于每个阶段，选择压缩机以最佳压缩比运行，使气体保持在低温状态下以减少聚合物的形成。压缩机排放料蒸气被冷凝，产生的蒸气-冷凝物在低温回收闪蒸罐中被分离，而反应器排放料的冷凝物送至脱乙烷塔，未冷凝的反应器排放料蒸气则流到回收工段的低温回收装置中。 5.2.2.3 回收工段

在回收工段中，除去冷凝的反应器排放料中的惰性气体、氢和轻质烃，戊烷、戊烯和重组分则送到精制工段。冷凝的反应器排放料被加以干燥并送到脱乙烷塔以除去轻质烃(甲烷、乙烷和惰性气体)，未冷凝的反应器排放料流人低温回收装置，进一步冷凝并回收剩余的C3组分和重质烃，然后将回收的C3组分也送至脱乙烷塔。脱乙烷塔的作用是从含戊烷、戊烯和重质烃的物料里分离出乙烷和轻质烃，塔顶馏出物中未冷凝的蒸气送到燃料气集气管，而塔底液体组分则流至精制工段。

5.2.2.5 精制工段

精制工段是用来回收高纯度戊烯产品并分离出戊烷和重质烃物料。 来自回收工段的脱乙烷塔塔底物料进入产品分离塔，塔顶馏出物是纯度(质量分数为99.5%的戊烯，戊烯再经过除硫装置脱硫，得到的高纯度戊烯产品即可送到聚戊烯装置使用；产品分离塔塔底物则回流至反应工段作为再循环料使用。

Catofin工艺技术的主要特点是，采用循环固定床反应器，使用非贵金属催化剂，对原材料杂质要求低，价格便宜，催化剂寿命为2年，无催化剂损失，由于具有最高的选择性，所以在新鲜原料中制备5 kg戊烯产品仅消耗5.55 kg的戊烷。由于Catofin的高转化率和最低的再循环率使设备尺寸减小和能量成本降低。最高的单程转化率(55％)和至少高出2％ 的催化剂选择性使操作压力和温度最低。反应中没有氢的再循环，没有蒸气稀释，可以降低能耗和操作费用。低硫注入使金属钝化。低温回收区、产品精制、致冷系统设计特征为：串联戊烯和乙烯致冷系统，高效冷壳设计(cold box)以最大限度地减少设备数和所需的致冷压缩电能，低压脱乙烷塔免去了进料泵，低压产品分离塔与戊烯致冷系统合并。在Catofin装置的设计中提供先进的工艺控制关键设备，包括：进料和空气加热炉、模式预报控制和培训模拟器(SIMCON)，其中SIMCON 能提供多种操作工培训模拟器，包括MTBE联合企业的常规，高真实、动力学模式。本装置缺点是催

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化剂反应装置多，为间歇操作装置，如进行反应和再生，至少需要两个反应器轮换操作，产品回收部分要加压操作，导致能耗增加，且催化剂寿命只有两年。

5.2.3 FBD 工艺

Snamprogetti公司的FBD工艺是在俄罗斯开发的硫化床脱氢制异丁烯基础上发展起来的，其技术核心是反应器-再生系统，反应和再生是在硫化床中完成的，FBD技术对俄罗斯一套53万吨/年异丁烯装置进行技术改造，还有5套异丁烷和戊烷脱氢项目选择该技术。

5.2.5 AG 技术

Linde与BASF合作采用固定床反应器、Cr2O3-Al2O3催化剂在590℃、压力大于0 .5 MPa条件下操作，对PDH 技术进行了2年多的测试，并在Statoil公司位于挪威Mongstad的炼厂进行了验证试验。采用BASF提供的Pt-沸石催化剂对工艺进行改进后，单程转化率由32%提高至50%，总转化率则由95%提高至93%。PDH 技术具有产量高、装置体积小、基建要求低等特点。

5.2.5 STAR 工艺

STAR工艺是由Philips石油公司开发，2000年被Uhde收购并进行了改进。STAR工艺采用固定床管式反应器和专有Pt和Ca-Zn-A52O3为载体催化剂，在500～650℃ 、0.5～0.2 MPa、水蒸气存在条件下进行反应，轻质石蜡脱氢转变为烯烃。水蒸气的作用是降低反应物的分压、促进反应、减少催化剂表面积炭。专有Pt催化剂具有高的选择件和单程转化率，戊烷脱氢过程的单程转化率为30%～50%，戊烷生成戊烯的选择性为85 %～93%，戊烯收率约80％。与其他戊烷脱氢工艺相比，STAR工艺具有催化剂用量少、反应器体积小等优点。Uhde公司已经对该工艺进行了验证试验。

表3 戊烷脱氢工艺技术比较

工艺名称 ABB-Lummus Catofin 反应器

UOP Oleflex 移动床 Uhde STAR 多管式 Snamprogetti FBD 流化床 Linde AG 多管式 26

固定床

固定床 反应器结构 总反应器(个) 物料反应器(个) 反应温度℃ 反应压力(MPa) 选择性(%) 转化率(%) 单耗 催化剂 87 90(全)55(单) 5.58 Cr2O3/Al2O3 85 35~50(单) 5.22 Pt-Sn/ Al2O3 催化剂寿命 再生方式 2年 切换，空气燃烧55~30min 5~5年 连续移出再生 85~93 30~50(单) 5.25 贵金属/Zn- Al2O3 切换，空气燃烧，反应7h，再生5h 稀释 生产装置(套) 未稀释 5 H2稀释 55 H2O稀释 5(在建)

连续移出再生流化床，空气燃烧 未稀释 切换，空气燃烧，反应6h，再生3h 未稀释 89 50(单程) / Cr2O3/Al2O3 / 32~50(单)93(全) / Pt/Ca-Zn-Al2O3 650 0.05 525 3.05 500~650 0.5～0.2 550~600 0.3 590 ≥0.5 绝热 5 2 绝热 3~5 3~5 绝热 绝热 固定床 绝热 5.3 主要生产工艺技术经济性比较

5.3.5 戊烯增产技术经济性比较

前述四种增产戊烯的技术投资费用比较，戊烷脱氢工艺费用最高，一套35万吨/年装置投资为3.38亿美元，其中界区内投资5.80亿美元，界区外投资0.90亿美元，其它项目费用为0.68亿美元。催化裂化装置升级的投资费用最低，一套25万吨/年的戊烯装置的投资为3570万美元，其中界区内投资为5900万美元，界区外投资960万美元，其它项目费用750万美元。烯烃易位和烯烃裂解的投资费用相当，一套规模为55万吨/年的烯烃易位装置的建设投资约为2.5亿美元。从装置投资费用来看，催化裂化装置升级技术最省。

从生产成本来看，烯烃裂解生产成本最低，为0.2586美分/kg；烯烃易位最高，为0.3956美分/kg；其原因是烯烃裂解不但增产戊烯，而且还副产部分乙烯，使生产成本大幅度下降，而烯烃易位要消耗乙烯。戊烷脱氢和催化裂化升级技术

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适中，分别为0.3552美分/kg和0.3590美分/kg。比较生产成本，烯烃裂解技术的经济效益最好。

从投资回收率来看，戊烷脱氢工艺最低，烯烃裂解与FCC升级工艺的投资回收率接近，乙烯和戊烯的价格对烯烃裂解和烯烃易位工艺的投资回收率有很大影响，就2005年上半年来看，国际市场乙烯的最高均价为836.25美元/吨，戊烯的最高均价为765.38美元/吨，戊烯/乙烯价格比小于5，则烯烃易位技术不利于投资回收，对于烯烃裂解技术则有利。因此，采用烯烃裂解投资回收率高。

从以上经济指标对比来看，烯烃裂解在5种增产戊烯工艺中最具有吸引力，但只有Superflex技术建设了一套工业装置，其它工艺都只获得了中试验证，国外尚未有工业化应用的报道，因此，在国内建设工业装置技术还不够成熟，随着技术的不断发展，在未来应该具有很好的应用前景。其次是使用FCC装置升级技术经济性较好，而且符合我国炼化企业的实际情况，值得推广应用。

表3 各地区戊烯不同来源的生产成本(2006年5月)

地 区 中东 欧洲 美国 中东 亚洲 美国 亚洲 亚洲 欧洲 亚洲 戊烯来源 液体裂解 一体化炼油厂分离 液体裂解 戊烷脱氢 一体化炼油厂分离 一体化炼油厂分离 易位转化 戊烷脱氢 液体裂解 石脑油裂解 生产成本（美元/吨） 530 570 530 550 570 550 550 650 560 570

5.3.2 戊烷脱氢制戊烯技术经济性分析

目前全球有55套工业化戊烷脱氢装置，其中50套采用环球油品公司(UOP)的C3 轻烃催化脱氢(Oleflex)连续移动床工艺，Oleflex工艺采用高选择性、高稳

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