具有热氧化系统的丙烷/丁烷脱氢联合装置

优先权声明

本申请要求于2020年8月4日提交的美国临时专利申请序列号63/060,884和2021年4月5日提交的美国临时专利申请序列号63/170,787的权益，这些专利申请的全部内容以引用方式并入本文。

背景技术

由于对用于制造各种化学产品诸如洗涤剂、高辛烷值汽油、含氧汽油调和组分、药物产品、塑料、合成橡胶以及本领域的技术人员熟知的其它产品的脱氢烃的现有日益增长的需求，烃脱氢是一种重要的商业烃转化方法。脱氢的示例包括丙烷向丙烯的转化和丁烷向丁烯的转化。这两种反应都具有重要的工业应用。丙烯是世界上产量最大的石油化工商品之一，并且用于生产聚丙烯、丙烯腈、丙烯酸、环氧丙烷、氧代醇、丙烯醛、二醇、增塑剂、异丙基苯、异丙醇和丙酮。异丁烯可以聚合以提供用于粘合剂的增粘剂、用于车用机油的粘度指数添加剂、以及用于塑料的耐冲击和抗氧化添加剂。对异丁烯日益增长的需求的另一个示例是生产含氧汽油共混组分。

烃转化加工领域的技术人员熟知通过对链烷烃催化脱氢来生产烯烃。此外，已经公布了一般性地教导和讨论烃的脱氢的许多专利。例如，美国专利号4,430,517(Imai等人)讨论了脱氢方法以及其中使用的催化剂。

丙烷和丁烷脱氢单元可作为独立单元定位，或者它们可以是具有下游衍生物单元和/或联合工艺单元的更大联合装置的一部分，该下游衍生物单元和/或联合工艺单元产生需要安全处理和处置以满足必需的工艺和管理要求的各种流出物和/或排放流。在现有的联合装置中，通常这种设备可以是交错的或对于单个工艺单元是互相排斥的。因此，期望通过整合处理设备来减少联合装置内的设备件数，减少占地面积，同时实现满足流出物流的管理要求的必要处理。此外，还期望减少处理化学品的消耗，利用具有热值的废气排放流(否则该废气排放流将被燃烧以实现燃料气体的节约)，处理具有低体积COD/BOD(化学需氧量/生物需氧量)的含水流出物流。还期望降低废物流和低值含热量物流处理的复杂性。

附图说明

图1是丙烷/丁烷脱氢联合装置的一个实施方案的图示。

图2至图3是根据本发明的丙烷/丁烷脱氢联合装置的一个实施方案的图示。

图4是具有丙烯衍生物工艺单元的丙烷脱氢联合装置的一个实施方案的图示。

图5A至图5D是丙烯衍生物工艺单元的实施方案的图示。

图6是根据本发明的具有丙烯衍生物工艺单元的丙烷脱氢联合装置的一个实施方案的一部分的图示。

图7A至图7D是根据本发明的丙烯衍生物工艺单元的实施方案的图示。

图8是根据本发明的具有图6和图7A至图7D的丙烯衍生物工艺单元的丙烷脱氢联合装置的另一部分的图示。

图9是具有异丁烯衍生物工艺单元的丁烷脱氢联合装置的一个实施方案的图示。

图10A至图10C是异丁烯衍生物工艺单元的实施方案的图示。

图11是根据本发明的具有异丁烯衍生物工艺单元的丁烷脱氢联合装置的一个实施方案的一部分的图示。

图12A至图12C是根据本发明的异丁烯衍生物工艺单元的实施方案的图示。

图13是根据本发明的具有图11和图12A至图12C的异丁烯衍生物工艺单元的丁烷脱氢联合装置的另一部分的图示。

图14是根据本发明的热氧化系统的一个实施方案的图示。

图15是根据本发明的热氧化系统的另一个实施方案的图示。

图16示出了具有改进的能量回收的图14的热氧化系统的另一个实施方案。

图17示出了具有改进的能量回收的图15的热氧化系统的另一个实施方案。

具体实施方式

本发明提供了在丙烷和/或丁烷脱氢联合装置中对含烃液体和气态料流的适当处理。在一些情况下，丙烷和/或丁烷脱氢联合装置包括丙烯和/或异丁烯衍生物工艺单元。将来自丙烷/丁烷脱氢联合装置的不同部分的各种流出物流在合适的收集容器中合并，该收集容器包括副产气分离罐、烃缓冲容器、燃料气体分离罐、废苛性碱缓冲容器和废水缓冲容器。将来自这些容器的料流送至热氧化系统。这允许从常规工艺中除去许多部件，包括废硫化苛性碱处理段，再生排出气处理段、丁烷异构化副产气洗涤器、CN破坏系统和专用热氧化系统中的一者或多者，以及相关的管道、仪器、控制装置以及机械和结构部件，从而降低资本成本和操作成本两者。此外，该方法降低了处理化学品的成本，并且还可减小某些料流的尺寸。

基于流出物流的热值将它们分类为低或高。当料流的热值小于阈值量时，流出物流可被认为是低热的，并且当热值超过阈值时，流出物流被分类为高热的。例如，对于气态流出物流，阈值热值可以是40BTU/SCF，并且对于液体流出物流，2500BTU/lb可以是阈值热值。用于在高热值和低热值之间划分的特定阈值可以变化。然而，该划分允许基于料流的热值对过程进行整合。

本发明的一个方面是一种整合的丙烷或丁烷脱氢和热氧化以及烟气处理方法。在一个实施方案中，该方法包括：使包含丙烷、丁烷或它们的混合物的烷烃进料流在脱氢反应区中在脱氢催化剂的存在下在脱氢条件下脱氢以形成包含丙烯、异丁烯或它们的混合物的脱氢产物流；回收脱氢产物流；进行以下至少一种操作：将来自再生剂气体洗涤区的硫化废苛性碱流引入到废苛性碱缓冲容器中；将来自溶剂回收段的废溶剂流和来自溶剂回收段的清洗流中的至少一者引入到烃缓冲容器中；以及使来自废苛性碱缓冲容器的废苛性碱流、来自烃缓冲容器的液体烃流、来自副产气分离罐的副产气流和来自燃料气体分离罐的燃料气体流中的至少一者在热氧化系统中热氧化。

在一些实施方案中，使废苛性碱流、液体烃流、副产气流和燃料气体流中的至少一者热氧化包括：使废苛性碱流、液体烃流、副产气流和燃料气体流中的至少一者在热氧化段中热氧化以形成基本上由H

在一些实施方案中，从脱SOx出口烟气中去除NOx包括使NOx与无水NH

在一些实施方案中，该方法还包括：将脱氢产物流用溶剂冷却形成冷却的脱氢产物流和用过的溶剂流；以及在溶剂回收段中将用过的溶剂流的至少一部分分离成回收的溶剂流和废溶剂流；以及将来自溶剂回收段的废溶剂流和来自溶剂回收段的清洗流中的至少一者引入到烃缓冲容器中。

在一些实施方案中，该方法还包括：将脱氢产物流冷却；将冷却的脱氢产物流传递至吸附床以产生纯化的脱氢产物流；在低温分离区中将纯化的脱氢产物流分离成包含未反应的丙烷、丁烷或它们的混合物的再循环进料流，包含丙烯、丁烯或它们的混合物的回收的脱氢产物流和包含氢气的净气流；通过将来自低温分离区的净气流的至少一部分传递至吸附床并形成再生剂气体流来使吸附床再生；将NaOH流和再生剂气体流引入到再生剂气体洗涤区中以从再生剂气体流中去除硫，从而形成硫化废苛性碱流和经洗涤的再生剂气体流；以及将硫化废苛性碱流引入到废苛性碱缓冲容器中。

在一些实施方案中，该方法还包括以下中的至少一者：将来自低温分离区的净气流的至少一部分传递至氢气纯化区，形成纯化的氢气流和尾气流；将尾气流的至少一部分作为燃料传递至火焰加热器和燃料气体分离罐的至少一者；将再生剂气体流传递至脱氢反应区、氢气纯化区和燃料气体分离罐的至少一者；以及将来自低温分离区的净气流的至少一部分传递至燃料气体分离罐。

在一些实施方案中，该方法还包括：在催化剂再生区中使脱氢催化剂再生，形成再生的催化剂和催化剂再生排出气流；调节催化剂再生排出气流的压力或温度中的至少一者以形成经调节的催化剂再生排出气流；进行以下至少一种操作：将经调节的催化剂再生排出气流的至少一部分传递至废苛性碱缓冲容器，以及使经调节的催化剂再生排出气流的至少一部分热氧化；以及将再生的催化剂再循环至脱氢反应区。

在一些实施方案中，经调节的催化剂再生排出气流包含氯气，并且其中使用与氯气反应的硫化废苛性碱流的一部分来调节温度。

在一些实施方案中，经调节的催化剂再生排出气流包含氯气；以及将经调节的催化剂再生排出气流引入到废苛性碱缓冲容器中；并且其中与使用NaHSO

在一些实施方案中，该方法还包括：通过将包含燃料气体、副产气或废气中的至少一者的气体流引入到废苛性碱缓冲容器和烃缓冲容器中的至少一者中来控制推拉式系统中的废苛性碱缓冲容器和烃缓冲容器中的至少一者中的压力；将过量气体流输送至副产气分离罐；在副产气分离罐中从过量气体流分离液流；以及将液流传递至烃缓冲容器。

在一些实施方案中，该方法还包括：将脱氢产物流传递至丙烯-异丁烯衍生物工艺单元以形成包含丙烯衍生物产物、异丁烯衍生物产物或它们的混合物的丙烯-异丁烯衍生物产物，以及气态流出物、烃液体流出物和含水流出物中的至少一者；回收丙烯-异丁烯衍生物产物；进行以下至少一种操作：将气态流出物传递至副产气分离罐，以及将烃液体流出物传递至烃缓冲容器；以及任选地将含水流出物传递至含水流出物处理设备。

在一些实施方案中，丙烯-异丁烯衍生物工艺单元包括具有聚合单元的丙烯衍生物工艺单元，该丙烯衍生物工艺单元还包括：使丙烯在聚合段中聚合以形成包含聚丙烯的丙烯衍生物产物；在单体回收段中使用蒸汽将聚丙烯与丙烯分离，形成聚丙烯流和蒸汽发生器副产气流；任选地将聚丙烯流在挤出机段中挤出以形成聚丙烯产物和软化水排出流；进行以下至少一种操作：将来自单体回收单元的蒸汽发生器副产气流传递至燃料气体分离罐，以及将来自挤出机段的软化水排出流传递至废水缓冲容器；以及使来自废水缓冲容器的废水流热氧化。

在一些实施方案中，丙烯-异丁烯衍生物工艺单元包括具有丙烯腈单元的丙烯衍生物工艺单元，该丙烯衍生物工艺单元还包括：使丙烯与氨和空气在氨氧化反应段中反应以形成丙烯腈反应混合物；从丙烯腈混合物中去除氰化副产气流和氰化废水流；将丙烯腈反应混合物分离成HCN产物流和丙烯腈产物流；进行以下至少一种操作：将氰化副产气流传递至副产气分离罐，以及将氰化废水流传递至废水缓冲容器；以及使来自废水缓冲容器的废水流热氧化。

在一些实施方案中，丙烯-异丁烯衍生物工艺单元包括具有氧代醇单元的丙烯衍生物工艺单元，该丙烯衍生物工艺单元还包括：使丙烯与合成气在氧代醇反应段中反应以形成包含丁醛的反应混合物；将反应混合物分离成正丁醛流、异丁醛流和氧代醇副产气流；将氧代醇副产气流传递至副产气分离罐。

在一些实施方案中，丙烯-异丁烯衍生物工艺单元包括具有丙烯酸单元的丙烯衍生物工艺单元，丙烯衍生物工艺单元还包括：使丙烯在丙烯酸反应段中部分氧化以形成包含丙烯酸、乙酸、CO

在一些实施方案中，丙烯-异丁烯衍生物工艺单元包括具有甲基叔丁基醚(MTBE)单元的异丁烯衍生物工艺单元，该异丁烯衍生物工艺单元还包括：使异丁烯与天然气在MeOH/MTBE反应段中反应以产生包含甲基叔丁基醚(MTBE)的MTBE流、含氧化合物去除单元(ORU)副产气流、杂醇油流(来自甲醇制造工艺的主要含有较重醇的废物流)和包含废醇和油水中的至少一者的废醇-油水流；回收MTBE流；任选地将MTBE的一部分裂化以形成包含高纯度异丁烯的异丁烯流、MTBE轻馏分清洗流和MTBE重馏分清洗流；进行以下至少一种操作：将MTBE轻馏分清洗流传递至副产气分离罐，将ORU副产气流传递至副产气分离罐，将杂醇油流传递至烃缓冲容器，将废醇-油水流传递至烃缓冲容器，将MTBE轻馏分清洗流传递至副产气分离罐，以及将MTBE重馏分清洗流传递至副产气分离罐。

在一些实施方案中，丙烯-异丁烯衍生物工艺单元包括具有乙基叔丁基醚(ETBE)单元的异丁烯衍生物工艺单元，该异丁烯衍生物工艺单元还包括：使异丁烯与天然气在EtOH/ETBE反应段中反应以产生包含乙基叔丁基醚的ETBE流、含有含氧化合物的料流和包含废醇和油水中的至少一者的废醇-油水流；回收ETBE流；任选地将含有含氧化合物的料流分离成异丁烷流和ORU副产气流，以及将异丁烷流再循环至脱氢反应区，并且其中再循环的异丁烷流包含烷烃进料流的至少一部分；进行以下至少一种操作：将废醇-油水流传递至烃缓冲容器，以及将ORU副产气流传递至副产气分离罐。

在一些实施方案中，丙烯-异丁烯衍生物单元包括具有烷基化物单元的异丁烯衍生物工艺单元，该异丁烯衍生物工艺单元还包括：使异丁烯在间接烷基化段中反应以形成异辛烯流和含有含氧化合物的料流；将异辛烯流氢化以形成异辛烷流；回收异辛烷流；任选地将含有含氧化合物的料流分离成异丁烷流和ORU副产气流，以及将异丁烷流再循环至脱氢反应区，并且其中再循环的异丁烷流包含烷烃进料流的至少一部分；将ORU副产气流传递至副产气分离罐。

在一些实施方案中，烷烃进料包含丁烷并且产物流包含异丁烯，还包括：在脱异丁烷塔区中将丁烷进料流分离成包含正丁烷的丁烷流和包含异丁烷的异丁烷流以及C5+重馏分清洗流；将丁烷流传递至脱氢区；使异丁烷流在丁烷异构化区中异构化以形成丁烷异构化物流；将丁烷异构化物流传递至脱异丁烷塔段；进行以下至少一种操作：将C5+重馏分清洗流传递至烃缓冲容器，以及将来自丁烷异构化区的异构化副产气流传递至副产气分离罐。

在一些实施方案中，烷烃进料流包含丙烷并且产物流包含丙烯，还包括：将产物流分离成未反应的丙烷流、包含丙烯的回收的产物流和脱乙烷塔副产气流；将回收的产物流传递至产物回收区；以及将未反应的丙烷流再循环至脱氢反应区；以及将脱乙烷塔副产气流传递至燃料气体分离罐。

在一些实施方案中，该方法还包括：使工艺流体流经过主热交换器的第一侧，其中工艺流体流包含锅炉给水或油流、燃烧空气流和来自聚丙烯储料仓的副产气流中的至少一者的全部或一部分；使来自热氧化系统的排气蒸汽流经过主热交换器的第二侧，其中排气蒸汽流包含经处理的出口烟气、脱NOx出口烟气或脱SOx出口烟气；将热量从排气蒸汽流传递到工艺流体流，将排气蒸汽流冷却形成冷却的排气流以及将工艺流体流加热形成加热的工艺流体流，其中加热的工艺流体流包含加热的锅炉给水或油流、加热的燃烧空气流和加热的副产气流中的至少一者；进行以下至少一种操作：将加热的锅炉给水或油流传递至废热回收段，将加热的燃烧空气流传递至热氧化段，以及将加热的副产气流传递至热氧化段；以及将冷却的排气流传递至排气烟囱。

在一些实施方案中，该方法还包括：在将排气蒸汽流传递至主热交换器之前，将废液流传递至辅助热交换器的第一侧，以降低排气蒸汽流的温度，形成第二冷却的蒸汽流，以及加热废液流，形成加热的废液流，其中废液流包含来自废苛性碱缓冲容器的废苛性碱流和来自废水缓冲容器、废苛性碱缓冲容器的废水流中的至少一者；将第二冷却的蒸汽流传递至主热交换器，并且其中使排气蒸汽流经过主热交换器的第二侧包括使第二冷却的排气蒸汽流经过主热交换器的第二侧；以及将加热的废液流传递至热氧化系统的热氧化段。

在一些实施方案中，将排气蒸汽流在主热交换器中冷却至处于露点或低于露点的温度，以使来自排气蒸汽流的水冷凝，形成第一冷凝物流。

在一些实施方案中，该方法还包括：将第一冷凝物流传递至丙烷脱氢联合装置的进料制备段、MTBE/高纯度异丁烯衍生物工艺单元的甲基叔丁基醚(MTBE)合成单元、ETBE衍生物工艺单元的乙基叔丁基醚(ETBE)合成单元和烷基化物衍生物工艺单元的间接烷基化反应段中的至少一者。

在一些实施方案中，将冷却的排气蒸汽流在被传递至排气烟囱之前传递至第三热交换器，并且其中将冷却的排气蒸汽流在第三热交换器中进一步冷却至处于露点或低于露点的温度，以使来自冷却的排气蒸汽流的水冷凝，形成第二冷凝物流。

在一些实施方案中，该方法还包括：将第二冷凝物流传递至丙烷脱氢联合装置的进料制备段、MTBE/高纯度异丁烯衍生物工艺单元的甲基叔丁基醚(MTBE)合成单元、ETBE衍生物工艺单元的乙基叔丁基醚(ETBE)合成单元和烷基化物衍生物工艺单元的间接烷基化反应段中的至少一者。

图1示出常规的丙烷和/或丁烷脱氢联合装置100。

将包含丙烷和/或丁烷的烷烃进料流105送至低温分离区110以使液体进料蒸发。烷烃进料流115作为蒸汽离开低温分离区110并且被送至脱氢反应区120。

脱氢反应区120的操作条件通常包括：500℃至1000℃范围内的温度、0kPa至1379kPa范围内的压力和0.1小时

来自脱氢反应区120的脱氢产物流125通常将含有未转化的可脱氢烃(例如，丙烷和/或异丁烷)、氢气和脱氢反应的产物(例如，丙烯和/或异丁烯)。

脱氢产物流125可例如通过在加热器交换器130中与烷烃进料流115进行热交换而冷却，并且被送至反应器流出物接触冷却器135。脱氢产物流125可通过与溶剂140接触而进一步冷却。另外的溶剂可与补充溶剂流143一起添加。

可将用过的溶剂流145送至例如包括一个或多个蒸馏塔的溶剂回收段150。将用过的溶剂流145分离成回收的溶剂流155和废溶剂流160。可将回收的溶剂流155再循环至反应器流出物接触冷却器135。用过的溶剂流145的一部分175可绕过溶剂回收段150，在溶剂冷却器177中冷却，并且被送至反应器流出物接触冷却器135。将再循环的轻质芳族溶剂流165(来自脱丙烷塔塔底料流(未示出))送至溶剂回收段150。将清洗流170(也来自脱丙烷塔塔底料流)与废溶剂流160混合。将废溶剂流160送去处置或储存。

冷却的脱氢产物流180可被压缩，在反应器流出物冷却器182中冷却，并且被送至排放筒185，在排放筒中将从压缩的反应器流出物冷凝的液体作为再循环洗涤油或溶剂流187分离。在一些实施方案中，再循环洗涤油或溶剂流187主要是轻质芳族组分，其可返回到溶剂回收段150。在其他实施方案中，再循环洗涤油或溶剂流187主要包含来自冷凝蒸汽的水。在这种情况下，将再循环洗涤油或溶剂流187送至废水处理。

将来自排放筒185的冷却的脱氢产物流190送至吸附床195以除去硫。将纯化的脱氢产物流200送至低温分离区110以从包含丙烯和/或丁烯的回收的脱氢产物流210中分离富含氢气的净气流205。回收的脱氢产物流210可根据需要送去进一步分离和处理。未反应的丙烷和/或丁烷被送回到脱氢反应区120。

净气流205可分成过量的净气流215、再生净气流220和第三净气流225。过量的净气流215可用作例如燃料气体或用于其他工艺中。

将再生净气流220送至吸附床195以通过除去酸性气体使吸附剂再生。将来自吸附床195的再生剂气体流230送至再生剂气体洗涤区235。将NaOH流240引入到再生剂气体洗涤区235中以从再生剂气体流230中去除硫，从而形成硫化废苛性碱流245和经洗涤的再生剂气体流250。

将硫化废苛性碱流245送至废硫化苛性碱处理区255以去除硫。将来自废硫化苛性碱处理区255的液体流出物260送至流出物处理设备265进行进一步处理。

将第三净气流225送至氢气纯化区270。任选地，可将来自再生剂气体洗涤区235的氢气流275送至氢气纯化区270。在氢气纯化区270中形成纯化的氢气流280和尾气流285。根据需要，将纯化的氢气流280送到设备的其他区域中使用。尾气流285可用作火焰加热器，例如在脱氢反应区120的火焰加热器段中的燃料气体。过量的尾气流290可用作例如其他地方的火焰加热器的燃料气体。

可将来自脱氢反应区120的废脱氢催化剂293与空气流300一起送至催化剂再生区295以从催化剂中除去焦炭。将N

催化剂再生过程产生催化剂再生排出气流315，将该催化剂再生排出气流送至再生排出气处理区320。将NaOH流325和NaHSO

图2至图3示出了本发明在图1的丙烷和/或丁烷脱氢联合装置中的用途。在该实施方案中，如图2所示，省去了废硫化苛性碱处理区255、流出物处理设备265和再生排出气处理区320。

如图3所示，将来自再生剂气体洗涤区235的硫化废苛性碱流245送至废苛性碱缓冲容器355。将来自废苛性碱缓冲容器355的废苛性碱流360送至热氧化系统365，其将在下文中更详细地描述。

将来自溶剂回收段150的废溶剂流160和来自溶剂回收段150的清洗流170中的一者或多者送至烃缓冲容器370。将来自烃缓冲容器370的液体烃流375送至热氧化系统365。

可将催化剂再生排出气流315送至调节段380，其中可根据需要调节催化剂再生排出气流315的温度和/或压力。可使用包括但不限于鼓风机或蒸汽喷射器的方法来实现压力调节。可使用包括但不限于使用各种类型的热交换进行直接或间接冷却或通过与水、空气或烟气直接混合的方法来调节温度。

催化剂再生排出气流315将含有水分并且也可能含有酸性气体组分，诸如HCl和Cl

经调节的催化剂再生排出气流385可直接送至热氧化系统365。在这种情况下，可以仅需要调节压力。另选地，可将经调节的催化剂再生排出气流385送至废苛性碱缓冲容器355。在这种情况下，可能需要调节压力和温度两者。

通过将经调节的催化剂再生排出气流385送至废苛性碱缓冲容器355，含有Cl

NaHSO

随后进行NaOH洗涤反应，其中：

HCl+NaOH→NaCl+H

硫化废苛性碱流245在性质上是还原的，因此它可用于转化Cl

此外，由于与Cl

Na

NaHS+3Cl

净剩余的NaHS/Na

可将具有显著酸含量(其引起腐蚀问题)或含氮化合物(其引起关于NOx形成的问题)的一个或多个料流392送至副产气分离罐390。这些料流可能被污染，并且因此不能被送至处理清洁燃料流的燃料气体分离罐。此类料流的示例包括但不限于来自产物回收段715(图5B)的氰化副产气流720和来自骤冷和副产气分离段855(图5D)的丙烯酸副产气流865，如下所述。可将来自副产气分离罐390的副产气流395送至热氧化系统365。可将来自副产气分离罐390的液体可冷凝流400送至烃缓冲容器370。

烃缓冲容器370和废苛性碱缓冲容器355可通过使用液化石油气/废气/燃料气体的推/拉式系统操作来保持恒定压力。存在进入和离开烃缓冲容器370和废苛性碱缓冲容器355中的每一者的气体流401、403以保持恒定压力。当压力高时，气体将被推出烃缓冲容器370和废苛性碱缓冲容器355至副产气分离罐390，而当压力低时，气体将经由废气/燃料气体供给管线405被拉入烃缓冲容器370和废苛性碱缓冲容器355中。

可将过量的净气流215和过量的尾气流290送至燃料气体分离罐410。如果需要，燃料气体分离罐410可从设备的其他部分取得含燃料流，诸如副产气脱气罐流415和燃料气体和/或天然气流420。可将来自燃料气体分离罐410的燃料气体流425送至热氧化系统365。燃料气体流425的一部分430可根据需要用于联合装置的其他部分中。应当注意，燃料气体分离罐可以是常规丙烷和/或丁烷脱氢联合装置100的一部分，尽管在图1中未示出。

图4是包括丙烯衍生物工艺单元的丙烷脱氢联合装置500的简化图示。

将丙烷进料流505和补充洗涤水流506送至进料制备段510。将来自进料制备段510的丙烷流515送至丙烷脱氢段520。取决于进料源，在一些实施方案中，将洗涤水清洗流525、废硫化羰(COS)去除溶剂流530、硫化废苛性碱流535和MeOH废水流537送去处置。合适的处置方法包括化学中和、湿空气氧化系统、稀释、深井注入和废水处理。

将脱氢流出物流540送至产物回收段545，在产物回收段将其分成丙烯流550、再循环丙烷流555和脱乙烷塔副产气流560。将再循环丙烷流555送至进料制备段510。将脱乙烷塔副产气流560送至混合燃料气体罐以用作脱氢过程中的加热器中的燃料。

将硫化废苛性碱流565送至废硫化苛性碱处理段570。将来自废硫化苛性碱处理段570的液体流出物573送至流出物处理设备575。

将来自丙烷脱氢段520的废溶剂流576、来自丙烷脱氢段520的洗涤油流577和来自丙烷脱氢段520的清洗流578送去处置或储存。

将来自丙烷脱氢段520的过量净气581送至混合燃料气体罐以用作脱氢过程中的加热器中的燃料。来自丙烷脱氢段520的过量尾气582用作燃料气体。

将催化剂再生排出气流580送至再生排出气处理段585。将NaOH流590和NaHSO

将来自产物回收段545的丙烯流550送至丙烯衍生物工艺单元605。丙烯衍生物工艺单元605产生被回收的丙烯衍生物流610。还产生一个或多个另外的料流。可以存在一个或多个含水流出物流615、一个或多个气态流出物流620和一个或多个富烃流出物流625(即，具有大于2500BTU/lb的热值的高热值/低销售值流)。将含水流出物流615送至流出物处理设备575。将气态流出物流620送至火炬减压集管、燃料气体网络和/或专用热氧化器。将富烃流出物流625送去储存。

图5A至图D示出几种丙烯衍生物工艺单元。图5A示出了聚丙烯衍生物工艺单元630。将丙烯流550送至聚合段633。将聚丙烯流出物流635送至单体回收段640。通常将清洗流645送至产物回收段545中的脱乙烷塔。将蒸汽流650引入到单体回收段640中以除去丙烯单体。将纯化的聚丙烯655送至挤出机段660。将蒸汽发生器副产气流665送至减压集管670。在其他实施方案中，将蒸汽发生器副产气流665再循环至反应器流出物接触冷却器135以用于回收。将聚丙烯挤出成聚丙烯产物675，将聚丙烯产物送至聚丙烯储料仓676。空气流677在聚丙烯储料仓676中循环。将副产气流678与燃烧空气680和燃料气体681一起送至再生热氧化器(RTO)679。纯化的空气流682可释放到大气中。将软化水排出流683送至废水处理设备685。

图5B示出了丙烯腈衍生物工艺单元690。将丙烯流550与NH

图5C示出了氧代醇衍生物工艺单元775。将天然气780和蒸汽785送至合成气段790。将合成气795和丙烯流550送至氧代醇段800。将氧代醇单元流出物805送至产物分离段810，在产物分离段将其分离成正丁醛流815和异丁醛流820。将氧代醇副产气流825送至减压集管或燃料气体网络830。

图5D示出丙烯酸衍生物工艺单元835。将丙烯流550与空气流845一起送至丙烯酸反应器段840。将丙烯酸流出物850送至骤冷和副产气分离段855。再循环流860被送回到丙烯酸反应器段840。将丙烯酸副产气流865送至减压集管或燃料气体网络870。将来自骤冷和副产气分离段855的液体流出物流875送至溶剂萃取段880，在溶剂萃取段形成富溶剂流885和贫含水萃余液流890。将富溶剂流885送至分馏段895并且分离成再循环溶剂流900和包含丙烯酸和乙酸的粗酸流905。将来自分馏段895的再循环溶剂流900再循环至溶剂萃取段880。将来自分馏段895的粗酸流905在产物纯化段910中纯化以形成丙烯酸产物流915、乙酸流920和丙烯酸废有机物流925。将丙烯酸废有机物流925送至处置段930。将贫含水萃余液流890在溶剂汽提段935中汽提以形成丙烯酸废水流940和酸流945。将酸流945送至溶剂萃取段880。将丙烯酸废水流940送至废水处理。

图6、图7A至图7D和图8示出根据本发明的图4和图5A至图5D中所示的相同的基础丙烷脱氢联合装置。如图6所示，省去了图4和图5A至图5D的废硫化苛性碱处理段570和再生排出气处理段585，降低了设备成本。因此，没有来自废硫化苛性碱处理段570的液体流出物573或氯化废苛性碱流600被送至图4和图5A至图5D的流出物处理设备575，使得流出物处理设备更小。

如图8所示，该方法包括副产气分离罐950、烃缓冲容器955、废苛性碱缓冲容器960、废水缓冲容器965、燃料气体分离罐970和热氧化系统975。

如图6和图8所示，将来自进料制备段510的洗涤水清洗流525送至废水缓冲容器965。将来自进料制备段510的废COS去除溶剂流530送至废苛性碱缓冲容器960。将来自进料制备段510的硫化废苛性碱流535送至废苛性碱缓冲容器960。将来自丙烷脱氢段520的硫化废苛性碱流565送至废苛性碱缓冲容器960。将来自丙烷脱氢段520的废溶剂流576、洗涤油流577和清洗流578送至烃缓冲容器955。将来自丙烷脱氢段520的过量净气581和过量尾气582送至燃料气体分离罐970。将来自丙烷脱氢段520的催化剂再生排出气流580送至调节段980。可将来自硫化废苛性碱流535的滑流982送至调节段980以降低温度。经调节的催化剂再生排出气流985可直接送至热氧化系统975或送至废苛性碱缓冲容器960。将来自产物回收段545的脱乙烷塔副产气流560送至燃料气体分离罐970。

来自丙烯衍生物工艺单元605的气态流出物流620和富烃流出物流625的处理将在下文关于每个衍生物工艺单元讨论。

如图7A和图8所示，对于聚丙烯衍生物工艺单元630，省去了废水处理设备。将来自单体回收段640的蒸汽发生器副产气流665送至燃料气体分离罐970。将来自挤出机段660的软化水排出流683送至废水缓冲容器965。

如图7B和图8所示，在丙烯腈衍生物工艺单元690中，除去了专用热氧化器、氰化物摧毁段和废水处理设备。将来自产物回收段715的氰化副产气流720送至副产气分离罐950。将来自产物回收段715的氰化废水流730送至废水缓冲容器965。

如图7C和图8所示，在氧代醇衍生物工艺单元775中，将来自产物分离段810的氧代醇副产气流825送至副产气分离罐950，而不是减压集管或燃料气体网络。

如图7D和图8所示，对于丙烯酸衍生物工艺单元835，将来自骤冷和副产气分离段855的丙烯酸副产气流865送至副产气分离罐950。将来自产物纯化段910的丙烯酸废有机物流925送至烃缓冲容器955。

将来自副产气分离罐950的副产气流990、来自烃缓冲容器955的液体烃流995、来自废苛性碱缓冲容器960的废苛性碱流1000、来自废水缓冲容器965的废水流1005和来自燃料气体分离罐970的燃料气体流1010送至热氧化系统975。

可将来自副产气分离罐950的液体可冷凝流1015送至烃缓冲容器955。

烃缓冲容器955、废苛性碱缓冲容器960和废水缓冲容器965可通过使用液化石油气/废气/燃料气体的推/拉式系统操作来保持恒定压力。存在进入和离开烃缓冲容器955、废苛性碱缓冲容器960和废水缓冲容器965中的每一者的排出气流1016、1017、1018以保持恒定压力。当压力高时，气体将被推出烃缓冲容器955、废苛性碱缓冲容器960和废水缓冲容器965，而当压力低时，气体将经由废气/燃料气体供给管线1020被拉入烃缓冲容器955、废苛性碱缓冲容器960和废水缓冲容器965中。

图9是包括异丁烯衍生物工艺单元的丁烷脱氢联合装置1050的简化图示。

将丁烷进料流1055送至进料制备段1060。洗涤水清洗流1065被送去处置。合适的处置方法包括化学中和、湿空气氧化系统、稀释、深井注入和废水处理。

将来自进料制备段1060的丁烷流1080送至脱异丁烷(DIB)塔1085以分离成异丁烷流1090、正丁烷流1095和C5+重馏分清洗流1100。C5+重馏分清洗流1100可与产物流(取决于蒸汽压和纯度规格)共混，再循环至精炼器，或用作燃料。将正丁烷流1095送至丁烷异构化区1105。将异构化的丁烷流1110送至DIB塔1085。将丁烷异构化副产气流1115送至苛性碱洗涤器1120以除去HCl。将经洗涤的丁烷异构化副产气流1125送至丁烷脱氢段1130以回收和再循环丁烷。

将异丁烷流1090送至丁烷脱氢段1130。将来自丁烷脱氢段1130的包含异丁烯和未反应的异丁烷的异-1-丁烯产物流1145送至异丁烯衍生物工艺单元1220，如下文进一步所述。

将硫化废苛性碱流1150送至废硫化苛性碱处理段1155。将来自废硫化苛性碱处理段1155的液体流出物1160送至废水处理设备1165。

将携带来自丁烷脱氢段1130的向下洗涤的多核芳族重馏分的富含芳族化合物的废溶剂流1170、洗涤油流1175和来自丁烷脱氢段1130的重馏分清洗流1180，和用于中和来自苛性碱洗涤器1120中的汽提塔的HCl的废苛性碱流1075，和来自DIB塔1085的塔底的C5+重馏分清洗流1100作为废物送到联合装置外部进行处置。

将来自丁烷脱氢段1130的过量净气1185和过量尾气1190送至混合燃料气体罐以用作脱氢过程中的加热器中的燃料。

将催化剂再生排出气流1195送至再生排出气处理段1200。将NaOH流1205和NaHSO

将来自丁烷脱氢段1130的异丁烯产物流1145送至异丁烯衍生物工艺单元1220。异丁烯衍生物工艺单元1220产生被回收的异丁烯衍生物流1225。还产生一个或多个另外的料流。可以存在一个或多个含水流出物流1230、一个或多个气态流出物流1235和一个或多个富烃流出物流1240(即，具有大于2500BTU/lb的热值的高热值/低销售值流)。将含水流出物流1230送至废水处理设备1165。如果流量小(例如，小于0.5％的富异丁烯流)，则将气态流出物流1235送至减压集管。如果气态流出物流1235的流速较大，则可将它们送至燃料气体罐。将富烃流出物流1240送至燃料网络或送去处置。将未反应的富异丁烷萃余液流1140送至DIB塔1085。

图10A至图C示出几种异丁烯衍生物工艺单元。图10A示出了甲基叔丁基醚(MTBE)/高纯度异丁烯衍生物工艺单元1245。其包括MTBE合成单元1246、高纯度异丁烯工艺单元1248和甲醇合成单元1250。

将天然气流1252和蒸汽流1254进料至甲醇合成单元1250中的蒸汽重整器以产生合成气，然后将该合成气送入甲醇合成反应器中，在甲醇合成反应器中产生粗甲醇。然后将粗甲醇在一系列分馏器中分馏，得到甲醇流1255。在一些实施方案中，如果需要，可将甲醇流1255的一部分作为甲醇产物流1256回收。还产生了轻馏分清洗MeOH流1258和杂醇油流1257，它们作为废物流从系统中取出。将包含MeOH的轻馏分清洗MeOH流1258送至减压集管/燃料气体池1290。将杂醇油流1257送至流出物处理设备1295。还可产生废水流出物流1259，其可被送至流出物处理设备1295。

将甲醇流1255、和异丁烯产物流1145以及补充洗涤水流1247送至MTBE合成单元1246中的MTBE合成反应器以产生MTBE产物流1260。将主要包含异丁烷、正丁烷和丁烯以及痕量水平的含氧化合物的未反应的C

在MTBE合成单元1246中产生废醇-油水流的废物流1275和含有MTBE、丙酮和/或丙烯腈的MTBE废水洗涤流1277，并且将它们送至流出物处理设备1295。

将MTBE流1285的一部分送至高纯度异丁烯工艺单元1248以产生高纯度异丁烯流1325(通常大于99.9重量％异丁烯)。将包含C

图10B示出了乙基叔丁基醚(ETBE)衍生物工艺单元1350。其包括ETBE合成单元1351和乙醇合成单元1352。

将生物质流1353送至乙醇合成单元1352，该乙醇合成单元产生乙醇流1355。合适的生物质来源包括但不限于糖蜜、玉米糖和甜菜糖。乙醇流1355的一部分可作为乙醇产物流1356回收。取决于所采用的方法，乙醇合成单元1352还产生废水流1357(其被送至流出物处理设备1300)、固体废物流1358(其可以是固体废物处理设施1301)和发酵罐排出气流1359(其可被排出至大气)中的一者或多者。

异丁烯产物流1145、来自乙醇合成单元1352的乙醇流1355和补充洗涤水1354在ETBE合成单元1351中反应以产生ETBE流1365。将再蒸馏塔塔底料流1367(例如，来自MTBE工艺的重馏分)送去燃料共混或储存。还产生废醇-油水的废物流1370和包含ETBE的水洗ETBE流1371，并且将它们送去流出物处理设备1300中进行处理。

将含有含氧化合物的未反应的异丁烷和异丁烯流1375送至含氧化合物去除单元(ORU)1385以产生富异丁烷流1390和ORU副产气流1395。将富异丁烷萃余液流1390再循环回到DIB塔1085。将ORU副产气流1395送至减压集管或燃料气体池1302。

图10C示出烷基化物衍生物工艺单元1405。将异丁烯产物流1145送至间接烷基化反应段1410以产生异辛烯流1415。异辛烯流1415在氢化段1420中氢化以产生烷基化物流1425。存在包含ETBE、丙酮和/或丙烯腈的水洗ETBE废物流1421，将其送至废水处理设备1422。酸性水流1423也被送至废水处理设备1422。将重馏分流1424送去燃料共混或储存。在一些实施方案中，存在氢化副产气流1426，其被送至任选的除硫单元1427，该除硫单元产生含H

图11、图12A至图12C示出根据本发明的图9和图10A至图10C中所示的相同的基础丁烷脱氢联合装置1455。如图11所示，省去了废硫化苛性碱处理段和再生排出气处理段。因此，没有来自废硫化苛性碱处理段的液体流出物或氯化废苛性碱流被送至废水处理设备1165。

如图13所示，该方法包括副产气分离罐1500、烃缓冲容器1505、废苛性碱缓冲容器1510、废水缓冲容器1515、燃料气体分离罐1520和热氧化系统1525。

如图11和图13所示，将来自进料制备段1060的洗涤水清洗流1065送至废水缓冲容器1515。将来自进料制备段1060的废苛性碱流1075送至废苛性碱缓冲容器1510。将来自丁烷脱氢段1130的硫化废苛性碱流1150送至废苛性碱缓冲容器1510。将来自丁烷脱氢段1130的富含芳族化合物的废溶剂流1170、洗涤油流1175和重馏分清洗流1180送至烃缓冲容器1505。将来自丁烷脱氢段1130的过量净气1185和过量尾气1190送至燃料气体分离罐1520。将来自丁烷脱氢段1130的催化剂再生排出气流1195送至调节段1530。可将来自硫化废苛性碱流1150的滑流1532送至调节段1530以降低温度。经调节的催化剂再生排出气流1535可直接送至热氧化系统1525或送至废苛性碱缓冲容器1510。将C5+重馏分清洗流1100送至烃缓冲容器1505。将来自丁烷异构化区1105的丁烷异构化副产气流1115送至副产气分离罐1500。

将含水流出物流1230送至废水处理设备1165。来自异丁烯衍生物工艺单元1220的气态流出物流1235和富烃流出物流1240的处理将在下文关于每个衍生物工艺单元讨论。

如图12A和图13所示，对于MTBE/高纯度异丁烯衍生物工艺单元1460，与减压集管/燃料气体池、流出物处理设备和处置的连接被移除。将来自高纯度异丁烯工艺单元1248的轻馏分清洗MTBE流1330和重馏分清洗MTBE流1340送至副产气分离罐1500。将来自ORU 1305的ORU副产气流1310送至副产气分离罐1500。将来自MTBE合成单元1246的废醇/油水的废物流1275送至烃缓冲容器1505。将MTBE废水洗涤流1277与水流1312一起送至废水缓冲容器1515。将轻馏分清洗MeOH流1258送至副产气分离罐1500。将来自甲醇合成单元1250的杂醇油流1257送至烃缓冲容器1505。

如图12B和图13所示，在ETBE衍生物工艺单元1465中，与减压集管/燃料气体池和处置/流出物处理设备的连接被移除。将来自ETBE合成单元1351的废醇/油水的废物流1370送至烃缓冲容器1505。将水洗ETBE流1371送至废水缓冲容器1515。将来自ORU 1385的ORU副产气流1395送至副产气分离罐1500。将再蒸馏塔塔底料流1367送至烃缓冲容器1505。

如图12C和图13所示，在烷基化物衍生物工艺单元1470中，与减压集管/燃料气体池的连接被移除。将来自ORU 1435的ORU副产气流1445送至副产气分离罐1500。将水洗ETBE废物流1421和酸性水流1423送至废水缓冲容器1515。将重馏分流1424送至烃缓冲容器1505。

将来自副产气分离罐1500的副产气流1540、来自烃缓冲容器1505的液体烃流1545、来自废苛性碱缓冲容器1510的废苛性碱流1550、来自废水缓冲容器1515的废水流1555和来自燃料气体分离罐1520的燃料气体流1560送至热氧化系统1525。

可将来自副产气分离罐1500的液体可冷凝流1565送至烃缓冲容器1505。

烃缓冲容器1505、废苛性碱缓冲容器1510和废水缓冲容器1515可通过使用液化石油气/废气/燃料气体的推/拉式系统操作来保持恒定压力。存在进入和离开烃缓冲容器1505、废苛性碱缓冲容器1510和废水缓冲容器1515中的每一者的排出气流1566、1567、1568以保持恒定压力。当压力高时，气体将被推出烃缓冲容器1505、废苛性碱缓冲容器1510和废水缓冲容器1515，而当压力低时，气体将经由废气/燃料气体供给管线1570被拉入烃缓冲容器1505、废苛性碱缓冲容器1510和废水缓冲容器1515中。

热氧化系统1525的一个实施方案在图14中示出。热氧化系统1525包括热氧化段1600、任选的废热回收段1605、骤冷/颗粒去除段1610、SOx去除段1615、任选的NOx去除段1620和任选的二噁英-呋喃去除段1625。

将来自副产气分离罐1500的副产气流1540、来自烃缓冲容器1505的液体烃流1545、来自废苛性碱缓冲容器1510的废苛性碱流1550、来自废水缓冲容器1515的废水流1555和来自燃料气体分离罐1520的燃料气体流1560中的至少一者与燃烧空气流1630、天然气/燃料气体流1601和骤冷空气流1602一起送至热氧化系统1525。

热氧化段1600的入口温度通常在-30℃-500℃的范围内，压力为-1kPa(g)至3000kPa(g)。出口温度通常在650℃-1300℃的范围内，压力为-1kPa(g)至50kPa(g)。在热氧化段1600中的停留时间在0.5秒和2秒之间。可使用任何合适的热氧化段1600。热氧化段1600可以是强制通风、诱导通风或两者的组合。在一些情况下可以存在任选的选择性非催化还原(SNCR)段。SNCR段的入口温度通常在650℃-1300℃的范围内，压力为-1kPa(g)至50kPa(g)。出口温度通常在650℃-1040℃的范围内，压力为-1kPa(g)至50kPa(g)。在SNCR段中的停留时间在0.2秒和1秒之间。热氧化步骤将经由容器中的阻流壁与SNCR步骤分开。烃转化为H

来自热氧化段1600的烟气1635基本上由H

可将烟气1635送至任选的废热回收段1605。任选的废热回收段1605的入口温度通常在650℃-800℃的范围内，压力为-2kPa(g)至50kPa(g)。出口温度通常在200℃-400℃的范围内，压力为-2kPa(g)至50kPa(g)。合适的废热回收设备和方法包括但不限于废热回收锅炉，该废热回收锅炉包括但不限于火管锅炉或水管锅炉。锅炉给水或油流1645进入废热回收段1605，其中一部分转化为蒸汽或热油1650，剩余部分作为排出水或油1655离开。在一些情况下，如果需要，可例如使用蒸汽涡轮将蒸汽转化为电。

从蒸汽或热油1650回收的废热可以呈低压(例如，小于350kPa(g))、中压(例如，350kPa(g)至1750kPa(g))或高压(例如，大于1750kPa(g))饱和或过热蒸汽、热油和/或电的形式。回收的热可用于向丙烷/丁烷脱氢联合装置中的一件或多件设备或工艺流或向设备的其他部分提供热。例如，从蒸汽或热油1650回收的废热可用于丙烷脱氢单元的分馏段中的再沸器或丁烷脱氢单元中的丁烯塔中，或用于其他热需求。

来自任选的废热回收段1605的烟气1660流向骤冷/颗粒去除段1610，在骤冷/颗粒去除段中使用骤冷流1665将烟气的温度降低至饱和温度。骤冷/颗粒去除段1610的入口温度通常在200℃-1300℃的范围内，压力为-40kPa(g)至50kPa(g)。出口温度通常在45℃-150℃的范围内，压力为-41kPa(g)至50kPa(g)。

当使用苛性碱或NH

将来自骤冷/颗粒去除段1610的骤冷的烟气1670送至SOx去除段1615以去除SOx、HCl和Cl

与进入的骤冷烟气1670相比，来自SOx去除段1615的脱SOx出口烟气流1685具有降低水平的SOx、HCl和Cl

如果在脱SOx出口烟气流1685中存在NOx，则将脱SOx出口烟气流1685送至任选的NOx去除段1620以去除NOx。NOx去除段1620的入口温度通常在150℃-300℃的范围内，压力为-42kPa(g)至50kPa(g)。出口温度通常在200℃-350℃的范围内，压力为-42kPa(g)至50kPa(g)。脱SOx出口烟气流1685可能需要被加热以获得NOx去除段1620的期望入口温度。例如，NOx去除段1620可以是选择性催化还原(SCR)段，其中将氨和/或尿素流1690引入到SCR段中，在SCR段中氨和/或尿素流与NOx反应并且形成N

如果进料中存在任何卤素，则这可能导致二噁英和/或呋喃的形成。这些化合物必须在气体可以排出至大气中之前除去。如果二噁英和/或呋喃存在于脱SOx出口烟气流1685或脱NOx出口烟气流1695中，则将脱SOx出口烟气流1685或脱NOx出口烟气流1695送至任选的二噁英-呋喃去除段1625以去除二噁英和/或呋喃。可使用催化剂去除二噁英和呋喃。二噁英-呋喃去除段1625的入口温度通常在150℃-250℃的范围内，压力为-43kPa(g)至50kPa(g)。出口温度通常在150℃-250℃的范围内，压力为-43kPa(g)至50kPa(g)。可将基本上由H

如果脱SOx出口烟气流1685中的NOx和二噁英和/或呋喃的水平超过环境法规，则该系统将可能包含NOx去除段1620和二噁英-呋喃去除段1625两者。在这种情况下，脱SOx出口烟气流1685将具有比脱NOx出口烟气流1695略高的温度。可能需要在脱NOx出口烟气流1695进入二噁英-呋喃去除段1625之前将其骤冷。

如果脱SOx出口烟气流1685不含有NOx、二噁英或呋喃，则不存在任选的NOx去除段1620和任选的二噁英-呋喃去除段1625。可将来自SOx去除段1615的基本上由H

如果脱SOx出口烟气流1685含有NOx，但不含二噁英或呋喃，则不存在任选的二噁英-呋喃去除段1625。可将来自NOx去除段1620的基本上由H

如果脱SOx出口烟气流1685含有二噁英或呋喃，但不含NOx，则不存在任选的NOx去除段1620。将脱SOx出口烟气流1685送至任选的二噁英-呋喃去除段1625。可将基本上由H

热氧化系统1525'的另一个实施方案在图15中示出。热氧化系统1525'包括热氧化段1750、任选的废热回收段1755、干渣反应段1760、过滤段1765、任选的NOx去除段1770和任选的二噁英-呋喃去除段1775。

将来自副产气分离罐1500的副产气流1540、来自烃缓冲容器1505的液体烃流1545、来自废苛性碱缓冲容器1510的废苛性碱流1550、来自废水缓冲容器1515的废水流1555和来自燃料气体分离罐1520的燃料气体流1560中的至少一者与燃烧空气流1780、天然气/燃料气体流1751和骤冷流1752一起引入到热氧化段1750中。

热氧化段1750的入口温度通常在-30℃-500℃的范围内，压力为-1kPa(g)至3000kPa(g)。出口温度通常在650℃-1300℃的范围内，压力为-1kPa(g)至50kPa(g)。在热氧化段1750中的停留时间在0.5秒和2秒之间。可使用任何合适的热氧化段1750。热氧化段1750可以是强制通风、诱导通风或两者的组合。任选的SNCR段的入口温度通常在650℃-1300℃的范围内，压力为-1kPa(g)至50kPa(g)。出口温度通常在650℃-1040℃的范围内，压力为-1kPa(g)至50kPa(g)。在SNCR段中的停留时间在0.2秒和1秒之间。热氧化步骤将经由容器中的阻流壁与SNCR步骤分开。

来自热氧化段1750的烟气1785基本上由H

烟气1785可用骤冷流1786骤冷。合适的骤冷流包括但不限于空气、水、烟气以及它们的组合。

将来自废热回收段1755的烟气流1805送至干渣反应段1760以将SOx、HCl和Cl

将反应段烟气流1825用包含空气和/或水和/或骤冷的烟气的骤冷流1830冷却。反应段烟气流1825的温度通常从200℃-400℃(压力为-4kPa(g)至50kPa(g))降低至150℃-350℃(压力为-4kPa(g)至50kPa(g))。将骤冷的反应段烟气流1825送至过滤段1765以除去NaCl、Na

如果NOx存在于经过滤的烟气1845中，则将经过滤的烟气1845送至任选的NOx去除段1770以去除如上所讨论的NOx。NOx去除段1770的入口温度通常在150℃-300℃的范围内，压力为-6kPa(g)至50kPa(g)。出口温度通常在200℃-350℃的范围内，压力为-6kPa(g)至50kPa(g)。例如，NOx去除段1770可以是选择性催化还原(SCR)段，其中将氨和/或尿素流1850引入到SCR段中，在SCR段中氨和/或尿素流与NOx反应并且形成N

如果进料中存在任何卤素，则这可能导致二噁英和/或呋喃的形成。这些化合物必须在气体可以排出至大气中之前除去。如果二噁英和/或呋喃存在于经过滤的烟气1845或脱NOx出口烟气1855中，则将经过滤的烟气1845或脱NOx出口烟气1855送至任选的二噁英-呋喃去除段1775以去除二噁英和/或呋喃。二噁英-呋喃去除段1775的入口温度通常在150℃-250℃的范围内，压力为-7kPa(g)至50kPa(g)。出口温度通常在150℃-250℃的范围内，压力为-7kPa(g)至50kPa(g)。二噁英和呋喃可使用催化剂或通过共注入活性炭除去。与催化剂一起，二噁英和呋喃使催化剂诸如含有例如TiO

如果经过滤的烟气1845不含有NOx、二噁英或呋喃，则不存在任选的NOx去除段1770和任选的二噁英-呋喃去除段1775。可将基本上由H

如果经过滤的烟气1845含有NOx，但不含二噁英或呋喃，则不存在任选的二噁英-呋喃去除段1775。可将基本上由H

如果经过滤的烟气1845含有二噁英或呋喃，但不含NOx，则不存在任选的NOx去除段1770。将经过滤的烟气1845送至任选的二噁英-呋喃去除段1775。可将基本上由H

图16示出了具有改进的能量回收的图14的热氧化系统1525的实施方案。在该实施方案中，可通过将蒸汽冷却并将排气蒸汽流1900中的水冷凝而从排气蒸汽流1900中回收能量。在一些情况下，在包括但不限于中和、脱气(dearation)、过滤和除气(热、压力和/或化学)中的一者或多者的处理之后，冷凝物流可用作工艺的其他部分的工艺用水。

可将排气蒸汽流1900送至任选的辅助热交换器1905。排气蒸汽流1900可以是来自二噁英-呋喃去除段1625的经处理的出口烟气1700、来自NOx去除段1620的脱NOx出口烟气1710或来自SOx去除段1615的经洗涤的烟气1705。将排气蒸汽流1900送至辅助热交换器1905的第二侧。

将废液流送至辅助热交换器1905的第一侧。根据排气蒸汽流1900的温度和待加热的工艺流的数量，可以有一个或多个辅助热交换器1905。

废液流可以是如图17至图23所示的来自废苛性碱缓冲容器1510的废苛性碱流1550，和/或如图17至图23所示的来自废水缓冲容器1515的废水流1555，或如图24至图28所示的来自废水缓冲容器965的废水流1005，和/或如图24至图28所示的来自废苛性碱缓冲容器960的废苛性碱流1000的全部或一部分。

通过与排气蒸汽流1900的热交换来加热工艺流，该排气蒸汽流因此被冷却以形成第一冷却的排气蒸汽流1910。

将加热的废苛性碱流1550和/或废水流1555送至热氧化系统1525的热氧化段1600。将废水流1005和/或废苛性碱流1000送至类似于热氧化系统1525的热氧化系统975的热氧化段。

工艺流体流穿过主热交换器1915的第一侧。根据排气蒸汽流1900或第一冷却的排气蒸汽流1910的温度和待加热的工艺流体流的数量，可以有一个或多个主热交换器1915。

工艺流体流可以是锅炉给水或油流1645、燃烧空气流1630和来自用于聚丙烯产物675的聚丙烯储料仓的副产气流678的全部或一部分。

将第一冷却的排气蒸汽流1910送至主热交换器1915的第二侧。另选地，在不存在辅助热交换器1905的情况下，将排气蒸汽流1900送至主热交换器1915。

进入主热交换器1915的第一冷却的排气蒸汽流1910具有高于露点的温度。与工艺流体流的热交换降低了第一冷却的排气蒸汽流1910的温度。在一些情况下，该温度将降低至处于露点或低于露点的温度，这导致水从第一冷却的排气蒸汽流1910中冷凝出来。可将所得的第二冷却的排气蒸汽流1920送至排气烟囱并且释放到大气中。

在其他情况下，温度将不会降低到足以使来自第一冷却的排气蒸汽流1910的水(任何、大部分或全部)冷凝。在这种情况下，任选的第三热交换器1925可用于将第二冷却的排气蒸汽流1920的温度降低至处于露点或低于露点的温度，从而导致形成水冷凝物。用于第三热交换器1925的冷却介质可以是例如冷/环境空气或冷水。

水冷凝物被回收并且作为冷凝物流1930离开主热交换器1915和/或第三热交换器1925。在一些情况下，在包括但不限于中和、脱气、过滤和除气(热、压力和/或化学)中的一者或多者的处理之后，可将冷凝物流1930送至丙烷脱氢联合装置500的进料制备段510(除了补充洗涤水506之外或作为补充洗涤水的替代物，如图4和图6所示)、MTBE/高纯度异丁烯衍生物工艺单元1245的MTBE合成单元1246(除了补充洗涤水流1247之外或作为补充洗涤水流的替代物，如图10A和图12A所示)、ETBE衍生物工艺单元1350的ETBE合成单元1351(除了补充洗涤水1354之外或作为补充洗涤水的替代物，如图10B和图12B所示)和烷基化物衍生物工艺单元1405的间接烷基化反应段1410(除了补充洗涤水1413之外或作为补充洗涤水的替代物，如图10C和图12C所示)中的至少一者。当异丁烯产物流1145源自基于流化催化裂化(FCC)的方法时，将冷凝物流1930送至MTBE合成单元1246、ETBE合成单元1351或间接烷基化反应段1410，以便从异丁烯中除去不想要的丙酮和丙烯腈物质。

将加热的锅炉给水或油流1645送至废热回收段1605，将燃烧空气流1630送至热氧化段1600，并且将来自用于聚丙烯产物675的聚丙烯储料仓676的副产气流678送至热氧化系统975的热氧化段。

图17示出了具有改进的能量回收的图15的热氧化系统1525'的实施方案。在该实施方案中，可通过将蒸汽冷却并将排气蒸汽流2000中的水冷凝而从排气蒸汽流2000中回收能量。在一些情况下，在包括但不限于中和、脱气、过滤和除气(热、压力、化学)中的一者或多者的处理之后，冷凝物流可用作工艺的其他部分的工艺用水。

可将排气蒸汽流2000送至任选的辅助热交换器2005。排气蒸汽流2000可以是来自二噁英-呋喃去除段1775的经处理的出口烟气1860、来自NOx去除段1770的脱NOx出口烟气1870或来自过滤段1765的经过滤的烟气1865。将排气蒸汽流2000送至辅助热交换器2005的第二侧。

将废液流送至辅助热交换器2005的第一侧。根据排气蒸汽流2000的温度和待加热的工艺流的数量，可以有一个或多个辅助热交换器2005。

废液流可以是如图17至图23所示的来自废苛性碱缓冲容器1510的废苛性碱流1550，和/或如图17至图23所示的来自废水缓冲容器1515的废水流1555，或如图24至图28所示的来自废水缓冲容器965的废水流1005，和/或如图24至图28所示的来自废苛性碱缓冲容器960的废苛性碱流1000的全部或一部分。

通过与排气蒸汽流2000的热交换来加热工艺流，该排气蒸汽流因此被冷却以形成第一冷却的排气蒸汽流2010。

将加热的废苛性碱流1550和/或废水流1555送至热氧化系统1525'的热氧化段1750。将废水流1005送至类似于热氧化系统1525'的热氧化系统975的热氧化段。

工艺流体流穿过主热交换器2015的第一侧。根据排气蒸汽流2000或第一冷却的排气蒸汽流2010的温度和待加热的工艺流体流的数量，可以有一个或多个主热交换器2015。

工艺流体流可以是锅炉给水或油流1790、燃烧空气流1780和来自用于聚丙烯产物675的聚丙烯储料仓676的副产气流678的全部或一部分。

将第一冷却的排气蒸汽流2010送至主热交换器2015的第二侧。另选地，在不存在辅助热交换器2005的情况下，将排气蒸汽流2000送至主热交换器2015。

进入主热交换器2015的第一冷却的排气蒸汽流2010具有高于露点的温度。与工艺流体流的热交换降低了第一冷却的排气蒸汽流2010的温度。在一些情况下，该温度将降低至处于露点或低于露点的温度，这导致水从第一冷却的排气蒸汽流2010中冷凝出来。可将所得的第二冷却的排气蒸汽流2020送至排气烟囱并且释放到大气中。

在其他情况下，温度将不会降低到足以使来自第一冷却的排气蒸汽流2010的水(任何、大部分或全部)冷凝。在这种情况下，任选的第三热交换器2025可用于将第二冷却的排气蒸汽流2020的温度降低至处于露点或低于露点的温度，从而导致形成水冷凝物。用于第三热交换器2025的冷却介质可以是例如冷/环境空气或冷水。

水冷凝物被回收并且作为冷凝物流2030离开主热交换器2015和/或第三热交换器2025。在一些情况下，在包括但不限于中和、脱气、过滤和除气(热、压力、化学)中的一者或多者的处理之后，可将冷凝物流2030送至丙烷脱氢联合装置500的进料制备段510(除了补充洗涤水506之外或作为补充洗涤水的替代物，如图4所示)、MTBE/高纯度异丁烯衍生物工艺单元1245的MTBE合成单元1246(除了补充洗涤水流1247之外或作为补充洗涤水流的替代物，如图10A所示)、和ETBE衍生物工艺单元1350的ETBE合成单元1351(除了补充洗涤水1354之外或作为补充洗涤水的替代物，如图10B所示)和烷基化物衍生物工艺单元1405的间接烷基化反应段1410(除了补充洗涤水1413之外或作为补充洗涤水的替代物，如图10C所示)中的至少一者。当异丁烯产物流1145源自基于流化催化裂化(FCC)的方法时，将冷凝物流2030送至MTBE合成单元1246、ETBE合成单元1351或间接烷基化反应段1410，以便从异丁烯中除去不想要的丙酮和丙烯腈物质。

将加热的锅炉给水或油流1790送至废热回收段1755，将燃烧空气流1780送至热氧化段1750，并且将来自用于聚丙烯产物675的聚丙烯储料仓676的副产气流678送至热氧化系统975的热氧化段。

如本文所用，术语“单元”、“区”和“段”可指包括适用于单元、区或段的类型的一个或多个设备项和/或一个或多个子区或子段的区域。设备项可包括但不限于一个或多个反应器或反应器容器、分离容器、一个或多个吸附室、蒸馏塔、加热器、交换器、管道、泵、压缩机和控制器。另外，设备项诸如反应器、干燥器、吸附室或容器还可包括一个或多个段、子段、区或子区。

具体的实施方案

虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。

本发明的第一实施方案是一种方法，该方法包括：使包含丙烷、丁烷或它们的混合物的烷烃进料流在脱氢反应区中在脱氢催化剂的存在下在脱氢条件下脱氢以形成包含丙烯、异丁烯或它们的混合物的脱氢产物流；回收脱氢产物流；进行以下至少一种操作：将来自再生剂气体洗涤区的硫化废苛性碱流引入到废苛性碱缓冲容器中；将来自溶剂回收段的废溶剂流和来自溶剂回收段的清洗流中的至少一者引入到烃缓冲容器中；以及使来自废苛性碱缓冲容器的废苛性碱流、来自烃缓冲容器的液体烃流、来自副产气分离罐的副产气流和来自燃料气体分离罐的燃料气体流中的至少一者在热氧化系统中热氧化。本发明的一个实施方案是本段的先前实施方案至本段的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中使废苛性碱流、液体烃流、副产气流和燃料气体流中的至少一者热氧化包括使废苛性碱流、液体烃流、副产气流和燃料气体流中的至少一者在热氧化段中热氧化以形成基本上由H

尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可最大程度利用本发明并且可容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围以作出本发明的各种变化和修改，并且使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。

在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。