阅读说明：本技术 一种二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置、系统及工艺方法 (Device, system and process method for preparing olefin through reaction of carbon dioxide and low-carbon alkane ) 是由 王涛 江南 徐龙伢 孙海兵 林毓勇 朱向学 肖镱 陈福存 黄敏 江起培 严正芳 于 2019-10-24 设计创作，主要内容包括：本发明提供一种二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置、系统及工艺方法,二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置,包括进料口、进料预热炉和反应炉,进料口与进料预热炉的进口连接,进料预热炉的出口与反应炉的进口连接,反应炉的进口设有第一气体分布器；反应炉包括反应炉壳体,反应炉壳体中设置多层加热区域,加热区域由第一加热壁围成；每层加热区域内平行设置多排反应管,反应管的一端与第一气体分布器连接,另一端与反应炉的出口连接；反应管之间设置多个第一加热喷嘴。该二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置、系统及工艺方法中反应装置温度分布均一,温度易控制,反应系统及工艺方法有效的利用了每一步产生的废热和废料,减少能源、原料浪费。(The invention provides a device, a system and a process method for preparing olefin by reacting carbon dioxide and low-carbon alkane, wherein the device for preparing olefin by reacting carbon dioxide and low-carbon alkane comprises a feed inlet, a feed preheating furnace and a reaction furnace, the feed inlet is connected with an inlet of the feed preheating furnace, an outlet of the feed preheating furnace is connected with an inlet of the reaction furnace, and an inlet of the reaction furnace is provided with a first gas distributor; the reaction furnace comprises a reaction furnace shell, wherein a plurality of layers of heating areas are arranged in the reaction furnace shell, and the heating areas are surrounded by a first heating wall; a plurality of rows of reaction tubes are arranged in each heating area in parallel, one end of each reaction tube is connected with the first gas distributor, and the other end of each reaction tube is connected with an outlet of the reaction furnace; a plurality of first heating nozzles are arranged between the reaction tubes. The device, the system and the process method for preparing the olefin by the reaction of the carbon dioxide and the low-carbon alkane have the advantages that the temperature distribution of the reaction device is uniform, the temperature is easy to control, the waste heat and the waste materials generated in each step are effectively utilized by the reaction system and the process method, and the energy and raw material waste is reduced.)

一种二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置、系统及工艺 方法

技术领域

本发明属于二氧化碳的转化与利用技术领域，具体涉及一种二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置、系统及工艺方法。

背景技术

随着现代工业的发展，全球能源消费不断剧增，二氧化碳的排放量由工业革命前的0.4亿吨发展到1996年的60.4亿吨，到2100年，全球二氧化碳总排放量预计将增加到360亿吨，非持续性能源生产与发展模式使全球环境面临严峻的危机。二氧化碳随着工业的发展而日益增多，加剧了人类生存环境的恶化，逐步削减温室气体的排放已经成为大多数科学家及政府机构的共识。

二氧化碳作为重要的化工原料，通过化学加工可将二氧化碳转化为具有较高经济价值的产品，如白炭黑、硼砂、轻质氧化镁、碳酸丙烯酯、水杨酸、氰基肌等。其中，一个典型的应用是以二氧化碳和低碳烷烃为原料进行反应制备烯烃，该应用可提供重要的工业原料烯烃，又可消除导致温室效应的二氧化碳，是一个有工业应用前景的催化反应。目前工业上应用的恒温反应炉，其结构大多为整体的筒状反应管，加热炉在反应管外壁进行加热，反应气体进入反应管中进行恒温反应，但对于工业生产来说，产量大，反应管管径大，受传热情况限制，反应管中不同位置处的温度不均一，反应温度不易控制。而对于二氧化碳与低碳烷烃反应制备烯烃等产品的工艺，工业上仅涉及到反应和产物的简单分离，得到的烯烃纯度不高，且每步处理产生的废热、废料未进行有效的利用，造成能量和原料的浪费。

发明内容

本发明解决的技术问题是提供一种二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置、系统及工艺方法，反应装置中温度分布均一，温度易控制，反应系统及方法有效的利用了每一步产生的废热和废料，减少能源、原料浪费。

为了解决上述问题，本发明提供一种二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置，包括进料口、进料预热炉和反应炉，进料口与进料预热炉的进口连接，进料预热炉的出口与反应炉的进口连接，所述反应炉的进口设有第一气体分布器；反应炉包括反应炉壳体，反应炉壳体中设置多层加热区域，加热区域由第一加热壁围成；每层加热区域内平行设置多排反应管，反应管的一端与第一气体分布器连接，另一端与反应炉的出口连接；反应管之间设置第一加热喷嘴。

优选地，还包括第一余热换热装置，第一余热换热装置包括管程和壳程；反应炉的出口与第一余热换热装置的管程入口连接，第一余热换热装置的管程出口与出料口连接；进料口与第一余热换热装置的壳程入口连接，第一余热换热装置的壳程出口与进料预热炉的进口连接。

优选地，进料预热炉包括预热炉壳体；预热炉壳体的内壁上设有第二加热壁；进料预热炉的进口处设有第二气体分布器；预热炉壳体中平行设置多排预热管，预热管一端与第二气体分布器连接，另一端与进料预热炉的出口连接；预热管之间设有多个第二加热喷嘴。

优选地，还包括进料缓冲罐，进料口包括二氧化碳进料口和低碳烷烃进料口，二氧化碳进料口和低碳烷烃进料口分别与进料缓冲罐的入口连接，进料缓冲罐的出口与第一余热换热装置的壳程入口连接。

优选地，还包括适于混合二氧化碳、低碳烷烃和水蒸气的加料混合器，加料混合器设有水蒸气进口，加料混合器的进口与进料预热炉的出口连接，加料混合器的出口与反应炉的进口连接。

本发明的另一目的是提供一种二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的系统，包括上述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置，二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置还包括第一余热换热装置、第二余热换热装置和急冷装置；第一余热换热装置的热介质入口与反应炉的出口连接，第一余热换热装置的热介质出口与第二余热换热装置的热介质入口连接，第一余热换热装置的冷介质入口与进料口连接，第一余热换热装置的冷介质出口与进料预热炉的进口连接；第二余热换热装置的热介质出口与急冷装置的热介质入口连接，急冷装置的热介质出口与出料口连接。

优选地，二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置还包括第四气液分离器和过滤器，急冷装置的热介质出口与第四气液分离器连接，第四气液分离器的气相出口与出料口连接，第四气液分离器的液相出口与过滤器连接。

优选地，还包括粗分离单元，粗分离单元包括脱碳吸收塔、碱洗塔、第一冷却器、第一气液分离器、再生塔、洗苯塔和干燥器；急冷装置的热介质出口与脱碳吸收塔的气相入口连接，脱碳吸收塔的气相出口与碱洗塔的气相入口连接，碱洗塔的气相出口与第一冷却器连接，第一冷却器与第一气液分离器连接，第一气液分离器的气相出口与洗苯塔的气相入口连接，洗苯塔的气相出口与干燥器的入口连接，干燥器的出口与出料口连接；脱碳吸收塔的液相出口与再生塔的液相入口连接，再生塔的气相出口与进料口连接，再生塔的液相出口与脱碳吸收塔的液相入口连接。

优选地，粗分离单元还包括第一气体压缩机，第四气液分离器的气相出口与第一气体压缩机的入口连接，第一气体压缩机的出口与脱碳吸收塔的气相入口连接。

优选地，粗分离单元还包括第一回流罐、空冷器和后冷器，再生塔的气相出口与空冷器入口连接，空冷器的出口与后冷器的入口连接，后冷器的出口与第一回流罐入口连接，第一回流罐的液相出口再生塔的回流入口连接，第一回流罐的气相出口与进料口连接。

优选地，粗分离单元还包括第一换热装置，第一换热装置的热介质入口与再生塔的液相出口连接，第一换热装置的热介质出口与脱碳吸收塔的液相入口连接，第一换热装置的冷介质入口与脱碳吸收塔的液相出口连接，第一换热装置的冷介质出口与再生塔的液相入口连接。

优选地，干燥器包括第一干燥器和第二干燥器，洗苯塔的气相出口通过第一管路和第二管路分别与第一干燥器和第二干燥器连接，供氮装置通过第三管路和第四管路分别与第一干燥器和第二干燥器连接，第一管路、第二管路、第三管路、第四管路上均设有控制阀。

优选地，还包括精分离单元，精分离单元包括第二冷却器、第二气液分离器、第三冷却器、第三气液分离器、第一脱烷烃塔、加氢装置、烯烃分离塔、烯烃收集装置和第二脱烷烃塔；干燥器的出口与第二冷却器连接，第二冷却器与第二气液分离器连接，第二气液分离器的气相出口与第三冷却器连接，第三冷却器与第三气液分离器连接，第三气液分离器的液相出口与第一脱烷烃塔的液相入口连接，第三气液分离器的气相出口与合成气分离单元连接，第一脱烷烃塔的气相出口与合成气分离单元连接，第一脱烷烃塔的液相出口与加氢装置的入口连接，加氢装置的出口与烯烃分离塔的液相入口连接，烯烃分离塔的气相出口与烯烃收集装置连接，烯烃分离塔的液相出口与第二脱烷烃塔的液相入口连接，第二脱烷烃塔的气相出口与进料口连接，第二脱烷烃塔的液相出口与洗苯塔的液相入口连接。

优选地，精分离单元还包括第二气体压缩机，干燥器的出口与第二气体压缩机的入口连接，第二气体压缩机的出口与第二冷却器连接。

优选地，精分离单元还包括第二换热装置，第二换热装置的热介质入口与第二气体压缩机的出口连接，第二换热装置的热介质出口与第二冷却器连接；第二换热装置的冷介质入口与第一脱烷烃塔的液相出口连接，第二换热装置的冷介质出口与加氢装置的入口连接。

优选地，精分离单元还包括第五冷却器、第五气液分离器，第一脱烷烃塔的气相出口与第五冷却器连接，第五冷却器与第五气液分离器连接，第五气液分离器的液相出口与第一脱烷烃塔的回流入口连接，第五气液分离器的气相出口与合成气分离单元连接。

优选地，合成气分离单元包括变压吸附装置和氢气收集装置，第三气液分离器的气相出口和第一脱烷烃塔的气相出口与变压吸附装置的入口连接，变压吸附装置与氢气收集装置连接，氢气收集装置与加氢装置的入口连接。

本发明的再一目的是提供一种二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的工艺方法，包括：

S1.将二氧化碳与低碳烷烃按照选定比例混合得到原料气，将原料气预热后与选定比例的水蒸气混合，在烷烃脱氢催化剂的催化下，于600-900℃下进行反应，得到过产物气体；

S2.在对原料气体进行预热之前，将产物气体与原料气体进行换热，利用产物气体中的余热。

优选地，步骤S1中，二氧化碳、水与低碳烷烃的反应中，低碳烷烃的空速为500-2000h^-1。

优选地，步骤S1中，原料气中二氧化碳与低碳烷烃的摩尔比为0.8-2.0。

优选地，步骤S1中，将原料气预热至100-300℃。

优选地，步骤S1中，水蒸气的压力为0.25-0.45Mpag。

优选地，还包括在步骤S2之后进行：

S2a.将步骤S2中得到的产物气体冷却至30-45℃，然后进行气液分离。

优选地，还包括：

S3.将产物气体通入脱碳吸收塔，脱除产物气体中的二氧化碳；

S4.将步骤S3得到的气体通入碱洗塔，脱除其中的微量二氧化碳；

S5.将步骤S4得到的气体冷却至15-20℃，然后进行气液分离；

S6.将步骤S5中气液分离得到的气体通入洗苯塔，脱除其中的苯；

S7.将步骤S6中得到的气体通入干燥器进行干燥，得到粗分离的产物气体。

优选地，还包括在步骤S3之前进行：

S3a.将气液分离得到的气体压缩至压力为4-5Mpag，然后通入脱碳吸收塔。

优选地，步骤S3中脱碳吸收塔以20％-40％的MDEA溶液为吸收剂。

优选地，还包括在步骤S3之后进行：

S3b.对脱碳吸收塔中的MDEA富液在再生塔中使用气提法进行再生，再生塔顶气体经冷却进行气液分离，气液分离后得到的液体回流至再生塔，气体与原料气中的二氧化碳混合进料。

优选地，还包括在步骤S3b之前，将MDEA富液与脱碳后的MDEA贫液进行换热。

优选地，还包括：

S8.将经步骤S7干燥后的产物气体冷却，然后进行气液分离；

S9.将步骤S8中气液分离得到的液体通入第一脱烷烃塔，气液分离得到的气体送至合成气分离单元；

S10.将步骤S9中脱烷烃后的塔底液相产物送至加氢装置，塔顶气相产物送至合成气分离单元；

S11.将经加氢装置进行C2+加氢处理后的产物送至烯烃分离塔，进行分离，将塔顶气相产物送至烯烃收集装置，塔底液相产物送至第二脱烷烃塔；

S12.将经第二脱烷烃塔的塔顶气相产物与原料气中的低碳烷烃混合进料，塔底液相产物作为洗苯塔的洗涤液或作为系统中的任一或任几装置的燃料。

优选地，还包括在步骤S8之前进行：

S8a.将干燥后的气体压缩至压力为3.5-4.5MPag，然后进行冷却。

优选地，还包括在步骤S8a之后进行：

S8b.将压缩后的气体与第一脱烷烃塔的塔底液相产物进行换热。

优选地，步骤S9还包括将塔顶气相产物冷凝回流，塔顶气相产物的不凝气相送至合成气分离单元。

优选地，步骤S11还包括将烯烃分离塔的塔顶气相产物冷凝回流，塔顶气相产物的不凝气相送至烯烃收集装置。

进一步优选地，使用-50～-40℃的制冷剂对烯烃分离塔的塔顶气相产物进行冷凝。

优选地，还包括在步骤S12之前进行：

S12a.将烯烃分离塔的塔底液相产物与第二脱烷烃塔的塔底液相产物进行换热。

优选地，步骤S12还包括将第二脱烷烃塔的塔顶气相产物冷凝回流，塔顶气相产物的不凝气相与原料气中的低碳烷烃混合进料。

优选地，还包括：

S13.将送至合成气分离单元的气体送至变压吸附装置中进行变压吸附分离，得到氢气。

优选地，步骤S13中将气体于2-3MPag，11-15℃下送至变压吸附装置中，分离出氢气，然后解吸气于0.015-0.03MPag下送出变压吸附装置。

需要说明的是，低碳烷烃指碳原子数小于或等于4的烷烃，包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷。

本发明与现有技术相比，具有以下有益效果：

1.本发明所述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置，通过将反应炉中的原料气分为多股分别送至各反应管中，将反应区域划分为多个反应管，并在相邻的反应管之间设置加热喷嘴，加热喷嘴喷入燃油或燃气，通过燃烧对反应管进行加热，可使反应区域内的原料气的传热由不均一的由外向内的传热转变为内外同时进行的传热，使原料气传热更均匀、稳定，原料气反应温度更易控制，温度控制也更精确；此外，还可以根据需求控制不同加热区域中的反应温度，调控不同加热区域内的反应工艺参数，从而调控产物分布和降低能源消耗；

2.本发明所述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置，通过设置第一余热换热装置，反应炉产生的高温过程气在第一余热换热装置的管程中，与第一余热换热装置的壳程中的低温原料气进行换热，使原料气的温度得到初步的提高，从而可节约进料预热炉的能耗，并有效利用产物气体余热，避免能源浪费；

3.本发明所述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置，在进料预热炉设置气体分布器，并在进料预热炉中设置多排预热管，通过气体分布器将进入的混合原料气均匀分为若干股，进入单独的预热管中，然后进入对应的反应管中，一方面可使原料气提前均匀分配，保证原料气被均匀等量的分配进不同的反应管；另一方面通过设置多个预热管，使原料气加热区域被划分为多个预热管，并在相邻的预热管之间设置加热喷嘴，加热喷嘴喷入燃油或燃气，通过燃烧对反应管进行加热，可使预热区域内的原料气的传热由不均一的由外向内的传热转变为内外同时进行的传热，使原料气的预热更均匀、稳定，预热温度更易控制，温度控制也更精准；

4.本发明的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的系统及工艺方法，将二氧化碳、水与低碳烷烃反应后，经冷却、脱碳、脱苯、干燥、一次脱烷烃、加氢、烯烃分离、二次脱烷烃，最终获得了烯烃产品和合成气，其中，对工艺步骤中的余热均进行了有效利用，且每步产生的副产品也均用作吸收剂、洗涤剂或热源，大大节约了原料和能源；分离出的未反应的低碳烷烃和二氧化碳送至进料口循环使用，减少原料消耗，提高能源利用率，且避免多余低碳烷烃、二氧化碳污染空气，实现了原料与能源的循环利用；

5.本发明的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的系统及工艺方法，还可根据下游生产工艺所需原料成分，通过调节原料二氧化碳、水、低碳烷烃的比例调控产物分布，以适应下游工艺对原料比例的需求。

附图说明

图1是本发明实施例一所述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置的主视图；

图2是本发明实施例一所述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置的俯视图；

图3是本发明实施例二所述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的系统的结构示意图。

其中：1-进料口；2-进料预热炉；3-反应炉；4-第一余热换热装置；5-进料缓冲罐；6-加料混合器；7-第二余热换热装置；8-急冷装置；9-第四气液分离器；10-过滤器；11-二氧化碳进料口；12-低碳烷烃进料口；13-脱碳吸收塔；14-碱洗塔；15-第一冷却器；16-第一气液分离器；17-再生塔；18-洗苯塔；19-干燥器；20-第一气体压缩机；21-预热炉壳体；22-第二加热壁；23-预热管；24-第二加热喷嘴；25-第一回流罐；26-空冷器；27-后冷器；28-第一换热装置；29-第二冷却器；30-第二气液分离器；31-反应炉壳体；32-第一加热壁；33-反应管；34-第一加热喷嘴；35-第三冷却器；36-第三气液分离器；37-第一脱烷烃塔；38-加氢装置；39-烯烃分离塔；40-烯烃收集装置；41-管程；42-壳程；43-第二脱烷烃塔；44-第二气体压缩机；45-第二换热装置；46-第五冷却器；47-第五气液分离器；48-变压吸附装置。

具体实施方式

下面将结合本发明的实施例，对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

实施例一

如图1、2所示，本实施例所述的一种二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置，包括进料口1、进料预热炉2和反应炉3，进料口1与进料预热炉2的进口连接，进料预热炉2的出口与反应炉3的进口连接，反应炉3的进口设有第一气体分布器；反应炉3包括反应炉壳体31，反应炉壳体31中设置多层加热区域，加热区域由第一加热壁32围成；每层加热区域内平行设置多排反应管33，各反应管33的一端与第一气体分布器连接，另一端与反应管的出口连接；反应管33之间设置第一加热喷嘴34。

二氧化碳与低碳烷烃经进料口1进料，进入进料预热炉2中进行初步预热，然后送至反应炉3中，混合后的反应原料气被第一气体分布器分布至反应炉中的多个反应管中，反应管中装填有烷烃脱氢催化剂，通过每个加热区域中设置的第一加热壁32和第一加热喷嘴34的加热而升温至反应温度，进行低碳烷烃的脱氢重整反应，得到产物烯烃、一氧化碳、氢气等。其中，通过将反应炉中的原料气分为多股分别送至各反应管中，将反应区域划分为多个反应管，并在相邻的反应管之间设置加热炉丝，可使反应区域内的原料气的传热由不均一的由外向内的传热转变为内外同时进行的传热，使原料气传热更均匀、稳定，原料气反应温度更易控制，温度控制也更精确；此外，还可以根据需求控制不同加热区域中的反应温度，控制不同区域中反应管中装填催化剂的类型，例如可控制靠近进料口的加热区域温度较低为600℃，随原料气的流向加热温度升高为700℃、800℃，保证最后的加热区域温度为900℃，可在保证最终产物转化率的条件下大大节约能源。

进一步地，还包括第一余热换热装置4，第一余热换热装置4包括管程41和壳程42；反应炉3的出口与第一余热换热装置4的管程41入口连接，第一余热换热装置4的管程41出口与出料口连接；进料口1与第一余热换热装置4的壳程42入口连接，第一余热换热装置4的壳程42出口与进料预热炉2的进口连接。反应炉产生的高温过程气在第一余热换热装置4的管程41中，与第一余热换热装置4的壳程42中的低温原料气进行换热，使原料气的温度得到初步的提高，从而可节约进料预热炉2的能耗，并有效利用产物气体余热，避免能源浪费。

进一步地，进料预热炉2包括预热炉壳体21；预热炉壳体21的内壁上设有第二加热壁22；进料预热炉2的进口处设有第二气体分布器；预热炉壳体21中平行设置多排预热管23，预热管23一端与第二气体分布器连接，另一端与进料预热炉2的出口连接；预热管23之间设有第二加热喷嘴24。通过气体分布器将进入的混合原料气均匀分为若干股，进入对应的反应管中，一方面可使原料气提前均匀分配，保证原料气被均匀等量的分配进不同的反应管；另一方面通过设置多个预热管，使原料气加热区域被划分为多个预热管，并在相邻的预热管之间设置加热炉丝，可使预热区域内的原料气的传热由不均一的由外向内的传热转变为内外同时进行的传热，使原料气的预热更均匀、稳定，预热温度更易控制，温度控制也更精准。

进一步地，还包括进料缓冲罐5，进料口1包括二氧化碳进料口11和低碳烷烃进料口12，二氧化碳进料口11和低碳烷烃进料口12分别与进料缓冲罐5的入口连接，进料缓冲罐5的出口与第一余热换热装置4的壳程42入口连接。由进料口进入的原料气二氧化碳与低碳烷烃先进入进料缓冲罐进行混合，混合均匀后的原料气再进入第一余热换热装置进行初步换热，可使进入反应管的原料气中两种气体的混合更均匀，比例更接近预设混合比例。

实施例二

本实施例所述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置，是在实施例一的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置的基础上进一步改进得到的，该装置其余部分结构与实施例一中结构相同，不同之处在于，本实施例的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置还包括适于混合二氧化碳、低碳烷烃和水蒸气的加料混合器6，加料混合器6设有水蒸气进口，加料混合器6的进口与进料预热炉2的出口连接，加料混合器6的出口与反应炉3的进口连接。经进料预热炉2进行预热后的二氧化碳和低碳烷烃的混合气进入加料混合器6，与从水蒸汽进口打入的水蒸汽进行混合，然后进入反应炉中进行反应。水蒸汽单独与混合后的二氧化碳与低碳烷烃进行混合，可更严格、准确的控制水蒸汽的加入量，原料的投入量控制比例更精准，对产物的量的调控更精确。

如图3所示，本实施例的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的系统，包括上述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置，此外，二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置还包括第二余热换热装置7和急冷装置8；第一余热换热装置4的管程入口与反应炉3的出口连接，第一余热换热装置4的管程出口与第二余热换热装置7的热介质入口连接，第一余热换热装置4的壳程入口与进料口1连接，第一余热换热装置4的壳程出口与进料预热炉2的进口连接；第二余热换热装置7的热介质出口与急冷装置8的热介质入口连接，急冷装置8的热介质出口与出料口连接。经反应炉3反应产出的高温过程气进入第一余热换热装置4进行换热，初步降温并有效利用余热，然后进入第二余热换热装置7进一步降温，并再次利用余热，然后进入急冷装置冷却至较低温度进行收集。

其中，第一余热换热装置4可以是换热器，也可以是废热锅炉，第二余热换热装置7可以是换热器，也可以是废热锅炉，反应炉产生的高温过程气先进入第一废热锅炉发3-5MPa等级饱和蒸汽，饱和蒸汽可进入反应炉烟道过热，作为装置的压缩机透平或热源，高温过程气降温至一定温度后，再进入第二废热锅炉，进一步降温，第二废热锅炉发0.3-0.5MPa等级饱和蒸汽，可作为该系统中任一或任几装置的热源；急冷装置8可以是急冷塔。

进一步地，二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的装置还包括第四气液分离器9和过滤器10，急冷装置8的热介质出口与第四气液分离器9连接，第四气液分离器9的气相出口与出料口连接，第四气液分离器9的液相出口与过滤器连接。经急冷装置冷却后的过程气进入第四气液分离器9中进行气液分离，分离出气体产物进行收集，液体产物进入过滤器10中过滤掉反应产生的焦炭等杂质，然后可作为该系统中任一或任几装置的热源。

进一步地，二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的系统还包括粗分离单元，粗分离单元包括脱碳吸收塔13、碱洗塔14、第一冷却器15、第一气液分离器16、再生塔17、洗苯塔18和干燥器19；急冷装置8的热介质出口的第四气液分离器9的气相出口与脱碳吸收塔13的气相入口连接，脱碳吸收塔13的气相出口与碱洗塔14的气相入口连接，碱洗塔14的气相出口与第一冷却器15连接，第一冷却器15与第一气液分离器16连接，第一气液分离器16的气相出口与洗苯塔18的气相入口连接，洗苯塔18的气相出口与干燥器19的入口连接，干燥器19的出口与出料口连接；脱碳吸收塔13的液相出口与再生塔17的液相入口连接，再生塔17的气相出口与进料口1连接，再生塔17的液相出口与脱碳吸收塔13的液相入口连接。粗分离单元可对产物气体中的二氧化碳、水蒸汽、苯等进行分离，去除产物中的杂质成分。经冷却后的气体产物进入脱碳吸收塔13中初步脱除二氧化碳，然后进入碱洗塔14中脱除微量二氧化碳，再进入第一冷却器15中进行冷却，然后在第一气液分离器16中分液，将分液后的气体通入洗苯塔18中脱除其中的苯，最后进入干燥器19中进行干燥，去除水蒸汽，得到初步去除杂质的气体产物。其中，脱碳吸收塔13中的吸收剂吸收饱和后进入再生塔中进行再生。

进一步地，脱碳吸收塔13中使用20-40％的MDEA溶液为吸收剂。

进一步地，粗分离单元还包括第一气体压缩机20，第四气液分离器9的气相出口与第一气体压缩机20的入口连接，第一气体压缩机20的出口与脱碳吸收塔13的气相入口连接。经急冷装置冷却后并分液后得到的气体送至第一气体压缩机20进行增压，然后再送至脱碳吸收塔13中进行脱碳处理。

优选地，粗分离单元还包括第一回流罐25、空冷器26和后冷器27，再生塔17的气相出口与空冷器26入口连接，空冷器26的出口与后冷器27的入口连接，后冷器27的出口与第一回流罐25入口连接，第一回流罐25的液相出口再生塔17的回流入口连接，第一回流罐25的气相出口与进料口2连接。吸收剂的再生塔的塔顶气体先经空冷器26初步冷却，然后经后冷器27进一步冷却，冷却得到的液体回流至再生塔，分离出的气体为二氧化碳，二氧化碳与原料二氧化碳混合后共同作为进料。

优选地，粗分离单元还包括第一换热装置28，第一换热装置28的热介质入口与再生塔17的液相出口连接，第一换热装置28的热介质出口与脱碳吸收塔13的液相入口连接，第一换热装置28的冷介质入口与脱碳吸收塔13的液相出口连接，第一换热装置28的冷介质出口与再生塔17的液相入口连接。吸收剂的再生塔的塔底贫液先与脱碳吸收塔的吸收剂富液在第一换热装置28中进行初步换热，充分利用贫液的余热，然后富液再进入再生塔中进行再生。

优选地，干燥器19包括第一干燥器和第二干燥器，洗苯塔的气相出口通过第一管路和第二管路分别与第一干燥器和第二干燥器连接，供氮装置通过第三管路和第四管路分别与第一干燥器和第二干燥器连接，第一管路、第二管路、第三管路、第四管路上均设有控制阀。通过调节四个管路上的控制阀，控制一个干燥器连入系统，对产物气体进行干燥，另一个干燥器连入供氮装置，吹入氮气并升温，进行再生。两个干燥器交替使用，提高生产效率。

优选地，还包括精分离单元，精分离单元包括第二冷却器29、第二气液分离器30、第三冷却器35、第三气液分离器36、第一脱烷烃塔37、加氢装置38、烯烃分离塔39、烯烃收集装置40和第二脱烷烃塔43；干燥器19的出口与第二冷却器29连接，第二冷却器29与第二气液分离器30连接，第二气液分离器30的气相出口与第三冷却器35连接，第三冷却器35与第三气液分离器36连接，第三气液分离器36的液相出口与第一脱烷烃塔37的液相入口连接，第三气液分离器36的气相出口与合成气分离单元连接，第一脱烷烃塔37的气相出口与合成气分离单元连接，第一脱烷烃塔37的液相出口与加氢装置38的入口连接，加氢装置38的出口与烯烃分离塔39的液相入口连接，烯烃分离塔39的气相出口与烯烃收集装置40连接，烯烃分离塔39的液相出口与第二脱烷烃塔43的液相入口连接，第二脱烷烃塔43的气相出口与进料口1连接，第二脱烷烃塔43的液相出口与洗苯塔18的液相入口连接。经粗分离后的产物气体进入第二冷却器29中进行冷却，然后在第二气液分离器30中分液，分液后的气体产物进入第三冷却器35中进一步冷却，然后进行气液分离，分离出的液体进入第一脱烷烃塔37中，分离出的气体送至合成气分离单元；分离出的液体经第一脱烷烃塔分离出烷烃后，第一脱烷烃塔底液相中还含有少量炔烃，将其通入加氢装置进行加氢处理，使炔烃转化为烯烃和烷烃，经加氢后的产物进入烯烃分离塔，分离出产物烯烃，并收集烯烃分离塔的塔顶气相的烯烃，烯烃分离塔的塔底液相进入第二脱烷烃塔，第二脱烷烃塔分离出的低碳烷烃与原料低碳烷烃混合后作为进料，第二脱烷烃塔的塔底液相为C3+，作为洗苯塔18的洗涤剂。

优选地，精分离单元还包括第二气体压缩机44，干燥器19的出口与第二气体压缩机44的入口连接，第二气体压缩机44的出口与第二冷却器29连接。经干燥器干燥后的产物气体送至第二气体压缩机44进行增压，然后再送至第二冷却器29进行冷却。

优选地，精分离单元还包括第二换热装置45，第二换热装置45的热介质入口与第二气体压缩机44的出口连接，第二换热装置45的热介质出口与第二冷却器29连接；第二换热装置45的冷介质入口与第一脱烷烃塔37的液相出口连接，第二换热装置45的冷介质出口与加氢装置38的入口连接。经压缩机增压后的产物气体先与第一脱烷烃塔的塔底液相在第二换热装置中进行换热后，再进入第二冷却器中进行冷却，充分利用塔底液相的余热。

优选地，精分离单元还包括第五冷却器46、第五气液分离器47，第一脱烷烃塔37的气相出口与第五冷却器46连接，第五冷却器46与第五气液分离器47连接，第五气液分离器47的液相出口与第一脱烷烃塔37的回流入口连接，第五气液分离器47的气相出口与合成气分离单元连接。第一脱烷烃塔的塔顶气相先进行冷却，冷却后液相回流，不凝气收集于合成气分离单元。

优选地，合成气分离单元包括变压吸附装置48和氢气收集装置，第三气液分离器36的气相出口和第一脱烷烃塔37的气相出口与变压吸附装置48的入口连接，变压吸附装置48与氢气收集装置连接，氢气收集装置与加氢装置38的入口连接。收集到的粗合成气进入变压吸附装置，经变压吸附分离后得到一定纯度的氢气储存于氢气收集装置中。

本实施例所述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的方法，具体为二氧化碳与乙烷反应制乙烯的工艺方法，具体如下：

S1.将二氧化碳与乙烷按照1.4:1的摩尔比通入进料缓冲罐中进行混合得到原料气，将原料气通入第一余热换热装置中与产物气体换热进行初步预热，然后通入进料预热炉，预热至100-300℃后进入加料混合器与0.25Mpag的水蒸气混合，在乙烷脱氢催化剂的催化下，于911℃的温度、0.3MPa的压力下进行反应，乙烷空速为1300h^-1，得到过产物气体，产物气体中含有一氧化碳、氢气、乙烯主产物，和甲烷、C3+等副产物和少量未反应的二氧化碳、乙烷、水原料；

S2.将产物气体与原料气体在第一余热换热装置中进行换热，利用产物气体中的余热，初步将产物气体降温300-500℃；

S2a.将步骤S2中得到的产物气体通入第二余热换热装置中进行余热利用，同时进一步将产物气体温度降低至150-250℃，然后通入急冷装置中冷却至30-45℃，进入然后第四气液分离器进行气液分离，分离出的液相通过过滤器过滤焦炭等杂质，然后可作为系统中任一或任几装置的热源；

S3a.将气液分离得到的气体通入第一气体压缩机压缩至压力为4-5Mpag；

S3.将压缩至一定压力的产物气体通入脱碳吸收塔，以20％-40％MDEA溶液为吸收剂，脱除产物气体中的二氧化碳；

S3b.吸收剂吸收饱和后对脱碳吸收塔中的MDEA富液在再生塔中使用气提法进行再生，在再生塔中，MDEA富液先与脱碳后的MDEA贫液进行换热至80-120℃，然后再进入再生塔，再生塔顶气体经空冷器冷却至40-80℃，然后再经后冷器冷却至30-45℃，进行气液分离，气液分离后得到的液体回流至再生塔，气液分离后得到的为二氧化碳气体，与原料气中的二氧化碳混合进料；

S4.将步骤S3得到的气体通入碱洗塔，碱洗塔中使用MDEA为吸收剂，脱除其中的微量二氧化碳；

S5.将步骤S4得到的气体通入第一冷却器，用10-15℃的丙烯制冷剂冷却至15-20℃，然后通入第一气液分离器进行气液分离；

S6.将步骤S5中气液分离得到的气体通入洗苯塔，脱除其中的苯；

S7.将步骤S6中得到的气体通入干燥器进行干燥，其中干燥器为两台，一台操作，另一台再生；

S8a.将干燥后的气体通入第二气体压缩机，压缩至压力为3.5-4.5MPag；

S8b.将压缩后的气体与第一脱烷烃塔的塔底液相产物进行换热，初步降温；

S8.初步降温的产物气体通入第二冷却器，使用10-15℃的丙烯制冷剂冷却至15-20℃，然后通入第二气液分离器进行气液分离，将分离出的气体送入第三冷却器进一步冷却至-45～-35℃，再通入第三气液分离器进行气液分离；

S9.将步骤S8中气液分离得到的液体中含有少量甲烷，将液体通入第一脱烷烃塔，第一脱烷烃塔为脱甲烷精馏塔的工作温度为-35～-21℃，气液分离得到的气体送至合成气分离单元，第一脱烷烃塔的塔顶气相产物使用-40℃的丙烯制冷剂进行冷凝回流，塔顶气相产物的不凝气相送至合成气分离单元；

S10.将步骤S9中脱甲烷后的塔底液相产物中主要是乙烯，还含有乙烷、乙炔等，将其送至加氢装置进行加氢，第一脱烷烃塔塔顶气相产物送至合成气分离单元；

S11.将经加氢装置进行C2+加氢处理后的产物送至烯烃分离塔，进行分离，烯烃分离塔为乙烯分离精馏塔，工作温度为-40～50℃，将烯烃分离塔的塔顶气相产物使用-50～-40℃的制冷剂进行冷凝，冷凝后的液体回流，不凝气相送至烯烃收集装置，烯烃收集装置为乙烯收集装置，塔底液相产物送至第二脱烷烃塔；

S12a.将烯烃分离塔的塔底液相产物与第二脱烷烃塔的塔底液相产物进行换热，使烯烃分离塔的塔底液相产物被初步预热，并充分利用第二脱烷烃塔的余热；

S12.将初步预热后的液相产物通入第二脱烷烃塔中，第二脱烷烃塔为脱乙烷精馏塔，工作温度为-30～60℃，将第二脱烷烃塔的塔顶气相产物冷凝回流，塔顶气相产物的不凝气相升温至10-15℃，与原料气中的乙烷混合进料将经第二脱烷烃塔的塔顶气相产物与原料气中的乙烷混合进料，塔底液相产物为C3+，降温至40℃，一路降温至15℃作为洗苯塔的洗涤液，另一路作为系统中的任一或任几装置的燃料；

S13.将送至合成气分离单元的气体于2-3MPag，11-15℃下送至变压吸附装置中，分离出氢气储存于氢气储存装置，然后解吸气于0.015-0.03MPag下送出变压吸附装置。

实施例三

本实施例所述二氧化碳与乙烷反应制乙烯的工艺方法，其余部分与实施例二中均相同，不同之处在于本实施例中，步骤S1中，二氧化碳与乙烷的摩尔比为1.2:1，反应温度为700℃，乙烷空速为1300h^-1。

实施例四

本实施例所述二氧化碳与乙烷反应制乙烯的工艺方法，其余部分与实施例二中均相同，不同之处在于本实施例中，步骤S1中，二氧化碳与乙烷的摩尔比为1.0:1，反应温度为850℃，反应压力为0.45MPa，乙烷空速为1500h^-1。

实施例五

本实施例所述二氧化碳与乙烷反应制乙烯的工艺方法，其余部分与实施例二中均相同，不同之处在于本实施例中，步骤S1中，二氧化碳与乙烷的摩尔比为0.6:1，反应温度为600℃，反应压力为0.4MPa，乙烷空速为2000h^-1。

表1为上述各实施例中得到的产物分布，由结果计算可以得出，本发明的二氧化碳与乙烷反应制乙烯的工艺方法，乙烯和氢气平均单程总选择性60～85％，乙烯单程选择性为65～85％，一氧化碳与乙烯的摩尔比0.8～2.0间，恰好满足企业下游装置对原料的比例需求，还可根据实际需求通过调整原料比例来调控产物分布。

表1

实施例六

本实施例所述的二氧化碳与低碳烷烃反应制烯烃的方法，具体为二氧化碳与丙烷反应制丙烯的工艺方法，具体如下：

S1.将二氧化碳与丙烷按照1.4:1的摩尔比通入进料缓冲罐中进行混合得到原料气，将原料气通入第一余热换热装置中与产物气体换热进行初步预热，然后通入进料预热炉，预热至100-300℃后进入加料混合器与0.25Mpag的水蒸气混合，在丙烷脱氢催化剂的催化下，于731℃的温度、0.3MPa的压力下进行反应，丙烷空速为2700h^-1，得到过产物气体，产物气体中含有一氧化碳、氢气、丙烯主产物，和乙烷、C4+等副产物和少量未反应的二氧化碳、丙烷、水原料；

S2.将产物气体与原料气体在第一余热换热装置中进行换热，利用产物气体中的余热，初步将产物气体降温300-500℃；

S2a.将步骤S2中得到的产物气体通入第二余热换热装置中进行余热利用，同时进一步将产物气体温度降低至150-250℃，然后通入急冷装置中冷却至30-45℃，进入然后第四气液分离器进行气液分离，分离出的液相通过过滤器过滤焦炭等杂质，然后可作为系统中任一或任几装置的热源；

S3a.将气液分离得到的气体通入第一气体压缩机压缩至压力为4-5Mpag；

S3.将压缩至一定压力的产物气体通入脱碳吸收塔，以20％-40％MDEA溶液为吸收剂，脱除产物气体中的二氧化碳；

S3b.吸收剂吸收饱和后对脱碳吸收塔中的MDEA富液在再生塔中使用气提法进行再生，在再生塔中，MDEA富液先与脱碳后的MDEA贫液进行换热至80-120℃，然后再进入再生塔，再生塔顶气体经空冷器冷却至40-80℃，然后再经后冷器冷却至30-45℃，进行气液分离，气液分离后得到的液体回流至再生塔，气液分离后得到的为二氧化碳气体，与原料气中的二氧化碳混合进料；

S4.将步骤S3得到的气体通入碱洗塔，碱洗塔以MDEA为吸收剂，脱除其中的微量二氧化碳；

S5.将步骤S4得到的气体通入第一冷却器，用10-15℃的丙烯制冷剂冷却至15-20℃，然后通入第一气液分离器进行气液分离；

S6.将步骤S5中气液分离得到的气体通入洗苯塔，脱除其中的苯；

S7.将步骤S6中得到的气体通入干燥器进行干燥，其中干燥器为两台，一台操作，另一台再生；

S8a.将干燥后的气体通入第二气体压缩机，压缩至压力为3.5-4.5MPag；

S8b.将压缩后的气体与第一脱烷烃塔的塔底液相产物进行换热，初步降温；

S8.初步降温的产物气体通入第二冷却器，使用10-15℃的丙烯制冷剂冷却至15-20℃，然后通入第二气液分离器进行气液分离，将分离出的气体送入第三冷却器进一步冷却至-45～-35℃，再通入第三气液分离器进行气液分离；

S9.将步骤S8中气液分离得到的液体中含有少量乙烷，将液体通入第一脱烷烃塔，第一脱烷烃塔为脱乙烷精馏塔，工作温度为-35～-21℃，气液分离得到的气体送至合成气分离单元，第一脱烷烃塔的塔顶气相产物使用-40℃的丙烯制冷剂进行冷凝回流，塔顶气相产物的不凝气相送至合成气分离单元；

S10.将步骤S9中脱乙烷后的塔底液相产物中主要是丙烯，还含有丙烷、丙炔等，将其送至加氢装置进行加氢，第一脱烷烃塔塔顶气相产物送至合成气分离单元；

S11.将经加氢装置进行C3+加氢处理后的产物送至烯烃分离塔，进行分离，烯烃分离塔为丙烯分离精馏塔，工作温度为-40～50℃，将烯烃分离塔的塔顶气相产物使用-50～-40℃的制冷剂进行冷凝，冷凝后的液体回流，不凝气相送至烯烃收集装置，烯烃收集装置为丙烯收集装置，塔底液相产物送至第二脱烷烃塔；

S12a.将烯烃分离塔的塔底液相产物与第二脱烷烃塔的塔底液相产物进行换热，使烯烃分离塔的塔底液相产物被初步预热，并充分利用第二脱烷烃塔的余热；

S12.将初步预热后的液相产物通入第二脱烷烃塔中，第二脱烷烃塔为脱丙烷精馏塔，工作温度为-30～60℃，将第二脱烷烃塔的塔顶气相产物冷凝回流，塔顶气相产物的不凝气相升温至10-15℃，与原料气中的丙烷混合进料将经第二脱烷烃塔的塔顶气相产物与原料气中的丙烷混合进料，塔底液相产物为C4+，降温至40℃，一路降温至15℃作为洗苯塔的洗涤液，另一路作为系统中的任一或任几装置的燃料；

S13.将送至合成气分离单元的气体于2-3MPag，11-15℃下送至变压吸附装置中，分离出氢气储存于氢气储存装置，然后解吸气于0.015-0.03MPag下送出变压吸附装置。

表2为上述实施例六中得到的产物分布，由结果计算可以得出，本发明的二氧化碳与丙烷反应制丙烯的工艺方法，丙烯和氢气平均单程总选择性72％-85％(按质量计算)，丙烯单程选择性为65％-70％(按质量计算)，一氧化碳与丙烯的摩尔比在0.3-0.6之间。

表2

显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。