图3 Catofin丙烷脱氢工艺流程图
(1)反应工段
在反应工段，丙烷通过催化剂床转化成丙烯。新鲜丙烷原料与来自产品分离塔塔底的丙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一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，它们在进人反应器之前在空气加热器早预热。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，进人下一个操作周期。引人丙烷原料之前，将富氢燃料气引人反应器，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入生产，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。此液压操作闽是专门设计的，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C02的混合物。 (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，产生的蒸气一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。 (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，丙烷、丙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丙烷、丙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。 (4)精制工段
精制工段是用来回收高纯度丙烯产品并分离出丙烷和重质烃物料。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％NN烯，丙烯再经过除硫装置脱硫’得到的高纯度丙烯产品即可送到聚丙烯装置使用；产品分离塔塔底物则回流至反粤工段作为再循环料使用。
Lummus公司catonn第一套工业装置1991年在比利时的安特卫普建成，丙烯生产能力25万讹。第二套由沙特聚烯烃公司建在沙特Al Jubail，丙烯生产能力为45.5万t／a，2004年投产。 1．3 Uhde公司的Star工艺
Uhde公司的star工艺采用固走床管式反应器和
Pt-Ca-Zn-A1203催化剂,反应温度580℃，反应压力0．5MPa。丙烯对丙烷收率为80％，副反应产生的C02在分离时从反应物中除去。其特点是在管式反应器后面增加了一台氧化脱氢反应器，采用较高的压力，使催化剂用量减少，反应器容积减小。工艺流程见图4所示。
图4 Star工艺流程图[l0]
反应器操作是循环的(如：每个反应器可切换后去进行催化剂再生，保持脱氢过程连续进行)。蒸汽主要用于稀释，保持反应器
内总压力不变，降低烃和氢的分压，可使反应平衡趋向于增加C5的转化率。反应器在线生产7h后即切换，失活催化剂经燃烧再生，lh后，催化剂可完全活化，催化剂总寿命l到2年。 STAR工艺的丙烷脱氢单程转化率为30％～40％，选择性80％～90％；异丁烷脱氢单程转化率为45％～55％，选择性85％～95％。反应器出料所含热量产生蒸汽，用于精馏塔再沸和原料气化或过热。
埃及丙烯和聚丙烯公司(EPPC)正在埃及Port Said投资新建丙烷脱氢和PP联合体，预计在2009年末投产。该联合体内丙烷脱氢装置采用伍德公司的Star专利技术，设计丙烯产能为35万t／a，而PP装置将采用巴塞尔公司的Spheripol专利工艺，设计产能为35万t／a[11]。
1．4 linde公司的PDH工艺
德国Linde公司PDH工艺采用固定床工艺和Cr203-A1203催化剂(第一代)，反应温度为590℃，反应压力>0．1MPa。第二代是Pt-沸石催化剂，丙烷一次通过的转化率由32％提高到，50％，选择性由91％提高到93％，生产成本降低，目前尚未有建工业装置的安排。
PDH工艺采用装有催化剂的列管式反应器，顶部用火嘴直接加热。通常一套装置将3台反应器连成一组，其中2台反应，l台再生。过程类似于STAR工艺，但无需水蒸气或氢气作稀释剂，反应在略高于常压下操作，且不生成二烯烃，丙烯选择性为90％。
Linde工艺的关键技术是反应温度低、反应器是非等温绝热式，在接近等温反应的条件下进行操作，以减少丙烷的热裂解与结炭。本工艺采用固定床管式反应器，以氧化铬为催化荆。该催化剂具有较长的循环周期(9h)，与其他工艺的区别是原料丙烷不需要氢气或蒸汽稀释。因此具有较高的选择性(91％)。此外本工艺动力消耗低、投资少。产品经分离后得到聚合级丙烯。
1992生IZLinde公司的PDH工艺技术已在BASF AG的Lugwigshafen工厂l×104蜮置上得到了验证，l998年该技术还参加了BASF和阿尔及利亚S0na呦ch计划在西班牙Tarra90na地区建设350k妇丙烷脱氢项目的投标。
1．5 Snamprogetti-Yarsintez公司的FBD-4工艺
自1982年以来，旨在改善俄罗斯异丁烷、正丁烷、异戊烷老工艺的经济性，意大利的SnamprogettiS．P．A．和俄罗斯的、YarSintez合作开发了FBD-4流化床新工艺。FBD工艺采用流化床催化脱氢反应器和流化床催化剂再生系统，催化剂为负载于Al203上的Cr203。
反应器中床层顶部与底部的温度差为25～50℃。新鲜的异丁烷原料在床层底部的较低温度处发生反应，生成异丁烯的选择性最高；而在床层项部的较高温度处反应，可进一步提高原料的转化率。反应器的这种温度剖面与气．固相逆向流动结合在一起，大大提高了产品的收率。加工异丁烷时，异丁烷的单程转化率为50 mo1％，异丁烯选择性91mol％：加工丙烷时，丙烷的单程转化率为40mol％，丙烯选择性89mol％。 2结论
虽然蒸汽裂解装置联产丙烯仍是全球丙烯最主要的来源渠道，但所占比例已经并将会持续下降。据统计，蒸汽裂解装置联产丙烯占丙烯总产量的比例已从l996年的71．50％下降到 2003年的65．26％，并仍将进一步下降到2008年的61．O6％和2013年的59．37％。
由于全球丙烯资源较为短缺，近年来炼油厂副产丙烯在化工领域的应用比例有所提高，占全球丙烯总产量的比例也从l996年的25．57％糊J 2000年的32．39％。但炼油厂副产丙烯的资源有限，且炼油领域的其他应用也是不可缺少的，因此自2000年以来，炼油厂副产丙烯占总产量的比例维持稳中略降的态势。而丙烷脱氢制丙烯等其他渠道所产丙烯的比例一直在持续提高。