Oleflex工艺为UOP公司专利技术，在压力大于0.1 MPa、温度580～650 ℃、铂催化剂作用下进行丙烷脱氢、分离和精馏，得到聚合级丙烯产品。反应中不用氢气或水蒸气作稀释剂，故可降低能耗和操作费用。分为反应、回收和催化剂再生三部分，工艺流程见图1。丙烯单程转化率35%～40%，总收率为86％左右1）反应部分。丙烷原 料与富含氢气的循环丙烷气混合，加热到反应器所需进口温度并在高选择性铂催化剂作用下反应生成丙烯，使用4台径流式反应器，使吸热反应的转化率和选择性达到优化，催化剂连续再生。 2）回收精馏部分。反应生成气经冷却、压缩、干燥，然后送到冷箱部分冷凝，气体分为循环气和纯净气，纯净气是摩尔分数近90%的氢气，杂质主要是甲烷和乙烷；液体主要是丙烯和未反应丙烷混合物，送到下游精馏部分回收丙烯和再循环的丙烷，可得到纯度为99.5%～99.8%的丙烯产品。
3）再生部分。再生部分具有催化剂烧焦、铂催化剂重新分配、除去额外的水分及催化剂再生等4项主要功能。催化剂循环再生时间通常为5-10天
2.2 Catofin工艺
Catofin工艺是美国ABB Lummus公司开发的C3～C5 烷烃脱氢生产单烯烃技术，该工艺分为反应、压缩、回收和精制4个工段，工艺流程见图2
该工艺通过铬-铝催化剂固定床按烃类-热空气循环方式操作将丙烷转化为丙烯。采用多个
反应器使物流连续流动，催化剂床层都需预热，其热量被下行烃类吸收，床层冷却到预定温度烃类循环终止，再预热，工艺循环进行。每一个循环要进行烃蒸气脱氢、反应器内蒸汽清洗、空气吹扫、预热催化剂并烧掉其上结焦，然后抽真空、复原。催化剂不用再生，该工艺丙烷单程转化率约为45%，总转化率大于85%，工艺操作温度593～649 ℃，压力33.86～50.79 kPa[7]。
1）反应工段。新鲜丙烷与循环丙烷混合料，和反应器排放料一起进热交换器换热，再经加热炉加热至反应温度后送至反应器反应，反应器排放料换热后送压缩工段。
2）压缩工段。反应器排放料被冷凝然后压缩，产生的蒸气-冷凝物在低温回收闪蒸罐中分离，排放料冷凝物送脱乙烷塔，未冷凝排放料蒸气送低温回收装置。
3）回收工段。冷凝的反应器排放料经干燥并送到脱乙烷塔以除去甲烷、乙烷和惰性气体，未冷凝的反应器排放料进一步冷凝并回收剩余C3 组分和重质烃，排放气经提纯后氢气作为副产品。
4）精制工段。脱乙烷塔底物料进入产品分离塔，塔顶可得到纯度为99.5%的丙烯，塔底物则回流为再循环料使用。
2.5 工艺技术比较
2.5.1 几种工艺的典型特征比较
几种工艺技术方面的竞争不是太突出，主要竞争在于催化剂性能方面。几种工艺的典型特征。已经确定工业应用的轻链烷烃脱氢催化剂系列主要有2种：一种是氧化物系列催化剂，负载氧化铬/氧化铝催化剂，它掺杂碱金属以增加碱性并抑制副反应，如Lummus公司的铬基催化剂；另一种是贵金属系列催化剂，用不同载体材料负载铂或铂-锡催化剂，这些载体材料包括氧化铝或锌/钙/铝酸盐，及更多可能改性剂如碱金属，再次降低载体酸性并抑制副反应，如UOP开发的DH系列催化剂。
Oleflex工艺主要特点有：
采用移动床反应器，反应均匀稳定，催化剂活性长久且为循环再生；氢气为稀释剂，可以抑制结焦、热裂解和作载热体维持脱氢反应温度；含有烃类的反应器部分和含有氧气的再生部分虽是一体化装置，但相对独立；使用铂催化剂，具有高活性、高选择性和低磨损率；由于精确的CCR再生控制，Oleflex催化剂能保持长久活性和稳定性；为达最佳操作状态，Oleflex工艺利用UOP的专利设备和系统；它可以处理从气田、炼厂或者乙烯装置来的原料；缺点是该技术投资和动力消耗较高。
Catofin工艺主要特点有：采用循环多反应器系统，很容易添加反应器扩大产能；使用铬-铝非贵金属催化剂，价格便宜，对原材料杂质要求低，无催化剂损失，具有很高的选择性，制备1 kg丙烯产品仅消耗1.15 kg丙烷；操作压力和温度较低，反应中没有用氢再循环和蒸气稀释，可以降低能耗和操作费用；缺点是催化剂反应装置多，且为间歇操作，如进行反应和再生，至少需要两个反应器轮换操作，产品回收部分要加压操作，导致能耗增加。
Oleflex工艺和Catofin工艺已有多套工业应用，技术比较成熟，STAR工艺刚进行工业化应用，其他的还未见到工业化应用的报道，因此建议从Oleflex工艺和Catofin工艺中选择。从下图看，早期丙烷脱氢多用Oleflex工艺，且是整套转让，初期投资费用较高。Catofin工艺近年来工业化推广较多，从其近几年投建装置数量来看，其相对于Oleflex工艺应该具有一定竞争力制鞋
一. 过氧化氢工段工艺选择
过氧化氢的主要工业化生产方法包括：电解法、异丙醇法、蒽醌法、氢氧直
接化合法等。
1.电解法
电解法于 1908 年实现工业化，生产方法有过硫酸铵法、过硫酸钾法和过硫
酸法三种。工业上主要采用过硫酸铵法，该方法具有电流效率高、工艺流程短的
优点但由于能耗高、设备生产能力低等原因已逐渐被淘汰。
2.蒽醌法
蒽醌法是以适当的溶剂溶解蒽醌的衍生物，在催化剂的存在下用氢将溶剂中
的蒽醌（ AQ）还原为蒽氢醌（ AHQ），后者在氧气或空气的存在下自动氧化成
蒽醌并生成过氧化氢。用水萃取溶液中的过氧化氢经分离得过氧化氢水溶液，进
一步精制浓缩得各种浓度的产品，萃取后的余液经处理后回到氢化阶段循环使用
从上述反应可见，此法原理上仅仅消耗 H2、 O2 和 H2O，蒽醌仅起氢载体作用。
目前蒽醌法是国内外生产 H2O2 最主要的方法，该方法主要包括：蒽醌工作液的
氢化，氢化工作液的氧化，过氧化氢的萃取等 3 个过程。该方法是将烷基蒽醌溶
于有机物溶液中，经还原、氧化、萃取分离、精制、浓缩等过程制得 H2O2，此
方法生产技术成熟，安全性高；但其缺点是工艺冗长、装置复杂、操作费用高。
故本工艺设计也不采用这种方案。
3.异丙醇氧化法
异丙醇氧化法生产过氧化氢是以异丙醇为原料，以过氧化氢和其它过氧化物
为引发剂，用空气或氧气在液相进行氧化，生成过氧化氢和丙酮。采用此法时，
为获得较高纯度的过氧化氢，反应产物的分离、提纯步骤繁琐，且应重视安全，无线抄表
与蒽醌法相比缺乏竞争力。此外异丙醇氧化法中丙酮的回收投资大，消耗大量的
波纹片焊接机
异丙醇，产品分离精制太困难，所以本设计也不采用此方法。
4.氢氧直接化合法
绩效评估系统氢氧直接化合法是将氢气和氧气按一定比例，在催化剂的作用下合成过氧化
氢。通常采用贵金属催化剂，虽然催化剂的成本较高，但是由于催化剂可以采用
再生技术，可以适当减小成本，最主要的原因是该合成工艺方法绿环保，有利
于促进可持续性发展，且此工艺方法已被一些大型化工厂投产使用，故本项目的
过氧化氢工段选择此法。
二. 环氧丙烷工段工艺选择
1.氯醇法
氯醇法生产环氧丙烷技术主要是以丙烯和为原料。工艺大致分为氯醇化、
皂化、精制 3 个过程。首先丙烯经氯醇化反应生成氯丙醇；其次氯丙醇经皂化反
应生成环氧丙烷；最后经精制后得到环氧丙烷产品。氯醇法较早应用于工业生产，
蜡烛颜料具有技术成熟、流程简单、操作负荷弹性较大、对原料丙烯的纯度要求不高、选
择性好、收率高、基建投资少等优点，但也存在设备腐蚀严重、消耗大量、
含氯废水对环境污染严重等缺点，故本项目不采用此工艺。
2.联产法
联产法又分为异丁烷法和乙苯法，其中乙苯法所占比例稍大一点。在异丁烷
法工艺中，异丁烷与氧反应生成叔丁基过氧化物和叔丁醇，叔丁基过氧化物再与
丙烯反应生成环氧丙烷和叔丁醇；乙苯过氧化物法，利用乙苯为原料，经过空气
氧化为乙苯过氧化物，乙苯过氧化物再与丙烯反应生成环氧丙烷和苯乙醇，苯乙
醇催化脱水生成苯乙烯。国内现仅有广东惠州中海壳牌石油化工公司建成投产的
250 kt／a 环氧丙烷，同时联产 560 kt／a 苯乙烯的 PO／SM 联产装置和中石化镇
海炼化与利安德巴赛尔合资兴建的 285kt／a 环氧丙烷， 620 kL／a 苯乙烯装置此ecall测试
联产法，规模大，但产品会受市场影响相互制约，并且原料添加较为复杂，联产
品多，故本项目亦不采用此工艺。
3.过氧化氢氧化法（ HPPO 工艺）
HPPO 工艺过程是在相对比较温和的条件下，丙烯(C3H6 )和过氧化氢(H202)
