的再加热交换器为具有通过在两 端的管板容纳就位的管束（即多个独立的、未连接的管）的壳管式再加热交换器，其中通过 多个隔板迫使壳侧流体（例如过热蒸汽）流动穿过管束。为了此公开的目的，在现有技术 的用于将烷基芳姪脱氨至链締基芳姪的系统和装置中所用的典型的再加热交换器将被称 为单一再加热交换器。
[00巧]然而，在本发明的方法和系统中，相对于彼此W串联或并联构造设置的两个或更 多的再加热交换器可W为自立式单元或可WW径向对称的堆对齐并通过空的圆柱形通道 相互连接，如图4中所示。相对于串联的自立式交换器，优选堆叠的交换器排列。在交换器 堆中相邻的壳体可W具有相同或不同的直径，尽管对于全部壳体和通道优选使用相同的直 径。
[0026] 本领域技术人员将理解在本发明所要保护的相对于彼此W串联或并联构造设置 的两个或更多的再加热交换器之间分开总再加热交换器负荷，每个再加热交换器供应有独 立的过热蒸汽源。
[0027] 上述的相对于彼此W串联或并联构造设置的两个或更多的再加热交换器的特征 的替代方案例如同壳体两段式热交换器和独立的壳体仅为实施本发明的最佳方案，该最佳 方案容易通过部件的形式、尺寸、排列和操作的细节而修改。
[0028] 根据本发明的另一实施方案，通过包括反应器进料预加热交换器而获得通过己苯 的脱氨生产苯己締所需的蒸汽量的进一步减少，所述反应器进料预加热交换器从来自于相 对于彼此W串联或并联构造设置的两个或更多的再加热交换器的蒸汽中提取额外的热，该 额外的热在现有技术中通常从单一再加热交换器直接达到蒸汽过热器。反应器进料预加热 交换器为在管侧上具有进料流而在壳体侧上具有加热蒸汽的壳管式，概念上类似于本发明 所述的再加热交换器。可设想另外的反应器进料预加热交换器设计，但是优选壳管式。
[0029] 必须供应至再加热交换器从而再加热反应器流出物的蒸汽的温度通过如下关系 式给出：
[0030]
[0031]Ts为供应至再加热交换器入口的蒸汽的温度，TK为进入再加热交换器的反应器流 出物的温度，Fs为经过再加热交换器的蒸汽的蒸汽流速。蒸汽流速（即Fs)表示W单位质 量/时间测得的蒸汽量。Q为再加热交换器负荷（即穿过再加热交换器的每单位时间的洽 变化），Cps为在再加热交换器的入口和出口处的蒸汽的平均热容，而a为冷端温差（即离 开再加热交换器的蒸汽和进入再加热交换器的反应器流出物之间的温度差），其与再加热 交换器的尺寸有关（即再加热交换器越大，a越小，其中对于无限大的再加热交换器，a接 近零）。
[0032] 从上述关系式可W看出，随着降低的加热蒸汽的量Fs，所需的蒸汽入口温度（Ts) 增加。同样重要地，入口温度（Ts)随着再加热交换器负荷（曲的减少而降低。因此，通过 将所要保护的工艺的总再加热交换器负荷分成两部分，相比于提供相同的再加热交换器负 荷的单一再加热交换器所需的蒸汽入口温度，相对于彼此串联操作的两个或更多的再加热 交换器的每个独立的再加热交换器所需的蒸汽入口温度（Ts)降低。
[0033] 再加热交换器"负荷"在本文中定义为每单位时间转移的热量（即热能）（例如 kcal/虹、BTU/虹、兆瓦）。
[0034] 图1表示通过己苯的脱氨生产苯己締的系统和工艺的典型的示意流程图，而图2、 3和5为在本文中描述的方法和系统中所用的改进的系统的非限制性实施方案的示意流程 图。
[0035] 反应发生在具有中间再加热步骤的串联的两个反应器中。W介于0. 1和0. 6之间 的蒸汽与己苯的重量比例包含己苯和进料蒸汽的反应器进料通过来自于第二反应器的流 出物RX2在进料流出物加热交换器HA中加热，参见例如图1-3。进料流出物加热交换器HA 用作预加热器并加热进料流。进料流在混合槽M中与在过热器B中加热的额外的蒸汽（参 见图1-3和5)混合至足够高的温度W使所得混合物达到适当的反应器入口温度，通常为约 600至约650°C。出于说明的目的，用于帮助加热来自进料流出物热交换器HA的进料的蒸 汽（即下游蒸汽）被称为加热蒸汽。而添加至进料流出物热交换器HA的上游的进料（即 己苯）的蒸汽（即上游蒸汽）将被称为进料蒸汽。
[0036] 在图1中，加热蒸汽首先在主要过热器A中加热。加热蒸汽从主要过热器A引导 至单一再加热交换器皿，在单一再加热交换器皿处加热蒸汽将其部分的热给予反应器流 出物，然后反应器流出物进入第二反应器R2。
[0037] 在目前的现有技术工艺（即图1)中，离开再加热交换器皿的加热蒸汽直接流至 过热器B，在过热器B处加热蒸汽被再次加热，然后被添加至第一反应器R1的进料。在改进 的过程中，例如，如图2中所示，离开再加热交换器皿2的蒸汽经过中间反应器进料预加热 交换器HC，将其部分的热给予反应器进料从而加热进料，然后反应器进料在混合槽M中与 加热蒸汽混合。该减少了加热蒸汽在过热器B中必须被加热达到的温度，或减少了W相同 的B出口温度下所需的加热蒸汽的量。
[0038] 虽然图2的反应器进料预加热交换器肥确实可W包括在当前的方案（即图1)中 而不需要添加第二再加热交换器和第S蒸汽过热器（即A2)，但该种交换器会非常低效，因 为在当前实施的工艺中离开再加热交换器皿的蒸汽温度仅稍高于离开进料流出物热交换 器HA的反应器进料的温度。另一方面，在图2的改进的工艺方案中，离开第二再加热交换 器皿2的蒸汽处于高得多的温度下，因为在此再加热交换器中完成了仅一部分的再加热交 换器负荷。该使得有可能在将反应器进料添加至混合槽M之前将反应器进料加热至更高的 温度。反应器进料预加热交换器肥可W或者位于混和槽M的上游（如图2中所示），或位 于其下游，在该些构造中相比于位于混和槽M的下游更优选位于混和槽M的上游。类似地， 反应器进料预加热交换器肥可W从两个再加热交换器（即皿1和皿2)的任一个中接收蒸 汽，优选的选项取决于它们中的哪个具有更高的蒸汽出口温度。最后，第一蒸汽过热器A2 可W将过热的蒸汽或者提供至第一再加热交换器皿1 (如图2和3中所示），或者提供至第 二再加热交换器皿2。优选将过热的蒸汽提供至第一再加热交换器皿1的构造，因为其产生 了两个再加热交换器的最小结合尺寸。
[0039] 在图2中所示的改进的工艺中，离开反应器进料预加热交换器HC的加热蒸汽在被 输送至第一再加热交换器皿1之前被引导至蒸汽过热器A2,在蒸汽过热器A2处再加热加热 蒸汽，在第一再加热交换器皿1处第一反应器R1流出物被加热至第一反应器出口的温度和 第二反应器R2入口的温度之间的中间温度。在离开第一再加热交换器皿1后，加热蒸汽被 引导至过热器B。
[0040] 通常，在现有技术中已知的单一再加热交换器为具有管束的壳管式，如上文中更 详细地描述。然而，图4a提供了如本发明中设想的两个或更多的再加热交换器的示图。所 述两个或更多的热交换器可W为壳管式，并可W由容纳在圆柱形壳体中的独立的管束构 成。所述两个或更多的再加热交换器可W为自立式的，或可WW径向对称堆设置并通过空 的圆柱形通道相互连接（即不含管）。相对于串联的自立式交换器，优选堆叠的交换器排 列。在交换器堆中相邻的壳体可W具有相同或不同的直径，但是对于全部壳体和通道优选 使用相同的直径。不论再加热交换器容纳在单独壳体、由公用通道分开的单一壳体、堆叠的 壳体、自立式壳体或它们的组合中，W串联或并联构造的每个再加热交换器具有独立的过 热蒸汽源。此外，每个再加热交换器可W具有不同的蒸汽流速，该可W例如通过在紧邻过热 器A2的上游添加更多的加热蒸汽而实现，或者通过使蒸汽绕过相对于彼此W串联或并联 构造的两个或更多的再加热交换器的一个而实现。实质上，两个或更多的再加热交换器中 的每一个的蒸汽流速可W相同或不同。
[0041] 本领域技术人员将理解额外的加热蒸汽可W在一个或多个点处引入苯己締工厂 的脱氨工段，例如在第二过热器（即A2)的入口和第一反应器的入口之间。
[0042] 图4b为本发明中设想的堆叠的两个或更多的再加热交换器的仅一种管排列的俯 视图。本领域技术人员可W适应其他管排列W用于本发明。
[0043] 连施例1A
[0044] 实施例1A显示在当前的现有技术的未经优化的工艺中的条件。
[0045] 己苯进料与进料流出物交换器HA的进料蒸汽（即上游蒸汽）混合。进料蒸汽与 己苯进料的重量比例为0. 2。进料混合物通过来自于R2的流出物在HA的壳体侧上被加热 至550°C，所述来自于R2的流出物W588°C的温度进入HA。
[0046] 在HA的下游，进料混合物与在B中加热至826°C的温度的加热蒸汽（即下游蒸汽） 结合。加热蒸汽的量相当于0. 8kg/kg己苯进料。所得的最终进料混合物W650°C的温度 进入R1。一部分的己苯在R1中转化成苯己締和其他副产物，所得流出物W56rC的温度离 开R1。其随后在单一再加热交换器皿中再加热至650°C的温度。来自于过热器A的加热 蒸汽W850°C的温度进入再加热交换器。通过热平衡，所得的加热蒸汽出口温度为607°C。 加热蒸汽随后被引导至过热器B。
[0047] 选择此实施例中的再加热交换器HA和皿的尺寸，使得来自于过热器A和B的蒸 汽出口温度不超过合金800H的最大容许温度（根据规范为899°C)。此合金已经广泛地用 于通过己苯的脱氨生产苯己締的高温设备的制造中。
[0048] 连施例1B
[0049] 实施例1B显示实施本发明的上述=个实施方案中的两个实施方案的影响，特别 地，包括相对于彼此串联的至少两个再加热交换器和第=过热器。在进行实施例1B的方法 中使用的系统显示在图3中。
[0050] 己苯、进料蒸汽和加热蒸汽的流速与实施例1中相同，反应器温度（入口和出口） 化及己苯和离开再加热交换器H