CN109574787A

CN109574787A - 一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法

Info

Publication number: CN109574787A
Application number: CN201811608932.9A
Authority: CN
Inventors: 钟雨明; 陈运; 汪兰海; 刘开莉; 蔡跃明
Original assignee: SICHUAN TIANCAI TECHNOLOGY Co Ltd
Current assignee: SICHUAN TIANCAI TECHNOLOGY Co Ltd
Priority date: 2018-12-26
Filing date: 2018-12-26
Publication date: 2019-04-05

Abstract

本发明公开了一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，包括如下步骤：(1)以丙烷脱氢制丙烯反应区的反应物混合气体为原料气体，经过预处理得原料气体A；(2)原料气体A进入操作温度为30‑160℃，操作压力为0.2‑4.0MPa的中高温PSA浓缩系统，得富氢气体的组分和富C2+浓缩气体；(3)富氢气体的组分一部分作为PDH反应区所需的循环氢气直接使用，另一部分进入PSA提氢工序，获得产品氢气，其解吸气直接作为燃料输出；(4)富C2+浓缩气体经冷却压缩和气液分离后，回收C2+并形成液体进入PDH产品分馏区获得丙烯产品，未反应完的丙烷返回到丙烷原料气混合后进入PDH反应区进行反应。通过预处理、中高温PSA浓缩及PSA提氢工序相结合，使综合能耗低，设备投资成本低，安全。

Description

一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法

技术领域

本发明涉及石油化工丙烯与氢气制备与分离方法节能降耗领域，更具体的是涉及一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法。

背景技术

丙烯是仅次于乙烯的重要石油化工基本原料，从长远看未来全球市场供应极度紧张状态将延续较长时间。不过，近年来随着世界非常规天然资源，诸如页岩气、石油伴生气、海洋可燃冰等资源的开发获得突破，尤其是大量的页岩气资源的商业开发成功，使得长期、稳定、相对低廉的丙烷资源成为可能，进而，以丙烷(页岩气中占比较大的成分)为原料，经过脱氢反应制取丙烯(PDH)项目具有较强的市场竞争力，并由此引发业界巨头纷纷投资。其中，在我国建设了十多套大型PDH装置，以满足日益增长的丙烯市场的需求，减少进口。

传统的丙烯供应主要来自石脑油裂解制乙烯和石油炼制的催化裂化工艺。由于石油炼制方法产生的丙烯受制乙烯产能的增长，进而无法满足丙烯市场的增长需求。近几年，随着新型煤化工技术的成熟与发展，以甲醇为原料制备乙烯丙烯(MTO/MTP)规模日益增加，进一步填补石油炼制制备丙烯的不足。但由于环保及成本，MTO/MTP装置产生的丙烯成本较高而无法担当丙烯市场增长的主要途径。相反，随着页岩气大规模商业化开发的成功，使得以廉价的丙烷为原料制备丙烯(PDH)的方法成为满足丙烯增长的最重要的技术经济手段。

目前，PDH工艺主要有两种，分别是美国UOP的Oleflex与ABB Lummus的Catofin工艺。其中，Oleflex工业化装置比较普遍，包括在中国已建在建能力，其装置总产能接近400～500万吨。

Oleflex工艺主要包括移动床反应区、催化剂连续再生区、产品分离区和分馏区组成。其中，在产品分离区工段中，反应产生的PDH混合气，经过预处理和干燥后进入操作温度为-180～-170℃的深冷步骤，包括冷箱与分离器等，将大量的丙烯，以及乙烯等C2+组分液化后进入后续的分馏区工段得到丙烯产品，未反应的丙烷返回到原料气中继续使用。深冷步骤产生的不凝气体主要包括浓度为92～98％的氢气(H₂)、3～5％的甲烷、乙烷等烷烃及微量的CO等组分，大部分作为循环氢气与丙烷原料气混合直接进入到反应区进行反应。一部分不凝气体作为提氢的原料气或燃料气使用。其循环氢是Oleflex工艺中特殊的需求，与ABB Lummus工艺仅需少量或不用循环氢步骤的重要区别性技术之一。该循环氢气中要求含烯烃总量小于0.05％，以防止反应中所使用的铂系催化剂结碳失活而产生飞温的安全问题的发生。

Oleflex工艺中的循环氢深冷技术，存在几个问题，第一，深冷分离所需的操作温度很低，约为-180～-170℃，能耗比较高，导致操作成本居高不下，并且反应混合气本身的温度处于中高温范围，深冷方法本身耗能较高，也没有充分利用反应混合气自身携带的热量，造成双重能耗的增加；第二，深冷(冷箱)所需的设备材料为不锈钢，且在原料气自身带压工况下，深冷所需的设备材料投资较大；第三，需要另加一套PSA装置从富余的不凝气体中提取较高纯度(大于等于99.99％)的氢气，实现PDH装置整体经济效益的提升，尤其是Oleflex工艺引进了高炔烃及丁二烯加氢(SHP)技术，本身需要纯度较高的氢气，其中CO含量小于10ppm，防止加氢催化剂发生糖基化反应而失活的问题；第四，深冷中产生的不凝气体中，仍有可能夹带出少量的烯烃杂质组分，对反应所用的催化剂使用寿命影响较大。事实上，Oleflex工艺所用的铂系催化剂使用寿命比较短，约为2年，这也是其工艺的主要缺陷之一，费用也极高。

同样，Lummus公司的Catofin工艺中的产品分离区，也是采用深冷分离(冷箱)方法来获取富含丙烯的C2+组分与富含氢气的不凝气体，从而获得产品丙烯。自然也存在着深冷分离能耗高、设备投资大、操作成本高等问题。

此外，对于丙烷(C3)、丁烷(C4)或丁烷(C4)、戊烷(C5)混合原料的脱氢制丙烯或脱氢醚化制甲基叔丁基醚(MTBE)、乙基叔丁基醚(ETBE)、甲基叔戊基醚(TAME)或乙基叔戊基醚(TAEE)过程脱氢混合气，也是采用深冷分离得到富含丙烯的C2+组分液体与富含氢气的不凝气体，同样存在能耗高、设备投资大、操作成本高等问题。

发明内容

针对上述PDH及烃类混合气脱氢制烯烃生产过程中的产品分离工段所存在的能耗高、防腐蚀、循环氢与产品氢规格不同等所导致的投资与操作成本过高的缺陷，本发明的目的在于提供一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，通过预处理、中高温PSA浓缩及PSA提氢工序相结合，实现同时得到循环氢/产品氢与富含丙烯的C2+组分的分离与提取，综合能耗低，设备投资成本低，不存在安全隐患。

为了解决上述技术问题，本发明采用的技术方案概述如下：

一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，包括如下步骤：

(1)以丙烷脱氢制丙烯反应区的反应物混合气体为原料气体，经过预处理得原料气体A；

(2)原料气体A进入操作温度为30-160℃，操作压力为0.2-4.0MPa的中高温PSA浓缩系统，得富氢气体的组分和富C2+浓缩气体；

(3)富氢气体的组分一部分作为PDH反应区所需的循环氢气直接使用，另一部分进入PSA提氢工序，获得产品氢气，其解吸气直接作为燃料输出；

(4)富C2+浓缩气体经冷却压缩和气液分离后，回收C2+并形成液体进入PDH产品分馏区获得丙烯产品，未反应完的丙烷返回到丙烷原料气混合后进入PDH反应区进行反应。

本申请的技术方案通过中高温PSA浓缩及PSA提氢工序相耦合，充分利用了原料气A自身的能量，耦合过程的操作温度可以维持不变，从中高温PSA浓缩逸出的富氢气体压力与PSA提氢工序的吸附压力也保持一致，整个分离过程的综合能耗低；采用中高温PSA浓缩及PSA提氢工序相耦合，所需的设备材料可以普通碳钢，设备投资成本低，同时又避免了传统深冷分离(冷箱)中的低温操作易发生的冷脆等安全隐患。

PDH产品分馏区包括SHP，脱甲烷塔，脱乙烷塔及丙烯和丙烷的分离。

丙烷经脱丙烷塔之后进入丙烷脱氢制丙烯反应区。

优选的，步骤(1)中，所述预处理包括除尘、除氯、除油，以及/或换热、鼓风及/或压缩。预处理脱除包括固体颗粒物、绿油、碳六(C6+)杂质组分。

优选的，步骤(1)中预处理中原料气A含一定量的二氧化碳时，需对步骤(2)中所述的中高温PSA浓缩系统产生的富C2+浓缩气体先进行脱碳。

优选的，所述脱碳的方法包括机胺物理吸收、碱洗化学吸收及吸附。

优选的，步骤(2)中，所述中高温PSA浓缩系统为至少由2个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附。多台吸附塔交替循环操作，保证原料气连续进入，1个或多个吸附塔处于吸附状态，其余吸附塔为再生状态，在吸附塔内，透过床层由塔顶排出是富氢气体的组成。

更为优选的，每个所述吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀或其他阀门组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节。

更为优选的，所述解吸包括抽真空，或产品气冲洗，或抽真空+冲洗，或置换，或带压解吸，或几种方式组合。

优选的，步骤(3)中，所述产品氢气一部分直接用于PDH产品分馏区中的炔烃丙二烯选择性加氢。

优选的，步骤(3)中，所述PSA提氢工序的操作温度为30～160℃、操作压力为0.2～4.0MPa；所述PSA提氢工序由多个串联或并联或串并联的吸附塔组成，吸附塔内装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀或其他阀门组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节。PSA吸附塔顶流出纯度大于等于99.99％(体积比，以下类同)的氢气产品。

优选的，步骤(4)中富C2+浓缩气体经冷却压缩和气液分离后，形成的不凝气体直接作为燃料输出或部分返回到PSA浓缩系统。

优选的，步骤(2)中，所述中高温PSA浓缩系统产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至1.5-4.0MPa，换热或直接在温度为60-120℃条件下进入由一级或多级渗透氢的氢膜系统，从渗透侧流出富含氢气的渗透气，与步骤(1)中所述原料气体A混合后进入所述中高温PSA浓缩系统，进一步回收氢气；从氢膜系统的非渗透侧流出的富含C2+的非渗透气，经过经冷却压缩和气液分离后，形成的液体直接进入PDH分馏区进一步回收C2+，主要包括丙烯及丙烷；形成的不凝气体，直接作为燃料输出或返回到原料气A中进一步回收氢气及C2+。

优选的，所述的中高温PSA浓缩系统中产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至2.0～4.0MPa，换热或直接在温度为60～120℃条件下进入由一级或多级渗透丙烯的丙烯膜系统，从渗透侧流出富含丙烯的渗透气，经过冷却压缩与气液分离后，形成的液体直接进入PDH分馏区进一步回收C2+，主要包括丙烯及丙烷；形成的不凝气体，直接作为燃料气输出，或返回到原料气A中进一步回收氢气及C2+；从丙烯膜系统的非渗透侧流出的富氢气的非渗透气，经过调压或直接与原料气混合进入到中高温PSA浓缩系统，进一步回收氢气与C2+。

优选的，也适合包括丙烷、丁烷或丁烷、戊烷混合原料的脱氢制丙烯或脱氢醚化制甲基叔丁基醚、乙基叔丁基醚、甲基叔戊基醚或乙基叔戊基醚过程脱氢形成的反应混合气的分离。

与现有技术相比，本发明提供的技术方案中：

(1)通过中高温PSA浓缩及PSA提氢工序相耦合，充分利用了原料气A自身的能量，耦合过程的操作温度可以维持不变，从中高温PSA浓缩逸出的富氢气体压力与PSA提氢工序的吸附压力也保持一致，整个分离过程的综合能耗低；(2)采用中高温PSA浓缩及PSA提氢工序相耦合，所需的设备材料可以普通碳钢，设备投资成本低，同时又避免了传统深冷分离(冷箱)中的低温操作易发生的冷脆等安全隐患；(3)采用本发明方法，可以替代PDH或烃类混合气脱氢制烯烃的产品分离工序中的冷箱(深冷分离)技术，从冷箱操作所需的操作温度为-180～-170℃的高能耗，充分利用原料气自身携带的热量(温度)与能量(压力)直接进行中高温PSA浓缩与PSA提氢，节省了大量的能量；(4)本发明可以调节循环氢气量与产品氢气量的比例，能够有效地保证PDH或烃类混合气脱氢反应所需的循环氢气量的供应，避免反应过程中因循环氢气量过低或过大所导致的反应失活或飞温等严重的安全隐患，相较于传统的深冷分离系统而言，PSA系统的操作弹性相对较大，有助于装置的稳定安全操作；(5)可以使得循环氢中的烯烃总含量小于0.05％甚至为零，避免深冷分离产生的不凝气体中仍有可能夹带出少量的烯烃杂质组分，对反应所用的催化剂使用寿命影响较大甚至失活导致飞温等安全隐患的问题；(6)可以高纯度、高收率地分离提取C2+与H2(循环氢与产品氢)，使得后续的PDH或烃类混合气脱氢制烯烃的产品分馏区的能耗有所降低，减少了相应的脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔等的负荷。

附图说明

下面结合附图和实施例对本发明作进一步详细的说明。

图1是本发明丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离的流程图；

图2是本发明实施例9中丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离的流程图；

图3是本发明实施例12中丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离的流程图。

具体实施方式

为了本技术领域的人员更好的理解本发明，将以下实施例对本发明作进一步详细描述。

实施例1

(1)以丙烷脱氢制丙烯反应区的反应物混合气体为原料气体，其主要组分为，35～40％(体积比，以下类同)的丙烯，40～55％的氢气，其余组分包括，甲烷、乙烷、丙烷、异丁烯、异丁烷、正丁烷、丙炔、二烯烃等C2+烃类组分，以及固体颗粒物、绿油、碳六(C6+)与水组分等的其它杂质组分，温度为120℃，压力为1.0MPa，处理量为1万标方/小时，预处理包括除尘、除氯、除油，以及/或换热、鼓风及/或压缩，预处理脱除包括固体颗粒物、绿油、碳六(C6+)杂质组分，经过预处理得原料气体A；

(2)原料气体A进入操作温度为30-160℃，操作压力为0.2-4.0MPa的中高温PSA浓缩系统，其中，10个吸附塔，3个吸附塔同时吸附，其余7个吸附塔处于再生状态，交替循环操作，保证原料气连续进入，在吸附塔内，透过床层由塔顶排出是富氢气体的组成，主要组分为，氢气约88.5％，甲烷约4.6％，乙烷2.5％，丙烯0.027％(w/w)，丙烷4.2％，以及0.2％C4/C5烷烃和微量乙烯、丁烯(包括丁二烯、异丁烯等)、炔烃杂质，其中，总烯烃炔烃含量小于0.03％(w/w)，60％作为循环氢气与丙烷原料气混合返回到PDH反应区进行反应，每个所述吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀或其他阀门组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，其中，均压次数为2次，抽真空+氢气产品气冲洗的解吸方式；

(3)40％进入PSA提氢工序进行提纯，所述PSA提氢工序由8个吸附塔组成，其中的2个吸附塔始终处于吸附状态，其余6个吸附塔处于不同的解吸状态，包括顺放均压降、逆放、冲洗、均压升及产品氢气终充，吸附与解吸交替操作，保持产品氢气连续产出，吸附温度为120～150℃、吸附压力为0.6～1.0MPa，从PSA吸附塔顶流出纯度大于等于99.99％(体积比，以下类同)的氢气产品外输，并且其中的一部分直接用于PDH产品分馏区中的炔烃丙二烯选择性加氢(SHP)；其解吸气直接作为燃料气输出使用，吸附塔内装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀与程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，其中均压次数为2，常压冲洗解吸方式；

(4)从中高温PSA浓缩系统的吸附塔底流出的富C2+浓缩气体，经过冷却压缩和气液分离后，进一步回收C2+并形成液体进入PDH产品分馏区获得丙烯产品，其纯度为大于等于99.9％；形成的不凝气体，直接作为燃料气输出；未反应完的丙烷返回到丙烷原料气混合后进入PDH反应区进行反应。

丙烷经脱丙烷塔之后进入丙烷脱氢制丙烯反应区。

实施例2

基于实施例1，如图1所示，以丙烷脱氢制丙烯反应区的反应物混合气体为原料气体，温度为150℃，压力为0.6MPa，其余条件不变，经过预处理后直接进入中高温PSA浓缩及PSA提氢工序分别进行C2+浓缩与提氢，其中，中高温PSA浓缩与PSA提氢工序中均压次数均可为3次，相较于实施例1中的收率，本实施例可高出1～1.5％。

实施例3

基于实施例1，如图1所示，以丙烷脱氢制丙烯反应区的反应物混合气体为原料气体，温度为90℃，压力为1.5MPa，其余条件不变，经过预处理后直接进入中高温PSA浓缩及PSA提氢工序分别进行C2+浓缩与提氢，其中，中高温PSA浓缩与PSA提氢工序中均压次数均可为3次，相较于实施例1中的收率，本实施例可高出1～3％。

实施例4

基于实施例1，如图1所示，以丙烷脱氢制丙烯反应区的反应物混合气体为原料气体，温度为60℃，压力为2.5MPa，其余条件不变，经过预处理后直接进入中高温PSA浓缩及PSA提氢工序分别进行C2+浓缩与提氢，其中，中高温PSA浓缩与PSA提氢工序中均压次数均可为3次，相较于实施例1中的收率，本实施例可高出1～3％。

实施例5

以丙烷脱氢制丙烯反应区的反应物混合气体为原料气体，温度为常温范围，压力为3.0MPa，其余条件不变，经过预处理后直接进入中高温PSA浓缩及PSA提氢工序分别进行C2+浓缩与提氢，其中，中高温PSA浓缩与PSA提氢工序中均压次数均可为3次，且，两个工序中的吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀在前、程序控制阀在后所组成的控制系统进行PSA浓度系统中的吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节。相较于实施例1中的收率，本实施例可高出2～4％，吸附时间可小于相应实施例1的，更加适应原料气波动。

实施例6

基于实施例1，如图1所示，以丙烷脱氢制丙烯反应区的反应物混合气体为原料气体，温度为常温范围，压力为4.0MPa，其余条件不变，经过预处理后直接进入中高温PSA浓缩及PSA提氢工序分别进行C2+浓缩与提氢，其中，中高温PSA浓缩与PSA提氢工序中均压次数均可为3次，且，两个工序中的吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀在前、程序控制阀在后所组成的控制系统进行PSA浓度系统中的吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节。相较于实施例1中的收率，本实施例可高出2～4％，吸附时间可小于相应实施例1的，更加适应原料气波动。

实施例7

基于实施例1，如图1所示，步骤(1)中预处理中原料气A含有0.1～1.0％的二氧化碳(CO2)，预处理工序增加碱洗塔，采用含有4～10％的氢氧化钾(KOH)碱液作为脱碳吸收剂，对原料气中的CO2进行化学吸收，脱除CO2，脱碳后的原料气再进入到中高温PSA浓缩系统。

实施例8

基于实施例1，如图1所示，所述的中高温PSA浓缩系统产生的富氢气体，可以根据PDH反应区所需的循环氢循环量要求，通过调整中高温PSA浓缩系统的吸附时间，实施例吸附时间控制在实施例1吸附时间的70％，操作弹性增加2～5％，进行循环氢气量与进入PSA提氢工序的富氢气量比例的调节，本实施例是循环氢气量为70％，进入PSA提氢的富氢气量为30％，以此保证满足PDH反应区内循环氢气量的严格要求。

实施例9

基于实施例1，如图2所示，中高温PSA浓缩系统产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至3.5MPa，换热或直接在温度为100℃条件下进入由一级或多级渗透氢的氢膜系统，从渗透侧流出富含氢气的渗透气，与步骤(1)中所述原料气体A混合后进入所述中高温PSA浓缩系统，进一步回收氢气；从氢膜系统的非渗透侧流出的富含C2+的非渗透气，经过经冷却压缩和气液分离后，形成的液体直接进入PDH分馏区进一步回收C2+，主要包括丙烯及丙烷；形成的不凝气体，直接作为燃料输出或返回到原料气A中进一步回收氢气及C2+。本实施例可获得循环氢气与产品丙烯。

实施例10

基于实施例9，中高温PSA浓缩系统产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至2.5MPa，换热或直接在温度为120℃条件下进入由一级或多级渗透氢的氢膜系统，其他均同实施例9。本实施例可获得循环氢气与产品丙烯。

实施例11

基于实施例9，中高温PSA浓缩系统产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至4.0MPa，换热或直接在温度为60℃条件下进入由一级或多级渗透氢的氢膜系统，其他均同实施例9。本实施例可获得循环氢气与产品丙烯。

实施例12

基于实施例1，如图3所示，中高温PSA浓缩系统中产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至3.0MPa，换热或直接在温度为100℃条件下进入由一级或多级渗透丙烯的丙烯膜系统，从渗透侧流出富含丙烯的渗透气，经过冷却压缩与气液分离后，形成的液体直接进入PDH分馏区进一步回收C2+，主要包括丙烯及丙烷；形成的不凝气体，直接作为燃料气输出，或返回到原料气A中进一步回收氢气及C2+；从丙烯膜系统的非渗透侧流出的富氢气的非渗透气，经过调压或直接与原料气混合进入到中高温PSA浓缩系统，进一步回收氢气与C2+。

实施例13

基于实施例1，中高温PSA浓缩系统中产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至2.5MPa，换热或直接在温度为120℃条件下进入由一级或多级渗透丙烯的丙烯膜系统，其余同实施例12。

实施例14

基于实施例1，中高温PSA浓缩系统中产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至4.0MPa，换热或直接在温度为60℃条件下进入由一级或多级渗透丙烯的丙烯膜系统，其余同实施例12。

实施例15

基于实施例1，如图1所示，所述的原料气A也适合包括来自PDH反应区的丙烷与丁烷混合气脱氢制丙烯的反应混合气体，其中的甲烷、乙烷、丙烷、丁烷等含量较多，除丙烯外，C4+的烯烃含量有所增加，从所述的中高温PSA浓缩工序产生的循环氢及产品氢中的烯烃含量小于等于5～20ppm，依旧满足循环氢规定的总烯烃含量小于等于0.05％要求，此时，再生包括抽真空步骤。

以上所述，仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明，本发明的专利保护范围以权利要求书为准，凡是运用本发明的说明书内容所作的等同结构变化，同理均应包含在本发明的保护范围内。

Claims

1.一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，包括如下步骤：

2.根据权利要求1所述的一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤(1)中预处理中原料气A含一定量的二氧化碳时，需对步骤(2)中所述的中高温PSA浓缩系统产生的富C2+浓缩气体先进行脱碳。

3.根据权利要求1所述的一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤(2)中，所述中高温PSA浓缩系统为至少由2个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附。

4.根据权利要求3所述的一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，每个所述吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节。

5.根据权利要求1所述的一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤(3)中，所述产品氢气一部分直接用于PDH产品分馏区中的炔烃丙二烯选择性加氢。

6.根据权利要求1所述的一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤(3)中，所述PSA提氢工序的操作温度为30～160℃、操作压力为0.2～4.0MPa；所述PSA提氢工序由多个串联或并联或串并联的吸附塔组成，吸附塔内装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节。

7.根据权利要求1所述的一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤(4)中富C2+浓缩气体经冷却压缩和气液分离后，形成的不凝气体直接作为燃料输出或部分返回到PSA浓缩系统。

8.根据权利要求1所述的一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤(2)中，所述中高温PSA浓缩系统产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至1.5-4.0MPa，换热或直接在温度为60-120℃条件下进入由一级或多级渗透氢的氢膜系统，从渗透侧流出富含氢气的渗透气，与步骤(1)中所述原料气体A混合后进入所述中高温PSA浓缩系统，进一步回收氢气；从氢膜系统的非渗透侧流出的富含C2+的非渗透气，经过经冷却压缩和气液分离后，形成的液体直接进入PDH分馏区进一步回收C2+，形成的不凝气体，直接作为燃料输出或返回到原料气A中进一步回收氢气及C2+。

9.根据权利要求1所述的一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，所述的中高温PSA浓缩系统中产生的富C2+浓缩气体，经过压缩至2.0～4.0MPa，换热或直接在温度为60～120℃条件下进入由一级或多级渗透丙烯的丙烯膜系统，从渗透侧流出富含丙烯的渗透气，经过冷却压缩与气液分离后，形成的液体直接进入PDH分馏区进一步回收C2+，形成的不凝气体，直接作为燃料气输出，或返回到原料气A中进一步回收氢气及C2+；从丙烯膜系统的非渗透侧流出的富氢气的非渗透气，经过调压或直接与原料气混合进入到中高温PSA浓缩系统，进一步回收氢气与C2+。

10.根据权利要求1-13任一项所述的一种丙烷脱氢制丙烯反应混合气FTrPSA分离方法，其特征在于，也适合包括丙烷、丁烷或丁烷、戊烷混合原料的脱氢制丙烯或脱氢醚化制甲基叔丁基醚、乙基叔丁基醚、甲基叔戊基醚或乙基叔戊基醚过程脱氢形成的反应混合气的分离。