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理论上讲，最好的烷烃脱氢制烯烃的项目是己烷裂解制乙烯，管式反应器内水蒸汽热裂解，单程平衡转化率可达85%以上，副产物较少，只有少量甲烷、丙烷、丁烷等小分子烃及聚合的少量轻油，相对于现在的轻油裂解制乙烯，结焦也很少。再经过后续分离步骤，未转化的原料乙烷可以循环使用。7b1a1L$|%S%W-u#S6x德国Uhde公司开发的蒸汽活化转化（STAR）工艺以来自于天然气田、凝析气田以及炼厂的液化石油气（LPG）为原料，生产聚合级或化学级丙烯、异丁烯和正丁烯，另外还副产高纯度H2。部分新鲜烷烃进料与循环烷烃及本工艺内部生成的蒸汽相混合，预热后进入反应段。反应段包括一个外部加热的管式固定床反应器（即Uhde的STAR转化炉），再与一个绝热式固定床氧化反应器（二级转化炉）串联。在Uhde的STAR转化炉中采用专有的贵金属催化剂进行吸热的脱氢反应。脱氢反应条件为500～600℃、0.4～0.6MPa。在绝热式氧化反应器中，部分来自转化炉的中间产物H2与补充氧气或空气进行选择性反应，生成蒸汽。然后在相同贵金属催化剂作用下进一步进行脱氢反应。H2燃烧的放热过程提高了烯烃空时收率，并为进一步的吸热脱氢反应提供热量。.Q4d7I$L:YUhde转化炉在顶部加热，并有一个专有的多管冷出口系统，可提高装置运行的可靠性。热量回收系统为高压蒸汽产生、原料预热以及精馏工序提供了热能。产物经冷凝和凝析油分离后，进一步压缩，分离出轻质组分，并在精馏工序从未转化烷烃中分离出烯烃产品。除用作燃料气的轻质组分外，烯烃是该工艺的唯一产物。在气体分离工序可从轻质组分中回收高纯度H2。9w*p-|2s3d'Q&S对于聚合级丙烯产品，每生产1t丙烯的原料和能量（包括所需的氧气和蒸汽）典型消耗情况为：丙烷1.2t、燃料6.4GJ、循环冷却水220m3、电力180kWh。目前美国和阿根廷分别建成投产了一套采用STAR工艺的异丁烷脱氢制异丁烯装置，另外全球范围内建有60多台Uhde转化炉和25只Uhde二级转化炉。+B%|%P6?2N/N*L9E&gLinde工艺采用一组三个周期性循环操作的管式固定床反应器，由顶烧转化炉型的加热炉烟气以管外加热流经管内的过程气体来提供反应所需的热量，反应在接近等温条件下进行，采用载于Al2O3担体上的氧化铬非贵金属和助剂作为催化剂，烷烃单程转化率为45mol%，异丁烯选择性94mol％。已通过半工业试验装置考察，工业装置的设计和建设正在进行中。'o1C*B:E0_+\4[(l(y*g4s+[*O-_9K由UOP公司开发的Oleflex脱氢工艺流程、使用的脱氢催化剂及工业应用状况。Oleflex工艺采用三级（适用于异丁脱氢）或四级（适用于丙脱氢）并列的、径向流动的移动床反应器进行连续操作；采用中间加热炉加热原料和烯释氢气作为热载体的供热方式；反应器的；620～650℃，压力0.2～0.25Mpa；采用球形Al2O3担体上载有贵金属Pt和助剂作催化剂，催化剂在再生装置中进行连续再生；$`6F0H8y,w,^9c由PhillipsPetroleumCO开发的Star和由Snamprogetti-Yarsintez合作开发的FBD-4脱氢工艺流程、使用的脱氢催化剂及工业应用状况。Star工艺采用周期性循环操作的管式固定床反应器，由顶烧转化炉型加热炉烟气提供反应所需热量，反应在接近等温条件下进行，原料用蒸汽稀释，催化剂为载于铝酸锌尖晶石担体上的贵金属Pt，原料单程转化率为50～55mol％，产品选择性为94.5～98mol％，截止1992年10月，有１套装置在运行，２套处于设计和建设中，已签合同的有３套。FBD-4工艺采用沸腾式流化床反应器－再生器系统，反应和再生连续同时在两个独立容器中进行，由再生容器中补充燃料和催化剂上沉积炭的燃烧加热循环催化剂粒子的显热来提供反应所需的热量。采用载于微球Al2O3担体上的Cr2O3和助剂作为催化剂。异丁烷单程转化率为50mol％，异丁烯选择性为91mol％。7D%J/j5K3a3M5r;K2^&T4O0F[4W5LR.E国内早在上世纪80年代研究过烷烃催化脱氢制烯烃工艺，烷烃脱氢反应最佳温度为600～675℃；压力在常压下操作；选用氢气作稀释剂，与烃摩尔比，以1：1～10：1为佳；GHSV为600～1800时，LHSV为4～5时；最佳接触时间为1～5秒；反应器采用移动床。同时比较催化脱氢两种工艺路线，认为选取催化脱氢路线较为适宜。根据烷烃脱氢催化剂的筛选和评价结果，研制的钛酸锌催化剂和铬铝催化剂均能达到较高的活性和选择性，收率尚需进一步作工艺条件试验和开展贵金属催化剂的研制工作。