CN1084843A - 制备不饱和烃及将其从饱和烃中分离的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种从气态烷烃中分离气态烯烃的 方法，该方法是通过单独使用变压吸附步骤单元或其 与蒸馏塔相结合来进行，其中烯烃在温度约50至约 200℃下优先吸附在4A沸石的床层上。

Description

本申请是序列号07/891，501（申请日为1992年5月29日）的接续申请。

本发明涉及使用变压吸附系统从烯不饱和烃中分离饱和烃的方法，在所说的变压吸附系统中，在能耗达到最少的温度和压力条件下，不饱和烃被优先吸附。该方法在低于现有系统费用的条件下，制备出高纯度的烯不饱和烃气流。本发明还涉及从饱和烃中制备烯不饱和烃的方法，其可通过使用变压吸附系统与包括变压吸附和蒸馏操作的联合分离系统相结合的方法，以有效的手段满足各种产物的需要。

已知的方法是，用蒸馏方法从烯不饱和烃（如丙烯）中分离饱和烃（如丙烷）。饱和及不饱和烃的混合物一般从脱氢器或裂化器中得到。进入裂化器的进料气体主要由饱和烃组成，并由裂化器将该进料气脱氢或裂化，生成与剩余的未反应的进料气体相混合的烯不饱和烃。

从主要由丙烷组成的进料气体制备丙烯的常规方法通常包括三个基本步骤：

ⅰ）在脱氢器或烃裂化器中，由丙烷进料制备丙烯;

ⅱ）分离轻组分;和

ⅲ）从丙烷和其它重组分中分离丙烯。

通常在催化脱氢反应器或热裂化器中进行由丙烷制备丙烯。通常，在高温（500℃～700℃）和低压〔3～50磅/吋²（绝对压

用于从烯烃-烷烃混合物中吸附烯烃的优选吸附剂为4A型沸石，即A型沸石的钠型，其孔径约4 。在温升下，该吸附剂提供了在从烯烃-烷烃混合物中对于吸附烯烃的增强的选择性和吸附能力。

在一些情况下，可望用其它金属离子交换某些钠离子。假若离子交换百分率不大到对吸附剂在温升下，从烯烃-烷烃气体混合物中选择吸附烯烃的能力产生明显相反的影响就可这样进行。通常，已被确认高至约25%的4A沸石中的钠离子可被其它阳离子离子交换来代替且不改变吸附剂的4A特性。可与在烯烃-烷烃分离中采用的4A沸石进行离子交换的阳离子包括其中有钾、钙、镁、锶、锌、钴、银、铜、锰、镉、等。

含有某些可氧化的金属阳离子的4A沸石显示出增强的吸附能力和选择性，这是指在高于约100℃温度下从气态烯烃-烷烃混合物中优先吸附烯烃而言。例如，铜离子交换的4A沸石在约100至200℃的温度范围内，从含乙烯和丙烯这些烯烃和相应的烷烃的混合物中强烈吸附乙烯和丙烯。

进行烯烃-烷烃吸附法的吸附步骤的温度依据许多因素，如被分离的特定的烯烃和烷烃;所使用的特定的吸附剂，例如未改性的4A沸石或某种特定的金属交换4A沸石;以及进行吸附时的压力而定。通常，实施吸附步骤的最低温度为约50℃，优选为至少约70℃，本发明方法的吸附步骤的温度上限更多地由经济因素决定。通常，可在低于烯烃可进行如聚合的化学反应的温度下实施吸附步骤。当使用未改性的4A沸石作为吸附剂时，通常在200℃或低于200℃下进行反应，优选在170℃或低于170℃下进行反应。当使用某些金属交换4A沸石特别是含铜4A沸石用作吸附剂时，通常在约100和200℃之间实施吸力）（psia）〕下操作催化脱氢反应器。将所得流出物冷却和压缩并除去氢、甲烷和C₂烃的轻组分。可用脱乙烷塔除去C₂组分。上述较轻组分可由脱甲烷塔除去。较重组分（C₃和大于C₃的组分）被随后投料于C₃分离器中，其一般为两塔蒸馏系统。两塔蒸馏系统的第一塔分离丙烷的主要部分，制得化学级或精制级的丙烯，其纯度至少为90%（体积），一般约96%（体积）。第二塔将纯度提高至99+%（体积），以获得聚合级的丙烯。随后用除油器除去较重组分，回收未反应的丙烷，以便循环返回至反应器。

用蒸馏法从丙烷中分离丙烯的方法既困难费用又高。这是因为生产聚合级丙烯是耗能极高的方法。一般是第二蒸馏塔必须与第一蒸馏塔大小相近，这便大大增加了该方法的基建费用。另外，在常规蒸馏法中将纯度从96%（体积）提高至99+%（体积）所需能量比从40%（体积）丙烷/60（体积）丙烯进行混合物制备化学级或精制级纯度的丙烯〔约96%（体积）纯度〕所需能量的一半还多。

在从丙烷制备丙烯的常规方法中，从反应器得到的低压（3-50Psia）和高温（500～700℃）的进料混合物必须压缩至较高压力，一般从200压缩至650Psia，然后冷却至接近环境温度（20-50℃），以便除去轻组分。为除去轻质烃组分，通常使用脱甲烷塔和脱乙烷塔。使用蒸馏塔（超分馏塔）从丙烷中分离丙烯，可使生产气体气流膨胀和进一步冷却至低于-50℃。

富含丙烷气流以超分馏塔塔底产物形式得到，该气流被循环返回至反应器。富含丙烯气体作为最终产物从塔顶得到。如果希望丙烯纯度高于96%（体积），则必须使用第二蒸馏塔。除了蒸馏塔这一高基建费用外，反应器流出物的压力的提高和温度的降低也需要高能耗，

图2为本发明另一实施方案的示意图，与图1相近，其中采用吹扫气体以再生变压吸附系统。

图3是本发明又一种实施方案的示意图，其中用第一变压吸附单元处理轻组分，用第二变压吸附单元从不饱和烃中分离饱和烃;

图4为本发明再一种实施方案的示意图，其中处理脱氢反应器的流出物以除去在第一变压吸附单元中的轻组分，并将饱和烃及不饱和烃的混合物送至第二变压吸附单元，将所得富含不饱和烃进料冷却、压缩并送至蒸馏塔进行进一步提纯。

图5是本发明其它一种实施方案的示意图，其与图4中所示相近，其中将两个变压吸附单元合并为一个单独的变压吸附系统;

图6是本发明还有的一种实施方案的示意图，其中将饱和烃及不饱和烃的混合物送至-蒸馏塔并将富含不饱和烃的进料送至变压吸附系统进行进一步提纯。

本发明用于从气态烷烃中分离气态烯烃，通过在所用的吸附温度下使用与吸附烷烃相比更易于吸附烯烃的吸附剂的变压吸附来进行分离。可用本发明的方法分离的烯烃通常为具有2至6个碳原子的烯烃，其包括乙烯、丙烯、丁烯、戊烯及己烯。从其中分离出烯烃的气态烷烃为通常具有2至6个碳原子的烷烃，其包括乙烷、丙烷、丁烷、戊烷和己烷。在优选的实施方案中，本发明的方法被应用于从具有2至4个碳原子的烷烃中分离具有2至4个碳原子的烯烃。本发明最为有效的应用包括从相应的烷烃，即具备与将被分离的烯烃相同的碳原子数的烷烃中分离出具有2至6个碳原子的烯烃。优选的分离包括乙烯-乙烷分离，丙烯-丙烷分离及一种丁烯如异丁烯和一种或多种丁烷如正丁烷或异丁烷之间的分离。其增加了系统的费用。

因此，为从饱和烃进料气流制备不饱和烃及分离饱和烃和不饱和烃使用的连续蒸馏塔具有两个主要缺陷。当将高温气体进行送入蒸馏系统前的压缩和冷却时，该方法耗费大量的能量。另外，当使用多个蒸馏塔以制得纯度达到或超过99%（体积）不饱和烃，尤其是从丙烷制丙烯时，大大增加了基建费用。

美国专利4，917，711记载了使用含铜化合物和大表面积载体如硅胶或沸石分子筛如4A沸石、5A沸石、X型沸石或Y型沸石的吸附剂，从含不饱和烃和饱和烃的混合物中吸附不饱和烃。

本发明最主要的方面是，在约50至约200℃的温度范围内，用4A沸石作为吸附剂，通过变压吸附来分离气态饱和烃及气态不饱和烃的方法。

本发明通过在如上述的单独进行的变压吸附步骤，或与蒸馏法或另一变压吸附步骤联合操作，优选吸附烯烃，其最适用于从具有2至6个碳原子烷烃中分离具有2至6个碳原子烯烃，并尤其适用于从一种或多种具有2至4个碳原子烷烃中分离一种或多种具有2至4个碳原子烯烃，所使用的特定系统取决于将被处理的进料气流中存在的组分及最终产物的技术要求。

本发明任意采用联合工艺技术，以有效地满足更为严格的产品技术要求。在根据本发明的一种制备气态烯烃的联合分离方法中，将烷烃和烯烃的气态的混合物，如从丙烷进料气脱氢得到的丙烯及其相应的烷烃即丙烷的混合物压缩并冷却以除去轻组分，即最多含2个碳原子的烃，然后将其送入蒸馏塔中进行进一步提纯。由于经常希望得到热的气态产物，而不是根据常规方法采用两个串联蒸馏塔从丙烯中分离丙烷，故可用上述变压吸附步骤代替第二个蒸馏步骤。

将蒸馏塔的塔底产物即富含饱和烃气流循环至反应器中。将塔顶产物即富含烯烃气流加热并送至上述变压吸附系统，在此通过优选吸附烯烃而除去大部分剩余烷烃。残留在变压吸附单元中的任何烷烃均可以与未被吸附的烯烃混合物形式被循环返回至脱氢单元或蒸馏塔中，得到高纯度烯烃气体（即99%（体积）或更纯的烯烃）。当变压吸附系统中的吸附剂再生时，得到纯度超过99%（体积）的不饱和烃。

如果需要液体烯烃产物，则在蒸馏步骤前实施变压吸附步骤。在该实施方案中，将已汽提出轻质烃组分的气态混合物投料于变压吸附单元中，在此大部分烷烃被除去并循环至反应器中。然后将来自变压吸附单元的富含烯烃气流送入蒸馏塔中，在此大部分剩余烷烃被除去。从蒸馏塔顶冷凝器获得的液态烯烃产物纯度可远远高于99%（体积）。

在本发明的另一个实施方案中，可使用预先第一变压吸附步骤从反应器流出物中除去如氢、甲烷、C₂烃的轻组分和一些可能的高级烷烃。在该实施方案中，将存在于预先变压吸附步骤中的气流经受上述变压吸附步骤处理，其中烷烃被分离并被循环至反应器中，并且获得作为最终产品的高纯度烯烃气流。在该实施方案中，通过在第二吸附步骤结束后增加蒸馏步骤可制得极高纯度的液态烯烃。

下列附图可用来说明本发明的实施方案，但并不能象构成本发明说明书的一部分的权利要求那样限制本发明。

图1为本发明一种实施方案的示意图，其中的饱和烃和不饱和烃被直接送至变压吸附系统中;吸附步骤，优选在约125至200℃的范围内，最优选在约150至约200℃的范围内实施吸附步骤。

本发明方法的吸附和再生步骤的操作压力不是关键的，通常，可在气体变压吸附步骤所采用的任何常规压力下实施该步骤。在吸附步骤中的绝对压力范围一般是约0.2至约20绝对大气压，优选的为约1至10大气压，再生步骤中压力范围为约20毫巴至约1大气压。

为简化本发明的论述，用特定的丙烯做为被吸附的烯烃，用丙烯做为不被吸附的烷烃来描述本发明的优选实施方案。但应指出，本发明适用于分离如上面详述的其它气态烯烃和烷烃。

就附图，特别是就图1和图2而言，其表示了本发明的第一种实施方案，其中将丙烯和丙烷的气态混合物直接送至变压吸附系统中。如图1和图2所示，丙烷进料通过管线2被送至丙烷脱氢器或烃裂反应器4中，其中部分丙烷（一般约40%体积）被转化为丙烯。在本技术领域的典型条件下，其包括在反应温度500至700℃，反应压力3至50psia下进行反应。脱氢反应的具体细节是公知的，其不构成本发明的部分。

将丙烷和丙烯的混合物从脱氢器4经管线5送至已知装置例如脱甲烷和脱乙烷蒸馏塔系统7以便通过管线6除去大部分轻组分，其包括C₁烃及某些时候可能包括的C₂烃。也可用已知的压缩和冷却法除去轻组分。

将基本上不含轻组分的丙烷-丙烯混合物通过管线8送至变压吸附单元10。单元10至少有一个含4A型沸石的床层，其适于优先吸附丙烯，同时使丙烷通过该单元，与未被回收的丙烯一起循环至脱氢器4。变压吸附系统结构和操作的细节不构成本发明的部分，但该系统，包括单一和多床层的系统公开在如美国专利2，944，627和3，156，464中。

基本上纯的（99+%体积）不饱和烃（丙烯）气流离开单元10经管线12至贮存器（未画出）或被直接送至如聚合反应器（未画出）的最终使用者中。

被吸附剂吸附的丙烯由变压吸附系统中采用的一般再生方法移出。将床层上吸附的丙烯用解吸作用移出，优选在真空条件下，其大部分通过管线12做为产物回收。少部分丙烯与未反应丙烷一起通过管线14反回脱氢器4进行进一步处理。

特别的是，如图2所示，可用惰性吹扫气体如氮气或基本上纯的不饱和烃产物气体的一部分清洗吸附床层。然后将吹扫气体混合物从变压吸附单元10中除去。如果用氮气作为吹扫气体，优选将所得混合物气流燃烧或排入大气。另外，丙烷进料的一部分可经管线2通过管线15被用作吹扫气体，此时将尾气送至脱氢器4中。此外，通过用不饱和烃产物给再生吸附剂加压可进一步提高产品的纯度。

丙烷进料在脱氢器4中通常在3至50psia的压力和500至700℃的温度下进行反应。除去轻组分后，将所得丙烷/丙烯混合物送至变压吸附单元10中，如上所述，一般在50至200℃温度和1至10大气压的绝对压力下进行操作。因此，变压吸附单元10的操作温度通常明显高于蒸馏塔的操作温度，在该塔中，气态混合物必须被冷却低至-50℃的温度。其结果是本发明图1和图2所示的实施方案能够用比已知蒸馏系统所需的较少的冷量来分离饱和及不饱和烃。

可使用预先变压吸附单元除去轻组分来代替脱甲烷塔/脱乙烷塔蒸馏系统。对于图3，通过管线2将丙烷和丙烯的混合物引入脱氢器4，并从其中经管线5将其排入优先吸附丙烷和丙烯的预先变压吸附单元11;从而将包括氢、甲烷和C₂的轻组分经管线6生产气流中除去。在单元11中使用的优先吸附丙烷和丙烯并且排斥轻组分的吸附剂优选为硅胶和活性炭。未反应的丙烷和脱氢产物（丙烯）经管线8离开变压吸附单元11并进入第二变压吸附单元10。另外，可将单元10和11合并为一个具有用于回收饱和烃及不饱和烃并排斥轻组分的分离床层的单一系统。用上述的与图1和2的实施方案相同的方法处理丙烷-丙烯混合物得到基本纯的丙烯产物。

图1-3所示和所描述的实施方案特别适用于制备如气态丙烯的气态不饱和烃。在下述实施方案中，将蒸馏塔加至流程示意图中，以提供制备液态烯烃产物的选择。

图4表示了本发明的另一实施方案，其中首先使用变压吸附系统从气体混合物中分离烯烃至纯度约96%（体积）。然后将富含烯烃气流送至蒸馏塔中，以除去另外量的烯烃，并在此得到纯度相当或高于99%（体积）的烯烃。

通过管线22将丙烷进料送至脱氢器或热裂化器24，其操作压力3至50psia，温度500至700℃，形成如图1～3的实施方案所述的丙烷与丙烯之比为约40/60（体积）的混合物。然后处理丙烷-丙烯混合物，以除去轻组分。可用加压和冷却，或用脱甲烷和脱乙烷塔法，或者特别如图4所示使用变压吸附单元27来达到这一目的。单元27装有如硅胶和活性炭其优先吸附丙烷和丙烯的吸附剂。然后通过管线26从单元27中除去轻组分。

将基本不含有轻组分的气体混合物经管线28送至第二变压吸附单元30，在此进行丙烯和丙烷的初步分离。

从变压吸附单元27获得的富含丙烯气体中存在的丙烯在第二变压吸附单元30中被吸附，操作温度为50至200℃，绝对压力约1至10大气压。单元30的吸附床层，优选装有未改性的4A沸石，优先吸附丙烯以制得纯度至少为90%（体积），一般为约96%（体积）的丙烯产物。

可用惰性气体如氮气或丙烯产物气体经管线29吹扫变压吸附单元30。在前者实施方案中，可将吹扫气体混合物烧掉或排入大气。在后者实施方案中，优选将气态混合物循环至变压吸附单元30中。同样丙烷经管线29可将丙烷进料用做吹扫气体。

经管线31从变压吸附单元30移出所得的富含丙烯气流。用压缩机32将该气流压缩至如10至300psig，在热交换器33中将所得压缩气流冷却至40至50℃。然后将该压缩和冷却气体经管线35送至蒸馏塔36中。从蒸馏塔36排出丙烷和丙烯的混合物并经管线38循环返回变压吸附单元30。经管线37得到作为塔顶产物的具有99+%（体积）纯度的液态丙烯产物。由于通过变压吸附单元30可基本有效地分离丙烯和丙烷，蒸馏塔36及其压缩机32和热交换器33的尺寸可相对小些。

图5表示了本发明的一种实施方案，其中用于从混合进料气流中除去轻组分的变压吸附单元与用于从烷烃中分离烯烃的变压吸附单元结合，因此形成一个联合变压吸附系统。将从脱氢器50得到的丙烷-丙烯混合气流经管线52送至联合变压吸附单元54。单元54具有一组优先吸附丙烷和丙烯，排斥轻组分的吸附床层，随后将轻组分经管线56从系统中除去。不含轻组分的富含丙烯-丙烷混合物被送至第二组吸附床层，其优选吸附丙烯使其纯度高至96%（体积）。将富含丙烯的气流经管线58送到蒸馏塔60中，吹扫变压吸附单元54，以除去丙烯和未反应的丙烷，并经管线62将所得气态混合物循环至脱氢器50或排入大气。

从蒸馏塔60得到的塔底产物主要由未反应的丙烷和丙烯组成。该混合气流经管线64循环至联合变压吸附单元54中。经管线66从蒸馏塔60中移出基本上纯的丙烯（99+%体积）。

图6表示本发明的另一实施方案，其中首先使用蒸馏塔从饱和烃中分离出纯度约96%（体积）的不饱和烃。然后将富含不饱和烃的气流送到变压吸附单元以除去另外量的烷烃并因此得到纯度相当于或高于99%（体积）的烯烃。

通过管线70将丙烷进料送至脱氢器或热裂化器72，以形成图1和图2实施方案中描述的体积百分比为40/60的丙烷和丙烯混合物。该混合物经管线74在3至50psia及500至700℃下离开脱氢器72。然后处理该混合物以除去轻组分，所用方法为冷却和压缩，使用脱甲烷塔76（特别是如图6所示），或使用如前所述的变压吸附单元。经管线78除去轻组分。经管线80离开脱甲烷塔76后，将气态混合物在热交换器82中冷却至40至-50℃。

然后将冷却的烃混合物经管线86送至蒸馏塔88中，在此进行丙烯和丙烷的初步分离。经管线90从蒸馏塔88中移出纯度至少为90%（体积），一般为96%（体积）的富含丙烯气流以进入变压吸附单元92进行进一步提纯。将丙烷和丙烯的循环气流也从蒸馏塔88经管线98送至脱氢器72中。丙烷和丙烯的混合物经管线96循环至蒸馏塔88中。

从管线90得到的富含丙烯气体中存在的丙烯在变压吸附体系92中于约50至约200℃的温度和绝对压力约1至约10大气压的压力下被吸附。该吸附床层，优选装有未改性4A沸石，优先吸附丙烯并在此制得经管线100离开该系统的具有纯度为99+%（体积）的丙烯产物。

变压吸附系统的吸附床层可如图1和图2说明的实施方案中所述的而进行再生。也可提供惰性吹扫气体，该吹扫气体优选的是如甲烷或丙烷的不被吸附的气体。当使用吹扫气体时，可将尾气直接送至脱氢器72。若不使用吹扫气体，可使用传统方法中的真空泵（未画出）。

通过下述实施例进一步说明本发明，其中除非另有说明，份数，百分率及比值均按体积计算。

实施例1-8

这些实施例均在实验室变压吸附装置中进行，该装置包括一对平行设置的不锈钢吸附容器，每个吸附器上装有加热套并装有3842g（约2.5升）所需的4A型沸石。吸附循环包括如下步骤：床层平衡（9秒），用未被吸附的产物逆流加压（7秒），进料气体的并流吸附（34秒），床层平衡（9秒），和逆流减压（41秒）。半周期的全部时间为50秒。每个实验最少进行3个小时以保证稳定状态条件的存在。在25psia的压力下进行吸附，将床层平衡至10psia，并将床层抽真空至绝对压力为100至200毫巴。在这些实施例中将由约12%丙烷和88%丙烯（以体积计）组成的进料气体用作进料气。进料气流、高压产物（HPP）和低压产物（LPP）的流量按标准状态（即室温和大气压）测定，表示为标准升/分（SLPM）。

上述实施例说明了本发明取得的效益。在上述一系列实施例中，实施例2-5在本发明的范围内，实施例1和6～8为比较实施例。实施例2～5说明，当在本发明范围内进行实验时，可在进料气流中回收高百分率的丙烯。并可得到好的丙烷排斥率。与此相比较，实施例1说明，当在30℃进行吸附步骤时，可在进料气流中回收高百分率的丙烯，但在进料气流中仅有43.7%的丙烷被排斥（即存在于未被吸附的产物气流中）。

比较实施例6～8表明，对于高温吸附分离丙烯和丙烷来说，5A和13X沸石远不如4A沸石，采用这些吸附剂导致极低的丙烷排斥率。

本发明并不局限于前述实施例，对于本领域普通技术人员而言，本发明所表现各种变化也包括在本发明中。

Claims (21)

1、一种从由所述的烯烃和一种或多种烷烃组成的气体混合物中分离气态烯烃的方法，该方法包括：

(a)使所述气体混合物经受第一变压吸附步骤处理，其包括使所述气体混合物在高于约50℃的温度下通过至少一个4A沸石吸附剂床层，在此优先从所述气体混合物中吸附所述烯烃；和

(b)从所述至少一个床层上使吸附的烯烃解吸。

2、权利要求1的方法，其中所说烯烃含有2至6个碳原子，且所述一种或多种烷烃含有2至6个碳原子，并且在温度范围为约50至约200℃和绝对压力为约0.2至约20大气压下，使所述气体混合物通过所述至少一个4A沸石床层。

3、权利要求2的方法，其中所述烯烃含有2至4个碳原子，且所述一种或多种烷烃含有2至4个碳原子。

4、权利要求1的方法，其中所述烯烃和至少一种所述烷烃含有相同数目的碳原子。

5、权利要求4的方法，其中所述气体混合物其本由丙烯和丙烷组成。

6、权利要求4的方法，其中所述气体混合物基本由乙烯和乙烷组成。

7、权利要求5或6的方法，其中所述气体混合物在温度范围为约70至约170℃和绝对压力为约1至10大气压下通过所述4A沸石床层。

8、权利要求1的方法，其进一步包括在使所述的气体混合物经受所述第一变压吸附步骤处理之前，从所述气体混合物中除去轻组分，所述轻组分包括氢和具有少于所述烯烃碳原子数的烷烃。

9、权利要求8的方法，其中从所述气体混合物中除去所述轻组分的步骤包括，在所述第一变压吸附步骤之前，使所述气体混合物经受预先变压吸附步骤处理，在此优先从所述气体混合物中吸附除了具有少于所述烯烃碳原子数的那些烯烃和烷烃。

10、权利要求9的方法，其中所述预先变压吸附步骤是在至少一种选自硅胶和活性炭组成的吸附剂存在下进行的。

11、权利要求1的方法，其进一步包括在蒸馏塔中从所述第一变压吸附步骤中分馏解吸物，并从所述蒸馏塔中移出作为塔顶气流的高纯度烯烃馏分。

12、权利要求9的方法，其进一步包括冷却来自所述预先变压吸附步骤的解吸物并蒸馏冷却的解吸物，在此产生了作为对于所述第一变压吸附步骤的进料气流的富集了所述烯烃的气体混合物。

13、权利要求13的方法，其进一步包括将基本由烷烃组成的进料气流脱氢的步骤，以形成所述气体混合物，并且循环来自所述第一变压吸附系统的未反应烷烃至进行所述进料气流脱氢的步骤的单元中。

14、权利要求13的方法，其进一步包括将基本由烷烃组成的进料气流脱氢的步骤，以形成所述气体混合物，循环来自所述第一变压吸附步骤的未反应烷烃至蒸馏塔，并且循环来自蒸馏塔的未反应烷烃至进行所述进料气流脱氢的步骤的单元中。

15、权利要求1的方法，其进一步包括用真空法再生所述至少一个床层。

16、权利要求1的方法，其进一步包括通过用一种或多种惰性气体、未被吸附的气体和被吸附的产物气体吹扫来再生所述至少一个床层。

17、权利要求1的方法，其中通过用真空法和用一种或多种惰性气体、未被吸附的气体和被吸附的产物气体在再生步骤期间进行吹扫来再生所述床层。

18、权利要求1的方法，其中所述床层用被吸附的产物气体加压。

19、权利要求1的方法，其中吸附剂为铜改性的4A沸石，且所述吸附步骤在温度高于100℃下进行。

20、权利要求20的方法，其中所述吸附步骤在温度范围为约125至200℃下进行。

21、权利要求20的方法，其中所述吸附步骤在温度范围为约150至约200℃下进行。

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