A的进料蒸汽的温度也相同。
[0051] 与实施例1A相反，在相对于彼此W串联设置的两个再加热交换器皿1和皿2之间 分开实施例1B的再加热交换器的负荷，其具有与实施例1A中的单一再加热交换器皿的表 面积相同的总表面积。此外，实施例B1基于如下条件；W串联设置的两个或更多的再加热 交换器的蒸汽流速（Fs)与单一再加热交换器相同。
[0052] 然而，所公开的工艺设想如下情况：当W串联设置的两个或更多的再加热交换器 的结合的负荷等于或大于单一再加热交换器时蒸汽流速（Fs)降低。在此情况下，相比于在 相同的温度下操作的单一再加热交换器所需的过热蒸汽的量，串联的两个或更多的再加热 交换器需要更少的过热蒸汽。
[0053] 在实施例1B中，在第一再加热交换器（皿1)和第二再加热交换器（皿2)之间相等 地分开面积，调节再加热交换器皿1的蒸汽温度使得总负荷的50%在此交换器中进行。应 注意本发明公开的工艺不要求两个再加热交换器具有相同尺寸，也不要求它们进行相等部 分的总体负荷。
[0054] 考虑到再加热交换器皿1中的可用的表面积，所需的蒸汽入口温度（由A2供应） 为756°C。蒸汽W633°C的温度离开皿1，在此束中的冷端温度温差a为72°C(在实施例 1A的单一束再热器中a为46°C)
[00巧]反应器流出物W606°C的温度离开皿1，并在皿2中使用源自过热器A的蒸汽再加 热至650°C。在皿2中所需的蒸汽入口温度为799°C，蒸汽^ 678°的温度离开皿2(a为 72°C，与皿1中相同）。由于不需要反应器进料过热器肥（在B的出口处的温度与实施例 1A中相同，并完全在常规装置材料（如合金800H)的极限内），离开皿2的蒸汽被直接输送 至过热器A2。
[0056] 由此可见，再加热反应器流出物所需的最大蒸汽温度基本上低于实施例1A的常 规工艺中的最大蒸汽温度（在皿2中为51°C，低于皿1中的94°C)。另外，温度足够低W允 许使用较便宜的不诱钢（例如304H)替代合金800H，减少了总投资成本。
[00W]连施例2A
[0058] 在实施例2A中的工艺构造与实施例1A(参见图1)相同。己苯流速、反应器温度 和离开HA的己苯和蒸汽的温度也相同，所用的蒸汽的总量也相同。主要区别在于进料蒸汽 与己苯的重量比例从0. 2增加至0. 5,加热蒸汽与己苯的比例从0. 8减少至0. 5,然而，总蒸 汽与己苯的比例保持在1.0。该些比例代表在HA上游存在的热回收系统，其中使用来自通 常被拒绝冷却水或空气的邸/SM分离塔的塔顶流出物蒸汽中包含的热共沸地蒸发己苯和 水的混合物。实际上，此类型的方案具有将苯己締工厂的反应工段中所需的蒸汽的净额减 少约一半的潜力。
[0059] 美国专利号4, 628, 136和7, 922, 980 (其内容通过引用完全并入本文）描述了己 苯/苯己締分离塔的塔顶流出物用于蒸发己苯和水的共沸混合物的工艺，如本文中实施例 2A-2C和3中所提及。
[0060] 随着进料蒸汽（即在HA的上游添加的蒸汽）增加至0.化g/kg己苯且加热蒸汽 (即在HA的下游添加的蒸汽）减少至0.化g/kg己苯，使第一反应器R1入口温度达到650°C 所需的加热蒸汽温度增加至9SrC，远高于具有899°C的极限的常规合金800H能够处理的 温度（如API和ASME规范所限定）。同样地，即使用无限大的再加热交换器，必须供应至 皿的加热蒸汽的温度为946°C。与实施例1A中尺寸相同的再加热交换器需要968°C的蒸汽 入口温度。该样的高温必须使用非常昂贵的合金。同样重要的是注意到苯己締工业并没有 将所述合金用于大型设备和蒸汽传输管线的经验。因此，需要相当大的研发工作W成功地 实施该种对冶金的显著的改变。
[0061]连施例2B
[006引实施例2B与实施例2A(参见图1)相同，除了加热蒸汽（即HA的下游蒸汽）与己 苯的比例增加至0. 8kg/kg己苯，将总蒸汽与己苯的比例升高至1. 3kg/kg，即反应器蒸汽/ 邸化g/kg)。该样做将过热器A和B的出口温度分别减少至854°C和860°C，该使得有可能 W更高能量消耗的代价使用合金800H。
[0063]连施例2C
[0064] 在此实施例中的工艺构造通过图2显示。己苯和蒸汽流速与实施例2A中相同，反 应器温度和离开HA的己苯和蒸汽的温度也相同。
[0065] 在此实施例中，两个再加热交换器皿1和皿2的总表面积与实施例1A中皿的表 面积相同。为了最大化进入HC的蒸汽温度，在皿1中使用比在皿2中更多的表面积，即分 别为总表面积的78%和22%。通过最大化进入肥的蒸汽温度，有可能更大程度地降低B 黒汽出口温度。
[0066] 通过如上地在两个再加热交换器之间分开总面积，反应器流出物在皿1中被加热 至619°C的温度，即，使反应器流出物达到650°C所需的总热输入的65%。皿1的入口处所需 的蒸汽温度为849°C，完全低于合金800H的最大极限。在皿2中将反应器流出物从619°C 加热至650°C所需的蒸汽入口温度为853°C。
[0067] 离开皿2的加热蒸汽处于718°C，该足W在尺寸为再热器皿（图1)的一半的交换 器中将肥中的己苯和进料蒸汽的混合物从550°C加热至586°C。随着己苯和进料蒸汽W此 温度进入混合槽M，在R1的入口处将总混合物加热至650°C所需的蒸汽温度为868°C，比实 施例2A中的温度冷100°CW上。通过增加肥的尺寸，所述温度可W进一步减少至839°C的 最小值。
[006引类似地，可W优化两个再加热交换器（皿1和皿2)的相对尺寸W减少总体投资成 本。例如，通过将皿1和皿2的尺寸分别增加40%和25%，皿1可W完全由304HSS制得， 304HSS比合金800H便宜得多。该会节省投资成本，尽管增加了皿1和皿2的结合尺寸。
[0069] 将实施例2B与实施例2C进行比较，在实施例2C中的再加热交换器（双再热器， 即相对于彼此W串联设置的两个或更多的再加热交换器）的负荷为l〇5.8kcal/kgEB，而 在实施例2B中（单一再热器）为106. 7,明显的是改进的工艺使得反应器蒸汽需要量减少 0. 3kg/kg己苯，而同时减少约20%的燃料消耗。
[0070]连施例3
[0071] 当前阶段的己苯脱氨催化剂可W在双反应器系统中在低至1.化g/kg的总反应器 蒸汽与己苯的比例下操作。注意到更低的反应器蒸汽与己苯的比例是可能的，但需要W串 联操作的S个或更多的反应器。然而，由于反应器蒸汽与己苯的比例低于1.化g/kg，催化剂 活性不足W提供充足的运行时长，且不足W实现经济可行的原材料消耗。通过催化剂的进 一步进步，可能的是可W将反应器蒸汽与己苯的比例的最小值减小至低至0. 85kg/kg，而不 会不利地影响运行时长或原材料消耗。
[0072] 实施例3显示了本发明所要求保护的改进的工艺使得有可能利用该些催化剂的 改进，而不需要求助于使用昂贵或未经证实的金属合金来制造关键设备，且不会损失通过 共沸热回收提供的优点。
[0073] 在此实施例中的工艺方案与实施例1B(图3)和2C(图2)中相同。主要区别在于 加热蒸汽（即HA的下游蒸汽）与己苯的比例从0. 5减少至0. 4kg/kg。
[0074] 为了将蒸汽温度保持在低于899°C(即合金800H极限），皿1和HC的表面积增加， 而皿2的尺寸实际上稍微减少。使用实施例1A中的皿的表面积作为参照，皿1的表面积 为0. 9 (实施例2C中为0. 78)，皿2的表面积为0. 25 (实施例2C中为0. 28)，肥的表面积 为0. 75 (实施例2C中为0. 5)。相应的过热器A、A2和B的出口温度分别为895°C、883°C和 883 °C。
[00巧]表1总结了如上讨论的实施例的主要结果。Q(再加热交换器负荷）已经在前描 述，而实施例1A-B、2A-C和3的皿、皿1、皿2和肥、Q的数据显示如下。额外地，实施例的 吸收负荷（即吸收的曲数据显示在表1中。吸收负荷是由过热蒸汽吸收的负荷（能量）。 由燃料燃烧释放W加热蒸汽的能量大于吸收负荷，因为过热器不是100%有效。由于在现有 技术中和本发明公开的方法中过热器效率相同，其遵循使用的燃料量与总吸收负荷直接成 正比。
[0076] 表1中的"反应器蒸汽"指的是本文如上所述的加热蒸汽和进料蒸汽的总和。"需 要的净蒸汽"在不存在共沸热回收的情况下（即实施例1)等于反应器蒸汽。对于存在共沸 热回收的情况（即实施例2A-C和3)，其等于加热蒸汽，因为进料蒸汽被认为是"没有"的。
[0077]表 1;
[007引
[0079] 尽管W上说明书含有许多细节，该些细节不应解释为本发明的范围的限制，而仅 作为本发明的优选的实施方案的示例。本领域技术人员在由本发明所附的权利要求书所限 定的本发明的范围和主题内可设想许多其他可能性。
【主权项】
1. 一种用于增加链烯基芳烃生产设施的脱氢工段的效率的方法，所述脱氢工段用于将 烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃，所述方法包括： 设置至少第一和第二脱氢反应器， 进料流，所述进料流包含所述烷基芳烃， 其中第一反应器流出物在相对于彼此以串联设置的两个或更多的再加热交换器中加 热，所述两个或更多的再加热交换器位于第一和第二反应器之间，且每个再加热交换器提 供有独立的过热蒸汽流，其中（a)所述两个或更多的再加热交换器的过热蒸汽的蒸汽流速 等于或小于在用于将烷基芳烃脱氢至链烯基芳烃的等效脱氢工段中的单一再加热交换器 的过热蒸汽的蒸汽流速；和（b)所述两个或更多的再加热交换器的过热蒸汽的温度等于或 小于单一再加热交换器所需的过热蒸汽的温度。2. 根据