CN1765858A - 乙苯脱氢制苯乙烯反应装置 - Google Patents

Abstract

本发明一种乙苯脱氢制苯乙烯反应装置，主要解决现今苯乙烯工业生产装置反应系统中，由于流程布置不合理，致使反应进料过热器屡出事故，难以长周期安全运行，以及反应系统中管道压降大或散热损失大等问题。本发明通过采取以二台串联的绝热催化脱氢径向反应器或轴径向反应器及其中间换热器呈“П”型流程布置，其中中间换热器直接坐落在第二级脱氢反应器顶端；用于高温反应器出料冷却和热量回收的组合式换热器呈“Γ”型流程布置，其中高温区段换热器垂直竖置，中温区段和低温区段的二台换热器水平卧置的技术方案，较好地解决了上述问题，可用于乙苯脱氢制苯乙烯的工业生产中。

Description

乙苯脱氢制苯乙烯反应装置

                                技术领域

本发明涉及乙苯脱氢制苯乙烯装置，具体地说，涉及一种用于乙苯负压绝热催化脱氢制苯乙烯反应系统中二台串联的径向或轴径向反应器及其中间换热器和用于反应器高温出料冷却与热量回收的三台换热器，共六台关键设备的连接和流程的装置。

                                背景技术

本发明是对我们发明的中国专利ZL02265400.3“高温显热回收组合式换热器”(2003年6月12日被授权)的进一步改进和补充。

正如我们在中国专利ZL02265400.3中所述，苯乙烯作为一种重要的化工原料商品，具有广泛的用途，对它的需求日益增长，其工业生产获得了迅速发展。

在诸多苯乙烯工业生产方法中，应用最为广泛、技术最为成熟、经济最为合理的工艺路线当是乙苯脱氢制造苯乙烯。这种生产技术经多年来不断开发研究，已从早期注重催化剂研制，发展为改进催化剂与装置优化并重，尤其重视降低单位苯乙烯产品的物耗和能耗，增强竞争能力。目前，苯乙烯工业生产普遍采用具有级间二次加热两级串联反应器的负压绝热脱氢工艺，装置趋于大型化、自动化，原料消耗和能耗大幅度下降。

乙苯脱氢生成苯乙烯是一个强吸热增分子可逆反应，高温和低压有利于该可逆反应朝生成苯乙烯的方向进行。这正是具有级间二次加热的两级串联负压绝热径向(或轴径向)反应器系统在乙苯脱氢制苯乙烯工业生产中获得普遍应用的原因所在。因为这种径向(或轴径向)绝热反应器的催化剂床层相对较薄，在反应物料通过催化剂床层空速相同的前提下，径向(或轴径向)绝热反应器的压降明显低于催化剂床层相对较厚的列管式固定床大器等温反应器的压降，从而径向(或轴径向)绝热反应器更有利于形成高真空度的负压工况。此外，这种反应器系统两台串联的径向(或轴径向)绝热反应器之间设置了中间换热器，可用高温过热水蒸气对经第一级反应器(以下简称“一反”)内进行绝热脱氢反应后温度已降到500～570℃的物料实施第二次加热，使物料重新升温到580～650℃，并进入第二级径向反应器(以下简称“二反”)，继续进行绝热脱氢反应，从而进料乙苯可实现较高的转化率。

如上所述，这种具有级间二次加热的两级串联反应器负压绝热脱氢反应系统的优点毋庸置疑，但随之便面临二个关键技术问题：一是如何合理地把处于负压的高温反应器出料冷却下来，并将其热量回收利用，以降低产品的综合能耗；二是如何使得用于回收高温反应器出料热量并使之冷却的换热设备的选型与布置满足高效率和低压降要求，更好地实现反应系统的负压工况。

针对上述二个技术问题，目前乙苯脱氢制苯乙烯工业装置普遍采用组合式换热器回收高温反应器出料的热量，使之迅速冷却。我们的中国专利ZL022654003提出了一种布置格局为“L”型的组合式换热器(如图3所示)；《石油化工设备技术》2000年21卷5期第6页则报道了另一种布置格局为“一”字型的组合式换热器(如图1所示)。图1所示的这种已用于若干乙苯脱氢制苯乙烯工业装置的组合式换热器，由三台卧置的管壳式换热器首尾相接串联而成。该流程布置的优点在于：自“二反”下部侧面流出的高温反应器出料能以很短的路程进入卧置“一”字型组合式换热器，而“一”字型组合式换热器中三台管壳式换热器壳体首尾相接，其间没有连接管道，使得散热面积缩小，管程中高温反应器出料的沿程压损也大为减小，达到减少散热损失和管程压降的目的。然而，生产实践发现，这种流程布置仍存在不少缺点，《石油化工设备技术》2000年21卷5期第6页对此作了报道：该组合式换热器的高温段反应器进料过热器(图1中部件7)的管束屡遭损坏，致使过热器设备失效，多次被迫停车，成为制约生产的瓶颈。对该设备作解体检查时发现，其高温端有187根列管同固定管板(图1中部件6)之间的对接焊缝断裂，由此造成管程与壳程之间物料互相泄漏，而且断管集中于固定管板中心偏上区域，固定管板自身则出现兜状变形。这种事故在其它工厂的同类装置上也时有发生。虽然工厂采取相应补救措施，尚能维持生产，但这种流程布置的弊病已暴露无遗，应当从根本上解决这个问题。

分析图1中过热器(部件7)，这台管壳式换热器高温端为固定管板(图1中部件6)，低温端为填料函式滑动管板(图1中部件9)。装置投入正常运行后，该换热器管束平均壁温达450℃，壳体平均壁温仅为315℃，两者之间存在较大温差，从而两者的热膨胀量出现差异，计算得出热膨胀量差值达20毫米。如果管束和壳体的热膨胀得不到协调，将导致该设备损坏而失效。为此，该换热器的低温端设计成填料函式滑动管板，当管束热膨胀量与壳体热膨胀量不一致时，便可借助于滑动管板的前后滑动而得以协调。只要再考虑到滑动管板的径向热膨胀量与壳体的径向热膨胀量的差异，在滑动管板外缘与壳体内壁之间预留宽度合适的环隙(环隙中压入耐热密封填料)，那末这种结构似乎无可非议。但是，该设计显然对此换热器系水平卧置而产生的影响估计不足。事实上，一旦该管壳式换热器的高温端采用固定管板，低温端采用填料函式滑动管板，整个管束就相当于一根以固定管板为支点的水平悬臂梁。由于管束自身重力的作用，必然对该水平悬臂梁的支点，即列管同固定管板焊接的根部，产生一重力矩。在此重力矩的作用下，固定管板中心之上的列管根部将受拉应力，固定管板中心之下的列管根部则受压应力。就上述发生泄漏事故的实例而言，该管壳式换热器总共870根φ38毫米×2.1毫米换热管，管长达8.8米，管束直径约为1.3米，连同管板在内的整个管束的重量达15吨左右。管束的平均壁温又高达450℃，致使列管材料的刚性变差。此时，这根悬臂梁向下弯曲，而使其自由端滑动管板下垂，从而滑动管板把它下方环隙中的密封填料压得很紧，致使自由端的滑动管板难以沿壳体轴向滑动。反之，滑动管板上方环隙宽度则由于悬臂梁自由端的下垂而扩大，密封填料与壳体内壁之间可能产生缝隙，造成管程物料与壳程物料互相渗漏。

当装置停车时，该换热器缓慢冷却，逐渐向常温状态恢复，其中管束也缓慢收缩，朝着组装态恢复。在这恢复过程中，由于高温态下热膨胀造成的影响不能同步消除，尤其滑动管板受到的约束仍然存在，致使列管收缩受到限制，管束中在高温态下热膨胀较大的上部列管收缩受到的阻碍尤为严重，它们受到更大的拉应力，于是便在其强度相对薄弱的根部(列管同固定管板连接的焊缝处)发生断裂(前述187根断裂的列管大都集中在固定管板中心偏上区域，便充分证明了这一点)，造成管程与壳程之间更严重的物料互相泄漏，从而使整个过热器陷入瘫痪失效。

此外，图1的流程布置中，“二反”侧壁开口出料，乃是为了迁就能以较短管线同“一”字型组合式换热器相连而采取的一种不得已的方式，这对“二反”中流体均布和“二反”的压降造成了不良影响。众所周知，对径向固定床反应器而言，由其竖轴中心部位开口进/出料最为合理，唯此最有利于物料沿径向朝四周(或中心)均匀流动。当径向固定床催化反应器采取侧壁开口出料，则物料从中心管流道沿径向穿越固定床层进入外环流道的过程中，产生偏流在所难免。除非对径向固定床层两侧的挡网采用不均匀开孔率等特殊措施(这些措施的把握性有限)，通常总是越靠近侧壁出料口部位的催化剂床层所通过的反应物料越多，越远离侧壁出料口部位的催化剂床层所通过的反应物料越少。这种偏流造成各部位的催化剂负荷不同，催化剂难以获得均匀利用，而这正是催化反应器的一大忌讳。

“二反”侧壁出料的另一缺陷是：由于外环流道的环隙宽度有限，物料是贴着器壁流动而向侧壁开口处汇集的，一旦到达侧壁开口处，便突然90°急拐弯流入出口管道。这种流动的局部阻力系数相当大，造成该部位的局部压力损失陡增，不利于反应器中形成高真空负压工况。

在我们的中国专利ZL02265400.3中(参见图3)，已对图1型式的乙苯脱氢制苯乙烯装置反应系统流程布置进行了改进，反应物料在包括两台反应器和中间换热器在内的三台设备之间呈“N”型流程布置进行流动，而且两台反应器都在中轴线部位进/出料，不会发生图1流程布置的偏流现象；组合式换热器则采取“L”型流程布置，其中过热器(图3中部件207，相当于图1中部件7)垂直竖置，克服了图1流程布置中把它卧置的缺点。但是，“N”型流程布置的中间换热器前后连接管道太长，拐弯也多，不但散热面积较大，从而散热损失较大，而且沿程压力损失也较大，所以尚须进一步优化其流程布置。

                              发明内容

本发明所要解决的技术问题是以往涉及乙苯脱氢制苯乙烯装置反应系统流程布置的文献和专利中，如图1所示“一”字型组合式换热器存在的高温区段乙苯过热器容易损坏、“二反”侧壁出料局部阻力大并使其内部流动产生偏流等缺陷，以及如图3所示反应器系统呈“N”型流程布置并采用“L”型组合式换热器存在的连接管道长、流动压降大及散热损失大等缺点，提供一种新的乙苯脱氢制苯乙烯装置。该装置具有能使二台径向固定床脱氢反应器中流体分布均匀，进/出口局部阻力小，“一反”、中间换热器和“二反”之间连接管道短，散热损失少，便于组合式换热器中运行条件最为恶劣的过热器管束自由伸缩，不易发生泄漏事故的特点。

为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：

一种乙苯脱氢制苯乙烯反应装置，依次包括第一脱氢反应器(102)、第二脱氢反应器(104)、依次由高温区段换热器(107)、中温区段换热器(110)和低温区段换热器(112)串联组成的高温显热回收组合式换热器，其中第一脱氢反应器(102)与第二脱氢反应器(104)间呈“∏”型串联连接；第二脱氢反应器(104)与高温区段换热器(107)呈“U”型串联连接；高温区段换热器(107)与中温区段换热器(110)的中心线形成的夹角α为60～135°，优选值为α＝90°；中温区段换热器(110)与低温区段换热器(112)两者中心线形成的夹角β为135～270°，优选值为β＝180°；第一脱氢反应器(102)与第二脱氢反应器(104)之间还设置有中间换热器(103)，且位于第二脱氢反应器(104)顶端，中间换热器(103)与第二脱氢反应器(104)呈同一中心线相连接。

上述技术方案中，由主蒸汽101和经过热的汽化乙苯原料116汇合而成，温度为580～650℃，压力为60～120kPaA的反应器进料进入“一反”102下方的静态混合器，汽化乙苯与高温水蒸气在此充分混合均匀后，自下而上进入“一反”102中心管，径向分流通过呈环状的催化剂床层，发生乙苯脱氢等化学反应并降温至500～570℃，继而流入催化剂床层与反应器壳体内壁之间的外环流道，汇流至“一反”102顶端中心部位导出，经具有波形膨胀节105呈“∏”型的连接管，进入中间换热器103管程，同103壳程的高温水蒸气间接换热而重新升温至580～650℃，并向下直接进入“二反”104顶部，继而沿“二反”的外环流道径向分流通过呈环状的催化剂床层，发生乙苯脱氢等化学反应后再次降温至500～570℃，压力则降至40～100kPaA，并汇流至“二反”的中心管流道，最后由“二反”下端中心的出口导出。在此“一反”102、中间换热器103和“二反”104的设备布置格局呈“∏”型，物料依次流过“一反”102、中间换热器103和“二反”104的流动路径总体上也呈“∏”型流程布置。

“二反”104下端中心出口流出的反应器出料经过具有膨胀节105的“U”型短连接管(在装置平面布置允许下，尽量短)，自下而上进入组合式换热器高温区段竖置过热器107的管程。过热器107是一台下部高温端为固定管板，上部低温端为填料函式滑动管板的管壳式换热器，其壳体上可设或不设波形膨胀节(但大直径波形膨胀节的制造比较困难)。过热器107其壳程通入温度为95～120℃的汽化乙苯和配料蒸汽混合物108，经管/壳程物料之间换热，壳程流出物料116的温度升至400～550℃，它与主蒸汽101汇合后，一同进入“一反”102下方的静态混合器。过热器107管程的“二反”104出料则被冷却到300～400℃，并从过热器107顶端流出，经具有一个90°弯头的短连接管，依次通过水平卧置并连成一体的低压蒸汽废热锅炉110(产生0.3～0.4MPaG低压蒸汽)和低低压蒸汽废热锅炉112(产生0.035～0.045MPaG低低压蒸汽)。反应器出料115最终被冷却到110～140℃，经具有膨胀节114的导出管道，输往分离精制和回收系统。

由过热器107、低压蒸汽废热锅炉110和低低压蒸汽废热锅炉112三台管壳式换热器首尾相连而成的组合式换热器的设备布置格局呈“Γ”型，“二反”出料流经该组合式换热器的流动路径也呈“Γ”型流程布置。

                               附图说明

图1是若干工厂已采用的一种乙苯脱氢制苯乙烯装置示意图。

图2是本发明的乙苯脱氢制苯乙烯装置示意图。

图3是我们的中国专利ZL02265400.3的乙苯脱氢制苯乙烯装置示意图。

在图1中，1为主蒸汽；2是第一级绝热催化脱氢径向反应器(简称“一反”)；3是中间换热器；4是第二级绝热催化脱氢径向反应器(简称“二反”)；5是波形膨胀节；6是反应进料乙苯过热器的固定管板；7是组合式换热器的高温区段—反应进料乙苯过热器；8为反应进料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；9是反应进料乙苯过热器的滑动管板；10是组合式换热器的中温区段—低压蒸汽废热锅炉；11为低压蒸汽；12是组合式换热器的低温区段—低低压蒸汽废热锅炉；13为低低压蒸汽；14是波形膨胀节；15为经组合式换热器冷却后的反应器出料；16为被过热器加热后的反应进料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；17是固定支座；18是滑动支座；19为锅炉水；20为锅炉水。

在图2中，为了便于同图1对照比较，它的编号基本与图1对应，只是把图1中的编号加上“100”，用作图2中相应的编号。譬如，图2中的编号107便对应于图1中的编号7，余者类推。

图2中，101为主蒸汽；102是第一级绝热催化脱氢径向反应器(简称“一反”)；103是中间换热器；104是第二级绝热催化脱氢径向反应器(简称“二反”)；105是波形膨胀节；106是反应进料乙苯过热器的固定管板；107是组合式换热器的高温区段—反应进料乙苯过热器；108为反应进料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；109是反应进料乙苯过热器的滑动管板；110是组合式换热器的中温区段—低压蒸汽废热锅炉；111为低压蒸汽；112是组合式换热器的低温区段—低低压蒸汽废热锅炉；113为低低压蒸汽；114是波形膨胀节；115为经组合式换热器冷却后的反应器出料；116为被过热器加热后的反应进料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；117是固定支座；118是滑动支座；119为锅炉水；120为锅炉水。

在图3中，为了便于同图1和图2对照比较，它的编号基本与图1和图2对应，只是加上“200”，用作图3中相应的编号。该图中201为主蒸汽；202是第一级绝热催化脱氢径向反应器(简称“一反”)；203是中间换热器；204是第二级绝热催化脱氢径向反应器(简称“二反”)；205是波形膨胀节；206是反应进料乙苯过热器的固定管板；207是组合式换热器的高温区段—反应进料乙苯过热器；208为反应进料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；209是反应进料乙苯过热器的滑动管板；210是组合式换热器的中温区段—低压蒸汽废热锅炉；211为循环乙苯；212为新鲜乙苯；213为配料蒸汽；214是组合式换热器的低温区段—乙苯蒸发器；215为经组合式换热器冷却后的反应器出料；216为被过热器加热后的反应进料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；217是固定支座；218是滑动支座；219是汽包；220为锅炉水；221为低压蒸汽。

下面通过实施例和比较例，从组合式换热器高温段反应进料过热器的运行状况、反应系统连接管道的压降和散热损失等三方面，对本发明作进一步阐述。

                              具体实施方式

【实施例】

根据本发明，为某一采用具有级间二次加热两级串联径向反应器的负压绝热催化脱氢工艺的6万吨/年苯乙烯装置乙苯脱氢单元反应系统设计的“∏”型反应器系统流程布置和“Γ”型组合式换热器流程布置如图2所示。

在呈“∏”型流程布置的反应器系统中，“一反”102和“二反”104，二者均为φ3000毫米×8000毫米径向固定床反应器，它们的中心管直径均为φ1200毫米，外环流道宽度均为300毫米。中间换热器103直接座落在“二反”104顶端，“一反”102顶端出口与中间换热器103顶端进口之间用带有波形膨胀节105的42英寸管道相连，其长度为9米。

在呈“Γ”型流程布置的组合式换热器中，竖臂是反应进料过热器107，它是一段单程管壳式换热器，其壳体内径为φ1500毫米。“Γ”型组合式换热器的横臂是壳体直接相连的低压蒸汽废热锅炉110和低低压蒸汽废热锅炉112，这二段也都是单程管壳式换热器，它们的壳体内径也都为φ1500毫米。

“二反”104下端出口与反应进料过热器107下端进口之间用带有波形膨胀节105的42英寸管道相连，其长度为8米。

二根42英寸连接管道外面都用厚度为250毫米的膨胀珍珠岩制品保温。所在地区气象条件为：全年平均气温15℃，全年平均风速3米/秒。

“一反”102出口工况为：温度T＝541℃，压力P＝52kPaA，物料体积流量V＝162915立方米/小时，密度ρ＝0.198公斤/立方米，粘度μ＝0.028厘泊。

“中间换热器”103出口工况为：温度T＝620℃，压力P＝47kPaA，物料的体积流量V＝197740立方米/小时，密度ρ＝0.163公斤/立方米，粘度μ＝0.029厘泊。

“二反”104出口工况为：温度T＝577℃，压力P＝42kPaA，物料体积流量V＝220940立方米/小时，密度ρ＝0.146公斤/立方米，粘度μ＝0.03厘泊。

按本发明图2流程布置的6万吨/年苯乙烯装置乙苯脱氢单元反应系统中，“一反”102顶端出口与中间换热器103顶端进口之间“∏”型42″连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)ΔP∏＝0.444kPa，该连接管道的散热损失Q∏＝3.4千瓦；“二反”104底部中心出口与“Γ”型组合式换热器高温段的竖置反应进料过热器107底部进口之间“U”型42″连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)ΔPU＝0.359kPa，该连接管道的散热损失QU＝4.01千瓦。脱氢反应系统中这二根连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)合计为ΔP＝0.803kPa，二根连接管道的散热损失合计为Q＝7.41千瓦。

该装置投产运行八年以来，竖置的反应进料过热器107一直运行正常，反应器高温出料进入过热器107管程的温度为564℃，反应器出料流出过热器107管程的温度为392℃；反应进料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)108进入过热器107壳程的温度为100℃，被管程高温出料加热后的反应进料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)116从过热器107壳程流出的温度为505℃，满足设计要求。八年中，未发现竖置过热器107的管程/壳程之间有内漏，未发生泄漏事故。

【比较例1】

某一采用具有级间二次加热两级串联径向反应器的负压绝热催化脱氢工艺的6万吨/年苯乙烯装置乙苯脱氢单元，其反应系统的流程布置如图1所示：“∏”型反应器系统流程布置和“一”型组合式换热器流程布置。

该装置乙苯脱氢单元反应系统的工艺条件和设备尺寸均与上述实施例相同，“∏”型连接管道(长度9米)和“一”字型连接短管(长度2米)也都采用42英寸管道。“∏”型连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)与上述实施例相同，即ΔP∏＝0.444kPa，该连接管道的散热损失也是Q∏＝3.4千瓦。

“二反”4底部侧壁出口与“一”型组合式换热器高温段的卧置反应进料过热器7进口之间的42英寸水平连接短管的压降(包括其进/出口局部阻力)高达2.967kPa，是上述实施例中相应的“U”型连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)ΔPU的8.27倍。该连接短管的散热损失为0.81千瓦，仅是上述实施例中相应的“U”型连接管道散热损失的1/5。该脱氢反应系统中二根连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)合计达ΔP＝3.411kPa，是上述实施例中相应二根连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)合计的4.25倍；该脱氢反应系统中二根连接管道的散热损失合计为Q＝4.21千瓦，是上述实施例中相应二根连接管道合计散热损失的0.57倍。

该脱氢反应系统中二根连接管道的散热损失比上述实施例中相应二根连接管道的散热损失小得多，系由于“二反”4底部侧壁出口与“一”型组合式换热器高温段的卧置反应进料过热器7进口之间的水平连接管很短，这是该流程布置的优点。但是，该流程布置中二根连接管道的压降却比实施例大得多，其主要原因在于它的“二反”4是侧壁开口出料，流体先是沿壁向侧壁开口流动，一旦到达开口处，便突然急拐弯进入出料管道。这种流动方式在侧壁开口处的局部阻力系数ζ高达2.51，致使此处的局部阻力非常大。相比之下，图2所示本发明的流程布置中，“二反”104底部出料口的局部阻力大有改善，这由于出料管与“二反”的中心管处于同一条中轴线上，而且二者内径相差无几，从而“二反”104底部出料口的局部阻力很小(局部阻力系数ζ仅为0.24左右)。

对于乙苯负压绝热催化脱氢制苯乙烯装置而言，实现反应器内高真空度是一项很重要的目标，这就要求反应器与真空泵之间沿程阻力越小越好。由此可见，图2所示本发明的流程布置比若干工厂已应用的如图1所示比较例1的流程布置更为合理。同时，比较例1的“二反”4侧壁开口，难保“二反”4中不出现径向偏流，这也是图1所示比较例1流程布置的一个不应忽视的缺点。

图1所示比较例1流程布置中“一”字型组合式换热器高温区段卧置过热器7结构上种种弊病在本专利说明书前面的“背景技术”部分已多有叙述。工厂中实际运行情况是：一台新的卧置过热器7投运后，在二年一次的装置大修前即己发生管/壳程之间泄漏，大修中往往采取把泄漏的列管堵死而加以应付。在此之后到下一次大修的二年期间，该卧置过热器7管/壳程之间又逐渐发生泄漏，而且愈来愈严重，致使过热器7处于“带病运行”状况，其管/壳程的进/出物料温度均不能达到设计指标。一旦管/壳程之间泄漏急剧恶化，便不得不全线停车，进行应急处理。此时打开该卧置过热器7，便可观察到本专利说明书前面“背景技术”部分所说的其高温端固定管板(图1中部件6)中心偏上区域多根列管同固定管板之间的对接焊缝断裂，固定管板自身则出现兜状变形等状况。至此，该卧置过热器7已损坏到非更新不可的地步。这种流程布置上的不合理，乃是该卧置过热器7最致命的缺陷。相比之下，图2所示本发明的流程布置中把组合式换热器高温段过热器107垂直竖置，使过热器的管束相当于一根“柱子”，而不是“悬臂梁”，并且其滑动管板109与壳体内壁之间空隙宽度能保持四周均匀，加之空隙宽度合适，可保证过热器在热胀冷缩过程中，其管束能伸缩自如，从而克服了图1所示比较例1的卧置过热器7中管束成为“悬臂梁”所造成的种种弊病。

【比较例2】

某一采用具有级间二次加热两级串联径向反应器的负压绝热催化脱氢工艺的6万吨/年苯乙烯装置乙苯脱氢单元，其反应系统的流程布置如图3所示：“N”型反应器系统流程布置和“L”型组合式换热器流程布置。

该装置乙苯脱氢单元反应系统的工艺条件和设备尺寸均与上述实施例相同，中间换热器203前后的连接管道(分别长10米，共20米)和“二反”204顶端中心出料口与“L”型组合式换热器高温段的竖置反应进料过热器207顶部进口之间“∏”型连接管道(长10米)也都采用42英寸管子。中间换热器203前后的连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)分别为0.349kPa和0.450kPa，这根连接管道的散热损失合计为11kw；“二反”204顶端中心出料口与“L”型组合式换热器高温段的竖置反应进料过热器207顶部进口之间“∏”型连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)为0.488kPa，这根“∏”型连接管道的散热损失为5.01千瓦。

图3所示比较例2流程布置中，三根42英寸连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)合计为1.287kPa，是图2所示实施例的1.59倍；它们的散热损失合计为16.01kw，是图2所示实施例的2.16倍。可见，无论连接管道的压降(包括其进/出口局部阻力)，还是连接管道的散热损失，都比图2所示实施例差，其原因在于图3所示比较例2的流程布置中，中间换热器203与“一反”和“二反”并排独立放置，致使连接管道加长。

对于图3所示比较例2流程布置，有的6万吨/年装置中，中间换热器203前后连接管道采用30英寸管子，“二反”204与过热器207之间的连接管道采用42″管子。此时，中间换热器203前后连接管道的压降分别增至2.326kPa和2.229kPa，“二反”204与过热器207之间的连接管道的压降仍为0.488kPa，三根连接管道的压降合计为5.043kPa，是图2所示实施例的6.28倍；中间换热器203前后连接管道的散热损失则降至8.5千瓦，“二反”204与过热器207之间的连接管道的散热损失仍为5.01千瓦，三根连接管道的散热损失合计为13.51千瓦，是图2所示实施例的1.82倍。

与图2所示实施例相仿，图3所示比较例2的装置投产运行数年以来，竖置的反应进料过热器207运行一直正常，尚未出现泄漏事故。但是，图3中“L”型组合式换热器低温段用作原料乙苯汽化的乙苯蒸发器214却时有故障，列管出现扭曲并产生泄漏。其原因可能在于乙苯蒸发器214管程中反应器出料的热量不足，壳程中乙苯不能全部汽化，致使配料气流中夹带乙苯液滴，冲刷侵蚀换热列管，造成列管损坏。在这种流程布置中，对乙苯蒸发器214提供的热量缺乏调节手段，不尽合理。而图2所示实施例中把组合式换热器低温段用作低低压蒸汽废热锅炉112，另设用蒸汽加热的乙苯蒸发器，则更灵活可靠。

现把以上三者的连接管道的压降、散热损失和运行状况汇总于下表，以便于比较。

	实施例	比较例1	比较例2
				管道沿程压降ΔP，kPa	0.803	3.411	1.287
管道散热损失Q，千瓦	7.41	4.21	16.01
				组合式换热器运行状况	8年未坏	过热器4年损坏严重	乙苯蒸发器易坏

上表说明，本发明的流程布置更为合理。

Claims (5)

1、一种乙苯脱氢制苯乙烯反应装置，依次包括第一脱氢反应器(102)、第二脱氢反应器(104)、依次由高温区段换热器(107)、中温区段换热器(110)和低温区段换热器(112)串联组成的高温显热回收组合式换热器，其中第一脱氢反应器(102)与第二脱氢反应器(104)间呈“П”型串联连接；第二脱氢反应器(104)与高温区段换热器(107)呈“U”型串联连接；高温区段换热器(107)与中温区段换热器(110)的中心线形成的夹角α为60～135°；中温区段换热器(110)与低温区段换热器(112)两者中心线形成的夹角β为135～270°。

2、根据权利要求1所述乙苯脱氢制苯乙烯反应装置，其特征在于第一脱氢反应器(102)与第二脱氢反应器(104)之间还设置有中间换热器(103)，且位于第二脱氢反应器(104)顶端，中间换热器(103)与第二脱氢反应器(104)呈同一中心线相连接；第一脱氢反应器(102)与中间换热器(103)之间通过带有波形膨胀节(105)的“П”型管道相连；第二脱氢反应器(104)与高温区段换热器(107)之间通过带有波形膨胀节(105)的“U”型管道相连。

3、根据权利要求1所述乙苯脱氢制苯乙烯反应装置，其特征在于高温区段换热器(107)与中温区段换热器(110)的中心线形成的夹角α为90°；中温区段换热器(110)与低温区段换热器(112)两者中心线形成的夹角β为180°。

4、根据权利要求1所述乙苯脱氢制苯乙烯反应装置，其特征在于第一脱氢反应器(102)为绝热催化脱氢径向或轴径向反应器，第二脱氢反应器(104)为绝热催化脱氢径向或轴径向反应器。

5、根据权利要求1所述乙苯脱氢制苯乙烯反应装置，其特征在于高温区段换热器(107)、中温区段换热器(110)和低温区段换热器(112)均为单程管壳式换热器。

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