提高烃生产效率的方法与流程

相关申请的交叉引用

本申请要求2017年10月10日提交的美国临时专利申请序列第62/570,325号的优先权，所述申请以全文引用的方式并入本文。

本说明书大体上涉及用于将进料碳转化为所期望产物，同时将进料碳转化为二氧化碳(co2)降到最低的方法和系统。特别地，本说明书涉及使用杂合催化剂和再循环氢气(h2)以实现将合成气进料流中所含的碳高转化为所期望产物，同时使进料碳转化为co2降到最低的方法。

背景技术：

在许多工业应用中，所期望起始材料是低碳数烃-尤其包括c2到c5烯烃和/或c2到c5链烷烃，然后可以将其转化为烯烃-用于或用作起始材料以产生塑料、燃料和各种下游化学品的起始材料。这些c2到c5材料可以是饱和的或不饱和的，并且因此可以包括乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯、戊烷和/或戊烯。已开发出生产这些低碳数烃的各种工艺，包括石油裂化和各种合成方法。

用于将进料碳转化成所期望产物(例如烃)的合成方法是已知的。这些合成方法中的一些从使用杂合催化剂开始。还已经研究了不同类型的催化剂，以及不同种类的进料流和进料流组分的比例。然而，这些合成方法中的许多具有低的碳转化率，并且许多进料碳没有被转化并且以与进料碳相同的形式离开所述方法，或者进料碳被转化为co2。

因此，需要将进料碳高度转化为所期望产物，例如c2到c5烃的方法。

技术实现要素：

根据一个实施例，一种用于将具有碳的进料流转化为c2到c5烯烃的方法包含：将包含甲烷和氧气的进料流引入第一反应区中；使甲烷和氧气在第一反应区中反应以形成包含c2到c5烷烃的混合物的第一反应区产物流；将c2到c5烷烃的混合物运输到第二反应区中；将乙烷和丙烷中的至少一种的新鲜料流引入第二反应区中；在第二反应区中将c2到c5烷烃的混合物转化为c2到c5烯烃；在第二反应区中产生一种或多种产物流，其中一种或多种产物流的总和包含c2到c5烯烃；并且在第二反应区中产生包含氢气的再循环流，其中将再循环流运输到第一反应区中。

在一个或多个实施例中，第二反应区包含裂化器，并且将新鲜的乙烷流引入裂化器中。

在一些实施例中，第二反应区包含裂化器和丙烷脱氢反应器，并且将新鲜的丙烷流引入丙烷脱氢反应器中。

在其它实施例中，第二反应区包含裂化器和丙烷脱氢反应器。将新鲜的乙烷流引入裂化器中，并且将新鲜的丙烷流引入丙烷脱氢反应器中。

额外的特征和优点将在下面的具体实施方式中加以阐述，并且在某种程度上，从具体实施方式或通过实践本文描述的实施例，所述特征和优点将对本领域的技术人员显而易见或被认识到，所述描述的实施例包含下面的具体实施方式、权利要求书以及附图。

应理解，前面一般描述和以下详细描述都描述了各种实施例，并且打算提供用于理解所要求保护主题的性质和特征的概述或框架。附图包括在内以提供对各种实施例的进一步理解并且并入本说明书中并且构成本说明书的一部分。附图说明本文所描述的各种实施例，并且与实施方式一起用于解释所要求保护主题的原理和操作。

附图说明

图1示意性地描绘根据本文公开和描述的实施例的用于将含碳的进料流转化为c2到c5烯烃的系统和方法的第一实施例；

图2a示意性地描绘根据本文公开和描述的实施例的用于将含碳的进料流转化为c2到c5烯烃的系统和方法的第二实施例；并且

图2b示意性地描绘根据本文公开和描述的实施例的用于将含碳的进料流转化为c2到c5烯烃的系统和方法的第三实施例。

具体实施方式

现在将详细参考将含碳进气转化为包含c2到c5烃的料流，例如包含c2到c5烯烃的料流的方法的实施例，其实施例在附图中示出。只要可能，在整个图式中相同的参考标号将用于指代相同或相似的零件。在一个实施例中，将包含碳的进料流转化为c2到c5烯烃的方法包含：将包含甲烷和氧的进料流引入第一反应区中；使甲烷和氧气在第一反应区中反应以形成包含c2到c5烷烃的混合物的第一反应区产物流；将c2到c5烷烃的混合物运输到第二反应区中；将乙烷和丙烷中至少一种的新鲜料流引入第二反应区中；在第二反应区中将c2到c5烷烃的混合物转化为c2到c5烯烃；产生包含h2和c2到c5烯烃的混合物的第二反应区产物流；将第二反应区产物流分离为包含c2到c5烯烃的产物流和包含h2的再循环流；并且将再循环流运输到第一反应区中。

现在参考图1，提供用于将含碳的进料流转化为c2到c5烃的系统的实施例。应理解，图1中描绘的实施例是例示性的并且不限制本公开的范围。如图1中描绘的实施例所示，用于将含碳的进料流转化为c2到c5烃的系统100包括第一反应区110和流体连接到第一反应区110的第二反应区130。

现在将描述根据一个或多个实施例的方法，其使用图1的实施例中描绘的系统100将含碳的进料流转化为c2到c5烃。将包含甲烷(ch4)、氧气(o2)和任选的水的进料流101引入第一反应区110中。应理解，根据各种实施例，进料流101可以含有除甲烷以外的碳源，例如乙烷、丙烷、丁烷和低含量的co2。

根据实施例，第一反应区110可包含重整器(未示出)，所述重整器在常规的合成气产生过程中使用水将进料流101中的甲烷转化为一氧化碳(co)和氢气。举例来说，根据一个或多个实施例，对于以下反应，重整器的出口处于平衡：(1)ch4+h2o→co+3h2；和(2)co+h2o→h2+co2。另外，未反应的甲烷和水将存在于重整器的出口处。尽管对重整器的操作温度没有特别限制，只要其可以驱动上述反应即可，但是在一个或多个实施例中，重整器在大于或等于400摄氏度(℃)到小于或等于450℃，例如大于或等于415℃到小于或等于435℃、或约425℃的入口温度下操作。同样，对重整器的操作压力没有特别限制，只要其可以驱动上述反应即可，但是在一个或多个实施例中，重整器在大于或等于38bar(3.8mpa)到小于或等于46bar(4.6mpa)，例如大于或等于40bar(4.0mpa)到小于或等于44bar(4.4mpa)、或约42bar(4.2mpa)的压力下操作。在实施例中，进入重整器的进料可包含大于或等于30重量％的甲烷到小于或等于40重量％的甲烷，例如大于或等于33重量％的甲烷到小于或等于38重量％的甲烷，或约36重量％的甲烷。因此，在实施例中，进入重整器的进料可包含大于或等于60重量％的水到小于或等于70重量％的水，例如大于或等于62重量％的水到小于或等于67重量％的水，或约63重量％的水。

一旦如上所公开将甲烷和水转化成一氧化碳和氢气(即合成气)，就将重整器的出口流引入部分氧化(pox)反应器(未示出)中。在实施例中，在pox反应器中发生以下反应：(3)ch4+0.5o2→co+2h2；和(4)ch4+2o2→co2+2h2o。在这些反应中，并且根据实施例，大于或等于5重量％到小于或等于15重量％的甲烷转化为co2，例如大于或等于7重量％到小于或等于12重量％的甲烷转化为co2，或者约10重量％的甲烷转化为co2。因此，在实施例中，大于或等于85重量％到小于或等于95重量％的甲烷转化为co，例如大或等于87重量％到小于或等于92重量％的甲烷转化为co，或约90重量％的甲烷转化为co。在实施例中，pox反应器的出口温度可以为大于或等于900℃到小于或等于1100℃，例如大于或等于950℃到小于或等于1050℃，或约1000℃。因为pox反应器的出口温度高于重整器的反应温度，所以可以将来自pox反应器的热量引导到重整器中以提高第一反应区110的能量效率。

然后可以将来自pox反应器的出口流引入杂合反应器中，在所述杂合反应器中，来自pox反应器的出口流与杂合催化剂接触。根据一个或多个实施例，杂合催化剂可包括：(1)甲醇合成组分；和(2)具有8-mr通路的固体微孔酸组分。在一些实施例中，甲醇合成组分选自由以下组成的群组：氧化铜催化剂、氧化铜/氧化锌催化剂、氧化铜/氧化铝催化剂、氧化铜/氧化锌/氧化铝催化剂、氧化铬/氧化锌催化剂和其组合。在实施例中，甲醇合成组分可包含以任何可能的组合组成以及呈金属或氧化物形式的元素cu、zn、cr和al中的一个或多个。在实施例中，固体微孔酸组分选自具有8-mr通路并且具有选自由以下框架类型组成的群组的框架类型的分子筛：cha、aei、afx、eri、lta、ufi、rth和其组合，框架类型对应于国际沸石协会的命名惯例。应理解，在实施例中，可以使用硅铝酸盐和硅铝磷酸盐框架两者。在某些实施例中，分子筛可以是具有cha框架类型的sapo-34硅铝磷酸盐。

已知使用杂合催化剂将含碳料流转化为所期望产物，例如c2到c5烃。总之，杂合催化剂在两种独立催化剂中的每一种上紧密地偶联连续反应。在第一步中，将料流，例如合成气转化为含氧烃(主要是甲醇和dme)。在第二步中，这些含氧化合物被转化为烃(主要是短链烃，例如c2到c5烃)。通过第二步的反应将第一步中形成的含氧化合物持续排出确保没有热力学限制以实现接近100％(＞99.9％)的进料碳转化为烃。

令人惊奇的是，已经发现，合成气-产物领域中处理co2形成的已知的解决方案对于杂合催化剂系统来说不是合乎期望的。在更通用的合成气-产物方法中，基本上存在两个用于处理co2的形成的选项；吹扫co2，或将co2再循环“到消光”回到合成气重整器部分或催化反应器上方。第一选项(吹扫)导致显著的碳产率损失，并且仅在co2的量非常低时才可行，这对于杂合催化剂方法并不是如此。还发现，由于至少两个原因，第二选项(再循环co2)对于杂合方法不是合乎期望的：其导致大而昂贵的分离区段以将co2与所期望产物分离；并且其会对催化剂的生产率产生负面影响。

鉴于上述问题，目前没有有效的方式来处理进料碳变为co2的损失。为了解决这些问题，本文公开的方法和系统的实施例将氢气从下游的第二反应区130再循环到第一反应区110，以进一步驱动进料流101中的碳转化为c2到c5烃。应理解，本文公开的将含碳料流转化为c2到c5烃的系统和方法不需要使用杂合催化剂将含碳料流转化为c2到c5烃。然而，根据一些实施例，本文公开的用于将含碳料流转化为c2到c5烃的系统和方法对使用杂合催化剂的方法特别有利。

在足以形成第一反应区产物流120的反应条件下，使来自pox反应器的出口流与杂合催化剂接触。反应条件可以包含：温度在大于或等于300℃到小于或等于450℃的范围内，例如大于或等于350℃到小于或等于430℃，或大于或等于360℃到小于或等于420℃；并且压力为至少1bar(100kpa)，例如至少2bar(200kpa)或至少3bar(300kpa)。在其它实施例中，压力可以为至少15bar(1500kpa)、至少25bar(2500kpa)、至少30bar(3000kpa)、至少40bar(4000kpa)或至少50bar(5000kpa)。发生在第一反应区110中的过程产生co、co2、h2、h2o、ch4和c2到c5烃。此外，进料流中存在的惰性气体(例如氮气)将作为吹扫流离开第一反应区。在实施例中，这些组分可在不同的料流中从第一反应区分离和去除。然而，在实施例中，将包含h2、co、co2和ch4的轻流在第一反应区110中再循环和再利用，例如通过将这一轻流转移回到重整器和杂合反应器中。分离这些料流的系统和方法是已知的，并且可以进行任何合适的分离。可以使用常规的分离器，例如用于co2的酸性气体去除工艺，以及用于去除水的简单冷凝。在实施例中，例如在图1中描绘的实施例中，至少四股料流离开第一反应区110。第一出口流111包含h2o、基本上由h2o组成或由h2o组成。第二出口流112是吹扫流，其从第一反应区吹扫惰性气体，例如氮气。第三出口流113包含co2、基本上由co2组成或由co2组成。在图1中描绘的实施例中，离开第一反应区110的最终料流是第一反应区产物流120，其包含c2到c5烃。在一个或多个实施例中，c2到c5烃包含c2到c5烷烃、基本上由c2到c5烷烃组成或由c2到c5烷烃组成。应理解，在实施例中，第一反应区产物流120可包含c2到c5烃，而非c2到c5烷烃。在图1中描绘的实施例中，将第一反应区产物流120转移到第二反应区130中。

应理解，根据各种实施例，第一反应区的组件，例如重整器、pox反应器和含有杂合催化剂的反应器可以是物理上分离的单元或可以是单个物理单元中的分化区。实施例包括在单个物理单元中物理分离或组合的第一反应区的组件的各种组合。另外，尽管以上作为第一反应区110的一部分公开用于形成c2到c5烃的特定反应和方法，但是应理解，除了或代替上文公开的方法，在第一反应区110中可以使用用于形成c2到c5烃的其它方法。

在图1中描绘的实施例中，第二反应区130包含裂化器。第一反应区产物流120进入第二反应区130中，在其中包含c2到c5烷烃、基本上由c2到c5烷烃组成或由c2到c5烷烃组成的至少一部分c2到c5烃在第一反应区产物流120中转化为c2到c5烯烃，例如乙烯(c2h4)、丙烯(c3h6)和丁烯(c4h8)。可以在第二反应区中产生的额外组分包含h2、ch4、热解气体(裂解气(pygas))和其它重烃，例如包含多于五个碳原子的非芳香族烃。还应理解，在实施例中，并非所有的第一反应区产物流120中的c2到c5烷烃都将转化为c2到c5烯烃，并且将保持为c2到c5烷烃。这些未转化的c2到c5烷烃将离开具有其它组分的裂化器，但是c2到c5烷烃不离开第二反应区130，并且可以再循环回到裂化器中。

根据实施例，除了第一反应区产物流120之外，可以将新鲜的乙烷流331引入第二反应区130中。可以将第一反应区产物流120和新鲜的乙烷流331中的乙烷转化为第二反应区产物流132。如下文更详细地描述，在第二反应区130中转化时，新鲜的乙烷流331的添加提供额外的氢气，其可以再循环回到第一反应区110中。在实施例中，可以将任何量的乙烷引入第二反应区130中。然而，在各种实施例中，在进入第二反应区130的总进料中新鲜的乙烷流331的量(即，第一反应区产物流120加上新鲜的乙烷流331)占大于或等于5重量％到小于或等于40重量％，例如大于或等于10重量％到小于或等于35重量％，或约30重量％。如果经由新鲜乙烷流331将很少的新鲜乙烷引入第二反应区130中，那么将没有足够量的h2再循环回到第一反应区110中以提供在第一反应区110中产生的期望的co2还原。但是，如果通过新鲜乙烷流331将太多的新鲜乙烷引入第二反应区中，那么需要将再循环流131中离开第二反应区的一部分h2作为燃料进行吹扫，以防止h2的积累，这会导致转化过程效率低下。应理解，任何常规的蒸汽裂化器都可以在第二反应区130中使用，只要其能够与新鲜的乙烷流331组合将包含c2到c5烷烃、基本上由c2到c5烷烃组成或由c2到c5烷烃组成的第一反应区产物流120中的c2到c5烃转化为包含c2到c5烯烃的第二反应区产物流132即可。

如上所论述，多个组分可能离开裂化器，例如c2到c5烷烃、c2到c5烯烃、h2、ch4、热解气体(裂解气)和其它重烃。因此，在第二反应区内，可以分离并且再循环、收集或丢弃这些各种产物。应理解，常规的分离器，例如低温分离器可以用于分离在第二反应区130中离开裂化器的组分。举例来说，在第二反应区130中可发生至少三次分离：(1)c2到c5烯烃可与离开裂化器的组分分离；(2)c2到c5烷烃可与离开裂化器的组分分离，和(3)h2和任选的ch4可与离开裂化器的组分分离。在实施例中，包含多于5个碳原子的其它组分可以在第二反应区130中丢弃，并且根据期望在其它系统中使用。

尽管图1中未展示，但离开裂化器的c2到c5烷烃可再循环回到裂化器中，在其中其可与从第一反应区产物流120进入裂化器的c2到c5烷烃组合并且加工成c2到c5烷烃。离开第二反应区130的一股料流是再循环流131，其包含h2、由h2组成、基本上由h2组成或由h2组成。在一些实施例中，再循环流131包含h2和ch4、基本上由h2和ch4组成或由h2和ch4组成。离开第二反应区130的另一料流是产物流132，其包含c2到c5烃、基本上由c2到c5烃组成或由c2到c5烃组成--其包含c2到c5烯烃、基本上由c2到c5烯烃组成或由c2到c5烯烃组成。收集产物流132，并且将其用于各种其它方法中以制成最终产物。再循环流131从第二反应区130转移到第一反应区110。因此，在一些实施例中，h2是从第二反应区130再循环到第一反应区110。在其它实施例中，h2和ch4从第二反应区130再循环到第一反应区110。应理解，通过添加到第二反应区130中的乙烷的量测定再循环回到再循环流131中的第一反应区110的h，的量。

通过将新鲜乙烷流331引入第二反应区130中并且通过将h2再循环到第一反应区110中，可以在离开第一反应区的料流(即，第一出口流111、第二出口流112、第三出口流113和第一反应区产物流120)中和在离开第二反应区的料流(即，再循环流131和产物流132)中实现某些质量平衡。按所产生的乙烯的1磅(1b.)计，离开第一反应区的料流中存在的组分的质量流包括大于或等于0.085lbs.到小于或等于0.095lbs.戊烷(c5h12)，例如约0.088lbs.c5h12；大于或等0.170lbs.到小于或等于0.185lbs.丁烷(c4h10)，例如0.177lbs.c4h10；大于或等于0.500lbs.到小于或等于0.650lbs.丙烷(c3h8)，例如约0.571lbs.c3h8；大于或等于0.3001bs.到小于或等于0.400lbs.乙烷(c2h6)，例如约0.342lbs.c2h6；大于或等于1.200lbs.到小于或等于1.500lbs.水(h2o)，例如约1.370lbs.h2o；和小于或等于0.010lbs.co2，例如小于0.005lbs.co2、小于0.001lbs.co2或甚至无co2。

在一个或多个实施例中，按所产生的乙烯的11b.计，离开第二反应区的料流中的组分的质量流包括大于或等于0.0500lbs.到小于或等于0.0700lbs.h2，例如约0.0598lbs.h2；大于或等于0.1500lbs.到小于或等于0.3500lbs.ch4，例如约0.2626lbs.ch4；约1.0000lbs.c2h4；大于或等于0.0500lbs.到小于或等于0.2500lbs.c3h6，例如约0.1598lbs.c3h6；大于或等于0.0750lbs.到小于或等于0.0950lbs.c4h8，例如约0.0854lbs.c4h8；大于或等于0.0700lbs.到小于或等于0.0900lbs.裂解气，例如约0.0813lbs.裂解气；和大于或等于0.0110lbs.到小于或等于0.0130lbs.的其它重烃，例如约0.0124lbs.其它重烃。

参考图2a中描绘的实施例，提供用于将含碳的进料流转化为c2到c5烃的系统的实施例。应理解，图2a中描绘的实施例是例示性的，并且不限制本公开的范围。如图2a描绘的实施例中所示，用于将含碳的进料流转化为c2到c5烃的系统200包括第一反应区110和第二反应区130—其包含裂化器210和丙烷脱氢(pdh)反应器220——其流体连接到第一反应区110。

现在将描述根据一个或多个实施例的一种方法，其使用图2a的实施例中描绘的系统200将含碳的进料流转化为c2到c5烃。将包含甲烷(ch4)、氧气(o2)和任选的水的进料流101引入第一反应区110中。应理解，根据各种实施例，进料流101可以含有除甲烷以外的碳源，例如乙烷、丙烷、丁烷和低含量的co2。

根据实施例，第一反应区110可包含重整器(未示出)，其在常规的合成气产生工艺中使用水将进料流101中的甲烷转化为co和h2。上面参考图1中描绘的实施例提供重整器的反应和反应条件。

一旦甲烷和水转化为一氧化碳和氢气(即合成气)，就将重整器的出口流引入pox反应器中。上面参考图1中描绘的实施例提供pox反应器的反应和反应条件。因为pox反应器的出口温度高于重整器的反应温度，所以可以将来自pox反应器的热量引导到重整器中以提高第一反应区110的能量效率。

然后可以将来自pox反应器的出口流引入杂合反应器中，在所述杂合反应器中，来自pox反应器的出口流与杂合催化剂接触。根据一个或多个实施例，杂合催化剂可包括：(1)甲醇合成组分；和(2)具有8-mr通路的固体微孔酸组分。在一些实施例中，甲醇合成组分选自由以下组成的群组：氧化铜催化剂、氧化铜/氧化锌催化剂、氧化铜/氧化铝催化剂、氧化铜/氧化锌/氧化铝催化剂、氧化铬/氧化锌催化剂和其组合。在实施例中，甲醇合成组分可包含以任何可能的组合组成以及呈金属或氧化物形式的元素cu、zn、cr和al中的一个或多个。在实施例中，固体微孔酸组分选自具有8-mr通路并且具有选自由以下框架类型组成的群组的框架类型的分子筛：cha、aei、afx、eri、lta、ufi、rth和其组合，框架类型对应于国际沸石协会的命名惯例。应理解，在实施例中，可以使用硅铝酸盐和硅铝磷酸盐框架两者。在某些实施例中，分子筛可以是具有cha框架类型的sapo-34硅铝磷酸盐。

发生在第一反应区110的过程产生co、co2、h2、h2o、ch4和c2到c5烃。此外，进料流中存在的惰性气体(例如氮气)将作为吹扫流离开第一反应区。在实施例中，这些组分可在不同的料流中从第一反应区分离和去除。然而，在实施例中，将包含h2、co、co2和ch4的轻流在第一反应区110中再循环和再利用，例如通过将这一轻流转移回到重整器和杂合反应器中。分离这些料流的系统和方法是已知的，并且可以进行任何合适的分离。可以使用常规的分离器，例如用于co2的酸性气体去除工艺，以及用于去除水的简单冷凝。在实施例中，例如在图2a中描绘的实施例，至少四股料流离开第一反应区110。第一出口流111包含h2o、基本上由h2o组成或由h2o组成。第二出口流112是吹扫流，其从第一反应区吹扫惰性气体，例如氮气。第三出口流113包含co2、基本上由co2组成或由co2组成。在图2a中描绘的实施例中离开第一反应区110的最终料流是第一反应区产物流120，其包含c2到c5烃。在一个或多个实施例中，c2到c5烃包含c2到c5烷烃、基本上由c2到c5烷烃组成或由c2到c5烷烃组成。应理解，在实施例中，第一反应区产物流120可包含c2到c5烃，而非c2到c5烷烃。在图2a中描绘的实施例中，将第一反应区产物流120转移到第二反应区130中。

应理解，根据各种实施例，第一反应区110的组分，例如重整器、pox反应器和含有杂合催化剂的反应器可以是物理上分离的单元或可以是单个物理单位中的分化区。实施例包括在单个物理单元中物理分离或组合的第一反应区110的组分的各种组合。另外，尽管以上作为第一反应区110的一部分公开用于形成c2到c5烃的特定反应和方法，但是应理解，除了或代替上文公开的方法，在第一反应区110中可以使用用于形成c2到c5烃的其它方法。

在图2a中描绘的实施例中，第二反应区130包含裂化器210和pdh反应器220。第一反应区产物流120进入第二反应区130中。在图2a中描绘的实施例中，第一反应区产物流120在第二反应区130中通过分离器(未示出)分离为包含c2、c4和c5烃的第一料流123和包含c3烃的第二料流124。将第一料流123引入裂化器210中，并且将第二料流124引入pdh反应器220中。应理解，可以使用任何常规的分离器将第一反应区产物流120分离成第一料流123和第二料流124。

在裂化器210中，第一料流123中存在的c2、c4和c5烷烃反应形成c2、c3、c4和c5烯烃。应理解，任何常规裂化器210——例如可购自technip、cb&i或其它技术供应商的许可证的那些，也可参考蒸汽裂化器或裂化炉——可用于第二反应区130，只要其能够将包含c2、c4和c5烷烃、基本上由c2、c4和c5烷烃组成或由c2、c4和c5烷烃组成的第一料流123中的c2、c4和c5烃转化为包含c2、c3、c4和c5烯烃的料流。可在裂化器210中产生的额外组分包含h2、ch4、热解气体(裂解气)和其它重烃，例如包含多于五个碳原子的非芳香族烃。还应理解，在实施例中，并非所有的第一料流123中的c2、c4和c5烷烃将转化为c2、c3、c4和c5烯烃。因此，未转化的c2、c4和c5烷烃将离开具有其它组分的裂化器。尽管未在图2a中示出，这些未转化的c2、c4和c5烷烃可使用用常规分离技术和设备(未示出)与裂化器输出分离并且再循环返回到裂化器，例如通过将其与第一料流123中的c2、c4和c5烷烃组合。另外，可以使用常规的分离技术和设备(未示出)将存在于裂化器输出中的h2和ch4与裂化器输出的其它组分分离，并且在再循环流131中再循环回到第一反应区110中。在裂化器210中产生的c2、c3、c4和c5烯烃可以作为产物流132离开第二反应区130，其中可以将其收集以用作其它过程中的起始材料。可以根据期望使用常规技术和设备(未示出)分离在裂化器210中产生的其它组分，并且将其从系统200中丢弃。另外，可以将任何丙烷与离开裂化器210的料流分离，并且在包含丙烷的料流211中送入pdh反应器220。

根据实施例，除了第一料流123之外，可以将新鲜的乙烷流331引入裂化器210中。第一料流123中的c2、c4和c5烷烃和新鲜的乙烷流331中的乙烷可以转化为c2、c3、c4和c5烯烃。如在下文中更详细地描述，新鲜乙烷流331的添加在裂化器210中转化时提供额外的h2，其可以再循环回到第一反应区110中。在实施例中，可以将任何量的乙烷引入第二反应区130中。然而，在各种实施例中，在进入裂化器210的总进料中新鲜的乙烷流331的量(即，第一料流123加上新鲜的乙烷流331)占大于或等于5重量％到小于或等于30重量％，例如大于或等于10重量％到小于或等于25重量％，或约17.5重量％。如果经由新鲜乙烷流331将很少的新鲜乙烷引入裂化器210中，那么将没有足够量的h2再循环回到第一反应区110中以提供在第一反应区110中产生的期望的co2还原。然而，如果经由新鲜乙烷流331将太多的新鲜乙烷引入裂化器210中，那么离开裂化器210中的h2的部分将需要作为燃料吹扫，以防止h2的积累，这会导致转化过程效率低下。应理解，任何常规裂化器210——例如可购自technip、cb&i或其它技术供应商的许可证的那些，也可参考蒸汽裂化器或裂化炉——可用于第二反应区130，只要其能够与新鲜的乙烷流331组合将包含c2、c4和c5烷烃、基本上由c2、c4和c5烷烃组成或由c2、c4和c5烷烃组成的第一料流123中的c2、c4和c5烃转化为包含c2、c3、c4和c5烯烃的料流。

在pdh反应器220中，是存在于第二料流124中的c3h8转化为c3h6。应理解，任何常规的pdh反应器220——例如uop′soleflex、cb&icatofin和uhdestar——可用于第二反应区130，只要其能够将第二料流124中的c3h8转化为c3h6即可。应理解，在实施例中，并非所有的进入pdh反应器220的c3h8将转化为c3h6。因此，离开pdh反应器220的pdh反应器流221可包含c3h6、c3h8以及h2、ch4、未反应的烷烃和包含多于5个碳的烃中的一种或多种。

将pdh反应器流221从pdh反应器220送到裂化器210的分离部分。尽管未在图2a中描绘，但在实施例中，裂化器210包括分离部分，其将裂化器中形成的各种组分以及pdh反应器流221中存在的各种组分分离。在裂化器210的分离部分中，pdh反应器流221中的c3h6将与pdh反应器流221分离，其中其可在实施例中与离开第二反应区130的产物流132组合并且收集起来以备进一步使用。同样，在实施例中，存在于pdh反应器流221中的h2和任选的ch4可以在裂化器210的分离部分中与pdh反应器流221分离，并且与再循环流131组合，其中其离开第二反应区130，并且通过送入第一反应区110而再循环。在一个或多个实施例中，pdh反应器流221中的未反应的烷烃可以在裂化器210的分离部分中与pdh反应器流221分离，在其中未反应的烷烃可以通过裂化器210进一步加工并且转化成离开产物流132中的第二反应区的c2到c5烯烃。然而，在实施例中，存在于pdh反应器流221中的任何丙烷将在含有丙烷的料流211中返回到pdh反应器220中，其中丙烷可以通过pdh反应器处理并且转化为c3h6。在一些实施例中，包含存在于pdh反应器流221中的多于5个碳的任何烃可以在裂化器210的分离部分中与pdh反应器流221分离，并且在丢弃的料流(未图示)中从第二反应区130丢弃。

应理解，根据各种实施例，第二反应区130的组件，例如裂化器210(包括裂化器的分离部分)和pdh反应器220可以是物理上分离的单元或可以是单个物理单元中的分化区。实施例包括在单个物理单元中物理分离或组合的第二反应区130的组件的各种组合。

通过将新鲜乙烷流331引入第二反应区130中并且通过将h2再循环到第一反应区110中，可以在离开第一反应区的料流(即，第一出口流111、第二出口流112、第三出口流113和第一反应区产物流120)中和在离开第二反应区的料流(即，再循环流131和产物流132)中实现某些质量平衡。应理解，在多于一个产物流离开第二反应区130时，所有离开第二反应区130的产物流的组合可称为“一个或多个产物流的总和”。在一个或多个实施例中，按所产生的乙烯的11b.计，离开第一反应区的料流中存在的组分的质量流包括大于或等于0.050lbs.到小于或等于0.250lbs.c5h12，例如约0.152lbs.c5h12；大于或等于0.200lbs.到小于或等于0.400lbs.c4h10，例如约0.304lbs.c4h10；大于或等于0.850lbs.到小于或等于1.050lbs.c3h8，例如约0.984lbs.c3h8；大于或等于0.450lbs.到小于或等于0.650lbs.c2h6，例如约0.588lbs.c2h6；大于或等于2.200lbs.到小于或等于2.500lbs.h2o，例如约2.360lbs.h2o；和小于或等于0.010lbs.co2，例如小于0.005lbs.co2、小于0.001lbs.co2或甚至无co2。

在一个或多个实施例中，按所产生的乙烯的1lb.计，离开第二反应区的料流中存在的组分的质量流包括大于或等于0.0900lbs.到小于或等于0.1100lbs.h2，例如约0.1036lbs.h2；大于或等于0.1900lbs.到小于或等于0.2300lbs.ch4，例如约0.2106lbs.ch4；约1.0000lbs.c2h4；大于或等于0.8000lbs.到小于或等于1.0000lbs.c3h6，例如约0.9212lbs.c3h6；大于或等于0.0900lbs.到小于或等于0.1100lbs.c4h8，例如约0.0998lbs.c4h8；大于或等于0.0700lbs.到小于或等于0.0900lbs.裂解气，例如约0.0863lbs.裂解气；和大于或等于0.0120lbs.到小于或等于0.0150lbs.其它重烃，例如约0.0139lbs.其它重烃。

参考图2b中描绘的实施例，提供用于将含碳的进料流转化为c2到c5烃的系统的实施例。应理解，图2b中描绘的实施例是例示性的并且不限制本公开的范围。如图2b中描绘的实施例中，用于将含碳的进料流转化为c2到c5烃的系统200包括第一反应区110和第二反应区130——其包含裂化器210和pdh反应器220，其流体连接到第一反应区110。

现在将描述根据一个或多个实施例的一种方法，其使用图2b的实施例中描绘的系统200将含碳的进料流转化为c2到c5烃。将包含甲烷(ch4)、氧气(o2)和任选的水的进料流101引入第一反应区110中。应理解，根据各种实施例，进料流101可以含有除甲烷以外的碳源，例如乙烷、丙烷、丁烷和低含量的co2。

根据实施例，第一反应区110可包含重整器(未示出)，其在常规的合成气产生工艺中使用水将进料流101中的甲烷转化为co和h2。上面参考图1中描绘的实施例提供重整器的反应和反应条件。

一旦甲烷和水转化为一氧化碳和氢气(即合成气)，就将重整器的出口流引入pox反应器中(未显示)。上面参考图1中描绘的实施例提供pox反应器的反应和反应条件。因为pox反应器的出口温度高于重整器的反应温度，所以可以将来自pox反应器的热量引导到重整器中以提高第一反应区110的能量效率。

然后可以将来自pox反应器的出口流引入杂合反应器中，在所述杂合反应器中，来自pox反应器的出口流与杂合催化剂接触。根据一个或多个实施例，杂合催化剂可包括：(1)甲醇合成组分；和(2)具有8-mr通路的固体微孔酸组分。在一些实施例中，甲醇合成组分选自由以下组成的群组：氧化铜催化剂、氧化铜/氧化锌催化剂、氧化铜/氧化铝催化剂、氧化铜/氧化锌/氧化铝催化剂、氧化铬/氧化锌催化剂和其组合。在实施例中，甲醇合成组分可包含以任何可能的组合组成以及呈金属或氧化物形式的元素cu、zn、cr和al中的一个或多个。在实施例中，固体微孔酸组分选自具有8-mr通路并且具有选自由以下框架类型组成的群组的框架类型的分子筛：cha、aei、afx、eri、lta、ufi、rth和其组合，框架类型对应于国际沸石协会的命名惯例。应理解，在实施例中，可以使用硅铝酸盐和硅铝磷酸盐框架两者。在某些实施例中，分子筛可以是具有cha框架类型的sapo-34硅铝磷酸盐。

发生在第一反应区110的过程产生co、co2、h2、h2o、ch4和c2到c5烃。此外，进料流中存在的惰性气体(例如氮气)将作为吹扫流离开第一反应区。在实施例中，这些组分可在不同的料流中从第一反应区分离和去除。然而，在实施例中，将包含h2、co、co2和ch4的轻流在反应区110中再循环和再利用，例如通过将这一轻流转移回到重整器和杂合反应器中。分离这些料流的系统和方法是已知的，并且可以进行任何合适的分离。可以使用常规的分离器，例如用于co2的酸性气体去除工艺，以及用于去除水的简单冷凝。在实施例中，例如在图2b中描绘的实施例中，至少四股料流离开第一反应区110。第一出口流111包含h2o、基本上由h2o组成或由h2o组成。第二出口流112是吹扫流，其从第一反应区吹扫惰性气体，例如氮气。第三出口流113包含co2、基本上由co2组成或由co2组成。在图2b中描绘的实施例中，离开第一反应区110的最终料流是第一反应区产物流120，其包含c2到c5烃。在一个或多个实施例中，c2到c5烃包含c2到c5烷烃、基本上由c2到c5烷烃组成或由c2到c5烷烃组成。应理解，在实施例中，第一反应区产物流120可包含c2到c5烃，而非c2到c5烷烃。在图2b中描绘的实施例中，将第一反应区产物流120转移到第二反应区130中。

应理解，根据各种实施例，第一反应区的组件，例如重整器、pox反应器和含有杂合催化剂的反应器可以是物理上分离的单元或可以是单个物理单元中的分化区。实施例包括在单个物理单元中物理分离或组合的第一反应区的组件的各种组合。另外，尽管以上作为第一反应区110的一部分公开用于形成c2到c5烃的特定反应和方法，但是应理解，除了或代替上文公开的方法，在第一反应区110中可以使用用于形成c2到c5烃的其它方法。

在图2b中描绘的实施例中，第二反应区130包含裂化器210和pdh反应器220。第一反应区产物流120进入第二反应区130中。在图2b中描绘的实施例中，第一反应区产物流120由分离器(未示出)在第二反应区130中分离成包含c2、c4和c5烃的第一料流123和包含c3烃的第二料流124。将第一料流123引入裂化器210中，并且将第二料流124引入pdh反应器220中。应理解，可以使用任何常规的分离器将第一反应区产物流120分离成第一料流123和第二料流124。

在裂化器210中，第一料流123中存在的c2、c4和c5烷烃反应形成c2、c3、c4和c5烯烃。应理解，任何常规裂化器210——例如可购自technip、cb&i或其它技术供应商的许可证的那些，也可参考蒸汽裂化器或裂化炉——可用于第二反应区130，只要其能够将包含c2、c4和c5烷烃、基本上由c2、c4和c5烷烃组成或由c2、c4和c5烷烃组成的第一料流123中的c2、c4和c5烃转化为包含c2、c3、c4和c5烯烃的料流。可在裂化器210中产生的额外组分包含h2、ch4、热解气体(裂解气)和其它重烃，例如包含多于五个碳原子的非芳香族烃。还应理解，在实施例中，并非所有的第一料流123中的c2、c4和c5烷烃将转化为c2、c3、c4和c5烯烃。因此，未转化的c2、c4和c5烷烃将离开具有其它组分的裂化器。尽管未在图2b中示出，这些未转化的c2、c4和c5烷烃可使用用常规分离技术和设备(未示出)与裂化器输出分离并且再循环返回到裂化器，例如通过将其与第一料流123中的c2、c4和c5烷烃组合。另外，可以使用常规的分离技术和设备(未示出)将存在于裂化器输出中的h2和ch4与裂化器输出的其它组分分离，并且在再循环流131中再循环回到第一反应区110中。在裂化器210中产生的c2、c3、c4和c5烯烃可以作为产物流132离开第二反应区130，其中可以将其收集以用作其它过程中的起始材料。可以根据期望使用常规技术和设备(未示出)分离在裂化器210中产生的其它组分，并且将其从系统200中丢弃。另外，可以将任何丙烷与离开裂化器210的料流分离，并且在包含丙烷的料流211中送入pdh反应器220。

在pdh反应器220中，是存在于第二料流124中的c3h8转化为c3h6。根据实施例，除第二料流124之外，新鲜的丙烷流332可以引入pdh反应器220中。第二料流124中的c3h8和新鲜丙烷流332中的丙烷可以转化为c3h6。如下文更详细地描述，新鲜的丙烷流332的添加在pdh反应器220中转化后提供额外的氢气，其可以再循环回到第一反应区110中。在实施例中，可以将任何量的丙烷引入第二反应区130中。然而，在各种实施例中，在进入pdh反应器220的总进料中新鲜的丙烷流332的量(即，第二料流124加上新鲜的丙烷流332)占大于或等于5重量％到小于或等于30重量％，例如大于或等于10重量％到小于或等于25重量％，或约22重量％。如果经由新鲜丙烷流332将很少的新鲜丙烷引入pdh反应器220中，那么将没有足够量的h2再循环回到第一反应区110中以提供在第一反应区110中产生的期望的co2还原。然而，如果经由新鲜丙烷流332将太多的新鲜丙烷引入pdh反应器220中，那么离开pdh反应器220中的h2的部分将需要作为燃料吹扫，以防止h2的积累，这会导致转化过程效率低下。应理解，任何常规的pdh反应器220——例如uop′soleflex、cb&icatofin和uhdestar——可用于第二反应区130，只要其能够与新鲜的丙烷流332组合将第二料流124中的c3h8转化为c3h6即可。应理解，在实施例中，并非所有的进入pdh反应器220的c3h8将转化为c3h6。因此，离开pdh反应器220的pdh反应器流221可包含c3h6、c3h8以及h2、ch4、未反应的烷烃和包含多于5个碳的烃中的一种或多种。

将pdh反应器流221从pdh反应器220送到裂化器210的分离部分。尽管未在图2b中描绘，但在实施例中，裂化器210包括分离部分，其将裂化器中形成的各种组分以及pdh反应器流221中存在的各种组分分离。在裂化器210的分离部分中，pdh反应器流221中的c3h6将与pdh反应器流221分离，其中其可在实施例中与离开第二反应区130的产物流132组合并且收集起来以备进一步使用。同样，在实施例中，存在于pdh反应器流221中的h2和任选的ch4可以在裂化器210的分离部分中与pdh反应器流221分离，并且与再循环流131组合，其中其离开第二反应区130，并且通过送入第一反应区110而再循环。在一个或多个实施例中，pdh反应器流221中的未反应的烷烃可以在裂化器210的分离部分中与pdh反应器流221分离，在其中未反应的烷烃可以通过裂化器210进一步加工并且转化成离开产物流132中的第二反应区的c2到c5烯烃。然而，在实施例中，存在于pdh反应器流221中的任何丙烷将在含有丙烷的料流211中返回到pdh反应器220中，其中丙烷可以通过pdh反应器处理并且转化为c3h6。在一些实施例中，包含存在于pdh反应器流221中的多于5个碳的任何烃可以在裂化器210的分离部分中与pdh反应器流221分离，并且在丢弃的料流(未图示)中从第二反应区130丢弃。

应理解，根据各种实施例，第二反应区130的组件，例如裂化器210(包括分离部分)和pdh反应器220可以是物理上分离的单元或可以是单个物理单元中的分化区。实施例包括在单个物理单元中物理分离或组合的第二反应区130的组件的各种组合。

通过将新鲜丙烷流332引入第二反应区130中并且通过将h2再循环到第一反应区110中，可以在离开第一反应区的料流(即，第一出口流111、第二出口流112、第三出口流113和第一反应区产物流120)中和在离开第二反应区的料流(即，再循环流131和产物流132)中实现某些质量平衡。应理解，在多于一个产物流离开第二反应区130时，所有离开第二反应区130的产物流的组合可称为“一个或多个产物流的总和”。在一个或多个实施例中，按所产生的乙烯的1lb.计，离开第一反应区的料流中存在的组分的质量流包括大于或等于0.100lbs.到小于或等于0.300lbs.c5h12，例如约0.218lbs.c5h12；大于或等于0.300lbs.到小于或等于0.500lbs.c4h10，例如0.436lbs.c4h10；大于或等于1.300lbs.到小于等于1.500lbs.c3h8，例如约1.410lbs.c3h8；大于或等于0.750lbs.到小于或等于0.950lbs.c2h6，例如约0.843lbs.c2h6；大于或等于3.200lbs.到小于或等于3.500lbs.h2o，例如约3.386lbs.h2o；和小于或等于0.010lbs.co2，例如小于0.005lbs.co2、小于0.0011bs.co2或甚至无co2。

在一个或多个实施例中，按所产生的乙烯的11b.计，离开第二反应区的料流中存在的组分的质量流包括大于或等于0.1400lbs.到小于或等于0.1600lbs.h2，例如约0.1490lbs.h2；大于或等于0.2900lbs.到小于或等于0.3100lbs.ch4，例如约0.2971lbs.ch4；约1.0000lbs.c2h4；大于或等于1.9000lbs.到小于或等于2.1000lbs.c3h6，例如约1.9900lbs.c3h6；大于或等于0.1200lbs.到小于或等于0.1400lbs.c4h8，例如约0.1317lbs.c4h8；大于或等于0.1000lbs.到小于或等于to0.1200lbs；例如约0.1134lbs.裂解气；和大于或等于0.0165lbs.到小于或等于0.0185lbs.其它重烃，例如约0.0176lbs.其它重烃。

应理解，在各种实施例中：(1)除了从第一反应区引入裂化器中的料流之外，可将新鲜乙烷(331)进料到裂化器中，并且无新鲜丙烷(332)可进料到pdh反应器中；(2)除了从第一反应区引入裂化器中的料流之外，可将新鲜丙烷(332)进料到pdh反应器中，并且无新鲜乙烷(331)可进料到裂化器中；或(3)除了从第一反应区引入裂化器中的料流之外，可将新鲜乙烷(331)进料到裂化器中，并且可将新鲜丙烷(332)进料到pdh反应器中。此外，在一些实施例中，丙烷(332)可单独进料到裂化器中，或丙烷(332)可进料到裂化器和pdh反应器两者中。

与将包含碳料流转化为c2到c5烃的已知方法相比，用于将包含碳料流转化为c2到c5烃的系统和方法的实施例使得效率提高。举例来说，在一个或多个实施例中，在进料流中进料到系统中的ch4(包括任何再循环ch4)与所产生的c2到c5烷烃的lb./lb.比例(ch4/烷烃比)为小于1.17，例如小于或等于1.15、小于或等于1.14、小于或等于1.13或小于或等于1.12。对于上述每个实施例，ch4/烷烃比大于或等于1.00，例如大于或等于1.05或大于或等于1.10。

另外，在一些实施例中，在进料流中进料到系统中的o2与所产生的c2到c5烷烃的lb./lb.比例(o2/烷烃比)小于或等于1.10，例如小于或等于1.08、小于或等于1.06、小于或等于1.05或小于或等于1.04。对于上述每个实施例，o2/烷烃比大于或等于1.00，例如大于或等于1.01或大于或等于1.02。

此外，在各种实施例中，用于将ch4中的碳转化为c2到c5烷烃的效率大于0.93，例如大于或等于0.94、大于或等于0.95、大于或等于0.96、大于或等于0.97、大于或等于0.98或大于或等于0.99。

实例

通过以下实例将进一步阐明实施例。以下提供的实例中的质量平衡可由技术人员使用常规建模软件(例如，aspen)获得。

生产烷烃需要合成气的产生。对于具有相同操作假设的所有情况，合成气的产生过程都相同。合成气的产生是通过将甲烷和水进料到重整器来完成的。在涉及甲烷和h2再循环的情况下，这一进料还将含有h2。

重整器的进料在425℃下，并且组成为36重量％ch4和63重量％水。h2也可以与甲烷一起加入重整器中，温度也为425℃。重整器压力为42bar。

对于以下反应，重整器出口处于平衡状态：

1)ch4+h2o＝co+3h2

2)co+h2o＝h2+co2

重整器的出口通过氧气进料进料到pox中，其中发生以下反应：

3)ch4+0.5o2＝co+2h2

4)ch4+2o2＝co2+2h2o

假定反应的甲烷的10％转化为co2，而90％转化为co。通过氧气进料速率将pox出口处的甲烷浓度控制为1.5摩尔％。pox的出口流通过在重整器外壳上冷却到450℃，将热量提供给重整器。在进料烷烃生产反应之前，从合成气中去除水。

烷烃产物按以下分布生产：

相对摩尔/小时

反应器产物也处于水煤气变换平衡。

在模拟中使用了三个反应器阶段。在每个反应器阶段之后，在进料到下一反应器阶段之前将水去除。将所有三个反应器阶段的co转化率指定为90％。以这种方式使用三个反应器阶段对于本发明不是必不可少的：使用单一反应器以相等的co转化水平将获得相似的结果。

将来自反应器的产物气体分离为水流、含有c2h6和高碳数碳产物的产物流以及含有h2、n2、co、co2和ch4的气流。这一料流的百分之二十五进料回到重整器，以控制反应器入口处的ch4浓度为约6摩尔％。吹扫约8摩尔％以将反应器入口处的n2浓度控制在约2摩尔％。假定n2以1摩尔％进入ch4进料气中。对于剩余的气体，去除一部分co2，并且将剩余的气体再循环到反应器中。去除co2用于将反应器入口浓度控制在约12摩尔％co2。

通过常规的蒸汽裂化或蒸汽裂化和丙烷脱氢的组合，将烷烃产物转化为烯烃。下表1中给出了每种进料组分裂化效率的假设：

表1

裂化产物组成(重量百分比)。

实例1

实例1是根据图1中描绘的实施例将含碳料流转化为c2到c5烃的模拟。特别地，将包含ch4和o2的进料流进料到包含烷烃生产单元的第一反应区中。按1lb.乙烯的产量计，进料流的质量流为1.076lbs.ch4和1.238lbs.o2。

第一反应区产物流包含co2、h2o、c2h6、c3h8、c4h10和c5h12。co2和h2o与其余组分(即c2h6、c3h8、c4h10和c5h12)分离并且丢弃。按1lb.乙烯的产量计，第一反应区产物流的质量流为0.005lbs.co2、1.370lbs.h2o、0.342lbs.c2h6、0.571lbs.c3h8、0.177lbs.c4h10和0.088lbs.c5h12。

将在第一反应区中产生的c2h6、c3h8、c4h10和c5h12与另外的新鲜乙烷进料一起进料到第二反应区中，所述第二反应区包含常规裂化器，其产生c2到c5烯烃。新鲜乙烷占裂化器进料的30重量％。按1lb.乙烯的产量计，新鲜乙烷的质量流为0.505lbs.。

第二反应区产物流包含h2、ch4、c2h4、c3h6、c4h8、裂解气和其它重烃。按1lb.乙烯的产量计，第二反应区产物流的质量流为0.0598lbs.h2、0.2626lbs.ch4、1.0000lbs.c2h4、0.1598lbs.c3h6、0.0854lbs.c4h8、0.0813lbs.裂解气和0.0124lbs.其它重烃。

将第二反应区产物流中的ch4和h2再循环回到第一反应区。额外的氢气提高了甲烷制烷烃工艺的碳效率，这使得进料流中新鲜甲烷的量减少、氧气进料的需求降低并且基本上没有从工艺中去除co2，从而实现了最高的天然气效率。在惰性气体吹扫中去除一些co2，所述惰性气体吹扫用于控制反应器入口处的n2和ch4浓度。但是，不需要单独的co2去除系统。

实例1的ch4/烷烃比为1.14；实例1的o2/烷烃比为1.05；并且实例1的碳效率为0.96。

实例2

实例2是根据图2a中描绘的实施例将含碳料流转化为c2到c5烃的模拟。特别地，将包含ch4和o2的进料流进料到包含烷烃生产单元的第一反应区中。按1lb.乙烯的产量计，进料流的质量流为2.093lbs.ch4和2.129lbs.o2。

第一反应区产物流包含co2、h2o、c2h6、c3h8、c4h10和c5h12。co2和h2o与其余组分(即c2h6、c3h8、c4h10和c5h12)分离并且丢弃。按1lb.乙烯的产量计，第一反应区产物流的质量流为0.003lbs.co2、2.360lbs.h2o、0.588lbs.c2h6、0.984lbs.c3h8、0.304lbs.c4h10和0.152lbs.c5h12。

将在第一反应区中产生的c2h6、c3h8、c4h10和c5h12进料到第二反应区。将在第一反应区中产生的c2h6、c4h10和c5h12以及额外的新鲜乙烷进料一起进料到常规裂化器，其产生c2h4、c3h6、c4h8和c5h10烯烃。在第一反应区中产生的c3h8进料到常规的pdh反应器中，所述反应器产生c3h6。新鲜乙烷占裂化器进料的17.5重量％。按1lb.乙烯的产量计，新鲜乙烷的质量流为0.430lbs。

来自裂化器和pdh反应器的出口流合并为第二反应区产物流，其包含h2、ch4、c2h4、c3h6、c4h8、裂解气和其它重烃。按1lb.乙烯的产量计，第二反应区产物流的质量流为0.1036lbs.h2、0.2106lbs.ch4、1.0000lbs.c2h4、0.9212lbs.c3h6、0.0998lbs.c4h8、0.0863lbs.裂解气和0.0139lbs.其它重烃。

将第二反应区产物流中的ch4和h2再循环回到第一反应区。额外的氢气提高了甲烷制烷烃工艺的碳效率，这使得进料流中新鲜甲烷的量减少、氧气进料的需求降低并且基本上没有从工艺中去除co2，从而实现了最高的天然气效率。在惰性气体吹扫中去除一些co2，所述惰性气体吹扫用于控制反应器入口处的n2和ch4浓度。但是，不需要单独的co2去除系统。

实例2的ch4/烷烃比为1.14；实例2的o2/烷烃比为1.05；并且实例2的碳效率为0.96。

实例3

实例3是根据图2b中描绘的实施例将含碳料流转化为c2到c5烃的模拟。特别地，将包含ch4和o2的进料流进料到包含烷烃生产单元的第一反应区中。按1lb.乙烯的产量计，进料流的质量流为3.003lbs.ch4和3.051lbs.o2。

第一反应区产物流包含h2o、c2h6、c3h8、c4h10和c5h12。在第一反应区产物流中没有co2。h2o与其余组分(即c2h6、c3h8、c4h10和c5h12)分离并且丢弃。按1lb.乙烯的产量计，第一反应区产物流的质量流为3.386lbs.h2o、0.843lbs.c2h6、1.410lbs.c3h8、0.436lbs.c4h10和0.218lbs.c5h12。

将在第一反应区中产生的c2h6、c3h8、c4h10和c5h12进料到第二反应区。将在第一反应区中产生的c2h6、c4h10和c5h12进料到常规裂化炉中，所述裂化炉产生c2h4、c3h6、c4h8和c5h10烯烃。在第一反应区中产生的c3h8与丙烷的新鲜进料一起进料到常规的pdh反应器中，所述常规的pdh反应器产生c3h6。新鲜丙烷占进料到pdh反应器中的进料的22重量％。按1lb.乙烯的产量计，新鲜丙烷的质量流为0.820lbs.。

来自裂化器和pdh反应器的出口流合并为第二反应区产物流，其包含h2、ch4、c2h4、c3h6、c4h8、裂解气和其它重烃。按1lb.乙烯的产量计，第二反应区产物流的质量流为0.1490lbs.h2，0.29711bs.ch4，1.0000lbs.c2h4，1.9900lbs.c3h6，0.1317lbs.c4h8，0.1134lbs.裂解气和0.0176lbs.其它重烃。

将第二反应区产物流中的ch4和h2再循环回到第一反应区。额外的氢气提高了甲烷制烷烃工艺的碳效率，从而减少了进料流中新鲜甲烷的量，降低了氧气进料的要求，并且没有从工艺中去除co2，从而实现了最高的天然气效率。

实例3的ch4/烷烃比为1.14；实例3的o2/烷烃比为1.05；并且实例3的碳效率为0.96。

比较实例1

比较实例1是与实例1相似的模拟，但是没有新鲜的乙烷进料到裂化器中，并且氢气没有再循环回到第一反应区。

特别地，将包含ch4和o2的进料流进料到包含烷烃生产单元的第一反应区中。按1lb.乙烯的产量计，进料流的质量流为2.47lbs.ch4和2.25lbs.o2。

第一反应区产物流包含co2、h2o、c2h6、c3h8、c4h10和c5h12。co2和h2o与其余成分(即c2h6、c3h8、c4h10和c5h12)分离并且丢弃。按1lb.乙烯的产量计，第一反应区产物流的质量流为0.688lbs.co2、1.922lbs.h2o、0.560lbs.c2h6、0.936lbs.c3h8、0.290lbs.c4h10和0.145lbs.c5h12。

将在第一反应区中产生的c2h6、c3h8、c4h10和c5h12进料到包含常规裂化器的第二反应区中，所述裂化器产生c2到c5烯烃。

第二反应区产物流包含h2、ch4、c2h4、c3h6、c4h8、裂解气和其它重烃。按1lb.乙烯的产量计，第二反应区产物流的质量流为0.0513lbs.h2、0.3677lbs.ch4、1.0000lbs.c2h4、0.2445lbs.c3h6、0.1160lbs.c4h8、0.1093lbs.裂解气和0.0170lbs.其它重烃。

比较实例1的ch4/烷烃比为1.28；比较实例1的o2/烷烃比为1.17；并且比较实例1的碳效率为0.85。

比较实例2

比较实例2类似于实例2的模拟，但没有新鲜乙烷进料到裂化器中，并且氢气未再循环回到第一反应区。

特别地，将包含ch4和o2的进料流进料到包含烷烃生产单元的第一反应区中。按1lb.乙烯的产量计，进料流的质量流为3.88lbs.ch4和3.54lbs.o2。

第一反应区产物流包含co2、h2o、c2h6、c3h8、c4h10和c5h12。co2和h2o与其余成分(即c2h6、c3h8、c4h10和c5h12)分离并且丢弃。按1lb.乙烯的产量计，第一反应区产物流的质量流为1.083lbs.co2、3.024lbs.h2o、0.881lbs.c2h6、1.473lbs.c3h8、0.456lbs.c4h10和0.228lbs.c5h12。

将在第一反应区中产生的c2h6、c3h8、c4h10和c5h12进料到第二反应区。将在第一反应区中产生的c2h6、c4h10和c5h12进料到常规裂化器，所述裂化器产生c2h4、c3h6、c4h8和c5h10个烯烃。在第一反应区中产生的c3h8进料到常规的pdh反应器中，所述反应器产生c3h6。

来自裂化器和pdh反应器的出口流合并为第二反应区产物流，其包含h2、ch4、c2h4、c3h6、c4h8、裂解气和其它重烃。按1lb.乙烯的产量计，第二反应区产物流的质量流为0.1188lbs.h2、0.2666lbs.ch4、1.0000lbs.c2h4、1.3659lbs.c3h6、0.1308lbs.c4h8、0.1105lbs.裂解气和0.0182lbs.其它重烃。

比较实例2的ch4/烷烃比为1.28；比较实例2的o2/烷烃比为1.17；并且比较实例2的碳效率为0.85。

比较实例3

比较实例3类似于实例1的模拟，但没有新鲜乙烷进料到裂化器中。

包含ch4和o2的进料流进料到包含烷烃生产单元的第一反应区中。按1lb.乙烯的产量计，进料流的质量流为1.965lbs.ch4和2.142lbs.o2。

第一反应区产物流包含co2、h2o、c2h6、c3h8、c4h10和c5h12。co2和h2o与其余成分(即c2h6、c3h8、c4h10和c5h12)分离并且丢弃。按1lb.乙烯的产量计，第一反应区产物流的质量流为0.353lbs.co2、2.081lbs.h2o、0.560lbs.c2h6、0.936lbs.c3h8、0.290lbs.c4h10和0.145lbs.c5h12。

将在第一反应区中产生的c2h6、c3h8、c4h10和c5h12进料到包含常规裂化器的第二反应区中，所述裂化器产生c2到c5烯烃。

第二反应区产物流包含h2、ch4、c2h4、c3h6、c4h8、裂解气和其它重烃。按1lb.乙烯的产量计，第二反应区产物流的质量流为0.0513lbs.h2、0.3677lbs.ch4、1.0000lbs.c2h4、0.2445lbs.c3h6、0.1160lbs.c4h8、0.1093lbs.裂解气和0.0170lbs.其它重烃。

将第二反应区产物流中的ch4和h2再循环回到第一反应区。但是，在第一反应区中仍然产生大量的co2。因此，这一方法不能有效地将进料流中的碳转化为c2到c5烃，并且需要单独的co2去除系统。

比较实例3的ch4/烷烃比为1.21；比较实例3的o2/烷烃比为1.11；并且比较实例3的碳效率为0.90。

比较实例4

比较实例4类似于实例2，但是没有新鲜的乙烷进料到裂化器中。

将包含ch4和o2的进料流进料到包含烷烃生产单元的第一反应区中。按1lb.乙烯的产量计，进料流的质量流为3.294lbs.ch4和3.280lbs.o2。

第一反应区产物流包含co2、h2o、c2h6、c3h8、c4h10和c5h12。co2和h2o与其余成分(即c2h6、c3h8、c4h10和c5h12)分离并且丢弃。按1lb.乙烯的产量计，第一反应区产物流的质量流为0.283lbs.co2、3.402lbs.h2o、0.881lbs.c2h6、1.473lbs.c3h8、0.456lbs.c4h10和0.228lbs.c5h12。

将在第一反应区中产生的c2h6、c3h8、c4h10和c5h12进料到第二反应区。将在第一反应区中产生的c2h6、c4h10和c5h12进料到常规裂化器，所述裂化器产生c2h4、c3h6、c4h8和c5h10个烯烃。在第一反应区中产生的c3h8进料到常规的pdh反应器中，所述反应器产生c3h6。

来自裂化器和pdh反应器的出口流合并为第二反应区产物流，其包含h2、ch4、c2h4、c3h6、c4h8、裂解气和其它重烃。按1lb.乙烯的产量计，第二反应区产物流的质量流为0.1188lbs.h2、0.2666lbs.ch4、1.0000lbs.c2h4、1.3659lbs.c3h6、0.1308lbs.c4h8、0.1105lbs.裂解气和0.0182lbs.其它重烃。

将第二反应区产物流中的ch4和h2再循环回到第一反应区。但是，在第一反应区中仍然产生大量的co2。因此，这一方法不能有效地将进料流中的碳转化为c2到c5烃，并且需要单独的co2去除系统。

比较实例4的ch4/烷烃比为1.17；比较实例4的o2/烷烃比为1.08；并且比较实例4的碳效率为0.93。

实例1说明比较实例3的改进，而实例2和3说明了比较实例4的改进，这通过消除来自第一反应区的co2去除要求和降低o2/烷烃比来表明。实例1使用少量的新鲜乙烷进料到裂化器中，实例2使用少量的新鲜乙烷进料到裂化器中，实例3使用少量的新鲜丙烷进料到pdh单元中。

这些实例说明将新鲜乙烷和/或新鲜丙烷进料与从第一反应区产生的进料一起添加的几种选择，从而使从烯烃生产产生的氢气可以再循环回到第一反应区，并且减少或消除净去除过程中产生的co2。这些实例说明各种选择，但并未包括所有可能的选择。

对于本领域技术人员将显而易见的是，在不脱离所要求保护的主题的精神和范围的情况下，可以对本文描述的实施例进行各种修改和改变。因此，本说明书旨在覆盖本文描述的各种实施例的修改和变化，条件是这些修改和变化落入所附权利要求书和等同物的范畴内。