利用循环反应器设计，以乙烷为原料，经氧化脱氢和环氧化生产环氧乙烷的工艺的制作方法

有机化合物处理,合成应用技术1.本公开涉及一种生产环氧乙烷的工艺，更具体地涉及一种将乙烷的氧化脱氢与乙烯环氧化作用相结合的生产环氧乙烷的工艺。背景技术：2.环氧乙烷(eo)是一种重要的石化中间体，且其为生产乙二醇以及其他二醇类(例如，聚乙二醇)、乙氧基化物、乙醇胺、溶剂和乙二醇醚的原料。目前，一系列常规乙烯生产技术(例如，蒸汽裂解，如乙烷蒸汽裂解)和常规环氧乙烷生产技术(例如，催化环氧化)被用于生产环氧乙烷。蒸汽裂解是一种资本密集型工艺，对乙烯具有不完全选择性。3.乙烷氧化脱氢(odh)技术已被考虑用于生产乙烯，随后利用生产的乙烯来生产eo，但该工艺尚未发现具有重要的商业用途。回收eo之后，可将含有未转化的乙烯和乙烷的物流分离成可回收至odh反应器的富含乙烷的物流和可以回收至eo反应器的富含乙烯的物流，但是这种分离的成本极高，部分原因是需进行分离的物流体积很大。此外，这种分离通常在低温蒸馏下进行；考虑到相关的制冷负荷和蒸馏塔尺寸，对回收eo后获得的含有未转化的乙烯和乙烷的流进行大型深冷分离的费用颇高。因此，一直需要开发结合odh和eo技术的工艺，同时提高化学效率和/或降低投资成本。附图说明4.现在将参考附图详细描述所公开工艺的优选实施例，其中：5.图1示出了环氧乙烷(eo)生产工艺的系统示意图；6.图2示出了eo生产工艺的另一系统示意图；以及7.图3、图4、图5、图6以及图7示出了在odh反应器系统的各种配置下，氧化脱氢(odh)反应器系统温度、转化率和选择性随odh催化剂体积的变化。具体实施方式8.本文公开了生产环氧乙烷(eo)的工艺，包括：利用(i)第一催化反应器系统(例如，氧化脱氢(odh)反应器系统)通过odh将乙烷转化为乙烯和(ii)第二催化反应器(例如，eo反应器)将乙烯转化为eo。相比生产eo的常规工艺(例如，采用与eo反应器结合的乙烷蒸汽裂化器的常规工艺)，本文所公开的生产eo的工艺可有效地提高总体碳效率和/或降低总体资本强度。本文所公开的生产eo的工艺可有效地提供用于eo生产的系统配置，该系统配置提高了将乙烷原料转化为eo的组合工艺(即，组合odh和eo技术的工艺)的资本效率和/或碳效率，其中，所产生的eo可以随后转化为乙二醇。9.本文进一步公开了odh反应器系统配置，其中，可在冷却以及分段绝热反应器配置(例如，odh阶段配置)中利用常规冷却介质(例如，沸水或导热油)去除反应(即，odh反应)热量。在本文所公开的生产eo的组合工艺中，所使用的odh反应器系统配置将odh反应器系统与eo反应器组合，其可以显著提高该组合工艺的资本效率，并且该组合工艺将乙烷原料转化为环氧乙烷，然后再将环氧乙烷转化为乙二醇。10.本文所公开的odh反应器系统和eo反应器可以在循环配置中高效操作，其中，基本上所有来自odh反应器系统的流出物均可以直接进入eo反应器，并且在eo反应器的流出物中，其未反应(即，经eo回收后)部分可部分回收至odh反应器系统，以及部分回收至eo反应器。在该回收过程(即，本文所公开的生产eo的工艺)中，在eo反应器的流出物的未反应部分中，无需分离乙烯与乙烷。此外，在该过程中基本上无需分离未转化的氧气，因为氧气方便且有效地回收至odh反应器系统和eo反应器。11.在某些方面，本文所公开的生产eo的工艺可包括将至少一部分循环物流(即，来自eo反应器的流出物的未反应部分)回收至odh反应器系统，而另一部分循环物流或无循环物流返回至eo反应器。本文所公开的生产eo的工艺可有效地将氧气补给流引入odh反应器系统和eo反应器。12.然而，循环物流可能会增加odh反应器系统的总进料流量，这反过来可能会加大反应器尺寸，这就需要设计高效的odh反应器系统，以开发具有经济吸引力的组合工艺。具体地，odh反应器系统配置可以有效地避免使用经济吸引力较低的除热选择，例如，熔融盐或超临界蒸汽，这些选择曾被考虑用于多管式odh反应器。13.本文进一步公开了一种利用沸水或导热油冷却的多管式odh反应器系统，其中，该多管式odh反应器系统可以在270℃-320℃的温度范围内、在适合于实现本文所公开的乙烷和氧气的理想(部分)转化水平的压力、流速和原料组成下工作。14.本文还公开了一种多级odh反应器系统，包括两个或多个odh阶段，并在连续的odh阶段之间进行级间冷却，其中，每个odh阶段基本上可以在绝热条件下进行，并在级间进行乙烷和/或氧气供给。15.除操作实施例中或另有说明外，说明书和权利要求书中使用的所有涉及成分数量、反应条件等的数字或表达均应理解为在所有情况下都由术语“约”修饰。本文公开了各种数值范围。因这些范围是连续的，所以所述数值包括介于最小值和最大值之间的每个值。引用相同特征或成分的所有范围的端点可进行独立组合并包括所引用的端点值。除非另有明确说明，本技术中指定的各种数值范围均为近似值。术语“从大于0至某个数量”表示指定成分以大于0的数量出现，且多达包括更高的指定量。16.术语“一(a)”、“一个(an)”和“该(the)”并不表示数量的限制，而是表示至少存在一个引用项目。如本文所使用的，单数形式的“一(a)”、“一个(an)”和“该(the)”包括复数指称。17.如本文中所使用的，“其组合”包括一种或多种所列举的元素，以及可选地未列举的类似元素，例如，包括一种或多种指定名称的组分的组合，可选地具有一个或多个未指定名称但具有本质上相同功能的其他组分。如本文所使用的，术语“组合”包括共混物、混合物、合金、反应产物等。18.在整个说明书中提及的“一方面”、“另一方面”、“其他方面”、“一些方面”等是指结合该方面描述的特定元素(例如，特征、结构、性质和/或特性)包含在本文所述的至少一个方面中，且可以或不可以出现在其他方面中。另外，应当理解的是，所描述的元素可以在各个方面以任何合适的方式组合。19.如本文中所使用的，术语“抑制”或“减少”或“预防”或“避免”或这些术语的任何变体包括任何可测量的减少或完全抑制，以达到预期的结果。20.如本文中所使用的，术语“有效”是指足以达到期望的、预料的或预期的结果。21.如本文中所使用的，术语“包括(comprising)”(以及任何形式的包括，例如“comprise”和“comprises”)、“具有(having)”(以及任何形式的具有，例如“have”和“has”)、“包括(including)”(以及任何形式的包含，例如“include”和“includes”)或“包含(containing)”(以及任何形式的包含，例如“contain”和“contains”)为包容性或开放性，且不排除额外的、未列举的元素或方法步骤。22.就本文中所公开的目的而言，术语“反应器系统”应理解为包括一个或多个反应器；一个或多个反应容器；一个或多个阶段；一个或多个反应区；或其组合。23.除非另有说明，否则本文中使用的技术和科学术语具有与本领域技术人员通常理解的相同含义。24.参见图1的配置，公开了一种环氧乙烷(eo)生产系统100。eo生产系统100通常包括第一反应器系统或氧化脱氢(odh)反应器系统1；第二反应器或eo反应器2；产品回收系统3；以及二氧化碳(co2)去除系统4。25.参见图2的配置，公开了一种环氧乙烷(eo)生产系统200。eo生产系统200通常包括第一反应器系统或odh反应器系统1；第二反应器或eo反应器2；产品回收系统3；以及co2去除系统4。正如熟知本领域技术的人员所理解，且在本公开的帮助下，图1-2所示的eo生产系统组件可以通过任何合适的导管(例如管道、流等)彼此流体连通(由指示流体流动方向的连接线表示)。此外，正如熟知本领域技术的人员所理解，且在本公开的帮助下，图1-2所示的eo生产系统100和200可以进一步包括其他操作和/或设备，例如压缩机、加热器、冷却器、除水系统等。共同的附图标记是指在一个或多个图中出现的共有组件，且特定组件的描述通常适用于其中存在该组件的各个附图，除非本文另有说明。26.在一方面，如本文所公开的生产eo的方法可以包括将第一反应混合物(例如，odh反应器进料流5)引入odh反应器系统1以产生第一流出物流(例如，odh反应器流出物流6)的步骤；其中，第一反应混合物包括乙烷(c2h6)和氧气(o2)；且其中，第一流出物流包括乙烯(c2h4)、乙烷和氧气。第一反应混合物进一步包括乙烯，其中，第一流出物流中乙烯的摩尔分数大于第一反应混合物中乙烯的摩尔分数。在一些方面，例如，乙烷、乙烯和氧气可以通过odh反应器进料流5一同进料到odh反应器系统1，如图1和图2的配置所示。在其他方面，乙烷、乙烯和氧气可以分别进料到odh反应器系统1，其中，第一反应物混合物的一种或多种组分可以分别进料到odh反应器系统1。例如，可以将包括乙烯和乙烷的流和包括氧气的单独流分别进料到odh反应器系统1中(例如，在加入odh反应器系统1之前，彼此不接触)。27.在一些方面，例如，如图1-2的配置所示，从eo生产方法回收的循环物流(例如，odh循环进料流16)可以与一种或多种物流组合，以产生odh反应器进料流5。例如，odh循环进料流16可以与乙烷进料流17、odh氧气补给进料流18，以及可选地与压载气体补给流19组合，以产生odh反应器进料流5。odh循环进料流16包括乙烯、乙烷、氧气和压载气体，本文稍后将对其进行详细描述。乙烷进料流17供应补给乙烷或“新鲜”乙烷，其补充了在该过程中消耗的(例如，通过odh反应器系统1中的odh反应，eo反应器2中的不良副反应)和/或损失的(例如，通过吹洗气流13)乙烷。出于本文中所公开的目的，术语“新鲜”组分(例如，新鲜乙烷、新鲜氧气、新鲜甲烷等)是指不包括从工艺中回收并回收到工艺中的组分的反应混合物(例如，第一反应混合物、第二反应混合物等)的组分，而是指引入反应混合物中的所述组分的补充来源。28.在一些方面，第一反应混合物的特征在于乙烯与乙烷的摩尔比等于或大于约1.3、等于或大于约1.5、等于或大于约2.0、等于或大于约2.1、等于或大于约2.2、等于或大于约2.3、等于或大于约2.4、或等于或大于约2.5、约1.3-3.0、约1.5-2.7、或约2.0-2.6。在其他方面，第一反应混合物的特征在于乙烯与乙烷的摩尔比小于约1.3、小于约1.0、或小于约0.5、约0.1至小于约1.3、约0.2-1.0，或约0.3-0.8。29.在一方面，可以向odh反应器系统1供应odh氧气补给进料流18。流18可以是氧气、工业氧气(其可以包括一些空气)、空气、富氧空气等，或其组合。在一方面，流18基本上包括纯氧(例如，含污染物少于1％(体积百分比)的氧气，例如，氮(n2)、氩气(ar)等)。odh氧气补给进料流18供应补给氧气或“新鲜”氧气，其补充了在该过程中已消耗的(例如，通过odh反应器系统1中的odh反应、eo反应器2中的eo反应、odh反应器系统1和eo反应器2中的燃烧反应，等等)和/或损失的(例如，通过吹洗气流13)氧气。30.在一方面，可以向odh反应器系统1供应压载气体补给流19。一般而言，术语“压载气体”是指被引入特定反应器系统、反应器、阶段、反应区等的稀释气体(例如，气态化合物或气态化合物的组合)，其中，稀释气体分别在该特定反应器系统、反应器、阶段、反应区等中未明显参与化学反应。压载气体可用于稀释反应器进料中的反应组分；以改善反应器系统、反应器、阶段、反应区等的化学和/或热控制。31.适用于本公开的压载气体的非限制性示例包括甲烷(ch4)、n2、蒸汽、稀有气体，如ar等，或其组合。在一方面，压载气体补给流19包括甲烷。32.在一方面，odh反应器系统1的特征可以在于odh反应器系统工作压力为约1-35巴、约3-30巴、约5-25巴、或约10-20巴。odh反应器系统工作压力可以与eo反应器工作压力基本相同。在一些方面，odh反应器系统工作压力可比eo反应器工作压力高1-10巴左右，从而避免了过度压缩的需要。33.在一方面，本文所公开的odh反应器系统1可以包括一个或多个odh阶段。在一些方面，odh反应器系统1可以包括单个odh阶段。在其他方面，odh反应器系统1可以包括两个或多个odh阶段。在一方面，odh阶段可以包括一个或多个odh反应区。34.在一方面，本文所公开的odh反应器系统1可以包括多个odh阶段，其中，每个单独的odh阶段可以包括一个或多个odh反应区，且其中，每个单独的odh阶段可以根据需要重复进行，以实现总体多个odh阶段的乙烷和/或氧气的目标转化。出于本文中所公开的目的，odh阶段可以定义为通过(i)odh反应区或(ii)基本上平行排列的多个odh反应区的单程转化。可以在odh阶段内采用odh催化剂床(例如，催化剂颗粒、惰性介质、垫片、支撑结构、筛网、催化剂管平行的多管结构等)的组分的任何合适的物理结构和排列。例如，odh阶段可以包括一个或多个平行的odh催化剂床(例如，属于相同odh阶段的一个或多个平行的odh反应区)。然而，应当理解的是，可以使用任何合适的阶段/反应器/催化剂床配置。例如，两个或多个odh阶段可以设于一个或多个odh反应器中。应当理解的是，可以使用任何合适数量的odh阶段，例如2阶段、3阶段、4阶段、5阶段、6阶段、7阶段、8阶段、9阶段、10阶段或更多阶段。35.在一些方面，odh反应器系统1可以包括具有两个或多个平行的odh反应区的单个odh阶段，例如，对于多管odh反应器系统，其中，多管odh反应器系统的管道为odh反应区。正如本领域技术人员将理解的，并且在本公开的帮助下，多管odh反应器系统可以由具有两个或多个平行的odh反应区的单个odh阶段组成。36.在其他方面，odh反应器系统1可以包括两个或多个串联的odh阶段。例如，多个odh阶段可以设于单个odh反应容器中，例如，包括两个或多个串联的odh催化剂床的odh容器，且具有级间冷却(例如，串联的催化剂床之间的冷却)。作为另一实施例，多个odh阶段可以通过与级间冷却串联的相应多个odh反应器(例如，绝热odh反应器)来实现，这点将在下文中进行详细描述。37.引入odh反应器系统1的乙烷与odh催化剂接触，并在氧气的存在下，通过odh放热反应(1)转化为乙烯：c2h6+1/2o2→c2h4+h2oꢀꢀ(1)38.在odh反应器系统1中可能会发生如下几种副反应或不良反应(即，通过odh反应将乙烷转化为乙烯以外的反应)。odh反应器系统1中的一部分乙烯以及一部分乙烷可以转化为含氧有机化合物，例如，醛和/或羧酸；乙炔；二氧化碳(co2)；可选的一氧化碳(co)；水等；或其组合。39.在一方面，odh反应器系统1包括odh催化剂。odh催化剂包括任何适合催化odh反应的odh催化剂。例如，odh催化剂可以包括混合金属氧化物，如包括钼、钒、铌、碲等或其组合的混合金属氧化物。odh催化剂在美国专利号8，105，971、8，519,210、8，846,996和9，545,610中有更详细的描述；每项申请的内容以引用的方式完整地并入本文。40.在一方面，odh反应器系统1的特征在于odh反应器系统工作温度(例如，第一反应器系统工作温度)为约270℃至低于约320℃、约270℃至低于约310℃或约270℃至低于约300℃。odh反应器系统工作温度被定义为odh反应器系统入口温度和odh反应器系统出口温度的平均值。出于本文中所公开的目的，术语“入口温度”(例如，odh反应器系统入口温度；odh阶段入口温度)是指原料气(例如，第一反应混合物；odh反应器进料流5；进入odh阶段的原料)在其首次与催化剂(例如，odh催化剂)接触时的温度，其中，入口温度可能高于引入反应器容器或阶段的新鲜进料的温度，例如，因为进料已分别在反应器容器或odh阶段内预热。正如熟知本领域技术的人员所理解，且在本公开的帮助下，对于第一(例如，初始)odh阶段，odh反应器系统入口温度和odh阶段入口温度相同。此外，出于本文中所公开的目的，术语“出口温度”(例如，odh反应器系统出口温度；odh阶段出口温度)是指在odh反应器系统1或其任何阶段的出口处的流出物的温度。例如，术语“odh反应器系统出口温度”是指在整个odh反应器系统1的出口处的流出物的温度，其中，第一流出物流被回收。作为另一实施例，术语“odh阶段出口温度”是指在odh阶段的出口处的流出物的温度，其中，来自第一odh阶段的流出物被回收。正如熟知本领域技术的人员所理解，且在本公开的帮助下，对于最后(例如，最终)odh阶段，odh反应器系统出口温度和odh阶段出口温度相同。41.在一方面，每个odh阶段的特征在于odh阶段的工作温度为约270℃至低于约320℃、约270℃至低于约310℃或约270℃至低于约300℃。每个odh阶段工作温度被定义为该特定odh阶段的odh阶段入口温度和odh阶段出口温度的平均值。任意两个odh阶段的odh阶段工作温度可相同，也可不同。任何单个odh阶段的odh阶段工作温度和odh反应器系统工作温度可相同，也可不同。在一些方面，odh反应器系统工作温度和每个odh阶段工作温度可以基本相同。42.在一方面，odh反应器系统工作温度和每个odh阶段工作温度可以介于约270℃至约300℃之间。低于约300℃的温度非常有利，因为相应的蒸汽压力相应地低于85巴。43.为了避免受理论限制，且由于odh反应会放出热量，odh反应会导致odh反应器系统1和/或其任何阶段中的温度升高。因此，可能需要对odh反应器系统1和/或其任何阶段进行冷却，例如通过使用冷却介质。在一方面，冷却介质可用于将odh反应器系统工作温度(例如，第一反应器系统工作温度)维持在约270℃至低于约320℃、约270℃至低于约310℃、约270℃至低于约300℃的范围内。在一方面，冷却介质可用于将odh阶段工作温度维持在约270℃至低于约320℃、约270℃至低于约310℃、或约270℃至低于约300℃的范围内。在一方面，用于将odh反应器系统1和/或其任何阶段的工作温度维持在约270℃至约320℃的范围内的冷却介质可以包括沸水、导热油等，或其组合。正如熟知本领域技术的人员所理解，且在本公开的帮助下，归因于该放热反应，odh阶段内的中间温度可能超过入口和/或出口温度。这种高于入口和/或出口温度的温度通常被称为“热点”，且在本公开中可接受，前提是避免不受控制的温度升高(即，热失控)。44.在一方面，用于将odh反应器系统1和/或其任何阶段的工作温度维持在约270℃至小于约320℃的范围内的冷却介质可以包括沸水；其中，沸水的特征在于其温度约260℃-310℃、约265℃-305℃、约265℃-295℃、或约270℃-300℃。45.在一方面，odh反应器系统1可以是多管反应器(例如，多管odh反应器)，并且其中，多管反应器包括壳体和设置在壳体内的多个管道。多管odh反应器可以将odh催化剂设于管侧(例如，管内)或壳侧(例如，管外)。多管odh反应器可以具有任何合适数量的管道，例如2、3、4、5、6、7、8、9、10、20、25、50或更多个管道。46.在一些方面，多管odh反应器可以将odh催化剂设于管侧，其中，每个管道包括设于其中的odh催化剂；其中，每个管道是个odh反应区；其中，多个管道基本上彼此平行；其中，将第一反应混合物(例如，通过管道入口)引入多个管道的每个管道中；并且其中，第一流出物流包括来自每个管道的组合流出物。多管odh反应器可以包括与壳体的内表面和管道的外表面接触的冷却介质；其中，冷却介质包括水(例如，沸水)和/或导热油；并且其中，冷却介质将odh反应器系统工作温度维持在约270℃-320℃之间。47.在其他方面，多管odh反应器可以将odh催化剂设于壳侧(例如，壳内和管外)；其中，多个管道中的每个管道均输送与管道内表面接触的冷却介质；其中，将第一反应混合物通过odh反应器系统入口引入壳内和管外；且其中，通过odh反应器系统出口对第一反应器流出物进行回收。管道可以具有任何合适的几何形状；例如，基本上彼此平行且平行于反应器中的流动方向，基本上彼此平行且垂直于反应器中的流动方向，盘成螺旋形等，或其组合。在这些方面，冷却介质可以包括水和/或导热油；其中，冷却介质将odh反应器系统工作温度维持在约270℃-320℃之间。48.在一方面，多管odh反应器可以使用包括沸水的冷却介质；其中，沸水的特征在于其温度约介于260℃-310℃之间；且其中，冷却介质将odh反应器系统工作温度维持在约270℃至低于约320℃之间。将odh反应器系统工作温度维持在约270℃至低于约320℃之间可以有效避免多管odh反应器内的odh催化剂床发生温度失控。49.在一方面，odh反应器系统1可以包括两个或多个串联的odh阶段；其中，从每个odh阶段回收odh阶段流出物；其中，至少一个odh阶段基本上是绝热的；且其中，将odh阶段流出物引入下游odh阶段之前，对其进行冷却。从初始(例如，第一)odh阶段以及从任何中间odh阶段回收的odh阶段流出物通常作为反应混合物，可选地与补给氧气和/或补给乙烷一同引入下一连续(例如，下游)odh阶段。从最终(例如，最后)odh阶段回收的odh阶段流出物为第一流出物流(例如，odh反应器流出物流6)。50.在一方面，每个odh阶段基本上可以进行绝热操作，以消耗参与odh反应的一种反应物，例如乙烷或氧气。在一方面，每个odh阶段基本上可以进行绝热操作，以消耗乙烷。操作odh阶段以消耗参与odh反应的反应物之一会限制odh阶段中的转化，因此控制odh阶段中的温度升高(其基本上可以进行绝热操作)，从而有效避免odh阶段内odh催化剂床的温度失控。操作odh阶段以消耗反应物之一可以进一步在阶段之间加入参与odh反应的一种或多种反应物，例如乙烷和/或氧气。此外，操作操作每个odh阶段以消耗乙烷可以有效降低eo反应器2的进料和/或循环流中的乙烷浓度。51.在一方面，可在串联的任何两个连续odh阶段之间冷却级间流出物；例如，通过在odh阶段流出物和冷却介质之间进行热交换，其中，冷却介质可包括水(例如，沸水)和/或传热油。为了避免受理论限制，且由于odh反应的放热性质，每个绝热odh阶段内的温度均可升高，其中，odh阶段流出物可冷却至适合下一连续(例如，下游)odh阶段的温度(例如，下一odh阶段的合适入口温度)。52.在一方面，本文所公开的odh反应器系统1的特征可在于氧气转化率(例如，氧气总转化率)等于或大于约30％、等于或大于约45％、或等于或大于约60％；约30％-100％、约45％-99％、或约60％-97.5％。53.在一方面，odh反应器系统1的特征可在于乙烷转化率(例如，乙烷总转化率)等于或大于约60％、等于或大于约65％、等于或大于约70％、等于或大于约75％、等于或大于约80％、等于或大于约85％、或等于或大于约90％；约60％-100％、约65％-99.9％、约70％-99.5％、约75％-99％、约80％-98.5％、约85％-98％、或约90％-97.5％。54.在一方面，odh反应器系统1的特征可在于乙烷转化率等于或大于约70％。例如，odh反应器系统1的特征可在于乙烷转化率等于或大于约70％、等于或大于约75％、等于或大于约80％、等于或大于约85％、等于或大于约90％；约70％-100％、约75％-99％、约80％-98.5％、约85％-98％、或约90％-97.5％。55.odh反应器流出物流6可从odh反应器系统1中回收，其中，odh反应器流出物流6可包括乙烯、乙烷、氧气、二氧化碳和水。odh反应器流出物流6还可包括压载气体(例如，甲烷)和可选的乙酸、乙炔、一氧化碳或其组合。在一方面，未从odh反应器流出物流6中分离出乙烯；即，将odh反应器流出物流6中的乙烯引入eo反应器2之前，乙烯未与odh反应器流出物流6中的乙烷分离。56.在一些方面，odh反应器流出物流6的特征可在于乙烷浓度小于约30mol％、小于约25mol％、小于约20mol％、小于约15mol％、小于约10mol％、小于约7.5mol％、小于约5mol％、小于约4mol％、小于约3mol％、小于约2mol％、或小于约1mol％；约0.01mol％-30mol％、约0.02mol％-25mol％、约0.03mol％-20mol％、约0.04mol％-15mol％、约0.05mol％-10mol％、约0.07mol％-7.5mol％、或约0.1mol％-5mol％。57.在一方面，odh反应器流出物流6的特征可在于乙烷浓度小于约5mol％、或约0.1mol％-5mol％。例如，odh反应器流出物流6的特征可在于乙烷浓度小于约5mol％、小于约4mol％、小于约3mol％、小于约2mol％、或小于约1mol％；约0.1mol％-5mol％、约0.15mol％-4mol％、约0.2mol％-3mol％、约0.25mol％-2mol％、或约0.3mol％-1mol％。58.尽管乙烷未与odh反应器流出物流6中的乙烯分离，但在将odh反应器流出物流6中的乙烯、乙烷和氧气引入eo反应器2之前，除了乙烯、乙烷和氧气之外的至少一部分组分可以从odh反应器流出物流6中分离(例如，除去)。59.在一方面，可从odh反应器流出物流6中除去至少一部分水和至少一部分乙酸(如果在odh反应器系统1中形成乙酸)，例如，通过冷凝(例如，降低物流温度以促进冷凝)以产生脱水的odh反应器流出物流。60.在一方面，可从odh反应器流出物流6和/或脱水的odh反应器流出物流中除去至少一部分二氧化碳，以产生co2耗尽的odh反应器流出物流20，例如，如图2的配置所示。61.参见图2的配置，odh反应器流出物流6和/或脱水的odh反应器流出物流可以与一种或多种物流(例如，循环物流，如eo循环进料流15；eo氧气补给进料流14；以及可选的压载气体补给流)组合以产生eo反应器进料流7，其中，在引入eo反应器2之前，可在co2去除系统4中除去至少一部分eo反应器进料流7的co2；且其中，可从co2去除系统4回收co2耗尽的odh反应器流出物流20并引入eo反应器2。co2去除系统4可采用任何合适的二氧化碳去除技术，例如，基于胺、苛性碱、碳酸盐的吸附等，或其组合。尽管在co2去除系统4中去除了odh反应器流出物流6和/或脱水的odh反应器流出物流中的至少25mol％、至少35mol％、至少50mol％或至少70mol％的co2，co2耗尽的odh反应器流出物流20可能仍含有co2。62.在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可包括将第二反应混合物(例如，eo反应器进料流7；co2耗尽的odh反应器流出物流20)引入eo反应器2以产生第二流出物流(例如，eo反应器流出物流8)的步骤；其中，第二反应混合物包括至少一部分第一流出物流；且其中，第二流出物流包括eo、乙烷、乙烯和氧气。63.在一些方面，例如，如图1-2的配置所示，odh反应器流出物流6和/或脱水的odh反应器流出物流可与一种或多种物流组合以产生eo反应器进料流7。例如，odh反应器流出物流6和/或脱水的odh反应器流出物流可与循环物流(例如，eo循环进料流15)、eo氧气补给进料流14、以及可选的压载气体补给流组合，以产生eo反应器进料流7。eo循环进料流15具有与odh循环进料流16大致相同的组分。64.在一方面，第二反应混合物(例如，eo反应器进料流7；co2耗尽的odh反应器流出物流20)的特征可在于乙烷浓度小于约30mol％、小于约25mol％、小于约20mol％、小于约15mol％、小于约10mol％、小于约9mol％、小于约8mol％、小于约7mol％、小于约6mol％、小于约5mol％、小于约4mol％、小于约3mol％、小于约2mol％、或小于约1mol％；约0.01mol％-30mol％、约0.01mol％-25mol％、约0.01mol％-20mol％、约0.01mol％-15mol％、约0.01mol％-10mol％、约0.02mol％-9mol％、约0.05mol％-8mol％、约0.06mol％-7mol％、约0.08mol％-6mol％、约0.1mol％-5mol％、约0.1mol％-4mol％、约0.1mol％-3mol％、约0.15mol％-2mol％、或约0.2mol％-1mol％。在一方面，第二反应混合物(例如，eo反应器进料流7；co2耗尽的odh反应器流出物流20)的特征可在于乙烷浓度小于约5mol％、小于约4mol％、小于约3mol％、小于约2mol％、或小于约1mol％；约0.1mol％-5mol％、约0.1mol％-4mol％、约0.1mol％-3mol％、约0.15mo.％-2mol％、或约0.2mol％-1mol％。在一方面，第二反应混合物(例如，eo反应器进料流7；co2耗尽的odh反应器流出物流20)的特征可在于乙烷浓度小于约3mol％、或约0.1mol％-3mol％。例如，第二反应混合物(例如，eo反应器进料流7；co2耗尽的odh反应器流出物流20)的特征可在于乙烷浓度小于小于约3mol％、小于约2mol％、或小于约1mol％；约0.1mol％-3mol％、约0.15mol％-2mol％、或约0.2mol％-1mol％。65.在一方面，第二反应混合物(例如，eo反应器进料流7；co2耗尽的odh反应器流出物流20)的特征可在于乙烯浓度等于或大于约15mol％、等于或大于约20mol％、等于或大于约25mol％、或等于或大于约30mol％。66.在一方面，除了通过eo循环进料流15和/或通过odh反应器流出物流6向eo反应器2引入氧气之外，还可向eo反应器进料流7引入补给氧气。在一方面，可向eo反应器2供应eo氧气补给进料流14。氧气补给进料流14可是氧气、工业氧气(其可包括一些空气)、空气、富氧空气等，或其组合。在一方面，氧气补给进料流14基本上包括纯氧(例如，含污染物少于1％(体积百分比)的氧气，例如，氮(n2)、氩气(ar)等)。eo氧气补给进料流14供应补给氧气或“新鲜”氧气，其补充了在该过程中消耗的(例如，通过odh反应器系统1中的odh反应，eo反应器2中的eo反应、odh反应器系统1及eo反应器2的燃烧反应等)和/或损失的(例如，通过吹洗气流13)氧气。67.在一方面，可以向eo反应器2供应压载气体补给流。在一方面，引入eo反应器2的压载气体补给流包括甲烷。68.在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可包括将甲烷引入odh反应器系统1(例如，通过物流19，如图1-2的配置所示)和/或eo反应器2，其中，物流10、12、13、15、7、16和5的特征在于甲烷浓度等于或大于约20mol％、等于或大于约25mol％、等于或大于约30mol％、等于或大于约35mol％、或等于或大于约40mol％。69.正如本领域技术人员将理解的，且在本公开的帮助下，压载气体可为惰性气体，其与回收过程中积聚的其他工艺原料一起引入。例如，氩气和氮气可以与氧气和/或乙烷原料一起进入odh反应器系统1和/或eo反应器2，并且可在循环回路(例如，物流10、12、15、7、16和5)积聚至较高浓度。可根据其有利的特性(例如，热性能、化学惰性)选择压载气体，也可特意地将其引入回收过程(即，本文中所公开的生产eo的工艺)。此外，正如熟知本领域技术的人员所理解，且在本公开的帮助下，eo反应器2中的多余乙烷(即，未在odh反应器系统1中转化的乙烷)也可被视为压载气体，尽管其并非完全惰性的气体。在一些方面，压载气体可包括大气惰性气体、甲烷、乙烷或其组合。为了避免受理论限制，循环回路中建立的压载气体组分的浓度取决于压载气体组分进入过程(即，进料到odh反应器系统1和/或eo反应器2)的速率和压载气体组分离开该过程的吹洗气流13的流速。虽然曾考虑将乙烷用作组合odh和eo的工艺中的主要压载气体，且为了避免受理论的限制，但乙烷在odh反应器系统1和eo反应器2中并非是完全惰性的，因此，乙烷在循环回路中积聚会导致乙烷因与氧气反应而损失，进而降低工艺的化学效率。有利地，可使用除乙烷之外的惰性气体来分担压载气体的作用。例如，如果用作氧气补给进料流14和18的氧气原料含有约0.2mol％的氩气，且吹洗比f(f＝物流13的流速除以物流10或12的流速)为0.001，则氩气会在循环回路中积聚至大于约10mol％的水平。作为另一实施例，当甲烷用作物流19中的压载气时，在摩尔流量等于乙烷进料流17的1.3％时，约40％的甲烷积聚在循环回路中。采用乙烷以外的惰性气体作为压载气体，可将乙烷浓度保持在循环回路中的合理水平，例如低于约20mol％或低于约10mol％。70.eo反应器2可为任何合适的反应器，例如，连续流反应器、固定床反应器、流化床反应器、多管反应器等、或其组合。在一方面，odh反应器系统1包括连续流多管反应器，其中，管道包括eo催化剂，且其中，接触管道外表面的冷却介质向eo反应器提供温度控制。71.在一方面，eo反应器2的特征可在于eo反应器系统工作温度为约100℃-400℃、约150℃-350℃、或约200℃-300℃。eo反应器工作温度被定义为eo反应器入口温度和eo反应器出口温度的平均值。72.在一方面，eo反应器2的特征可以可在于eo反应器工作压力为约1-35巴、约3-30巴、约5-25巴、或约10-20巴。73.在一方面，eo反应器2包括eo催化剂。eo催化剂包括任何适合催化eo反应的eo催化剂。例如，eo催化剂可包括银。在一方面，eo催化剂包括氧化银。eo催化剂还可包括助催化剂，例如铼、钨、钼、铬等，或其组合。74.在一方面，还可向eo反应器2引入缓和剂。通常，可向包含eo催化剂的eo反应器引入缓和剂以控制催化剂性能。适用于本文所公开的eo反应器中的缓和剂的非限制性示例包括氯代烃、氯乙烷、氯乙烯、二氯乙烷、二氯乙烯及类似物、或其组合。在一方面，该缓和剂包括氯乙烷。基于eo反应器进料流7的总体积，在eo反应器进料流7中，缓和剂的含量可从约百万分之一体积(ppmv)至约2，000ppmv。eo反应器、eo催化剂和eo工作条件(例如，压力、温度、缓和剂)在美国专利号8,148，555和9,649，621中均有详细描述；其中，每项申请的内容以引用的方式完整地并入本文。75.引入eo反应器2的乙烯与eo催化剂接触，并在氧气的存在下，通过eo放热反应(2)转化为eo：c2h4+1/2o2→c2h4oꢀꢀ(2)76.在eo反应器2中可能发生若干副反应(即，除了通过eo反应(2)将乙烯转化为eo的反应)，例如co氧化为co2。此外，在eo反应器2中，一部分乙烷、一部分乙烯、一部分乙酸、一部分乙炔或其组合可以在氧气存在下燃烧以产生co2和水。77.eo反应器流出物流8可从eo反应器2中回收，其中，eo反应器流出物流8可包括eo、乙烯、乙烷、氧气、二氧化碳和水。eo反应器流出物流8还可包括压载气体(例如，甲烷)和/或缓和剂。在一方面，未从eo反应器流出物流8中分离出乙烯；即，将eo反应器流出物流8中的乙烯回收至odh反应器系统1和eo反应器2之前，乙烯未与eo反应器流出物流8中的乙烷分离。78.在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可包括将至少一部分第二流出物流(例如，eo反应器流出物流8)分离成eo产物流(例如，eo产物流9)和循环物流(例如，eo耗尽的产物流10；co2耗尽的物流12)的步骤；其中，eo产物流包括第二流出物流中的至少一部分eo；且其中，循环物流包括乙烷、乙烯和氧气。79.在一方面，可将至少一部分eo反应器流出物流8引入产物回收系统3以产生eo产物流9和eo耗尽的产物流10；其中，eo产物流9包括eo和水，且其中，eo耗尽的产物流10包括乙烯、乙烷、氧气和二氧化碳。产物回收系统3可采用冷凝(例如，降低物流温度以促进冷凝)；一系列吸附和汽提塔等。80.在一些方面，并参见图1的配置，可将eo耗尽的产物流10引入co2去除系统4以产生co2耗尽的物流12和含co2的物流11。含co2的物流11可包括eo耗尽的产物流10中至少25mol％、至少35mol％、至少50mol％、或至少70mol％的co2。co2耗尽的物流12包括乙烯、乙烷和氧气；以及可选的co2(即，含co2的物流11中尚未去除的co2)。81.在一方面，循环物流(例如，eo耗尽的产物流10；co2耗尽的物流12)的特征可在于乙烷和乙烯的组合浓度小于约60mol％、小于约55mol％、小于约50mol％、小于约45mol％、小于约40mol％、小于约35mol％、小于约30mol％、或小于约25mol％；约15mol％-60mol％、约16mol％-55mol％、约17mol％-50mol％、约18mol％-45mol％、约19mol％-40mol％、约20mo.％-35mo.％、约20mol％-30mo.％、或约20mo.％-25mo.％。82.在一方面，循环物流(例如，eo耗尽的产物流10；co2耗尽的物流12)的特征可在于乙烷浓度小于约30mol％、小于约25mol％、小于约20mol％、小于约15mol％、小于约10mol％、小于约9mol％、小于约8mol％、小于约7mol％、小于约6mol％、小于约5mol％、小于约4mol％、小于约3mol％、小于约2mol％、或小于约1mol％约0.01mol％-30mol％、约0.01mol％-25mol％、约0.01mol％-20mol％、约0.01mol％-15mol％、约0.01mol％-10mol％、约0.02mol％-9mol％、约0.05mol％-8mol％、约0.06mol％-7mol％、约0.08mo.％-6mo.％、约0.1mol％-5mo.％、约0.1mol％-4mol％、约0.1mol％-3mol％、约0.15mol％-2mol％、或约0.2mol％-1mol％。83.在一方面，可从eo耗尽的产物流10和/或co2耗尽的物流12，或从包括图1-2中的单元1、2、3和4的循环回路中的任何其他合适的物流中提取吹洗气流13，以避免在循环回路中积聚惰性物质。吹洗比(f)被定义为吹洗气流13的体积流速除以其从中提取的物流的流速(例如，分别除以eo耗尽的产物流10和/或co2耗尽的物流12的体积流量)。在一方面，吹洗比可为约0.0001-0.005、约0.0002-0.003、或约0.0003-0.002。84.在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可包括将至少一部分(例如，第一部分)循环物流(例如，eo耗尽的产物流10；co2耗尽的物流12)回收至odh反应器系统1(例如，通过odh反应器进料流5)的步骤。在某些方面，本文所公开的生产eo的工艺可包括大致将所有循环物流回收至odh反应器系统1。85.在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可包括将一部分(例如，第二部分)循环物流回收至eo反应器2(例如，通过eo反应器进料流7)的步骤。86.在将循环物流大致全部回收至odh反应器系统1的情况下，回收至eo反应器2的循环物流的第二部分为零。在这些方面，循环分流比(a)为1，其中，该循环分流比被定义为循环物流的第一部分的体积流量与循环物流的第一部分的体积流量与循环物流的第二部分的体积流量之和的比值。87.循环分流比的选择取决于设备成本和运行成本之间的取舍，还取决于odh反应器1中使用的特定催化剂的特性，特别是相对于氧气和乙烷浓度的反应速率，以及副反应(例如，寄生反应)的动力学。虽然催化剂和操作条件的某些组合在循环分流比为1时最有利于操作，但其他组合在循环分流比较低时表现出最佳性能。在将一部分(例如，第二部分)循环物流回收至eo反应器2(例如，通过eo反应器进料流7)的情况下，循环分流比(a)可以小于约1、小于约0.9、小于约0.8、小于约0.7、小于约0.6、小于约0.5、小于约0.45、小于约0.4、小于约0.35、小于约0.3、小于约0.25、或小于约0.2、约0.1-0.9、约0.2-0.9、约0.25-0.9、约0.2-0.6、约0.3-0.6、或约0.25-0.45。在一方面，循环分流比可小于约0.6。88.从循环物流(例如，eo耗尽的产物流10；co2耗尽的物流12)中提取吹洗气流13，且循环物流的剩余部分被分为eo循环进料流15(例如，循环物流的第二部分)和odh循环进料流16(例如，循环物流的第一部分)。如本文中所公开，分别将eo循环进料流15(例如，循环物流的第二部分)和odh循环进料流16(例如，循环物流的第一部分)回收至eo反应器2和odh反应器系统1，且分别在eo循环进料流15和odh循环进料流16中未将乙烷与乙烯分离。正如熟知本领域的技术人员所理解，且在本公开的帮助下，由于eo反应器中乙烯的转化率相对较低，用于生产eo的工艺通常在高循环率下运行(例如，eo反应器进料流的流速约为新鲜乙烯(在独立eo工艺的情况下)或新鲜乙烷(在与odh组合的eo工艺的情况下)流速的25-50倍)，因此传统工艺可以将乙烷与乙烯分离以进行循环利用。然而，本文所公开的生产eo的工艺有效避免从循环物流(例如，eo耗尽的产物流10；co2耗尽的物流12；eo循环进料流15；odh循环进料流16)中将乙烷与乙烯分离。89.在一方面，与生产eo的常规工艺相比，本文所公开的生产eo的工艺可有效改进一种或多种工艺特性。90.在一方面，eo产物流9中的eo还可用作化学中间体，例如，用于转化为乙二二醇及其衍生物。91.在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可优先选择odh反应器系统和eo反应器的工作条件，以优化工艺性能。eo反应器2可在与常规eo工艺相似条件(例如，进料成分、压力、入口温度和冷却剂温度)和相似设计(例如，包括催化剂的选择)下运行。或者，eo反应器2可在入口处不同的乙烯浓度下运行；例如，在某些情况下，可在eo反应器进料流7中选用较低的乙烯浓度，如15-30％或15-25％，而非常规的30-35％的乙烯浓度。odh反应器系统1的运行条件可选择，以确保工艺安全(借此限制入口氧气浓度，以及入口和冷却剂的温度)，同时最大化反应器系统性能和优化反应器尺寸。在一方面，odh反应器系统1和eo反应器2均可在其各自进料中的氧浓度接近其各自的最大安全值的情况下，通过有效保持每个反应器的单独的氧补给流来运行。92.在一方面，随着odh反应器系统1的循环流量的减少，且假设odh进料中的氧气浓度保持在最大安全水平以免形成易燃条件，必须提高通过odh反应器系统1的氧气转化率，以转化所需量的乙烷(即，接近供给odh反应器系统1的新鲜乙烷量)。odh反应器系统可在总氧气转化率大于约30％、大于约45％、或大于约60％、约30％-100％、约45％-99％、或约60％-97.5％条件下运行。93.在一方面，本文所公开的odh反应器系统1可有效将沸水用作冷却介质，以将odh反应器系统工作温度维持在所需范围内，例如，约270℃-320℃、约270℃-310℃、或约270℃-300℃。由于实用性、反应器系统成本和运行成本等原因，在工艺工业中通常采用沸水传热进行冷却。在沸水系统中，回收的反应热量产生有价值的蒸汽，可随时用于加热其他工艺物料流、驱动旋转设备、产生电力等。为了避免受理论限制，沸水的使用受热力学(液态水在其临界温度374℃以上不存在)和实际约束(蒸汽压力随温度升高而升高；例如，在温度高于312℃时，蒸汽压力升至100巴以上)的限制。在工业实践中，沸水的使用温度通常可达310℃左右，而导热油的使用温度可以稍高一些，例如，高达340℃左右。高于这些温度水平(例如，约340℃)，通常使用硝酸盐或碳酸盐的熔体；然而，盐熔体作为传热介质有诸多缺点，例如，在室温下为固体，通常需要中间热交换器来提取反应热值。94.正如熟知本领域的技术人员所理解，且在本公开的帮助下，且为了避免受理论的限制，部分氧化反应器(例如，传统的odh反应器)容易发生热逃逸或热失控：放热氧化反应过程中释放的热量增加了反应混合物的温度，这反过来又增加了反应速率(即，所需的氧化反应的速率)，也增加了不必要的副反应的速率(例如，燃烧反应、寄生反应等)，而这些副反应通常更加活跃(即，比所需的氧化反应更放热、释放更多的热量)。增加反应速率会导致自加速反应，从而导致热失控。自加速反应可能抵消冷却方式的效果，因此部分氧化反应器应精心设计，以保持高效冷却(例如，通过提供大的传热表面积)。此外，对于以可控方式(例如，无热失控)运行的部分氧化反应器，反应器或催化剂床中发生反应的温度(即，催化剂温度或工艺侧气体温度)不应显著超过冷却介质的温度；例如，冷却介质温度和反应器工作温度之间的差值应低于约50℃、小低于约40℃、低于约30℃、低于约20℃、或低于约10℃。因此，低温冷却剂(例如，沸点低于约250℃的水)不能有效并安全地用于冷却发生在例如约300℃的部分氧化反应。此外，正如熟知本领域的技术人员所理解，且在本公开的帮助下，冷却反应器的长度上(例如，顺着冷却反应器中的催化剂床的长度)通常存在一个温度最大值(“热点”)，在该温度最大值处，工艺温度超过了反应器入口温度(例如，odh反应器系统入口温度)和反应器出口温度(例如，odh反应器系统出口温度)，这两种温度都可能相对接近冷却介质温度。95.因此，为了将沸水用作odh反应器系统1的冷却介质，odh反应器系统工作温度(以入口温度和出口温度为特征)可能不会显著高于约310℃-320℃，尽管在odh反应器内(即，odh催化剂床内)可能出现了温度稍高的热点，例如，330℃-340℃。此前曾有人建议在更高温度(例如，大于约310℃-320℃)下运行odh反应器；因此，也曾考虑除使用沸水外的其他传热方法，但此前提出的传热方式不如沸水方便和经济。96.然而，在相对较高的odh工作压力下通过使用本文所公开的odh催化剂，本文所公开的odh反应器系统可在270℃-320℃或270℃-310℃的温度范围内高效运行。在相对较高的压力(例如，10-20巴)下，odh反应的速率加快，这使得在较低的温度下发生乙烷和氧气的转化，而非在较低的压力水平下。除了使用沸水传热的优点之外，在相对低的温度(例如，odh反应器系统工作温度)下操作如本文所公开的odh反应器系统可促进对所需产品(即，乙烯)的更高选择性，且对不太理想的产物(例如，co、co2、含氧化合物，如乙酸)具有较低选择性。97.在一方面，本文所公开的odh反应器系统1可优选地包括多管反应器，该多管反应器包括穿过封闭壳体的多个基本平行的管道。通常，催化剂可存在于多管反应器的管道内，冷却剂(例如，冷却介质)在壳体内的管道外流动。或者，催化剂可存在于壳侧，且冷却剂流过管道(在这种情况下，管道大致平行的特点不适用；管道可以盘绕、缠绕或其他方式布置，以实现最大的热传递效率)。如果在多管反应器的壳侧使用沸水冷却剂，则反应器壳体应设计成能承受产生的蒸汽压力(高达约100巴)。在管侧(即，管内)使用冷却介质的配置中，管道必须设计成能承受相关压力(高达约100巴)，而反应器壳体必须设计成能承受工艺侧(例如，催化剂侧)的压力(例如，高达30巴)。98.在一方面，本文所公开的odh反应器系统1可优选地包括将两个或多个串联的非冷却的odh阶段(例如，绝热的odh阶段)与级间冷却组合的反应器系统。这种非冷却的odh阶段基本上可以进行绝热操作，这使得反应混合物吸收反应热量，且其在出口处以高于入口处的温度出现。与冷却的odh阶段相比，绝热的odh阶段易发生热失控，这是由于odh阶段内部的工作温度不受传热介质(例如，冷却介质)控制；如果没有利用好温度控制，将很难将转化限制为所需值。因此，当odh反应器系统1包括两个或多个串联的非冷却的odh阶段时，通过每个odh阶段限制至少一种反应物(例如，乙烷或氧气)的供应来有效控制反应程度，并允许该限量反应物在该特定的odh阶段基本实现完全转化。如本文所公开的生产eo的组合工艺，odh中的阶段性反应物可以是乙烷或氧气。在一些方面，在由两个或多个绝热的odh阶段串联组成的odh反应器系统1中，以乙烷作为限量反应物可能有利。新鲜乙烷的进料(例如，图1-2中的物流17)可分为两个或多个物流，其中，一个物流被运送至第一(例如，初始)odh阶段的进料，而来自物流17的其他物流可在连续阶段间的中间阶段进料。氧气进料也可分阶段进行(例如，图1-2中的物流18)。通过分阶段氧气进料，各odh阶段的氧气浓度可控制在最大允许水平，从而最小化odh阶段的规模。然而，只要各odh阶段的氧气浓度大于进料中所有乙烷大致转化到各odh阶段所需的氧气浓度，就没有必要进行分阶段氧气进料。odh反应器系统阶段的数量可以通过实际情况进一步确定，例如，通过任一odh阶段的最大允许温升。在odh反应器系统1包括两个或多个串联的绝热的odh阶段的情况中，在热交换器的各阶段后，未与odh阶段的催化剂床结合的反应热将被除去。然而，在采用级间冷却时，有效的冷却并不会直接防止热失控至形成不安全条件，因此，可能不再需要选择接近odh工作温度的冷却剂温度。例如，如果来自第一odh阶段的流出物约为330℃，且第二odh阶段的预期入口温度约为280℃，则可采用在260℃下运行的沸水冷却剂系统来冷却来自第一odh阶段的流出物。因此，在保持使用沸水作为冷却剂的优势的同时，可以选择远高于所需冷却剂的温度的odh工作温度。此外，在相对较低的温度下运行odh阶段可能仍有利，因相对较低的odh工作温度可能会促进乙烯相对较高的选择性。99.在一些方面，分级绝热的odh反应器系统可采用氧气作为限量反应物，其中，odh反应系统配置类似于采用乙烷作为限量反应物的分级绝热的odh反应器系统的配置。然而，当在odh阶段使用氧气作为限量反应物时，乙烷将在odh反应器系统中过量，因此，在分级绝热的odh反应器系统中使用乙烷作为限量试剂的情况下，与第一流出物流中的乙烷含量相比，第一流出物流(例如，odh反应器流出物流6)中的乙烷含量将相对较高。此外，一些odh催化剂可能对缺氧条件很敏感，因此，在这些情况下(例如，对于那些特定的odh催化剂)，在odh阶段可能不建议让氧气反应完全。100.在一方面，以乙烷作为限量反应物的分级绝热的odh反应器系统的另一优势在于各odh阶段(包括odh最后阶段)出口处的乙烷浓度相对较低。如本文中所公开，在eo反应器2的进料中和循环回路中保持相对低的乙烷浓度，在eo产率和eo反应器操作方面具有若干优势。101.在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可优选地在循环回路和eo反应器2的进料中使用相对低的乙烷浓度。在eo反应器2中乙烷并非完全呈惰性，因此，允许乙烷积聚会导致乙烷因与氧气发生反应而损失，这会降低整个工艺的化学效率。鉴于在该过程中有较高的回收率，在eo反应器中，即使是很小的乙烷损失也会导致eo总产率显著降低。102.循环物流的一些重要组分可能不可避免地通过吹洗气流13丢失。因此，最小化吹洗比(f)的值是有利的。但是，根据工艺条件，存在合适的最小吹洗比；例如，吹洗比的最小值可能取决于限制循环物流中大气惰性物质积聚的需要，这可能会对反应器的运行产生不利影响。鉴于吹洗比的最小可接受值，循环物流中乙烷的浓度越大，乙烷的损失越大。作为主要原料的乙烷比甲烷或其他压载气体组分更重要(尤其是以摩尔为单位)。因此，在低乙烷浓度的循环回路中运行可能有利。103.通过在物流19中将甲烷用作压载气体，在循环回路中积聚有大于约40％的甲烷。因此，通过将乙烷以外的惰性气体用作压载气体，可以使乙烷的浓度在循环回路中保持在合理的水平，例如，低于约5mol％、低于约4mol％、低于约3mol％、或低于约2mol％。此外，如果eo反应器2的进料中乙烷浓度相对较低，则需要odh反应器流出物流6中乙烷浓度相对较低(假设至少一部分物流6进料至eo反应器2)，这又要求odh反应器系统1中乙烷的转化率必须相对较高，例如，大于约60％或大于约70％。104.在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可使用如本文先前所述的odh催化剂、eo催化剂和缓和剂。为了避免受理论限制，理想情况下，odh反应器系统1中的odh催化剂仅作用于乙烷，不会转化乙烯；同样，在理想条件下，eo反应器2中的eo催化剂仅作用于乙烯，不会转化乙烷。实际上，这些化合物(odh反应器系统中的乙烯；eo反应器2中的乙烷)可能在所用的催化剂上发生一小部分转化；这些部分转化可以称为“寄生”转化，其为寄生反应(例如，不良反应)的结果。如本文所公开的生产eo的工艺有效产生相对低水平的寄生转化，这反过来会改进工艺特性(例如，相对高的eo产率)。然而，可以通过使循环物流中乙烷的浓度最小化和/或通过选择适当低的循环分流至odh反应器系统1的值来实现相对较低水平的寄生转化。在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可有效提供减少odh反应器系统1的运行成本。105.在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可有效实现相对较高的环氧乙烷产率，同时平衡低设备成本的竞争目标。环氧乙烷产率(定义为乙烷新鲜进料(按odh和eo反应器的顺序)转化为eo产品的摩尔分数)是影响eo生产运营成本的最重要参数。由于odh和eo反应器中对所需产物的选择性不完全、吹洗气流中的乙烷和乙烯的损失、以及在某些情况下eo反应器中的乙烷和/或在odh反应器中的乙烯的寄生转化，实际值(与理论值相反)小于100％。在将odh和eo组合用于eo生产的工艺中，例如，本文公开的生产eo的工艺，odh和eo反应器的成本可能占设备成本的很大一部分，因为可以有效避免在循环回路中对乙烯和乙烷进行昂贵的低温分离。在一方面，本文所公开的生产eo的工艺可有效优化反应器尺寸和成本。本文所公开的生产eo的工艺的其他优点对于查看本公开的本领域技术人员来说是显而易见的。实施例106.已对本发明所公开主题进行了一般性描述，以下示例作为本公开的特定实施例给出，并示出了其实际操作和优点。应当理解的是，下述实施例仅用于例证说明，并不旨在以任何方式限制所附权利要求的说明书。实施例1107.利用传统假设，从含催化剂的管道(管径为2英寸)传热构建了在壳侧由沸水冷却的传统多管反应器的数学模型。该数学模型使用以下反应动力学因素。为了描述odh化学的反应动力学，对于mo、v、nb、te和sb组成的催化剂转化率和选择性，幂律动力学模型适用于公开可用的实验结果。该模型的特征在于，在乙烷和氧分压下，对乙烯的期望反应和对co和/或co2的副反应均为正的、低于一阶的反应。后者具有更高的活化能，这与随着温度升高对乙烯的选择性下降一致。该模型首次应用于如下情况：含8.5％氧气、4.4％乙烷、33.0％乙烯和54.1％甲烷的odh反应器进料，总流量为5.8×104kmol/hr，且进料气体在入口温度为290℃以及压力为20巴(绝对压力)的条件下进入反应器。在这种情况下，冷却剂温度也为290℃，此为在沸水的能力范围内。该进料组分对应于如本文所公开的生产eo的组合循环工艺中的有利组分。在这种odh多管反应器中，乙烷转化率需达到75％才能实现最优的工艺性能。为了比较反应器的尺寸，传统设计的eo反应器能弥补该反应器以生产700,000吨/年的eo，其催化剂体积约为380m3，接近多管反应器的实际尺寸限制。图3示出了odh多管反应器中温度、乙烷转化率和乙烯选择性随催化剂体积变化的曲线图。图3中的数据表明控制反应温度的热点温度为309℃。乙烯的总体净选择性约为97％。在这种情况下，如需实现75％的转化率，odh催化剂体积需为110m3。应当注意的是，该odh多管反应器可以稳定运行：除热点外，温度接近冷却剂温度，随着转化率达到其目标值，温度和转化率两者均随着催化剂体积发生平稳变化。实施例2108.实施例1中所述的反应器模型用于具有与实施例1中相同的odh反应器进料组成、流速和压力，但使用了320℃的入口温度和冷却剂温度的情况。该模型使用与实施例1中所述相同的反应动力学。温度、转化率和选择性的计算曲线图如图4所示。图4示出了在这种情况下会发生热失控：当转化率接近其期望值75％时，工艺气体温度会迅速升高。在这种情况下，即使工作条件(如进料流速)出现微小变化也会导致温度急剧上升至490℃，从而导致选择性相应降低，并有可能通过乙烯与氧气的高温反应进一步失控。虽然在较小的催化剂体积内可以实现乙烷的完全转化，但乙烯的总体净选择性仅为85％左右，且反应器无法安全稳定地运行。实施例3109.实施例1中所述的反应器模型用于具有与实施例1中相同的odh反应器进料组成、流速、入口温度和冷却剂温度，但工作压力为5巴(绝对压力)的情况，且数据如图5所示。较低的压力会导致较低的反应速率，从而导致热点温度低至294℃。在这种情况下，要实现75％的乙烷转化率，催化剂体积需超过600m3，这点不切实际。110.实施例1、2和3说明，对于所报道的催化剂性能和合理的反应器设计，工作温度低于320℃的反应器是极具吸引力的设计，能安全运行，而在更高温度下运行会导致热失控。该温度范围只能在典型工业压力较高的情况下产生实用的设计，而在试图基于较低压力下测量的反应速率来设计反应器时则不明显。实施例4111.使用与实施例1中所述相同的反应动力学构建传统的绝热填充床反应器的数学模型。该模型应用于串联配置的三个等大小的反应器的情况，首先依次接收含4.9×103kmol/hr氧气、1.9×104kmol/hr乙烯和3.1×104kmol/hr甲烷的odh反应器进料。将2.5×103kmol/hr的乙烷进料分成三等份，分别添加至三个反应器的进料中。在以乙烷为原料生产eo的组合工艺中，选择这些进料条件以实现与实施例1相同的总eo生产率。各反应器的进料温度为293℃(即，将第一反应器和第二反应器的流出物冷却至原始进料温度)，压力为20巴(绝对压力)。工艺气体温度、乙烷转化率和乙烯选择性的曲线图如图6所示。各反应器几乎实现了进料中乙烷的完全转化，从而将工艺气体加热至325℃的出口温度。达到的最高反应温度受进料中乙烷量的限制，其易于进行控制。乙烯的总体净选择性约为96％。对于给定的流量，该序列在各阶段需要90m3的催化剂，总计270m3的催化剂，以实现乙烷的完全转化。总催化剂体积仍低于相应的eo反应器的体积，反应器系统可以在该温度(平均工作温度为309℃)下安全运行。实施例5112.实施例4的数学模型用于对如下所示的具有不同温度条件的情况进行建模。各反应器的进料温度为325℃(即，将第一反应器和第二反应器的流出物冷却至原始进料温度)，压力为20巴(绝对压力)。工艺气体温度、乙烷转化率和乙烯选择性的曲线图如图7所示。各反应器几乎实现了进料中乙烷的完全转化，从而将工艺气体加热至365℃的出口温度。最高反应温度受进料中乙烷量的限制，其易于进行控制。乙烯的总体净选择性约为93％。对于给定的流量，该序列在各阶段需要35m3的催化剂，总计105m3的催化剂，以实现乙烷的完全转化。在这种情况下，需要更少量的催化剂(因此，需要更小的反应器尺寸)，而与实施例4相比，选择性仅略微降低。其他公开113.第一实施例为环氧乙烷(eo)生产工艺，包括：(a)将第一反应混合物引入第一反应器系统以产生第一流出物流；其中，所述第一反应混合物包括乙烷、乙烯和氧气；其中，所述第一流出物流包括乙烯、乙烷和氧气；其中，所述第一流出物流中乙烯的摩尔分数大于所述第一反应混合物中乙烯的摩尔分数；其中，所述第一反应器系统的特征在于第一反应器系统工作温度；其中，所述第一反应器系统工作温度被定义为第一反应器系统入口温度和第一反应器系统出口温度的平均值；其中，所述第一反应器系统工作温度约介于270℃-320℃之间；其中，所述第一反应器系统包括一个或多个氧化脱氢(odh)阶段；其中，每个odh阶段的特征在于odh阶段工作温度；且其中，每个odh阶段工作温度被定义为该特定odh阶段的odh阶段入口温度和odh阶段出口温度的平均值；(b)将第二反应混合物引入第二反应器以产生第二流出物流；其中，所述第二反应混合物包括至少一部分所述第一流出物流；且其中，所述第二流出物流包括eo、乙烷、乙烯和氧气；(c)将至少一部分所述第二流出物流分离成eo产物流和循环物流；其中，所述eo产物流包括所述第二流出物流中的至少一部分eo；且其中，所述循环物流包括乙烷、乙烯和氧气；以及(d)将至少一部分循环物流回收至步骤(a)中的第一反应器系统，且可选地将一部分循环物流回收至步骤(b)中的第二反应器。114.第二实施例，其为第一实施例的工艺，其中，每个odh阶段工作温度约介于270℃-320℃之间。115.第三实施例，其为第一实施例和第二实施例之一的工艺，其中，所述第一反应器系统工作温度和每个odh阶段工作温度约介于270℃-300℃之间。116.第四实施例，其为第一实施例至第三实施例中任一项的工艺，其中，所述第一反应器系统包括多管反应器，且其中，所述多管反应器包括壳体和设置在壳体内的多个管道。117.第五实施例，其为第四实施例的工艺，其中，所述多个大致彼此平行的管道；其中，每个管道包括设于其中的odh催化剂；其中，将所述第一反应混合物引入多个管道的每个管道中；其中，所述多管反应器包括与壳体的内表面和管道的外表面接触的冷却介质；其中，所述冷却介质包括水和/或导热油；且其中，所述冷却介质将所述第一反应器系统工作温度维持在约270℃-320℃之间。118.第六实施例，其为第四实施例的工艺，其中，所述多个管道中的每个管道均输送与管道内表面接触的冷却介质；其中所述冷却介质包括水和/或导热油；其中，所述第一反应器系统包括设于壳内和管外的odh催化剂；其中，将所述第一反应混合物引入壳内和管外；且其中，所述冷却介质将所述第一反应器系统工作温度维持在约270℃-320℃之间。119.第七实施例，其为第五实施例和第六实施例之一的工艺，其中，所述冷却介质包括沸水；其中，所述沸水的特征在于其温度约介于260℃-310℃之间；且其中，所述冷却介质将所述第一反应器系统工作温度维持在约270℃-320℃之间。120.第八实施例，其为第五实施例至第七实施例之一的工艺，其中，所述冷却介质包括沸水；其中，所述沸水的特征在于其温度约介于260℃-295℃之间；且其中，所述冷却介质将所述第一反应器系统工作温度维持在约270℃-300℃之间。121.第九实施例，其为第一实施例至第三实施例中任一项的工艺，其中，所述第一反应器系统包括两个或多个串联的odh阶段；其中，从每个odh阶段回收odh阶段流出物；其中，至少一个odh阶段基本上是绝热的；且其中，将所述odh阶段流出物引入下游odh阶段之前，对其进行冷却。122.第十实施例，其为第九实施例的工艺，进一步包括：(1)在串联的任意两个连续的odh阶段之间冷却级间流出物；和/或(2)向所述第一反应器系统添加级间乙烷和/或级间氧气。123.第十一实施例，其为第一实施例至第十实施例之一的工艺，其中，所述第一流出物流中未分离出乙烯；且其中，所述循环物流中未分离出乙烯。124.第十二实施例，其为第一实施例至第十一实施例中任一项的工艺，其中，循环分流比约小于0.6；且其中，所述循环分流比被定义为回收至所述第一反应器系统的部分循环物流的体积流量与回收至所述第一反应器系统的部分循环物流的体积流量与回收至所述第二反应器的部分循环物流的体积流量之和的比值。125.第十三实施例，其为第一实施例至第十二实施例中任一项的工艺，其中，(1)所述第一反应混合物的特征在于乙烯与乙烷的摩尔比约为1.3-3.0；(2)所述第一流出物流的特征在于乙烷浓度约为0.1mol％-5mol％；(3)所述第一反应器系统的特征在于乙烷转化率约为60％-100％；(4)所述第一反应器系统的特征在于氧气转化率约为30％-100％；(5)所述第二反应混合物和/或循环物流中的乙烷浓度约为0.1mol％-3mol％；(6)所述循环物流的特征在于乙烷和乙烯的组合浓度约为15mol％-60mol％；或(7)(1)-(6)项中所述的任意组合。126.第十四实施例，其为第一实施例至第十三实施例之一的工艺，还包括提取一部分循环物流作为吹洗气流；其中，所述吹洗气流的特征在于吹洗比约为0.0001-0.005；且其中，所述吹洗比被定义为所述吹洗气流的体积流量与循环物流的体积流量的比值。127.第十五实施例为环氧乙烷(eo)生产工艺，包括：(a)将第一反应混合物引入第一反应器系统以产生第一流出物流；其中，所述第一反应混合物包括乙烷、乙烯和氧气；其中，所述第一流出物流包括乙烯、乙烷和氧气；其中，所述第一流出物流中乙烯的摩尔分数大于所述第一反应混合物中乙烯的摩尔分数；其中，所述odh反应器系统为多管反应器；其中，所述多管反应器包括外壳和设置在外壳内的多个管道；其中，所述多管反应器包括壳体和设置在壳体内的多个管道；其中，所述多个管道基本上彼此平行；其中，每个管道包括设于其中的odh催化剂；其中，将所述第一反应混合物引入多个管道的每个管道中；其中，所述多管反应器包括与壳体的内表面和管道的外表面接触的冷却介质；其中，所述冷却介质包括沸水；且其中，所述沸水的特征在于其温度约介于260℃-310℃之间；(b)将第二反应混合物引入eo反应器以产生第二流出物流；其中，所述第二反应混合物包括至少一部分所述第一流出物流；且其中，所述第二流出物流包括eo、乙烷、乙烯和氧气；(c)将至少一部分所述第二流出物流分离成eo产物流和循环物流；其中，所述eo产物流包括所述第二流出物流中的至少一部分eo；且其中，所述循环物流包括乙烷、乙烯和氧气；以及(d)将至少一部分循环物流回收至步骤(a)中的odh反应器系统，且可选地将一部分循环物流回收至步骤(b)中的eo反应器。128.第十六实施例，其为第十五实施例的工艺，其中，所述冷却介质将所述odh反应器系统工作温度维持在约270℃-320℃之间；且其中，所述odh反应器系统工作温度被定义为odh反应器系统入口温度和odh反应器系统出口温度的平均值。129.第十七实施例，其为第十五实施例和第十六实施例之一的工艺，其中，所述冷却介质包括沸水；且其中，所述沸水的特征在于其温度约介于260℃-310℃之间。130.第十八实施例，其为第十五实施例至第十七实施例之一的工艺，其中，所述odh反应器系统的特征在于odh反应器系统工作温度约介于270℃-300℃之间；且其中，所述odh反应器系统工作温度被定义为odh反应器系统入口温度和odh反应器系统出口温度的平均值。131.第十九实施例为环氧乙烷(eo)生产工艺，包括：(a)将第一反应混合物引入氧化脱氢(odh)反应器系统以产生第一流出物流；其中，所述第一反应混合物包括乙烷、乙烯和氧气；其中，所述第一流出物流包括乙烯、乙烷和氧气；其中，所述第一流出物流中乙烯的摩尔分数大于所述第一反应混合物中乙烯的摩尔分数；其中，所述odh反应器系统的特征在于odh反应器系统工作温度；其中，所述odh反应器系统工作温度被定义为odh反应器系统入口温度和odh反应器系统出口温度的平均值；其中，所述odh反应器系统包括两个或多个串联的odh阶段；其中，至少一个odh阶段基本上是绝热的；其中，从每个odh阶段回收odh阶段流出物；其中，将所述odh阶段流出物引入下游odh阶段之前，对其进行冷却；且其中，每个odh阶段的特征在于odh阶段工作温度；其中，每个odh阶段工作温度被定义为该特定odh阶段的odh阶段入口温度和odh阶段出口温度的平均值；(b)将第二反应混合物引入eo反应器以产生第二流出物流；其中，所述第二反应混合物包括至少一部分所述第一流出物流；且其中，所述第二流出物流包括eo、乙烷、乙烯和氧气；(c)将至少一部分所述第二流出物流分离成eo产物流和循环物流；其中，所述eo产物流包括所述第二流出物流中的至少一部分eo；且其中，所述循环物流包括乙烷、乙烯和氧气；以及(d)将至少一部分循环物流回收至步骤(a)中的odh反应器系统，且可选地将一部分循环物流回收至步骤(b)中的eo反应器。132.第二十实施例，其为第十九实施例的工艺，其中，将所述odh阶段流出物引入下游odh阶段之前，使用沸水对其进行冷却。133.出于本技术的任何美国国家阶段提交的目的，本公开中提及的所有公开和专利以引用的方式完整地并入本文，目的是描述和披露这些公开中所述的结构和方法，其可与本公开的方法结合使用。本文所讨论的任何公开和专利仅用于在本技术的提交日之前对其进行公开。本文的任何内容均不应被理解为承认发明人无权凭借先前发明而提前公开。134.在向美国专利商标局提交的任何申请中，提供本技术的摘要是为了符合37c.f.r.§1.72的要求和37c.f.r.§1.72(b)中所述的目的，即，“使美国专利商标局和公众能从粗略的审查中快速确定本技术公开的性质和要点。”因此，本技术的摘要不用于解释权利要求的范围，也不用于限制本技术所公开主题的范围。此外，可在本技术中使用的任何标题也不用于解释权利要求的范围，也不用于限制本技术所公开主题的范围。任何采用过去时态进行描述的表示建设性或预言性示例并不用于反映建设性或预言性示例已实际执行。135.尽管已示出和描述本公开的实施例，但是可在不脱离本发明的精神和教导的情况下对其进行修改。本文所述的实施例和示例仅为示例性，而非限制性。本文所公开的发明可能存在诸多变化和修改，且涵盖在本发明的范围内。136.因此，保护范围不受上述描述的限制，而仅受所附权利要求的限制，该范围包括权利要求的主题的所有等同物。每项权利要求均作为本发明的实施例并入本说明书中。因此，权利要求是本发明的进一步描述，且是对本发明的详细描述的补充。本文引用的所有专利、专利申请以及公开的披露内容以引用的方式并入本文。









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