利用化学循环技术生产低碳丙烯：一项比较研究

《Carbon Capture Science & Technology》：Low-Carbon Propylene Production using Chemical Looping Technology: A Comparative Study

　　加迪尔·阿尔哈马尔（Ghadeer Alhamar）| 亚当·扎伊迪（Adam Zaidi）| 伊莎贝尔·帕兹米尼奥-莫约尔加（Isabel Pazmi?o-Moyorga）| 文森佐·斯帕利纳（Vincenzo Spallina）
曼彻斯特大学化学工程系，英国曼彻斯特 M13 9PL

**摘要**
本文介绍了两种化学循环脱氢工艺：化学循环氧化脱氢（chemical looping oxy-dehydrogenation）和化学循环脱氢（chemical looping dehydrogenation），并通过工艺模拟和技术经济评估，将其与传统丙烷制丙烯的催化路线进行了比较，重点考察了工艺效率、二氧化碳排放量和成本。化学循环脱氢工艺的转化率（每步）为35%，选择性为93%；而氧化脱氢工艺的转化率为15%，选择性为67%。基于这些转化率数据，后续的工艺纯化步骤也相应进行了设计。与传统工艺相比，化学循环脱氢工艺可减少28%的二氧化碳排放量（基准丙烷脱氢工艺的二氧化碳排放量为1.37吨/吨C3H6，而化学循环脱氢工艺为0.98吨/吨C3H6），这是因为化学循环脱氢过程中产生的二氧化碳纯度较高。在成本方面，化学循环脱氢工艺可节省30英镑/吨C3H6（成本降低4%）。然而，对于化学循环氧化脱氢工艺而言，由于C3H6产量较低，其在二氧化碳减排方面的优势并不明显（二氧化碳排放量为1.4吨/吨C3H6），同时成本增加了23%以上（1023英镑/吨C3H6），因此除非在材料开发方面有重大改进，否则该工艺在工业应用中并不具有吸引力。

**1. 引言**
丙烯是生产多种中间化学品和塑料产品的基本原料（Joshi等人，2021年）。目前，丙烯主要作为蒸汽裂解和流化催化裂化（FCC）过程中石脑油、柴油或其他石油副产品的副产品获得（Joshi等人，2021年）。丙烷脱氢反应的化学方程式如下（Nawaz，2015年）：
C3H8 ? C3H6 + H2 ΔH = 298 kJ/mol
该反应是可逆的吸热反应，因此需要在相对较高的温度（600-650°C）和较低的压力（约1 atm）下进行，以实现较高的转化率（Sui等人，2014年）。

由于天然气中丙烷资源丰富（Jeon等人，2019年），丙烷脱氢工艺受到了广泛关注。这项技术自2000年代开始发展，使丙烯产量从2013年的500万吨（占总产量的5%）增加到2019年的约1400万吨（占总产量的12%）（Monai等人，2021年）。目前已有多家公司商业化并安装了多种脱氢装置，包括Oleflex?（霍尼韦尔UOP，2019年）、Catofin?（Lummus Technology，2012年）和Steam Active Reforming（STAR）（蒂森克虏伯，2025年）。这些技术提供商设计了多种反应器配置，包括在550-650°C和常压下使用的循环流化床反应器和固定床反应器，这些反应器采用铂基或铬基催化剂。然而，高温会加速焦炭形成并引发副反应（如热裂解和异构化），从而导致较高的二氧化碳排放（Sheintuch等人，2016年）。

近年来，人们提出了通过降低反应温度来提高丙烷转化率的替代工艺，例如基于钯的膜反应器（Brencio等人，2022a），该反应器在500°C下可实现25%的转化率，但只能部分解决碳沉积问题，并且需要在渗透侧施加真空压力以去除氢气。另一种方法是结合化学循环燃烧（CLC）来生产丙烯（Abuelgasim等人，2021年；Daneshmand-Jahromi等人，2023年；Wu等人，2024年）。这种技术具有热自持性、低成本，并且能够捕获二氧化碳（Wu等人，2018年）。在该工艺中，化石燃料的传统燃烧过程被分为两个反应器：燃料反应器（FR）和空气反应器（AR），其中金属氧化物（也称为氧气载体OC）在两个反应器之间传递氧气和热量。将化学循环与丙烷脱氢结合用于生产丙烯，依赖于与化学循环重整相同的传热和传质机制（Juan等人，2020年；Zheng等人，2022年；Argyris等人，2023年；Ramezani等人，2023年）。与外部加热源不同，原位氧化副产物可以减少吸热反应所需的热能。研究表明，化学循环技术可使乙烷转化率降低超过80%，石脑油裂解转化率降低50%（Zhu等人，2020年）。以往关于化学循环丙烷脱氢和氧化脱氢的研究主要集中在材料开发上（Wu等人，2020年）。研究发现，基于镓（Ga）、钼（Mo）和钒（V）的金属中，镓具有最佳的氧化还原性能；其中钒基氧载体（OTC）的氧气传输能力最强，其次是钼基氧载体，最后是镓基氧载体。丙烷转化率和CO+CO2的选择性均呈现先急剧下降后逐渐稳定的趋势（Song等人，2023年）。另有研究评估了FeVO4氧载体与丙烷反应的稳定性（Song等人，2023年），发现随着氧气载体的氧气流量减少（OTC降低），转化率下降，但选择性因CO/CO2生成减少而提高。Moffat（2022年）还对丙烷脱氢与化学循环结合的氧载体进行了全面筛选。Ruthwik等人（2020年）开发了一种化学循环燃烧工艺模型，该模型利用二氧化碳作为氧化剂进行丙烷脱氢以减少焦炭生成。该工艺的净效率为73.48%，略低于传统工艺（77.12%）。Qiang等人（2023年）测试了一种掺杂铈的钒基氧载体，其在550°C下运行15个循环后，丙烯选择性超过80%。

在工艺建模和技术经济性能评估方面，关于丙烷脱氢工艺的研究较少，主要依赖于供应商提供的非公开数据（Xiang等人，2022年）。Xiang等人对Oleflex?工艺进行了优化研究，结果表明二氧化碳排放量为0.415吨/吨C3H6，丙烯产率为85%，最大能量利用效率为80%。Hu等人（2019年）将Oleflex?工艺与一种新的移动床和共进料工艺进行了比较，发现丙烯产率提高了46.1%，根据不同条件最多可节省7 MJ/千克原料。Liu等人（2022年）提出了基于化学循环的填充床丙烷脱氢工艺模拟，其中氧载体混合物与氢气发生选择性反应，同时使用铂基催化剂进行丙烷脱氢。该研究为工艺提供了理想的操作条件（700°C、1 bar压力和H2/C3H8摩尔比为0.15）。

鉴于该工艺的重要性以及持续需要改进技术和经济性及环境评估，有必要进一步研究化学循环与吸热丙烷脱氢工艺结合的效果，特别是在相同的技术和财务假设下评估其整体性能。本研究首先模拟了丙烷脱氢工艺，以建立丙烯生产的基准流程，包括丙烯纯化步骤。随后设计了两种化学循环辅助工艺，并将其与低温纯化部分集成，以满足特定工艺要求。在不同原料成本、碳税和工厂选址的情景下，分析了技术和经济性能的关键指标。最后，对最具影响力的工艺条件进行了敏感性分析，以评估在丙烷市场中开发和扩大化学循环应用的机会和风险。

**2. 方法论和假设**
2.1. 热力学模型和假设
本研究使用Aspen Plus V12.0软件进行工艺模拟。工厂每年连续运行8000小时，每年进行一次维护（Xu等人，2021年）。所选丙烷纯度≥99.6 mol%。模拟采用了Peng-Robinson与Boston-Mathias（PR-BM）热力学方法（Luongo等人，2021年），该方法适用于石油化工和碳氢化合物加工（Bawah等人，2021年）。原料组成见表1。

**表1. 原料条件（Qin等人，2022年）**
| 原料 | mol% |
|------|------|
| C3H8 | 95.62 |
| C2H6 | 0.88 |
| C3H6 | 1.35 |
| C4H10-1（正丁烷） | 0.44 |
| CH4 | 0.08 |
| C4H10-2（异丁烷） | 1.63 |

2.2. 动力学和反应器模型
对于丙烷脱氢（PDH）工艺，考虑了四个并流移动床反应器，这些反应器串联并配备中间加热器，设计基于霍尼韦尔授权的UOP-Oleflex?工艺（因此反应器模型采用塞流床类型，使用Aspen Plus中的等效组件）。
对于化学循环工艺（CLPDH和CLPDOH），设计基于循环流化床反应器。虽然本研究未对反应器进行详细建模，但考虑了部分设计参数以评估资本支出（CAPEX）；动力学模型中考虑了反应器内的固体和气体转化。
对于催化丙烷脱氢（PDH）和化学循环集成丙烷脱氢（CLPDH）工艺，使用Langmuir-Hinshelwood-Hougen-Watson（LHHW）模型描述C3H8到C3H6的催化反应动力学。动力学模型假设所有催化剂活性位点的动力学和热力学性质相同，吸附、反应和脱附的能量也相同（与表面覆盖率无关）（Gómez-Quero等人，2013年）。主要脱氢反应和副反应的动力学参数详见补充信息部分的表S1和S2。化学循环氧化丙烷脱氢（CLOPDH）使用含有14 wt% CuO/Al2O3的催化剂，假设反应处于平衡状态。对于化学循环氧化丙烷脱氢（CLOPDH）使用含有10 wt% V2O5/Al2O3的催化剂，Mars-van Kervelen（MVK）模型描述了其动力学。推导动力学模型时考虑了催化剂氧化程度（失活函数），类似于流化催化裂化过程（Al-Khattaf和De Lasa，2001年）。动力学分析结果得到了先前研究的验证（Rao和Deo，2007年；Routray等人，2004年）。补充信息部分的表S3总结了模型动力学参数。

2.3. 关键性能指标
性能指标列表来源于Spallina等人（2017年），见公式（2-6）：
(2) ηcarbon = ΣN˙iδCproduct / N˙iδCfeed
(3) ηFTC,i = ΣWproduct / Wfeed
(4) Wi = m˙i × LHVi
(5) ηtot = ΣWproduct / Wfeed + Wtot
(6) Wtot = ∑Wel,in?out
ηel + ∑Wth,in?out
其中i表示烯烃和其他副产物；N˙i、δC、Wi、m˙i、LHVi分别表示组分的摩尔流量、碳原子数、化学能量、质量流量和低位热值；Wel,in?out表示设备产生的或消耗的电能；Wth表示设备消耗或产生的热能。天然气联合循环发电厂的效率ηel假设为58%，工业锅炉提供热能的效率ηth设为90%（Spallina等人，2017年）。

随后使用二氧化碳指标评估了工艺的环境性能，该指标包括直接二氧化碳排放（由工艺和燃料燃烧产生，称为范围1）和间接二氧化碳排放（为提供热能和电力而产生，称为范围2）：
(7) ECO2,tot = ∑m˙CO2 + WelECO2,el + WthECO2,th
ECO2,el和ECO2,th分别表示总二氧化碳排放量和间接排放量。这些值取自Spallina等人（2017年）的研究。

对于单个设备，所有换热器假设为壳管式，所有压缩机的等熵效率为75%。
关于使用的公用设施，水用于15°C的冷却，低压蒸汽用于加热；对于低温工艺，考虑了最小温差为5°C的单级和多级集成制冷循环。详细的设计和制冷循环数据见补充信息部分B。

经济分析遵循Sinnott和Towler（2020年）的方法，包括估算工艺的资本支出（CAPEX）和运营成本（OPEX）。使用因子法计算CAPEX：首先根据公式（8）计算设备成本，其中a和b为常数，S为设备尺寸参数，n为设备指数，C?为美国墨西哥湾沿岸的采购成本（2010年，CEPCI = 532.9）。然后使用化学工程工厂成本指数（CEPCI，2024年，指数值为800.7）将所有成本调整为2024年3月的最终值（公式（9）：
(8) Ce = a + bSn
(9) CostinyearA = CostinyearB × CostindexinyearB

考虑到使用304不锈钢（fm = 1.3），对成本进行了调整。接下来，总固定资本成本（CAPEX）是通过应用一系列安装系数来确定的，此外还包括场外（OS）、设计和工程（D&E）以及应急系数（X），如下所示。(10)C=∑i=1i=MCe×((1+fp)+(fer+fel+fi+fc+fs+fl)/fm)(11)CAPEX=C*(1+fOS)(1+fD&E+fX)最后，计算总投资成本（TIC），其中包括营运资金和启动成本，这些成本均假设占总资本成本的10%（Sinnott和Towler，2020年）。考虑到每吨排放的二氧化碳成本为50英镑（Sandid等人，2023年）。该过程的OC成本为每吨11,000英镑，而作为副产品产生的纯CO（CLPODH）的价值为每吨171.9英镑。表2和表3分别总结了原材料、公用事业和劳动力成本。

表2. 原材料、公用事业和劳动力成本。
| 类别 | 成本 | 参考文献 |
|------|------|------|
| 材料和工艺蒸汽 | 丙烷 | 444.5英镑/吨（Argus，2024年） |
| 催化剂 | 156,300英镑/吨（Ferdous等人，2025年） |
| 催化剂寿命 | 3年（Spallina等人，2017年） |
| OC寿命 | 5年（Spallina等人，2017年） |
| 丙烯 | 882.8英镑/吨（Imarc集团，2024年） |
| 氢气 | 146.3英镑/吨（Procurement Tactics，2024年） |
| 天然气 | 0.04英镑/千瓦时（GOV.UK，2024年） |
| 公用事业 | 电力 | 0.05英镑/千瓦时（Brennan，2020年） |
| 低压蒸汽 | 5.9英镑/吨（Brennan，2020年） |

表3. 劳动力成本。
| 职位 | 每班人数 | 总工资（英镑/年） | 参考文献 |
|------|------|-----------------|------|
| 工厂操作员 | 3 | 182,653.00 | Indeed，2025a |
| 工厂经理 | 3 | 64,691.00 | Indeed，2025b |
| 维护技术员 | 1 | 63,300.00 | Indeed，2025c |
| 维护工程师 | 1 | 24,113.00 | Indeed，2025d |

因此，经济分析基于最低销售价格与运营成本（包括年度资本费用）的比较分析。此外，还使用丙烯价格882.8英镑/吨（Imarc集团，2024年）计算了三种配置的投资回报率（ROI）。

3. 工艺描述
3.1. 丙烷脱氢（PDH）工艺
该工艺流程图基于Honeywell授权的工艺（图1），代表了全球多达84个脱氢项目，包括丙烷（C?）、异丁烷（iC?）和混合C?/iC?服务，生产能力为685千吨/年（Honeywell UOP，2019年）。该工艺分为五个主要部分：预处理部分，用于从新鲜流中分离重质化合物（C?化合物）；反应部分，将饱和烷烃化合物转化为烯烃化合物（四个串联的移动床反应器）；气体产物排放压缩和冷却部分；冷箱低温氢气和不可凝气体分离单元；以及产品纯化部分，用于在分离柱中从丙烷中分离出纯度高达99.8%的丙烯（Immermann等人，2013年）。

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图1. 基于PDH的工艺流程图。
新鲜丙烷流（1-01）的流量为2325千摩尔/小时。该流与从纯化步骤中回收的未转化丙烷流（1-02）混合。然后，混合流（1-03）被送入脱丁烷塔（T101），以去除进料流中的少量正丁烷和异丁烷。脱丁烷塔的顶部分离产物（1-04）主要含有丙烷，与循环流（1-51）混合后，送入进料-产物热交换器（E101），将其温度升高到大约397.6°C，同时将反应器出口温度降低到125°C。反应部分由四个并流移动床反应器组成，这些反应器被建模为塞流反应器。反应器（R101、R102、R103和R104）串联连接，并在1.5大气压下运行（Maddah，2018年）。在每个反应器之前，需要一个中间加热器（F101、F102、F103和F104），使用炉子模块将输入流加热到反应器入口温度（650°C）。最初，预热的丙烷流（1-08）和循环氢气流（1-09）混合，以达到氢气与丙烷的摩尔比为0.67（Honeywell UOP，2024年），并加热到650°C。尽管添加氢气会降低丙烷的转化率，但它通过抑制焦炭形成来减缓催化剂的失活（Xiang等人，2022年）。中间加热器的组合可以实现总体转化率35-40%（Xiang等人，2022年）。反应器产物的离开温度分别为552.9°C、588.9°C、607.3°C和618.2°C。最后一股流（1-19）通过与循环水流（1-29）淬火冷却到125°C，然后在E101中进一步冷却。将流温度降低到300°C以下可以阻止任何进一步的裂解反应（Zhang等人，2015年）。此外，产物流（1-21）通过与最终产物流（1-48）在热交换器（E102）中的热交换冷却到79.2°C，从而防止任何进一步的副反应。

在压缩和冷却部分，产物流（1-22）进一步冷却到30°C。之后，它被送入汽液分离器（V101）以去除冷凝流。接下来，来自闪蒸单元的气体流（1-25）进入四级中间冷却压缩机（C101），将其压力从1.3大气压升高到21大气压，去除液体后，干燥器中的产物气体（1-30）被送入低温部分。该气体流被冷却到-30°C，以分离不可凝气体（主要是H?和CH?）和其他轻质HC（Brencio等人，2022b）。然后，该气体流在热交换器（E105）中与流（1-36）进行热交换，冷却到-46°C，其中包含甲烷和氢气。之后，流（1-34）在冷却器（E106）中进一步冷却到-95°C，然后被送入第二级汽液分离单元（V104）。将第二级汽液分离单元（V104）设置为-95°C，使得丙烷和丙烯的回收率分别为99.4%和99.1%（Xiang等人，2022年）。该单元的产物气体流（1-36）在E105中与流（1-33）进行热交换，加热到-36.5°C，然后进一步加热到环境温度30°C，并被送入PSA单元以获得纯度高达99.99%的氢气（Rahimpour等人，2013年）。

在纯化部分，流（1-42）被送入脱乙烷塔（T102），其中包含轻质气体组分，包括甲烷、乙烷和乙烯。塔的操作压力设定为18大气压。乙烷-乙烯分离在18大气压下进行，塔的操作温度在-10°C至-30°C之间（Dimian和Bildea，2018年）。接下来，来自脱乙烷塔的液体流（1-45）被送入丙烯纯化塔（T103），在8大气压下操作温度在10°C至20°C之间（Dimian和Bildea，2018年）。蒸馏塔的液体产物（1-50），其中含有未反应的丙烷，在提高流压力到16大气压后，被循环回反应器入口。设备尺寸和条件在补充信息部分C（表S11）中详细提供。同时，关键流条件在表4中报告，而工艺的详细物料和能量平衡在补充信息部分D（表S14）中提供。

表4. 基于PDH的工艺的整体输入和输出的质量平衡结果。

| 流 | 1-01 | 1-05 | 1-09 | 1-12 | 1-19 | 1-39 | 1-40 | 1-44 | 1-49 |
|------|------|------|------|------|------|------|------|
| 温度（°C） | 30.0 | 86.1 | 30.0 | 65.0 | 60.0 | 18.2 | 30.0 | 30.0 | 15.0 |
| 压力（巴） | 16.0 | 15.0 | 19.8 | 1.6 | 1.5 | 19.8 | 19.8 | 17.9 | 7.9 |
| 摩尔蒸汽分数 | 1.0 | 0.0 | 1.0 | 1.0 | 1.0 | 1.0 | 1.0 | 1.0 |
| 摩尔流量（千摩尔/小时） | 2325 | 150 | 615 | 607 | 843 | 498 | 60.6 | 173 | 791 | 411 |
| 组分摩尔分数 | C3H8 | 0.95 | 60.0 | 49 | -0.79 | 20.4 | 0.6 | -0.03 | 10.0 | 20.0 |
| C3H6 | 0.01 | 3 | -- | 0.00 | 40.2 | 0.8 | -0.02 | 90.0 | 13 |
| C2H4 | ---- | 0.00 | 1 | --- | 0.00 | 3 | -0.02 | 0.77 | 50.15 |
| H2 | -- | 1 | 0.00 | 0.19 | 80.34 | 3 | 1.00 | 0.08 |
| C2H6 | 0.00 | 9 | -- | 0.00 | 3 | -0.02 | 0.07 | 50.6 |
| H2O | --------- | C4H10 | -10.0 | 0.04 | 0.20 | ------- | C4H10 | -20.01 | 60.74 |
| 9 | -0.00 | 2 | ---- | 3.2 | 化学循环丙烷脱氢（CLPDH）工艺 |
为了比较目的，CLPDH工厂也模拟了相同的685千吨/年的生产能力（图2）。该工艺分为五个主要部分：预处理、反应、压缩和冷却、低温以及丙烯纯化。除了预处理和反应部分外，所有这些部分都与丙烷脱氢部分相同。

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图2. 基于CLPDH的工艺流程图。
首先，新鲜丙烷流（2-01）在相同的条件下设置，与PDH工艺相同。然后，该流与循环丙烷流（2-02）在混合器（M201）中混合。接着，混合流（2-03）被送入脱丁烷塔（T201），以去除进料流中的少量正丁烷和异丁烷。富含丙烷的流（2-04），主要含有纯度高达97.7%的丙烷，与循环流（2-06）混合，然后在（E201）中预热到大约474.6°C，同时将反应器出口温度降低到73.1°C。

在这种情况下，丙烷脱氢通过结合化学循环气固反应（在Cu存在下）和在Cu催化剂上的催化丙烷脱氢来发生。为了完成整个工艺，需要三个反应器，配置为三个相互连接的流化床反应器：R201，在其中进行催化丙烷脱氢；R202是在氧化条件下运行的反应器，Cu被氧化成CuO，通过放热氧化反应加热（Zheng等人，2015）；R203是在还原条件下运行的反应器，CuO与废气（主要是CH?）根据放热反应还原（Monazam等人，2012）。还原后，Cu被激活用于脱氢反应。固体还包含惰性材料（载体+稀释剂），这些材料用于提高材料的机械稳定性并作为热惯性，将气固反应（总体放热）的热量传递给丙烷脱氢催化床。
(12)Cu + 12O? ? CuO ΔH? = -155.2 kJ/mol
(13)[数学处理错误]
4CuO + CH? ? 4Cu + 2H?O + CO? ΔH? = -217 kJ/mol
在反应部分，丙烷（2-08）被送入流化床反应器（R201），反应在650°C和大气压下进行。反应器被视为绝热反应器；因此，通过将固体（2-09）从初始温度836.4°C冷却到最终温度来维持丙烷到丙烯的吸热催化反应。在旋风分离器（CY201）中，氧气载体/催化剂（Cu/Al?O?）与其他气体产物分离。气体产物流将包含未反应的丙烷、丙烯、氢气、甲烷和乙烯。该流（2-30）被送入后处理部分，包括压缩、冷却、低温和纯化部分，所有这些部分的设计都遵循传统工厂的策略。

新鲜空气流（2-12）进入加热器（E202），通过与主要来自（CY202）的氮气流（2-15）进行热交换，将空气加热到大约593.1°C，从而使流的温度降低到80°C。加热后的空气流（2-13）与载体流（2-11）一起送入空气反应器（R202）。在空气反应器中，载体通过放热反应完全氧化成CuO，使反应温度达到774.8°C，产物流（2-14）被送入旋风分离器（CY202）。气体产物包含氮气和少量未反应的氧气（由于可能的滑移，过量1%），而固体流（2-19）包含载体CuO-Cu/Al?O?，然后被送入燃料反应器。在燃料反应器（R203）中，载体使用加热的甲烷作为还原剂被还原为Cu/Al?O?。来自PSA单元的废气（主要是甲烷）（2-17）在加热器（E203）中通过与流出气体流（CY203）的热交换加热到200°C，然后将流的温度降低到787°C。气体产物流（2-21）仅包含CO?和H?O，这些气体被冷却和分离，得到纯CO?流（2-28）。还原后的载体（2-09）被送回脱氢反应器。设备尺寸和条件在补充信息部分C（表S12）中详细提供。图2中流程图的关键流在表5中提供，而工艺的详细物料和能量平衡在补充信息部分D（表S15）中提供。

表5. 基于CLPDH的工艺的整体输入和输出的质量平衡结果。

| 流 | 2-01 | 2-05 | 2-08 | 2-30 | 2-12 | 2-13 | 2-15 | 2-16 | 2-17 | 2-18 | 2-21 | 2-28 | 2-29 | 2-43 | 2-44 | 2-47 | 2-52 |
|------|------|------|------|------|------|------|------|------|------|------|------|------|------|------|
| 温度（°C） | 30.0 | 74.6 | 59.3 | 30.0 | 59.3 | 74.8 | 80.0 | 30.0 | 30.0 | 30.0 | 30.0 | 25.0 | 25.0 |
| 压力（巴） | 16.0 | 15.0 | 8.9 | 1.6 | 1.6 | 1.4 | 1在处理后的部分，流3-20被导向E305，在那里其温度从72.7°C降低到28°C，这是进入闪蒸单元（V301）以去除流3-22中的水分所必需的。然后，顶部流3-23进入多级压缩机，将压力提高到20.5巴。压缩机配备有中间冷却器以保持温度在30°C。在进入脱乙烷器（T302）之前，需要进一步冷却以降低流3-24的温度，该脱乙烷器的操作压力设置为18巴。蒸馏流3-29主要含有微量轻质HC和一氧化碳。这个塔的底部被送入脱丙烷器单元（T303），在那里蒸馏流3-32被送往该部分的第三个单元以分离丙烯，所得丙烯的纯度为99.4摩尔%。脱丙烷器（3-31）和丙烯-丙烷分离器（3-37）的底部产物主要包含未转化的丙烷，这些丙烷在将流压力提高到16大气压后被回收利用，以提高整个过程的转化率。设备尺寸和条件在补充信息部分C（表S13）中有详细说明。图3中的关键流程在表6中报告，而过程的详细物料和能量平衡在补充信息部分D（表S16）中提供。

表6. 基于CLPDH过程的整体输入和输出的质量平衡结果。

表6. 基于CLPDH过程的整体输入和输出的质量平衡结果。

图3中的关键流程在表6中报告，而过程的详细物料和能量平衡在补充信息部分D（表S16）中提供。

图4. 三种工艺配置的CO?排放量。

表7. 三种工艺配置的技术性能比较。

表7. 三种工艺配置的技术性能比较。

表8. 三种工艺配置的公用事业需求。

表8. 三种工艺配置的公用事业需求。

图5. 三种工艺配置的设备安装成本分布。

图5. 三种工艺配置的设备安装成本分布。

图6. 丙烯生产成本分解。

图6. 丙烯生产成本分解。

图7. 各因素对丙烯价格的影响分析。

图7. 各因素对丙烯价格的影响分析。

图8. 各因素对丙烯生产成本的影响分析。

图9. 三种工艺配置的运营成本。

图9. 各因素对丙烯生产成本的影响分析。

图10. 三种工艺配置的运营成本比较。

图10. 各因素对丙烯生产成本的影响分析。

图11. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量。

图11. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图12. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图12. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图13. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图13. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图14. 三种工艺配置的运营成本比较。

图14. 各因素对运营成本的影响分析。

图15. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图15. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图16. 三种工艺配置的运营成本比较。

图16. 各因素对运营成本的影响分析。

图17. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图17. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图18. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图18. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图19. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图19. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图20. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图20. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图21. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图21. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图22. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图22. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图23. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图23. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图24. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图24. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图25. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图25. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图26. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图26. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图27. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图27. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图28. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图28. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图29. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图29. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图30. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图30. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图31. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图31. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图32. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图32. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图33. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图33. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图34. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图34. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图35. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图35. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图36. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图36. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图37. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图37. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图38. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图38. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图39. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图39. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图40. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图40. 各因素对二氧化碳排放量的影响分析。

图41. 工艺评估

丙烯的产量分别为基于PDH的工艺85954.1千克/小时，基于CLPDH的工艺86007.4千克/小时，以及基于CLOPDH的工艺58687.1千克/小时，纯度分别达到99.78摩尔%、99.58摩尔%和99.44摩尔%。PDH、CLPDH和CLOPDH工艺的每次通过转化率分别为35.66%、35.08%和14.71%，而丙烯的选择性分别为91.98%、93.03%和66.9%。

图42. 三种工艺配置的技术性能比较

表7比较了三种配置的技术性能。由于PDH对丙烯的选择性略高（91.98%对比93.03%），CLPDH产生的LPG大约少1%。因此，ηFT,C3H6约为82.63%和82.68%，两种工艺的碳效率均为87.6%。关于H?副产品，PDH和CLPDH工艺均以99.99摩尔%的纯度生成。相比之下，CLOPDH工艺产生的LPG比其他两种工艺多约46.5%，这导致ηFT,C3H6限制在56.4%。同时，碳转化率从87.6%提高到95.8%，从而增加了纯度高达99.19摩尔%的一氧化碳副产品的产量。

图43. 综合能源效率

表8显示了各工艺配置的公用事业需求。如前所述，CLOPDH工艺处理的LPG量较多，导致上游压缩机的电力需求较高。然而，CLPDH工艺的电力消耗最高，为198.85兆瓦时，而PDH和CLOPDH分别为179.93兆瓦时和168.63兆瓦时。这主要是由于CLPDH工艺中的第二蒸馏塔（T203），其冷凝器在-39°C的较低温度下运行，以实现约99.87%的丙烯分离比例，从而增加了制冷循环单元所需的电力。

图44. 综合能源效率

图45. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图45. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图46. 三种工艺配置的运营成本比较

图46. 三种工艺配置的运营成本比较。

图47. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图47. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图48. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图48. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图49. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图49. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图50. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图50. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图51. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图51. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图52. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图52. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图53. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图53. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图54. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图54. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图55. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图55. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图56. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图56. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图57. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图57. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图58. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图58. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图59. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图59. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图60. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图60. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图61. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图61. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图62. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图62. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图63. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图63. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图64. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图64. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图65. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图65. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图66. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图66. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图67. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图67. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图68. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图68. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图69. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图69. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图70. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图70. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图71. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图71. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图72. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图72. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图73. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图73. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图74. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图74. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图75. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图75. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图76. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图76. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图77. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图77. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图78. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图78. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图79. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图79. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图80. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图80. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图81. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图81. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图82. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图82. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图83. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图83. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图84. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图84. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图85. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图85. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图86. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图86. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图87. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图87. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图88. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图88. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图89. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图89. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图90. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图90. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图91. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图91. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图92. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图92. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图93. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图93. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图94. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图94. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图95. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图95. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图96. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图96. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图97. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图97. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图98. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图98. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图99. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图99. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图100. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图100. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图101. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图101. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图102. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图102. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图103. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图103. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图104. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图104. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图105. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图105. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图106. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较

图106. 三种工艺配置的碳 dioxide 排放量比较。

图107. 三种工艺配置的碳 dioxide与CLPDH案例不同，用于氧化丙烷脱氢的化学循环技术在能源和经济性方面并不具有优势，这主要是由于该反应的转化率和选择性较低。只有在纯一氧化碳（CO）的生产和销售情况下，CLOPDH才能实现与PDH相当的产品成本（高出192英镑/吨，即高出23%），但在二氧化碳排放方面并没有任何优势。氧化脱氢过程使排放量增加了2.19%，主要原因是间接排放。从成本敏感性的角度来看，化学循环装置相关的资本支出（CAPEX）以及固体材料更换对成本的影响微乎其微。相反，如果对二氧化碳排放征收50至300英镑/吨的碳税，将使丙烯的盈亏平衡成本增加近40%。

**CRediT作者贡献声明：**
Ghadeer Alhamar：撰写——审稿与编辑、撰写——初稿、可视化、软件使用、方法论、数据分析、概念化。
Adam Zaidi：撰写——审稿与编辑。
Isabel Pazmi?o-Moyorga：撰写——审稿与编辑。
Vincenzo Spallina：撰写——审稿与编辑、验证、项目监督、资源管理、方法论、概念化。

**未引用的参考文献：**
Propane 2025, Alexandros等人，2023年

**CRediT作者贡献声明：**
Ghadeer Alhamar：撰写——初稿、可视化、数据分析、概念化。
Adam Zaidi：撰写——审稿与编辑。
Isabel Pazmi?o-Moyorga：撰写——审稿与编辑。
Vincenzo Spallina：撰写——审稿与编辑、验证、项目监督、资源管理、方法论、概念化。