專利名稱：乙苯脫氫制苯乙烯反應(yīng)裝置的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及乙苯脫氫制苯乙烯裝置，具體地說，涉及一種用于乙苯負(fù)壓絕熱催化脫氫制苯乙烯反應(yīng)系統(tǒng)中二臺串聯(lián)的徑向或軸徑向反應(yīng)器及其中間換熱器和用于反應(yīng)器高溫出料冷卻與熱量回收的三臺換熱器，共六臺關(guān)鍵設(shè)備的連接和流程的裝置。
背景技術(shù)：
本發(fā)明是對我們發(fā)明的中國專利ZL02265400.3“高溫顯熱回收組合式換熱器”(2003年6月12日被授權(quán))的進(jìn)一步改進(jìn)和補充。
正如我們在中國專利ZL02265400.3中所述，苯乙烯作為一種重要的化工原料商品，具有廣泛的用途，對它的需求日益增長，其工業(yè)生產(chǎn)獲得了迅速發(fā)展。
在諸多苯乙烯工業(yè)生產(chǎn)方法中，應(yīng)用最為廣泛、技術(shù)最為成熟、經(jīng)濟最為合理的工藝路線當(dāng)是乙苯脫氫制造苯乙烯。這種生產(chǎn)技術(shù)經(jīng)多年來不斷開發(fā)研究，已從早期注重催化劑研制，發(fā)展為改進(jìn)催化劑與裝置優(yōu)化并重，尤其重視降低單位苯乙烯產(chǎn)品的物耗和能耗，增強競爭能力。目前，苯乙烯工業(yè)生產(chǎn)普遍采用具有級間二次加熱兩級串聯(lián)反應(yīng)器的負(fù)壓絕熱脫氫工藝，裝置趨于大型化、自動化，原料消耗和能耗大幅度下降。
乙苯脫氫生成苯乙烯是一個強吸熱增分子可逆反應(yīng)，高溫和低壓有利于該可逆反應(yīng)朝生成苯乙烯的方向進(jìn)行。這正是具有級間二次加熱的兩級串聯(lián)負(fù)壓絕熱徑向(或軸徑向)反應(yīng)器系統(tǒng)在乙苯脫氫制苯乙烯工業(yè)生產(chǎn)中獲得普遍應(yīng)用的原因所在。因為這種徑向(或軸徑向)絕熱反應(yīng)器的催化劑床層相對較薄，在反應(yīng)物料通過催化劑床層空速相同的前提下，徑向(或軸徑向)絕熱反應(yīng)器的壓降明顯低于催化劑床層相對較厚的列管式固定床大器等溫反應(yīng)器的壓降，從而徑向(或軸徑向)絕熱反應(yīng)器更有利于形成高真空度的負(fù)壓工況。此外，這種反應(yīng)器系統(tǒng)兩臺串聯(lián)的徑向(或軸徑向)絕熱反應(yīng)器之間設(shè)置了中間換熱器，可用高溫過熱水蒸氣對經(jīng)第一級反應(yīng)器(以下簡稱“一反”)內(nèi)進(jìn)行絕熱脫氫反應(yīng)后溫度已降到500～570℃的物料實施第二次加熱，使物料重新升溫到580～650℃，并進(jìn)入第二級徑向反應(yīng)器(以下簡稱“二反”)，繼續(xù)進(jìn)行絕熱脫氫反應(yīng)，從而進(jìn)料乙苯可實現(xiàn)較高的轉(zhuǎn)化率。
如上所述，這種具有級間二次加熱的兩級串聯(lián)反應(yīng)器負(fù)壓絕熱脫氫反應(yīng)系統(tǒng)的優(yōu)點毋庸置疑，但隨之便面臨二個關(guān)鍵技術(shù)問題一是如何合理地把處于負(fù)壓的高溫反應(yīng)器出料冷卻下來，并將其熱量回收利用，以降低產(chǎn)品的綜合能耗；二是如何使得用于回收高溫反應(yīng)器出料熱量并使之冷卻的換熱設(shè)備的選型與布置滿足高效率和低壓降要求，更好地實現(xiàn)反應(yīng)系統(tǒng)的負(fù)壓工況。
針對上述二個技術(shù)問題，目前乙苯脫氫制苯乙烯工業(yè)裝置普遍采用組合式換熱器回收高溫反應(yīng)器出料的熱量，使之迅速冷卻。我們的中國專利ZL022654003提出了一種布置格局為“L”型的組合式換熱器(如圖3所示)；《石油化工設(shè)備技術(shù)》2000年21卷5期第6頁則報道了另一種布置格局為“一”字型的組合式換熱器(如圖1所示)。圖1所示的這種已用于若干乙苯脫氫制苯乙烯工業(yè)裝置的組合式換熱器，由三臺臥置的管殼式換熱器首尾相接串聯(lián)而成。該流程布置的優(yōu)點在于自“二反”下部側(cè)面流出的高溫反應(yīng)器出料能以很短的路程進(jìn)入臥置“一”字型組合式換熱器，而“一”字型組合式換熱器中三臺管殼式換熱器殼體首尾相接，其間沒有連接管道，使得散熱面積縮小，管程中高溫反應(yīng)器出料的沿程壓損也大為減小，達(dá)到減少散熱損失和管程壓降的目的。然而，生產(chǎn)實踐發(fā)現(xiàn)，這種流程布置仍存在不少缺點，《石油化工設(shè)備技術(shù)》2000年21卷5期第6頁對此作了報道該組合式換熱器的高溫段反應(yīng)器進(jìn)料過熱器(圖1中部件7)的管束屢遭損壞，致使過熱器設(shè)備失效，多次被迫停車，成為制約生產(chǎn)的瓶頸。對該設(shè)備作解體檢查時發(fā)現(xiàn)，其高溫端有187根列管同固定管板(圖1中部件6)之間的對接焊縫斷裂，由此造成管程與殼程之間物料互相泄漏，而且斷管集中于固定管板中心偏上區(qū)域，固定管板自身則出現(xiàn)兜狀變形。這種事故在其它工廠的同類裝置上也時有發(fā)生。雖然工廠采取相應(yīng)補救措施，尚能維持生產(chǎn)，但這種流程布置的弊病已暴露無遺，應(yīng)當(dāng)從根本上解決這個問題。
分析圖1中過熱器(部件7)，這臺管殼式換熱器高溫端為固定管板(圖1中部件6)，低溫端為填料函式滑動管板(圖1中部件9)。裝置投入正常運行后，該換熱器管束平均壁溫達(dá)450℃，殼體平均壁溫僅為315℃，兩者之間存在較大溫差，從而兩者的熱膨脹量出現(xiàn)差異，計算得出熱膨脹量差值達(dá)20毫米。如果管束和殼體的熱膨脹得不到協(xié)調(diào)，將導(dǎo)致該設(shè)備損壞而失效。為此，該換熱器的低溫端設(shè)計成填料函式滑動管板，當(dāng)管束熱膨脹量與殼體熱膨脹量不一致時，便可借助于滑動管板的前后滑動而得以協(xié)調(diào)。只要再考慮到滑動管板的徑向熱膨脹量與殼體的徑向熱膨脹量的差異，在滑動管板外緣與殼體內(nèi)壁之間預(yù)留寬度合適的環(huán)隙(環(huán)隙中壓入耐熱密封填料)，那末這種結(jié)構(gòu)似乎無可非議。但是，該設(shè)計顯然對此換熱器系水平臥置而產(chǎn)生的影響估計不足。事實上，一旦該管殼式換熱器的高溫端采用固定管板，低溫端采用填料函式滑動管板，整個管束就相當(dāng)于一根以固定管板為支點的水平懸臂梁。由于管束自身重力的作用，必然對該水平懸臂梁的支點，即列管同固定管板焊接的根部，產(chǎn)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將受拉應(yīng)力，固定管板中心之下的列管根部則受壓應(yīng)力。就上述發(fā)生泄漏事故的實例而言，該管殼式換熱器總共870根φ38毫米×2.1毫米換熱管，管長達(dá)8.8米，管束直徑約為1.3米，連同管板在內(nèi)的整個管束的重量達(dá)15噸左右。管束的平均壁溫又高達(dá)450℃，致使列管材料的剛性變差。此時，這根懸臂梁向下彎曲，而使其自由端滑動管板下垂，從而滑動管板把它下方環(huán)隙中的密封填料壓得很緊，致使自由端的滑動管板難以沿殼體軸向滑動。反之，滑動管板上方環(huán)隙寬度則由于懸臂梁自由端的下垂而擴大，密封填料與殼體內(nèi)壁之間可能產(chǎn)生縫隙，造成管程物料與殼程物料互相滲漏。
當(dāng)裝置停車時，該換熱器緩慢冷卻，逐漸向常溫狀態(tài)恢復(fù)，其中管束也緩慢收縮，朝著組裝態(tài)恢復(fù)。在這恢復(fù)過程中，由于高溫態(tài)下熱膨脹造成的影響不能同步消除，尤其滑動管板受到的約束仍然存在，致使列管收縮受到限制，管束中在高溫態(tài)下熱膨脹較大的上部列管收縮受到的阻礙尤為嚴(yán)重，它們受到更大的拉應(yīng)力，于是便在其強度相對薄弱的根部(列管同固定管板連接的焊縫處)發(fā)生斷裂(前述187根斷裂的列管大都集中在固定管板中心偏上區(qū)域，便充分證明了這一點)，造成管程與殼程之間更嚴(yán)重的物料互相泄漏，從而使整個過熱器陷入癱瘓失效。
此外，圖1的流程布置中，“二反”側(cè)壁開口出料，乃是為了遷就能以較短管線同“一”字型組合式換熱器相連而采取的一種不得已的方式，這對“二反”中流體均布和“二反”的壓降造成了不良影響。眾所周知，對徑向固定床反應(yīng)器而言，由其豎軸中心部位開口進(jìn)/出料最為合理，唯此最有利于物料沿徑向朝四周(或中心)均勻流動。當(dāng)徑向固定床催化反應(yīng)器采取側(cè)壁開口出料，則物料從中心管流道沿徑向穿越固定床層進(jìn)入外環(huán)流道的過程中，產(chǎn)生偏流在所難免。除非對徑向固定床層兩側(cè)的擋網(wǎng)采用不均勻開孔率等特殊措施(這些措施的把握性有限)，通常總是越靠近側(cè)壁出料口部位的催化劑床層所通過的反應(yīng)物料越多，越遠(yuǎn)離側(cè)壁出料口部位的催化劑床層所通過的反應(yīng)物料越少。這種偏流造成各部位的催化劑負(fù)荷不同，催化劑難以獲得均勻利用，而這正是催化反應(yīng)器的一大忌諱。
“二反”側(cè)壁出料的另一缺陷是由于外環(huán)流道的環(huán)隙寬度有限，物料是貼著器壁流動而向側(cè)壁開口處匯集的，一旦到達(dá)側(cè)壁開口處，便突然90°急拐彎流入出口管道。這種流動的局部阻力系數(shù)相當(dāng)大，造成該部位的局部壓力損失陡增，不利于反應(yīng)器中形成高真空負(fù)壓工況。
在我們的中國專利ZL02265400.3中(參見圖3)，已對圖1型式的乙苯脫氫制苯乙烯裝置反應(yīng)系統(tǒng)流程布置進(jìn)行了改進(jìn)，反應(yīng)物料在包括兩臺反應(yīng)器和中間換熱器在內(nèi)的三臺設(shè)備之間呈“N”型流程布置進(jìn)行流動，而且兩臺反應(yīng)器都在中軸線部位進(jìn)/出料，不會發(fā)生圖1流程布置的偏流現(xiàn)象；組合式換熱器則采取“L”型流程布置，其中過熱器(圖3中部件207，相當(dāng)于圖1中部件7)垂直豎置，克服了圖1流程布置中把它臥置的缺點。但是，“N”型流程布置的中間換熱器前后連接管道太長，拐彎也多，不但散熱面積較大，從而散熱損失較大，而且沿程壓力損失也較大，所以尚須進(jìn)一步優(yōu)化其流程布置。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是以往涉及乙苯脫氫制苯乙烯裝置反應(yīng)系統(tǒng)流程布置的文獻(xiàn)和專利中，如圖1所示“一”字型組合式換熱器存在的高溫區(qū)段乙苯過熱器容易損壞、“二反”側(cè)壁出料局部阻力大并使其內(nèi)部流動產(chǎn)生偏流等缺陷，以及如圖3所示反應(yīng)器系統(tǒng)呈“N”型流程布置并采用“L”型組合式換熱器存在的連接管道長、流動壓降大及散熱損失大等缺點，提供一種新的乙苯脫氫制苯乙烯裝置。該裝置具有能使二臺徑向固定床脫氫反應(yīng)器中流體分布均勻，進(jìn)/出口局部阻力小，“一反”、中間換熱器和“二反”之間連接管道短，散熱損失少，便于組合式換熱器中運行條件最為惡劣的過熱器管束自由伸縮，不易發(fā)生泄漏事故的特點。
為解決上述技術(shù)問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下一種乙苯脫氫制苯乙烯反應(yīng)裝置，依次包括第一脫氫反應(yīng)器(102)、第二脫氫反應(yīng)器(104)、依次由高溫區(qū)段換熱器(107)、中溫區(qū)段換熱器(110)和低溫區(qū)段換熱器(112)串聯(lián)組成的高溫顯熱回收組合式換熱器，其中第一脫氫反應(yīng)器(102)與第二脫氫反應(yīng)器(104)間呈“∏”型串聯(lián)連接；第二脫氫反應(yīng)器(104)與高溫區(qū)段換熱器(107)呈“U”型串聯(lián)連接；高溫區(qū)段換熱器(107)與中溫區(qū)段換熱器(110)的中心線形成的夾角α為60～135°，優(yōu)選值為α＝90°；中溫區(qū)段換熱器(110)與低溫區(qū)段換熱器(112)兩者中心線形成的夾角β為135～270°，優(yōu)選值為β＝180°；第一脫氫反應(yīng)器(102)與第二脫氫反應(yīng)器(104)之間還設(shè)置有中間換熱器(103)，且位于第二脫氫反應(yīng)器(104)頂端，中間換熱器(103)與第二脫氫反應(yīng)器(104)呈同一中心線相連接。
上述技術(shù)方案中，由主蒸汽101和經(jīng)過熱的汽化乙苯原料116匯合而成，溫度為580～650℃，壓力為60～120kPaA的反應(yīng)器進(jìn)料進(jìn)入“一反”102下方的靜態(tài)混合器，汽化乙苯與高溫水蒸氣在此充分混合均勻后，自下而上進(jìn)入“一反”102中心管，徑向分流通過呈環(huán)狀的催化劑床層，發(fā)生乙苯脫氫等化學(xué)反應(yīng)并降溫至500～570℃，繼而流入催化劑床層與反應(yīng)器殼體內(nèi)壁之間的外環(huán)流道，匯流至“一反”102頂端中心部位導(dǎo)出，經(jīng)具有波形膨脹節(jié)105呈“∏”型的連接管，進(jìn)入中間換熱器103管程，同103殼程的高溫水蒸氣間接換熱而重新升溫至580～650℃，并向下直接進(jìn)入“二反”104頂部，繼而沿“二反”的外環(huán)流道徑向分流通過呈環(huán)狀的催化劑床層，發(fā)生乙苯脫氫等化學(xué)反應(yīng)后再次降溫至500～570℃，壓力則降至40～100kPaA，并匯流至“二反”的中心管流道，最后由“二反”下端中心的出口導(dǎo)出。在此“一反”102、中間換熱器103和“二反”104的設(shè)備布置格局呈“∏”型，物料依次流過“一反”102、中間換熱器103和“二反”104的流動路徑總體上也呈“∏”型流程布置。
“二反”104下端中心出口流出的反應(yīng)器出料經(jīng)過具有膨脹節(jié)105的“U”型短連接管(在裝置平面布置允許下，盡量短)，自下而上進(jìn)入組合式換熱器高溫區(qū)段豎置過熱器107的管程。過熱器107是一臺下部高溫端為固定管板，上部低溫端為填料函式滑動管板的管殼式換熱器，其殼體上可設(shè)或不設(shè)波形膨脹節(jié)(但大直徑波形膨脹節(jié)的制造比較困難)。過熱器107其殼程通入溫度為95～120℃的汽化乙苯和配料蒸汽混合物108，經(jīng)管/殼程物料之間換熱，殼程流出物料116的溫度升至400～550℃，它與主蒸汽101匯合后，一同進(jìn)入“一反”102下方的靜態(tài)混合器。過熱器107管程的“二反”104出料則被冷卻到300～400℃，并從過熱器107頂端流出，經(jīng)具有一個90°彎頭的短連接管，依次通過水平臥置并連成一體的低壓蒸汽廢熱鍋爐110(產(chǎn)生0.3～0.4MPaG低壓蒸汽)和低低壓蒸汽廢熱鍋爐112(產(chǎn)生0.035～0.045MPaG低低壓蒸汽)。反應(yīng)器出料115最終被冷卻到110～140℃，經(jīng)具有膨脹節(jié)114的導(dǎo)出管道，輸往分離精制和回收系統(tǒng)。
由過熱器107、低壓蒸汽廢熱鍋爐110和低低壓蒸汽廢熱鍋爐112三臺管殼式換熱器首尾相連而成的組合式換熱器的設(shè)備布置格局呈“?！毙?，“二反”出料流經(jīng)該組合式換熱器的流動路徑也呈“?！毙土鞒滩贾谩?br>

圖1是若干工廠已采用的一種乙苯脫氫制苯乙烯裝置示意圖。
圖2是本發(fā)明的乙苯脫氫制苯乙烯裝置示意圖。
圖3是我們的中國專利ZL02265400.3的乙苯脫氫制苯乙烯裝置示意圖。
在圖1中，1為主蒸汽；2是第一級絕熱催化脫氫徑向反應(yīng)器(簡稱“一反”)；3是中間換熱器；4是第二級絕熱催化脫氫徑向反應(yīng)器(簡稱“二反”)；5是波形膨脹節(jié)；6是反應(yīng)進(jìn)料乙苯過熱器的固定管板；7是組合式換熱器的高溫區(qū)段—反應(yīng)進(jìn)料乙苯過熱器；8為反應(yīng)進(jìn)料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；9是反應(yīng)進(jìn)料乙苯過熱器的滑動管板；10是組合式換熱器的中溫區(qū)段—低壓蒸汽廢熱鍋爐；11為低壓蒸汽；12是組合式換熱器的低溫區(qū)段—低低壓蒸汽廢熱鍋爐；13為低低壓蒸汽；14是波形膨脹節(jié)；15為經(jīng)組合式換熱器冷卻后的反應(yīng)器出料；16為被過熱器加熱后的反應(yīng)進(jìn)料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；17是固定支座；18是滑動支座；19為鍋爐水；20為鍋爐水。
在圖2中，為了便于同圖1對照比較，它的編號基本與圖1對應(yīng)，只是把圖1中的編號加上“100”，用作圖2中相應(yīng)的編號。譬如，圖2中的編號107便對應(yīng)于圖1中的編號7，余者類推。
圖2中，101為主蒸汽；102是第一級絕熱催化脫氫徑向反應(yīng)器(簡稱“一反”)；103是中間換熱器；104是第二級絕熱催化脫氫徑向反應(yīng)器(簡稱“二反”)；105是波形膨脹節(jié)；106是反應(yīng)進(jìn)料乙苯過熱器的固定管板；107是組合式換熱器的高溫區(qū)段—反應(yīng)進(jìn)料乙苯過熱器；108為反應(yīng)進(jìn)料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；109是反應(yīng)進(jìn)料乙苯過熱器的滑動管板；110是組合式換熱器的中溫區(qū)段—低壓蒸汽廢熱鍋爐；111為低壓蒸汽；112是組合式換熱器的低溫區(qū)段—低低壓蒸汽廢熱鍋爐；113為低低壓蒸汽；114是波形膨脹節(jié)；115為經(jīng)組合式換熱器冷卻后的反應(yīng)器出料；116為被過熱器加熱后的反應(yīng)進(jìn)料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；117是固定支座；118是滑動支座；119為鍋爐水；120為鍋爐水。
在圖3中，為了便于同圖1和圖2對照比較，它的編號基本與圖1和圖2對應(yīng)，只是加上“200”，用作圖3中相應(yīng)的編號。該圖中201為主蒸汽；202是第一級絕熱催化脫氫徑向反應(yīng)器(簡稱“一反”)；203是中間換熱器；204是第二級絕熱催化脫氫徑向反應(yīng)器(簡稱“二反”)；205是波形膨脹節(jié)；206是反應(yīng)進(jìn)料乙苯過熱器的固定管板；207是組合式換熱器的高溫區(qū)段—反應(yīng)進(jìn)料乙苯過熱器；208為反應(yīng)進(jìn)料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；209是反應(yīng)進(jìn)料乙苯過熱器的滑動管板；210是組合式換熱器的中溫區(qū)段—低壓蒸汽廢熱鍋爐；211為循環(huán)乙苯；212為新鮮乙苯；213為配料蒸汽；214是組合式換熱器的低溫區(qū)段—乙苯蒸發(fā)器；215為經(jīng)組合式換熱器冷卻后的反應(yīng)器出料；216為被過熱器加熱后的反應(yīng)進(jìn)料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)；217是固定支座；218是滑動支座；219是汽包；220為鍋爐水；221為低壓蒸汽。
下面通過實施例和比較例，從組合式換熱器高溫段反應(yīng)進(jìn)料過熱器的運行狀況、反應(yīng)系統(tǒng)連接管道的壓降和散熱損失等三方面，對本發(fā)明作進(jìn)一步闡述。
具體實施例方式
實施例根據(jù)本發(fā)明，為某一采用具有級間二次加熱兩級串聯(lián)徑向反應(yīng)器的負(fù)壓絕熱催化脫氫工藝的6萬噸/年苯乙烯裝置乙苯脫氫單元反應(yīng)系統(tǒng)設(shè)計的“∏”型反應(yīng)器系統(tǒng)流程布置和“?！毙徒M合式換熱器流程布置如圖2所示。
在呈“∏”型流程布置的反應(yīng)器系統(tǒng)中，“一反”102和“二反”104，二者均為φ3000毫米×8000毫米徑向固定床反應(yīng)器，它們的中心管直徑均為φ1200毫米，外環(huán)流道寬度均為300毫米。中間換熱器103直接座落在“二反”104頂端，“一反”102頂端出口與中間換熱器103頂端進(jìn)口之間用帶有波形膨脹節(jié)105的42英寸管道相連，其長度為9米。
在呈“?！毙土鞒滩贾玫慕M合式換熱器中，豎臂是反應(yīng)進(jìn)料過熱器107，它是一段單程管殼式換熱器，其殼體內(nèi)徑為φ1500毫米?！唉！毙徒M合式換熱器的橫臂是殼體直接相連的低壓蒸汽廢熱鍋爐110和低低壓蒸汽廢熱鍋爐112，這二段也都是單程管殼式換熱器，它們的殼體內(nèi)徑也都為φ1500毫米。
“二反”104下端出口與反應(yīng)進(jìn)料過熱器107下端進(jìn)口之間用帶有波形膨脹節(jié)105的42英寸管道相連，其長度為8米。
二根42英寸連接管道外面都用厚度為250毫米的膨脹珍珠巖制品保溫。所在地區(qū)氣象條件為全年平均氣溫15℃，全年平均風(fēng)速3米/秒。
“一反”102出口工況為溫度T＝541℃，壓力P＝52kPaA，物料體積流量V＝162915立方米/小時，密度ρ＝0.198公斤/立方米，粘度μ＝0.028厘泊。
“中間換熱器”103出口工況為溫度T＝620℃，壓力P＝47kPaA，物料的體積流量V＝197740立方米/小時，密度ρ＝0.163公斤/立方米，粘度μ＝0.029厘泊。
“二反”104出口工況為溫度T＝577℃，壓力P＝42kPaA，物料體積流量V＝220940立方米/小時，密度ρ＝0.146公斤/立方米，粘度μ＝0.03厘泊。
按本發(fā)明圖2流程布置的6萬噸/年苯乙烯裝置乙苯脫氫單元反應(yīng)系統(tǒng)中，“一反”102頂端出口與中間換熱器103頂端進(jìn)口之間“∏”型42″連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)ΔP∏＝0.444kPa，該連接管道的散熱損失Q∏＝3.4千瓦；“二反”104底部中心出口與“Γ”型組合式換熱器高溫段的豎置反應(yīng)進(jìn)料過熱器107底部進(jìn)口之間“U”型42″連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)ΔPU＝0.359kPa，該連接管道的散熱損失QU＝4.01千瓦。脫氫反應(yīng)系統(tǒng)中這二根連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)合計為ΔP＝0.803kPa，二根連接管道的散熱損失合計為Q＝7.41千瓦。
該裝置投產(chǎn)運行八年以來，豎置的反應(yīng)進(jìn)料過熱器107一直運行正常，反應(yīng)器高溫出料進(jìn)入過熱器107管程的溫度為564℃，反應(yīng)器出料流出過熱器107管程的溫度為392℃；反應(yīng)進(jìn)料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)108進(jìn)入過熱器107殼程的溫度為100℃，被管程高溫出料加熱后的反應(yīng)進(jìn)料(汽化乙苯和配料蒸汽混合物)116從過熱器107殼程流出的溫度為505℃，滿足設(shè)計要求。八年中，未發(fā)現(xiàn)豎置過熱器107的管程/殼程之間有內(nèi)漏，未發(fā)生泄漏事故。
比較例1某一采用具有級間二次加熱兩級串聯(lián)徑向反應(yīng)器的負(fù)壓絕熱催化脫氫工藝的6萬噸/年苯乙烯裝置乙苯脫氫單元，其反應(yīng)系統(tǒng)的流程布置如圖1所示“∏”型反應(yīng)器系統(tǒng)流程布置和“一”型組合式換熱器流程布置。
該裝置乙苯脫氫單元反應(yīng)系統(tǒng)的工藝條件和設(shè)備尺寸均與上述實施例相同，“∏”型連接管道(長度9米)和“一”字型連接短管(長度2米)也都采用42英寸管道?！啊恰毙瓦B接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)與上述實施例相同，即ΔP∏＝0.444kPa，該連接管道的散熱損失也是Q∏＝3.4千瓦。
“二反”4底部側(cè)壁出口與“一”型組合式換熱器高溫段的臥置反應(yīng)進(jìn)料過熱器7進(jìn)口之間的42英寸水平連接短管的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)高達(dá)2.967kPa，是上述實施例中相應(yīng)的“U”型連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)ΔPU的8.27倍。該連接短管的散熱損失為0.81千瓦，僅是上述實施例中相應(yīng)的“U”型連接管道散熱損失的1/5。該脫氫反應(yīng)系統(tǒng)中二根連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)合計達(dá)ΔP＝3.411kPa，是上述實施例中相應(yīng)二根連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)合計的4.25倍；該脫氫反應(yīng)系統(tǒng)中二根連接管道的散熱損失合計為Q＝4.21千瓦，是上述實施例中相應(yīng)二根連接管道合計散熱損失的0.57倍。
該脫氫反應(yīng)系統(tǒng)中二根連接管道的散熱損失比上述實施例中相應(yīng)二根連接管道的散熱損失小得多，系由于“二反”4底部側(cè)壁出口與“一”型組合式換熱器高溫段的臥置反應(yīng)進(jìn)料過熱器7進(jìn)口之間的水平連接管很短，這是該流程布置的優(yōu)點。但是，該流程布置中二根連接管道的壓降卻比實施例大得多，其主要原因在于它的“二反”4是側(cè)壁開口出料，流體先是沿壁向側(cè)壁開口流動，一旦到達(dá)開口處，便突然急拐彎進(jìn)入出料管道。這種流動方式在側(cè)壁開口處的局部阻力系數(shù)ζ高達(dá)2.51，致使此處的局部阻力非常大。相比之下，圖2所示本發(fā)明的流程布置中，“二反”104底部出料口的局部阻力大有改善，這由于出料管與“二反”的中心管處于同一條中軸線上，而且二者內(nèi)徑相差無幾，從而“二反”104底部出料口的局部阻力很小(局部阻力系數(shù)ζ僅為0.24左右)。
對于乙苯負(fù)壓絕熱催化脫氫制苯乙烯裝置而言，實現(xiàn)反應(yīng)器內(nèi)高真空度是一項很重要的目標(biāo)，這就要求反應(yīng)器與真空泵之間沿程阻力越小越好。由此可見，圖2所示本發(fā)明的流程布置比若干工廠已應(yīng)用的如圖1所示比較例1的流程布置更為合理。同時，比較例1的“二反”4側(cè)壁開口，難?！岸础?中不出現(xiàn)徑向偏流，這也是圖1所示比較例1流程布置的一個不應(yīng)忽視的缺點。
圖1所示比較例1流程布置中“一”字型組合式換熱器高溫區(qū)段臥置過熱器7結(jié)構(gòu)上種種弊病在本專利說明書前面的“背景技術(shù)”部分已多有敘述。工廠中實際運行情況是一臺新的臥置過熱器7投運后，在二年一次的裝置大修前即己發(fā)生管/殼程之間泄漏，大修中往往采取把泄漏的列管堵死而加以應(yīng)付。在此之后到下一次大修的二年期間，該臥置過熱器7管/殼程之間又逐漸發(fā)生泄漏，而且愈來愈嚴(yán)重，致使過熱器7處于“帶病運行”狀況，其管/殼程的進(jìn)/出物料溫度均不能達(dá)到設(shè)計指標(biāo)。一旦管/殼程之間泄漏急劇惡化，便不得不全線停車，進(jìn)行應(yīng)急處理。此時打開該臥置過熱器7，便可觀察到本專利說明書前面“背景技術(shù)”部分所說的其高溫端固定管板(圖1中部件6)中心偏上區(qū)域多根列管同固定管板之間的對接焊縫斷裂，固定管板自身則出現(xiàn)兜狀變形等狀況。至此，該臥置過熱器7已損壞到非更新不可的地步。這種流程布置上的不合理，乃是該臥置過熱器7最致命的缺陷。相比之下，圖2所示本發(fā)明的流程布置中把組合式換熱器高溫段過熱器107垂直豎置，使過熱器的管束相當(dāng)于一根“柱子”，而不是“懸臂梁”，并且其滑動管板109與殼體內(nèi)壁之間空隙寬度能保持四周均勻，加之空隙寬度合適，可保證過熱器在熱脹冷縮過程中，其管束能伸縮自如，從而克服了圖1所示比較例1的臥置過熱器7中管束成為“懸臂梁”所造成的種種弊病。
比較例2某一采用具有級間二次加熱兩級串聯(lián)徑向反應(yīng)器的負(fù)壓絕熱催化脫氫工藝的6萬噸/年苯乙烯裝置乙苯脫氫單元，其反應(yīng)系統(tǒng)的流程布置如圖3所示“N”型反應(yīng)器系統(tǒng)流程布置和“L”型組合式換熱器流程布置。
該裝置乙苯脫氫單元反應(yīng)系統(tǒng)的工藝條件和設(shè)備尺寸均與上述實施例相同，中間換熱器203前后的連接管道(分別長10米，共20米)和“二反”204頂端中心出料口與“L”型組合式換熱器高溫段的豎置反應(yīng)進(jìn)料過熱器207頂部進(jìn)口之間“∏”型連接管道(長10米)也都采用42英寸管子。中間換熱器203前后的連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)分別為0.349kPa和0.450kPa，這根連接管道的散熱損失合計為11kw；“二反”204頂端中心出料口與“L”型組合式換熱器高溫段的豎置反應(yīng)進(jìn)料過熱器207頂部進(jìn)口之間“∏”型連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)為0.488kPa，這根“∏”型連接管道的散熱損失為5.01千瓦。
圖3所示比較例2流程布置中，三根42英寸連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)合計為1.287kPa，是圖2所示實施例的1.59倍；它們的散熱損失合計為16.01kw，是圖2所示實施例的2.16倍?？梢?，無論連接管道的壓降(包括其進(jìn)/出口局部阻力)，還是連接管道的散熱損失，都比圖2所示實施例差，其原因在于圖3所示比較例2的流程布置中，中間換熱器203與“一反”和“二反”并排獨立放置，致使連接管道加長。
對于圖3所示比較例2流程布置，有的6萬噸/年裝置中，中間換熱器203前后連接管道采用30英寸管子，“二反”204與過熱器207之間的連接管道采用42″管子。此時，中間換熱器203前后連接管道的壓降分別增至2.326kPa和2.229kPa，“二反”204與過熱器207之間的連接管道的壓降仍為0.488kPa，三根連接管道的壓降合計為5.043kPa，是圖2所示實施例的6.28倍；中間換熱器203前后連接管道的散熱損失則降至8.5千瓦，“二反”204與過熱器207之間的連接管道的散熱損失仍為5.01千瓦，三根連接管道的散熱損失合計為13.51千瓦，是圖2所示實施例的1.82倍。
與圖2所示實施例相仿，圖3所示比較例2的裝置投產(chǎn)運行數(shù)年以來，豎置的反應(yīng)進(jìn)料過熱器207運行一直正常，尚未出現(xiàn)泄漏事故。但是，圖3中“L”型組合式換熱器低溫段用作原料乙苯汽化的乙苯蒸發(fā)器214卻時有故障，列管出現(xiàn)扭曲并產(chǎn)生泄漏。其原因可能在于乙苯蒸發(fā)器214管程中反應(yīng)器出料的熱量不足，殼程中乙苯不能全部汽化，致使配料氣流中夾帶乙苯液滴，沖刷侵蝕換熱列管，造成列管損壞。在這種流程布置中，對乙苯蒸發(fā)器214提供的熱量缺乏調(diào)節(jié)手段，不盡合理。而圖2所示實施例中把組合式換熱器低溫段用作低低壓蒸汽廢熱鍋爐112，另設(shè)用蒸汽加熱的乙苯蒸發(fā)器，則更靈活可靠。
現(xiàn)把以上三者的連接管道的壓降、散熱損失和運行狀況匯總于下表，以便于比較。

上表說明，本發(fā)明的流程布置更為合理。
權(quán)利要求
1.一種乙苯脫氫制苯乙烯反應(yīng)裝置，依次包括第一脫氫反應(yīng)器(102)、第二脫氫反應(yīng)器(104)、依次由高溫區(qū)段換熱器(107)、中溫區(qū)段換熱器(110)和低溫區(qū)段換熱器(112)串聯(lián)組成的高溫顯熱回收組合式換熱器，其中第一脫氫反應(yīng)器(102)與第二脫氫反應(yīng)器(104)間呈“П”型串聯(lián)連接；第二脫氫反應(yīng)器(104)與高溫區(qū)段換熱器(107)呈“U”型串聯(lián)連接；高溫區(qū)段換熱器(107)與中溫區(qū)段換熱器(110)的中心線形成的夾角α為60～135°；中溫區(qū)段換熱器(110)與低溫區(qū)段換熱器(112)兩者中心線形成的夾角β為135～270°。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述乙苯脫氫制苯乙烯反應(yīng)裝置，其特征在于第一脫氫反應(yīng)器(102)與第二脫氫反應(yīng)器(104)之間還設(shè)置有中間換熱器(103)，且位于第二脫氫反應(yīng)器(104)頂端，中間換熱器(103)與第二脫氫反應(yīng)器(104)呈同一中心線相連接；第一脫氫反應(yīng)器(102)與中間換熱器(103)之間通過帶有波形膨脹節(jié)(105)的“П”型管道相連；第二脫氫反應(yīng)器(104)與高溫區(qū)段換熱器(107)之間通過帶有波形膨脹節(jié)(105)的“U”型管道相連。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述乙苯脫氫制苯乙烯反應(yīng)裝置，其特征在于高溫區(qū)段換熱器(107)與中溫區(qū)段換熱器(110)的中心線形成的夾角α為90°；中溫區(qū)段換熱器(110)與低溫區(qū)段換熱器(112)兩者中心線形成的夾角β為180°。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述乙苯脫氫制苯乙烯反應(yīng)裝置，其特征在于第一脫氫反應(yīng)器(102)為絕熱催化脫氫徑向或軸徑向反應(yīng)器，第二脫氫反應(yīng)器(104)為絕熱催化脫氫徑向或軸徑向反應(yīng)器。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述乙苯脫氫制苯乙烯反應(yīng)裝置，其特征在于高溫區(qū)段換熱器(107)、中溫區(qū)段換熱器(110)和低溫區(qū)段換熱器(112)均為單程管殼式換熱器。
全文摘要
本發(fā)明一種乙苯脫氫制苯乙烯反應(yīng)裝置，主要解決現(xiàn)今苯乙烯工業(yè)生產(chǎn)裝置反應(yīng)系統(tǒng)中，由于流程布置不合理，致使反應(yīng)進(jìn)料過熱器屢出事故，難以長周期安全運行，以及反應(yīng)系統(tǒng)中管道壓降大或散熱損失大等問題。本發(fā)明通過采取以二臺串聯(lián)的絕熱催化脫氫徑向反應(yīng)器或軸徑向反應(yīng)器及其中間換熱器呈“П”型流程布置，其中中間換熱器直接坐落在第二級脫氫反應(yīng)器頂端；用于高溫反應(yīng)器出料冷卻和熱量回收的組合式換熱器呈“?！毙土鞒滩贾?，其中高溫區(qū)段換熱器垂直豎置，中溫區(qū)段和低溫區(qū)段的二臺換熱器水平臥置的技術(shù)方案，較好地解決了上述問題，可用于乙苯脫氫制苯乙烯的工業(yè)生產(chǎn)中。
文檔編號C07C5/00GK1765858SQ200410067628
公開日2006年5月3日 申請日期2004年10月29日 優(yōu)先權(quán)日2004年10月29日
發(fā)明者崔世純, 邵百祥, 劉文杰, 毛連生 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院