提供化學轉化用熱的方法和將該方法用於烯烴製備的工藝和系統的製作方法

2023-10-17 00:47:59 1

專利名稱：提供化學轉化用熱的方法和將該方法用於烯烴製備的工藝和系統的製作方法
提供化學轉化用熱的方法和將該方法用於烯烴製備的工藝
和系統背景 1.發明領域本發明在此涉及一種對化學轉化過程提供顯熱的方法，並且尤其涉及用於製備烯烴的方法和系統，更詳細地涉及用於通過乙苯脫氫而製備苯乙烯的方法和系統。2.相關技術描述通過乙苯的催化脫氫製備苯乙烯在本領域內是眾所周知的。典型地，含有水蒸汽和乙苯的進料在反應器中在約600°C至約650°C的入口溫度下與催化劑接觸以實現轉化。 在水蒸汽過熱器中將水蒸汽加熱至預定的溫度。水蒸汽提供反應所需的至少一些熱量並且作為稀釋劑，降低苯乙烯和氫氣的分壓，從而使反應平衡向苯乙烯的產生移動。Sardina的美國專利號4，628，136公開了用於在水蒸汽的存在下用乙苯製造苯乙烯的脫氫方法。乙苯和水形成共沸混合物，所述共沸混合物與乙苯或水相比在更低的溫度下沸騰。通過冷凝來自乙苯/苯乙烯分離塔系統的塔頂蒸氣而汽化大部分乙苯/水進料。 該特徵節約了能量，因為汽化進料流需要使用更少的水蒸汽並且冷凝乙苯/苯乙烯分離塔的塔頂蒸氣需要更少的冷卻水。水蒸汽與油的質量比，S卩，水蒸汽與進料流中含有的乙苯(「油」)基於重量的比例，是乙苯的脫氫中的一個重要因素。過去，在1. 3至1. 7的總水蒸汽/油重量比下操作苯乙烯生產設備。改進的催化劑使得在可接受的產率或乙苯轉化率的減少的情況下能夠在約 1.0的水蒸汽/油重量比下操作該方法。為了在1. 0以下的總水蒸汽/油重量比下為系統提供合適量的熱，不得不將水蒸汽過熱器的出口溫度升高至950°C或甚至更高。然而，過熱器溫度高於927°C需要特殊且昂貴的冶金技術的使用。有能夠同時在低水蒸汽/油比和較低溫度下操作的系統將是有益的。概述在本發明的一個實施方案中，在這裡提供一種用於對化學轉化工藝流提供熱量的方法，所述化學轉化工藝流含有至少一種化學反應物，所述方法包括以下步驟a)使傳熱流體過熱；b)將來自的傳熱流體的熱量傳遞至工藝流；C)將至少部分傳熱流體分流為第一部分和第二部分；d)對傳熱流體的第一部分加壓；e)將加壓的傳熱流體的第一部分再循環至過熱步驟(a)中；以及f)將所述傳熱流體的第二部分引入到所述工藝流中。在另一個實施方案中，在這裡提供一種用於通過進料流的催化脫氫製備烯烴的方法，所述進料流含有烴，所述烴具有至少一部分能夠經歷脫氫的分子，例如，烷基化合物 (例如，乙烷、丙烷、丁烷等)和烷基芳族化合物(例如，乙苯、正丙苯、枯烯等)。該方法包括將來自過熱水蒸汽的熱量傳遞至含有水蒸汽稀釋劑和能夠被脫氫的烴的工藝流，所述過熱水蒸汽可以已經通過間接熱交換被加熱，來自所述過熱水蒸汽的額外熱量足以在反應區中使能夠脫氫的烴的至少一部分實現催化脫氫，其中在交換熱之後，所述過熱水蒸汽變成廢水蒸汽。將廢水蒸汽分為兩個流再循環水蒸汽和工藝水蒸汽。通過使用熱壓縮機將再循環水蒸汽加壓。之後將其與移動水蒸汽合併並且將其在水蒸汽過熱器中加熱至預定的溫度。將工藝水蒸汽再加熱以產生過熱水蒸汽，並將其與含有能夠被脫氫的烴的進料流在進入脫氫反應器之前合併。淨結果是與滿足反應器中水蒸汽/油比例所需要的水蒸汽比較， 可以得到更多的過熱水蒸汽用於傳熱。也提供了用於通過乙苯的催化脫氫製備苯乙烯的系統。可以在1. 0以下的水蒸汽/油比下操作這裡有益地描述的方法和系統，同時需要過熱水蒸汽的溫度足夠低以避免對用於水蒸汽過熱器加熱爐和傳輸管線(即，用於將過熱水蒸汽從水蒸汽過熱器加熱爐傳遞至熱交換器和反應器並返回水蒸汽過熱器的連接管道) 的專用冶金技術的需要。該方案也可以在更高水蒸汽/油質量比使用。附圖簡述下面參考附圖描述多個實施方案，其中

圖1是用於對化學轉化過程的工藝流提供顯熱的方法的示意性流程圖；圖2是用於由乙苯製備苯乙烯的系統和方法的示意性流程圖；並且，圖2A是由乙苯製備苯乙烯的系統和方法的備選實施方案的示意性流程圖。圖3是示出了通過使用EB/SM分離塔的冷凝器系統汽化進料的示意性流程圖。優選實施方案詳述 參看圖1，示出了一種用於對化學轉化過程的工藝流提供顯熱的方法。該方法使用傳熱流體。用於這裡描述的化學轉化過程的優選傳熱流體是水蒸汽。傳熱流體流11在過熱步驟12中過熱以產生過熱的傳熱流體13。之後在傳熱步驟 14中將熱量從過熱的傳熱流體傳遞至化學轉化過程的工藝流，所述工藝流含有一種或多種反應物化學品。來自傳熱步驟14的流出物是廢傳熱流體流15。任選地，可以將廢傳熱流體流15的部分16取出並送至其它工藝。同樣任選地，可以將廢傳熱流體流15的部分17取出並通過傳統增壓步驟(未畫出)再循環至過熱步驟 12。如圖1中所示的方法10包括一個框出區N，所述框出區N包括過熱步驟12和傳熱步驟 14。然而，在其它實施方案中，本發明的方法可以包括用本領域內已知的任意方式結合的多個框出區N。簡而言之，方法10可以包括可以包括多個過熱步驟12和傳熱步驟14。可以在相同的或不同的設備單元中重複步驟12和14。備選地，可以在沒有框出區N的情況下進行方法10。在分流步驟18中將廢傳熱流體流15的至少一部分分流為第一部分19和第二部分22。將第一部分19送至步驟20，在步驟20中將傳熱流體流加壓。可以通過機械壓縮器或本領域內已知的任意其它裝置進行加壓步驟。優選的壓縮機是使用壓縮流體的熱壓縮機。例如，將高壓壓縮水蒸汽引入熱壓縮機以將在相對較低壓力下的廢傳熱水蒸汽15的第一部分19加壓。之後將壓縮水蒸汽21 (包括作為廢水蒸汽引入的水蒸汽和作為壓縮水蒸汽引入的水蒸汽)再循環至過熱步驟12中並再加熱。調節壓縮水蒸汽的量以補償從系統中取出的水蒸汽。將廢傳熱流體15的第二部分22引入化學轉化過程的工藝流C。任選地，可以將傳熱流體的第二部分22在第二過熱步驟23中再加熱。在下面描述的脫氫過程中有益地使用這裡描述的方法。本脫氫過程涉及通過相應的烴脫氫的方式製備烯烴。使用水蒸汽作為稀釋劑並提供用於吸熱的脫氫反應的熱量的部分來源。優選地，使用兩個反應器。備選地，反應器可以是軸向流或徑向流或平行流反應器。這種反應器是本領域內已知的。雖然這裡的方法和系統可以用於使用水蒸汽作為稀釋劑和傳熱介質的任意脫氫過程，但這裡描述的技術對於由乙苯製備苯乙烯是尤其有益的，並且在這裡描述了將其用於苯乙烯製備。可以使用本發明的其它過程包括由乙基甲苯製備乙烯基甲苯、丙烷脫氫為丙烯、以及丁烷脫氫為C4化合物如1- 丁烯、2- 丁烯或丁二烯。應理解，為了易於對其說明，在附圖中省略了一些裝置如閥、管道、指示器和控制器等，並且這些裝置的適當安置被認為在本領域技術人員能力所及範圍內。現在參看圖2，用於脫氫系統100的進料F包含乙苯和初始水蒸汽。對於共沸組成的進料，進料的水蒸汽與油(「S/0」)的比例不超過約1. 0，優選地約0. 45至0. 55，更優選約0. 49至約0. 51。具有共沸組成的進料的益處是乙苯-水非均相共沸物在693毫米汞柱絕對壓力的典型操作壓力下在約92°C下沸騰，它低於水或乙苯在那個壓力下的沸點。因此，進料的汽化變得更為方便。可以通過來自乙苯/苯乙烯單體分離塔(「EB/SM分離塔」)的冷凝系統的傳熱獲得進料的汽化。現在參看圖3，EB/SM分離塔D-I是傳統的蒸餾塔，在其中將來自脫氫系統100的粗苯乙烯產物P分離為富含苯乙烯單體的流SM和乙苯EB、較輕組分、以及低濃度的SM的塔頂餾分。通過使用乙苯/水進料混合物作為冷卻劑將塔頂餾分在冷凝器C-I中部分冷凝， 從而傳熱至進料F並且汽化進料F。進料的水組分可以來自任意合適來源，如工藝水。將塔底流分為通過再沸器H-5的再循環流，以及富含苯乙烯單體的產物流SM。可以有附加的冷凝器以除去一些熱量。例如，可以將熱量除去到冷卻水中。再次參看圖2，在大約92°C下從冷凝器C-I排出的進料F，通過管線101流至進料流出物換熱器E-1，在這裡進料被加熱至約500°C至約560°C，並通過管線103流動，由此將其與過熱水蒸汽的流130合併。流130處於約800°C至約860°C的溫度下並且按該比例與進料F混合以便在催化劑開始發揮作用時將具有約600°C至約620°C的溫度的反應物工藝流 102提供至反應器R-I。反應器R-I包括與其相關的熱交換器H-3，其中將熱量從在約800°C 至約920°C的溫度下的過熱水蒸汽的流1 傳遞至反應物流102。熱交換器H-3優選地是逆流熱交換器，並且可以在反應容器R-I內部或在反應容器R-I (沒有顯示)外部。對工藝流102提供足夠的熱量以實現乙苯組分脫氫。典型地，乙苯的脫氫在約610°C至約650°C的入口溫度下進行，雖然在這個範圍之外的溫度也可能是合適的。因為將水蒸汽加入進料，可以在約0. 8至約1. 7，優選地不超過1. 15，更優選在0. 90以下的S/0比的範圍內進行脫氫反應。反應器R-I可以是單床或多床反應器。優選地反應器R-I是傳統的徑向流反應器， 雖然備選地可以使用平行流反應器或軸向流反應器。在反應器R-I中可以使用催化有效量的傳統催化劑如基於氧化鐵的催化劑。對於本領域技術人員合適的催化劑是已知的。從熱交換器H-3排出的熱工藝流104優選地在約610°C至約650°C的溫度下。進料的至少一些乙苯組分在反應器R-I中經歷脫氫產生苯乙烯和氫氣。反應器R-I中含有一些苯乙烯的流出物106，在約550°C至約580°C的溫度下排出並被引入與反應器R-I相同型號的第二反應器R-2。工藝流106穿過熱交換器H-4，在這裡它被過熱水蒸汽流118加熱至約610°C至約650°C的反應溫度。熱工藝流108經歷進一步的反應。使用第二反應器R-2 流出物流109預熱進料流出物換熱器E-I中的進料F。來自進料流出物換熱器E-I的產物 P含有粗苯乙烯和一些未反應的乙苯，以及一些較輕組分(例如，氫氣)並且將其冷卻並部分冷凝，並且接下來將液體送至EB/SM分離塔D-I (圖3)用於進一步提純。通過管線110將主水蒸汽S引入系統中以補償滿足總S/0比所需的水蒸汽量與 EB/SM分離塔D-I的冷凝器C-I中汽化的水蒸汽量之間的差別。主水蒸汽S最初在約170°C 至約190°C的溫度下並且在約150至約160psia的壓力下。閥50控制水蒸汽的加入。水蒸汽穿過加熱區，如位於水蒸汽過熱器H-I的對流段H-2中的對流盤管112，並且從對流盤管112排出進入管線114的主水蒸汽在約540°C至560°C的溫度下並且在約130psia至約140psia的壓力下。接下來將主水蒸汽送至熱壓縮機T-I並且將其作為壓縮水蒸汽使用。熱壓縮機T-I是水蒸汽噴射式壓縮機，它在約1. 0至約2. 5，優選地約1. 6至約1. 8的壓縮比下運行，並且它將低壓水蒸汽升壓至更高壓力。熱壓縮機是已知的，並且適合用於本發明的系統中的熱壓縮機可以商購自多個供應商，例如，新澤西州(New Jersey)多佛 (Dover)的 FoxValve Development Corp.禾口麻薩諸塞州(Massachusetts)沃爾瑟姆福雷斯特(Waltham)的 Artisan Industries Inc.。通過管線122引入在約20至25psia並且在約570°C至約590°C的溫度下的低壓水蒸汽。來自熱壓縮機T-I的流出物116在約550°C至約570°C的溫度下並且在約40psia 至約50psia的壓力下。之後將水蒸汽穿過輻射段爐管117引入水蒸汽過熱器H-I的三個區中的一個。水蒸汽過熱器H-I可以是用於將高壓水蒸汽加熱至足以為脫氫反應提供足夠熱量的過熱溫度的電加熱爐或燃燒氣體和/或液體燃料的加熱爐。這裡描述的系統100的益處是可以操作水蒸汽過熱器H-I以便提供溫度不超過約927°C，並且優選地低於900°C，更優選低於890°C的流出物。在這種溫度下操作水蒸汽過熱器避免了對於使用高於927°C的溫度所需的用於過熱器H-I構造的昂貴特殊合金的需要。優選地將過熱器H-I分為三部分，以便在過熱器的輻射區容納三個管式爐管。來自過熱器的流出物流118將在約850°C至約900°C的溫度下並且在約25psia 至約35psia的壓力下的水蒸汽運送至反應器R-2中的熱交換器H-4，從而傳熱至反應物流 106，所述反應物流106是來自反應器R-I的流出物。作為來自熱交換器H-4的水蒸汽流出物流120在約570°C至約600°C的溫度下並且在約Mpsia至^psia的壓力下。將流120的第一部分，即，流122，再循環返回至熱壓縮機T-1，並且使流120的第二部分，即，流124，回流至水蒸汽過熱器H-I輻射段爐管125。將流過管線124的部分水蒸汽在輻射段爐管125 中加熱並且通過管線126在約840°C至約860°C的溫度下排出。之後將水蒸汽運送至與反應器R-I相關的熱交換器H-3，在這裡水蒸汽轉移熱量至反應物流102。在約620°C至約640°C的溫度下將水蒸汽從熱交換器H_3排出，並且將其通過管線1 運送返回至水蒸汽過熱器H-1，這裡它流過輻射段爐管129並且通過管線130在約 840°C至約860°C的溫度下並且在約12psia至約15psia的壓力下作為過熱水蒸汽排出。流過管線130的水蒸汽隨後與來自管線103的汽化進料F混合，並且合併流102流過熱交換器H-3並被引入反應器R-I中。
參見圖2A，示出了類似於工藝100的備選工藝100A，區別在於以下將流124、126 和1 去除；沒有與反應器R-I相關的加熱器H-3 ；直接將流130引入R-I ；將流1 從流 120分出。更具體地，將含有乙苯和水的汽化共沸混合物的進料流F在EB/SM分離塔D_1中以前面描述的方式汽化。將汽化並且加熱了的進料流通過管線103輸送並與過熱水蒸汽流合併以提供流體流102。該流進入反應器R-I中的第一反應區，在這裡它與脫氫催化劑接觸並經歷轉化的第一階段以產生至少一些苯乙烯。將流出物106從反應器R-I排出並將其在逆流熱交換器H-4中加熱並使其進入反應器R-2中的第二反應區。流體流與脫氫催化劑接觸並經歷第二階段轉化以產生含有苯乙烯的流108，所述流108通過出口 109離開反應器。 在進料流出物換熱器E-I中用排出物流109預熱進料流F。在進料流出物換熱器E-I中使用第二反應器R-2流出物流109預熱進料F。來自進料流出物換熱器E-I的產物P含有粗苯乙烯和一些未反應的乙苯，以及一些較輕組分(例如，氫氣)並將其冷卻並部分冷凝，並且之後將液體送至EB/SM分離塔D-I (圖3)用於進一步提純。將過熱水蒸汽的流通過管線118循環至逆流熱交換器H-4以提供向流出物流106 傳遞的熱量。將通過管線120從熱交換器H-4排出的廢水蒸汽分為第一部分122和第二部分128。將廢水蒸汽的第一部分122送至熱壓縮機T-I。通過過熱器H-1，經由對流盤管 112，將主水蒸汽S的流體114送去通過熱壓縮機以將第一部分122加壓。之後在水蒸汽過熱器H-I中將來自熱壓縮機T-I的流出物116加熱以提供流118，將所述流118循環返回至熱交換器H-4。將第二部分1 廢水蒸汽送至水蒸汽過熱器H-I，在這裡將其通過盤管1 再加熱。之後將從水蒸汽過熱器排出的過熱水蒸汽130與進料流合併，並將其送至反應器R-I。實施例1下面在以下預示實施例中舉例說明本發明的特徵，其中參考圖2中所示的系統中的數字標記。提供162，648千克/小時的進料流F。進料流含有具有0. 493的S/0比的乙苯和水的汽化共沸混合物。被汽化並且被加熱的進料流103在549°C的溫度下並且在11. Ipsia 的壓力下。將進料流與849°C和13psia下的44，343千克/小時的過熱水蒸汽(130)合併， 以提供206，991千克/小時的S/0比為0. 9的流體流102。將該流在逆流熱交換器H-3中加熱並使其在650°C和7. 77psia下進入反應器R-I中的第一反應區，在這裡它與脫氫催化劑接觸並經歷轉化的第一階段以產生至少一些苯乙烯。在560°C和6. 95psia下將流出物 106從反應器R-I排出，並將其在逆流熱交換器H-4中加熱並使其在650°C下進入反應器 R-2中的第二反應區。流體流與脫氫催化劑接觸並經歷第二階段轉化以產生含有苯乙烯的產物流。將管線118中889°C和31psia下的66，511千克/小時過熱水蒸汽流循環至逆流熱交換器H-4以提供向流出物流106傳遞的熱量。將從熱交換器H-4排出的廢水蒸汽分為22，168千克/小時的第一部分122和44，343千克/小時的第二部分124。將583°C和 M.5psia下的廢水蒸汽的第一部分122送至熱壓縮機(T-I)。將管線114中的549°C和 131psia下的44，343千克/小時主水蒸汽流送去通過熱壓縮機以將第一部分122加壓。來自熱壓縮機的66，511千克/小時水蒸汽流出物的管線116在559°C和40. 75psia下，相當於1. 66的壓縮比。之後將流出物116在水蒸汽過熱器H-I中加熱以提供循環返回至熱交換器H-4的流118。將44，343千克/小時廢水蒸汽的第二部分IM在水蒸汽過熱器H-I中加熱。將來自過熱器的流出物126送至850°C和22. 25psia的熱交換器H_3以提供向流體流102傳遞的熱量。在631°C和18. 74psia下將廢水蒸汽1 從熱交換器H-3排出並將其送至水蒸汽過熱器H-I，在這裡將其再加熱至850°C的溫度。接下來將從水蒸汽過熱器排出的過熱水蒸汽130與進料流合併，並將其送至反應器R-I。穿過兩個反應器的乙苯的總轉化率是約62.5%，而苯乙烯的摩爾選擇性為約 94. 1%。實施例2下面在以下預示實施例中舉例說明本發明的特徵，其中參考圖2A中所示的系統中的數字標記。提供193，775千克/小時的進料流F。進料流含有具有0. 493的S/0比的乙苯和水的汽化共沸混合物。被汽化並且被加熱的進料流103在537°C的溫度下並且在10. Spsia 的壓力下。將進料流與890°C和IOpsia下的65，803千克/小時的過熱水蒸汽130合併以提供259，576千克/小時的S/0比為1. 0的流體流102。該流在620°C和8. 2psia下進入反應器R-I中的第一反應區，在這裡它與脫氫催化劑接觸並經歷轉化的第一階段以產生至少一些苯乙烯。在534°C和7. 3psia下將流出物106從反應器R-I排出，並將其在逆流熱交換器H-4中加熱並使其在625°C下進入反應器R-2中的第二反應區。流體流與脫氫催化劑接觸並經歷第二階段轉化以產生含有苯乙烯的產物流。將887°C和23psia下的84，438千克/小時的過熱水蒸汽流118循環至逆流熱交換器H-4以提供向流出物流106傳遞的熱量。將從熱交換器H-4排出的廢水蒸汽分為18， 636千克/小時的第一部分122和65，802千克/小時的第二部分128。將581°C禾口 17. 6psia 下的廢水蒸汽的第一部分122送至熱壓縮機T-I。將700°C和133psia下的65，802千克/ 小時主水蒸汽的流體114送去通過熱壓縮機以將第一部分122加壓。來自熱壓縮機的84， 438千克/小時水蒸汽的流出物116在673°C和30. 7psia下，相當於1.7的壓縮比。之後將流出物116在水蒸汽過熱器H-I中加熱以提供循環返回至熱交換器H-4的流118。將65，802千克/小時廢水蒸汽的第二部分1 送至水蒸汽過熱器H_l，在這裡它達到890°C的溫度。接下來將從水蒸汽過熱器排出的過熱水蒸汽130與進料流合併，並將其送至反應器R-I。穿過兩個反應器的乙苯的總轉化率是約62.5%，而苯乙烯的摩爾選擇性為約 94. 3%。實施例3下面在以下預示實施例中舉例說明本發明的特徵，其中參考圖2中所示的系統中的數字標記。提供159，226千克/小時的進料流F。進料流含有具有0. 493的S/0比的乙苯和水的汽化共沸混合物。汽化並且被加熱的進料流103在531°C的溫度下並且在10. 6psia的壓力下。將進料流與852°C和10. 2psia的70，087千克/小時的過熱水蒸汽130合併以提供229，312千克/小時的S/0比為1. 15的流體流104。該流在621 °C和8. Opsia下進入反應器R-I中的第一反應區，在這裡它與脫氫催化劑接觸並經歷轉化的第一階段以產生至少一些苯乙烯。在540°C和7. Ipsia下將流出物106從反應器R-I排出，並將其在逆流熱交換器H-4中加熱並使其在626°C下進入反應器R-2中的第二反應區。流體流與脫氫催化劑接觸並經歷第二階段轉化以產生含有苯乙烯的產物流。將794°C和21psia的106，646千克/小時的過熱水蒸汽流118循環至逆流熱交換器H-4以提供向流出物流106傳遞的熱量。將從熱交換器H-4排出的廢水蒸汽分為36，560 千克/小時的第一部分122和70，087千克/小時的第二部分128。將587°C和17. 8psia 的廢水蒸汽的第一部分122送至熱壓縮機T-I。將700°C和133psia的70，086千克/小時主水蒸汽流114送去通過熱壓縮機以將第一部分122加壓。來自熱壓縮機的106，646千克 /小時水蒸汽的流出物116在661°C和30.7psia下，相當於1. 7的壓縮比。之後將流出物 116在水蒸汽過熱器H-I中加熱以提供循環返回至熱交換器H-4的流118。將70，087千克/小時廢水蒸汽的第二部分1 送至水蒸汽過熱器H_l，在這裡將其再加熱至852°C的溫度。接下來將從水蒸汽過熱器排出的過熱水蒸汽130與進料流F合併，並將其送至反應器R-I。穿過兩個反應器的乙苯的總轉化率是約62.6%，而苯乙烯的摩爾選擇性為約 94. 9%。實施例3具有比實施例2高的水蒸汽消耗量。然而，對於實施例3，即使當催化劑結束工作時，流118也低於815°。因此，建造該管線的材料可以用304H不鏽鋼代替一些更昂貴的材料如合金800H。在實施例3中，使用合金800H管道的當前總成本是大約$900，000。 相比之下，使用304H不鏽鋼的當前總成本是$230，000。通過在實施例3中使用新的流程， 單管道材料淨節約$670，000。雖然上面的描述含有很多細節，但不應將這些細節理解為對本發明範圍的限制， 而是僅作為其優選實施方案的例證。本領域技術人員將預見如通過所附的權利要求所定義的本發明的範圍和主旨內的很多其它可能方案。
權利要求
1.一種用於對化學轉化工藝流提供熱量的方法，所述化學轉化工藝流含有至少一種化學反應物，所述方法包括以下步驟a)使傳熱流體過熱；b)將來自過熱的傳熱流體的熱量傳遞至工藝流；c)將至少部分所述傳熱流體分流為第一部分和第二部分；d)將傳熱流體的第一部分加壓；e)將加壓的傳熱流體的第一部分再循環至過熱步驟(a)中；以及f)將所述傳熱流體的第二部分引入到所述工藝流中。
2.權利要求1所述的方法，所述方法還包括以下步驟在所述傳熱步驟(b)之後並且在所述分流步驟(c)之前，至少取出所述傳熱流體的第三部分。
3.權利要求1所述的方法，其中將所述再循環步驟進行多次。
4.權利要求1所述的方法，所述方法還包括以下步驟在步驟(f)之前，使傳熱流體的第二部分過熱。
5.權利要求1所述的方法，所述方法還包括以下步驟在步驟(f)之前，使傳熱流體的第二部分過熱。
6.權利要求1所述的方法，其中所述將傳熱流體的第一部分加壓的步驟(d)包括將傳熱流體的第一部分引入到熱壓縮機中，並將壓縮流體引入到所述熱壓縮機中，所述壓縮流體的壓力高於傳熱流體的第一部分的壓力。
7.權利要求6所述的方法，其中所述傳熱流體和壓縮流體是水蒸汽。
8.權利要求1所述的方法，其中所述傳熱流體是水蒸汽。
9.權利要求8所述的方法，其中化學轉化工藝包括脫氫，並且所述化學反應物是選自乙苯、乙基甲苯、丙烷和丁烷中的化合物。
10.權利要求9所述的方法，其中所述化學轉化工藝包括通過使乙苯脫氫而製備苯乙火布。
11.一種通過烴的催化脫氫而製備烯烴的方法，所述方法包括a)在加熱器中使水蒸汽進料流過熱，所述加熱器包括多個加熱區；b)將來自過熱水蒸汽的熱量傳遞至工藝流，所述工藝流包含水蒸汽稀釋劑和所述烴， 所述熱量足以在反應區中實現所述烴的至少一部分的催化脫氫，其中在傳遞所述熱量之後，所述過熱水蒸汽變成廢水蒸汽；c)將所述廢流分流為第一部分和第二部分；d)將所述廢水蒸汽的第一部分加壓；e)將加壓的所述廢水蒸汽的第一部分再循環至所述加熱器中的第一加熱區；f)將第二部分再循環到所述加熱器的不同區域至該加熱器內的第二加熱區；g)加熱所述廢水蒸汽的第二部分，以在第二加熱區中再生過熱水蒸汽；以及h)將所述過熱水蒸汽的至少一部分與所述工藝流合併。
12.權利要求11所述的方法，其中在與所述反應區相關的至少一個熱交換器中進行所述傳熱步驟。
13.權利要求11所述的方法，其中所述將廢水蒸汽的一部分加壓的步驟包括 將廢水蒸汽的所述一部分引入到熱壓縮機中，並且縮水蒸汽引入到所述熱壓縮機中，所述壓縮水蒸汽的壓力高於所述廢水蒸汽的壓力。
14.權利要求13所述的方法，其中所製備的烯烴是苯乙烯，並且所述烴是乙苯。
15.權利要求11所述的方法，其中所製備的烯烴是苯乙烯，並且所述烴是乙苯。
16.一種用於製備苯乙烯的方法，所述方法在反應區中通過使水蒸汽和乙苯的混合物與脫氫催化劑在脫氫反應溫度下接觸而進行，所述混合物具有一定的水蒸汽/油質量比， 其中改進包括將足夠的水蒸汽稀釋劑與乙苯合併，以使所述水蒸汽/油質量比降低至不超過1.0 ； 其中使用溫度低於815°c的過熱水蒸汽傳遞足以使所述乙苯和水蒸汽稀釋劑上升至所述反應溫度的熱量，並且其中將所述過熱水蒸汽的至少一部分與所述乙苯合併，以提供所述水蒸汽稀釋劑的至少一部分。
17.權利要求16所述的方法，其中將廢水蒸汽輸送至加熱器中以再生過熱水蒸汽，所述廢水蒸汽是由於對所述乙苯和水蒸汽稀釋劑的傳熱而產生的。
18.權利要求17所述的方法，其中將所述廢水蒸汽分流為兩部分，至少一部分在熱壓縮機中被加壓。
19.一種通過乙苯的催化脫氫而製備苯乙烯的方法，所述方法包括a)至少提供第一反應區和第二反應區，每個反應區具有與其相關的催化有效量的脫氫催化劑；b)提供具有多個加熱區的加熱爐；c)提供進料流，所述進料流含有水和乙苯的汽化混合物，所述汽化混合物具有不超過約0.5的水蒸汽/油重量比；d)將所述進料流與過熱水蒸汽的第一流合併，以提供水蒸汽/油重量比不超過約1.0 的流體流；e)在第一反應區中，使所述流體流與所述脫氫催化劑在脫氫反應條件下接觸，以提供第一流出物；f)在與第二反應區相關的傳熱區中，將來自過熱水蒸汽的第二流的熱量傳遞至第一流出物，在將過熱水蒸汽的第二流的熱量傳遞至第一流出物之後，過熱水蒸汽的第二流變成廢水蒸汽流；g)在第二反應區中，使被加熱的第一流出物與脫氫催化劑在脫氫反應條件下接觸，以提供含有苯乙烯的產物流；h)將所述廢水蒸汽流分流為第一部分和第二部分；i)將廢水蒸汽的第一部分加壓；j)在所述加熱爐內的第一加熱區中將加壓的廢水蒸汽的第一部分加熱，以提供過熱水蒸汽的第二流，所述過熱水蒸汽的第二流向上遊再循環至與第二反應區相關的傳熱區； k)在所述加熱爐內的第二加熱區中加熱所述廢水蒸汽的第二部分，以提供過熱水蒸汽的第一流。
20.權利要求19所述的方法，所述方法還包括在所述加熱爐內的第二加熱區中加熱廢水蒸汽的第二部分，以提供過熱水蒸汽的第三流；在與第一反應區相關的加熱區中，將來自過熱水蒸汽的第三流的熱量傳遞至所述流體流，在將過熱水蒸汽的第三流的熱量傳遞至所述流體流之後，過熱水蒸汽的第三流變成廢水蒸汽的第二流；在所述加熱爐內的第三加熱區中，將廢水蒸汽的第二流加熱以提供過熱水蒸汽的第一流，所述過熱水蒸汽的第一流與所述進料合併。
21.權利要求19所述的方法，其中所述將廢水蒸汽的第一部分加壓的步驟包括將廢水蒸汽的該部分引入到熱壓縮機中，並將壓縮水蒸汽引入到所述熱壓縮機中，所述壓縮水蒸汽的壓力高於所述廢水蒸汽的壓力。
22.權利要求19所述的方法，其中將所述含有苯乙烯的產物流分離成含有提純的苯乙烯的第一組分和含有乙苯的第二組分。
23.權利要求19所述的方法，其中所述水蒸汽/油比不高於約1.15，並且所述過熱水蒸汽的溫度不超過約815°C。
全文摘要
在通過相應烴的催化脫氫製備烯烴中有益地使用了一種用於對化學轉化工藝提供熱量的方法和系統。催化脫氫過程使用水蒸汽稀釋劑，在可以為1.0以下的水蒸汽與油的比例以及相對低的水蒸汽過熱器加熱爐溫度下運行。該方法和系統有益地用於通過乙苯的催化脫氫製備苯乙烯。
文檔編號B01J8/02GK102333746SQ201080009317
公開日2012年1月25日 申請日期2010年3月11日 優先權日2009年3月17日
發明者桑吉·拉莫, 理察·J·威爾科克斯, 約瑟夫·羅默奧, 羅伯特·布魯默, 阿賈伊·加米 申請人:魯姆斯科技公司