反应压力为0.05MPa，体积空速为4000h^-1，得到含丙烯的催化脱氢物流B。

(3)从催化脱氢设备14流出的含丙烯的催化脱氢物流B和裂解气A送入裂解气总管10。

(4)催化脱氢设备14中的催化剂采用氧气对催化剂进行1h的烧焦，再用氢气对催化剂进行2h的还原再生。

本实施例中，丙烯的收率为39.2wt％，乙烯的收率为49.15wt％，乙烷裂解炉的能耗为113千克标油/吨乙烷进料。

通过实施例1与对比例1的实验结果比较可以看出，本实施例在由乙烷生产乙烯的同时，也利用丙烷生产丙烯，将裂解炉的余热充分有效利用。在裂解装置中，无需再将丙烷与其他轻烃混合进入轻烃裂解炉进行处理，节约了能量。

实施例2

采用图2所示的生产方法，其中第一空间的底端到所述裂解炉的对流段的顶端的高度与所述对流段的高度比为1∶3，且实施例1与对比例1中相同的设备采用相同的操作条件，除以下步骤外，其余的工艺步骤和参数同对比例1。

(1)将重量比为0.3∶1的稀释蒸汽和乙烷1送入对流段8的第二空间12并加热到横跨温度650℃，同时将氢气和丙烷以1.2∶1的体积比送入所述催化脱氢设备14，将来自对流段的乙烷送入辐射段9，经蒸汽裂解产生裂解气A，丙烷的进料量为4.5吨/小时；

(2)氢气和丙烷在丙烷预热装置13中预热至585℃，从丙烷预热装置13流出的氢气和丙烷15进入催化脱氢设备14，催化脱氢设备14中堆放的催化剂是中国石油化工股份有限公司北京化工研究院的市售商品Cr₂O₃/Al₂O₃催化剂(催化剂的载体为α型Al₂O₃，以催化剂的重量为基准，铬元素的重量为18％～20％，助剂Na₂O的重量为0.35％)反应温度为580℃，反应压力为0.05MPa，体积空速为900h^-1，得到含丙烯的催化脱氢物流B，

本实施例中，丙烯的收率48.6wt％，乙烯的收率为49.2wt％，乙烷裂解炉的能耗为108千克标油/吨乙烷进料。

Claims

1.一种乙烯和丙烯的联产方法，该方法在裂解系统中进行，所述裂解系统包括乙烷裂解炉和裂解气总管，其特征在于，所述裂解系统还包括催化脱氢设备，所述乙烷裂解炉的对流段包括第一空间和第二空间，所述第一空间用于容纳所述催化脱氢设备，所述第一空间与对流段的体积比为1：5-12，该方法包括以下步骤：

(3)将步骤(1)得到的裂解气A以及步骤(2)得到的含丙烷的催化脱氢物流B一起送入裂解气总管经分离回收得到乙烯、丙烯产品；

其中，所述第一空间的横截面的面积与对流段横截面的面积相同，第一空间的底端到所述裂解炉的对流段的顶端的高度与所述对流段的高度比为1：1-3，使得第一空间至少部分利用第二空间的热能。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括在送入催化脱氢设备之前将丙烷进行预热，预热后丙烷的温度为500-650℃。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述预热后丙烷的温度为550-620℃。

4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述催化脱氢催化剂为Cr₂O₃/Al₂O₃催化剂。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述催化脱氢反应条件包括：反应温度为600～650℃；反应压力为0.03～0.10MPa；氢气和丙烷的体积空速为400～2000h^-1。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述催化脱氢反应条件包括：反应温度为620～640℃；反应压力为0.03～0.07MPa；氢气和丙烷的体积空速为500～1000h^-1。

7.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述催化脱氢催化剂为Pt/Al₂O₃。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述催化脱氢反应条件包括：反应温度为550～610℃；反应压力为0.01～0.10MPa；氢气和丙烷的体积空速为2000～15000h^-1。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述催化脱氢反应条件包括：反应温度为550～590℃；反应压力为0.01～0.05MPa；氢气和丙烷的体积空速为3000～8000h^-1。

10.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(2)中，在通入丙烷时还将氢气送入所述催化脱氢设备，氢气和丙烷的体积比为0.2～1.5。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，步骤(2)中，在通入丙烷时还将氢气送入所述催化脱氢设备，氢气和丙烷的体积比为0.7～1.2。

12.根据权利要求1-3、5-6和8-11中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括在步骤(3)之前，将步骤(2)得到的含丙烯的催化脱氢物流B进行脱氧，脱氧的条件使得脱氧后的所述含丙烯的催化脱氢物流B中的氧气的体积含量低于1ppm。

13.根据权利要求1-3、5-6和8-11中任意一项所述的方法，其中，其中，该方法还包括步骤(3)之前，将步骤(2)得到的含丙烯的催化脱氢物流B进行脱氮，脱氮的条件使得脱氮后的所述含丙烯的催化脱氢物流B中的氧气的体积含量低于1ppm。