CN105189417A

CN105189417A - 用于降低使用共沸水/乙苯进料汽化生产苯乙烯单体的能量消耗的方法

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Publication number: CN105189417A
Application number: CN201380074335.1A
Authority: CN
Inventors: V·A·韦尔奇; S·A·奥莱克西
Original assignee: De Xinibu Technology Limited-Liability Co
Current assignee: De Xinibu Technology Limited-Liability Co
Priority date: 2013-03-15
Filing date: 2013-03-15
Publication date: 2015-12-23
Anticipated expiration: 2033-03-15
Also published as: KR102036710B1; US20160016863A1; BR112015022403A2; KR20150129015A; US9714203B2; WO2014142994A1; CN105189417B; BR112015022403B1

Abstract

本发明旨在通过乙苯脱氢生产苯乙烯单体的方法和系统中减少能量的改进。与工业中目前实践的技术相比，所述方法和系统降低了效用成本并产生了节约。所述方法包括：i)加热包含作为共沸物的乙苯和水的进料流以提供经汽化的乙苯/进料蒸汽流；和ii)在脱氢工段中将乙苯脱氢，所述脱氢工段至少包括第一、第二和第三反应器、至少两个再加热交换器和第一反应器上游的混合装置，所述再加热交换器使用过度加热的加热蒸汽作为加热介质。

Description

用于降低使用共沸水/乙苯进料汽化生产苯乙烯单体的能量消耗的方法

技术领域

本发明涉及在由乙苯脱氢生产苯乙烯单体的方法和系统中减少能量的改进。与工业中目前实践的技术相比，所述方法和系统降低了效用成本并产生了节约。

背景技术

在苯乙烯制造领域中乙苯(EB)在脱氢反应条件下通过脱氢催化剂(如氧化铁)在蒸汽的存在下反应以将苯环上的乙基脱去氢从而形成苯乙烯是公知的。还公知的是乙苯脱氢需要大量的能量(例如，以蒸汽的形式的能量)。

在先前已描述了在由乙苯脱氢生产苯乙烯的方法中降低能量消耗(即蒸汽)的替代方法。

Sardina的美国专利No.4,628,136公开了通过回收通常在不同组分的分离过程中损失的冷凝热并使用该热以汽化乙苯和稀释水的水性进料混合物从而在蒸汽的存在下从乙苯生产苯乙烯的脱氢工艺。Sardina教导了这种方法避免了使用蒸汽来汽化液体乙苯进料的要求。

Wilcox等人的美国专利No.8,163,971提出了在1.0或更低的总的蒸汽/油的重量比例的情况下供应热量至系统的问题。通常地，这些比例需要将蒸汽过热器出口处的蒸汽温度增加至950℃或甚至更高。然而，过热器温度高于927℃需要使用特殊的且昂贵的冶金。

Welch等人的美国专利No.8,084,660公开了通过使用至少一个直接加热单元而提高脱氢单元的效率和/或扩大脱氢单元的生产力的方法。所公开的方法降低了工艺的蒸汽与碳氢化合物的比例从而降低产生蒸汽和过度加热蒸汽所引起的费用。

Oleksy等人的美国专利No.7,922,980公开了用于回收在乙苯至苯乙烯操作的过程中从塔顶蒸汽产生的冷凝热的方法。就这一点而言，No.7,922,980专利使用EB/SM分流器柱的塔顶馏出物以汽化乙苯和水的共沸混合物。

然而，出于经济原因，由于产生蒸汽和过度加热蒸汽所引起的费用，仍然期望降低工艺的蒸汽与碳氢化合物的比例。因此，本文公开的发明方法提供了反应蒸汽/EB的比例的降低，同时进行共沸物的热量回收而无需依靠使用极其昂贵的合金。

发明内容

本发明旨在利用共沸物热量回收来实现乙苯脱氢生产苯乙烯单体的工艺中减少能量的改进。

本发明旨在一种减少在链烯基芳烃生产设备的脱氢工段中所使用的蒸汽的量的方法。脱氢工段用来将乙苯脱氢为苯乙烯单体，所述方法包括：i)加热包含作为共沸物的乙苯和水的进料流以提供乙苯/含有经汽化的乙苯的进料蒸汽流，进料蒸汽具有大约0.4至大约0.6的进料蒸汽与乙苯的比例；和ii)在脱氢工段中将乙苯脱氢，所述脱氢工段至少包括第一、第二和第三反应器、至少两个再加热交换器和第一反应器上游的混合装置，所述再加热交换器使用过度加热的加热蒸汽作为加热介质，所述混合装置用来混合加热蒸汽与乙苯/进料蒸汽流；其中在脱氢工段中加热蒸汽的温度小于大约899℃，并且所述方法使用的总的加热蒸汽与乙苯的比例小于大约0.65。

根据另一实施方案，本发明旨在一种减少在链烯基芳烃生产设备的脱氢工段中所使用的蒸汽的量的方法。脱氢工段用来将乙苯脱氢为苯乙烯单体，并且所述方法包括：i)加热包含作为共沸物的乙苯和水的进料流以提供乙苯/含有经汽化的乙苯的进料蒸汽流，进料蒸汽具有大约0.4至大约0.6的进料蒸汽与乙苯的比例；ii)混合乙苯/进料蒸汽流与来自蒸汽过热器的加热蒸汽；iii)将乙苯/进料蒸汽流和加热蒸汽供应至脱氢工段中的第一反应器；iv)在脱氢工段的第一反应器、第二反应器和至少第三反应器中将乙苯脱氢以生产苯乙烯单体；以及v)在至少第一再加热交换器中再加热来自第一反应器的流出物，并且在至少第二再加热交换器中再加热来自第二反应器的流出物，其中每个再加热交换器提供有来自至少一个蒸汽过热器的加热蒸汽，所述加热蒸汽具有小于大约899℃的温度，并且所述方法使用的总的加热蒸汽与乙苯的比例小于大约0.65。

此外，本发明旨在一种减少在链烯基芳烃生产设备的脱氢工段中所使用的蒸汽的量的系统。脱氢工段用来将乙苯脱氢为苯乙烯单体，并且所述系统连续地包括：加热装置，其用于加热进料流，所述进料流包含作为共沸物的乙苯和水以提供乙苯/含有经汽化的乙苯的进料蒸汽流，进料蒸汽具有大约0.4至大约0.6的进料蒸汽与乙苯的比例；混合装置，其用于将乙苯/进料蒸汽流和过度加热的加热蒸汽混合，所述加热蒸汽被用作加热介质；供应装置，其用于将乙苯/进料蒸汽流和加热蒸汽供应至第一脱氢反应器以将流出物提供至用于再加热所述流出物的第一再加热交换器，流出物随后进入第二脱氢反应器并提供第二反应器流出物，所述第二反应器流出物在第二再加热交换器中被再加热，所述第二反应器流出物随后进入第三脱氢反应器以提供苯乙烯单体，所述第一和第二再加热交换器使用过度加热的加热蒸汽作为加热介质，其中加热蒸汽具有小于大约899℃的温度，并且所述系统使用的总的加热蒸汽与乙苯的比例小于大约0.65。

本文公开的改进对其经济影响的方面来说是显著的，即，与工业标准相比在反应器工段中燃料的量高达25％的减少(参见，例如表1的净热输入(燃料)(kcal/kgEB))。同样重要地是这些改进不需要从根本上改变工艺，例如，增加温度或压力。因此，可预期采用本发明不存在困难。

附图说明

图1为说明现有技术中通过乙苯脱氢生产苯乙烯的两个反应器系统的反应工段的示意性流程图。

图2为说明通过乙苯脱氢生产苯乙烯的具有三个反应器系统的本发明的实施方案的示意性流程图。

图3为说明通过乙苯脱氢生产苯乙烯的具有三个反应器系统和反应器进料预加热器的本发明实施方案的示意性流程图。

具体实施方式

乙苯脱氢需要大量的以蒸汽形式的能量。特别地，脱氢过程需要大量的过度的“反应蒸汽”，其为需要驱动吸热反应(即，随着反应的进行缓和温度下降所需的热量)、降低反应物的分压以及防止催化剂焦化的蒸汽的总量。反应蒸汽以两种形式供应至脱氢工艺：“加热蒸汽”，其用来作为热传递介质以在热交换器和/或火焰加热器中加热反应器进料，“进料蒸汽”，其伴随乙苯(EB)进料以防止在高温热传递设备中焦化。

由于在苯乙烯工艺热交换设备和管道中所使用的冶金的温度限制(由ASME规范所设定)，因此必须供应有最小量的加热蒸汽以实现所需的热传递并同时保持低于ASME规范金属温度的阈值。在两阶段脱氢反应器的流程方案(即初级反应器接着是次级反应器)中，对于使用耐热铬镍铁合金(Incoloy)800H/800HT冶金(其具有899℃的ASME规范限制)的工厂加热蒸汽与乙苯进料的最小比例为大约0.65至0.70(以重量计)。

从苯乙烯工厂回收低温能量的一个特别有价值的方法为汽化与水作为共沸物的乙苯进料。使水/EB共沸物沸腾的优点为混合物在显著低于两种纯组分的任一种的温度下沸腾，因此使低温热量的回收更加经济。但是稍微地依赖于压力，水(即进料蒸汽)/EB共沸物的组成以重量计大约为0.50。

当在两个阶段反应器系统中进行共沸的EB进料汽化时，其中100％作为共沸物的EB进料被汽化，最小总的反应蒸汽/EB的比例(也称为蒸汽与油的比例)为最小“加热蒸汽”和“进料蒸汽”的总和(等于0.65+0.50＝1.15)。减少反应蒸汽低于1.15的比例无可非议地改进苯乙烯工艺的能量效率。然而，因为进料蒸汽/EB的比例(即在任意给定的压力下共沸物的组成)为固定的并且不能更改，减小反应蒸汽只能通过减少加热蒸汽或者使小于100％的作为共沸物的EB进料汽化来实现。

通过减少加热蒸汽来减少反应蒸汽的总量，而同时汽化100％的与水作为共沸物的EB，导致加热蒸汽温度刚好超过对于耐热铬镍铁合金800H/800HT冶金的标准限制。为了克服该限制而不依靠极其昂贵的高温合金，本发明人已经发现使用三阶段反应器系统允许最小的反应蒸汽/EB的比例从1.15降低至0.90而同时汽化100％的作为共沸物的EB进料。在本发明之前，在不依靠于使用在苯乙烯设施(service)中还未检验的极其昂贵合金的情况下，降低反应蒸汽/EB的比例而同时进行共沸物热量回收不能够有效地进行。

在如今的苯乙烯工业中广泛实施的常规的两步脱氢工艺需要最小大约0.65至0.70kg的加热蒸汽/千克(Kg)乙苯进料。所需的最小0.65至0.70kg的加热蒸汽/千克(kg)的乙苯进料是为了两个目的：1)由于乙苯脱氢反应的高吸热性质从而在初级和次级反应器之间再加热进料；和2)使初级反应器进料混合物达到所需的反应器进口温度。

设定该加热蒸汽与EB的比例的最小量以保持加热蒸汽温度低于899℃(对于合金800H最大的容许温度)，合金800H是用于制造在苯乙烯生产中所用的高温工艺设备和传输线的工业标准材料。当通过汽化最低沸点的水和乙苯的共沸物而回收低位热能时，水(进料蒸汽)与EB的比例为0.50wt/wt。因此，对于汽化100％的与水作为共沸物的EB进料的两阶段反应系统(即，用于将EB脱氢为苯乙烯单体的常规的两个脱氢反应器和一个再热器系统)，最小的总的反应蒸汽为最小加热蒸汽和在共沸物进料中含有的进料蒸汽的总和，所述总和等于0.65+0.50＝1.15。

如前所述，为了改进能量效率，降低加热蒸汽/EB的比例至小于0.65kg/kg需要使用非常昂贵的合金，其在苯乙烯设施中未经检验。因此，如下文更加全面的介绍，为了能够结合共沸物热量回收、汽化100％的作为共沸物的EB进料以及减少总的反应蒸汽(即，蒸汽与油的比例)，需要本发明公开的提供了较低加热蒸汽温度的流程方案。

在本发明的实施方案中，介绍了用于将EB脱氢为苯乙烯单体的三个脱氢反应器、两个再热器系统。在该实施方案中，在三反应器系统中两个再热器(即再加热交换器)中每个的“负载”小于在常规两反应器系统中的再热器的负载，尽管总的再加热负载较大。因此，供应至三反应器系统中的两个再热器的任何一个的加热蒸汽温度显著地低于在传统两反应器系统中再热器所必需的加热蒸汽的温度。该事实可以通过数学得到，如下描述。

再热器负载等于流体的质量流量、流体的热容量和穿过再热器的温度变化的乘积。而且，由于对于冷流体(即，流出物)和热流体(即，蒸汽)的负载是相同的，因此其遵循：

(1)m_R·c_P，R·(T_o，R-T_i，R)＝m_S·c_P，S·(T_i，S-T_o，S)

其中m为质量流量、c_P，为热容量、T为温度。下标R和S分别指的是被加热的反应物和加热蒸汽，而i，和o指的是进入再热器和离开再热器的流体。

通过重新排列等式1，蒸汽再热器入口温度可以按照如下确定：

使用这种关系，在两反应器系统中再热器所需的加热蒸汽的温度(在式(3)中下标2)与在三反应器系统中再热器所需的加热蒸汽的温度(在式(3)中下标3)之间的差为：

由于离开再热器的反应物的温度(即，下游反应器的入口温度)对于二反应器系统和三反应器系统是相同的，因此上述式可以简化为如下：

此外，如果假设冷端温差(离开再热器的蒸汽温度与进入再热器的反应物温度之间的差)对于两反应器系统和三反应器系统两者相同(这常常适用于无限大的再热器)，等式(4)变为：

其可以简化为如下：

最后，由于c_P,R≈c_P,S，T_i,R,3>T_i,R,2,，m_R是m_S的2倍或更多，其遵循T_i,S,2>T_i,S,3。

参照附图1、2和3，脱氢反应在具有一个或多个中间再加热步骤的一系列反应器中进行。乙苯(EB)10和水(BFW)11在使用便利热源(未示出)的共沸汽化器V中作为低沸点共沸物被气化，所述热源如来自粗苯乙烯塔(也称为EB/SM分流器和EB循环塔)的塔顶蒸汽。典型的EB和水的共沸蒸汽混合物由以重量计的2份EB和1份水蒸汽组成。该水蒸气在本文中称为“进料蒸汽”。进料蒸汽与EB的比例通过分流一部分的EB12绕过共沸汽化器V的方式来控制，如在图1-3中所示。由于这种进料蒸汽基本上是“自由”的(这是由于其使用了不能用于冷却水或空气的热)，因此最小化绕过共沸汽化器V的EB12的量是有利的。

反应器进料13(即共沸混合物加上EB分流)在进料流出物交换器HC中分别被离开最后的脱氢反应器R2(图1)和离开最后的脱氢反应器R3(图2和图3)的流出物14过度加热。离开流出物交换器HC的反应器进料流15在混合装置(例如，混合容器)M中与额外的蒸汽16混合，所述额外的蒸汽16在反应器过热器FR中加热至足够高的温度使得所得的混合物达到合适的反应器入口温度，通常为600-650℃。该蒸汽在本文中称为“加热蒸汽”。

加热蒸汽30在初级过热器FA中首先被加热。加热蒸汽17从初级过热器FA被引向初级再热器HA，在初级再热器HA中加热蒸汽17放弃其部分热量用来再加热反应器R1的流出物18、18a，随后反应器R1的流出物18a进入第二反应器R2。

在图1的现有技术工艺中，离开再热器HA的加热蒸汽19直接流至反应器蒸汽过热器FR，在反应器蒸汽过热器FR中加热蒸汽19再次被加热并变为蒸汽16，随后与EB在混合容器M中混合。如图2-3所示的在改进的工艺中，添加了第三反应器，即第三脱氢反应器R3。第三脱氢反应器R3的添加需要脱氢反应器R2流出物18b、18c的第二再加热步骤，其在进入第三脱氢反应器R3之前在次级再热器HB中进行(参见图2和图3)。在图2和图3中进入次级再热器HB的加热蒸汽21为离开初级再热器HA之后在次级蒸汽过热器FB中被加热的蒸汽20。在图2中离开次级再热器HB的蒸汽22在反应器蒸汽过热器FR中被加热并且变为蒸汽16，随后与反应器进料15在混合容器M中混合(参见图2)。该步骤与现有技术的流程图相似，除了进料至反应器蒸汽过热器FR的蒸汽来自次级再热器HB而不是来自初级再热器HA。在图3中，离开次级再热器HB的蒸汽23被引向任选的进料流15预加热器交换器HE，在预加热器交换器HE中蒸汽23放弃其部分热量用来在反应器进料流15进入混合装置M之前加热反应器进料流15。离开任选的预加热器交换器HE的蒸汽23a在反应器蒸汽过热器FR中被加热，随后在混合容器M中与反应器流15混合。

在离开进料流出物交换器HC的反应器流出物24中的残留热量用来在蒸汽发生器HD中产生蒸汽29。同样地，在共有的对流段C中收集分别来自蒸汽过热器FA、FB和FR的热烟道气25、26和27，在对流段C中热烟道气25、26和27的热量用来产生蒸汽28。

实施例

以下实施例的关键参数总结于下表1中。

实施例1说明了在现有技术两反应器工艺系统中的条件。参见图1。

全部的EB进料在共沸汽化器V中与水共同汽化。含有0.5kg的进料蒸汽/kgEB的混合物在进料流出物交换器HC的壳程处被来自R2的流出物加热至553℃，来自R2的流出物以593℃的温度进入进料流出物交换器HC。

进料流出物交换器HC的下游，进料混合物与加热蒸汽在混合容器M中结合，所述加热蒸汽在反应器蒸汽过热器FR中被加热至899℃的温度。该温度是由合金800H(在苯乙烯工艺中使用的标准镍合金)构造的容器能够操作的最大温度，如ASME规范所指定。保持反应器蒸汽过热器FR蒸汽出口温度不高于899℃并同时获得650℃的混合温度(当添加553℃的混合物EB和进料蒸汽时)所必要的加热蒸汽的量等于0.65kg/kg乙苯进料。

一部分乙苯在R1中转化为苯乙烯和其它副产物，并且所得的流出物以565℃的温度离开R1。随后在初级再热器HA中再加热至650℃的温度。加热蒸汽以899℃(对于合金800H最大值)的温度进入初级再热器HA并以597℃的温度离开。即使无限大的热交换器(即再热器)，在该实施例中加热反应器流出物至650℃所需的蒸汽的温度为869℃，这是反应器流出物入口温度加上加热蒸汽穿过再热器的温度降。

鉴于苯乙烯脱氢催化剂可以在总的蒸汽与油的比例小于1.15(低至0.85)时起作用的事实，有利的是减少工艺所需的加热蒸汽的量并因此降低总的能量需求。然而，如该实施例所示，使用现有技术的两反应器工艺是不可能显著减少加热蒸汽低于0.65kg/kgEB，因为其需要反应器蒸汽过热器FR蒸汽出口温度大于899℃。

显示本发明的改进的工艺和系统的实施例2允许减少加热蒸汽。实施例2由图2所示的示意性流程图所说明。

EB的总流量(即106728kg/hr)与实施例1相同，同样反应器入口温度为650℃。然而，加热蒸汽的量与实施例1相比减少了大约23％(即0.650至0.500)，因此加热蒸汽与EB的比例为0.50kg/kg，参见表1。

对于该实施例，初级再热器HA的尺寸与实施例1中使用的相同，并且次级再热器HB的尺寸为初级再热器HA的三分之一。尽管少了大约23％的加热蒸汽可用于再加热初级反应器流出物，然而蒸汽过热器FA所需的蒸汽入口温度实际上比实施例1低6℃，参见表1中实施例1和2的FA出口温度，分别为899℃和893℃。

由于次级再热器HB的负载小于初级再热器HA的负载，因此小得多的交换器足以用来加热第三脱氢反应器R3至650℃的温度。在该实施例中，次级再热器HB的表面积为初级再热器HA的表面积的三分之一，尽管小了很多，所需的蒸汽入口温度仅为876℃。

随着加热蒸汽的量减少了大约23％，离开流出物交换器HC的EB和进料蒸汽的温度不得不从553℃增加至576℃以保持蒸汽过热器FR的出口温度在合金800H的限制内。这可以通过多种方法来实现，如通过将EB/进料蒸汽混合物在共用的对流段C中穿过盘管(图中未示出)以在进入反应器之前加热EB和进料蒸汽，或者通过添加反应器进料预加热器交换器HE(参见图3)，其中进料混合物通过离开次级再热器HB的加热蒸汽来加热。

另外，在EB/进料蒸汽混合物与加热蒸汽在混合容器M中混合之前增加EB/进料蒸汽混合物温度的另一方法为增加进料流出物交换器HC的尺寸，该方法是在此实施例中所应用的方法。由于进入该交换器的反应器流出物的温度显著地高于实施例1中的温度，因此流出物交换器HC的尺寸不得不增加大约12％。如在下一个实施例中将示出，这种增加比两反应器系统所需的小得多。

通过本发明的工艺和系统可能实现的改进与现有技术相比降低了15％的能量需求，如表1中的数据所示，参见例如净热输入。

实施例3使用实施例1(即图1，代表了现有技术的工艺)中所示的工艺构造。

EB的总流量(即106728kg/hr)和反应器入口温度与实施例1也相同。尽管初级再热器HA的尺寸增加了28％，所需的蒸汽出口FA温度增长至955℃，远高于合金800H所允许的。因此，很显然，为了使两反应器系统匹配与本发明的三反应器系统相同的能量效率，再热器必须使用在苯乙烯设备中未经检验的非常昂贵的合金进行建造。

如在实施例2中所示，为了保持反应器蒸汽过热器FR的出口温度在合金800H工业标准所允许的范围内，不得不增加进料流出物交换器HC的尺寸。然而，在这种情况下，因为R2反应器流出物温度显著地比本发明的工艺(即代表本发明的实施例2的R3反应器流出物)冷27℃，参见表1。因此，实施例3进料流出物交换器HC的尺寸与实施例1相比必须增加为2倍。具体地，8200的进料流出物交换器HC面积(m²)基本上加倍至实施例3中的16300，然而本发明实施例2的进料流出物交换器HC面积(m²)仅增加了大约12％至9200。

在同样说明了现有技术方法和系统的局限性的实施例4中，加热蒸汽的量增加了20％同时保持反应蒸汽的总量与实施例2和实施例3相同(即反应蒸汽/EB比例为1.000)，参见表1。与实施例3相比，尽管这种改变使得有可能将合金800H用于再热器并且将进料流出物交换器HC的面积减少(m²)至8800，但是这是以增加能量消耗为代价，参见表1中实施例3和4的净热量输入。这是因为20％的EB进料不得不分流绕过共沸汽化器V(实施例4，在V中汽化的EB％为80％，参见表1)，因此减少了在蒸汽发生器HD中所产生的蒸汽的量。与阐明了三反应器系统的优点的实施例2相比，该实施例的净能量消耗增加了15％。

实施例5进一步说明了本发明的改进方法和工艺在减少能量方面的能力，加热蒸汽与EB的比例降低至0.4同时仍然汽化100％的作为共沸物的EB进料(即在V中汽化所有的EB)。为了实现这种能力，实施例5与实施例2相比增加了两个再热器的尺寸。具体地，初级再热器HA表面积(m²)增加了大约11％(在实施例2中从1800增加至实施例5中的2000)。类似地，次级再热器HB增加为两倍，即次级再热器HB表面积(m²)从600至1200增加为两倍，并且进料流出物交换器HC表面积(m²)的尺寸增加了大约61％至14800。

最终结果显示相比于实施例2能量消耗进一步减少约12％(参见表1：净热量输入分别从527降低至465)，同时保持在合金800H的标准限制温度以下。总体这些可以解释为与现有技术可能使用的能量消耗相比降低了25％的能量消耗。

表1：

尽管本发明已经相当详细地描述了其特定的形式，其它形式是可能的，并且所示形式的修改、更换和等价形式对本领域技术人员而言在说明书阅读和附图研究的基础上是显而易见的。本发明形式的各种特征也可以以各种方法进行结合以提供本发明的附加形式。此外，出于清楚描述目的使用的特定术语并不限制本发明。因此，所附的任何权利要求不应限于本文所包含的优选形式的描述，而应包括所有落入本发明的实际主题和范围内的修改，更换和等价形式。

Claims

1.一种用于减少链烯基芳烃生产设备的脱氢工段中所使用的蒸汽的量的方法，所述脱氢工段用于将乙苯脱氢为苯乙烯单体，所述方法包括：

i)加热包含作为共沸物的乙苯和水的进料流以提供乙苯/含有经汽化的乙苯的进料蒸汽流，进料蒸汽具有大约0.4至大约0.6的进料蒸汽与乙苯的比例；

ii)混合乙苯/进料蒸汽流与来自蒸汽过热器的加热蒸汽；

iii)将乙苯/进料蒸汽流和加热蒸汽供应至脱氢工段中的第一反应器；

iv)在脱氢工段的第一反应器、第二反应器和至少第三反应器中将乙苯进行脱氢以生产苯乙烯单体；以及

v)在至少第一再加热交换器中再加热来自第一反应器的流出物，并在至少第二再加热交换器中再加热来自第二反应器的流出物，

其中每个再加热交换器提供有来自至少一个蒸汽过热器的加热蒸汽，所述加热蒸汽具有小于大约899℃的温度并且所述方法使用的总的加热蒸汽与乙苯的比例小于大约0.65。

2.根据权利要求1所述的方法，其中包含乙苯和水的进料流在共沸汽化器中作为共沸物进行汽化。

3.根据权利要求1所述的方法，其中乙苯/进料蒸汽流和加热蒸汽的混合在进入第一反应器之前在混合装置中进行。

4.根据权利要求1所述的方法，其中乙苯/进料蒸汽流在进入第一反应器之前在预加热交换器中通过来自第二再加热交换器的加热蒸汽进行加热。

5.根据权利要求1所述的方法，其中乙苯/进料蒸汽流在进入第一反应器之前在流出物交换器中通过来自第三反应器的流出物进行加热。

6.根据权利要求1所述的方法，其中第一再加热交换器的表面积等于或大于第二再加热交换器的表面积。

7.根据权利要求1所述的方法，其中加热蒸汽与乙苯的比例为大约0.45至大约0.55。

8.根据权利要求1所述的方法，其中加热蒸汽与乙苯的比例为大约0.50。

9.根据权利要求1所述的方法，其中进料蒸汽与乙苯的比例和加热蒸汽与乙苯的比例之和小于大约1.00。

10.根据权利要求1所述的方法，其中所述方法使用如下系统，所述系统连续地包括：加热装置，其用于加热进料流，所述进料流包含作为共沸物的乙苯和水以提供乙苯/含有经汽化的乙苯的进料蒸汽流，进料蒸汽具有大约0.4至大约0.6的进料蒸汽与乙苯的比例；混合装置，其用于将乙苯/进料蒸汽流和过热加热蒸汽混合，所述加热蒸汽被用作加热介质；供应装置，其用于将乙苯/进料蒸汽流和加热蒸汽供应至第一脱氢反应器以将流出物提供至用于再加热所述流出物的第一再加热交换器，流出物随后进入第二脱氢反应器并提供第二反应器流出物，所述第二反应器流出物在第二再加热交换器中被再加热，所述第二反应器流出物随后进入第三脱氢反应器以提供苯乙烯单体，所述第一再加热交换器和所述第二再加热交换器使用过度加热的加热蒸汽作为加热介质，

其中加热蒸汽具有小于大约899℃的温度，并且所述系统使用的总的加热蒸汽与乙苯的比例小于大约0.65。

11.根据权利要求10所述的方法，其中包含乙苯和水的进料流在共沸汽化器中作为共沸物进行汽化。

12.根据权利要求10所述的方法，其中乙苯/进料蒸汽流在进入第一反应器之前在预加热交换器中通过来自第二再加热交换器的加热蒸汽进行加热。

13.根据权利要求10所述的方法，其中乙苯/进料蒸汽流在进入第一反应器之前在流出物交换器中通过来自第三反应器的流出物进行加热。

14.根据权利要求10所述的方法，其中第一再加热交换器的表面积等于或大于第二再加热交换器的表面积。

15.根据权利要求10所述的方法，其中加热蒸汽与乙苯的比例为大约0.45至大约0.55。

16.根据权利要求10所述的方法，其中加热蒸汽与乙苯的比例为大约0.50。

17.根据权利要求10所述的方法，其中进料蒸汽与乙苯的比例和加热蒸汽与乙苯的比例之和小于大约1.00。

18.根据权利要求10所述的方法，其中用于加热包含乙苯和水的进料流的所述加热装置和用于将乙苯/进料蒸汽流和加热蒸汽供应至脱氢反应器的所述供应装置由耐热铬镍铁合金800H/800HT冶金或304H不锈钢制造。

19.一种用于减少链烯基芳烃生产设施的脱氢工段中所使用的蒸汽的量的方法，所述脱氢工段用于将乙苯脱氢为苯乙烯单体，所述方法包括：

i)加热包含作为共沸物的乙苯和水的进料流以提供乙苯/含有经汽化的乙苯的进料蒸汽流，进料蒸汽具有大约0.4至大约0.6的进料蒸汽与乙苯的比例；以及

ii)在脱氢工段中将乙苯脱氢，所述脱氢工段包括至少第一、第二和第三反应器、至少两个再加热交换器和第一反应器上游的混合装置，所述再加热交换器使用过热加热蒸汽作为加热介质，所述混合装置用来混合加热蒸汽和乙苯/进料蒸汽流；

其中在脱氢工段中加热蒸汽的温度小于大约899℃，并且加热蒸汽与乙苯的比例小于大约0.65。

20.根据权利要求19所述的方法，其中加热蒸汽与乙苯的比例为大约0.50。