CN114436744B - 乙苯脱氢制备苯乙烯的方法和系统 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及乙苯制备苯乙烯领域，公开乙苯脱氢制备苯乙烯的方法和系统，该方法包括以下步骤：(1)将含乙苯和水的液相物流Ⅰ引入共沸换热单元进行共沸汽化，得到气液物流Ⅱ和气相物流Ⅲ；(2)将第一含乙苯原料与所述气相物流Ⅲ引入补充乙苯蒸发单元，得到气相物流Ⅳ；(3)将所述气相物流Ⅳ引入过热单元，得到物流Ⅴ，所述物流Ⅴ与水蒸汽物流引入脱氢反应单元进行脱氢反应，得到脱氢产物物流Ⅵ；(4)所述脱氢产物物流Ⅵ经过所述过热单元换热，然后再引入蒸汽蒸发单元进行蒸汽蒸发处理，得到物流Ⅶ，将所述物流Ⅶ引入所述补充乙苯蒸发单元，得到脱氢反应产物物流Ⅷ，为补充乙苯蒸发单元提供热源。本发明使得反应热利用更充分，整体能耗更低。
Description
技术领域
本发明涉及乙苯制备苯乙烯技术领域，具体地涉及一种乙苯脱氢制备苯乙烯的方法和系统。
背景技术
苯乙烯是最重要的基本有机化工原料之一，主要用于制造聚苯乙烯PS、发泡聚苯乙烯EPS、ABS树脂和SAN树脂等共聚物树脂，以及苯乙烯/丁二烯共聚胶乳SB、丁苯橡胶和胶乳SBR、不饱和聚酯及其它如苯乙烯/甲基丙烯酸甲酯胶乳、甲基丙烯酸甲酯/丁二烯/苯乙烯共聚物MBS、离子交换树脂和药物等。
乙苯脱氢制苯乙烯生产技术主要有绝热脱氢工艺、等温脱氢工艺、选择性氧化脱氢工艺和环氧丙烷共氧化法工艺。其中，应用最广泛、技术最成熟的是乙苯负压绝热脱氢工艺，该工艺应用的产量约占全世界苯乙烯产量的85％。
乙苯脱氢制苯乙烯的工艺原理为：在催化剂和水蒸汽存在条件下，550-650℃乙苯发生选择脱氢反应生成苯乙烯。该反应是强吸热反应，加入大量过热水蒸汽，其一，过热蒸汽是乙苯脱氢反应的热载体，提供了反应所需的热量；其二，水蒸汽的存在降低了反应分压，有利于苯乙烯的生成；其三，水蒸汽还可以与催化剂表面的结碳发生水煤气反应，可防止催化剂的活性成分还原为金属，有利于延长催化剂寿命，工业上采用的水比(水蒸汽和乙苯重量比)为1-1.6。
然而，苯乙烯的生产过程需要大量的燃料和水蒸汽，工艺能耗较大。随着原油和原料价格的不断上涨，采用节能技术成为苯乙烯装置降低成本的关键措施。
CN1007973A公开了一种由苯乙烷生产苯乙烯的改进脱氢方法-包括低温热回收以及苯乙烯-水蒸汽进料的改进方法，具体公开了利用乙苯/苯乙烯分离塔顶热量加热乙苯和水，部分乙苯原料与水共沸进入反应器，节约10-20％能耗，该方法已经在工业装置上应用。
目前，由于水比(即水蒸汽和乙苯重量比)降低能够有效降低装置能耗，低水比脱氢催化剂的研究近年来取得长足进步，水比从原先的1.4-1.6降低到1.1-1.25，当水比由1.4降低至1.1时，装置综合能耗降低10％左右，经济效益可观。但是，如果在原采用的共沸节能苯乙烯技术建成的装置上使用低水比催化剂，由于供给乙苯蒸发系统的水量无法减少，应用低水比脱氢催化剂必须减少进入蒸汽加热炉的水量，在乙苯脱氢反应所需热量基本不变的情况下，进入加热炉的蒸汽流量降低，那么相应加热炉的出口温度必须提高。例如，水比为1.4时，蒸汽加热炉A和B出口温度分别为850℃、830℃；当水比降至1.25时，蒸汽加热炉A和B出口温度分别为890℃、870℃；当水比降至1.0时，蒸汽加热炉A和B出口温度分别为940℃、930℃。而由于受限于加热炉管道材质使用温度的上限，水比≤1.2时催化剂无法在原采用的共沸节能苯乙烯技术建成装置上直接使用。
CN103030522A公开了一种乙苯脱氢制苯乙烯原料汽化的方法，该方法采用将乙苯/水共沸蒸发和乙苯补充蒸发一体式系统进行分离，设置独立的乙苯补充蒸发系统，解决了顺序分离恒沸与低水比催化剂共同使用的问题。乙苯/苯乙烯塔顶低温热采用原顺序共沸节能工艺低温热利用约92％，设置独立乙苯补充蒸发器，部分原料乙苯采用蒸汽作为热源直接蒸发，降低了乙苯/苯乙烯塔顶低温热利用率约为75％，增加了塔顶冷却水和冷冻水用量，部分乙苯蒸发增加了蒸汽耗量。为了避免乙苯进料中苯乙烯等组分的累积，控制乙苯补充蒸发器操作温度，乙苯蒸发器需要加入少量水蒸汽，进一步增加了水蒸汽耗量。冷却水、冷冻水、水蒸汽等公用工程耗量增加部分抵消了采用低水比催化剂带来的能耗降低。
目前低水比催化剂和共沸节能工艺使用过程中，存在分离塔低温热利用不充分，低低压蒸汽装置内难以充分利用的问题，而目前的乙苯脱氢制苯乙烯的工艺能耗仍较高，有待进一步改善。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有技术存在的采用低水比顺序共沸节能工艺需设置独立乙苯蒸发系统的情况下，存在采用低水比催化剂时发生低压蒸汽过多，装置内难以充分利用，发生低低压蒸汽且其利用价值相对较低，且乙苯/苯乙烯分离系统低温热利用不充分，能耗偏大的缺陷，提供一种乙苯脱氢制备苯乙烯的方法和系统，该方法和系统在实现同时应用低水比催化剂和共沸节能精馏的基础上，不发生低低压蒸汽，只产生低压蒸汽，发生低压蒸汽后的脱氢反应产物物流Ⅷ为补充乙苯蒸发系统提供热源，使得脱氢反应热得到充分回收和利用，乙苯/苯乙烯分离系统的低温热利用更充分，整体能耗更低。
本发明的发明人在研究过程中发现，目前乙苯脱氢制苯乙烯装置能耗主要是消耗大量低压蒸汽，其主要来源是乙苯装置副产蒸汽和装置自产的低压蒸汽。虽然采用低水比催化剂能使得低压蒸汽的耗量大幅度减少，但是为了保证乙苯-苯乙烯联合装置整体能量消耗，乙苯单元发生的低压蒸汽发生量不变，苯乙烯单元低压蒸汽耗量减少，造成低压蒸汽不再平衡。脱氢反应单元的脱氢产物在后续处理时产生的低低压蒸汽压力较低，工业上难以利用，造成装置节能效果大为降低，严重影响了苯乙烯企业经济效益。
为了解决上述问题，本发明第一方面提供一种乙苯脱氢制备苯乙烯的方法，该方法包括以下步骤：
(1)将含乙苯和水的液相物流Ⅰ引入共沸换热单元进行共沸汽化，得到气液物流Ⅱ和气相物流Ⅲ；
(2)将第一含乙苯原料与所述气相物流Ⅲ引入补充乙苯蒸发单元，得到气相物流Ⅳ；
(3)将所述气相物流Ⅳ引入过热单元，得到物流Ⅴ，所述物流Ⅴ与水蒸汽物流引入脱氢反应单元进行脱氢反应，得到脱氢产物物流Ⅵ；
(4)所述脱氢产物物流Ⅵ经过所述过热单元换热，然后再引入蒸汽蒸发单元进行蒸汽蒸发处理，得到物流Ⅶ，将所述物流Ⅶ引入所述补充乙苯蒸发单元，得到脱氢反应产物物流Ⅷ，所述物流Ⅶ为所述补充乙苯蒸发单元提供热源。
优选地，乙苯/苯乙烯分离系统产生的气相出料为所述共沸换热单元提供热源。
本发明第二方面提供一种乙苯脱氢制备苯乙烯的系统，该系统包括：依次连通的共沸换热单元、补充乙苯蒸发单元和过热单元，所述补充乙苯蒸发单元与乙苯供给单元连通，所述过热单元的出口与脱氢反应单元的入口连通，所述脱氢反应单元与水蒸汽供给单元连通；
所述共沸换热单元用于将含乙苯和水的液相物流Ⅰ进行共沸汽化；
所述补充乙苯蒸发单元用于将乙苯供给单元提供的第一含乙苯原料与共沸换热单元得到的气相物流III进行蒸发；
所述脱氢反应单元用于将所述过热单元的出口得到的物流Ⅴ与水蒸汽物流进行脱氢反应；
所述脱氢反应单元通过出料管道与所述过热单元连通，所述过热单元通过出料管道与蒸汽蒸发单元连通，所述蒸汽蒸发单元与所述补充乙苯蒸发单元连通，用于将经所述脱氢反应单元得到的脱氢产物物流Ⅵ进行换热、蒸汽蒸发处理、乙苯蒸发处理，得到脱氢反应产物物流Ⅷ。
优选地，所述共沸换热单元的入口与乙苯/苯乙烯分离系统的出口连通，使得乙苯/苯乙烯分离体系产生的气相出料为所述共沸换热单元提供热源。
本发明提供的方法中，通过设置补充乙苯蒸发单元，并将经共沸换热单元部分气化后得到的气相物流Ⅲ与第一含乙苯原料共同引入所述补充乙苯蒸发单元，且限定所述补充乙苯蒸发单元的热源由脱氢产物物流Ⅵ经过过热单元和蒸汽蒸发单元后的物流Ⅶ提供，使得能够实现同时应用相对较低的低水比催化剂(水比≤1.2)和共沸节能精馏，且整个系统中不发生低低压蒸汽，发生低压蒸汽后的物流Ⅶ为补充乙苯蒸发系统提供热源，脱氢反应热得到充分回收和利用，整体能耗更低。
与现有的共沸节能工艺的技术相比，本发明适用于低水比顺序恒沸节能工艺，不发生低低压蒸汽，低水比条件下，能量利用更加合理，装置整体能耗更低。
与现有的设置独立乙苯蒸发系统的共沸节能的技术相比，本发明节省了乙苯蒸发单元，不发生低低压蒸汽，采用高温的脱氢反应物料为补充乙苯蒸发单元提供热源，同时本发明的补充乙苯蒸发单元中不再加入水蒸汽而加入乙苯/水的气相物流Ⅲ，从而提高了乙苯/苯乙烯塔顶低温热利用率。
本发明的上述优选方案中，在采用水比为1时，乙苯/苯乙烯分离系统产生的气相出料经共沸换热单元时的液化率由现有技术中设置独立乙苯蒸发器的方案的0.75提高为0.82，能够减少配水量25-35％，无需通过独立乙苯蒸发器向共沸换热单元加入水蒸汽，因此降低了水蒸汽的消耗；另外，利用脱氢产物物流Ⅶ的反应热为补充乙苯蒸发单元提供热源，使得通过补充乙苯蒸发单元自身加热水蒸汽的量降低15％，在保证低水比脱氢催化剂使用的同时，不在发生低低压蒸汽，能量利用更加合理，降低水蒸汽耗量和配水量，循环水耗量更低，降低了装置能耗。
附图说明
图1是本发明的系统的结构示意图。
图2是对比例2的乙苯脱氢制苯乙烯系统的结构示意图。
图3是对比例1的乙苯脱氢制苯乙烯系统的结构示意图。
附图标记说明
1-蒸汽过热单元 2-第一脱氢反应单元 3-第二脱氢反应单元
4-中间换热单元 5-乙苯蒸发单元 6-乙苯/水分离单元
7-过热单元 8-共沸换热单元 9-尾气冷却单元
10-尾气过冷单元 11-乙苯/苯乙烯分离系统 12-蒸汽蒸发单元
13-补充乙苯蒸发单元 14-低低压蒸汽发生单元
101-水蒸汽 102-A室出口蒸汽 103-B室入口蒸汽
104-水蒸汽物流 105-水 106-乙苯原料
107-乙苯/水混合物 108-第一含乙苯原料 109-气相物流Ⅳ
110-第一脱氢反应单元出料 111-中间换热单元管层出料 112-脱氢产物物流Ⅵ
113-物流Ⅴ 114-过热单元出料 115-乙苯蒸发单元壳侧
116-液相水 117-第二液相水物流 118-液相乙苯
119-第二液相乙苯物流 120-第一液相乙苯物流 121-第一液相水物流
122-气液混合物 123-液相物流Ⅰ 124-乙苯/苯乙烯分离
系统的气相出料
125-气相物流Ⅲ 126-尾气冷却单元壳侧出料 127-尾气过冷单元壳
侧出料
128-气液物流Ⅱ 129-第二含乙苯原料 130-第一水物流
131-第二水物流 132-物流Ⅶ 133-脱氢反应产物物
流Ⅷ
134-气相混合物流
具体实施方式
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
本发明中，所述乙苯/苯乙烯是指乙苯和苯乙烯，所述乙苯/水是指乙苯和水；所述压力除另有说明外均为表压。
本发明第一方面提供一种乙苯脱氢制备苯乙烯的方法，如图1所示，该方法包括以下步骤：
(1)将含乙苯和水的液相物流Ⅰ123引入共沸换热单元8进行共沸汽化，得到气液物流Ⅱ128和气相物流Ⅲ125；
(2)将第一含乙苯原料108与所述气相物流Ⅲ125引入补充乙苯蒸发单元13，得到气相物流Ⅳ109；
(3)将所述气相物流Ⅳ109引入过热单元7，得到物流Ⅴ113，所述物流Ⅴ113与水蒸汽物流104引入脱氢反应单元进行脱氢反应，得到脱氢产物物流Ⅵ112；
(4)所述脱氢产物物流Ⅵ112经过所述过热单元7换热，然后再引入蒸汽蒸发单元12进行蒸汽蒸发处理，得到物流Ⅶ132，将所述物流Ⅶ132引入所述补充乙苯蒸发单元13，得到脱氢反应产物物流Ⅷ133，所述物流Ⅶ132为所述补充乙苯蒸发单元13提供热源。
本发明中，优选地，所述蒸汽蒸发单元12为低压(例如0.2-0.4MPaG)蒸汽发生器。
本发明中，所述气相物流Ⅲ125为共沸换热单元8壳侧操作压力下的乙苯/水共沸物。所述气相物流Ⅲ125可以以一股物流或多股物流引入补充乙苯蒸发单元13中，例如为1-3股。
根据本发明，优选地，步骤(1)中，所述共沸汽化的汽化率为4-20％，所述气液物流Ⅱ128中水的含量为30-40wt％。
根据本发明，优选地，步骤(1)中所述共沸汽化的条件包括：共沸压力为70-120kPaA，共沸温度为85-97℃。本发明中的所述共沸压力是指蒸汽蒸发单元12的壳侧操作压力。
根据本发明，优选地，该方法还包括：将所述脱氢反应产物物流Ⅷ133经过乙苯/苯乙烯分离系统11进行分离。所述乙苯/苯乙烯分离系统11可以为乙苯/苯乙烯分离塔，为本领域所公知，在此不再赘述。
为了充分利用系统产生的热量以降低整体能耗，优选地，乙苯/苯乙烯分离系统11产生的气相出料为所述共沸换热单元8提供热源。
本发明中，所述含乙苯和水的液相物流Ⅰ中会含有少量苯乙烯，在步骤(1)所述共沸汽化过程中会蒸发掉该部分苯乙烯，得到含有苯乙烯的气体，此为本领域技术人员所公知的，在此不再赘述；本领域技术人员可以根据实际需求对所述共沸换热单元8的含有苯乙烯的气体进行处理，例如，所述共沸换热单元8还可以与尾气冷却单元9和尾气过冷单元10依次连通，以对含有苯乙烯的气体进行处理，所述尾气经尾气冷却单元9处理后得到尾气冷却单元壳侧出料126，再经过尾气过冷单元10得到尾气过冷单元壳侧出料127。
根据本发明，优选地，步骤(2)中，所述气相物流Ⅲ125的用量为所述第一含乙苯原料108用量的25-100wt％。
根据本发明，优选地，步骤(2)中，所述气相物流Ⅳ109中水蒸汽的含量为5-20wt％。
优选地，步骤(2)中，所述气相物流Ⅳ109的温度为87-122℃。
在本发明的一种优选实施方式中，步骤(1)还包括：将第二含乙苯原料129、水105与来自于共沸换热单元8的所述气液物流Ⅱ128引入乙苯/水分离单元6，进行气液分离，得到气相物流Ⅸ、液相乙苯118和液相水116，所述液相乙苯118和液相水116混合得到所述液相物流Ⅰ123。由于第二含乙苯原料129中通常含有少量(约1wt％)苯乙烯，苯乙烯在120℃左右容易自聚，而采用本发明的该优选方案，能够通过共沸蒸发出这部分苯乙烯，避免在所述补充乙苯蒸发单元13中发生累积而造成损坏导致其无法正常使用。
在该优选实施方式中，进一步优选地，所述第一含乙苯原料108的用量为所述第一含乙苯原料108与所述第二含乙苯原料129的总量的20-35wt％、更优选为23-30wt％。
根据本发明，优选地，步骤(1)还包括：在所述共沸汽化后进行气液分离，得到所述气液物流Ⅱ128和气相物流Ⅲ125。
本发明中，所述第二含乙苯原料129与水105可以经过混合形成图1的乙苯/水混合物107，然后一起引入乙苯/水分离单元6内，也可以不经混合分别引入乙苯/水分离单元6内。
本发明中，所述第二含乙苯原料129和所述第一含乙苯原料108可以由乙苯原料106分为两股物流得到，也可以由两股原料物流得到，优选前者。本发明对所述乙苯原料106的来源没有限制，一般包括纯乙苯原料和由脱氢反应产物分离得到的含有少量(约1wt％)苯乙烯的乙苯物流。
根据本发明，优选地，步骤(3)还包括：将所述气相物流Ⅳ109与步骤(1)得到的所述气相物流Ⅸ混合，得到气相混合物流134，然后再引入过热单元7。
在本发明的上述优选方案中，通过将来自于共沸换热单元8的所述气液物流Ⅱ128与第二含乙苯原料129、水105一起引入乙苯/水分离单元6，实现气液分离，进而避免进入过热单元7中的物流带液，影响过热单元正常操作；同时，将所述乙苯/水分离单元6得到的气相物流Ⅸ与由脱氢反应热提供热源的所述补充乙苯蒸发单元13得到的气相物流Ⅳ109一同引入过热单元7和脱氢反应单元，补充乙苯蒸发单元13由于引入了乙苯/水共沸物(即气相物流Ⅲ125)替代了图3所示的现有工艺中的水，使得能够降低原料中配置的水的用量25-35％，减少水蒸汽耗量，提高了乙苯/苯乙烯分离系统塔顶低温热利用率，整体能耗降低4.5kgoe/t.SM，反应热回收方案更加合理，低水比顺序分离节能工艺效果更加突出，取得了更好的技术效果。
根据本发明，优选地，步骤(3)中所述物流Ⅴ113的温度为500-530℃。
本发明对所述水蒸汽物流104的来源没有限制，可以根据需要将原料水蒸汽进行处理得到；优选地，步骤(3)中所述水蒸汽物流104通过以下方法得到：将原料水蒸汽101引入蒸汽过热单元1，得到所述水蒸汽物流104。
本发明对所述蒸汽过热单元1的结构没有限制，可以根据实际需求进行选择；优选地，如图1所示，所述蒸汽过热单元1包括串联连通的第一蒸汽过热室A和第二蒸汽过热室B。本发明中，所述第一蒸汽过热室A和第二蒸汽过热室B之间可以连通有中间换热单元4。
根据本发明，优选地，所述第一蒸汽过热室A的出口处物流(即A室出口蒸汽102)的温度为800-880℃，所述第二蒸汽过热室的出口处物流的温度为800-870℃、优选为840-870℃。采用本发明的优选方案，能够采用较低的蒸汽过热单元1的温度，且能够在采用较低水比(≤1.2)的情况下直接在现有的共沸节能装置上进行应用，无需对设备进行耐高温的改造，从而降低整体能耗。
本发明对所述脱氢反应单元没有限制，可以根据脱氢需要选择适当的脱氢级数。在本发明的一种优选实施方式中，步骤(3)中所述脱氢反应单元包括串联连通的第一脱氢反应单元2和第二脱氢反应单元3。将所述物流Ⅴ113依次引入所述第一脱氢反应单元2和第二脱氢反应单元3进行脱氢反应。
本发明中，优选地，在所述第一脱氢反应单元2和第二脱氢反应单元3之间设置中间换热单元4，使得经过第一脱氢反应单元2得到的第一脱氢反应单元出料110，进入中间换热单元4进行换热，然后进入第二脱氢反应单元3。
根据本发明，优选地，所述水蒸汽物流通过以下步骤得到：先将水蒸汽101引入蒸汽过热单元1内的第一蒸汽过热室A进行过热，再进入中间换热单元4，以与所述中间换热单元4内的第一脱氢反应单元出料110进行换热，得到所述B室入口蒸汽103，然后进入第二蒸汽过热室B进行过热，得到所述水蒸汽物流。
根据本发明，优选地，步骤(3)中，所述脱氢反应的条件包括：第一脱氢反应器压力为40-60kPaA，第二脱氢反应器压力30-50kPaA。
根据本发明，优选地，步骤(3)中，所述脱氢反应的条件还包括：第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的反应温度各自独立地为580-650℃。
优选地，所述脱氢反应的条件还包括：第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的总反应空速为0.2-0.6h-1。本发明中，所述空速是指重量空速。
根据本发明，优选地，步骤(3)中，所述脱氢反应中水蒸汽和乙苯的重量比为0.9-1.2：1。采用本发明的优选方案，在水比≤1.2时催化剂能够在现有的共沸节能苯乙烯技术建成装置上直接使用。而在现有的共沸节能工艺中，由于受限于加热炉管道材质使用温度的上限，水比≤1.2时催化剂无法在图2所示的现有的共沸节能苯乙烯技术建成装置上直接使用。
根据本发明，优选地，步骤(4)中所述蒸汽蒸发处理的条件包括：压力为0.2-0.4MPa，温度为130-160℃。本发明中，所述蒸汽蒸发处理中的压力是指所述蒸汽蒸发处理单元的壳侧操作压力。
根据本发明，优选地，步骤(4)中，所述物流Ⅶ132的温度为140-180℃，所述脱氢反应产物物流Ⅷ133的温度为110-130℃。
本发明中，所述脱氢反应产物物流Ⅷ133包括苯乙烯、乙苯、氢气、苯、甲苯、水，以及甲烷、二氧化碳和微量的焦油等，为本领域公知，在此不再赘述。本发明的发明点在于在充分利用反应热的基础上，实现了低水比催化剂和共沸节能精馏同时应用，降低能耗。
根据本发明提供的一种优选实施方式，如图1所示，所述乙苯脱氢制备苯乙烯的方法包括以下步骤：
(1)将第二含乙苯原料129、水105与来自于共沸换热单元8的所述气液物流Ⅱ128引入乙苯/水分离单元6，进行气液分离，得到气相物流Ⅸ、液相乙苯118和液相水116，所述液相乙苯118和液相水116混合得到所述液相物流Ⅰ123；
然后将所述含乙苯和水的液相物流Ⅰ123引入共沸换热单元8进行共沸汽化、气液分离，得到气液物流Ⅱ128和气相物流Ⅲ125，下述脱氢反应产物物流Ⅷ133进行分离过程中的乙苯/苯乙烯分离系统11产生的气相出料为所述共沸换热单元8提供热源；
其中，所述共沸汽化的汽化率为4-20％，所述气液物流Ⅱ128中水的含量为30-40wt％，所述共沸汽化的条件包括：共沸压力为70-120kPaA，共沸温度为85-97℃；
(2)将第一含乙苯原料108与所述气相物流Ⅲ125引入补充乙苯蒸发单元13，得到气相物流Ⅳ109；所述气相物流Ⅳ109中水蒸汽的含量为5-20wt％，气相物流Ⅳ109的温度为87-122℃；
其中，所述第一含乙苯原料108的用量为所述第一含乙苯原料108与所述第二含乙苯原料129的总量的20-35wt％、更优选为23-30wt％；所述气相物流Ⅲ125的用量为所述第一含乙苯原料108用量的25-100wt％；
(3)将所述气相物流Ⅳ109与步骤(1)得到的所述气相物流Ⅸ混合，得到气相混合物流134，然后再引入过热单元7，得到物流Ⅴ113，物流Ⅴ113的温度为500-530℃；
将原料水蒸汽101引入蒸汽过热单元1，得到所述水蒸汽物流104；所述蒸汽过热单元1包括串联连通的第一蒸汽过热室A和第二蒸汽过热室B，所述第一蒸汽过热室A的出口处物流(即A室出口蒸汽102)的温度为800-880℃，所述第二蒸汽过热室的出口处物流的温度为800-870℃；
然后将所述物流Ⅴ113与所述水蒸汽物流104依次引入第一脱氢反应单元2和第二脱氢反应单元3进行脱氢反应，得到脱氢产物物流Ⅵ112；
其中，所述脱氢反应的条件包括：第一脱氢反应器压力为40-60kPaA，第二脱氢反应器压力30-50kPaA，第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的反应温度各自独立地为580-650℃，第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的总反应空速为0.2-0.6h-1；所述脱氢反应中水蒸汽和乙苯的重量比为0.9-1.2：1；
(4)将所述脱氢产物物流Ⅵ112经过所述过热单元7换热，然后再引入蒸汽蒸发单元12进行蒸汽蒸发处理，得到物流Ⅶ132，所述物流Ⅶ132的温度为140-180℃，将所述物流Ⅶ132引入所述补充乙苯蒸发单元13，得到脱氢反应产物物流Ⅷ133，脱氢反应产物物流Ⅷ133的温度为110-130℃，所述物流Ⅶ132为所述补充乙苯蒸发单元13提供热源；
其中，所述蒸汽蒸发处理的条件包括：压力为0.2-0.4MPa，温度为130-160℃。
本发明第二方面提供一种乙苯脱氢制备苯乙烯的系统，如图1所示，该系统包括：依次连通的共沸换热单元8、补充乙苯蒸发单元13和过热单元7，所述补充乙苯蒸发单元13与乙苯供给单元(图中未示出)连通，所述过热单元7的出口与脱氢反应单元的入口连通，所述脱氢反应单元与水蒸汽供给单元(图中未示出)连通；
所述共沸换热单元8用于将含乙苯和水的液相物流Ⅰ123进行共沸汽化；
所述补充乙苯蒸发单元13用于将乙苯供给单元提供的第一含乙苯原料与共沸换热单元8得到的气相物流III 125进行蒸发；
所述脱氢反应单元用于将所述过热单元7的出口得到的物流Ⅴ113与水蒸汽物流104进行脱氢反应；
所述脱氢反应单元通过出料管道与所述过热单元7连通，所述过热单元7通过出料管道与蒸汽蒸发单元12连通，所述蒸汽蒸发单元12与所述补充乙苯蒸发单元13连通，用于将经所述脱氢反应单元得到的脱氢产物物流Ⅵ112进行换热、蒸汽蒸发处理、乙苯蒸发处理，得到脱氢反应产物物流Ⅷ133，再将所述物流Ⅶ132为所述补充乙苯蒸发单元13提供热源。
本发明中，所述各单元的结构和功能与前述第一方面中的各个单元相同，所述各物流的组成和前述第一方面中的各物流相同，在此不再赘述。
本发明中，所述过热单元7、中间换热单元4、补充乙苯蒸发单元13和共沸换热单元8各自独立地均具有壳侧物料管和管程物料管，用于两个相互独立的物流进料、出料，此均为现有技术，在此不再赘述。
在本发明的一种优选实施方式中，所述系统还包括：水供给单元(图中未示出)与乙苯/水分离单元6，所述乙苯/水分离单元6的入口与所述水供给单元、所述乙苯供给单元、共沸换热单元8的出口连通，且所述乙苯/水分离单元6的出口与所述共沸换热单元8的入口连通，用于将水供给单元提供的水、乙苯供给单元提供的第二含乙苯原料与所述共沸换热单元8得到的气液物流Ⅱ128进行气液分离，并将气液分离得到的液相乙苯和液相水引入所述共沸换热单元8。
根据本发明，优选地，所述乙苯/水分离单元6的出口与所述过热单元7的入口连通，用于将乙苯/水分离单元6气液分离得到的气相物流Ⅸ引入所述过热单元7进行过热处理。
根据本发明，优选地，所述系统还包括乙苯/苯乙烯分离系统11，用于将经过所述补充乙苯蒸发单元13得到的脱氢反应产物物流Ⅷ133进行分离。所述乙苯/苯乙烯分离系统11与前述第一方面的乙苯/苯乙烯分离系统相同，在此不再赘述。
优选地，所述共沸换热单元8的入口与所述乙苯/苯乙烯分离系统11的出口连通，使得乙苯/苯乙烯分离体系产生的气相出料为所述共沸换热单元8提供热源。
在本发明的一种优选实施方式中，所述系统还包括设置在所述脱氢反应单元和水蒸汽供给单元连通管线上的蒸汽过热单元1。
本发明对所述蒸汽过热单元1的结构没有限制，可以根据实际需求进行选择；优选地，所述蒸汽过热单元1包括串联连通的第一蒸汽过热室A和第二蒸汽过热室B。
根据本发明，优选地，所述第一蒸汽过热室A和第二蒸汽过热室B之间连通有中间换热单元4。
优选地，所述脱氢反应单元包括依次连通的第一脱氢反应单元2和第二脱氢反应单元3，所述第一脱氢反应单元2的入口分别与所述过热单元7的出口、所述蒸汽过热单元1的出口连通，所述第二脱氢反应单元3的出口与所述过热单元7的入口连通。
根据本发明，优选地，所述第一脱氢反应单元2的出口与所述中间换热单元4的入口连通，所述中间换热单元4的出口与所述第二脱氢反应单元3的入口连通。
本发明的系统中，所述过热单元7、中间换热单元4、补充乙苯蒸发单元13和共沸换热单元8等各个单元均与前述第一方面中的相应单元相同，在此不再赘述。
本发明的系统能够在实现同时应用低水比催化剂和共沸节能精馏的基础上，整个系统中不发生低低压蒸汽，反应热得到充分回收和利用，且乙苯/苯乙烯分离系统的低温热利用更充分，整体能耗更低。与现有技术相比，本发明取消了以往技术中的低低压蒸汽发生单元，降低了低压蒸汽发生单元发生的蒸汽操作压力。
以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，但这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。
以下结合具体实施方式对本发明进行进一步阐述。以下实施例中，所述乙苯原料106由纯乙苯原料和分离得到的循环使用的含苯乙烯的乙苯物流组成，所述乙苯物流重量占比为1/3，所述乙苯物流中苯乙烯的含量为1wt％。
实施例1
某12万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，采用图1所示的本发明的系统进行乙苯脱氢制苯乙烯，具体为：
(1)乙苯原料106的流量24吨/小时，分为第一含乙苯原料108和第二含乙苯原料129两股物流；
将第二含乙苯原料129以流量17.8吨/小时、水105以流量8.8吨/小时与来自于共沸换热单元8的所述气液物流Ⅱ128引入乙苯/水分离单元6，进行气液分离，得到气相物流Ⅸ、液相乙苯118和液相水116，所述液相乙苯118和液相水116混合得到所述液相物流Ⅰ123；
然后将所述含乙苯和水的液相物流Ⅰ123引入共沸换热单元8进行共沸汽化、气液分离，得到气液物流Ⅱ128和气相物流Ⅲ125，所述共沸换热单元8由下述脱氢反应产物物流Ⅷ133进行分离过程中的乙苯/苯乙烯分离系统11塔顶产生的气相出料提供热源，塔顶压力为36kPaA，气相出料的温度为101℃；
其中，所述共沸汽化过程中的汽化率为4.7％，所述气液物流Ⅱ128中水的含量为33wt％，所述共沸汽化的条件包括：共沸压力为100kPaA，共沸温度91℃；
所述乙苯/苯乙烯分离系统11的气相出料经共沸换热单元8后的液化率为0.82，尾气冷却单元循环水耗量176吨/小时；
(2)将第一含乙苯原料108以流量6.2吨/小时与所述气相物流Ⅲ125以流量2.1吨/小时分2股引入补充乙苯蒸发单元13，得到气相物流Ⅳ109；所述气相物流Ⅳ109中水蒸汽的含量为8wt％，气相物流Ⅳ109的温度为120℃，压力为98kPaA；
(3)将所述气相物流Ⅳ109与步骤(1)得到的所述气相物流Ⅸ混合，得到98℃的气相混合物流134，然后再引入过热单元7，得到520℃的物流Ⅴ113；
将原料水蒸汽101以流量15.3吨/小时引入蒸汽过热单元1，得到所述水蒸汽物流104；所述蒸汽过热单元1包括串联连通的第一蒸汽过热室A和第二蒸汽过热室B，所述第一蒸汽过热室A的出口处物流(即A室出口蒸汽102)的温度为878℃，所述第二蒸汽过热室的出口处物流的温度为869℃；
然后将所述物流Ⅴ113与所述水蒸汽物流104依次引入第一脱氢反应单元2和第二脱氢反应单元3进行脱氢反应，得到571℃的脱氢产物物流Ⅵ112；
其中，所述脱氢反应的条件包括：第一脱氢反应压力为49kPaA，第二脱氢反应压力44kPaA，第一脱氢反应器的反应温度、第二脱氢反应器的反应温度均为622℃，第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的总反应空速为0.4h-1；所述脱氢反应中水蒸汽和乙苯的重量比(即水比)为1.0：1；
(4)所述脱氢产物物流Ⅵ112经过所述过热单元7换热，然后物流出口温度(即过热单元7的管程出口温度)为306℃，再引入蒸汽蒸发单元12在压力为0.25MPa、温度为139℃下进行蒸汽蒸发处理，得到150℃(即蒸汽蒸发单元12的管程出口温度)的物流Ⅶ132，产生0.25MPaG的低压蒸汽6.1吨/小时；将所述物流Ⅶ132引入所述补充乙苯蒸发单元13，得到120℃(即补充乙苯蒸发单元13的管程出口温度)的脱氢反应产物物流Ⅷ133，所述物流Ⅶ132为所述补充乙苯蒸发单元13提供热源；所述补充乙苯蒸发单元13与所述蒸汽蒸发单元12为联合换热器，所述第一含乙苯原料108和物流Ⅲ125在联合换热器壳程完全气化。
本实施例中水比为1.0:1，尾气冷却单元循环水耗量176吨/小时，发生0.25MPaG蒸汽6.1吨/小时，不发生0.04MPaG蒸汽，系统能耗253kgoe/t.SM。
实施例2
某12万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，采用图1所示的本发明的系统进行乙苯脱氢制苯乙烯，具体为：
(1)乙苯原料106的流量24吨/小时，分为第一含乙苯原料108和第二含乙苯原料129两股物流；
将第二含乙苯原料129以流量17.8吨/小时、水105以流量8.8吨/小时与来自于共沸换热单元8的所述气液物流Ⅱ128引入乙苯/水分离单元6，进行气液分离，得到气相物流Ⅸ、液相乙苯118和液相水116，所述液相乙苯118和液相水116混合得到所述液相物流Ⅰ123；
然后将所述含乙苯和水的液相物流Ⅰ123引入共沸换热单元8进行共沸汽化、气液分离，得到气液物流Ⅱ128和气相物流Ⅲ125，所述共沸换热单元8由对下述脱氢反应产物物流Ⅷ133进行分离过程中的乙苯/苯乙烯分离系统11塔顶产生的气相出料提供热源，塔顶压力为36kPaA，气相出料的温度为101℃；
其中，所述共沸汽化过程中的汽化率为4.7％，所述气液物流Ⅱ128中水的含量为33wt％，所述共沸汽化的条件包括：共沸压力为100kPaA，共沸温度91℃；
所述乙苯/苯乙烯分离系统11的气相出料经共沸换热单元8后的液化率为0.82，尾气冷却单元循环水耗量176吨/小时；
(2)将第一含乙苯原料108以流量6.2吨/小时与所述气相物流Ⅲ125以流量5.3吨/小时分3股引入补充乙苯蒸发单元13，得到气相物流Ⅳ109；所述气相物流Ⅳ109中水蒸汽的含量为15wt％，气相物流Ⅳ109的温度为120℃，压力为98kPaA；
(3)将所述气相物流Ⅳ109与步骤(1)得到的所述气相物流Ⅸ混合，得到101℃的气相混合物流134，然后再引入过热单元7，得到520℃的物流Ⅴ113；
将原料水蒸汽101以流量15.3吨/小时引入蒸汽过热单元1，得到所述水蒸汽物流104；所述蒸汽过热单元1包括串联连通的第一蒸汽过热室A和第二蒸汽过热室B，所述第一蒸汽过热室A的出口处物流(即A室出口蒸汽102)的温度为878℃，所述第二蒸汽过热室的出口处物流的温度为837℃；
然后将所述物流Ⅴ113与所述水蒸汽物流104依次引入第一脱氢反应单元2和第二脱氢反应单元3进行脱氢反应，得到571℃的脱氢产物物流Ⅵ112；
其中，所述脱氢反应的条件包括：第一脱氢反应压力为49kPaA，第二脱氢反应压力44kPaA，第一脱氢反应器的反应温度、第二脱氢反应器的反应温度均为622℃，第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的总反应空速为0.4h-1；所述脱氢反应中水蒸汽和乙苯的重量比(即水比)为1.1：1；
(4)所述脱氢产物物流Ⅵ112经过所述过热单元7换热，然后物流出口温度为322℃，再引入蒸汽蒸发单元12在压力为0.25MPa、温度为139℃下进行蒸汽蒸发处理，得到150℃的物流Ⅶ132，产生0.25MPaG的低压蒸汽7.5吨/小时；将所述物流Ⅶ132引入所述补充乙苯蒸发单元13，得到120℃的脱氢反应产物物流Ⅷ133，所述物流Ⅶ132为所述补充乙苯蒸发单元13提供热源；所述补充乙苯蒸发单元13与所述蒸汽蒸发单元12为联合换热器，所述第一含乙苯原料108和物流Ⅲ125在联合换热器壳程完全气化。
本实施例中水比为1.1：1，尾气冷却单元循环水耗量176吨/小时，发生0.25MPaG蒸汽7.5吨/小时，不发生0.04MPaG蒸汽，装置能耗262kgoe/t.SM。
实施例3
按照实施例1的方法进行，不同的是，步骤(1)中，所述共沸汽化的汽化率为10％，所述气液物流Ⅱ128中水的含量为30wt％，共沸压力为80kPaA，共沸温度为86℃；步骤(2)中，所述第一含乙苯原料108的用量为所述第一含乙苯原料108与所述第二含乙苯原料129的总量的30wt％；步骤(3)中，所述脱氢反应的条件包括：第一脱氢反应器压力为60kPaA，第二脱氢反应器压力为50kPaA，第一脱氢反应器的反应温度、第二脱氢反应器的反应温度均为622℃，第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的总反应空速为0.4h-1；且步骤(4)中，所述蒸汽蒸发处理的条件包括：压力为0.25MPa，温度为139℃，其他与实施例1相同。
本实施例中，尾气冷却单元循环水耗量176吨/小时，发生0.25MPaG蒸汽6.1吨/小时，不发生0.04MPaG蒸汽，装置能耗251kgoe/t.SM。。
实施例4
按照实施例1的方法进行，不同的是，步骤(1)中，所述共沸汽化的汽化率为20％，所述气液物流Ⅱ128中水的含量为40wt％，共沸压力为120kPaA，共沸温度为97℃；步骤(2)中，所述第一含乙苯原料108的用量为所述第一含乙苯原料108与所述第二含乙苯原料129的总量的23wt％；步骤(3)中，所述脱氢反应的条件包括：第一脱氢反应器压力为40kPaA，第二脱氢反应器压力30kPaA，第一脱氢反应器的反应温度、第二脱氢反应器的反应温度均为645℃，第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的总反应空速为0.4h-1；且步骤(4)中，所述蒸汽蒸发处理的条件包括：压力为0.25MPa，温度为139℃，其他与实施例1相同。
本实施例中，尾气冷却单元循环水耗量176吨/小时，发生0.25MPaG蒸汽6.6吨/小时，不发生0.04MPaG蒸汽，装置能耗255kgoe/t.SM。。
实施例5
按照实施例1的方法进行，不同的是，脱氢反应中水蒸汽和乙苯的重量比(即水比)为1.15：1。
本实施例中水比为1.15，尾气冷却单元循环水耗量176吨/小时，发生0.35MPaG蒸汽8.0吨/小时，不发生0.04MPaG蒸汽，装置能耗265kgoe/t.SM。
实施例6
按照实施例1的方法进行，不同的是，脱氢反应中水蒸汽和乙苯的重量比(即水比)为1.3：1。
本实施例中水比为1.3，尾气冷却单元循环水耗量176吨/小时，发生0.35MPaG蒸汽8.8吨/小时，不发生0.04MPaG蒸汽，装置能耗275kgoe/t.SM。
实施例7
按照实施例1的方法进行，不同的是，不采用乙苯/水分离单元6，而是将第二含乙苯原料129和水105直接引入共沸换热单元8，其他与实施例1相同。
本实施例中，尾气冷却单元循环水耗量176吨/小时，发生0.25MPaG蒸汽6.1吨/小时，不发生0.04MPaG蒸汽，装置能耗250kgoe/t.SM。且该方法存在乙苯、水进料量难以稳定控制，进入过热器中的乙苯水共沸物带液，易引起设备损坏的问题。
对比例1
某10万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，采用图3所示的现有的设置独立乙苯蒸发系统的共沸节能乙苯脱氢制苯乙烯系统，制备苯乙烯，具体过程为：
将乙苯原料106的流量为21吨/小时，分为第二含乙苯原料129和第一含乙苯原料108两股物流。配置的水105总流量7.3吨/小时，也分为第一水物流130和第二水物流131两股物流。所述第二含乙苯原料129以流量14.5吨/小时与第一水物流130共同进入乙苯/水分离单元6，乙苯/水分离单元6中水的含量33.4wt％，所述第一含乙苯原料108以流量6.5吨/小时和第二水物流131共同进入乙苯蒸发单元5，乙苯/水分离单元6分离出液相乙苯118和液相水116，液相乙苯118以流量145吨/小时和液相水116以流量73吨/小时进入共沸换热单元8部分气化，所述共沸换热单元8的操作压力为100kPaA，蒸发温度91℃，热源由乙苯/苯乙烯分离系统11的塔顶气相出料提供，塔顶压力38kPaA，气相出料温度102℃，部分气化后得到的气液混合物122返回乙苯/水分离单元6，第二水物流131与第一含乙苯原料108混合后进入乙苯蒸发单元5，乙苯蒸发单元5采用釜式换热器结构，物料从乙苯蒸发单元壳侧115进料，在釜式换热器的壳程内完全气化，管程采用0.6MPaG水蒸汽加热，气化后压力为100kPaA，气化后的132℃的气相物流Ⅳ109和乙苯/水分离单元6的气相出口物料混合，混合物流温度为104℃，进入过热单元7加热，得到500℃的物流Ⅴ113。
水蒸汽101以流量13.5吨/小时经过蒸汽加热单元1的第一蒸汽加热室A加热后得到的880℃的A室出口蒸汽102，再经过中间换热单元4和第二蒸汽加热室B加热后，得到860℃的水蒸汽物流104。
所述水蒸汽物流104与所述物流Ⅴ113混合后进入第一脱氢反应单元2反应，得到的第一脱氢反应单元出料110经中间换热单元4进入第二脱氢反应单元3继续进行反应，反应后脱氢产物物流Ⅵ112经过热单元7冷却后得到过热单元出料114。
本对比例中水比为1.0：1，乙苯蒸发单元5需要加热的蒸汽量为1.2吨/小时，乙苯蒸发单元需补充的蒸汽量为0.56吨/小时，尾气冷却单元循环水耗量200吨/小时，发生0.35MPaG蒸汽6.0吨/小时，发生0.04MPaG蒸汽1.5吨/小时，装置能耗260kgoe/t.SM。
对比例2
某12万吨/年苯乙烯装置(年操作时数8000小时)，采用图2所示的共沸节能工艺的乙苯脱氢制苯乙烯典型系统制备苯乙烯，具体方法为：
水105以流量12吨/小时与乙苯原料106以流量24吨/小时共同进入乙苯/水分离单元6，分离出第一液相乙苯物流120(质量流量211吨/小时)和第一液相水物流121(质量流量138吨/小时)，第一液相乙苯物流120分为第二液相乙苯物流119(质量流量54吨/小时)和其余乙苯物流两股，第一液相水物流121分为第二液相水物流117(质量流量42吨/小时)和其余液相水物流两股，第二液相乙苯物流119和第二液相水物流117进入乙苯蒸发单元5部分气化后返回乙苯/水分离单元6，其余乙苯物流和其余液相水物流进入共沸换热单元8部分气化，共沸换热单元8的热源由乙苯/苯乙烯分离系统11的塔顶气相出料提供，部分气化后气液混合物122以质量流量253吨/小时返回乙苯/水分离单元6，乙苯蒸发单元5和共沸换热单元8得到气相均为乙苯-水共沸物，乙苯/苯乙烯分离系统11顶部气相出料经共沸换热单元8、尾气冷却单元9、尾气过冷单元10进入塔顶真空系统，乙苯/水分离单元6得到的气相出料为乙苯-水共沸物(水的含量33.4wt％)经过热单元7加热到520℃后得到物流Ⅴ113(质量流量36吨/小时)。
水蒸汽101为0.35MPaG低压蒸汽，以质量流量20.8吨/小时经过蒸汽加热单元1的第一蒸汽加热室A加热后得到840℃的A室出口蒸汽102，再经过中间换热单元4，得到的B室入口蒸汽103，再经过蒸汽加热炉1的第二蒸汽加热室B加热后，得到827℃水蒸汽物流104。
所述水蒸汽物流104与物流Ⅴ113混合后进入第一脱氢反应单元2反应，得到的第一脱氢反应单元出料110经中间换热单元4进入第二脱氢反应单元3继续进行反应，反应后得到的脱氢产物物流Ⅵ112经过热单元7冷却后得到过热单元出料114。
本对比例中水比为1.3：1，乙苯蒸发单元5需要加热的蒸汽量为5.3吨/小时，尾气冷却单元循环水耗量255吨/小时，发生0.35MPaG蒸汽8.9吨/小时，发生0.04MPaG蒸汽1.9吨/小时，装置能耗285kgoe/t.SM。
Claims (34)
1.一种乙苯脱氢制备苯乙烯的方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：
（1）将含乙苯和水的液相物流Ⅰ引入共沸换热单元进行共沸汽化，得到气液物流Ⅱ和气相物流Ⅲ；
（2）将第一含乙苯原料与所述气相物流Ⅲ引入补充乙苯蒸发单元，得到气相物流Ⅳ；
（3）将所述气相物流Ⅳ引入过热单元，得到物流Ⅴ，所述物流Ⅴ与水蒸汽物流引入脱氢反应单元进行脱氢反应，得到脱氢产物物流Ⅵ；
（4）将所述脱氢产物物流Ⅵ经过所述过热单元换热，然后再引入蒸汽蒸发单元进行蒸汽蒸发处理，得到物流Ⅶ，将所述物流Ⅶ引入所述补充乙苯蒸发单元，得到脱氢反应产物物流Ⅷ，所述物流Ⅶ为所述补充乙苯蒸发单元提供热源。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤（1）中，所述共沸汽化的汽化率为4-20%，所述气液物流Ⅱ中水的含量为30-40wt%。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤（1）中所述共沸汽化的条件包括：共沸压力为70-120kPaA，共沸温度为85-97℃。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：将所述脱氢反应产物物流Ⅷ经过乙苯/苯乙烯分离系统进行分离。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述乙苯/苯乙烯分离系统产生的气相出料为所述共沸换热单元提供热源。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤（2）中，所述气相物流Ⅲ的用量为所述第一含乙苯原料用量的25-100wt%。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤（2）中，所述气相物流Ⅳ中水蒸汽的含量为5-20wt%。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤（2）中，所述气相物流Ⅳ的温度为87-122℃。
9.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，步骤（1）还包括：将第二含乙苯原料、水与来自于共沸换热单元的所述气液物流Ⅱ引入乙苯/水分离单元，进行气液分离，得到气相物流Ⅸ、液相乙苯和液相水，所述液相乙苯和液相水混合得到所述液相物流Ⅰ。
10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述第一含乙苯原料的用量为所述第一含乙苯原料和所述第二含乙苯原料的总量的20-35wt%。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述第一含乙苯原料的用量为所述第一含乙苯原料和所述第二含乙苯原料的总量为23-30wt%。
12.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，步骤（1）还包括：在所述共沸汽化后进行气液分离，得到所述气液物流Ⅱ和气相物流Ⅲ。
13.根据权利要求9所述的方法，其中，步骤（3）还包括：将所述气相物流Ⅳ与步骤（1）得到的所述气相物流Ⅸ混合，然后引入所述过热单元。
14.根据权利要求13所述的方法，其中，步骤（3）中所述物流Ⅴ的温度为500-530℃。
15.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，步骤（3）中所述水蒸汽物流通过以下方法得到：将原料水蒸汽引入蒸汽过热单元，得到所述水蒸汽物流。
16.根据权利要求15所述的方法，其中，所述蒸汽过热单元包括串联连通的第一蒸汽过热室和第二蒸汽过热室。
17.根据权利要求16所述的方法，其中，所述第一蒸汽过热室的出口处物流的温度为800-880℃，所述第二蒸汽过热室的出口处物流的温度为800-870℃。
18.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，步骤（3）中所述脱氢反应单元包括串联连通的第一脱氢反应单元和第二脱氢反应单元。
19.根据权利要求18所述的方法，其中，步骤（3）中，所述脱氢反应的条件包括：第一脱氢反应器压力为40-60kPaA，第二脱氢反应器压力30-50kPaA。
20.根据权利要求18所述的方法，其中，所述脱氢反应的条件还包括：第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的反应温度各自独立地为580-650℃。
21.根据权利要求18所述的方法，其中，所述脱氢反应的条件还包括：第一脱氢反应器和第二脱氢反应器中的总反应空速为0.2-0.6h-1。
22.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，步骤（3）中，所述脱氢反应中水蒸汽和乙苯的重量比为0.9-1.2：1。
23.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，步骤（4）中所述蒸汽蒸发处理的条件包括：压力为0.2-0.4MPa，温度为130-160℃。
24.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，步骤（4）中，所述物流Ⅶ的温度为140-180℃，所述脱氢反应产物物流Ⅷ的温度为110-130℃。
25.一种乙苯脱氢制备苯乙烯的系统，该系统包括：依次连通的共沸换热单元、补充乙苯蒸发单元和过热单元，所述补充乙苯蒸发单元与乙苯供给单元连通，所述过热单元的出口与脱氢反应单元的入口连通，所述脱氢反应单元与水蒸汽供给单元连通；
所述共沸换热单元用于将含乙苯和水的液相物流Ⅰ进行共沸汽化；
所述补充乙苯蒸发单元用于将乙苯供给单元提供的第一含乙苯原料与共沸换热单元得到的气相物流III进行蒸发；
所述脱氢反应单元用于将所述过热单元的出口得到的物流Ⅴ与水蒸汽物流进行脱氢反应；
所述脱氢反应单元通过出料管道与所述过热单元连通，所述过热单元通过出料管道与蒸汽蒸发单元连通，所述蒸汽蒸发单元与所述补充乙苯蒸发单元连通，用于将经所述脱氢反应单元得到的脱氢产物物流Ⅵ进行换热、蒸汽蒸发处理、乙苯蒸发处理，得到脱氢反应产物物流Ⅷ。
26.根据权利要求25所述的系统，其中，所述系统还包括：水供给单元与乙苯/水分离单元，所述乙苯/水分离单元的入口与所述水供给单元、所述乙苯供给单元、共沸换热单元的出口连通，且所述乙苯/水分离单元的出口与所述共沸换热单元的入口连通，用于将水供给单元提供的水、乙苯供给单元提供的第二含乙苯原料与所述共沸换热单元得到的气液物流Ⅱ进行气液分离，并将气液分离得到的液相乙苯和液相水引入所述共沸换热单元。
27.根据权利要求26所述的系统，其中，所述乙苯/水分离单元的出口与所述过热单元的入口连通，用于将乙苯/水分离单元气液分离得到的气相物流Ⅸ引入所述过热单元进行过热处理。
28.根据权利要求25所述的系统，其中，所述系统还包括乙苯/苯乙烯分离系统，用于将经过所述补充乙苯蒸发单元得到的脱氢反应产物物流Ⅷ进行分离。
29.根据权利要求28所述的系统，其中，所述共沸换热单元的入口与乙苯/苯乙烯分离系统的出口连通，使得乙苯/苯乙烯分离体系产生的气相出料为所述共沸换热单元提供热源。
30.根据权利要求25-29中任意一项所述的系统，其中，所述系统还包括设置在所述脱氢反应单元和水蒸汽供给单元连通管线上的蒸汽过热单元。
31.根据权利要求30所述的系统，其中，所述蒸汽过热单元包括串联连通的第一蒸汽过热室和第二蒸汽过热室。
32.根据权利要求31所述的系统，其中，所述第一蒸汽过热室和第二蒸汽过热室之间连通有中间换热单元。
33.根据权利要求32所述的系统，其中，所述脱氢反应单元包括依次连通的第一脱氢反应单元和第二脱氢反应单元，所述第一脱氢反应单元的入口分别与所述过热单元的出口、所述蒸汽过热单元的出口连通，所述第二脱氢反应单元的出口与所述过热单元的入口连通。
34.根据权利要求33所述的系统，其中，所述第一脱氢反应单元的出口与所述中间换热单元的入口连通，所述中间换热单元的出口与所述第二脱氢反应单元的入口连通。
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