CN107454896B - 预热脱氢反应器进料的方法 - Google Patents

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Abstract

在多反应器碳氢化合物脱氢工艺中加热反应器进料的方法和系统。有利地，采用所述方法和系统从而通过乙苯的催化脱氢生产苯乙烯。催化脱氢工艺采用加热蒸汽，所述加热蒸汽以大约1.0或更低的蒸汽对油的比例以及相对较低的蒸汽过热器炉温工作，以使得在工艺中暴露于蒸汽的所有部件(在火焰加热器外面)都可以用标准冶金建造。

Description

预热脱氢反应器进料的方法
技术领域
本发明的各种实施方案涉及通过乙苯脱氢生产苯乙烯的具有改进能量效率的方法和系统。与工业中实行的现有技术相比，所述方法和系统降低了效用成本，并促进节约。
背景技术
在苯乙烯的制造领域中众所周知的是，在脱氢反应条件下、在脱氢催化剂(例如，氧化铁)上、在有蒸汽的情况下使乙苯(EB)反应，从而从苯环上的乙基中脱去氢以形成苯乙烯。同样众所周知的是，乙苯脱氢需要大量的能量，例如，以蒸汽的形式。
已经记述了在通过乙苯脱氢来生产苯乙烯的过程中减少能量消耗(即，蒸汽)的替代方法。
美国专利No.4,628,136(Sardina)公开了一种脱氢工艺，所述脱氢工艺在有蒸汽的情况下，通过回收各种成份分离期间通常损失的冷凝热并使用所述热量来蒸发乙苯和水的水相料液混合物从而从乙苯生产苯乙烯。Sardina教导这就避免了需要使用蒸汽来使液体乙苯进料蒸发。
美国专利No.4,695,664(Whittle)公开了一种装置，所述装置使用可蒸发的散热液体和两种不能混合的液体形成低沸点的共沸混合物从而从低温工艺流中回收废热。散热液体与低温工艺流进行间接的热交换，从而使散热液体能够从工艺流中回收热量。
已经提出了各种方法，使得在以反应蒸汽对乙苯的最小比例下操作的同时可以使用共沸热回收，反应蒸汽对乙苯的最小比例由催化剂的稳定性(即，抗结焦性能)决定。这些方法包括美国专利No.8,193,404和No.8,084,660(Welch等)所述的使用直接加热的方法，所述专利特别公开了通过使用至少一个直接加热单元来提高脱氢单元的效率的方法。
美国专利No.8,163,971(Wilcox等)的为化学转化提供热量的方法以及使用所述方法生产烯烃的工艺和系统解决了在总汽/油重量比为1.0或更低的情况下为系统提供热量的问题。通常地，这些比例要求蒸汽过热器的出口处的蒸汽温度上升到950℃，甚至更高。在如此高的温度下，需要使用特殊的和昂贵的冶金。
美国专利No.7,922,980(Oleksy等)公布了从乙苯至苯乙烯操作期间所产生的塔顶蒸汽中回收冷凝热的方法。在这方面，专利No.7,922,980使用了EB/SM分离器柱的塔顶馏出物蒸发乙苯和水的共沸混合物。
可以在以反应蒸汽对乙苯的最小比例操作的同时使用共沸热回收的其他方法包括使反应器进料混合物通过火焰加热器的对流部段，如The Dow Chemical Company(陶氏化学公司)在专利U.S.4,769,506(Kosters)中所述。
使用已公布的国际申请号PCT/US2012/053100、公开号W0/2014/035398中所公开的分离再热器布置，使得可以将级间再热所需的加热蒸汽对乙苯的比例降低至低至0.34kg/kg乙苯。然而，将初级反应器加热到乙苯有效转化所需的温度仍然是单独的问题。
此外，国际申请号：PCT/US2013/032244、公开号W0/2014/142994涉及通过在公开的工艺中所使用的减少蒸汽量来生产苯乙烯的效率。然而，在现有技术中仍然有需要改进的地方，以使得如在本文中所提出的那样，可以通过更低的加热蒸汽对乙苯的比例来提供更高的效率。在加入过热蒸汽之前，如果没有向初级反应器进料提供热量的装置，那么加入第一反应器上游的反应器进料的过热蒸汽的温度就会超过蒸汽传输管线和混合设备的机械温度极限。为了降低温度，需要增加反应蒸汽的量，这增加了工艺的总能量需求。
因此，出于经济原因和工艺效率，由于产生和过度加热蒸汽所造成的成本，希望降低反应蒸汽对碳氢化合物的比例。本文所述的发明方法和系统提供了降低反应蒸汽/EB的比例，同时进行共沸热回收而不使用昂贵的合金。
发明内容
本发明的各种实施方案致力于有利地向工艺中提供热量从而通过乙苯脱氢生产苯乙烯单体，尤其是当在加入过热蒸汽之前进料蒸汽对乙苯的比例(按重量计算)大于或等于0.4时，正如乙苯与水以共沸混合物的形式蒸发的情况。
根据本发明的各种实施方案，本发明公开了一种在多反应器碳氢化合物脱氢工艺中加热反应器进料的方法，该方法包括以下步骤：(i)再热蒸汽流在一个或更多个第一反应器产物流间接加热装置中加热第一反应器产物流之后，利用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热第一再热蒸汽流，以提供预热蒸汽流；(ii)在进入第一反应器之前，使用第一反应器进料流间接加热装置中的预热蒸汽流加热包含碳氢化合物和任选进料蒸汽的第一反应器进料流，以提供预热的碳氢化合物流和冷却的预热蒸汽流；(iii)在一个或更多个火焰加热器中加热所述冷却的预热蒸汽流，以提供第二再热蒸汽流；(iv)将所述第二再热蒸汽流引导至一个或更多个第一反应器产物流间接加热装置之一，以向所述第一反应器产物流提供热量并且提供冷却的再热蒸汽流；(v)在所述一个或更多个火焰加热器之一中加热所述冷却的再热蒸汽，以提供加热蒸汽流；并且(vi)将所述加热蒸汽流与所述预热的碳氢化合物流进行混合，然后进入所述第一反应器。
根据本发明的各种实施方案，本发明公开了一种在多反应器碳氢化合物脱氢工艺中加热反应器进料的方法，该方法包括以下步骤：(i)在间接加热装置中，利用来自一个或更多个火焰加热器的预热蒸汽流加热包含碳氢化合物和任选进料蒸汽的第一反应器进料流，以提供预热的碳氢化合物流和冷却的预热蒸汽流；(ii)利用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热所述冷却的预热蒸汽流，以提供加热蒸汽流；并且(iii)将所述加热蒸汽流与所述预热的碳氢化合物流进行混合，然后进入第一反应器。
根据本发明的各种实施方案，本发明公开了一种在多反应器碳氢化合物脱氢工艺中加热反应器进料的系统，所述系统包括：使用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热在之前的热交换步骤中使用的蒸汽流的装置，和将热量从所述蒸汽流间接传递至第一脱氢反应器上游的第一反应器进料流的装置。
根据本发明的各种实施方案，本发明公开了一种在多反应器碳氢化合物脱氢工艺中加热反应器进料的系统，所述系统包括：在第一脱氢反应器上游的热传递步骤中将热量从蒸汽流间接传递至第一反应器进料流从而提供预热的进料流的装置，和在热传递步骤之后使用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热蒸汽流的装置；其中，所述蒸汽流再加热之后与预热的进料流混合然后进入第一脱氢反应器。
这里所公开的各种改进在其经济影响方面是相当可观的，即，通过减少苯乙烯制造装置的反应部段中的能量消耗。同样重要的是，这些改进不需要对工艺进行根本性的改变，例如，增加温度或压力。
附图说明
图1是显示双反应器系统的反应部段的示意性流程图，所述双反应器系统利用蒸汽再热通过乙苯脱氢生产苯乙烯。
图2是显示本发明实施方案的示意性流程图，所述实施方案具有双反应器系统和一系列双再热器从而利用蒸汽再热通过乙苯脱氢生产苯乙烯。
图3是显示双反应器系统的反应部段的示意性流程图，所述双反应器系统利用直接再热通过乙苯脱氢生产苯乙烯。
图4是显示本发明实施方案的示意性流程图，所述实施方案具有双反应器系统从而利用直接再热通过乙苯脱氢生产苯乙烯。
图5是显示本发明实施方案的示意性流程图，所述实施方案具有双反应器系统和一系列双再热器从而利用蒸汽再热通过乙苯脱氢生产苯乙烯。
图6是显示本发明实施方案的示意性流程图，所述实施方案具有双反应器系统和并联设置的双再热器从而利用蒸汽再热通过乙苯脱氢生产苯乙烯。
图7是显示本发明实施方案的示意性流程图，所述实施方案具有双反应器系统和并联设置的双再热器从而利用蒸汽再热通过乙苯脱氢生产苯乙烯。
具体实施方式
苯乙烯是世界上生产的最重要的单体之一，其主要用于生产聚苯乙烯、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯树脂(ABS)和石油化学工业的各种其它聚合物。苯乙烯通过乙苯的催化脱氢来商业化生产，而每年生产数十亿磅的苯乙烯。因此，投资成本非常高，即使是在装置操作方面的小小改进也能产生可观的经济效益。因此，在苯乙烯生产工艺中需要苯乙烯生产装置的最佳设计和操作。
乙苯脱氢需要蒸汽形式的大量能量。具体地，脱氢过程需要大量的过量“反应蒸汽”，即驱动吸热反应(即，随着反应的进行，使温度下降减慢所需的热量)、减少反应物的分压以及防止催化剂焦化所需的总蒸汽量。为了描述这里所公开的方法和系统，最终构成进入脱氢反应器的蒸汽(统称为“反应蒸汽”)的蒸汽流定义如下：(1)“进料蒸汽”是在系统的边界极限(即，图中虚线所划分的区域)与碳氢化合物进料(例如，乙苯进料)进入过程的蒸汽；(2)“预热蒸汽”是在间接加热装置(例如，壳管式热交换器)中用来加热碳氢化合物进料和进料蒸汽混合物的蒸汽；(3)“再热蒸汽”是在间接加热装置中用来加热脱氢反应器的流出物(在其进入下游紧邻的另一脱氢反应器之前)的蒸汽；以及(4)“加热蒸汽”是直接加入第一脱氢反应器上游的乙苯进料和进料流混合物的蒸汽。因此，反应蒸汽被用作热量传递介质来在热交换器和/或火焰加热器中加热反应器进料，并且伴随乙苯(EB)进料的进料蒸汽防止高温热量传递装置的焦化。
在生产苯乙烯的常规乙苯脱氢工艺中，出于以下两个目的，每千克乙苯进料最少需要大约0.8千克加热蒸汽：(1)在初级反应器和次级反应器之间再加热进料蒸汽和乙苯进料，需要这样做是因为乙苯脱氢是高度吸热的反应；(2)使初级反应器进料蒸汽和乙苯进料混合物达到所需的反应器入口温度。
对于热回收方案，特别需要降低加热蒸汽消耗的能力，在热回收方案中，利用EB/SM分离器的塔顶馏出物或者反应器流出物使乙苯和水的共沸混合物沸腾。共沸混合物包含大约0.5千克进料蒸汽/千克乙苯。通过从反应器流出物中进行热回收可以产生额外的0.10-0.15千克进料蒸汽/千克乙苯，从而使得总进料蒸汽对乙苯的比例达到0.60-0.65kg/kg。由于反应蒸汽(进料蒸汽、预热蒸汽、再热蒸汽和加热蒸汽的总和)的最低量约为1千克/千克乙苯，可用的加热蒸汽的量减少至一半以下(即，从大约0.80减少到大约0.35-0.40千克/千克乙苯)。
即使对于级间再热，现有技术工艺可以将加热蒸汽对乙苯的比例减少到上述低水平(例如，通过使用上述分离再热器布置)，将进入初级脱氢反应器的进料蒸汽和乙苯进料加热到乙苯有效转化所需的温度仍然是一个难题，本发明的主题就是克服该难题。参照图1，现有技术工艺是受限的，因为进料蒸汽和乙苯进料流32以明显比初级脱氢反应器1所需的反应器入口温度更低(通常低约100℃)的温度离开进料/流出物交换器4。因此，将进料蒸汽和乙苯进料加热到达到初级反应器进料流34混合物所需温度所必需的加热蒸汽流29的最小量是通过加热蒸汽流29的蒸汽传输管线和初级反应器进料混合器10的结构材料的机械限制来确定的。为了减少苯乙烯生产过程中加热蒸汽的量，需要加热乙苯进料的额外装置。
如果在进料蒸汽和乙苯进料离开进料/流出物交换器4的位置和初级脱氢反应器1的入口之间没有加入热量的装置，当加热蒸汽对乙苯的比例降低到小于0.4千克/千克乙苯同时保持总反应蒸汽对碳氢化合物(乙苯)的比例不高于1.0时，需要加热蒸汽温度超过1000℃。这远远超出了800H/800HT冶金的极限(美国机械工程师协会标准所述的899℃)。为了使蒸汽温度保持在可以使用合金800H/HT的水平，加热蒸汽流必须大致增加一倍，从而使得当进行共沸热回收时，反应器中的总反应蒸汽对油的比例(S/O)为大约1.25千克/千克乙苯(EB)。由于现代乙苯脱氢催化剂能够在S/O低至1.0的情况下操作，希望降低加热蒸汽的量。
在本文中公开的本发明流程图可以结合低的加热蒸汽需求进行共沸热回收，而不需要昂贵且未经证实的结构材料。
附图显示了现有技术(即，图1和图3)和本发明的改进方法(即，图2和图4至图7)之间的区别。此外，应该理解的是，已从附图中省略某些装置，例如阀门、管道、指示器和控制装置等，以便于对附图进行描述，并且认为所述装置的适当放置在本领域技术人员的能力范围之内。
再次参照图1，完全或部分蒸发的碳氢化合物和进料蒸汽流31的混合物(包括例如乙苯的碳氢化合物)进入进料/流出物交换器4的壳侧，并在其中被来自次级脱氢反应器3的反应器流出物流38加热。然后，进料蒸汽和反应器进料流32被送入初级反应器进料混合器10，在初级反应器进料混合器10中，进料蒸汽和反应器进料流32与来自三级蒸汽过热器7(现有技术中已知的蒸汽过热器)的加热蒸汽流29混合。对过热蒸汽的温度进行了调整，以达到转移到初级脱氢反应器1的总初级反应器进料流34混合物要求/需要的温度。
由于脱氢反应的吸热特性，需要多个反应器来产生使工艺经济所需要的大量的乙苯转化。通常在采用蒸汽作为加热介质的壳管式热交换器中实现级间再热。这种类型的再热器(即，间接加热装置)通常被称为蒸汽再热器。也可以使用所谓的直接加热方法实现再加热，直接加热方法包括使用无焰分布燃烧(美国专利No.8,084,660所述)，或氢的选择性氧化(UOP-Lummus SMART工艺)。
图1和图2呈现了使用蒸汽再热的高温化学转化过程，该过程利用两个催化反应器作为转化装置(即，分别是初级(第一)脱氢反应器1和次级(第二)脱氢反应器3)，其中再热负荷在一系列双再热器(即，分别是初级再热器2A和次级再热器2B)之间分离，从而提供产物流39。来自初级脱氢反应器1的反应器流出物流35首先在一系列初级再热器2A中被来自初级蒸汽过热器5(火焰加热器)的再热蒸汽流23加热，以产生反应器流出物流36；然后，反应器流出物流36在一系列次级再热器2B的管侧被来自次级蒸汽过热器6的再热蒸汽流27进一步加热。将送入初级再热器和次级再热器2A和2B的蒸汽的温度进行调整，以达到送入次级脱氢反应器3的工艺进料流37所需的温度。
图1至图4的进料流31提供了用于在高温化学转化过程中转化碳氢化合物组分的工艺流。例如，工艺流包含蒸汽和碳氢化合物组分，例如，在高温化学转化过程中转化成苯乙烯的乙苯。
此外，在图1和2中，低温蒸汽流21(在其所有各种应用中最终成为加热蒸汽)首先在位于过热器5、6和7所共享的对流部段的初级对流加热盘管8中被来自初级、次级和三级蒸汽过热器5、6和7的混合烟道气流13(即，烟道气，以及图2中的13A)预热。然后，蒸汽作为流22通过初级蒸汽过热器5的辐射盘管，然后从所述辐射盘管作为再热蒸汽流23输送到初级再热器2A。
在图1中，冷却的初级再热蒸汽流24(即，在离开初级再热器2A后)在次级蒸汽过热器6的辐射盘管中被加热，然后作为次级再热蒸汽流27被送至次级再热器2B。最后，次级再热蒸汽流28在离开再热器2B之后流过三级蒸汽过热器7的辐射盘管，然后在初级反应器进料混合器10中作为加热蒸汽流29被加入第一反应器进料流32，以使得所得到的初级反应器进料流34的最终混合物在进入初级反应器1之前达到所需的温度。
在图1和图2中，传递至过热器5、6和7的热量是由在空气12A中燃烧燃料11A来供应的，燃烧提供了混合烟道气13(以及图2中混合烟道气13A)。离开初级对流加热盘管8的烟道气15被引导至节约盘管9，然后通过烟囱16排放到大气。
如上所述的图1中的现有技术工艺与图2所示的本发明的多个实施方案的工艺之间的一些差别包括增加了次级对流加热盘管11和反应器进料预热器12装置(即，间接加热装置)。离开初级再热器2A的冷却的再热蒸汽流24在次级对流加热盘管11中被混合过热器烟道气流13加热，然后作为预热蒸汽流25被引导至工艺进料预热器12的壳侧并且在该处与反应器进料流32交换热量。冷却的预热蒸汽流26离开工艺进料预热器12，并被引导至次级蒸汽过热器6的辐射盘管，然后作为次级再热蒸汽流27被送至次级再热器2B。
在图2中，由于进入初级反应器进料混合器10的预热进料流33(即，加热的碳氢化合物流)的温度高于图1的现有技术工艺中的相应反应器进料流32的温度，所以，与图1中的现有技术工艺相比，要达到与初级脱氢反应器1的入口处的初级反应器进料流34(即，混合的反应器进料流)混合物相同的温度，所需的过热加热蒸汽流29的温度得以降低。或者，通过保持三级蒸汽过热器7出口温度与现有技术工艺中相同，所需的加热蒸汽量得以减少。表1中的实施例1说明了该加热蒸汽的减少。
如表1所示，对比实施例1A的工艺数据呈现了图1的示意性流程图(即，现有技术工艺)。对比实施例1A中，总蒸汽-乙苯比是1.00kg/kg，而反应器中使用的总蒸汽的62％是在过程本身中通过共沸热回收和利用反应器流出物的热量产生蒸汽相结合而产生的。因此，只有0.38千克加热蒸汽/千克乙苯进料可用来进行级间再热和加热初级反应器进料。在对比实施例1A中，在双反应器系统中转化64％的乙苯所需的初级脱氢反应器1入口温度为650℃。在对比实施例1A中，乙苯和进料蒸汽的混合物以550℃离开进料/流出物交换器4。通过热平衡，加热蒸汽必须在三级蒸汽过热器7中加热到1102℃的温度，以使得最终的初级反应器进料流34混合物达到所需的650℃的初级脱氢反应器1入口温度。然而，1102℃的温度远远超过了用于建造加热蒸汽流29传输管线和初级反应器进料混合器10的耐热铬镍铁合金800H/800HT冶金的温度极限(899℃)。
为了将过热加热蒸汽流29的温度降低到899℃，加热蒸汽的量必须从0.38千克增加到0.63千克/千克乙苯；而由于额外蒸汽的成本和加热蒸汽所需的额外燃料的成本，所以操作成本增加。表1中的对比实施例1B的现有技术工艺的数据利用了将过热加热蒸汽流29的温度降低到899℃所需的增加量的加热蒸汽(即，0.63千克/千克乙苯)。
表1：
Figure BDA0001426077480000091
Figure BDA0001426077480000101
另一方面，表1中给出的实施例1的工艺数据呈现了图2的本发明示意性流程图。图2的工艺与图1的现有技术不同在于，所述流程图创新性地利用了工艺进料预热器12和次级对流加热盘管11。工艺进料预热器12利用预热蒸汽流25来预加热反应器进料流32。由于进入进料混合器10的反应器进料流33的温度高于在现有技术工艺中的反应器进料蒸汽32，在本文中公开的方法和系统中，使第一反应器进料达到第一反应器入口所需温度时所需的加热温度得以降低。在初级再热器2A中，利用来自初级蒸汽过热器5的初级再热蒸汽流23在热量传递步骤中再加热反应器流出物流35(即，高温化学转化装置的流出物)，以提供冷却的再热器蒸汽流24，然后冷却的再热器蒸汽流24被转移到次级对流加热盘管11，最终通过以上方式，提供了预热蒸汽流25。有利地，次级对流加热盘管11利用了来自初级、次级和三级蒸汽过热器5、6和7的混合烟道气13的热量。一旦预热蒸汽流25与反应器进料流32在工艺进料预热器12中交换热量，预热蒸汽流25就变成了冷却的预热蒸汽流26，冷却的预热蒸汽流26被转移到次级蒸汽过热器6，以提供次级再热蒸汽流27。
具体地，由于进入初级反应器进料混合器10的反应器进料的温度在工艺进料预热器12中从550℃提高到597℃，所以本发明的方法和系统能够将总蒸汽-乙苯比保持在1.00kg/kg而不违反耐热铬镍铁合金800H/800HT材料的温度极限。
从表1所示的数据来看，在每年生产50万公吨苯乙烯的装置中，与现有技术工艺相比，净能量节约(在考虑了节约盘管9中回收的能量之后)为21.3·106kcal/小时。这意味着每年节省的成本在3.4到10.2百万美元之间(使用在20和60美元/百万kcal之间的燃料价格范围)。
如前所述，本发明的方法也可以应用到使用直接加热来进行级间再热的系统中。在这样的系统中，级间再热通过以下方式来实现：如美国专利No.8,084,660(Welch等)所述在再热器内在氧气或空气中直接燃烧燃料；或者，如UOP-Lummus SMART工艺中所做的那样选择性地氧化包含一部分初级反应器流出物的氢。
图3描述了现有技术的流程图，其中使用了直接加热，如上所述。在图3中，低温蒸汽流21(最终成为加热蒸汽)首先被过热器烟道气流13加热，然后在蒸汽过热器5的辐射盘管中被加热到最终温度，然后在初级反应器进料混合器10中作为加热蒸汽流29被加入到反应器进料流32。
图4描述了应用于使用直接加热来进行级间再热的系统的本发明实施方案的流程图。如上所述的图3中的现有技术工艺和本发明的多个实施方案工艺的关键区别在于，增加了工艺进料预热器12和次级对流盘管11。工艺进料预热器12接收预热蒸汽流23，并使用预热蒸汽流23将反应器进料流32预热至中间温度。来自工艺进料预热器12的冷却的预热蒸汽流26被引导至次级对流盘管11。通过在初级反应器进料混合器10中，将离开工艺进料预热器12的预加热进料流33与在次级对流盘管11中加热的加热蒸汽流29混合从而达到初级反应器进料流34混合物温度。然后，进料流在初级反应器1中发生反应，然后作为流出物流35被传送到再热器2，接着通过流出物流37被传送到第二脱氢反应器3，以提供最终反应器产物流38，最终反应器产物流38在与反应器进料流31交换热量之后变为流39。
图5显示了本发明实施方案，所述实施方案具有双反应器系统和一系列双再热器用于通过乙苯脱氢生产苯乙烯。图5显示了再热蒸汽流23被引导至一系列双再热器(特别是再热器2B而非再热器2A)的选择。来自火焰加热器6(即，次级蒸汽过热器)的再热蒸汽流27被引导至再热器2A而非再热器2B。
图6显示了本发明实施方案，所述实施方案具有双反应器系统和并联设置的双再热器。图6显示了再热蒸汽流23被引导至再热器2A而再热蒸汽流27被引导至再热器2B的选择。图7显示了本发明实施方案，所述实施方案具有双反应器系统和并联设置的双再热器，以及再热蒸汽流23被引导至再热器2B而再热蒸汽流27被引导至再热器2A的选择。
图2和图4彼此区别在于工艺进料预热器12中所使用的蒸汽的来源以及离开次级对流盘管11的蒸汽的去向。在图2中的基于蒸汽再热的系统的情况下，工艺进料预热器12中使用的预热蒸汽来自次级对流盘管11，而在图4中的基于直接加热的系统的情况下，预热蒸汽来自于初级蒸汽过热器5，加热蒸汽在次级对流加热盘管11中被加热，然后被引导至初级反应器进料混合器10。
表2中给出的工艺数据将对比实施例2A和2B与实施例2的本发明实施方案进行比较。表2的实施例呈现了这样的系统，其中大量蒸汽在工艺本身中通过共沸热回收和利用反应器流出物的热量产生蒸汽相结合而产生。因此，工艺参数与表1中所示的实施例完全相同，即总蒸汽-乙苯比为1.00kg/kg，反应器中使用的总蒸汽的62％在工艺本身中通过共沸热回收和利用反应器流出物的热量产生蒸汽相结合而产生，反应器进料在进料/流出物交换器4中被加热到550℃。
表2：
Figure BDA0001426077480000121
Figure BDA0001426077480000131
正如预期的那样，呈现了现有技术方法的对比实施例2A和2B分别受到与对比实施例1A和1B中相同的限制。具体地，可用的加热蒸汽量不足以使加热蒸汽流29的温度保持在899℃或更低的温度。然而，图4中所示的实施例2的改进方法使用来自初级蒸汽过热器5的899℃的预热蒸汽将反应器进料预热到615℃，然后通过加入在次级对流加热盘管11中加热的加热蒸汽，反应器进料达到所需的650℃的反应器入口温度。
本发明的方法同样适用于包括单个或多个脱氢反应器的系统。这些反应器可以是绝热的或等温的，径向流动或轴向流动类型，或者这些特性的任何组合。此外，本发明的方法同样适用于以蒸汽加热为特征的苯乙烯反应系统，以及那些以使用直接加热来进行级间再热为特征的苯乙烯反应系统，如UOP-Lummus SMART工艺和美国专利No.8,193,404和No.8,084,660(Welch等)中公开的工艺。此外，本发明的方法可以使用任何适用于乙苯脱氢的催化剂。
本专利中使用的术语“发明”、“该发明”、“这项发明”、“本发明”等，都意图概括地指代本专利和以下专利权利要求的所有主题。包括这些术语的表述不应被理解为限制文中所述的主题，或限制以下专利权利要求的含义或范围。
尽管本发明的实施方案已经针对某些版本进行了详细描述，其他版本也是可行的，并且，在阅读本说明书和研究附图之后，对本领域的技术人员来说所示版本的变更、排列和等价将变得显而易见。此外，在本文中的版本的各种特性可以以多种方式组合在一起，以提供本发明的附加版本。此外，本发明使用了特定术语以使描述清晰，而并不限制本发明。因此，任何所附权利要求不应受限于在本文中所包括的优选版本的描述，并且应当包括所有这些属于本发明的真正精神和范围的变更、排列和等价。

Claims (27)

1.一种在多反应器碳氢化合物脱氢工艺中加热反应器进料的方法，所述方法包括以下步骤：
(i)再热蒸汽流在一个或更多个第一反应器产物流间接加热装置中加热第一反应器产物流之后，利用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热第一再热蒸汽流，以提供预热蒸汽流；
(ii)在进入第一反应器之前，使用第一反应器进料流间接加热装置中的预热蒸汽流加热包含碳氢化合物和任选进料蒸汽的第一反应器进料流，以提供预热的碳氢化合物流和冷却的预热蒸汽流；
(iii)在一个或更多个火焰加热器中加热所述冷却的预热蒸汽流，以提供第二再热蒸汽流；
(iv)将所述第二再热蒸汽流引导至一个或更多个第一反应器产物流间接加热装置之一，以向所述第一反应器产物流提供热量并且提供冷却的再热蒸汽流；
(v)在所述一个或更多个火焰加热器之一中加热所述冷却的再热蒸汽，以提供加热蒸汽流；并且
(vi)将所述加热蒸汽流与所述预热的碳氢化合物流进行混合，然后进入所述第一反应器。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一反应器产物流间接加热装置相对于所述第一反应器产物流串联布置。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一反应器产物流间接加热装置相对于所述第一反应器产物流并联布置。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(iii)中所述冷却的预热蒸汽流在所述一个或更多个火焰加热器之一的辐射部段中被加热。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(v)中所述冷却的再热蒸汽流在所述一个或更多个火焰加热器之一的辐射部段中被加热。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加热蒸汽流的温度低于由美国机械工程师协会标准对合金800H/HT所设置的极限。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加热蒸汽流的温度低于1700°F(926.7℃)。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述碳氢化合物是乙苯。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，至少一部分第一反应器进料蒸汽通过碳氢化合物进料和水的混合物的共沸蒸发产生。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，进料蒸汽对碳氢化合物的重量比至少为0.4。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，在初级反应器进料流中的总蒸汽对碳氢化合物的重量比小于或等于1.25。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一反应器产物流间接加热装置和所述第一反应器进料流间接加热装置是壳管式热交换器。
13.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法在这样的系统中进行，所述系统包括：使用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热在之前的热量传递步骤中使用的蒸汽流的装置，和将热量从所述蒸汽流间接传递至第一脱氢反应器上游的第一反应器进料流的装置，其中，所述蒸汽流在将热量转移到第一反应器进料之后被再加热从而提供后续热量传递步骤。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，所述之前的热量传递步骤是对所述第一反应器产物流进行加热。
15.一种在多反应器碳氢化合物脱氢工艺中加热反应器进料的方法，所述方法包括以下步骤：
(i)在间接加热装置中，利用来自一个或更多个火焰加热器的预热蒸汽流加热包含碳氢化合物和任选进料蒸汽的第一反应器进料流，以提供预热的碳氢化合物流和冷却的预热蒸汽流；
(ii)利用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热所述冷却的预热蒸汽流，以提供加热蒸汽流；并且
(iii)将所述加热蒸汽流与所述预热的碳氢化合物流进行混合，然后进入第一反应器。
16.根据权利要求15所述的方法，其中，步骤(i)中所述预热蒸汽流在所述一个或更多个火焰加热器之一的辐射部段中被加热。
17.根据权利要求15所述的方法，其中，所述间接加热装置是壳管式热交换器。
18.根据权利要求15所述的方法，其中，所述预热蒸汽流的温度低于由美国机械工程师协会标准对合金800H/HT所设置的极限。
19.根据权利要求15所述的方法，其中，包含蒸汽的所述预热蒸汽流的温度低于1700°F(927℃)。
20.根据权利要求15所述的方法，其中，所述碳氢化合物是乙苯。
21.根据权利要求15所述的方法，其中，至少一部分进料蒸汽通过碳氢化合物进料和水的混合物的共沸蒸发产生。
22.根据权利要求15所述的方法，其中，进料蒸汽对碳氢化合物的重量比至少为0.4。
23.根据权利要求15所述的方法，其中，在第一反应器进料流中的总蒸汽对碳氢化合物的重量比小于或等于1.25。
24.根据权利要求15所述的方法，其中，所述方法在这样的系统中执行，所述系统包括：在第一脱氢反应器上游的热传递步骤中将热量从蒸汽流间接传递至第一反应器进料流从而提供预热的进料流的装置，和在热传递步骤之后使用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热蒸汽流的装置；其中，所述蒸汽流再加热之后与预热的进料流混合然后进入第一脱氢反应器。
25.根据权利要求24所述的方法，其中，在火焰加热器中加热所述热传递步骤中所使用的蒸汽流。
26.一种在多反应器碳氢化合物脱氢工艺中加热反应器进料的系统，所述系统包括：使用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热在之前的热交换步骤中使用的蒸汽流的装置，和将热量从所述蒸汽流间接传递至第一脱氢反应器上游的第一反应器进料流的装置。
27.一种在多反应器碳氢化合物脱氢工艺中加热反应器进料的系统，所述系统包括：在第一脱氢反应器上游的热传递步骤中将热量从蒸汽流间接传递至第一反应器进料流从而提供预热的进料流的装置，和在热传递步骤之后使用来自一个或更多个火焰加热器的烟道气加热蒸汽流的装置；其中，所述蒸汽流再加热之后与预热的进料流混合然后进入第一脱氢反应器。
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