CN104995157A - 在通过乙苯的脱氢生产苯乙烯的过程中减少能量消耗的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及用于增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的改进的方法和系统，其中例如乙苯的烷基芳烃被脱氢以生产例如苯乙烯的链烯基芳烃。所公开的方法比目前已知的用于制造苯乙烯的方法更加节能且更加节约成本。所述方法和系统有利地利用以串联和/或并联构造设置的多个再加热交换器，其造成能量消耗的减少和因此造成使用成本的节约，而且减少苯乙烯制造工厂的投资成本。

Description

在通过乙苯的脱氢生产苯乙烯的过程中减少能量消耗的方法
技术领域
本发明涉及通过乙苯的脱氢生产苯乙烯的改进的方法和系统，其比目前已知的用于制造苯乙烯的方法更加节能且更加节约成本。因此，相比于在工业中目前实施的技术，这些方法和系统非常有利地导致能量消耗的减少，并因此导致使用成本的节约，而且减少苯乙烯制造工厂的投资成本。
背景技术
苯乙烯是用于制造大量材料的基本的基础材料。其用于制造聚苯乙烯、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯、聚酯树脂、合成橡胶以及大量其他产品。
通过乙苯(EB)的脱氢生产苯乙烯通常通过将乙苯与蒸汽混合并使混合物经过在升高的温度(在入口处为600-650℃)下的脱氢催化剂填充床而进行。蒸汽用作脱氢反应系统中的稀释气体从而提供乙苯至苯乙烯(SM)的吸热反应所需的热。
用作稀释剂的蒸汽具有数种其他功能，例如，其提供用于脱氢所必须的热，减少反应物的分压，去除催化剂上以一氧化碳形式存在的碳，一氧化碳随后通过水煤气变换反应转化成二氧化碳。困难的是从蒸汽中回收未用于反应中的热，而且当使用大体积的蒸汽时大量的热仍然未被回收。在乙苯的脱氢中使用的蒸汽的量的减少是对工艺经济性的极其需要的益处，已经做出了数种尝试以达到这个目的。
当前通过乙苯的脱氢生产苯乙烯的方法利用不小于0.8kg蒸汽/kg乙苯以使反应器进料达到所需的温度，并再次加热反应器之间的流出物，需要反应器之间的流出物是因为乙苯的脱氢高度吸热。此蒸汽的最小量必须保持低于899℃的蒸汽温度，899℃为用于制造高温加工设备和传输管线的标准材料如合金800H的最大容许温度。将蒸汽/乙苯比例减少至小于0.8kg/kg摩尔则要求使用非常昂贵的合金，这些合金并未被证实可用于苯乙烯。
在通过乙苯的脱氢生产苯乙烯的工艺中避免高蒸汽温度的替代方法在本领域中是已知的。例如，美国专利号8,084,660公开了一种方法，所述方法通过将直接加热单元添加至具有再热器的脱氢工段而使苯乙烯工厂的新建的或现有的脱氢工段增加效率和/或扩大产能。直接加热单元设置在反应器之前或之后，且直接加热单元和再热器相对于彼此以并联设置操作。反应器流出物被转移至用于加热的直接加热单元和再热器两者。相比于仅通过再热器操作脱氢工段，通过添加的直接加热单元操作脱氢工段节约了能量。
美国专利申请公开号2010/0240940公开了一种通过乙苯的催化脱氢生产苯乙烯的方法，其以可以为1.0或低于1.0的蒸汽/油比例使用稀释蒸汽。该方法利用在高温工艺设备中使用特殊和昂贵冶金所需的那些温度以下的蒸汽过热器的出口处的蒸汽温度。此外，此公开依靠的构思是增加通过系统的加热蒸汽的流动而实际上不使用更多的蒸汽。这通过压缩机或蒸汽喷射器而再循环一部分加热蒸汽来实现。发明人似乎不倾向于选择压缩机，猜测是因为在超过600℃的温度下操作旋转设备的高成本和值得怀疑的可靠性。选择蒸汽喷射器要求以高压提供组成的加热蒸汽，而这在乙苯和苯乙烯生产设施整合的情况下是不可行和/或不经济的；鉴于乙苯工艺产生大量的低压蒸汽，苯乙烯工艺提供了用于此低压蒸汽的出口。对于目前绝大多数通过乙苯的脱氢生产的苯乙烯情况的确如此。
出于经济性原因，在工业中仍然需要可以通过利用小于约0.8kg蒸汽/kg乙苯的乙苯脱氢生产苯乙烯的方法和系统。
发明内容
本发明涉及一种利用加热蒸汽和进料蒸汽从而增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的方法。所述脱氢工段用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃。所述方法包括至少第一和第二脱氢反应器、包含烷基芳烃的进料流，其中第一反应器流出物在以相对于彼此串联或并联构造设置的两个或更多的再加热交换器中加热。所述两个或更多的再加热交换器位于所述第一和第二反应器之间，每个再加热交换器提供有独立的过热蒸汽流，并满足如下条件：(a)两个或更多的再加热交换器的过热蒸汽的蒸汽流速等于或小于在用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃的等效脱氢工段中的单一再加热交换器的过热蒸汽的蒸汽流速；和(b)两个或更多的再加热交换器的过热蒸汽的温度等于或小于单一再加热交换器要求的过热蒸汽的温度。
根据另一实施方案，本发明涉及一种利用加热蒸汽和进料蒸汽从而增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的方法。所述脱氢工段用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃。所述方法包括至少第一和第二脱氢反应器、包含烷基芳烃的进料流，其中第一反应器流出物在以相对于彼此串联或并联构造设置的两个或更多的再加热交换器中加热。所述再加热交换器位于第一和第二反应器之间，每个再加热交换器提供有独立的过热蒸汽流，使得提供至再加热交换器的过热蒸汽的入口温度小于提供了与两个或更多的再加热交换器相同的总再加热交换器负荷的单一再加热交换器所要求的过热蒸汽的入口温度。
根据另一实施方案，本发明涉及一种增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的方法。所述脱氢工段用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃。所述方法包括设置至少第一和第二脱氢反应器，包含所述烷基芳烃的进料流，其中第一反应器流出物在以相对于彼此串联设置的两个或更多的再加热交换器中加热，所述两个或更多的再加热交换器位于第一和第二反应器之间，且每个再加热交换器提供有独立的过热蒸汽流，其中(a)加热蒸汽与乙苯的比例等于或小于在用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃的等效脱氢工段的单一再加热交换器中的加热蒸汽与乙苯的比例；和(b)供应至两个或更多的再加热交换器的每一个的加热蒸汽的温度等于或小于供应至提供了相同的总再加热负荷的单一再加热交换器的加热蒸汽的温度。
根据另一实施方案，本发明涉及一种利用加热蒸汽和进料蒸汽从而增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的系统。所述脱氢工段将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃。所述系统包括第一脱氢反应器和第二脱氢反应器R1和R2，其中来自第一反应器R1的流出物在相对于彼此以串联或并联构造设置的两个或更多的再加热交换器HB1和HB2中再加热，第一再加热交换器HB1与第一反应器R1流体连通，第二再加热交换器HB2与第二反应器R2流体连通，每个再加热交换器HB1和HB2提供有独立的过热蒸汽流，使得提供至再加热交换器HB1和HB2的过热蒸汽的入口温度小于提供了与所述两个或更多的再加热交换器相同的总再加热交换器负荷的单一再加热交换器HB所需的过热蒸汽的入口温度。
根据另一实施方案，本发明涉及一种利用加热蒸汽和进料蒸汽从而增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的系统。所述脱氢工段将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃。所述系统包括至少用于接收包含烷基芳烃的进料流的第一脱氢反应器和第二脱氢反应器R1和R2。来自第一反应器R1的流出物在相对于彼此以串联或并联构造设置并位于第一和第二反应器R1和R2之间的两个或更多的再加热交换器HB1和HB2中再加热，所述第一再加热交换器HB1与所述第一反应器R1流体连通，第二再加热交换器HB2与第二反应器R2流体连通，且每个再加热交换器HB1和HB2提供有独立的过热蒸汽流，并满足如下条件：(a)两个或更多的再加热交换器HB1和HB2的过热蒸汽的蒸汽流速等于或小于在用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃的等效脱氢工段中的单一再加热交换器HB的过热蒸汽的蒸汽流速；和(b)两个或更多的再加热交换器HB1和HB2的过热蒸汽的温度等于或小于单一再加热交换器HB要求的过热蒸汽的温度。
显著地，所要求保护的方法和系统提供了加热蒸汽流速的减少，而在通过乙苯的脱氢生产苯乙烯所需的再加热交换器的制造中不需要使用昂贵的合金。
在其经济影响方面，此处公开的改进的系统和方法能够实现例如相比于工业标准高达50％的蒸汽使用量的减少，以及高达25％的在反应器工段中所用的燃料量的减少。同样重要地，这些改进不需要本质上改变所述工艺。
附图说明
图1为现有技术中的通过乙苯的脱氢生产苯乙烯的系统和工艺的示意流程图。
图2为在本发明中的方法中所用的具有反应器进料预加热交换器和以串联设置的两个或更多的再加热交换器的系统的非限制性实施方案的示意流程图。
图3为在本发明中的方法中所用的具有以串联设置的两个或更多的再加热交换器的系统的非限制性实施方案的示意流程图。
图4a为堆叠的两个或更多的再加热交换器的示图。
图4b为堆叠的两个或更多的再加热交换器的俯视图。
图5为在本发明中的方法中所用的具有反应器进料预加热交换器和以并联构造设置的两个或更多的再加热交换器的系统的非限制性实施方案的示意流程图。
具体实施方式
本发明的工艺和系统通常包括在链烯基芳烃生产设施(例如苯乙烯工厂)的脱氢工段中用于加热反应物所需的蒸汽量的减少和相应的能量的减少。
根据本发明的实施方案通过在相对于彼此串联设置的至少两个再加热交换器之间分开再加热交换器负荷来获得通过乙苯的脱氢生产苯乙烯所需的蒸汽量的减少(如图2和图3中所示)。根据本发明的另一实施方案，通过在相对于彼此以并联构造设置的至少两个再加热交换器之间分开再加热交换器负荷来获得通过乙苯的脱氢生产苯乙烯所需的蒸汽量的减少(如图5中所示)。另外，每个再加热交换器具有独立的过热蒸汽源。两个或更多的再加热交换器束可以容纳在独立的壳体中(如图2和图3中所示)，或容纳在由公用通道分开的单一壳体中(如图4a中所示)。
在烷基芳烃(如乙苯)的脱氢工艺中使用的典型的再加热交换器为具有通过在两端的管板容纳就位的管束(即多个独立的、未连接的管)的壳管式再加热交换器，其中通过多个隔板迫使壳侧流体(例如过热蒸汽)流动穿过管束。为了此公开的目的，在现有技术的用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃的系统和装置中所用的典型的再加热交换器将被称为单一再加热交换器。
然而，在本发明的方法和系统中，相对于彼此以串联或并联构造设置的两个或更多的再加热交换器可以为自立式单元或可以以径向对称的堆对齐并通过空的圆柱形通道相互连接，如图4中所示。相对于串联的自立式交换器，优选堆叠的交换器排列。在交换器堆中相邻的壳体可以具有相同或不同的直径，尽管对于全部壳体和通道优选使用相同的直径。
本领域技术人员将理解在本发明所要保护的相对于彼此以串联或并联构造设置的两个或更多的再加热交换器之间分开总再加热交换器负荷，每个再加热交换器供应有独立的过热蒸汽源。
上述的相对于彼此以串联或并联构造设置的两个或更多的再加热交换器的特征的替代方案例如同壳体两段式热交换器和独立的壳体仅为实施本发明的最佳方案，该最佳方案容易通过部件的形式、尺寸、排列和操作的细节而修改。
根据本发明的另一实施方案，通过包括反应器进料预加热交换器而获得通过乙苯的脱氢生产苯乙烯所需的蒸汽量的进一步减少，所述反应器进料预加热交换器从来自于相对于彼此以串联或并联构造设置的两个或更多的再加热交换器的蒸汽中提取额外的热，该额外的热在现有技术中通常从单一再加热交换器直接达到蒸汽过热器。反应器进料预加热交换器为在管侧上具有进料流而在壳体侧上具有加热蒸汽的壳管式，概念上类似于本发明所述的再加热交换器。可设想另外的反应器进料预加热交换器设计，但是优选壳管式。
必须供应至再加热交换器从而再加热反应器流出物的蒸汽的温度通过如下关系式给出：
T S = T R + α + Q F S · c PS
TS为供应至再加热交换器入口的蒸汽的温度，TR为进入再加热交换器的反应器流出物的温度，FS为经过再加热交换器的蒸汽的蒸汽流速。蒸汽流速(即FS)表示以单位质量/时间测得的蒸汽量。Q为再加热交换器负荷(即穿过再加热交换器的每单位时间的焓变化)，CPS为在再加热交换器的入口和出口处的蒸汽的平均热容，而α为冷端温差(即离开再加热交换器的蒸汽和进入再加热交换器的反应器流出物之间的温度差)，其与再加热交换器的尺寸有关(即再加热交换器越大，α越小，其中对于无限大的再加热交换器，α接近零)。
从上述关系式可以看出，随着降低的加热蒸汽的量FS，所需的蒸汽入口温度(Ts)增加。同样重要地，入口温度(Ts)随着再加热交换器负荷(Q)的减少而降低。因此，通过将所要保护的工艺的总再加热交换器负荷分成两部分，相比于提供相同的再加热交换器负荷的单一再加热交换器所需的蒸汽入口温度，相对于彼此串联操作的两个或更多的再加热交换器的每个独立的再加热交换器所需的蒸汽入口温度(Ts)降低。
再加热交换器“负荷”在本文中定义为每单位时间转移的热量(即热能)(例如kcal/hr、BTU/hr、兆瓦)。
图1表示通过乙苯的脱氢生产苯乙烯的系统和工艺的典型的示意流程图，而图2、3和5为在本文中描述的方法和系统中所用的改进的系统的非限制性实施方案的示意流程图。
反应发生在具有中间再加热步骤的串联的两个反应器中。以介于0.1和0.6之间的蒸汽与乙苯的重量比例包含乙苯和进料蒸汽的反应器进料通过来自于第二反应器的流出物RX2在进料流出物加热交换器HA中加热，参见例如图1-3。进料流出物加热交换器HA用作预加热器并加热进料流。进料流在混合槽M中与在过热器B中加热的额外的蒸汽(参见图1-3和5)混合至足够高的温度以使所得混合物达到适当的反应器入口温度，通常为约600至约650℃。出于说明的目的，用于帮助加热来自进料流出物热交换器HA的进料的蒸汽(即下游蒸汽)被称为加热蒸汽。而添加至进料流出物热交换器HA的上游的进料(即乙苯)的蒸汽(即上游蒸汽)将被称为进料蒸汽。
在图1中，加热蒸汽首先在主要过热器A中加热。加热蒸汽从主要过热器A引导至单一再加热交换器HB，在单一再加热交换器HB处加热蒸汽将其部分的热给予反应器流出物，然后反应器流出物进入第二反应器R2。
在目前的现有技术工艺(即图1)中，离开再加热交换器HB的加热蒸汽直接流至过热器B，在过热器B处加热蒸汽被再次加热，然后被添加至第一反应器R1的进料。在改进的过程中，例如，如图2中所示，离开再加热交换器HB2的蒸汽经过中间反应器进料预加热交换器HC，将其部分的热给予反应器进料从而加热进料，然后反应器进料在混合槽M中与加热蒸汽混合。这减少了加热蒸汽在过热器B中必须被加热达到的温度，或减少了以相同的B出口温度下所需的加热蒸汽的量。
虽然图2的反应器进料预加热交换器HC确实可以包括在当前的方案(即图1)中而不需要添加第二再加热交换器和第三蒸汽过热器(即A2)，但这种交换器会非常低效，因为在当前实施的工艺中离开再加热交换器HB的蒸汽温度仅稍高于离开进料流出物热交换器HA的反应器进料的温度。另一方面，在图2的改进的工艺方案中，离开第二再加热交换器HB2的蒸汽处于高得多的温度下，因为在此再加热交换器中完成了仅一部分的再加热交换器负荷。这使得有可能在将反应器进料添加至混合槽M之前将反应器进料加热至更高的温度。反应器进料预加热交换器HC可以或者位于混和槽M的上游(如图2中所示)，或位于其下游，在这些构造中相比于位于混和槽M的下游更优选位于混和槽M的上游。类似地，反应器进料预加热交换器HC可以从两个再加热交换器(即HB1和HB2)的任一个中接收蒸汽，优选的选项取决于它们中的哪个具有更高的蒸汽出口温度。最后，第一蒸汽过热器A2可以将过热的蒸汽或者提供至第一再加热交换器HB1(如图2和3中所示)，或者提供至第二再加热交换器HB2。优选将过热的蒸汽提供至第一再加热交换器HB1的构造，因为其产生了两个再加热交换器的最小结合尺寸。
在图2中所示的改进的工艺中，离开反应器进料预加热交换器HC的加热蒸汽在被输送至第一再加热交换器HB1之前被引导至蒸汽过热器A2，在蒸汽过热器A2处再加热加热蒸汽，在第一再加热交换器HB1处第一反应器R1流出物被加热至第一反应器出口的温度和第二反应器R2入口的温度之间的中间温度。在离开第一再加热交换器HB1后，加热蒸汽被引导至过热器B。
通常，在现有技术中已知的单一再加热交换器为具有管束的壳管式，如上文中更详细地描述。然而，图4a提供了如本发明中设想的两个或更多的再加热交换器的示图。所述两个或更多的热交换器可以为壳管式，并可以由容纳在圆柱形壳体中的独立的管束构成。所述两个或更多的再加热交换器可以为自立式的，或可以以径向对称堆设置并通过空的圆柱形通道相互连接(即不含管)。相对于串联的自立式交换器，优选堆叠的交换器排列。在交换器堆中相邻的壳体可以具有相同或不同的直径，但是对于全部壳体和通道优选使用相同的直径。不论再加热交换器容纳在单独壳体、由公用通道分开的单一壳体、堆叠的壳体、自立式壳体或它们的组合中，以串联或并联构造的每个再加热交换器具有独立的过热蒸汽源。此外，每个再加热交换器可以具有不同的蒸汽流速，这可以例如通过在紧邻过热器A2的上游添加更多的加热蒸汽而实现，或者通过使蒸汽绕过相对于彼此以串联或并联构造的两个或更多的再加热交换器的一个而实现。实质上，两个或更多的再加热交换器中的每一个的蒸汽流速可以相同或不同。
本领域技术人员将理解额外的加热蒸汽可以在一个或多个点处引入苯乙烯工厂的脱氢工段，例如在第二过热器(即A2)的入口和第一反应器的入口之间。
图4b为本发明中设想的堆叠的两个或更多的再加热交换器的仅一种管排列的俯视图。本领域技术人员可以适应其他管排列以用于本发明。
实施例1A
实施例1A显示在当前的现有技术的未经优化的工艺中的条件。
乙苯进料与进料流出物交换器HA的进料蒸汽(即上游蒸汽)混合。进料蒸汽与乙苯进料的重量比例为0.2。进料混合物通过来自于R2的流出物在HA的壳体侧上被加热至550℃，所述来自于R2的流出物以588℃的温度进入HA。
在HA的下游，进料混合物与在B中加热至826℃的温度的加热蒸汽(即下游蒸汽)结合。加热蒸汽的量相当于0.8kg/kg乙苯进料。所得的最终进料混合物以650℃的温度进入R1。一部分的乙苯在R1中转化成苯乙烯和其他副产物，所得流出物以561℃的温度离开R1。其随后在单一再加热交换器HB中再加热至650℃的温度。来自于过热器A的加热蒸汽以850℃的温度进入再加热交换器。通过热平衡，所得的加热蒸汽出口温度为607℃。加热蒸汽随后被引导至过热器B。
选择此实施例中的再加热交换器HA和HB的尺寸，使得来自于过热器A和B的蒸汽出口温度不超过合金800H的最大容许温度(根据规范为899℃)。此合金已经广泛地用于通过乙苯的脱氢生产苯乙烯的高温设备的制造中。
实施例1B
实施例1B显示实施本发明的上述三个实施方案中的两个实施方案的影响，特别地，包括相对于彼此串联的至少两个再加热交换器和第三过热器。在进行实施例1B的方法中使用的系统显示在图3中。
乙苯、进料蒸汽和加热蒸汽的流速与实施例1中相同，反应器温度(入口和出口)以及乙苯和离开再加热交换器HA的进料蒸汽的温度也相同。
与实施例1A相反，在相对于彼此以串联设置的两个再加热交换器HB1和HB2之间分开实施例1B的再加热交换器的负荷，其具有与实施例1A中的单一再加热交换器HB的表面积相同的总表面积。此外，实施例B1基于如下条件：以串联设置的两个或更多的再加热交换器的蒸汽流速(Fs)与单一再加热交换器相同。
然而，所公开的工艺设想如下情况：当以串联设置的两个或更多的再加热交换器的结合的负荷等于或大于单一再加热交换器时蒸汽流速(Fs)降低。在此情况下，相比于在相同的温度下操作的单一再加热交换器所需的过热蒸汽的量，串联的两个或更多的再加热交换器需要更少的过热蒸汽。
在实施例1B中，在第一再加热交换器(HB1)和第二再加热交换器(HB2)之间相等地分开面积，调节再加热交换器HB1的蒸汽温度使得总负荷的50％在此交换器中进行。应注意本发明公开的工艺不要求两个再加热交换器具有相同尺寸，也不要求它们进行相等部分的总体负荷。
考虑到再加热交换器HB1中的可用的表面积，所需的蒸汽入口温度(由A2供应)为756℃。蒸汽以633℃的温度离开HB1，在此束中的冷端温度温差α为72℃(在实施例1A的单一束再热器中α为46℃)
反应器流出物以606℃的温度离开HB1，并在HB2中使用源自过热器A的蒸汽再加热至650℃。在HB2中所需的蒸汽入口温度为799℃，蒸汽以678°的温度离开HB2(α为72℃，与HB1中相同)。由于不需要反应器进料过热器HC(在B的出口处的温度与实施例1A中相同，并完全在常规装置材料(如合金800H)的极限内)，离开HB2的蒸汽被直接输送至过热器A2。
由此可见，再加热反应器流出物所需的最大蒸汽温度基本上低于实施例1A的常规工艺中的最大蒸汽温度(在HB2中为51℃，低于HB1中的94℃)。另外，温度足够低以允许使用较便宜的不锈钢(例如304H)替代合金800H，减少了总投资成本。
实施例2A
在实施例2A中的工艺构造与实施例1A(参见图1)相同。乙苯流速、反应器温度和离开HA的乙苯和蒸汽的温度也相同，所用的蒸汽的总量也相同。主要区别在于进料蒸汽与乙苯的重量比例从0.2增加至0.5，加热蒸汽与乙苯的比例从0.8减少至0.5，然而，总蒸汽与乙苯的比例保持在1.0。这些比例代表在HA上游存在的热回收系统，其中使用来自通常被拒绝冷却水或空气的EB/SM分离塔的塔顶流出物蒸汽中包含的热共沸地蒸发乙苯和水的混合物。实际上，此类型的方案具有将苯乙烯工厂的反应工段中所需的蒸汽的净额减少约一半的潜力。
美国专利号4,628,136和7,922,980(其内容通过引用完全并入本文)描述了乙苯/苯乙烯分离塔的塔顶流出物用于蒸发乙苯和水的共沸混合物的工艺，如本文中实施例2A-2C和3中所提及。
随着进料蒸汽(即在HA的上游添加的蒸汽)增加至0.5kg/kg乙苯且加热蒸汽(即在HA的下游添加的蒸汽)减少至0.5kg/kg乙苯，使第一反应器R1入口温度达到650℃所需的加热蒸汽温度增加至981℃，远高于具有899℃的极限的常规合金800H能够处理的温度(如API和ASME规范所限定)。同样地，即使用无限大的再加热交换器，必须供应至HB的加热蒸汽的温度为946℃。与实施例1A中尺寸相同的再加热交换器需要968℃的蒸汽入口温度。这样的高温必须使用非常昂贵的合金。同样重要的是注意到苯乙烯工业并没有将所述合金用于大型设备和蒸汽传输管线的经验。因此，需要相当大的研发工作以成功地实施这种对冶金的显著的改变。
实施例2B
实施例2B与实施例2A(参见图1)相同，除了加热蒸汽(即HA的下游蒸汽)与乙苯的比例增加至0.8kg/kg乙苯，将总蒸汽与乙苯的比例升高至1.3kg/kg，即反应器蒸汽/EB(kg/kg)。这样做将过热器A和B的出口温度分别减少至854℃和860℃，这使得有可能以更高能量消耗的代价使用合金800H。
实施例2C
在此实施例中的工艺构造通过图2显示。乙苯和蒸汽流速与实施例2A中相同，反应器温度和离开HA的乙苯和蒸汽的温度也相同。
在此实施例中，两个再加热交换器HB1和HB2的总表面积与实施例1A中HB的表面积相同。为了最大化进入HC的蒸汽温度，在HB1中使用比在HB2中更多的表面积，即分别为总表面积的78％和22％。通过最大化进入HC的蒸汽温度，有可能更大程度地降低B蒸汽出口温度。
通过如上地在两个再加热交换器之间分开总面积，反应器流出物在HB1中被加热至619℃的温度，即，使反应器流出物达到650℃所需的总热输入的65％。HB1的入口处所需的蒸汽温度为849℃，完全低于合金800H的最大极限。在HB2中将反应器流出物从619℃加热至650℃所需的蒸汽入口温度为853℃。
离开HB2的加热蒸汽处于718℃，这足以在尺寸为再热器HB(图1)的一半的交换器中将HC中的乙苯和进料蒸汽的混合物从550℃加热至586℃。随着乙苯和进料蒸汽以此温度进入混合槽M，在R1的入口处将总混合物加热至650℃所需的蒸汽温度为868℃，比实施例2A中的温度冷100℃以上。通过增加HC的尺寸，所述温度可以进一步减少至839℃的最小值。
类似地，可以优化两个再加热交换器(HB1和HB2)的相对尺寸以减少总体投资成本。例如，通过将HB1和HB2的尺寸分别增加40％和25％，HB1可以完全由304H SS制得，304H SS比合金800H便宜得多。这会节省投资成本，尽管增加了HB1和HB2的结合尺寸。
将实施例2B与实施例2C进行比较，在实施例2C中的再加热交换器(双再热器，即相对于彼此以串联设置的两个或更多的再加热交换器)的负荷为105.8kcal/kg EB，而在实施例2B中(单一再热器)为106.7，明显的是改进的工艺使得反应器蒸汽需要量减少0.3kg/kg乙苯，而同时减少约20％的燃料消耗。
实施例3
当前阶段的乙苯脱氢催化剂可以在双反应器系统中在低至1.0kg/kg的总反应器蒸汽与乙苯的比例下操作。注意到更低的反应器蒸汽与乙苯的比例是可能的，但需要以串联操作的三个或更多的反应器。然而，由于反应器蒸汽与乙苯的比例低于1.0kg/kg，催化剂活性不足以提供充足的运行时长，且不足以实现经济可行的原材料消耗。通过催化剂的进一步进步，可能的是可以将反应器蒸汽与乙苯的比例的最小值减小至低至0.85kg/kg，而不会不利地影响运行时长或原材料消耗。
实施例3显示了本发明所要求保护的改进的工艺使得有可能利用这些催化剂的改进，而不需要求助于使用昂贵或未经证实的金属合金来制造关键设备，且不会损失通过共沸热回收提供的优点。
在此实施例中的工艺方案与实施例1B(图3)和2C(图2)中相同。主要区别在于加热蒸汽(即HA的下游蒸汽)与乙苯的比例从0.5减少至0.4kg/kg。
为了将蒸汽温度保持在低于899℃(即合金800H极限)，HB1和HC的表面积增加，而HB2的尺寸实际上稍微减少。使用实施例1A中的HB的表面积作为参照，HB1的表面积为0.9(实施例2C中为0.78)，HB2的表面积为0.25(实施例2C中为0.28)，HC的表面积为0.75(实施例2C中为0.5)。相应的过热器A、A2和B的出口温度分别为895℃、883℃和883℃。
表1总结了如上讨论的实施例的主要结果。Q(再加热交换器负荷)已经在前描述，而实施例1A-B、2A-C和3的HB、HB1、HB2和HC、Q的数据显示如下。额外地，实施例的吸收负荷(即吸收的Q)数据显示在表1中。吸收负荷是由过热蒸汽吸收的负荷(能量)。由燃料燃烧释放以加热蒸汽的能量大于吸收负荷，因为过热器不是100％有效。由于在现有技术中和本发明公开的方法中过热器效率相同，其遵循使用的燃料量与总吸收负荷直接成正比。
表1中的“反应器蒸汽”指的是本文如上所述的加热蒸汽和进料蒸汽的总和。“需要的净蒸汽”在不存在共沸热回收的情况下(即实施例1)等于反应器蒸汽。对于存在共沸热回收的情况(即实施例2A-C和3)，其等于加热蒸汽，因为进料蒸汽被认为是“没有”的。
表1：
尽管以上说明书含有许多细节，这些细节不应解释为本发明的范围的限制，而仅作为本发明的优选的实施方案的示例。本领域技术人员在由本发明所附的权利要求书所限定的本发明的范围和主题内可设想许多其他可能性。

Claims (54)

1.一种用于增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的方法，所述脱氢工段用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃，所述方法包括：
设置至少第一和第二脱氢反应器，
进料流，所述进料流包含所述烷基芳烃，
其中第一反应器流出物在相对于彼此以串联设置的两个或更多的再加热交换器中加热，所述两个或更多的再加热交换器位于第一和第二反应器之间，且每个再加热交换器提供有独立的过热蒸汽流，其中(a)所述两个或更多的再加热交换器的过热蒸汽的蒸汽流速等于或小于在用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃的等效脱氢工段中的单一再加热交换器的过热蒸汽的蒸汽流速；和(b)所述两个或更多的再加热交换器的过热蒸汽的温度等于或小于单一再加热交换器所需的过热蒸汽的温度。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述脱氢工段进一步包括反应器进料预加热交换器，所述反应器进料预加热交换器接收来自于所述两个或更多的再加热交换器中的一个的过热蒸汽。
3.根据权利要求1所述的方法，其中每个再加热交换器的独立的过热蒸汽流由独立的过热器提供。
4.根据权利要求2所述的方法，进一步包括在反应器进料预加热交换器的下游和/或上游添加的加热蒸汽。
5.根据权利要求1所述的方法，其中所述进料流在进入第一反应器之前由进料流出物热交换器中的第二反应器流出物加热。
6.根据权利要求5所述的方法，进一步包括进料蒸汽，所述进料蒸汽与所述进料流出物热交换器上游的进料流混合。
7.根据权利要求1所述的方法，其中所述脱氢工段包括至少3个独立的过热器。
8.根据权利要求1所述的方法，其中所述烷基芳烃为乙苯。
9.根据权利要求1所述的方法，其中所述链烯基芳烃为苯乙烯。
10.根据权利要求1所述的方法，其中所述独立的过热蒸汽流具有不大于由可用的ASME和API规范限定的合金800H的最大容许操作温度的温度。
11.根据权利要求1所述的方法，其中所述独立的过热蒸汽流具有不大于899℃的温度。
12.根据权利要求8所述的方法，其中加热蒸汽与乙苯的重量比例在0.40至0.80的范围内。
13.根据权利要求8所述的方法，其中进料蒸汽与乙苯的重量比例在0.10和0.60之间。
14.根据权利要求1所述的方法，其中两个或更多的再加热交换器为相对于彼此的并联构造。
15.一种用于增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的方法，所述脱氢工段用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃，所述方法包括：
设置至少第一和第二脱氢反应器，
进料流，所述进料流包含所述烷基芳烃，
其中所述第一反应器流出物在相对于彼此以串联设置的两个或更多的再加热交换器中加热，所述再加热交换器位于第一和第二反应器之间，且每个再加热交换器提供有独立的过热蒸汽流，使得提供至两个或更多的再加热交换器的所述过热蒸汽的入口温度小于提供了与以串联设置的两个或更多的再加热交换器相同的总再加热交换器负荷的单一再加热交换器所需的过热蒸汽的入口温度。
16.根据权利要求15所述的方法，其中所述脱氢工段进一步包括反应器进料预加热交换器，所述反应器进料预加热交换器接收来自于所述两个或更多的再加热交换器中的一个的过热蒸汽。
17.根据权利要求15所述的方法，其中每个再加热交换器的独立的过热蒸汽流由独立的过热器提供。
18.根据权利要求16所述的方法，进一步包括在反应器进料预加热交换器的下游和/或上游添加的加热蒸汽。
19.根据权利要求15所述的方法，其中所述进料流在进入第一反应器之前由进料流出物热交换器中的第二反应器流出物加热。
20.根据权利要求19所述的方法，进一步包括进料蒸汽，所述进料蒸汽与所述进料流出物热交换器上游的进料流混合。
21.根据权利要求15所述的方法，其中所述烷基芳烃为乙苯。
22.根据权利要求15所述的方法，其中所述链烯基芳烃为苯乙烯。
23.根据权利要求15所述的方法，其中所述独立的过热蒸汽流具有不大于由可用的ASME和API规范限定的合金800H的最大容许操作温度的温度。
24.根据权利要求15所述的方法，其中所述独立的过热蒸汽流具有不大于899℃的温度。
25.根据权利要求21所述的方法，其中加热蒸汽与乙苯的重量比例在0.40至0.80的范围内。
26.根据权利要求21所述的方法，其中进料蒸汽与乙苯的重量比例在0.10和0.60之间。
27.根据权利要求15所述的方法，其中两个或更多的再加热交换器为相对于彼此的并联构造。
28.一种在链烯基芳烃生产设施的脱氢工段中增加烷基芳烃至链烯基芳烃的脱氢效率的系统，所述系统包括用于接收包含烷基芳烃的进料流的第一脱氢反应器和第二脱氢反应器，其中来自于第一反应器的流出物在相对于彼此以串联设置并位于第一和第二反应器之间的两个或更多的再加热交换器中再加热，所述两个或更多的再加热交换器的第一再加热交换器与第一反应器流体连通，所述两个或更多的再加热交换器的第二再加热交换器与第二反应器流体连通，且每个再加热交换器提供有独立的过热蒸汽流，使得提供至再加热交换器的过热蒸汽的入口温度小于提供了与以串联设置的两个或更多的再加热交换器相同的总再加热交换器负荷的单一再加热交换器所需的过热蒸汽的入口温度。
29.根据权利要求28所述的系统，其中所述脱氢工段进一步包括反应器进料预加热交换器，所述反应器进料预加热交换器与两个或更多的再加热交换器中的至少一个流体连通。
30.根据权利要求28所述的系统，其中两个或更多的再加热交换器的每个再加热交换器的独立的过热蒸汽流由独立的过热器提供。
31.根据权利要求29所述的系统，进一步包括在反应器进料预加热交换器的下游和/或上游添加的加热蒸汽。
32.根据权利要求28所述的系统，其中所述进料流在进入第一反应器之前由进料流出物热交换器中的第二反应器流出物加热。
33.根据权利要求32所述的系统，进一步包括进料蒸汽，所述进料蒸汽与所述进料流出物热交换器上游的进料流混合。
34.根据权利要求28所述的系统，其中所述烷基芳烃为乙苯。
35.根据权利要求28所述的系统，其中所述链烯基芳烃为苯乙烯。
36.根据权利要求28所述的系统，其中所述独立的过热蒸汽流具有不大于由可用的ASME和API规范限定的合金800H的最大容许操作温度的温度。
37.根据权利要求28所述的系统，其中所述独立的过热蒸汽流具有不大于899℃的温度。
38.根据权利要求34所述的系统，其中加热蒸汽与乙苯的重量比例在0.40至0.80的范围内。
39.根据权利要求34所述的系统，其中进料蒸汽与乙苯的重量比例在0.10和0.60之间。
40.根据权利要求28所述的系统，其中两个或更多的再加热交换器为相对于彼此的并联构造。
41.一种在链烯基芳烃生产设施的脱氢工段中增加烷基芳烃至链烯基芳烃的脱氢效率的系统，所述系统包括用于接收包含所述烷基芳烃的进料流的第一脱氢反应器和第二脱氢反应器，其中来自于第一反应器的流出物在相对于彼此以串联设置并位于第一和第二反应器之间的两个或更多的再加热交换器中再加热，两个或更多的再加热交换器的第一个与第一反应器流体连通，两个或更多的再加热交换器的第二个与第二反应器流体连通，且每个再加热交换器提供有独立的过热蒸汽流，其中(a)两个或更多的再加热交换器的过热蒸汽的蒸汽流速等于或小于用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃的等效脱氢工段中的单一再加热交换器的过热蒸汽的蒸汽流速；和(b)两个或更多的再加热交换器的过热蒸汽的温度等于或小于单一再加热交换器所需的过热蒸汽的温度。
42.根据权利要求41所述的系统，其中所述脱氢工段进一步包括反应器进料预加热交换器，所述反应器进料预加热交换器与两个或更多的再加热交换器中的至少一个流体连通。
43.根据权利要求41所述的系统，其中两个或更多的再加热交换器的每个再加热交换器的独立的过热蒸汽流由独立的过热器提供。
44.根据权利要求42所述的系统，进一步包括在反应器进料预加热交换器的下游和/或上游添加的加热蒸汽。
45.根据权利要求41所述的系统，其中所述进料流在进入第一反应器之前由进料流出物热交换器中的第二反应器流出物加热。
46.根据权利要求45所述的系统，进一步包括进料蒸汽，所述进料蒸汽与所述进料流出物热交换器上游的进料流混合。
47.根据权利要求41所述的系统，其中所述烷基芳烃为乙苯。
48.根据权利要求41所述的系统，其中所述链烯基芳烃为苯乙烯。
49.根据权利要求41所述的系统，其中所述独立的过热蒸汽流具有不大于由可用的ASME和API规范限定的合金800H的最大容许操作温度的温度。
50.根据权利要求41所述的系统，其中所述独立的过热蒸汽流具有不大于899℃的温度。
51.根据权利要求47所述的系统，其中加热蒸汽与乙苯的重量比例在0.40至0.80的范围内。
52.根据权利要求47所述的系统，其中进料蒸汽与乙苯的重量比例在0.10和0.60之间。
53.根据权利要求41所述的系统，其中两个或更多的再加热交换器为相对于彼此的并联构造。
54.一种用于增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的方法，所述脱氢工段用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃，所述方法包括：
设置至少第一和第二脱氢反应器，
进料流，所述进料流包含所述烷基芳烃，
其中第一反应器流出物在以相对于彼此串联设置的两个或更多的再加热交换器中加热，所述两个或更多的再加热交换器位于第一和第二反应器之间，且每个再加热交换器提供有独立的过热蒸汽流，其中(a)加热蒸汽与乙苯的比例等于或小于在用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃的等效脱氢工段的单一再加热交换器中的加热蒸汽与乙苯的比例；和(b)供应至两个或更多的再加热交换器的每一个的加热蒸汽的温度等于或小于供应至提供相同的总再加热负荷的单一再加热交换器的加热蒸汽的温度。
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