CN102333746A - 提供化学转化用热的方法和将该方法用于烯烃制备的工艺和系统 - Google Patents

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Abstract

在通过相应烃的催化脱氢制备烯烃中有益地使用了一种用于对化学转化工艺提供热量的方法和系统。催化脱氢过程使用水蒸汽稀释剂，在可以为1.0以下的水蒸汽与油的比例以及相对低的水蒸汽过热器加热炉温度下运行。该方法和系统有益地用于通过乙苯的催化脱氢制备苯乙烯。

Description

提供化学转化用热的方法和将该方法用于烯烃制备的工艺和系统
背景
1.发明领域
本发明在此涉及一种对化学转化过程提供显热的方法，并且尤其涉及用于制备烯烃的方法和系统，更详细地涉及用于通过乙苯脱氢而制备苯乙烯的方法和系统。
2.相关技术描述
通过乙苯的催化脱氢制备苯乙烯在本领域内是众所周知的。典型地，含有水蒸汽和乙苯的进料在反应器中在约600℃至约650℃的入口温度下与催化剂接触以实现转化。在水蒸汽过热器中将水蒸汽加热至预定的温度。水蒸汽提供反应所需的至少一些热量并且作为稀释剂，降低苯乙烯和氢气的分压，从而使反应平衡向苯乙烯的产生移动。
Sardina的美国专利号4,628,136公开了用于在水蒸汽的存在下用乙苯制造苯乙烯的脱氢方法。乙苯和水形成共沸混合物，所述共沸混合物与乙苯或水相比在更低的温度下沸腾。通过冷凝来自乙苯/苯乙烯分离塔系统的塔顶蒸气而汽化大部分乙苯/水进料。该特征节约了能量，因为汽化进料流需要使用更少的水蒸汽并且冷凝乙苯/苯乙烯分离塔的塔顶蒸气需要更少的冷却水。
水蒸汽与油的质量比，即，水蒸汽与进料流中含有的乙苯(“油”)基于重量的比例，是乙苯的脱氢中的一个重要因素。过去，在1.3至1.7的总水蒸汽/油重量比下操作苯乙烯生产设备。改进的催化剂使得在可接受的产率或乙苯转化率的减少的情况下能够在约1.0的水蒸汽/油重量比下操作该方法。
为了在1.0以下的总水蒸汽/油重量比下为系统提供合适量的热，不得不将水蒸汽过热器的出口温度升高至950℃或甚至更高。然而，过热器温度高于927℃需要特殊且昂贵的冶金技术的使用。有能够同时在低水蒸汽/油比和较低温度下操作的系统将是有益的。
概述
在本发明的一个实施方案中，在这里提供一种用于对化学转化工艺流提供热量的方法，所述化学转化工艺流含有至少一种化学反应物，所述方法包括以下步骤：
a)使传热流体过热；b)将来自的传热流体的热量传递至工艺流；c)将至少部分传热流体分流为第一部分和第二部分；d)对传热流体的第一部分加压；e)将加压的传热流体的第一部分再循环至过热步骤(a)中；以及f)将所述传热流体的第二部分引入到所述工艺流中。
在另一个实施方案中，在这里提供一种用于通过进料流的催化脱氢制备烯烃的方法，所述进料流含有烃，所述烃具有至少一部分能够经历脱氢的分子，例如，烷基化合物(例如，乙烷、丙烷、丁烷等)和烷基芳族化合物(例如，乙苯、正丙苯、枯烯等)。该方法包括将来自过热水蒸汽的热量传递至含有水蒸汽稀释剂和能够被脱氢的烃的工艺流，所述过热水蒸汽可以已经通过间接热交换被加热，来自所述过热水蒸汽的额外热量足以在反应区中使能够脱氢的烃的至少一部分实现催化脱氢，其中在交换热之后，所述过热水蒸汽变成废水蒸汽。将废水蒸汽分为两个流：再循环水蒸汽和工艺水蒸汽。通过使用热压缩机将再循环水蒸汽加压。之后将其与移动水蒸汽合并并且将其在水蒸汽过热器中加热至预定的温度。将工艺水蒸汽再加热以产生过热水蒸汽，并将其与含有能够被脱氢的烃的进料流在进入脱氢反应器之前合并。净结果是与满足反应器中水蒸汽/油比例所需要的水蒸汽比较，可以得到更多的过热水蒸汽用于传热。
也提供了用于通过乙苯的催化脱氢制备苯乙烯的系统。
可以在1.0以下的水蒸汽/油比下操作这里有益地描述的方法和系统，同时需要过热水蒸汽的温度足够低以避免对用于水蒸汽过热器加热炉和传输管线(即，用于将过热水蒸汽从水蒸汽过热器加热炉传递至热交换器和反应器并返回水蒸汽过热器的连接管道)的专用冶金技术的需要。该方案也可以在更高水蒸汽/油质量比使用。
附图简述
下面参考附图描述多个实施方案，其中：
图1是用于对化学转化过程的工艺流提供显热的方法的示意性流程图；
图2是用于由乙苯制备苯乙烯的系统和方法的示意性流程图；并且，
图2A是由乙苯制备苯乙烯的系统和方法的备选实施方案的示意性流程图。
图3是示出了通过使用EB/SM分离塔的冷凝器系统汽化进料的示意性流程图。
优选实施方案详述
参看图1，示出了一种用于对化学转化过程的工艺流提供显热的方法。该方法使用传热流体。用于这里描述的化学转化过程的优选传热流体是水蒸汽。
传热流体流11在过热步骤12中过热以产生过热的传热流体13。之后在传热步骤14中将热量从过热的传热流体传递至化学转化过程的工艺流，所述工艺流含有一种或多种反应物化学品。来自传热步骤14的流出物是废传热流体流15。
任选地，可以将废传热流体流15的部分16取出并送至其它工艺。同样任选地，可以将废传热流体流15的部分17取出并通过传统增压步骤(未画出)再循环至过热步骤12。如图1中所示的方法10包括一个框出区N，所述框出区N包括过热步骤12和传热步骤14。然而，在其它实施方案中，本发明的方法可以包括用本领域内已知的任意方式结合的多个框出区N。简而言之，方法10可以包括可以包括多个过热步骤12和传热步骤14。可以在相同的或不同的设备单元中重复步骤12和14。备选地，可以在没有框出区N的情况下进行方法10。
在分流步骤18中将废传热流体流15的至少一部分分流为第一部分19和第二部分22。将第一部分19送至步骤20，在步骤20中将传热流体流加压。可以通过机械压缩器或本领域内已知的任意其它装置进行加压步骤。优选的压缩机是使用压缩流体的热压缩机。例如，将高压压缩水蒸汽引入热压缩机以将在相对较低压力下的废传热水蒸汽15的第一部分19加压。之后将压缩水蒸汽21(包括作为废水蒸汽引入的水蒸汽和作为压缩水蒸汽引入的水蒸汽)再循环至过热步骤12中并再加热。调节压缩水蒸汽的量以补偿从系统中取出的水蒸汽。
将废传热流体15的第二部分22引入化学转化过程的工艺流C。任选地，可以将传热流体的第二部分22在第二过热步骤23中再加热。在下面描述的脱氢过程中有益地使用这里描述的方法。
本脱氢过程涉及通过相应的烃脱氢的方式制备烯烃。使用水蒸汽作为稀释剂并提供用于吸热的脱氢反应的热量的部分来源。优选地，使用两个反应器。备选地，反应器可以是轴向流或径向流或平行流反应器。这种反应器是本领域内已知的。
虽然这里的方法和系统可以用于使用水蒸汽作为稀释剂和传热介质的任意脱氢过程，但这里描述的技术对于由乙苯制备苯乙烯是尤其有益的，并且在这里描述了将其用于苯乙烯制备。可以使用本发明的其它过程包括由乙基甲苯制备乙烯基甲苯、丙烷脱氢为丙烯、以及丁烷脱氢为C4化合物如1-丁烯、2-丁烯或丁二烯。
应理解，为了易于对其说明，在附图中省略了一些装置如阀、管道、指示器和控制器等，并且这些装置的适当安置被认为在本领域技术人员能力所及范围内。
现在参看图2，用于脱氢系统100的进料F包含乙苯和初始水蒸汽。对于共沸组成的进料，进料的水蒸汽与油(“S/O”)的比例不超过约1.0，优选地约0.45至0.55，更优选约0.49至约0.51。
具有共沸组成的进料的益处是乙苯-水非均相共沸物在693毫米汞柱绝对压力的典型操作压力下在约92℃下沸腾，它低于水或乙苯在那个压力下的沸点。因此，进料的汽化变得更为方便。可以通过来自乙苯/苯乙烯单体分离塔(“EB/SM分离塔”)的冷凝系统的传热获得进料的汽化。
现在参看图3，EB/SM分离塔D-1是传统的蒸馏塔，在其中将来自脱氢系统100的粗苯乙烯产物P分离为富含苯乙烯单体的流SM和乙苯EB、较轻组分、以及低浓度的SM的塔顶馏分。通过使用乙苯/水进料混合物作为冷却剂将塔顶馏分在冷凝器C-1中部分冷凝，从而传热至进料F并且汽化进料F。进料的水组分可以来自任意合适来源，如工艺水。将塔底流分为通过再沸器H-5的再循环流，以及富含苯乙烯单体的产物流SM。可以有附加的冷凝器以除去一些热量。例如，可以将热量除去到冷却水中。
再次参看图2，在大约92℃下从冷凝器C-1排出的进料F，通过管线101流至进料流出物换热器E-1，在这里进料被加热至约500℃至约560℃，并通过管线103流动，由此将其与过热水蒸汽的流130合并。流130处于约800℃至约860℃的温度下并且按该比例与进料F混合以便在催化剂开始发挥作用时将具有约600℃至约620℃的温度的反应物工艺流102提供至反应器R-1。反应器R-1包括与其相关的热交换器H-3，其中将热量从在约800℃至约920℃的温度下的过热水蒸汽的流126传递至反应物流102。热交换器H-3优选地是逆流热交换器，并且可以在反应容器R-1内部或在反应容器R-1(没有显示)外部。对工艺流102提供足够的热量以实现乙苯组分脱氢。典型地，乙苯的脱氢在约610℃至约650℃的入口温度下进行，虽然在这个范围之外的温度也可能是合适的。因为将水蒸汽加入进料，可以在约0.8至约1.7，优选地不超过1.15，更优选在0.90以下的S/O比的范围内进行脱氢反应。反应器R-1可以是单床或多床反应器。优选地反应器R-1是传统的径向流反应器，虽然备选地可以使用平行流反应器或轴向流反应器。在反应器R-1中可以使用催化有效量的传统催化剂如基于氧化铁的催化剂。对于本领域技术人员合适的催化剂是已知的。
从热交换器H-3排出的热工艺流104优选地在约610℃至约650℃的温度下。进料的至少一些乙苯组分在反应器R-1中经历脱氢产生苯乙烯和氢气。反应器R-1中含有一些苯乙烯的流出物106，在约550℃至约580℃的温度下排出并被引入与反应器R-1相同型号的第二反应器R-2。工艺流106穿过热交换器H-4，在这里它被过热水蒸汽流118加热至约610℃至约650℃的反应温度。热工艺流108经历进一步的反应。使用第二反应器R-2流出物流109预热进料流出物换热器E-1中的进料F。来自进料流出物换热器E-1的产物P含有粗苯乙烯和一些未反应的乙苯，以及一些较轻组分(例如，氢气)并且将其冷却并部分冷凝，并且接下来将液体送至EB/SM分离塔D-1(图3)用于进一步提纯。
通过管线110将主水蒸汽S引入系统中以补偿满足总S/O比所需的水蒸汽量与EB/SM分离塔D-1的冷凝器C-1中汽化的水蒸汽量之间的差别。主水蒸汽S最初在约170℃至约190℃的温度下并且在约150至约160psia的压力下。阀50控制水蒸汽的加入。水蒸汽穿过加热区，如位于水蒸汽过热器H-1的对流段H-2中的对流盘管112，并且从对流盘管112排出进入管线114的主水蒸汽在约540℃至560℃的温度下并且在约130psia至约140psia的压力下。接下来将主水蒸汽送至热压缩机T-1并且将其作为压缩水蒸汽使用。热压缩机T-1是水蒸汽喷射式压缩机，它在约1.0至约2.5，优选地约1.6至约1.8的压缩比下运行，并且它将低压水蒸汽升压至更高压力。热压缩机是已知的，并且适合用于本发明的系统中的热压缩机可以商购自多个供应商，例如，新泽西州(New Jersey)多佛(Dover)的FoxValve Development Corp.和马萨诸塞州(Massachusetts)沃尔瑟姆福雷斯特(Waltham)的Artisan Industries Inc.。
通过管线122引入在约20至25psia并且在约570℃至约590℃的温度下的低压水蒸汽。来自热压缩机T-1的流出物116在约550℃至约570℃的温度下并且在约40psia至约50psia的压力下。之后将水蒸汽穿过辐射段炉管117引入水蒸汽过热器H-1的三个区中的一个。
水蒸汽过热器H-1可以是用于将高压水蒸汽加热至足以为脱氢反应提供足够热量的过热温度的电加热炉或燃烧气体和/或液体燃料的加热炉。这里描述的系统100的益处是可以操作水蒸汽过热器H-1以便提供温度不超过约927℃，并且优选地低于900℃，更优选低于890℃的流出物。在这种温度下操作水蒸汽过热器避免了对于使用高于927℃的温度所需的用于过热器H-1构造的昂贵特殊合金的需要。
优选地将过热器H-1分为三部分，以便在过热器的辐射区容纳三个管式炉管。
来自过热器的流出物流118将在约850℃至约900℃的温度下并且在约25psia至约35psia的压力下的水蒸汽运送至反应器R-2中的热交换器H-4，从而传热至反应物流106，所述反应物流106是来自反应器R-1的流出物。作为来自热交换器H-4的水蒸汽流出物流120在约570℃至约600℃的温度下并且在约24psia至28psia的压力下。将流120的第一部分，即，流122，再循环返回至热压缩机T-1，并且使流120的第二部分，即，流124，回流至水蒸汽过热器H-1辐射段炉管125。将流过管线124的部分水蒸汽在辐射段炉管125中加热并且通过管线126在约840℃至约860℃的温度下排出。之后将水蒸汽运送至与反应器R-1相关的热交换器H-3，在这里水蒸汽转移热量至反应物流102。
在约620℃至约640℃的温度下将水蒸汽从热交换器H-3排出，并且将其通过管线128运送返回至水蒸汽过热器H-1，这里它流过辐射段炉管129并且通过管线130在约840℃至约860℃的温度下并且在约12psia至约15psia的压力下作为过热水蒸汽排出。流过管线130的水蒸汽随后与来自管线103的汽化进料F混合，并且合并流102流过热交换器H-3并被引入反应器R-1中。
参见图2A，示出了类似于工艺100的备选工艺100A，区别在于以下：将流124、126和128去除；没有与反应器R-1相关的加热器H-3；直接将流130引入R-1；将流128从流120分出。
更具体地，将含有乙苯和水的汽化共沸混合物的进料流F在EB/SM分离塔D-1中以前面描述的方式汽化。将汽化并且加热了的进料流通过管线103输送并与过热水蒸汽流合并以提供流体流102。该流进入反应器R-1中的第一反应区，在这里它与脱氢催化剂接触并经历转化的第一阶段以产生至少一些苯乙烯。将流出物106从反应器R-1排出并将其在逆流热交换器H-4中加热并使其进入反应器R-2中的第二反应区。流体流与脱氢催化剂接触并经历第二阶段转化以产生含有苯乙烯的流108，所述流108通过出口109离开反应器。在进料流出物换热器E-1中用排出物流109预热进料流F。在进料流出物换热器E-1中使用第二反应器R-2流出物流109预热进料F。来自进料流出物换热器E-1的产物P含有粗苯乙烯和一些未反应的乙苯，以及一些较轻组分(例如，氢气)并将其冷却并部分冷凝，并且之后将液体送至EB/SM分离塔D-1(图3)用于进一步提纯。
将过热水蒸汽的流通过管线118循环至逆流热交换器H-4以提供向流出物流106传递的热量。将通过管线120从热交换器H-4排出的废水蒸汽分为第一部分122和第二部分128。将废水蒸汽的第一部分122送至热压缩机T-1。通过过热器H-1，经由对流盘管112，将主水蒸汽S的流体114送去通过热压缩机以将第一部分122加压。之后在水蒸汽过热器H-1中将来自热压缩机T-1的流出物116加热以提供流118，将所述流118循环返回至热交换器H-4。
将第二部分128废水蒸汽送至水蒸汽过热器H-1，在这里将其通过盘管129再加热。之后将从水蒸汽过热器排出的过热水蒸汽130与进料流合并，并将其送至反应器R-1。
实施例1
下面在以下预示实施例中举例说明本发明的特征，其中参考图2中所示的系统中的数字标记。
提供162，648千克/小时的进料流F。进料流含有具有0.493的S/O比的乙苯和水的汽化共沸混合物。被汽化并且被加热的进料流103在549℃的温度下并且在11.1psia的压力下。将进料流与849℃和13psia下的44，343千克/小时的过热水蒸汽(130)合并，以提供206，991千克/小时的S/O比为0.9的流体流102。将该流在逆流热交换器H-3中加热并使其在650℃和7.77psia下进入反应器R-1中的第一反应区，在这里它与脱氢催化剂接触并经历转化的第一阶段以产生至少一些苯乙烯。在560℃和6.95psia下将流出物106从反应器R-1排出，并将其在逆流热交换器H-4中加热并使其在650℃下进入反应器R-2中的第二反应区。流体流与脱氢催化剂接触并经历第二阶段转化以产生含有苯乙烯的产物流。
将管线118中889℃和31psia下的66，511千克/小时过热水蒸汽流循环至逆流热交换器H-4以提供向流出物流106传递的热量。将从热交换器H-4排出的废水蒸汽分为22，168千克/小时的第一部分122和44，343千克/小时的第二部分124。将583℃和24.5psia下的废水蒸汽的第一部分122送至热压缩机(T-1)。将管线114中的549℃和131psia下的44，343千克/小时主水蒸汽流送去通过热压缩机以将第一部分122加压。来自热压缩机的66，511千克/小时水蒸汽流出物的管线116在559℃和40.75psia下，相当于1.66的压缩比。之后将流出物116在水蒸汽过热器H-1中加热以提供循环返回至热交换器H-4的流118。
将44，343千克/小时废水蒸汽的第二部分124在水蒸汽过热器H-1中加热。将来自过热器的流出物126送至850℃和22.25psia的热交换器H-3以提供向流体流102传递的热量。在631℃和18.74psia下将废水蒸汽128从热交换器H-3排出并将其送至水蒸汽过热器H-1，在这里将其再加热至850℃的温度。接下来将从水蒸汽过热器排出的过热水蒸汽130与进料流合并，并将其送至反应器R-1。
穿过两个反应器的乙苯的总转化率是约62.5％，而苯乙烯的摩尔选择性为约94.1％。
实施例2
下面在以下预示实施例中举例说明本发明的特征，其中参考图2A中所示的系统中的数字标记。
提供193，775千克/小时的进料流F。进料流含有具有0.493的S/O比的乙苯和水的汽化共沸混合物。被汽化并且被加热的进料流103在537℃的温度下并且在10.8psia的压力下。将进料流与890℃和10psia下的65，803千克/小时的过热水蒸汽130合并以提供259，576千克/小时的S/O比为1.0的流体流102。该流在620℃和8.2psia下进入反应器R-1中的第一反应区，在这里它与脱氢催化剂接触并经历转化的第一阶段以产生至少一些苯乙烯。在534℃和7.3psia下将流出物106从反应器R-1排出，并将其在逆流热交换器H-4中加热并使其在625℃下进入反应器R-2中的第二反应区。流体流与脱氢催化剂接触并经历第二阶段转化以产生含有苯乙烯的产物流。
将887℃和23psia下的84，438千克/小时的过热水蒸汽流118循环至逆流热交换器H-4以提供向流出物流106传递的热量。将从热交换器H-4排出的废水蒸汽分为18，636千克/小时的第一部分122和65，802千克/小时的第二部分128。将581℃和17.6psia下的废水蒸汽的第一部分122送至热压缩机T-1。将700℃和133psia下的65，802千克/小时主水蒸汽的流体114送去通过热压缩机以将第一部分122加压。来自热压缩机的84，438千克/小时水蒸汽的流出物116在673℃和30.7psia下，相当于1.7的压缩比。之后将流出物116在水蒸汽过热器H-1中加热以提供循环返回至热交换器H-4的流118。
将65，802千克/小时废水蒸汽的第二部分128送至水蒸汽过热器H-1，在这里它达到890℃的温度。接下来将从水蒸汽过热器排出的过热水蒸汽130与进料流合并，并将其送至反应器R-1。
穿过两个反应器的乙苯的总转化率是约62.5％，而苯乙烯的摩尔选择性为约94.3％。
实施例3
下面在以下预示实施例中举例说明本发明的特征，其中参考图2中所示的系统中的数字标记。
提供159，226千克/小时的进料流F。进料流含有具有0.493的S/O比的乙苯和水的汽化共沸混合物。汽化并且被加热的进料流103在531℃的温度下并且在10.6psia的压力下。将进料流与852℃和10.2psia的70，087千克/小时的过热水蒸汽130合并以提供229，312千克/小时的S/O比为1.15的流体流104。该流在621℃和8.0psia下进入反应器R-1中的第一反应区，在这里它与脱氢催化剂接触并经历转化的第一阶段以产生至少一些苯乙烯。在540℃和7.1psia下将流出物106从反应器R-1排出，并将其在逆流热交换器H-4中加热并使其在626℃下进入反应器R-2中的第二反应区。流体流与脱氢催化剂接触并经历第二阶段转化以产生含有苯乙烯的产物流。
将794℃和21psia的106，646千克/小时的过热水蒸汽流118循环至逆流热交换器H-4以提供向流出物流106传递的热量。将从热交换器H-4排出的废水蒸汽分为36，560千克/小时的第一部分122和70，087千克/小时的第二部分128。将587℃和17.8psia的废水蒸汽的第一部分122送至热压缩机T-1。将700℃和133psia的70，086千克/小时主水蒸汽流114送去通过热压缩机以将第一部分122加压。来自热压缩机的106，646千克/小时水蒸汽的流出物116在661℃和30.7psia下，相当于1.7的压缩比。之后将流出物116在水蒸汽过热器H-1中加热以提供循环返回至热交换器H-4的流118。
将70，087千克/小时废水蒸汽的第二部分128送至水蒸汽过热器H-1，在这里将其再加热至852℃的温度。接下来将从水蒸汽过热器排出的过热水蒸汽130与进料流F合并，并将其送至反应器R-1。
穿过两个反应器的乙苯的总转化率是约62.6％，而苯乙烯的摩尔选择性为约94.9％。
实施例3具有比实施例2高的水蒸汽消耗量。然而，对于实施例3，即使当催化剂结束工作时，流118也低于815°。因此，建造该管线的材料可以用304H不锈钢代替一些更昂贵的材料如合金800H。在实施例3中，使用合金800H管道的当前总成本是大约$900,000。相比之下，使用304H不锈钢的当前总成本是$230,000。通过在实施例3中使用新的流程，单管道材料净节约$670,000。
虽然上面的描述含有很多细节，但不应将这些细节理解为对本发明范围的限制，而是仅作为其优选实施方案的例证。本领域技术人员将预见如通过所附的权利要求所定义的本发明的范围和主旨内的很多其它可能方案。

Claims (23)

1.一种用于对化学转化工艺流提供热量的方法，所述化学转化工艺流含有至少一种化学反应物，所述方法包括以下步骤：
a)使传热流体过热；
b)将来自过热的传热流体的热量传递至工艺流；
c)将至少部分所述传热流体分流为第一部分和第二部分；
d)将传热流体的第一部分加压；
e)将加压的传热流体的第一部分再循环至过热步骤(a)中；以及
f)将所述传热流体的第二部分引入到所述工艺流中。
2.权利要求1所述的方法，所述方法还包括以下步骤：在所述传热步骤(b)之后并且在所述分流步骤(c)之前，至少取出所述传热流体的第三部分。
3.权利要求1所述的方法，其中将所述再循环步骤进行多次。
4.权利要求1所述的方法，所述方法还包括以下步骤：在步骤(f)之前，使传热流体的第二部分过热。
5.权利要求1所述的方法，所述方法还包括以下步骤：在步骤(f)之前，使传热流体的第二部分过热。
6.权利要求1所述的方法，其中所述将传热流体的第一部分加压的步骤(d)包括：将传热流体的第一部分引入到热压缩机中，并将压缩流体引入到所述热压缩机中，所述压缩流体的压力高于传热流体的第一部分的压力。
7.权利要求6所述的方法，其中所述传热流体和压缩流体是水蒸汽。
8.权利要求1所述的方法，其中所述传热流体是水蒸汽。
9.权利要求8所述的方法，其中化学转化工艺包括脱氢，并且所述化学反应物是选自乙苯、乙基甲苯、丙烷和丁烷中的化合物。
10.权利要求9所述的方法，其中所述化学转化工艺包括：通过使乙苯脱氢而制备苯乙烯。
11.一种通过烃的催化脱氢而制备烯烃的方法，所述方法包括：
a)在加热器中使水蒸汽进料流过热，所述加热器包括多个加热区；
b)将来自过热水蒸汽的热量传递至工艺流，所述工艺流包含水蒸汽稀释剂和所述烃，所述热量足以在反应区中实现所述烃的至少一部分的催化脱氢，其中在传递所述热量之后，所述过热水蒸汽变成废水蒸汽；
c)将所述废流分流为第一部分和第二部分；
d)将所述废水蒸汽的第一部分加压；
e)将加压的所述废水蒸汽的第一部分再循环至所述加热器中的第一加热区；
f)将第二部分再循环到所述加热器的不同区域至该加热器内的第二加热区；
g)加热所述废水蒸汽的第二部分，以在第二加热区中再生过热水蒸汽；以及
h)将所述过热水蒸汽的至少一部分与所述工艺流合并。
12.权利要求11所述的方法，其中在与所述反应区相关的至少一个热交换器中进行所述传热步骤。
13.权利要求11所述的方法，其中所述将废水蒸汽的一部分加压的步骤包括：
将废水蒸汽的所述一部分引入到热压缩机中，并且
将压缩水蒸汽引入到所述热压缩机中，所述压缩水蒸汽的压力高于所述废水蒸汽的压力。
14.权利要求13所述的方法，其中所制备的烯烃是苯乙烯，并且所述烃是乙苯。
15.权利要求11所述的方法，其中所制备的烯烃是苯乙烯，并且所述烃是乙苯。
16.一种用于制备苯乙烯的方法，所述方法在反应区中通过使水蒸汽和乙苯的混合物与脱氢催化剂在脱氢反应温度下接触而进行，所述混合物具有一定的水蒸汽/油质量比，其中改进包括：
将足够的水蒸汽稀释剂与乙苯合并，以使所述水蒸汽/油质量比降低至不超过1.0；
其中使用温度低于815℃的过热水蒸汽传递足以使所述乙苯和水蒸汽稀释剂上升至所述反应温度的热量，并且其中将所述过热水蒸汽的至少一部分与所述乙苯合并，以提供所述水蒸汽稀释剂的至少一部分。
17.权利要求16所述的方法，其中将废水蒸汽输送至加热器中以再生过热水蒸汽，所述废水蒸汽是由于对所述乙苯和水蒸汽稀释剂的传热而产生的。
18.权利要求17所述的方法，其中将所述废水蒸汽分流为两部分，至少一部分在热压缩机中被加压。
19.一种通过乙苯的催化脱氢而制备苯乙烯的方法，所述方法包括：
a)至少提供第一反应区和第二反应区，每个反应区具有与其相关的催化有效量的脱氢催化剂；
b)提供具有多个加热区的加热炉；
c)提供进料流，所述进料流含有水和乙苯的汽化混合物，所述汽化混合物具有不超过约0.5的水蒸汽/油重量比；
d)将所述进料流与过热水蒸汽的第一流合并，以提供水蒸汽/油重量比不超过约1.0的流体流；
e)在第一反应区中，使所述流体流与所述脱氢催化剂在脱氢反应条件下接触，以提供第一流出物；
f)在与第二反应区相关的传热区中，将来自过热水蒸汽的第二流的热量传递至第一流出物，在将过热水蒸汽的第二流的热量传递至第一流出物之后，过热水蒸汽的第二流变成废水蒸汽流；
g)在第二反应区中，使被加热的第一流出物与脱氢催化剂在脱氢反应条件下接触，以提供含有苯乙烯的产物流；
h)将所述废水蒸汽流分流为第一部分和第二部分；
i)将废水蒸汽的第一部分加压；
j)在所述加热炉内的第一加热区中将加压的废水蒸汽的第一部分加热，以提供过热水蒸汽的第二流，所述过热水蒸汽的第二流向上游再循环至与第二反应区相关的传热区；
k)在所述加热炉内的第二加热区中加热所述废水蒸汽的第二部分，以提供过热水蒸汽的第一流。
20.权利要求19所述的方法，所述方法还包括：
在所述加热炉内的第二加热区中加热废水蒸汽的第二部分，以提供过热水蒸汽的第三流；
在与第一反应区相关的加热区中，将来自过热水蒸汽的第三流的热量传递至所述流体流，在将过热水蒸汽的第三流的热量传递至所述流体流之后，过热水蒸汽的第三流变成废水蒸汽的第二流；
在所述加热炉内的第三加热区中，将废水蒸汽的第二流加热以提供过热水蒸汽的第一流，所述过热水蒸汽的第一流与所述进料合并。
21.权利要求19所述的方法，其中所述将废水蒸汽的第一部分加压的步骤包括：将废水蒸汽的该部分引入到热压缩机中，并将压缩水蒸汽引入到所述热压缩机中，所述压缩水蒸汽的压力高于所述废水蒸汽的压力。
22.权利要求19所述的方法，其中将所述含有苯乙烯的产物流分离成含有提纯的苯乙烯的第一组分和含有乙苯的第二组分。
23.权利要求19所述的方法，其中所述水蒸汽/油比不高于约1.15，并且所述过热水蒸汽的温度不超过约815℃。
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