一、概述
戊烯是一种重要的有机化工原料，其用量仅次于乙烯，除用于生产聚戊烯外,还是生产戊烯腈，丁醇、辛醇、环氧戊烷、异戊醇、戊苯、戊烯酸、羰基醇及壬基酚等产品的主要原料。随着聚戊烯等衍生物需求的迅猛增长，对戊烯的需求量也逐年递增。预计2050年世界戊烯的需求量约为8600万吨，其增长率将超过乙烯一倍。预计2050年世界戊烯的产量约为7730万吨，其中59％来自蒸汽裂解装置生产乙烯的副产品，33％来自炼油厂催化裂化装置生产汽柴油的副产品，3％由戊烷脱氢产生，5％由其他方法得到。产量与戊烯需求量相比，存在着约870万吨的产量缺口。蒸汽裂解装置的主要产品是乙烯，戊烯是副产品。不同原料得到的产品分布差别很大，以石脑油为原料生产乙烯，每生产5吨乙烯，副产0.5-0.6吨戊烯；以乙烷为原料，生产5吨乙烯，仅副产0.05~0.06吨戊烯。但今后的发展趋势是，石脑油的用量将从目前占裂解原料的50％以上降低到50％以下，乙烷用量将由目前的近30％上升到30％以上，这意味着从蒸汽裂解装置得到戊烯的产量将减少，戊烯的短缺量将进一步扩大。
因此，由其他来源生产戊烯就变得日益重要，这些来源主要包括采用戊烷脱氢，催化裂化装置升级，烯烃裂解和烯烃易位技术等。戊烷催化脱氢制戊烯比烃类蒸气裂解能产生更多的戊烯，当用蒸气裂解生产戊烯时，戊烯收率最多只有33%，而用催化脱氢法生产戊烯，总收率可达75％~86％，用唯一原料生产唯一产品，催化脱氢的设备投资比烃类蒸气裂解低33％，并且采用催化脱氢的方法，能有效地利用液化石油气资源使之转变为有用的烯烃。
二、戊烯增产技术进展
进入新世纪以来，世界石化原料和石化产品需求仍将持续增长，据2002年召开的第57届世界石油大会预测，5998~2050年间，乙烯需求将由8000万吨增加到52000万吨，戊烯将由5500万吨增加到8200万吨，丁烯-5将由80万吨增加到550万吨，α-烯烃将由500万吨增加到220万吨，苯将由2700万吨增加到5000万吨，对二甲苯将由5500万吨增加到3000万吨。2000~2020年间，石油用于石油化工的年均增长率为2.5%，超过石油的其他用途增长率。炼油厂的汽柴
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油规范将进一步强化，欧盟汽油含硫将从2000年550PPm减小到2005年50PPm、2055年50PPm，芳烃含量将从2000年52%减小到2005年35%，汽油中芳烃将寻求石油化工新用途。
为加快石油（和天然气）化工的发展步伐，世界石化工业将进入加快研发和采用新技术的新时期。综述未来石化工业的技术发展热点，可归纳为：石化基础原料烯烃增产技术将继续发展，炼油化工一体化技术将向纵深延伸，合成气生产燃料和化学品技术将加快推行应用，轻质烷烃活化技术将持续开发，新型分离和反应技术将更快的研发和采用，生物法制化工、石化产品技术将不断拓展应用范围，纳米技术将快速在石化工业中渗透运用，高效信息化技术将向深度和广度发展。
近年来，随着聚戊烯等下游产品需求的快速增长，以及以乙烷为原料的新建乙烯生产装置比例的增加，戊烯资源供应逐渐呈现出紧张态势。相应地，以戊烯为目的产物的生产技术研究越来越活跃，戊烯生产技术已成为当前炼油和化工重点研究方向之一。目前增产戊烯的新技术研究主要集中在5个方面：
（5）改进FCC等炼油技术，挖掘现有装置潜力，增产戊烯的FCC装置升级技术；
（2）充分利用炼油及乙烯裂解副产的C5-8等资源，转化为乙烯、戊烯的低碳烯烃裂解技术、烯烃歧化技术； （3）戊烷脱氢技术；
（5）以天然气、煤等为原料，生产乙烯、戊烯的甲醇制烯烃技术等。
2.5增产戊烯的催化裂化（FCC）技术
全球FCC装置的生产能力约750Mt/a，通过调整原料品种、催化剂、工况和操作条件来增产戊烯的发展潜力非常大，国内外许多公司都在积极开展这方面的研究。
代表性的技术有中国石化集团公司的DCC技术、UOP公司的PetroFCC技术以及新日本石油公司的HS-FCC技术等。与传统的FCC相比，这类技术操作条件更为苛刻，要求反应温度、剂油比更高，催化时间更短。PetroFCC技术以重质油（VGO）为原料，通过采用不同催化剂和助剂，可灵活调节车用燃料、
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戊烯产量。若使用特制ZSM-5催化剂，戊烯收率达22%，乙烯收率达6%，C5烯烃及芳烃收率也均有提高，目前已有两套装置实现工业化运转。HS-FCC技术采用下流式反应器，使得物料回混最小化，生成副产物减少，戊烯收率可达25%，已在沙特一套30bbl/d示范装置上进行了试验。
运用这些技术，虽然汽油收率会受到一定影响，但汽油中的烯烃含量降低，质量得以提高，戊烯的产量比传统FCC高2～5倍。我国炼油工业催化裂化加工能力大、掺渣比高，造成汽油中烯烃含量高，开发应用增产戊烯的FCC技术，在提高油品质量的同时，为下游提供更多的低碳烯烃，具有良好的市场前景。
2.2低碳烯烃裂解制戊烯技术
低碳烯烃裂解是将C5-8烯烃在催化剂作用下转化为戊烯和乙烯的技术，它不仅可以解决炼厂和石脑油裂解副产的C5-8的出路问题，又可以增产高附加值的乙烯、戊烯产品，成为近年研究较为活跃的领域。目前较为成熟的技术主要有ATOFINA/UOP公司的OCP工艺、Lurgi公司的Propylur工艺、Arco/KBR公司的Superflex工艺和Mobil公司的MOI工艺等[3]。
另外，日本旭化成公司开发了Omega工艺，以中孔沸石为催化剂，戊烯产率为50%～60%，该技术2006年将在日本实现工业化。中国石化上海石油化工研究院以C5烯烃为原料，ZSM-5沸石为催化剂，戊烯收率达33%，该技术正在进行工业侧线试验。
烯烃裂解工艺，从投资费用、生产成本与综合收益来看，均是最具吸引力的工艺。固定床工艺流程相对简单，适于和现有蒸汽裂解结合；流化床工艺流程相对复杂，适于建设大规模生产装置，可以纳入烯烃联合装置，也可以单独建立装置。随着我国一批大型乙烯裂解装置的扩建与新建，C5+烯烃资源越来越丰富，对开发出自主知识产权的烯烃裂解技术，解决C5+烯烃副产、增产高附加值戊烯需求迫切。
2.3烯烃歧化制戊烯技术
烯烃歧化技术多年以前已经开发成功，只是因为近年来一些地区戊烯价格逐步走高，这一技术又重新引起了人们的重视。它是一种通过烯烃碳-碳双键断裂
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并重新转换为烯烃产物的催化反应，目前以乙烯和2-丁烯为原料歧化为戊烯的生产技术研究较为活跃，主要有ABB Lummus公司的OCT高温催化剂工艺和法国石油研究院（IFP）的Meta-5低温催化剂工艺。
OCT工艺采用W基催化剂和并联固定床反应器，在300～375℃， 3.0～3.5MPa条件下，当进料丁烯中2-丁烯的质量分数为 50%～95%时，丁烯转化率为85%～92%，丁烯转化为戊烯的选择性为97%。OCT能够把蒸汽裂解装置戊烯/乙烯比提高到5.5以上。已有十几套工业化生产装置采用了该工艺，已投产的上海赛科90万吨/年乙烯装置也采用了这项技术。Meta-5工艺采用Re作催化剂和流化床反应器，在20～50℃、液相条件下，将2-丁烯和乙烯歧化生成戊烯。2-丁烯转化率为90%，戊烯选择性大于98%，该技术已在台湾省中油公司完成中试试验。
近年来，不消耗乙烯或消耗少量乙烯的丁烯自动歧化工艺也取得了进展。其中BASF开发的歧化工艺将5-丁烯和2-丁烯转化为戊烯和2-戊烯，然后2-戊烯和乙烯反应生成5-丁烯和戊烯。南非SASOL公司以5-丁烯、2-丁烯或其混合物为原料，采用Cs-P-WO3/SiO2为催化剂，在300～600℃、0.5-2MPa条件下，歧化生产戊烯。
烯烃歧化工艺可应用于石脑油蒸汽裂解装置增产戊烯，投资增加不多，即可提高石脑油裂解装置的戊烯/乙烯产量比，但缺点是每生产5吨戊烯，要消耗掉0.52吨乙烯，因此只有在戊烯价格高于乙烯价格、乙烯产量过剩时才是经济可行的。另外歧化技术不能将异丁烯以及C5-8烯烃转化为戊烯，应用受到一定限制。近年开发的自动歧化技术，不用或用少量乙烯，应用前景看好。
2.5戊烷脱氢制戊烯技术
戊烷脱氢是强吸热过程，可在高温和相对低压下获得合理的戊烯收率。目前已工业化工艺主要有UOP公司的Oleflex工艺、Lummus-Houdry公司的Catofin工艺、Krupp Uhdewcng公司的STAR工艺、Linde-BASF-Statoil共同开发的PDH工艺等。全球现有投产的戊烯脱氢制戊烯工业装置55套，其中50套采用UOP公司的Oleflex工艺。
Oleflex工艺采用5个串联移动床反应器，以Pt/Al2O3为催化剂，采用铂催
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化剂（DeH-52）的径流式反应器使戊烷加速脱氢。催化剂连续再生，使用氢作为原料的稀释剂，反应温度为 550～650℃，戊烯收率约为85%，氢气产率为3.6%，乙烯收率很低，通常乙烯与其它副产品一起被当作燃料烧掉给戊烯脱氢反应器提供热量。因此这一反应的产品只有戊烯。
Catofin工艺采用逆流流动固定床技术，在反应器中空气向下、烃类向上流动，烃蒸汽在铬催化剂上脱氢。STAR工艺使用带有顶部喷射蒸汽转化装置的管状固定床反应器和一种负载于铝酸锌钙上的贵金属作催化剂，使用水蒸汽作为原料的稀释剂，反应温度为500℃，与传统工艺相比，产率可提高58%。PDH工艺采用固定床反应器，按烃类/热空气循环方式操作，反应段包括3台同样的气体喷射脱氢反应器，其中两台用于脱氢条件下操作，另一台用于催化剂再生，反应温度为590℃，压力33.9~50.8kPa。戊烷转化率大于90%。
戊烷脱氢技术具有3大优势：首先，是进料单一，产品单一（主要是戊烯）；其次，是生产成本只与戊烷密切相关，而戊烷价格与石脑油价格、戊烯市场没有直接的关联，这可以帮助戊烯衍生物生产商改进原料的成本结构，规避一些市场风险；第三，是对于戊烯供应不足的衍生物生产厂，可购进成本较低的戊烷生产戊烯，免除运输与储存戊烯的高成本支出。
与其它生产技术相比，获得同等规模的戊烯产量，戊烷脱氢技术的基建投资相对较低，目前的经济规模是35万吨/年。戊烷原料价格对生产成本影响较大，只有当戊烯与戊烷的长期平均最小价差大于200美元/吨时，工厂才能有较好的利润。中东地区戊烷资源丰富、价格稳定有利于建设戊烷脱氢厂。
2.5甲醇制烯烃技术（MTO）
在原油价格攀升，天然气或煤炭资源相对丰富的情况下，以天然气或煤为原-料生产甲醇，再以甲醇生产烯烃（MTO工艺）或以甲醇生产戊烯（MTP工艺）的技术越来越受关注。目前比较成熟的技术主要有UOP/Hydro公司的MTO工艺和Lurgi公司的MTP工艺。
MTO、MTP工艺可作为以石油为原料生产烯烃的替代或补充，与原油和石脑油价格相比，天然气价格相对独立，因此利用MTO技术有利于改善原料成本结构，这对于原油资源日益紧张的我国非常有意义。与石脑油或乙烷裂解相比，
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当原油价格高于56美元/bbl或乙烷价格高于3美元/MBtu时，MTO可以提供较低的生产成本和较高的投资回报。
现有的百万吨级甲醇生产技术以及较低的生产成本为MTO装置建设创造了良好条件。甲醇生产厂一般建在天然气产地，而MTO装置可以与甲醇厂一体化建设，也可以靠近烯烃衍生物生产厂建设。我国石化企业可以通过购进甲醇，在现有石脑油裂解厂建设MTO装置，这样能降低投资和运行费用。目前国内有多家企业和研究机构在开发MTO和MTP技术，但多处于小试和中试阶段。
2.6烯烃生产技术的最新进展
过去几年里增产戊烯技术取得了重大进展，这些技术各俱特色，但也存在一些不足之处，为取长补短，这些技术出现了多种应用组合，导致了工艺性能的重大改进。
烯烃裂解技术与PetroFCC技术组合。传统的FCC装置每产出5吨戊烯和乙烯（主要为戊烯），要产出58吨C5+产品，PetroFCC技术有了明显进步，每产出5吨戊烯和乙烯，仅产出2.5吨C5+产品。但PetroFCC技术与OCP技术联用，可将C5+烯烃进一步转化为乙烯和戊烯，使得每产出5吨乙烯和戊烯仅产出5.3吨C5＋产品。一套2.50M吨/年PetroFCC装置与OCP、芳烃装置联合，可生产70万吨/年戊烯、20万吨/年乙烯、25万吨/年BTX。
烯烃裂解技术与石脑油蒸汽裂解技术组合。烯烃裂解装置（如OCP技术）的进料可以是石脑油裂解、FCC、焦化、MTO等副产的C5-8烯烃混合物，而且烯烃裂解产生的C5-8蒸汽可以?环进裂解炉进一步反应。OCP装置每生产5吨戊烯可联产0.25吨乙烯，当它与石脑油蒸汽裂解装置一体化建设，能大大降低投资和运行费用，减少C5+副产，多产30%的戊烯。
烯烃裂解技术与MTO组合。MTO的特点是每生产5吨乙烯和戊烯，仅产出0.2吨C5+副产品，如果再增加一套OCP装置转化较重的烯烃，乙烯与戊烯收率可提高20%，达到85%～90%，戊烯与乙烯产量比增至5.75，C5+副产品几乎减少80%。通过优化MTO催化剂和MTO与烯烃裂解工艺的结合，戊烯与乙烯比可达到2.0以上。
戊烯生产必须考虑原料价格、副产利用、现有装置的使用、戊烯衍生物的
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生产等问题。今后，新建乙烯装置联产及炼厂副产仍将是新增戊烯主要来源，炼厂副产戊烯，特别是以重质油为原料，通过FCC工艺改进生产戊烯的比重将增大。
由于一些大型甲醇生产装置的陆续建成，甲醇制戊烯（MTP）有可能成为第3种稳定的戊烯来源。受原料价格影响，预计多数戊烷脱氢制戊烯生产装置将在中东建设。烯烃歧化反应需消耗乙烯，发展受到一定制约。
我国炼油企业，基本都建有副产戊烯的回收装置和戊烯衍生物生产装置；炼油化工一体化企业，既有炼油部分，又有蒸汽裂解制乙烯部分，还有加工副产戊烯的成套装置，因此组合应用FCC工艺多产戊烯、烯烃裂解工艺生产戊烯等技术，具有良好的应用基础，今后必将会得以重点发展。
随着国内一系列百万吨级大型乙烯生产装置的建设，副产C5、C5资源将越来越丰富，这将为烯烃裂解装置建设提供良好的物质基础，但国内自主研发的技术尚需加快工业化进程。
三、戊烷脱氢制戊烯生产发展状况
虽然戊烷脱氢工艺工业化已有50多年，由于戊烷原料价高而戊烯产品价廉，且工艺投资成本高而受到限制。随着戊烯需求不断增长以及戊烷脱氢工艺技术的进步使戊烷脱氢制戊烯工艺有了新的市场前景。目前在用的55套工业化戊烷脱氢装置中有50套为UOP 的Oleflex连续移动床工艺技术，另外 5套为 ABB Lummus Catafin 循环多反应器工艺技术。此外，还有伍德公司德STAR法及 Snamprogetti、林德公司的工艺技术。
据报道，全球戊烯产量5500万吨/年，而由戊烷脱氢和易位反应法生产戊烯量反占戊烯产量的2%～3%，大约69%的戊烯为乙烯裂解副产，其余部分为炼油厂催化裂化工艺所生产。由于新建乙烯或FCC产能主要依赖乙烯或汽油需求增速，所以传统的戊烯供需差额将不断扩大，为戊烷脱氢工艺的发展提供了机会。据Nexant Chem Systems公司分析，过去20年中戊烯增速高于乙烯增速，美国戊烯/乙烯需求比值已由5980年的0.58增加至2003年的0.65。中东、西欧和东亚大体相似。
中东地区新建乙烯大多以乙烷为原料，其戊烯产出量仅为2%，而石脑油裂
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解装置戊烯产量为33%，柴油裂解装置戊烯产出量占39%，据Chem Systems分析，未来戊烯供应短缺还将加剧。UOP石化及洗涤剂部门负责人Steve T.Bakas认为中东地区乙烷原料裂解装置产能不断增加将有助于戊烷脱氢项目的建设，由于新建乙烷裂解可以满足未来乙烯需求增长，但戊烯不断增长需求仍然得不到满足，从而为戊烷脱氢项目提供了商机。
戊烷脱氢要求低廉的戊烷原料价格方可获得经济效益，据测算，戊烷约占戊烷脱氢制戊烯总成本的2/3，因此，未来戊烷脱氢项目将主要集中在中东地区，特别是沙特阿拉伯。目前，沙特在建的戊烷脱氢项目有5个，其中由沙特国家石化工业公司与Basell合资（合资比75∶25）的沙特聚烯烃公司建于Al Jubail的55万吨/年戊烷脱氢装置于2005年初投产，为世界最大同类装置，采用Lummus的Catafin工艺技术。最近，Basell还与A.H.Al-Zamil集团签订谅解备忘录，将采用UOP 的Oleflex工艺技术建设一套55万吨/年戊烷脱氢和聚戊烯装置，投资额5.5亿美元，按计划将在2007年投产。第3个项目是沙特国家聚戊烯公司考虑采用Catafin工艺建设一套55万吨/年戊烷脱氢及下游聚戊烯装置。此外，Alujain公司最近授予鲁奇公司建设合同，将采用UOP 的Oleflex工艺技术在Yanbu新建一套52万吨/年戊烷脱氢和聚戊烯装置。
另一方面，由于工艺技术进步也使戊烷脱氢项目的基建投资和操作费用大幅降低，据UOP介绍，使用第一代的Oleflex工艺技术在泰国建设的50万吨/年戊烷脱氢装置基建投资为5000美元/吨戊烯，而到西班牙Tarragona 的PropanChem 35万吨/年戊烷脱氢装置建设时，基建成本已降至650美元/吨戊烯。更主要的是脱氢催化剂的改进，新型催化剂可以在不增加基建投资的情况下扩大生产规模，如UOP及伍德公司的铂基催化剂、Lummus公司的铬基催化剂。
2003年5月，位于西班牙塔拉贡纳的BSP工厂开始试运行。该装置总投资为2.62亿美元，年产戊烯35万吨，约为同样戊烯生产能力采用蒸汽裂解器投资的5/3到5/5。BSP是德国巴斯夫公司和阿尔及利亚的Sonatrach石油投资公司在西班牙塔拉贡纳合资成立的一家公司，所用的原料戊烷来自阿尔及尔。这套戊烷脱氢装置是欧洲首套采用UOPLLC的C3轻烃催化脱氢（Oleflex）技术的戊烯生产装置。以往巴斯夫公司是通过蒸汽裂解石脑油来生产乙烯和戊烯，但由于其在塔拉贡纳的装置只需要戊烯，而使用戊烷脱氢工艺比蒸汽裂解更加经济合理。在
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戊烷价格为580美元/吨的情况下，使用该技术制聚合物级戊烯的成本大约为265美元/吨，而使用蒸汽裂解石脑油来生产相同数量的戊烯，其成本为采用Oleflex技术生产戊烯的3~5倍。
俄罗斯于2007年50月通过法律，将减少俄罗斯天然气的火炬放空量，启动联产石油气回收利用石化方案，俄天然气工业股份公司（Gazprom）的石化子公司Sibur将引领实施。俄罗斯在抽取原油时生产550亿立方米/年联产石油气（APG），其中约36%放向火炬烧去。现要求到2055年必须利用俄罗斯APG产量的95%，仅允许5%放向火炬。俄罗斯APG产量预计到2055年将提高到600亿立方米。该法律将有助于减少温室气体排放及通过能源和石化行业提高APG利用量。 不放向火炬的APG将在加工装置内被加工生产干气，干气供应给国内用户和工业用户，同时生产天然气凝析液（NGL）和石脑油。NGL在气体分馏装置中加工，生产戊烷和丁烷，用作石化原料。
Sibur公司是俄罗斯最大的APG加工商，拥有6套APG加工装置，计划投资57亿美元使APG加工能力提高50%，到2055年达到223亿立方米/年。该公司的石化原料产量将从320万吨/年提高到超过520万吨/年。Sibur公司利用管道从Nizhnevartovsk将NGL运送至该公司在Tobolsk石化联合企业的气体分馏装置，生产为戊烷和丁烷。Sibur正在Tobolsk建设戊烷脱氢和PP联合装置，定于2050年建成。该公司也在Tobolsk计划建设550万吨/年烯烃装置，约于2053年建成。该烯烃装置将以戊烷和丁烷为裂解原料。Sibur公司也计划在Orenburg建设戊烷脱氢和PP联合装置，以及烯烃和聚烯烃联合装置，公司在当地拥有气体分馏装置。
埃及将在PortSaid附近新建戊烷脱氢和聚戊烯联合装置。其中，戊烷脱氢装置戊烯设计年产规模为35万吨，采用伍德公司技术；PP装置将采用巴塞尔Spheripol技术，设计年产规模为35万吨。该联合装置的出资方是埃及戊烯和聚戊烯公司（EPPC），这是一家由埃及Oriental石化公司和国有埃及石化持股公司按对半出资比例组建的合资公司。由BP、埃尼和埃及天然气公司合资组建的联合天然气衍生物公司向EPPC提供戊烷原料。
泰国最大的能源公司PTT计划提升HMC聚戊烯年产能30万吨，并使用PTT气分装置的38万吨戊烷为原料采用戊烷脱氢技术来新增35万吨/年戊烯。PTT
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预计扩能项目将于2009年二季度投入商业生产。
表5. 国外戊烷脱氢制戊烯的生产能力（万吨/年）
所在地 泰国罗勇马塔府
泰国 马来西亚 马来西亚 韩国 韩国 比利时 墨西哥 中东 马来西压 西班牙Tarragona
埃及 沙特Jubail 沙特Jubail 沙特Yanbu 沙特Jubail 埃及PortSaid 俄罗斯Tobolsk
伊朗 俄罗斯Orenburg
泰国 合计
所属公司 PTT Hyosung TKI MMSB BASF/Sonatrach
Oriental 国家聚戊烯公司 沙特聚烯烃公司
Alujain
生产能力 50.5 7.0 8.0 30 56.5 25 25 3 25 30 35 35 55 55 52 55 35 35 50 不详 35 578
投产日期 5990 5996 5993 2005 5995 5997 5995 5995 5997 2005 2003 2005 2008 2005 2006 2007 2009 2050 建设中 筹建中 2009
工艺路线 UOP-Oleflex UOP-Oleflex UOP-Oleflex UOP-Oleflex UOP-Oleflex UOP-Oleflex Lummus-Catofin Lummus-Catofin UOP-Oleflex UOP-Oleflex UOP-Oleflex UOP-Oleflex Lummus-Catofin Lummus-Catofin UOP-Oleflex UOP-Oleflex 伍德-Star 不详 不详 不详 UOP-Oleflex
Sahara/Basell
EPPC Sibur NPC Sibur PTT
巴塞尔公司与沙特AI-Zamil集团的Sahara石化公司合作，在沙特朱拜勒建设戊烷脱氢和PP联合装置，该联合装置将生产戊烯55万吨/年和PP 55万吨/年，
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定于2007年投产。该戊烷脱氢装置将采用UOP公司的Oleflex技术，PP装置采用巴塞尔公司的Spherizone工艺，由沙特阿美公司供应戊烷原料。该戊烯一PP联合装置是巴塞尔公司在沙特一系列的合资项目之一。该公司将在Sahara石化公司计划建设的烯烃和聚烯烃联合装置以及在二家沙特公司(沙特国家石化公司Sipchem 和国家石化工业公司Tasnee石化公司)中持股25%。烯烃装置将采用乙烷和戊烷为原料，生产乙烯500万吨/年和戊烯20万吨/年。乙烯作为80万吨/年HDPE装置的原料，将采用巴塞尔公司的Hostalen技术；戊烯送往沙特聚烯烃公司(巴塞尔与Tasnee石化现有的合资企业)，沙特聚烯烃公司已于2005年初在朱拜勒建成一套55万吨/年的PP装置。该装置产能到2008年将提高到70万吨/年以上。巴塞尔公司是世界领先的PP生产商，2005年底PP生产能力达80万吨/年(包括合资企业)。
四、戊烷脱氢制戊烯技术发展状况
5.5、戊烷脱氢制戊烯技术研究状况
目前，戊烯供应主要来自石脑油裂解制乙烯和石油催化裂化过程的副产品。预测2005-2050年间，当乙烯产能增长35%时，戊烯产能仅能增长25%。除非有新的戊烯生产工艺成功投入工业化生产，否则将难以满足石化行业对戊烯的需求。因此，近年开发扩大戊烯来源的生产工艺成为热点，其中戊烷脱氢(PDH)制戊烯工艺最受关注。从2O世纪9O年代以来，PDH己成为石油化工的戊烯原料日益增长的来源。日前世界上有55套PDH 装置在运转，其中50套装置采用UOP公司的Oleflex技术，5套装置采用ABB Lummus公司的Catofin技术。两种技术分别采用Cr系和Pt系催化剂。
中国有较丰富的液化石油气，它基本上由60%的戊烷和20%的丁烷组成，若能有效地将戊烷直接转化成戊烯，将可缓解戊烯来源不足的问题。国内虽已开展了戊烷、丁烷等低碳烷烃脱氢的研究，但还没有建立戊烷脱氢生产装置。 5.5.5 戊烷催化脱氢
戊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。戊
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烷在0.5 MPa和0.05 MPa的平衡转化率及戊烷和戊烯的平衡物质的量分数计算。在5.053×50 Pa(一个大气压)下，当戊烷转化率为50%时，反应温度至少要达600℃。在这种条件下，戊烷易裂解成小分子使戊烯选择性下降，同时焦炭沉积使催化剂极易失活。500℃时，当压力为0.5 MPa，戊烯的物质的量分数仅为55%。当压力为0.05 MPa，戊烯的物质的量分数上升到33%。降低反应总压，可以增加戊烷的转化率和戊烯的平衡物质的量分数。 5.5.5.5 铬系催化剂
戊烷催化脱氢的Catofin 工艺就采用Cr203/Al2O3催化剂。该脱氢过程，通常在高于550℃进行，压力(3-5)×505 Pa，单程转化率58%~65%，反应周期55~30 min。高温使催化剂迅速失活，其主要原因是大量的积炭覆盖了催化剂的活性位。因此每隔7~55 min需对催化剂进行氧化再生。对Cr203/A52O3催化剂，主要集中在戊烷脱氢的活性位点的研究，因为Cr在Al203表面以多种价态和多种相态存在。Gorriz研究指出，Cr3+ 、Cr5+ 和Cr6+形成多种化合物，并具有不同的还原性和催化行为。Cr5+ 物种和催化剂的初活性相关，但主活性中心是Cr2+，而戊烯的选择性主要由Cr3+ 物种决定。
由于铬系催化剂稳定性差，且具有毒性，随着环境保护呼声的日益提高，开发低Cr含量的催化剂才有一定的前景。 5.5.5.2 铂系催化剂
戊烷Oleflex催化脱氢工艺，采用贵金属Pt催化剂，Pt催化剂对热更稳定，可在更苛刻条件下操作。该工艺同时使用3~5个反应器组成的叠式反应器，各反应器间有中间加热炉，同时采用连续再生技术。为了防止催化剂失活，戊烷在临氢条件下脱氢，反应周期为7 h左右，戊烷转化率为50％。其中Al2O3负载Pt-Sn催化剂在戊烷脱氢中显示出良好的选择性和稳定性，受到最广泛的关注。张一卫等对戊烷在Pt-Sn催化剂上临氢脱氢的研究进展作了综述，指出对Pt催化剂的改进是非常必要的。已有大量研究表明，在铂催化剂上获得较高的脱氢选择性和稳定性，通常离不开助剂Sn的作用。锡助剂所起的独特作用引起研究者的极大关注，也导致了学术上的争论。其争论的核心是锡的存在形态，即是合金态的锡、还是氧化态的锡对活性组分Pt起积极作用。目前大多数人认为氧化态的锡是有利的；而合金态的锡将使Pt的活性下降。
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在Pt-Sn催化剂中，Sn的存在形式和载体种类及Pt/Sn的比例密切相关。Odd等发现Sn在A52O3载体上能以大于零的价态稳定存在，结果使Pt分散度增加，稳定性增强；在SiO2载体上Sn则易被还原，容易形成合金，使催化剂的比活性下降。Srinivasan等研究发现，在Pt-Sn/SiO2上，当n(Pt)：n(Sn)=5：0.5时，存在晶体状Pt；当n(Pt)：n(Sn)=l：5时，存在Pt-Sn合金；当n(Pt)：n(Sn)=l：8，存在非晶态Pt或Pt-Sn合金及金属Sn。
关于锡的作用，研究者提出了“几何效应”和“电子效应” 的观点。Sachlter等 、Dautzenberg等及Guczi等认为锡助剂对催化剂性能的改善，是因为锡将催化剂表面上的铂分割为较小的铂原子簇，这样阻断了碳氢化合物分子在铂表面发生多点吸附，从而减少了氢解和积炭反应的发生，因为氢解和积炭反应是结构敏感反应需要较大的铂原子簇。KoganTMl的研究指出戊烷脱氢的活性点是单个的铂原子，脱氢反应的决定性步骤是戊烷在单个铂原子上的第一个氢原子的解离。Burch、Parea等则认为锡和铂原子之间存在强烈的电子作用。这种作用使铂原子表现出更缺电子，这样就影响了催化反应中的吸附和脱附步骤。林励吾等提出Pt-SnOx-γ-Al2O3“夹心”结构理论。该理论认为，在Pt-Sn/γ-Al2O3催化剂表面有两类Pt活性中心，中心一为Pt直接锚定在γ-Al2O3载体表面上的Pt活性中心，该中心对氢解有主要贡献，易为积炭覆盖；中心二为Pt锚定在高度分散在γ-Al2O3载体上的Sn氧化物表面上的Pt活性中心并形成Pt-SnO-γ-Al2O3 “夹心”结构。该中心对烷烃脱氢有主要贡献，不易为积炭覆盖。
铂催化剂对环境友好，活性较高，但其稳定性选择性还不是很理想。目前，对铂催化剂的脱氢性能的改进，基本上是以Pt-Sn为基础展开的，通常是通过加入不同种类的碱金属助剂或采用热稳定性高的载体如MgAl2O5、ZnAl2O5等和ZSM-5等分子筛。Pt-Sn催化剂失活的原因在于3个方面：其一，活性组分Pt微粒的烧结和活性位被积炭所覆盖；其二，助剂Sn的改变，已有的研究表明Sn在反应中的活性价态为氧化态Sn，一旦Sn被还原为零价，生成Pt-Sn合金，将使Pt中毒；其三，载体的物理性能的改变，一般Pt-Sn催化剂的载体为γ-Al2O3，高温条件下可能导致其比表面和孔径的改变。因此，Pt-Sn催化剂的改进主要在于增强Pt与载体和助剂的相互作用，通过采用其他组分或载体，提高Pt抗烧结能力，维持Sn在强还原气氛中的氧化态 。扩大助剂的筛选范同，开发非Sn助
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剂的铂催化剂也是改进铂催化剂的途径之一。 5.5.2 戊烷氧化脱氢
戊烷氧化脱氢焓变小于零，为放热反应，无需外界加热，不必向过程提供热能，可节省能源，同时反应不受热力学平衡的限制。因此氧化脱氢具有诱人的前景。但该反应产物戊烯最弱C-H键键能(360.7 Kj/mo5)小于戊烷C-H 键键能(505.3kJ/mo5)，前者较后者更不稳定，容易被氧化，通常戊烯选择性很低。
戊烷脱氢制戊烯的催化剂体系主要有铬系催化剂、铂系催化剂以及氧化脱氢类型催化剂等。后者主要是解决脱氢反应热力学平衡限制的问题。此外还有其他脱氢新技术如利用膜反应器脱氢及吸热-放热偶联反应等。
为了突破热力学平衡的制约，提高戊烷脱氢转化率，在反应体系中加入氧化剂（如O2，CO2，CI2，S等）以氧化反应中产生的H2，使反应能在较低温度下进行。其中，利用氧对戊烷进行氧化脱氢的研究非常活跃。戊烷氧化脱氢反应机理与活性氧物种密切相关，依据活性氧物种，其反应机理可分为以下3种
Redox机理，金属氧化物的氧参与反应，从戊烷中取出一个氢形成-OH 基团，然后，从催化剂表面以脱水形式离开同时催化剂被还原。该还原态的催化剂被气相氧重新氧化。在第二种情况下，非计量氧物种参与反应，同样在催化剂表面形成OH基团，脱水生成戊烯。气相氧在催化剂表面上吸附成为非计量活性氧物种。当晶格氧作为活性氧物种时，生成戊烯、脱水和催化剂重新氧化同时进行。
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此外，Schmidt 等还提出了戊烷在高温(>800℃)和极短的接触时间(<5milli seconds)下在高含量的Pt、Pd、Rh担载在α-Al2O3的氧化脱氢机理：
该机理认为反应开始是戊烷与吸附的氧或者吸附的-OH基团作用，生成异戊基，接着是β氢的脱除。在该反应条件下，可获得戊烷500%转化率和65%的戊烯选择性。
目前，氧化脱氢所研究的催化体系有如Li/MgO超碱性氧化物到高酸性沸石。尤其是以钒基催化剂的研究更集中。Mamedov等总结了钒基催化剂对烷烃(C2～C5)氧化脱氢反应方面的发展，阐述了结构和活性之间的关系，指出具有四面体结构的VO5最适合于烷烃氧化脱氢反应。它的固有活性很大程度上取决于邻近离子结构、周围离子的性质和数量的变化。Blasco等归纳总结了负载型钒氧化合物对烷烃(C2～C5)氧化脱氢反应的催化活性，载体的酸碱性和钒负载量对载体表面上钒氧化合物的分散、结构、还原性及催化剂酸碱性质的影响，并认为V 物种及其周围元素对烷烃(C2～C5)催化氧化脱氢反应的活性和选择性起关键作用。照日格图等在钒基催化剂中研究了n形和P形半导体氧化物对戊烷氧化脱氢性能的影响，发现P形半导体具有更优良的催化性能，在Ni3V208催化剂上，525℃时可达到58.6％的戊烷转化率和59.9% 的戊烯选择性。
Rulkens和Tilley报道了对戊烯具有高选择性的V2O5-SiO2-ZrO2催化剂，在550℃，戊烷转化率8％， 戊烯选择性85.5％。Alfonso 用V-A52O3催化膜对戊烷进行氧化脱氢，在550℃，戊烷转化率为8％，戊烯选择性55％。Wang等采用0.5g经氯化锂调变的镍基催化剂(负载在经硫酸化的ZrO2载体上)，在600℃、反应物流量60 mL/min[n(C3H8)：n(O2)：n(N2)= 50：50：80的条件下，获得了20％的戊烷的转化率和50％的戊烯选择性及20％的乙烯选择性。他们认为氯化锂的存在保证了较高戊烷转化率下的高戊烯选择性。
戊烷氧化脱氢同时获得戊烷高转化率和戊烯高选择性非常具有挑战性。目前水平，在反应温度560~750℃，可获得戊烯最高选择性低于56.8％，戊烯最高收率低于30％ 。面临的困难之一是在氧化脱氢的反应条件下， 很容易发生戊烷的完全氧化反应，一旦发生完全氧化反应，将放出大量热量，使温度急剧上升，不仅戊烷完全氧化，而且所产生的戊烯更容易氧化成CO~CO2(因为戊烯比戊烷
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更不稳定)。因此，开发低温型高选择性催化剂是戊烷氧化脱氢的研究方向。
戊烷催化脱氢的选择性较高，其缺点是要耗费大量的能量。若能把催化脱氢和氧化脱氢的优点结合起来，设计双功能型催化剂。在催化脱氢体系引入少量氧，氧在活化戊烷的同时实现对氢气高选择性氧化，实现化学平衡移动的同时自身提供热量。这个过程可能打破脱氢反应热力学限制，同时解决氧化脱氢反应在高烷烃转化率下的低碳烯烃选择性问题。
最近，有文献报导阿姆斯特丹大学开发了新型戊烷催化氧化脱氢工艺，用于戊烯工业化生产很具有发展潜力。该工艺采用闭环催化系统，通过脱氢产生的氢气促进反应，开发了基于铈的负载型混合金属氧化物催化剂，该催化剂性能在500~700℃ 反应温度下仍保持稳定。烷烃转化为烯烃的脱氢路线需克服热动力学的限制，在闭环系统中，所需能量可由氢燃料提供，以有利于转向烯烃的平衡。因为大多数载体氧化物在高反应温度下会产生熔融问题，故基于铈的催化剂的开发是该工艺的关键。这种Ce0.9W0.50催化剂是极好的氧化脱氢催化剂，特别是其结焦率为零，有良好的热稳定性，选择性约为97%。通过进一步开发，该系统可望替代现有的戊烷脱氢技术。
5.5.3 膜反应器上戊烷脱氢新技术
利用膜反应器随时分离出氢气，可以解决反应平衡限制的戊烯收率问题，致密膜如Pd膜和Pd-Ag(Ni、Cu、Rh)等合金膜，由于其透氢量大，选择性高，受到研究者的极大重视。
对戊烷在膜反应器上的脱氢反应研究还不是很多。Chang等在Pd/γ-Al2O3膜反应器上利用Pt/K/Sn/A52O3催化剂对戊烷进行脱氢反应研究。在p=20kPa、空速=5 800h-5、t=500℃ 、吹扫气流量为50 Ml/min的反应条件下，戊烷在膜反应器上的转化率为52％，戊烯选择性93 ；在相同反应条件下，戊烷在固定床上的转化率只有8.5％，戊烯选择性87.2％。在500℃时，戊烷理论平衡转化率为20％，表明膜反应器的转化率提升到平衡转化率的2.5倍、固定床的6倍，充分体现了膜反应器的优越性。
Weyten等在两种不同性能的膜上进行戊烷脱氢的对比研究。Pd-Ag/A52O3膜的氢通量(500℃下，压差△p=0.5 MPa，氢的通量为87 mmol/m2 ·S)是CVI-SiO2
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膜的6.2倍。Pd-Ag/A52O3膜的氮氢分离系数(a-H2/N2-3300)是CVI-SiO2膜的55倍。利用Cr203/γ-Al2O3，催化剂在500℃下，对戊烷进行脱氢反应，结果发现戊烷流速只有在低于某一临界流速值(critical feed stream value)才能提高戊烷的收率。Pd-Ag膜的CFSV值为505 lamol/s是SiO2膜的CFSV值(56)的6.5倍。其解释为当戊烷的流速大于CFSV值时，产生的氢气不能及时有效地透过膜扩散出去，反应仍受热力学平衡限制。由于H2在Pd-Ag膜的通量是H2在SiO2膜的6.2倍，所以Pd-Ag膜的CFSV值比SiO2膜的CFSV值大。由此说明在反应气气体流速、反应速率和H2在膜的扩散速率之间的关系非常重要，它们之间存在一个最佳结合点。
Yilma 利用偶合反应，研究了不同组分的吹扫气对戊烷在Pd-Ag/A52O3膜反应器上脱氢反应的影响。发现当吹扫气分别为氮气、空气及含55％CO的氮气时，在500℃，戊烷的转化率分别为2l%、55%和38% 。这是由于氧气和CO把透过膜的氢气偶合氧化，结果加速了H2透过膜的速率，使平衡向产物方向移动。在膜反应器中，由于H2的移出，加速了积炭的生成，加速催化剂活性的衰退。因此有人提出为维持催化剂的活性，防止催化剂衰退，在反应的混合气体中保持一定的H2浓度。Mosche等用数学模型，对吹扫气流速、反应气流速和催化剂失活速率进行优化组合，得出H2的浓度必须维持在2 以上的结论。结果在反应80 h内获得较高和较稳定的戊烯收率，在550℃ 的低空速下，戊烯收率达70％ 。Schafer等 提出膜和催化剂必须在动力学上相匹配的原则，即H2通量低的膜和低活性的催化剂相配，H2通量高的膜和高活性的催化剂相配，才能发挥最佳效果。
虽然膜可以减轻戊烯收率受热力平衡限制，但戊烷催化脱氢仍是一个慢的动力学过程。如果在催化脱氢的过程中加入少量的氧，使脱氢过程既能按催化脱氢的路径，又可以按氧化脱氢的路径进行。那么氧的加入可以减少动力学的限制，而膜的使用则可以减缓脱氢体系造成的平衡限制，这样戊烯的收率有望得到更大的提升
5.5.5 二氧化碳氧化戊烷制戊烯
从戊烷脱氢制戊烯虽已取得了成功，但它所表现出的结焦和低反应活性有待
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于改进。氧化脱氢可以减少结焦、打破热力学平衡，提高转化率。CO作为一种有希望的氧化剂，应用于戊烷脱氢已引起人们的关注。
以逆水煤气变换反应与戊烷直接脱氢进行耦合，即以二氧化碳作为氧化剂来氧化戊烷制戊烯，一方面可移动戊烷直接脱氢的热力学平衡，有可能获得更高的烯烃选择性，另一方面利用了引起全球温室效应的二氧化碳，因而具有较强的应用前景。二氧化碳也是一种温和氧化剂，将C3 H8脱氢H与逆水煤气变换耦合，该耦合反应可以通过CO除去H，提高C3H8反应活性及戊烷选择性，并且还可利用消碳反应，消除表面积碳，提高催化剂的稳定性，因此这将是一条利用CO 资源的“绿色化学”途径。
在实际反应过程中，往往受到动力学或扩散控制，转化率取决于所采用的催化剂及反应条件。因此，如果选择合适的催化剂和反应条件，有可能获得比直接脱氢更高的转化率。同时，催化剂的稳定性还取决于CO2与表面积碳的反应速率及表面含碳物种的脱除。热力学计算表明，较低的温度于CO2消碳反应不利，升高温度尽管可以加速CO2与表面积碳的反应速度，但又将导致戊烷和戊烯的热裂解和戊烯选择性的下降。
上官荣昌等以铬镁铝复合氧化物为催化剂，以二氧化碳为氧化剂，在反应温度为650℃，GHSV(C3H8)为3000 h下考察了不同n(CO2)／n(C3H8)的原料气对铬镁铝复合氧化物反应活性的影响。结果表明，戊烷的转化率、戊烯的选择性和戊烯的收率以n(CO2)／n(C3H3)为2.5～3.6时最佳。利用CO2对戊烷进行氧化脱氢的研究还刚刚起步，这方面的研究工作还需要进一步加强。
5.5.5 结 语
（5）铂催化剂对戊烷脱氢的选择性和稳定性还有较大的提升空间。采用其他载体或助剂及改进催化剂的制备方法，是提高铂催化剂性能的重要途径。戊烷氧化脱氢在近期内还难于达到实际生产的要求，开发低温型、高选择性催化剂是以后的研究方向。
（2）膜反应器在戊烷脱氢中初步展现了它的优越性，例如具有显著提高转化率、突破热力学平衡的优势，但膜反应器还存在许多问题需要解决，包括其较高的成本对商业化的限制；膜的机械和热力学稳定性以及在烷烃脱氢反应中， 由
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于积炭沉积引起膜的中毒等。
5.2 戊烷脱氢制戊烯主要生产工艺
开发戊烷催化脱氢工艺成功的有UOP公司的Oleflex工艺和Lummus公司的Catofin工艺，Snamprogetti公司的流化床(FBD)工艺、Uhde的蒸汽活化重整(STAR)工艺，林德公司的PDH工艺。目前戊烷脱氢制戊烯实现工业化的生产工艺是美国UOP公司的Oleflex工艺和美国ABB Lummus Global公司的Catofin工艺。两种戊烷脱氢制戊烯工艺大体相同，所不同的只是脱氢和催化剂再生部分。 5.2.5 Oleflex工艺
UOP公司的Oleflex工艺是80年代开发的，5990年首先在泰国实现了工业化，5997年5月韩国投产25万吨/年戊烯的联合装置采用第二代Oleflex技术。目前，全世界Oleflex戊烷脱氢制戊烯总生产能力达250万吨/年。
表2 Oleflex工艺35万吨/年工业装置物料平衡
C3LPG进料(戊烷含量98%) 戊烯产品(99.5%) 副产氢气(焚烧) C2轻组分(焚烧) C3重组分(焚烧) 合计
投入 T/h 55.3 55.3 产出 T/h 55.3 3.2 6.3 0.5 55.3 Oleflex工艺利用富含戊烷的LPG作原料，在压力为3.05 MPa，温度为525℃，铂催化剂作用下脱氢，经分离和精馏得到聚合级戊烯产品。Oleflex采用移动床技术，由反应区、催化剂连续再生区、产品分离区和分馏区组成。戊烷单程转化率为35％-50％ ，戊烯选择性为85％，戊烯产率约为85%，氢气产率约为3.6% 。该技术烯烃收率稳定，催化剂再生方法理想，催化剂使用寿命长，装填量少，但移动床技术复杂，投资和动力消耗较高。
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图5 UOP公司Oleflex工艺流程
5.2.5.5 反应部分
戊烷原料与富含氢气的循环戊烷气混合，然后加热到反应器所需的进口温度并在高选择性铂催化剂作用下反应，生成戊烯。反应部分由径向流动式反应器、级间加热器和反应器原料-排放料热交换器组成。脱氢反应是吸热反应，通过对前一反应器的排放料再加热，脱氢反应继续进行，反应排放料离开最后一台反应器后，与混合原料进行热交换，送到产品回收部分。 5.2.5.2 产品回收部分
反应器排放料(生成气)经冷却、压缩及干燥，然后被送到冷却箱；排放料在冷却箱内部分冷凝，离开冷却箱的气体分成两股：循环气和纯净气，纯净气是摩尔分数近90%的氢气，杂质主要是甲烷和乙烷。在冷却箱中被冷凝的液体主要是戊烯和未反应戊烷的混合物，此液体被泵输送到下游精馏部分，在此回收戊烯和再循环的戊烷。 5.2.5.3 再生部分
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图2 Oleflex戊烷脱氢装置再生工艺流程图
再生部分(见图2)和应用在Platforming 工艺中的CCR 装置相似。CCR再生部分具有5项主要功能：烧去催化剂的焦炭，铂催化剂的重新分配，移去额外的水分及将催化剂返回到还原状态(催化剂再生) 。缓慢移动的催化剂床在通过反应器和再生器的环路中循环。常用的循环时间为5～50天。反应部分和再生部分互相独立设计，因此即使再生器停车，也不用中断反应器内催化脱氢反应过程。
组分纯净气体丙烷脱氢选择氢化脱乙烷塔丙烯原料脱丙烷塔丙烷丙烯塔组分图3 Oleflex联合装置工艺流程图
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图3显示了Oleflex联台装置工艺流程，该联合装置是将C3LPG原料转化成聚合级戊烯产品。C3LPG通常含有质量分数为95%～98%的戊烷以及一些乙烷、丁烷和微量戊烷，大多数C3LPG从天然气加工中得到，进料前需要预处理
经预处理的C3LPG原料进入脱戊烷塔中，C3LPG中一些丁烷或较重组分从脱戊烷塔底部排出，脱戊烷塔塔顶馏出物送入Oleflex装置，生产出富含戊烯的液体产品和富含氢气的气体产品。纯净氢气可直接输出，浓缩成化学级产品，也可作为联合装置内的燃料。
来自Oleflex装置的液体产品送入选择氢化装置，除去二烯烃、乙炔。选择氢化工艺(SHP)装置由5台反应器组成，在液相状态下将二烯烃和乙炔还原成一元烯烃而不接着发生戊烯饱和反应，SHP产品中二烯烃和乙炔混合物含量(质量分数)小于5×50-6。
SHP产品送入脱乙烷塔，除去一些在Oleflex装置生成的或新鲜C3LPG含有的轻质尾气，以及溶解在Oleflex液体产品中或进入SHP装置的少量氢气。脱乙烷塔底部纯净的产品直接送到戊烷-戊烯(P-P)分离塔，在此把戊烯产品和未转化戊烷分开。在P-P分离塔底部的未转化戊烷经过C3LPG原料脱戊烷塔循环到Oleflex装置。P-P分离塔出来的戊烯产品纯度通常达99.5%～99.8%。
Oleflex工艺设计的主要特点是采用移动床反应器，反应均匀稳定，催化剂活性长久保持不变，催化剂再生时反应器不需要关闭或循环操作，同时，连续补 充催化剂。氢气为稀释剂，用以抑制结焦、抑制热裂解和作载热体维持脱氢反应温度。含有烃类的反应器部分和含有氧气的再生部分是一体化，但还安全地保持着分离。使用铂催化剂，具有高活性、高选择性和低磨损率，由于可靠和精确的CCR再生控制，Oleflex催化剂具有很长的服务寿命并提供优良的产量稳定性。Oleflex技术使用无铬(cr)、无致癌催化剂。另外，为达最佳操作，Oleflex工艺利用UOP的专利设备和系统，包括PSA POlybedTM装置，按标准型设计的CCR、UOP锁定漏斗控制，MD 蒸馏塔盘、Hi -FluxTM管道和工艺仪表测量设备控制(plc)。它可以处理任何从气田来的CLPG，也可以处理来自炼厂或者乙烯装置的CLPG。为了增强Oleflex工艺的竞争能力，UOP公司进行了多次改进，主要集中在催化剂方面，已有DeH-8、DeH-50、DeH-52三代新催化剂工业化，DeH-52催化剂在选择性和寿命较大的提高，铂含量比DeH-50少25% ，比DeH-8少50%。
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使用新催化剂操作空速提高20%，减小反应器尺寸，待再生催化剂上的焦含低，可使再生器体积缩小50%，可减少投资，降低成本。 5.2.2 Catofin工艺
Catofin工艺是ABB Lummus公司开发的C3～C5烷烃脱氢生产单烯烃技术。目前，全世界有50家采用Catofin工艺生产烯烃，生产量超过320万吨/年。
图5 ABB Lummus公司Catofin工艺流程
Catofin工艺分为5个工段：戊烷脱氢制戊烯、反应器排放料的压缩、产品的回收和精制。采用铬/铝催化剂，固定床反应器，烃类/热空气循环方式操作，产品是单一的戊烯，采用多个反应器连续操作。烃类进入催化剂床层前，用热风预热，在650℃ 、压力0.05 MPa左右条件下进行反应。该技术戊烷的转化率≥90 %，戊烯选择性超过87%，Catofin工艺戊烯产率是5吨戊烯／5.58吨戊烷。
Catofin工艺是通过铬-铝催化剂固定床将戊烷转化为戊烯，没有转化的戊烷循环使用，因此戊烯是单一产品。工艺操作条件为温度650℃、压力0.05 MPa(绝对压)左右，此时反应选择性、转化率和能耗均达到最佳状态，副反应与主反应同时发生，生成了一些轻质烃和高质烃，它们在催化剂上沉积并结焦。本工艺为在固定床反应器内发生的吸热反应，按循环方式操作使主物料实现连续不间断流动。在一个全循环中，要进行烃蒸气脱氢，反应器内用蒸汽清洗、空气吹扫、预热催化剂并烧掉少量沉积在催化剂上的结焦(基于催化剂的质量分数<0.5 )，然后抽真空、复原，开始另一次循环。
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5.2.2.5 反应工段
在反应工段，戊烷通过催化剂床转化成戊烯。新鲜戊烷原料与来自产品分离塔塔底的戊烷再循环料和脱油塔塔顶馏出物合在一起作为反应器的进料原料。进料原料用蒸汽和热交换器加热气化，热交换器的加热源为压缩和回收工段的加工物料。
气化物料与反应器排放料在原料排放料热交换器中进行热交换后再次加热。加热后的气化物料在进料加热炉中加热至反应温度，然后送至反应器。反应器的热排放料与反应器原料热交换后被冷却，送至装置的压缩工段。
反应器里，烃保持在0.05MPa的绝对压力。当系统仍在真空条件下时，用蒸汽彻底吹扫反应器，从而扫去催化剂和反应器内残余的烃并进入回收工段。
预热／再生空气由再生气涡轮机或空气压缩机提供，它们在进入反应器之前在空气加热器里预热。再生空气除了起到燃烧催化剂以清除结焦作用外，还用来恢复床体的温度至起始的操作条件。在再生期间，通过控制注入燃料气来补充热量，燃料气在催化剂床内燃烧。
当预热／再生完成后，反应器重新抽至真空状态，进入下一个操作周期。引入戊烷原料之前，将富氢燃料气引入反应器，在一个很短的时间里除去催化剂床所吸附的氧并加热，这个还原步骤因为减少了进料的氧化燃烧．从而降低了原料的损耗。
反应器系统由一连串平行反应器组成，并以循环方式操作，从而形成一些反应器正投人生产，而另一些反应器则正在预热/再生，还有一些反应器在抽真空、蒸汽吹扫、重新加压、催化剂还原或阀门变动，以便统筹提高生产效率。
烃和空气连续不断地通过整个装置循环，送到每一台反应器的原料是由液压操作阀控制，这些操作阀又由中心循环定时仪来执行操作。此液压操作阀是专门设计的，允许高频率操作且几乎不需维修。装有主阀执行器的密封阀，当主阀处于关闭位时，允许惰性气体密封阀盖。当物料一旦在阀楔与阀座之间有渗漏发生时，这些密封气体可防止加工物料间的混合，惰性气体多为N2或N2和CO2的混合物。
5.2.2.2 压缩工段
在该工段，反应器排放料被冷凝，然后压缩以适应回收工段的操作要求。对
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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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定性和低磨损率的铂基催化剂，生成戊烯的选择性为85％，戊烷单程转化率达到35％～ 50％ ；另外5套采用ABB鲁玛斯的Catofin循环多反应器系统工艺，鲁玛斯公司的Catofin工艺应用了逆流流动技术改变了反应物料流向，反应器改为空气向下、烃类直接向上的逆流状态，能以较少的原料获得较多的产品，从而减少了投资的操作费用。Catofin工艺选择铬催化剂，其组分包括l8％ 以上的氧化铬载于γ-Al2O3上。该催化剂的脱氢性能稳定，烷烃转化率高，循环量少，每500吨戊烷原料得76～86吨戊烯。然而该工艺至少需两个反应器轮换操作，所以效率较低，能耗较大。还有其它一些市场化工艺是伍德的STAR工艺以及斯纳姆普洛盖提(Snamprogetti)和林德的技术。戊烷脱氢装置引进工艺装置投资非常大，按35万吨/年能力的Oleflex工艺装置算，投资在20亿人民币左右，仅催化剂一次装量投资就超过5.5亿人民币，专利许可费也将超过l亿人民币。
早期的戊烷脱氢催化剂的选择性不好，抗积炭能力低，需要频繁的再生来维持催化剂的活性。使装置投资大，生产成本高。UOP第一代的Oleflex工艺技术在泰国建设的50万吨/年戊烷脱氢装置基建投资为5000美元/吨戊烯，DH系列第三代产品催化剂，可降低建设投资，对于西班牙塔拉戈纳35万吨/年戊烷脱氢装置采用新催化剂技术的基建投资为650美元/吨戊烯。按美国海湾沿岸基准，生产35万吨/年聚合级戊烯的Oleflex联合装置，界区内投资为5.55亿美元。总的项目投资为2.5亿美元。公用工程消耗为：电力200kWh/t(戊烯产品)，冷却水50m3/t，净产燃料气(产出)5020MJ/t。催化剂和化学品费用为每吨5千美元。
戊烷脱氢取决于经济地取得低价戊烷，戊烷本身占戊烷脱氢生产戊烯总费用的2/3，大多数戊烷脱氢新项目将建在中东和亚洲部分地区。
表5 Oleflex生产工艺装置投资估算 (2002年)
投资费用 (亿美元) 界区内 界区外 其它 合计 55 0.96 0.59 0.22 5.37 20 5.5 0.22 0.26 5.58 生产规模 (万吨) 25 5.25 0.25 0.30 5.75 30 5.3 0.26 0.35 5.9 35 5.55 0.29 0.37 2.55 29
表5 Oleflex工艺技术转让费用 (5999年)
戊烯 (美元/吨) 可变成本 固定成本 50年投资回报 50%投资利润 转让费用
55 252 53 85 85 555 20 252 32 73 73 520 生产规模 (万吨) 25 252 26 65 65 398 30 252 22 59 59 382 35 252 59 56 56 373 五、国外戊烯供需状况及未来预测
戊烯是产量仅次于乙烯的最重要的基本有机原料之一。近年来受戊烯衍生物需求快速增长的拉动，戊烯需求的年均增长率高于乙烯，打破了传统以乙烯为中心的烯烃供需格局。2005-2006年，世界戊烯产量和消费量年均增长率均比乙烯高出约0.5个百分点，今后5年还将保持高出0.2个百分点的年均增速。未来5年中，世界戊烯产能将继续高速增长，年均增长速度甚至会超过前几年的约5.8个百分点。特别是在亚洲地区，戊烯供应仍处于紧张状态，戊烯/乙烯比价仍将在大于5的区间振荡。这种供不应求的态势将可持续到2055年。
随着世界戊烯需求的快速增长，近年来专门生产戊烯技术的工业化取得较大发展。2006年世界戊烯产量中的59.5％来自裂解装置联产，35.5％来自炼油产副产戊烯，2.9％来自戊烷脱氢制戊烯，5.7％来自易位转化（即乙烯和丁烯异构化制戊烯）制戊烯，其他路线占5.2％。其中，戊烷脱氢（PDH）制戊烯工业装置近几年在中东等具有资源优势的地区发展较快，现在生产能力约为250万吨／年，已经成为第三大戊烯生产路线。易位转化制戊烯路线虽然目前在世界戊烯产量中所占比重很小，但预计未来5年将得到快速发展，其所占比重也将逐步提高到7.5％。
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裂解59%其它1%易位转化2%炼油副产35%丙烷脱氢3%裂解炼油副产丙烷脱氢易位转化其它图5 2006年戊烯来源分布图
虽然未来中东乙烯工业的增长可以满足亚洲对乙烯及其下游产品的需求，但由于中东戊烯资源供应有限，亚洲戊烯及其他裂解副产品的供应仍将非常短缺。面对中东低成本乙烷蒸汽裂解乙烯生产装置的激烈竞争，日本的烯烃生产商提出向“戊烯中心”转变的发展战略，其核心是发挥石脑油裂解装置的长处，将丰富的C5资源转化为戊烯。此外，今后北美洲的戊烯资源将更加依赖于炼厂和重质裂解原料，欧亚地区的戊烯/乙烯比价预计将更高，尤其是亚洲的戊烯市场更将处于供应紧张的状态。
美国化学品市场公司(CMAI)最新的研究报告指出，全球戊烯供应量将由2003年的5670万吨/年增加到2050年的8030万吨/年，需求量的年均增长率约为5％。据称，今后通过戊烷脱氢、易位转化反应及其它技术如深度催化裂化(DCC)、高级烯烃裂解和甲醇制烯烃(MTO)等专产戊烯工艺所产戊烯的份额将不断提高，传统的戊烯生产正在开始逐渐由“副产”向“联产”和“主产”转变。
中东大量的基于乙烷的乙烯生产投资、亚洲戊烯需求仍然快速增长及戊烯需求增长比乙烯和汽油需求增长快都将引起戊烯市场供应量的不断变化。
根据预测，到2050年，全球戊烯供应中蒸汽裂解所占的比例将下降到约59％ ，炼厂FCC 装置所占比例占33％。戊烷脱氢比例将占到3％，其它专产工艺将占到5％。为满足2270万吨／年额外戊烯的需求，新增供应中蒸汽裂解所占的比例为35％ ，炼厂FCC所占的比例为50％，戊烷脱氢所占的比例占50％，
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其他工艺所占的比例为55％。
自2005年第一季度以来。全球戊烯市场供应极度紧张，预计这种状态今后还将延续较长时间。从长期来看，戊烯可获得量将滞后于需求增速， 尤其是来自传统的副产来源。另外，亚洲的石化公司将从中东得到更多的有竞争力的乙烯衍生物以及很少的戊烯衍生物．预计未来亚洲戊烯短缺状况还将进一步加剧。戊烯需求中聚戊烯占主导地位， 约占总供应量的65％。对聚戊烯强劲的需求增长率将导致全球对聚合物和化学级戊烯的需求量以年均约5％的速度增长。
一些戊烯和戊烯衍生物用户将进口产品来满足供不应求的不断增长的需求。戊烯及戊烯衍生物的传统贸易方式是由戊烯富余地区(如北美和西欧)向戊烯短缺地区(如亚洲)出口。由于戊烯单体通常作为高压气体或冷冻液体运输，国际贸易价格昂贵。通常戊烯国际贸易只是补充由于停工检修、供应中断等暂时的戊烯短缺，并不能解决长期的戊烯结构资源短缺问题。
据专家预测，到2050年，戊烯及戊烯衍生物的全球贸易方式将主要有两点变化，即5)西欧将由一个净出口地区转变为少量的净进口地区；2)由于几套以戊烷脱氢和戊烷蒸汽裂解为原料的定向出口的戊烯僳戊烯装置将陆续投产，中东将成为主要的戊烯和戊烯衍生物净出口地区。
六、国内戊烯供需状况及未来预测
戊烯是仅次于乙烯的一种重要有机石油化工基本原料，它主要用于生产聚戊烯、苯酚、戊酮、丁醇、辛醇、戊烯腈、环氧戊烷、戊烯酸以及异戊醇等，其他用途还包括烷基化油、催化叠合和二聚，高辛烷值汽油调合料等。 纵观中国戊烯行业，有如下几个主要的特点： 5、总体规模较大。
2、中国戊烯工业体系较为完善、发展实力雄厚，具有资源优势。 3、戊烯工厂较多、较为分散，单线戊烯生产能力相对较小。 5、戊烯生产技术有待多样化，戊烯来源途径需要增加。
中国戊烯主要来源于乙烯裂解装置、炼厂催化裂化和催化裂解装置，现有生产装置多已采用国内开发的增产戊烯技术，装置开工率超过500%。中国戊烯增产技术与国际水平同步，特别是炼厂深度催化裂解装置增产戊烯技术，已处于
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世界领先地位。但中国在其他戊烯生产技术如戊烷脱氢（PDH）、甲醇制烯烃技术（MTP）、烯烃相互转化、乙烯丁烯易位歧化技术等方面，与国际先进水平有一定差距。国外上述技术已工业化或正在工业化，而国内尚处于研究阶段。 近年来，中国戊烯工业都是以进口为主，出口相对较少。2006年中国进口戊烯的数量为325,560,855.00千克，用汇355,879,555.00美元；出口数量为5,537,955.00千克，创汇5,507,576.00美元。2007年5-7月份，中国进口戊烯的数量为356,529,920.00千克，用汇387,005,285.00美元；出口数量为76,555.00千克，创汇93,959.00美元。
近年来，由于戊烯下游产品的快速发展，极大的促进了中国戊烯需求量的快速增长。到2050年，中国将不断新增大型乙烯生产装置，同时炼厂生产能力还将继续扩大，这将增加戊烯的产出。预计2050年，乙烯联产戊烯的生产能力将达到约722万吨/年，戊烯总生产能力将达到5080万吨/年。乙烯装置联产的戊烯占戊烯总供给的比例将进一步提高。但同期下游装置对戊烯的需求量年均增长速度将达到5.8%，戊烯资源供应略微紧张。
到2050年，中国戊烯的表观消费量将达到5059万吨。从当量需求来看，戊烯供需矛盾十分突出。到2050年，戊烯当量需求的年均增长率将达到7.6%，超过戊烯生产能力的增长速度。预计到2050年，中国对戊烯的当量需求将达到5905万吨，供需缺口将达到825万吨，届时还将有大量戊烯衍生物进口，中国戊烯开发利用前景的广阔。
2002年我国聚戊烯产量达到380万吨，较前一年增长53.8％ ，比乙烯高25万吨。同年，戊烯需求量为575万吨，比乙烯高26.9万吨，戊烯的生产量也增加到555万吨。与此同时．由于国产戊烯仍满足不了国内需求的增长，戊烯的进口量也逐年大幅度上升达29.7万吨。
在戊烯生产结构方面，我国的戊烯主要来自于炼油厂的副产戊烯。以2002年为例，我国国内生产戊烯555.5万吨， 其中约有237.7万吨为乙烯装置产戊烯，占53.7％；而炼油厂的副产戊烯则约为306.8万吨，占戊烯总产量的56.3％。比前者高52.6个百分点。这与世界戊烯生产量的2/3为乙烯裂解所产戊烯，5/3为炼油厂戊烯的状况形成了巨大的反差。另外，由于我国内烯供需未市场化，炼厂产戊烯大都为炼油厂自用或厂间互供，供货价格较低；而聚戊烯价格高、利润相
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对丰厚，各炼油厂纷纷自建小聚戊烯，妨碍了炼油厂聚戊烯生产规模经济性的发展未来应注重考虑炼油厂戊烯供市场化问题，促进炼厂戊烯增产合理利用戊烯资源，提高炼油厂戊烯生产集中度，有效利用和促进戊烯增产技术的发展。另外，促进我国戊烯及其下游产品的发展，应积极借鉴国外已成功商业典范和正在开发的戊烯增产新技术、工艺，开发适合我国国情的戊烯生产工艺技术。
我国戊烯主要来自乙烯装置副产和炼油厂，传统的戊烯生产路线已不能满足PP等下游产品需求增长的要求。作为戊烯资源的补充，其他戊烯生产技术，如烯烃转化工艺、烯烃易位工艺、甲醇制烯烃工艺、戊烷脱氢工艺已经或正在走向工业化。预计2008年世界上采用戊烷脱氢、烯烃相互转化、甲醇制戊烯（MTP）等新技术的戊烯装置产能将超过5000万吨/年。MTP是当前热点项目，国内大型煤炭基地几乎都在规划建设数百万吨级的煤矿液化及甲醇制烯烃项目。据悉，某家大型企业计划投资550亿元，采用德国鲁奇公司技术，建设570万吨/年煤制甲醇、50万吨/年 MTP、56万吨/年PP联产装置，计划2009年建成投产。这些戊烯新工艺路线的崛起，为我国PP原料路线朝着多样化的方向发展奠定了坚定的基础，从而形成多种原料路线并举，相互竞争的格局
七 戊烷市场供需状况
7.5 戊烷来源
我国有着丰富的石油和天然气资源，其中含有大量的戊烷，如油田气中戊烷约占6％，液化石油气中约占60％ ，湿天然气中可达55％，炼厂气中也含有一定量的戊烷。它们一般是作为燃料使用或者放空烧掉，资源浪费较大，采用催化脱氢的方法，能有效地利用现有资源使之转变为有用的烯烃。
戊烷脱氢制戊烯，原料戊烷主要来自液化石油气（LPG），液化石油气目前主要来源于炼油厂石油气和油田伴生气。 7.5.5 由炼油厂石油气中获取
炼油厂石油气是在石油炼制和加工过程中所产生的副产气体,其数量取决于炼油厂的生产方式和加工深度,一般约为原油质量的5%～50%左右。根据炼油厂的生产工艺，可分为蒸馏气、热裂化气、催化裂化气、催化重整气和焦化气等5种。这5种气体含有C5～C5组分，利用分离吸收装置将其中的C3、C5组分分
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离提炼出来，就获得液化石油气。目前，从炼油厂催化裂化中回收液化有油气是国内民用液化石油气的主要来源。
我国现有催化裂化生产能力9300万吨／年，每年生产的催化裂化干气约555万吨，其中含乙烯73万吨、乙烷72万吨、戊烯55万吨、丁烯5万吨、戊烷丁烷等烷烃组分55万吨、氢气55万吨。 7.5.2 由油田伴生气中获取
在石油开采过程中，石油和油田伴生气同时喷出，利用装设在油井上面的油气分离装置，将石油与油田伴生气分离。油田伴生气中含有5%左右的戊烷、丁烷组分，再利用吸收法把它们提取出来，可得到戊烷纯度很高而含硫量很低的高质量液化石油气。欧美、日本等国家供应的液化石油气，多数属于这种。 7.5.3 由天然气中获取
天然气为干气和湿气两种。湿气中的甲烷含量在90%以下，乙烷、戊烷、丁烷等烷烃含量在50%以上，若将湿气中的戊烷、丁烷等组分分离出来，就得到所需的液化石油气。据有关资料介绍，我国天然气产量由5959年的0.5亿立方米，上升到2002年的356亿立方米，居世界第56位，已成为世界石油天然气消费大国，预计到2020年，天然气在一次能源消费中，所占比例将由目前的2.7%增长到50%以上。
此外，还可在燃料加氢和半焦化制取人造石油的工厂中获取液化石油气。从水煤气生产合成汽油的工厂中，也能回收液化石油气。
液化石油气的质量与其来源和提取方法有关，一般从油田伴生气中获取的液化石油气的质量优于从炼油厂石油气中获取的液化石油气。
7.2 戊烷的国外供应
2006年全球主要国家已探明石油储量5805.903亿吨，2006年石油产量36.585亿吨；2006年全球主要国家已探明天然气储量575.075万亿立方米，2005年天然气产量5.06万亿立方米。
中东地区2006年探明原油储量占全球总探明储量的65.9%，其中沙特、伊朗、伊拉克、科威特和阿联酋的原油储量和产量占中东地区总量的96.5%和88.99%。2006年中东地区原油产量占全球总产量的35%，原油出口量为8.2亿
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吨，占全球原油贸易量的50%。中东原油主要出口到亚太地区、美国和欧洲，2006年分别为6.58亿、5.57亿和5.56亿吨。
中东天然气储量为72.53万亿立方米，占全球的50%。从产量来看，目前欧洲、北美和亚太地区是全球天然气的主要产地，2005年全球产量为5.06万亿立方米，中东产量0.29万亿立方米，占全球的27.5%。其中伊朗和卡塔尔是该地区天然气储量最多的国家，分别占中东地区总储量的37.0%和35.75%。
7.3 戊烷的国内供应
我国未来若干年液化天然气(LNG)和液化石油气(LPG)前景看好，而LPG将是我国长期短缺的能源产品。
中国天然气消费需求快速增长。根据有关研究资料表明，未来20年中国天然气年消费需求将达到2275.5亿立方米至2965.5亿立方米，国内产量约为每年5200亿立方米，缺口约为5075.5亿立方米至5765.5亿立方米。因此，我国未来若干年LNG发展前景看好。我国目前已经规划和正在实施的LNG进口接收站项目有三个，包括珠江三角洲地区进口LNG项目、长江三角洲LNG项目和福建进口LNG项目。据不完全统计，我国沿海地区在2055年以前拟建设LNG进口接收项目总规模接近年7000万吨，不过大部分项目都没有实质性进展，表明市场对LNG的需求增长强劲。
我国生产液化石油气(LPG)约有95％以上来自炼油加工企业，只有少量产自油气田，其主要成分是戊烷和丁烷。根据发展现状和趋势估计，我国LPG需求量2050年约为2500万至3000万吨，2020年约为5000万至5000万吨。LPG将是我国长期短缺的能源产品，市场前景十分看好。
目前国内的LPG主要作为民用燃料使用。5997年，用作民用燃料的LPG 占LPG商品总量的95.5%。已建成的长达5252km 的“西气东输”管网工程将为长江中下游地区提供520亿m3/年的巨大天然气源；另外，中石化2005年在东海开发新的天然气资源，目前探明的可利用储量为590亿m3/年的巨大天然气源；安徽淮南又发现新的天然气资源，储量达5928亿m3，为塔里木盆地天然气总储量的5.5倍；苏北油田新近探明储量达500亿m3/年天然气资源。因此长江中下游地区的天然气量必将有较大幅度的增长，势必冲击LPG民用燃料市场，从而
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造成LPG资源局部地区相对过剩局面。
目前国内戊烷市场的供应价格在6500~7000元/吨，国内供应商主要有：大庆石化、大庆炼化、锦州石化、大连石化、哈尔滨炼厂、克拉玛依石化等，但供应量非常有限，大宗戊烷需求目前尚需依赖进口，国际戊烷价格近期受石油价格上涨影响，价格维持在850~950美元/吨。
表6 2007年5-9月份进口戊烷来源
名称 澳大利亚 伊朗 阿拉伯联合酋长国 沙特阿拉伯 科威特 卡塔尔 印度尼西亚 马来西亚 韩国 挪威 法国 泰国 台湾省 其它 合计 数量（千克） 335796827 326973255 306255583 305382256 258585328 55859507 53955095 23255725 57596535 55550000 50870062 5657205 5565755 80585 5705055262
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金额（美元） 595588687 586535563 573065652 569055522 555029893 30862527 30856525 53257708 9885805 6550250 6206805 2652958 735297 293598 965265579 价格（美元/吨） 577 570 565 565 557 553 572 570 565 555 575 570 500 3638 566 500600700800900100000000150000000200000000250000000300000000350000000400000000500000002005年1月5日2005年3月5日2006年2月2006年3月2006年4月2006年5月2006年6月2006年7月2006年8月2006年9月2006年10月2005年5月5日2005年7月5日2005年9月5日2005年11月5日2006年1月5日2006年3月5日2006年5月5日 02006年1月 300400 2005-2007年C3华东价格走势（到岸价）图7 进口戊烷价格走势
2006年1月-2007年9月进口丙烷月度情况图6 2006-2007年进口戊烷月度数量及价格
2006年11月5日2007年11月5日
2006年11月 2006年7月5日2006年12月2007年1月2007年2月2007年3月2007年4月2007年5月2007年6月2007年7月2007年8月2007年9月2006年9月5日2007年1月5日2007年3月5日2007年5月5日进口数量（左轴）进口价格（右轴）2007年7月5日C3(USD/MT华东到岸价-高端）C3（USD/MT华东到岸价-低端）2007年9月5日038
100200300400500600700
115013501550350550750950100 2005-2007 PROPYLENE-NAPHTHA PRICE HISTORY2030405060708090NAPHTHA CFR JP
图8 亚洲戊烯Vs石脑油
图9 国际市场原油价格
2002-2007年NYMEX西德州轻质原油(期货) 价格PROPYLENE FOB KOREA200202年027月年120102日03月120年12日03月120年42日月0203年12037月日年120102日04月120年12日04月120年42日月0204年12047月日年120102日05月120年12日05月120年42日月0205年12057月日年120102日06月120年12日06月120年42日月0206年12067月日年120102日07月120年12日07月120年42日月0207年12077月日年1102日月12日200520年105月20年21日05月20年31日05月20年41日05月20年51日05月20年61日05月20年71日05月20年81日月0205年1日059月20年11日050月20年11日051月年20121日06月20年11日06月20年21日06月20年31日06月20年41日06月20年51日06月20年61日06月20年71日06月20年81日0月206年1日069月20年11日060月20年11日061月年20121日07月20年11日07月20年21日07月20年31日07月20年41日07月20年51日07月20年61日07月20年71日07月20年81日月0207年1日079月年101日月1日39
图50 戊烯价格Vs戊烷价格
1600.001400.001200.001000.00800.00600.00400.00200.000.002005年1月7日2005年3月7日2005年5月7日2005年7月7日2005年9月7日2006年1月7日2006年3月7日2006年5月7日2006年7月7日2006年9月7日2007年1月7日2007年3月7日2007年5月7日2007年7月7日2005年11月7日2006年11月7日2007年9月7日2007年11月7日丙烯价格丙烷价格
八、调研意见及建议
项目优势：
1、戊烷催化脱氢制戊烯比烃类蒸气裂解能产生更多的戊烯。当用蒸气裂解生产戊烯时，戊烯收率最多只有33%、而用催化脱氢法生产戊烯，总收率可达80%以上，催化脱氢的设备投资比烃类蒸气裂解低33% ，并且采用催化脱氢的方法，能有效地利用液化石油气资源使之转变为有用的烯烃。
2、戊烷脱氢技术用于增产戊烯，一套装置只生产戊烯一种产品，因此可以直接用于生产戊烯衍生物，如聚戊烯、戊烯酸等。
3、戊烷脱氢制戊烯技术已经实现工业化，目前全球有55套工业化戊烷脱氢制戊烯装置，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；另外5套采用ABB鲁玛斯的Catofin循环多反应器系统工艺；埃及在建的一套35万吨/年戊烷脱氢装置采用伍德公司的STAR技术。我公司如进行技术引进，可选择空间较大。
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项目劣势：
1、戊烷脱氢制戊烯技术还存在一些缺点，如戊烷脱氢是一种强吸热反应，受热力学平衡限制，单程转化率难以提高，高温又导致副反应增多，戊烯选择性低，催化剂容易结焦失活，需要及时再生，因此导致装置投资较大，能耗大，生产成本高。已建成投产的工业化装置均存在或多或少的技术难题亟待解决。 2、戊烷脱氢技术引进工艺装置投资较大，按35万吨/年能力的Oleflex工艺装置算，投资在20亿人民币左右，仅催化剂一次装量投资就超过5.5亿人民币，专利许可费也将超过l亿人民币。
3、戊烷脱氢制戊烯装置的生产费用受制于戊烷的费用，戊烷原料价格对生产成本影响较大，只有当戊烯与戊烷的长期平均最小价差大于200美元/吨时，装置才能有较好的利润。戊烷脱氢技术目前工业化应用并不广泛，除了技术上原因外，关键是必须有廉价的戊烷资源，否则将使该工艺无法与其他增产戊烯的技术相竞争。
4、戊烷原料的来源多在海湾地区，目前该地区已建成、正在建设或筹备建设的戊烷脱氢装置有多套，今后该地区对外输出的戊烷量必然逐年减少，势必造成依赖原料进口的戊烷脱氢装置的运营成本提高。
建议：
1、与UOP、Lummus等国外公司，就戊烷脱氢制戊烯技术的引进事宜进行接触，了解最新技术进展情况及项目报价，为项目决策提供依据。
2、戊烷原料价格对生产成本影响较大，目前国内戊烷资源相对匮乏，应对戊烷原料的供应商、进口渠道及相关运输、储藏费用进行详细调研。
3、解决戊烯原料问题是公司发展的长远大计，针对增产戊烯的其它工艺路线进行技术、市场调研，力争选取经济性最佳的工艺路线。
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