CN107750233B - 用于在变压吸附单元中生产和处理合成气以及由此制备氨的方法和系统 - Google Patents

用于在变压吸附单元中生产和处理合成气以及由此制备氨的方法和系统 Download PDF

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Abstract

本发明提供了用于制备氨的方法和系统。所述方法可以包括将第一合成气中的一氧化碳转化为二氧化碳以产生变换的合成气。可以从变换的合成气分离二氧化碳的至少一部分以产生贫二氧化碳合成气。可以将贫二氧化碳合成气中的一氧化碳和/或二氧化碳转化成甲烷以产生甲烷化的第一合成气。可以分离第二合成气以产生净化的第二合成气和废气。可以合并甲烷化的第一合成气和净化的第二合成气以产生氨原料。氨原料可以具有约3.5:1至约2.5:1的氢相对于氮的摩尔比。可以使氨原料中的氢和氮的至少一部分反应以产生氨产物。

Description

用于在变压吸附单元中生产和处理合成气以及由此制备氨的 方法和系统
背景
领域
本申请要求2013年8月7日提交的第61/863,281号美国临时专利申请的优先权，通过引用将其全部内容并入本文。总的来说，公开的实施方案涉及用于氨的方法和系统。更具体地，这样的实施方案涉及用于生产净化的合成气和由此制备氨的方法和系统。
相关领域的描述
通常在一段蒸汽甲烷重整器和二段重整器，如自热重整器中重整烃进料以产生原料合成气。在较新的系统中，在重整交换器中进一步重整离开二段重整器的合成气以产生粗合成气。然后在通常包括一个或多个气体变换炉(shift converter)、一个或多个二氧化碳去除单元、和一个或多个甲烷转化器的系统中净化粗合成气以产生净化的合成气。
用于合成氨的理想的合成气将具有3摩尔氢与1摩尔氮的摩尔比。传统的氨合成系统不断努力以产生具有该理想的氢相对于氮的摩尔比的合成气，同时提高氨生产能力。一种提高工厂生产能力的尝试包括用具有更大生产能力的单元替代现有单元，这需要大量的前期投资和工厂停机时间。
附图简述
图1描绘了根据描述的一个或多个实施方案的用于净化合成气和产生氨的示例说明性系统的示意图。
图2描绘了根据描述的一个或多个实施方案的用于产生合成气的另一示例说明性系统的示意图。
图3描绘了根据描述的一个或多个实施方案的用于产生合成气的另一示例说明性系统的示意图。
图4描绘了根据描述的一个或多个实施方案的用于产生合成气的又一示例说明性系统的示意图。
详述
提供了用于制备氨的方法和系统。在一个或多个实施方案中，所述方法可以包括使可以包含二氧化碳和约8摩尔％至约20摩尔％一氧化碳的第一合成气转化，以产生可以包含二氧化碳和约0.1摩尔％至约1摩尔％一氧化碳的变换的合成气。可以从变换的合成气分离二氧化碳的至少一部分以产生贫二氧化碳合成气。可以将贫二氧化碳合成气中的一氧化碳、二氧化碳、或二者的至少一部分转化为甲烷以产生甲烷化的第一合成气。甲烷化的第一合成气可以具有约1.5:1至约3.5:1的氢相对于氮的摩尔比(H2:N2)。可以分离可以包含二氧化碳和约7摩尔％至约20摩尔％一氧化碳的第二合成气以产生净化的第二合成气和废气。净化的第二合成气可以具有约2:1至约50:1的氢相对于氮的摩尔比。废气可以具有约0.2摩尔％至约60摩尔％的一氧化碳浓度。可以将甲烷化的第一合成气的至少一部分和净化的第二合成气的至少一部分合并以产生氨原料。氨原料可以具有约2.5:1至约3.5:1的氢相对于氮的摩尔比。可以使氨原料中的氢和氮的至少一部分反应以产生氨产物。
图1描绘了根据一个或多个实施方案的用于净化合成气和产生氨的示例说明性系统100的示意图。系统100可以包括变换炉130，其被配置成将第一合成气124中的一氧化碳转化为二氧化碳，从而产生经过管线137的变换的第一合成气。可以将经过管线137的变换的第一合成气引入二氧化碳去除单元150以去除其中包含的二氧化碳的至少一部分，以产生经过管线151的贫二氧化碳第一合成气和经过管线153的二氧化碳产物。可以将经过管线151的贫二氧化碳第一合成气引入甲烷转化器155以产生经过管线156的甲烷化的第一合成气。系统100还可以包括变压吸附单元160，其被配置成净化管线126中的第二合成气以产生经过管线167的净化的第二合成气。可以将经过管线156的甲烷化的第一合成气和经过管线167的净化的第二合成气合并以产生经过管线175的氨原料。可以使管线175中的氨原料中包含的氮和氢的至少一部分在氨合成单元180中反应，以产生经过管线181的氨产物和经过管线183的驰放气体。
可以处理管线124中的第一合成气和管线126中的第二合成气以产生管线175中的氨原料。管线124中的第一合成气可以具有约1:1至约3.5:1、约1.3:1至约3.2:1、或约2:1至约3:1的氢相对于氮的摩尔比，并且管线126中的第二合成气可以具有约1:1至约3.5:1、约1.3:1至约3.2:1、或约2:1至约3:1的氢相对于氮的摩尔比。第一和第二合成气可以是主要包含氢和一氧化碳和较少量的二氧化碳的混合物。
可以将经过管线124的第一合成气引入第一变换炉130以将第一合成气中存在的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳，从而产生经过管线137的变换的第一合成气。管线137中的变换的第一合成气可以具有约0.1摩尔％、约0.3摩尔％、或约0.5摩尔％至约0.8摩尔％、约1摩尔％、或约1.2摩尔％的一氧化碳浓度。例如，管线137中的变换的第一合成气可以具有约0.1摩尔％至约1摩尔％或约0.3摩尔％至约0.7摩尔％的一氧化碳浓度。除非另外指明，否则本文显示为“摩尔％”的所有浓度应基于干基，例如“摩尔％干基”考虑。变换炉130可以包括但不限于单级绝热固定床反应器，具有级间冷却、蒸汽发生和/或冷淬火反应器的多级绝热固定床反应器，具有蒸汽发生和/或冷却的管式固定床反应器，流化床反应器，或其任意组合。
可以将经过管线137的变换的第一合成气引入一个或多个二氧化碳去除单元150以去除其中包含的二氧化碳的至少一部分，以产生经过管线151的贫二氧化碳第一合成气和经过管线153的二氧化碳产物。例如，管线151中的贫二氧化碳第一合成气可以具有低于1.1摩尔％、低于1摩尔％、低于0.7摩尔％、低于0.5摩尔％、低于0.3摩尔％、低于0.1摩尔％、低于0.05摩尔％，或低于0.01摩尔％的二氧化碳浓度。二氧化碳去除单元150可以包括以串联、并联，或其任意组合配置的物理、机械、电和/或化学系统中的任何一种或任何组合。二氧化碳去除单元150可以包括一个或多个物理分离系统，所述物理分离系统包括但不限于膜式系统和/或基于溶剂的系统。二氧化碳去除单元150可以包括一个或多个吸收/解吸型、基于溶剂的系统。
可以将贫二氧化碳第一合成气151引入一个或多个甲烷转化器155以产生经过管线156的甲烷化的第一合成气。甲烷转化器155可以将第一合成气中包含的一氧化碳和/或二氧化碳的至少一部分转化为甲烷和水。管线156中的甲烷化的第一合成气可以具有约1.5:1至约3.5:1、约2:1至约3.5:1、或约1.5:1至约2.8:1的氢相对于氮的摩尔比。管线156中的甲烷化的第一合成气可以具有约0.5摩尔％、约0.6摩尔％、约0.7摩尔％、约0.9摩尔％、或约1摩尔％至约1.1摩尔％、约1.2摩尔％、约1.4摩尔％、约1.6摩尔％、约1.8摩尔％、或约2摩尔％的甲烷浓度。
可以将经过管线126的第二合成气引入一个或多个变压吸收(“PSA”)单元160以产生经过管线167的净化的第二合成气和经过管线163的废气。PSA单元160可以去除第二合成气中存在的水、二氧化碳、一氧化碳、氩、氮、甲烷、或其任意组合的至少一部分以产生经过管线167的净化的第二合成气。相对于管线126中的第二合成气，管线167中的净化的第二合成气可以具有升高的氢浓度。例如，管线167中的净化的第二合成气的氢相对于氮的摩尔比可以为至少2.5:1、至少3:1、至少3.8:1、至少4.3:1、至少6.3:1、至少10.2:1、至少13:1、或至少50:1。在另一个实例中，管线167中的净化的第二合成气的氢相对于氮的摩尔比为约2.5:1、约3:1、约3.3:1、约3.5:1、约3.7:1、约4:1、约4.3:1、约4.5:1、约4.7:1、或约5:1至约10:1、约15:1、约20:1、约25:1、约30:1、约35:1、约40:1、或约50:1。在另一个实例中，去除过量的氮可以产生经过管线167的净化的第二合成气，其具有超过3:1的氢相对于氮的摩尔比。
PSA单元160可以利用一种或多种气体分离技术，所述气体分离技术包括但不限于变压吸收、变压吸附、或其组合。适合的吸收剂可以包括苛性钠、碳酸钾或其他无机碱、和/或烷醇胺。在PSA单元160中，合成气可以通过吸附剂填充床或以其他方式与吸附剂填充床接触，其中合成气的选择性组分可以被吸附和/或吸收在床中。在一个或多个实施方案中，PSA单元160可以包括一个或多个吸附床。可以将合成气引入第一床，直到第一床中的吸附剂变为饱和的，在此时可以将合成气引入第二床，同时可以使第一床中的吸附剂再生。一旦第一床已被再生，则可以再次将合成气引入第一床，并可以使第二床再生。可以重复该过程，使得PSA单元160以基本上连续的方式分离合成气，在吸附/吸收床的再生过程中需要很少或不需要停机时间。
可以将管线156中的甲烷化的第一合成气和管线167中的净化的第二合成气引入氨合成单元180，以产生经过管线181的氨产物和经过管线183的驰放气体。例如，在被引入氨合成单元180之前，管线156中的甲烷化的第一合成气的至少一部分和管线167中的净化的第二合成气的至少一部分可以在一个或多个管线、管道、输送管(pipe)、管(tube)、导管(duct)、喷管(spout)、流动路径(flow path)、通道(channel)、容器(vessel)、或其任意组合中被合并或彼此混合，以产生经过管线175的氨原料。在另一个实例中，可以将管线156中的甲烷化的第一合成气的至少一部分和管线167中的净化的第二合成气的至少一部分分开引入氨合成单元180。氨合成单元180可以包括一个或多个氨转化器和一个或多个氨冷凝器(未显示)。可以使管线175中的氨原料中存在的氮和氢的至少一部分彼此反应以产生经过管线181的氨产物。
甲烷化的第一合成气156可以具有低于3:1的氢相对于氮的摩尔比，并且净化的第二合成气167可以具有高于3:1的氢相对于氮的摩尔比。将管线156中的甲烷化的第一合成气和管线167中的净化的第二合成气合并可以产生经过管线175的氨原料，所述经过管线175的氨原料可以具有约2:1、约2.3:1、约2.5:1、约2.7:1、或约2.9:1至约3.1:1、约3.2:1、约3.3:3、约3.4:1、或约3.5:1的氢相对于氮的摩尔比。例如，管线175中的氨原料可以具有约2:1至约3.5:1、约2.5:1至约3.3:1、或约2.85:1至约3.1:1的氢相对于氮的摩尔比。
氨合成单元180可以是或包括一个或多个常规单通道或多通道转化器，所述转化器包含一种或多种磁铁矿催化剂。氨合成单元180可以是或包括单通道或多通道转化器，所述转化器包含一种或多种贵金属催化剂或含贵金属的催化剂，如钌基催化剂。示例说明性的钌基催化剂可以包括可得自KBR,Inc.的KAAP催化剂。
氨合成单元180可以包括氨冷凝器，所述氨冷凝器可以包括能够选择性地从包含氢和氮中至少一种的气体混合物分离氨的任何机械或化学系统。氨冷凝器可以包括一个或多个深冷净化器，所述深冷净化器包括一个或多个制冷交换器和一个或多个制冷压缩机。
氨合成单元180还可以包括想要在升高的压力和/或温度下运行以将含氮和氢的进料气体，例如管线175中的压缩合成气的至少一部分转化为氨的任何反应器。氨合成单元180可以包括一个或多个如第7,081,230号美国专利中讨论和描述的“分流氨转化器”。氨合成单元180可以包括一个或多个如第6,171,570号美国专利中讨论和描述的“等温氨转化器”。氨合成单元180可以包括一个或多个如第6,132,687号美国专利中讨论和描述的“适用于高活性催化剂的水平氨转化器”。氨合成单元180可以包括一个或多个如第7,867,460号美国专利中讨论和描述的氨转化器。
可以将驰放气体183引入氩回收单元(未显示)以产生富氩产物和贫氩驰放气体。可以将驰放气体183引入驰放气体回收单元(未显示)以产生可以在氨合成单元180内再循环的富氢产物。可以将经过管线183的驰放气体再循环到系统100中的一种或多种进料。分离的或回收的氩可以排放到大气，作为副产物出售，或以其他方式处理。可以去除氩回收单元，并且可以将经过管线183的驰放气体引入管线126中的第二合成气。
虽然未显示，系统100可以包括用于热回收的系统、或蒸汽网络以提高效率。“蒸汽网络”工艺条件和其他细节可以见于第2011/0042620号美国公开专利申请。
图2描绘根据一个或多个实施方案的用于产生合成气的示例说明性系统200的示意图。系统200可以包括一个或多个变压吸附单元260，以提高经过管线261的合成气的氢浓度。系统200还可以包括一个或多个一段重整器212，一个或多个二段重整器(显示了两个)216、220，和一个或多个重整交换器218。一段重整器212、二段重整器216和220、以及重整交换器218可以统称为重整系统210。
可以将一种或多种烃202分开、分配、分流(split)、或以其他方式分离成第一烃204和第二烃206。虽然未显示，可以从不同的来源提供第一烃204和第二烃206。因此，第一烃204和第二烃206相对于彼此可以具有相同的组成、基本上相同的组成、或不同的组成。例如，可以将烃202在一个或多个管线、管道、输送管、管、容器、导管、喷管、流动路径、通道、或其任意组合中转移。
可以将经过管线203的蒸汽引入管线202中的烃、管线204中的第一烃、和/或管线206中的第二烃。管线204中的第一烃和管线206中的第二烃可以具有约2.5:1、约2.6:1、约2.8:1、约3:1、或约3.3:1至约3.5:1、约4:1、约4.5:1、或约5:1的蒸汽相对于碳的摩尔比(或第一或第二烃的蒸汽相对于碳的含量)。将经过管线203的蒸汽引入第一烃和第二烃可以产生或实现在管线204中的第一烃和管线206中的第二烃之间的不同的蒸汽相对于碳的摩尔比。例如，管线204中的第一烃可以具有约2.5:1至约4:1的蒸汽相对于碳的摩尔比，并且管线206中的第二烃可以具有约2.5:1至约5:1的蒸汽相对于碳的摩尔比。
在一个或多个实施方案中，可将氢(未显示)引入管线204中的第一烃和/或管线206中的第二烃。可以从位于系统200内或来自系统200外部，例如界区内(“ISBL”)或界区外(“OSBL”)的任何适合的来源提供、产生、或以其他方式获得氢。例如，可以被引入到管线202中的烃、管线204中的第一烃、和/或管线206中的第二烃的氢的至少一部分可以由一种或多种下游驰放气体产生。
第一烃204可以是或包括管线202中的烃的总量的约60体积％至约99体积％或约60体积％至约95体积％。第二烃206可以是或包括管线202中的烃的总量的约1体积％至约40体积％或约5体积％至约40体积％。例如，管线204中的第一烃可以是或包括烃202的总量的约70体积％至约95体积％，并且管线206中的第二烃可以是或包括烃202的总量的约5体积％至约30体积％。在另一个实例中，管线204中的第一烃的量可以等于管线206中的第二烃的量。在另一个实例中，管线204中的第一烃的量可以比管线206中的第二烃的量多高达约2、约5、约7、约10、约12、约15、约17、或约20倍。
管线202中的烃可以包括一种或多种液态或气态烃、或其任何混合物。在一个或多个实施方案中，管线202中的烃可以包括氢、氮、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、或其任何混合物。管线202中的烃可以具有约0摩尔％、约0.5摩尔％、约1摩尔％、或约1.5摩尔％至约2摩尔％、约4摩尔％、约10摩尔％、或约20摩尔％的氢浓度。管线202中的烃可以具有约50摩尔％、约65摩尔％、约75摩尔％、或约85摩尔％至约88摩尔％、约93摩尔％、约97摩尔％、或约100摩尔％的甲烷浓度。管线202中的烃可以具有约0摩尔％、约3摩尔％、约7摩尔％、或约9摩尔％至约12摩尔％、约17摩尔％、约20摩尔％、或约25摩尔％的C2-C3浓度。管线202中的烃可以具有约0摩尔％、约1摩尔％、约2摩尔％、或约3摩尔％至约5摩尔％、约8摩尔％、约11摩尔％、或约15摩尔％的C4和更高级烃的浓度。在一个或多个实施方案中，管线202中的烃可以包括约1摩尔％至约2摩尔％的氢、约80摩尔％至约90摩尔％的甲烷、约7摩尔％至约12摩尔％的C2-C3烃、和约3摩尔％至约5摩尔％的C4和更高级烃。
管线204中的第一烃可以具有约0摩尔％、约0.5摩尔％、约1摩尔％、或约1.5摩尔％至约5摩尔％、约9摩尔％、约16摩尔％、或约20摩尔％的氢浓度。管线204中的第一烃可以具有约50摩尔％、约60摩尔％、约70摩尔％、或约82摩尔％至约88摩尔％、约92摩尔％、约96摩尔％、或约100摩尔％的甲烷浓度。管线204中的第一烃可以具有约0摩尔％、约5摩尔％、约8摩尔％、或约10摩尔％至约15摩尔％、约18摩尔％、约22摩尔％、或约25摩尔％的C2-C3浓度。管线204中的第一烃可以具有约0摩尔％、约1.1摩尔％、约2.5摩尔％、或约3.3摩尔％至约3.8摩尔％、约4.5摩尔％、约7摩尔％、约9摩尔％、约11摩尔％、或约15摩尔％的C4和更高级烃的浓度。在一个或多个实施方案中，管线204中的第一烃可以包括约1摩尔％至约2摩尔％的氢、约80摩尔％至约90摩尔％的甲烷、约7摩尔％至约12摩尔％的C2-C3烃、和约3摩尔％至约5摩尔％的C4和更高级烃。
管线206中的第二烃可以具有约0摩尔％、约0.5摩尔％、约1.2摩尔％、或约1.5摩尔％至约1.8摩尔％、约4摩尔％、约12摩尔％、或约20摩尔％的氢浓度。管线206中的第二烃可以具有约50摩尔％、约65摩尔％、约75摩尔％、或约80摩尔％至约85摩尔％、约90摩尔％、约96摩尔％、或约100摩尔％的甲烷浓度。管线206中的第二烃可以具有约0摩尔％、约3摩尔％、6摩尔％、或约10摩尔％至约14摩尔％、约18摩尔％、约21摩尔％、或约25摩尔％的C2-C3浓度。管线206中的第二烃可以具有约0摩尔％、约1.5摩尔％、约2.5摩尔％、或约3摩尔％至约3.7摩尔％、约7摩尔％、约9摩尔％、约11摩尔％、或约15摩尔％的C4和更高级烃的浓度。在一个或多个实施方案中，管线204中的第一烃可以包括约1摩尔％至约2摩尔％的氢、约80摩尔％至约90摩尔％的甲烷、约7摩尔％至约12摩尔％的C2-C3烃、和约3摩尔％至约5摩尔％的C4和更高级烃。
可以在一段重整器212中在蒸汽203的存在下重整管线204中的第一烃以产生经过213的流出物。可以在一段重整器212中在一种或多种第一催化剂的存在下重整管线204中的第一烃以产生经过213的流出物。可以在一段重整器212中在蒸汽203和一种或多种第一催化剂的存在下重整管线204中的第一烃以产生经过管线213的流出物。
可以将管线213中的流出物分开、分配、分流、或以其他方式分离成第一流出物214和第二流出物215。管线214中的第一流出物可以是或包括约40体积％至约90体积％的来自管线213的流出物。例如，管线214中的第一流出物可以是或包括约50体积％至约80体积％的来自管线213的流出物。管线215中的第二流出物可以是或包括约10体积％至约60体积％的来自管线213的流出物。例如，管线215中的第二流出物可以是或包括约20体积％至约50体积％的来自管线213的流出物。
管线214中的第一流出物可以是或包括氢、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、或其任何混合物。与管线204中的第一烃相比，管线214中的第一流出物可以包括升高量的氢和降低量的甲烷。管线214中的第一流出物可以具有约50摩尔％、约54摩尔％、约58摩尔％、或约62摩尔％至约66摩尔％、约69摩尔％、约71摩尔％、或约75摩尔％的氢浓度。管线214中的第一流出物可以具有约7摩尔％、约9摩尔％、约13摩尔％、或约16摩尔％至约18摩尔％、约21摩尔％、约26摩尔％、或约30摩尔％的甲烷浓度。管线214中的第一流出物可以具有约3摩尔％、约4摩尔％、约5摩尔％、或约6摩尔％至约6.5摩尔％、约8.5摩尔％、约12摩尔％、或约15摩尔％的一氧化碳浓度。管线214中的第一流出物可以具有约8摩尔％、约10摩尔％、约11摩尔％、或约12摩尔％至约14摩尔％、约16摩尔％、约18摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。管线214中的第一流出物可以具有不存在的或以例如低于约1摩尔％、低于约0.5摩尔％、或低于约0.1摩尔％的最低限度存在的组分，如C2和更重的烃。在一个或多个实施方案中，管线214中的第一流出物可以是或包括约60摩尔％至约70摩尔％的氢、约12摩尔％至约20摩尔％的甲烷、约3摩尔％至约9摩尔％的一氧化碳、和约7摩尔％至约15摩尔％的二氧化碳。在一个或多个实施方案中，管线214中的第一流出物可以是或包括约63摩尔％至约66摩尔％的氢、约16摩尔％至约18摩尔％的甲烷、约5摩尔％至约7摩尔％的一氧化碳、和约10摩尔％至约12摩尔％的二氧化碳。
管线214中的第一流出物可以处于约650℃、约685℃、约725℃、约750℃、或约765℃至约775℃、约815℃、约835℃、或约850℃的温度。例如，管线214中的第一流出物可以处于约730℃至约830℃、约755℃至约815℃、或约770℃至约820℃的温度。管线214中的第一流出物可以处于约2,000kPa、约2,600kPa、约3,100kPa、或约3,400kPa至约3,500kPa、约4,200kPa、约4,900kPa、或约5,500kPa的压力。
可以在第一二段重整器216中在一种或多种第二催化剂和一种或多种第一氧化剂207的存在下重整管线214中的第一流出物，以产生重整的流出物217。例如，可以将第一流出物214引入第一二段重整器216，所述第一二段重整器216可以是自热重整器(“ATR”)。可以将第一氧化剂，如富氧空气经过管线207引入第一二段重整器216。经过管线207引入的富氧空气可以用于部分燃烧经过管线214引入的第一流出物的一部分，以提供驱动设置在第一二段重整器216内的一个或多个催化剂床内的吸热重整反应的热。可以经过设置在一段重整器212的排气导管中的加热线圈加热被引入第一二段重整器216的空气或加热的空气。第一二段重整器216可以在约1,200℃、约1,250℃、约1,300℃、或约1,400℃至约1,450℃、约1,475℃、约1,500℃、或约1,550℃的温度下运行。
富氧空气可以由被引入空气吸收单元的空气提供，所述空气吸收单元可以从空气分离氮和/或其他组分的至少一部分，以产生富氧空气。富氧空气可以包含约21体积％的氧至约40体积％的氧。可以将蒸汽引入管线207、209(未显示)中的第一和第二氧化剂和/或引入预热的氧化剂，以产生氧化剂和蒸汽混合物。虽然未显示，可以将蒸汽直接引入第一二段重整器216和第二二段重整器220，而不是引入管线207、209中的第一和第二氧化剂或预热的氧化剂。
管线217中的重整的流出物可以包括氢、一氧化碳、二氧化碳、氮、和其他次要组分，如氩和/或甲烷，或其任何混合物。管线217中的重整的流出物可以具有约35摩尔％、约38摩尔％、约45摩尔％、或约48摩尔％至约54摩尔％、约60摩尔％、约65摩尔％、或约75摩尔％的氢浓度。管线217中的重整的流出物可以具有约0.05摩尔％、约0.07摩尔％、约0.09摩尔％、或约0.15摩尔％至约0.02摩尔％、约0.1摩尔％、约1摩尔％、或约2摩尔％的甲烷浓度。管线217中的重整的流出物可以具有约7摩尔％、约8.5摩尔％、约10摩尔％、或约12摩尔％至约13.5摩尔％、约15摩尔％、约17摩尔％、或约20摩尔％的一氧化碳浓度。管线217中的重整的流出物可以具有约4摩尔％、约5.5摩尔％、约6.5摩尔％、或约7摩尔％至约7.5摩尔％、约10摩尔％、约15摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。管线217中的重整的流出物可以具有约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、约0.3摩尔％、或约0.4摩尔％至约0.5摩尔％、约0.6摩尔％、约0.7摩尔％、或约0.8摩尔％的氩浓度。
管线217中的重整的流出物可以处于约800℃、约900℃、约950℃、或约1,000℃至约1,065℃、约1,100℃、约1,125℃、或约1,150℃的温度。管线217中的重整的流出物的压力可以为约2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,300kPa至约3,400kPa、约4,000kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa。
可以在重整交换器218中进一步重整管线206中的第二烃和/或重整的流出物217以产生第一合成气224。重整交换器可以以约500m3/hr、约1,500m3/hr、约2,000m3/hr、约2,500m3/hr、或约2,800m3/hr至约3,500m3/hr、约4,500m3/hr、约5,250m3/hr、或约6,000m3/hr的速率重整第二合成气206和/或重整的流出物217。一个或多个重整交换器可以包括KBR重整交换器系统(“KRES”)。另外的KRES工艺条件、催化剂、和其他细节可以见于第5,011,625号、第5,122,299号、第5,362,454号、第6,855,272号、第7,138,001号和第7,220,505号美国专利以及第2011/0042620号美国公开专利申请。另外的重整交换器类型、催化剂类型、工艺条件、和其他细节可以包括第7,074,347号和第6,224,789号美国专利中讨论和描述的那些。
在重整交换器218的含催化剂的管内的吸热重整反应所需的热可以由重整的流出物217提供。单独的、混合的或以其他方式与第二烃206合并的经过管线217引入的重整的流出物可以沿着一个或多个含催化剂的管外部流动，从而间接将热从重整的流出物转移到经过管线217被引入到重整交换器218的第二烃。
管线215中的第二流出物可以包括氢、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、或其任何混合物。相对于管线204中的第一烃，管线215中的第二流出物可以包括升高量的氢和降低量的甲烷。管线215中的第二流出物可以具有约50摩尔％、约54摩尔％、约58摩尔％、或约63摩尔％至约65摩尔％、约68摩尔％、约72摩尔％、或约75摩尔％的氢浓度。管线215中的第二流出物可以具有约3摩尔％、约4.5摩尔％、约5.5摩尔％、或约6摩尔％至约6.5摩尔％、约7摩尔％、约11摩尔％、或约15摩尔％的一氧化碳浓度。管线215中的第二流出物可以具有约8摩尔％、约10摩尔％、约12摩尔％、或约13摩尔％至约14摩尔％、约16摩尔％、约18摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。管线215中的第二流出物可以具有不存在的或以例如低于约1摩尔％的最低限度存在的组分，如C2和更重的烃。
管线215中的第二流出物可以处于约650℃、约700℃、约725℃、或约768℃至约774℃、约790℃、约805℃、或约820℃的温度。管线215中的第二流出物的压力可以为约2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,400kPa至约3,500kPa、约3,800kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa。
可以在第二二段重整器220中在一种或多种第四催化剂的存在下进一步重整第二流出物215以产生第二合成气226。例如，可以将第二流出物215引入第二二段重整器220，所述第二二段重整器220可以是ATR。第二二段重整器220可以与第一二段重整器216相同或相似。可以将第二氧化剂，如富氧空气经过管线209引入第二二段重整器220。经过管线209引入的富氧空气可以用于部分燃烧经过管线215引入的第二流出物的一部分，以提供驱动设置在第二二段重整器220内的一个或多个催化剂床内的吸热重整反应的热。
管线224中的第一合成气可以包括甲烷、氢、氮、一氧化碳、二氧化碳、或其任何混合物。管线224中的第一合成气可以具有约40摩尔％、约44摩尔％、约48摩尔％、或约51摩尔％至约53摩尔％、约58摩尔％、约63摩尔％、或约65摩尔％的氢浓度。管线224中的第一合成气可以具有约8摩尔％、约10摩尔％、约12摩尔％、或约13摩尔％至约14摩尔％、约16摩尔％、约18摩尔％、或约20摩尔％的一氧化碳浓度。管线224中的第一合成气可以具有约3摩尔％、约5摩尔％、约6摩尔％、或约7摩尔％至约9摩尔％、约13摩尔％、约16摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。
管线224中的第一合成气可以处于约700℃、约740℃、约780℃、或约800℃至约810℃、约835℃、约860℃、或约900℃的温度。管线224中的第一合成气的压力可以为约2,000kPa、约2,400kPa、约2,800kPa、或约3,100kPa至约3,300kPa、约3,800kPa、约4,600kPa、或约5,500kPa。管线224中的第一合成气可以具有约3.5:1至约0.5:1、或约3:1至约1:1的氢相对于氮的摩尔比。
管线226中的第二合成气可以包括甲烷、氢、氮、一氧化碳、二氧化碳、或其任何混合物。管线226中的第二合成气可以具有约35摩尔％、约45摩尔％、约52摩尔％、或约55摩尔％至约58摩尔％、约65摩尔％、约64摩尔％、或约65摩尔％的氢浓度。管线226中的第二合成气可以具有约0.05摩尔％、约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.3摩尔％至约0.4摩尔％、约0.5摩尔％、约0.7摩尔％、或约1摩尔％的甲烷浓度。管线226中的第二合成气可以具有约7摩尔％、约9摩尔％、约11摩尔％、或约13摩尔％至约14摩尔％、约16摩尔％、约18摩尔％、或约20摩尔％的一氧化碳浓度。管线226中的第二合成气可以具有约4摩尔％、约6摩尔％、约7.5摩尔％、或约8摩尔％至约10摩尔％、约13摩尔％、约16摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。
管线226中的第二合成气可以处于约800℃、约850℃、约900℃、或约980℃至约990℃、约1,050℃、约1,100℃、或约1,150℃的温度。管线226中的第二合成气的压力可以为约2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,300kPa至约3,400kPa、约4,400kPa、约4,900kPa、或约5,500kPa。管线226中的第二合成气可以具有约1:1至约3:1或约1.5:1至约2:1的氢相对于氮的摩尔比。
再次参见一段重整器，一段重整器212可以是蒸汽-甲烷重整器(“SMR”)，其可以包括在相对低的热负荷下运行的辐射和/或对流重整器的组合。对于1500t/d氨工厂，一段重整器212可以在约650℃至约850℃，例如约750℃至约800℃的温度下运行，并且可以具有约250MMBtu/hr至约300MMBtu/hr的热输出。在一个或多个实施方案中，在一段级重整器212内产生的热的约10％或更多、约14％或更多、或约36.6％或更多可以用于重整经过管线204引入的第一烃。
被燃烧以在一段重整器212内产生热的燃料可以包括低级燃料源，而不是新天然气或其他高质量烃进料。适合的低级燃料源可以包括但不限于生物质(例如，植物和/或动物物质和/或植物和/或动物来源的物质)、煤(例如高钠和低钠褐煤、褐煤、亚烟煤和/或无烟煤)、油页岩、焦炭、石油焦、焦油、沥青质、低灰或无灰聚合物、来自炼油厂和石油化工厂的重烃淤渣和塔底产物(例如，烃蜡、其共混物，及其组合)、基于烃的聚合物材料、石油焦、或其任意组合。
一段重整器212可以包括一个或多个辐射加热的单壁的含催化剂的管。一个或多个催化剂管的直径可以使管的径向温度梯度降低或最小化。一段重整器212还可以包括可以用于加热一种或多种进料的一个或多个对流段，例如排气导管。一个或多个对流段可以使用由作为加热源的辐射段生成的热。
如上所述，第一二段重整器和第二二段重整器216、220可以是或包括一个或多个ATR。例如，第一二段重整器和第二二段重整器216、220可以包括催化剂床中的一个或多个，所述催化剂床可以至少部分重整经过管线214、215引入的第一和第二流出物。可以将经过管线207、209的第一和第二氧化剂引入第一二段重整器和第二二段重整器内的燃烧器，所述燃烧器可以燃烧经过管线214引入的第一流出物和经过管线215引入的第二流出物的一部分，以提供可以用于进一步吸热重整一个或多个催化剂床内的第一和第二流出物的至少一部分的热。
重整交换器218可以是壳管式交换器，所述壳管式交换器包括至少部分设置在重整交换器218的壳侧内的一个或多个管。一种或多种催化剂可以设置在一个或多个管内以提供一个或多个含催化剂的管。一个或多个含催化剂的管可以以任何形式或配置布置在重整交换器218的壳内。虽然未显示，但是含催化剂的管可以包括但不限于，设置在含催化剂的管的外表面和/或内表面上的一个或多个翅片、静态混合器、膛线、导热填料、引起湍流的突起、或其任何组合。一个或多个含催化剂的管可以是各种类型的，例如，直管、卡口管(未显示)、U-管(未显示)、盘管(未显示)、或其任意组合。一个或多个含催化剂的管可以以垂直、水平、或以任何其他角度设置在重整交换器218内。
如图2所示，可以将经过管线224的第一合成气引入第一废热锅炉225以产生经过管线231的冷却的第一合成气。管线231中的冷却的第一合成气可以处于约300℃、约325℃、约350℃、或约370℃至约375℃、约390℃、约410℃、或约425℃的温度。管线231中的冷却的第一合成气可以处于约2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,300kPa至约3,400kPa、约4,400kPa、约4,900kPa、或约5,500kPa的压力。在一个或多个实施方案中，第一合成气的至少一部分可以绕过第一废热锅炉225。
可以将经过管线231的冷却的第一合成气引入第一变换炉230以使第一合成气中存在的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳，从而产生变换的第一合成气237。第一变换炉230可以是以上参照图1讨论和描述的变换炉。第一变换炉230可以包括但不限于单级绝热固定床反应器，具有级间冷却、蒸汽发生或冷淬火反应器的多级绝热固定床反应器，具有蒸汽发生或冷却的管式固定床反应器，流化床反应器、或其任意组合。
第一变换炉230可以包括串联和/或并联布置的两个或多个反应器。第一变换炉230可以包括一个或多个高温变换炉(“HTSC”)、一个或多个中温变换炉(“MTSC”)(未显示)、一个或多个低温变换炉(“LTSC”)、或其任意组合。可以将经过管线231的冷却的第一合成气的至少一部分引入第一HTSC 233。可以将离开HTSC 223的经过管线235的合成气的至少一部分引入第一LTSC 236。可以将经过管线231的冷却的第一合成气的至少一部分以任何顺序和/或其组合引入一个或多个HTSC、MTSC、和/或LTSC。
第一HTSC 233、MTSC(未显示)、和LTSC 236可以通过在足以氧化一氧化碳的温度下、在一种或多种催化剂的存在下使一氧化碳反应，将管线226中的第二合成气中的一氧化碳转化为二氧化碳。第一HTSC 233内的催化剂可以包括但不限于氧化铁、铁酸锌、磁铁矿、氧化铬、其衍生物、或其任何混合物。第一HTSC 233可以在约320℃至约380℃、或约370℃至约425℃的温度下运行。MTSC内的催化剂可以包括但不限于氧化铁、氧化铬、其衍生物、或其任何混合物。MTSC可以在约250℃至约325℃的温度下运行。第一LTSC 236内的催化剂可以包括但不限于铜、锌、铜活化的氧化铬、其衍生物、或其任何混合物。第一LTSC 236可以在约200℃至约225℃的温度下运行。
经过管线237的变换的第一合成气可以离开第一变换炉230。管线237中的变换的第一合成气可以具有约45摩尔％、约48摩尔％、约54摩尔％、或约56摩尔％至约59摩尔％、约64摩尔％、约68摩尔％、或约70摩尔％的氢浓度。管线237中的变换的第一合成气可以具有约18摩尔％、约20摩尔％、约22摩尔％、或约23摩尔％至约24摩尔％、约26摩尔％、约30摩尔％、或约35摩尔％的氮浓度。管线237中的变换的第一合成气可以具有约10摩尔％、约13摩尔％、约15摩尔％、或约17摩尔％至约18摩尔％、约21摩尔％、约25摩尔％、或约30摩尔％的二氧化碳浓度。管线237中的变换的第一合成气可以具有约0.1摩尔％、约0.25摩尔％、约0.5摩尔％、或约0.6摩尔％至约0.7摩尔％、约0.8摩尔％、约0.9摩尔％、或约1摩尔％的一氧化碳浓度。
可以将经过管线237的变换的第一合成气引入一个或多个二氧化碳去除单元250以去除其中包含的二氧化碳的至少一部分。一个或多个二氧化碳去除单元250可以是以上参照图1讨论和描述的二氧化碳去除单元。
一个或多个二氧化碳去除单元可以包括一个或多个吸收/解吸型的、基于溶剂的系统。吸收/解吸型的、基于溶剂的系统可以使引入其中的合成气与一种或多种吸收剂接触，以从其中去除二氧化碳的至少一部分。二氧化碳选择性吸附剂可以包括但不限于单乙醇胺(“MEA”)、二乙醇胺(“DEA”)、三乙醇胺(“TEA”)、碳酸钾、甲基二乙醇胺(“MDEA”)、活化的甲基二乙醇胺(“aMDEA”)、2-(2-氨基乙氧基)乙醇、二异丙醇胺(“DIPA”)、其衍生物、或其任何混合物。其他适合的吸附剂和技术可以包括但不限于碳酸丙烯酯物理吸附剂溶剂以及其他碳酸烷基酯、两个至十二个二醇单元的聚乙二醇的二甲基醚(
Figure BDA0001257370940000151
方法)、正甲基吡咯烷酮、环丁砜、和使用
Figure BDA0001257370940000152
气体处理方法。
二氧化碳去除单元250可以产生经过管线251的贫二氧化碳第一合成气和经过管线253的二氧化碳产物。管线251中的贫二氧化碳第一合成气可以具有约60摩尔％、约63摩尔％、约66摩尔％、或约69摩尔％至约71摩尔％、约74摩尔％、约77摩尔％、或约80摩尔％的氢浓度。管线251中的贫二氧化碳第一合成气可以具有约10摩尔％、约15摩尔％、约20摩尔％、或约25摩尔％至约28摩尔％、约30摩尔％、约32摩尔％、或约35摩尔％的氮浓度。管线251中的贫二氧化碳第一合成气可以具有约0.005摩尔％、约0.01摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.07摩尔％至约0.09摩尔％、约0.1摩尔％、约0.5摩尔％、或约0.7摩尔％的二氧化碳浓度。管线251中的贫二氧化碳第一合成气可以具有约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、约0.3摩尔％、或约0.4摩尔％至约0.5摩尔％、约0.6摩尔％、约0.7摩尔％、或约0.8摩尔％的一氧化碳浓度。管线251中的贫二氧化碳第一合成气可以具有约2:1至约2.8:1或约2.4:1至约2.75:1的氢相对于氮的摩尔比。
可以将管线251中的贫二氧化碳第一合成气和/或管线253中的二氧化碳产物引入一个或多个干燥器(未显示)以降低其中包含的水的量。例如，一个或多个干燥器可以从贫二氧化碳第一合成气和/或二氧化碳产物去除或分离大部分，例如高于约50％的水。一个或多个干燥器可以包括但不限于一个或多个分子筛、吸收剂、吸附剂、闪蒸罐分离器、焚烧炉、或其任意组合。适合的吸收剂可以包括但不限于二醇、碱土金属卤化物盐、其衍生物、或其混合物。适合的吸附剂可以包括但不限于活性氧化铝、硅胶、分子筛、活性炭、其衍生物、或其混合物。
可以将经过管线251的贫二氧化碳第一合成气引入一个或多个第一甲烷转化器255以产生甲烷化的第一合成气256。第一甲烷转化器255可以包括以串联、并联、或其任意组合配置的将一氧化碳和二氧化碳转化为甲烷的物理、机械、电和/或化学系统中的任何一种或组合。甲烷转化器155可以包括在足以使一氧化碳和/或二氧化碳的至少一部分转化为或反应为甲烷和水的温度下运行的催化过程。一个或多个催化过程可以包括串联和并联布置的一个或多个催化反应器，其包含适用于将一氧化碳和二氧化碳转化为甲烷的一种或多种催化剂。适合的甲烷转化器催化剂可以包括但不限于镍、稀土活化的镍、其衍生物、或其组合。甲烷转化器255可以在约150℃至约350℃的温度下运行。
第一甲烷转化器255可以产生经过管线256的甲烷化的第一合成气。管线256中的甲烷化的第一合成气可以具有约60摩尔％、约63摩尔％、约66摩尔％、或约68摩尔％至约70摩尔％、约75摩尔％、约80摩尔％、或约85摩尔％的氢浓度。管线256中的甲烷化的第一合成气可以具有约10摩尔％、约15摩尔％、约20摩尔％、或约25摩尔％至约28摩尔％、约32摩尔％、约35摩尔％、或约40摩尔％的氮浓度。管线256中的甲烷化的第一合成气可以具有约0摩尔％、约0.00005摩尔％、约0.0001摩尔％、或约0.005摩尔％至约0.008摩尔％、约0.01摩尔％、约0.025摩尔％、或约0.05摩尔％的二氧化碳浓度。管线256中的甲烷化的第一合成气可以具有约0摩尔％、约0.00005摩尔％、约0.0001摩尔％、或约0.005摩尔％至约0.008摩尔％、约0.01摩尔％、约0.025摩尔％、或约0.05摩尔％的一氧化碳浓度。管线256中的甲烷化的第一合成气可以具有约0.1摩尔％、约0.4摩尔％、约0.6摩尔％、或约0.8摩尔％至约1.2摩尔％、约1.6摩尔％、约2摩尔％、或约2.5摩尔％的甲烷浓度。在一个或多个实施方案中，管线256中的甲烷化的第一合成气可以包括约63摩尔％至约68摩尔％的氢、约20摩尔％至约30摩尔％的氮、高达约0.005摩尔％的二氧化碳、高达约0.005摩尔％的一氧化碳、和约0.4摩尔％至约0.8摩尔％的甲烷。
管线256中的甲烷化的第一合成气可以具有约1.8:1至约3.1:1或约2.2:1至约2.8:1的氢相对于氮的摩尔比。在另一个实例中，管线256中的甲烷化的第一合成气的氢相对于氮的摩尔比可以是至少2:1、至少2.2:1、或至少2.4:1和高达约2.5:1、约2.7:1或约2.8:1。在另一个实例中，管线256中的甲烷化的第一合成气的氢相对于氮的摩尔比可以低于3:1、低于2.5:1、或低于2:1。
可以将经过管线226的第二合成气引入废热锅炉227以产生冷却的第二合成气229。管线229中的冷却的第二合成气可以处于约300℃、约325℃、约350℃、或约370℃至约380℃、约400℃、约410℃、或约425℃的温度。管线229中的冷却的第二合成气可以处于约2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,300kPa至约3,400kPa、约3,900kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa的压力。
在一个或多个实施方案中，第二合成气226的至少一部分可以经过管线228绕过废热锅炉227。在一个或多个实施方案中，管线226中的第二合成气的至少一部分可以绕过废热锅炉227，以控制离开重整单元的合成气的温度。管线228中的第二合成气可以处于约800℃、约875℃、约950℃、或约1,005℃至约1,020℃、约1,075℃、约1,100℃、或约1,150℃的温度。管线228中的第二合成气可以处于约2,000kPa、约2,700kPa、约3,000kPa、或约3,300kPa至约3,400kPa、约3,700kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa的压力。
可以将经过管线241的第二合成气引入一个或多个变换炉或第二变换炉240，以将第二合成气中包含的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳，从而产生经过管线249的变换的第二合成气。第二变换炉240可以与第一变换炉230相同或相似。第二变换炉240可以与以上参照图1讨论和描述的变换炉130相同或相似。例如，第二变换炉240可以包括但不限于单级绝热固定床反应器，具有级间冷却、蒸汽发生或冷淬火反应器多级绝热固定床反应器，具有蒸汽发生或冷却的管式固定床反应器，流化床反应器，或其任意组合。
第二变换炉240可以包括串联和/或并联布置的两个或多个反应器。第二变换炉240可以包括一个或多个第二HTSC 243、一个或多个第二MTSC(未显示)、一个或多个第二LTSC 246、或其任意组合。第二HTSC 243、MTSC(未显示)、和LTSC 246可以如以上参照第一变换炉230讨论和描述的。
管线249中的第二合成气可以包含比管线241中的第二合成气更少的一氧化碳。管线249中的第二变换的合成气可以包含低于约0.3摩尔％的一氧化碳、低于约15摩尔％的一氧化碳、低于约5摩尔％的一氧化碳、或低于约1.5摩尔％的一氧化碳。
经过管线241的第二合成气可以相等或不相等地分配到第二HTSC 243、MTSC(未显示)、和LTSC 246中的任何一个或多个。例如，可以将约70体积％的管线241中的第二合成气引入第二HTSC 243，并且可以将约30体积％的管线241中的第二合成气引入第二LTSC 246。可以将第二合成气241仅引入第二HTSC 243，仅引入第二LTSC 246，或引入其组合。在一个实施方案中，第二合成气的至少一部分可以经过管线242绕过第二HTSC 243，并且第二合成气的至少一部分可以经过管线248绕过第二LTSC 246。虽然未显示，但随后可以将来自HTSC和/或LTSC的变换的合成气引入一个或多个热交换器和/或第二废热锅炉。
管线244中的离开第二HTSC的变换的第二合成气可以包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、己烷、氢、或其任何混合物。管线245中的第二合成气可以包括经过管线242绕过第二HTSC 243的第二合成气的至少一部分和变换的第二合成气244。管线247中的离开第二LTSC的变换的第二合成气可以包括氢、氮、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、己烷、氢、或其任何混合物。
管线249中的第二合成气可以具有约35摩尔％、约45摩尔％、约50摩尔％、或约54摩尔％至约64摩尔％、约67摩尔％、约68摩尔％、或约70摩尔％的氢浓度。管线249中的第二合成气可以具有约18摩尔％、约20摩尔％、约23摩尔％、或约25摩尔％至约26摩尔％、约28摩尔％、约30摩尔％、或约32摩尔％的氮浓度。管线249中的第二合成气可以具有约10摩尔％、约14摩尔％、约16摩尔％、或约18摩尔％至约20摩尔％、约22摩尔％、约26摩尔％、或约30摩尔％的二氧化碳浓度。管线249中的第二合成气可以具有约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、约0.3摩尔％、或约0.4摩尔％至约0.5摩尔％、约0.6摩尔％、约0.8摩尔％、或约1摩尔％的一氧化碳浓度。管线249中的第二合成气可以具有约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、约0.3摩尔％、或约0.4摩尔％至约0.5摩尔％、约0.6摩尔％、约0.8摩尔％、或约1摩尔％的甲烷浓度。管线249中的第二合成气可以具有约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、约0.25摩尔％、或约0.3摩尔％至约0.35摩尔％、约0.4摩尔％、约0.45摩尔％、或约0.5摩尔％的氩浓度。
可以将第二合成气226引入一个或多个第二合成气净化系统。第二合成气净化系统可以包括但不限于一个或多个PSA单元、甲烷转化器、干燥器、或其任意组合。如图2所示，可以将第二合成气经过管线249引入一个或多个PSA单元260，以产生净化的第二合成气261和废气263。PSA单元260可以与参照图1讨论和描述的PSA单元相同或相似。PSA单元260可以以约350m3/hr、约1,000m3/hr、约2,500m3/hr、约3,500m3/hr、或约4,000m3/hr至约4,500m3/hr、约5,500m3/hr、约7,000m3/hr、约8,500m3/hr的速率处理第二合成气。PSA单元260可以具有约70％、约75％、或约85％至约90％、约95％、或约98％的典型氢回收率(净化的气体中的氢/到PSA的进料气体中的氢)。PSA单元260可以具有约5％、约10％、或约20％至约40％、约55％、或约75％的典型氮回收率(净化的气体中的氮/到PSA的进料气体中的氮)。
管线261中的净化的第二合成气可以具有约75摩尔％、约84摩尔％、约87摩尔％、或约90摩尔％至约92摩尔％、约97摩尔％、约97.5摩尔％、或约99.5摩尔％的氢浓度。管线261中的净化的第二合成气可以具有约0.1摩尔％、约1摩尔％、约5摩尔％、或约8摩尔％至约9摩尔％、约12摩尔％、约18摩尔％、或约25摩尔％的氮浓度。管线261中的净化的第二合成气可以具有约0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的二氧化碳浓度。管线261中的净化的第二合成气可以具有约0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的一氧化碳浓度。管线261中的净化的第二合成气可以具有约0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的甲烷浓度。管线261中的净化的第二合成气可以具有约0摩尔％、约0.5摩尔％、约0.8摩尔％、或约1摩尔％至约1.3摩尔％、约1.5摩尔％、约1.7摩尔％、或约2摩尔％的氩浓度。
管线261中的净化的第二合成气可以具有约3:1至约12:1、约4.3:1至约10.5:1、或约5:1至约9.5:1的氢相对于氮的摩尔比。在另一个实例中，管线261中的净化的第二合成气的氢相对于氮的摩尔比可以为至少约3:1、约4.5:1、或约5:1和高达约10:1、约12:1、或约18:1。在另一个实例中，管线261中的净化的第二合成气的氢相对于氮的摩尔比可以低于15:1、低于10:1、低于4:1。
管线263中的废气的至少一部分可以再循环到一段重整器212以用作燃料。在一个或多个实施方案中，可以将管线263中的废气的至少一部分引入系统的任何部件以用作燃料。管线263中的废气可以用作一段重整器中的燃料的一部分。管线263中的废气可以具有约30摩尔％、约35摩尔％、约37摩尔％、或约38摩尔％至约40摩尔％、约42摩尔％、约45摩尔％、或约50摩尔％的二氧化碳浓度。管线263中的废气可以具有约0.2摩尔％、约0.4摩尔％、约0.6摩尔％、或约0.8摩尔％至约1摩尔％、约1.2摩尔％、约1.5摩尔％、或约2摩尔％的一氧化碳浓度。管线263中的废气可以具有约10摩尔％、约15摩尔％、约20摩尔％、或约25摩尔％至约28摩尔％、约35摩尔％、约45摩尔％、或约60摩尔％的氮浓度。可以将废气263引入重整系统210以用作燃料。管线263中的废气可以具有约300Btu/lb、约650Btu/lb、或约800Btu/lb至约1,500Btu/lb、约1,800Btu/lb、或约2,500Btu/lb的Btu(LHV)等级。废气263可以具有约50MMBtu/hr、约75MMBtu/hr、或约100MMBtu/hr至约200MMBtu/hr、约350MMBtu/hr、或约450MMBtu/hr的总能量。
第二甲烷转化器270可以被设计成接收来自PSA单元260的气体，以将净化的第二合成气中包含的至少任何一氧化碳和二氧化碳转化为甲烷和水。在一个或多个实施方案中，第二甲烷转化器270可以被设计成处理来自PSA单元260的合成气体的更温和的条件，从而降低了甲烷转化器270中所需的催化剂体积。
在一个或多个实施方案中，可以将离开PSA单元260的净化的第二合成气261的至少一部分经过管线265引入第二甲烷转化器270。第二甲烷转化器270可以如以上参照第一甲烷转化器255所讨论和描述的。第二甲烷转化器270可以产生经过管线271的甲烷化的第二合成气。管线271中的甲烷化的第二合成气可以具有约75摩尔％、约85摩尔％、约88摩尔％、或约90摩尔％至约92摩尔％、约95摩尔％、约97摩尔％、或约99.5摩尔％的氢浓度。管线271中的甲烷化的第二合成气可以具有约0.1摩尔％、约1摩尔％、约5摩尔％、或约8摩尔％至约9摩尔％、约12摩尔％、约18摩尔％、或约25摩尔％的氮浓度。管线271中的甲烷化的第二合成气可以具有0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的甲烷浓度。管线271中的甲烷化的第二合成气可以具有0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的一氧化碳浓度。管线271中的甲烷化的第二合成气可以具有0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的二氧化碳浓度。管线271中的甲烷化的第二合成气可以具有约3:1至约12:1、约4.3:1至约10.2:1、或约9.5:1至约5:1的氢相对于氮的摩尔比。在一个或多个实施方案中，管线271中的甲烷化的第二合成气可以包括约95摩尔％至约99.5摩尔％的氢、约1摩尔％至约5摩尔％的氮、高达约0.2摩尔％的一氧化碳、高达约0.2摩尔％的二氧化碳、和约8:1至约12:1的氢相对于氮的摩尔比。
在一个或多个实施方案中，经过管线260的第二合成气的至少一部分可以经过管线264绕过第二甲烷转化器270。在一个或多个实施方案中，管线264中的合成气第二合成气可以与甲烷化的第二合成气271混合以产生管线267中的净化的第二合成气。引入第二甲烷转化器270的净化的第二合成气的量可以是来自管线261的净化的第二合成气的约0摩尔％、约100摩尔％、或约20摩尔％至约80摩尔％、约40摩尔％至约60摩尔％。在一个或多个实施方案中，所有离开PSA单元260的第二合成气可以经过管线264绕过第二甲烷转化器270。因此，第二甲烷转化器270可以不存在于系统200中。
可以将甲烷化的第一合成气256的至少一部分和净化的第二合成气267的至少一部分合并以产生氨原料275。例如，可以将氨原料275引入氨合成单元280以产生氨产物281和驰放气体283。氨合成单元280可以与以上参照图1讨论和描述的氨合成单元相同或相似。氨原料275可以具有约500m3/hr、约2,000m3/hr、或约6,000m3/hr至约9,500m3/hr、约12,000m3/hr、或约30,000m3/hr的流动速率。
管线275中的氨原料可以具有约65摩尔％、约68摩尔％、约72摩尔％、或约74摩尔％至约76摩尔％、约80摩尔％、或约85摩尔％的氢浓度。管线275中的氨原料可以具有约15摩尔％、约18摩尔％、约21摩尔％、或约24摩尔％至约25摩尔％、约27摩尔％、约30摩尔％、或约35摩尔％的氮浓度。管线275中的氨原料可以具有0摩尔％、约0.005摩尔％、或约0.01摩尔％至约0.015摩尔％、约0.02摩尔％、或约0.1摩尔％的二氧化碳浓度。管线275中的氨原料可以具有0摩尔％、约0.005摩尔％、或约0.01摩尔％至约0.015摩尔％、约0.02摩尔％、或约0.1摩尔％的一氧化碳浓度。管线275中的氨原料可以具有约2.7:1、约2.9:1、约2.95:1、或约3:1至约3.05:1、约3.1:1、约3.2:1、或约3.4:1的氢相对于氮的摩尔比。在一个或多个实施方案中，管线275中的氨原料可以包括约68摩尔％至约74摩尔％的氢、高达约0.05摩尔％的一氧化碳、高达约0.05摩尔％的二氧化碳，并且可以具有约2.95:1至约3.05:1的氢相对于氮的摩尔比。
氨合成单元280可以产生管线281中的氨产物，其可以具有约95摩尔％、约98摩尔％、约99摩尔％、或约99.5摩尔％至约99.9摩尔％、约99.92摩尔％、约99.99摩尔％、或约100摩尔％的氨浓度。管线281中的氨产物可以具有约0摩尔％、约0.001摩尔％、约0.01摩尔％、或约0.02摩尔％至约0.03摩尔％、约0.09摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.5摩尔％的氢浓度。管线281中的氨产物可以具有约0摩尔％、约0.01摩尔％、约0.02摩尔％、或约0.03摩尔％至约0.05摩尔％、约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.3摩尔％的氮浓度。管线281中的氨产物可以具有约0摩尔％、约0.005摩尔％、或约0.01摩尔％至约0.015摩尔％、约0.02摩尔％、或约0.1摩尔％的二氧化碳浓度。管线281中的氨产物可以具有约0摩尔％、约0.005摩尔％、或约0.01摩尔％至约0.015摩尔％、约0.02摩尔％、或约0.1摩尔％的一氧化碳浓度。
可以将管线283中的驰放气体的全部或任何部分再循环到管线204中的第一烃和/或管线206中的第二烃和/或作为低级燃料(未显示)。可以将管线283中的驰放气体的任何部分再循环到第二合成气。可以在将第一合成气引入PSA单元160之前的任何点将管线283中的驰放气体的任何部分再循环到管线226中的第二合成气。可以将驰放气体的任何部分直接再循环到PSA单元160。可以将约2体积％或更多、约5体积％或更多、约10体积％或更多、约25体积％或更多的管线283中的驰放气体再循环到一段重整器212。可以在将第二合成气引入PSA单元260之前的任何点将约1体积％或更多、约25体积％或更多、约50体积％或更多、约75体积％或更多、或约100体积％的管线283中的驰放气体再循环到第二合成气226。在一个或多个实施方案中，管线183中的驰放气体不再循环到第二合成气226。管线283中的驰放气体可以具有约5,000BTU/lb、约7,500BTU/lb、或约8,900BTU/lb至约10,000BTU/lb、约11,000BTU/lb、或约12,000BTU/lb的热值。系统200可以包括如以上参照图1讨论和描述的“蒸汽网络”。
图3描绘了根据一个或多个实施方案的用于产生合成气的又一个示例说明性系统的示意图。重整系统210可以包括一段重整器212、二段重整器216、和重整交换器218，其可以如以上参照图1和2所讨论和描述的。系统300还可以包括一个或多个变换炉230、240，所述变换炉230、240包括一个或多个HTSC 233、243，MTSC，和/或LTSC 236、246，其可以如以上参照图1和2所讨论和描述的。系统300还可以包括一个或多个二氧化碳去除单元250、甲烷转化器255、和氨合成单元280，其可以如以上参照图1和2所讨论和描述的。
可以将经过管线302的一种或多种烃分开、分配、分流、或以其他方式分离成经过管线304的第一烃和经过管线306的第二烃。管线304中的第一烃和管线306中的第二烃可以具有彼此相同的组成、基本上相同的组成、或不同的组成。管线304中的第一烃可以是或包括约60体积％至约95体积％或约75体积％至约90体积％的来自管线302的烃。管线306中的第二烃可以是或包括约5体积％至约40体积％或约10体积％至约25体积％的来自管线302的烃。管线306中的第二烃可以是约5体积％至约40体积％的来自管线302的烃。
管线302中的烃、管线304中的第一烃、和管线306中的第二烃可以具有相同浓度的甲烷、氢、C2-C3化合物、以及C4和更高级的化合物，如以上参照图2所讨论和描述的。
在分离管线302中的烃之前，烃可以在一个或多个传热区(未显示)中被预热。在分离管线302中的烃之前，烃可以在一个或多个脱硫单元(未显示)中被脱硫。
如图3所示，可以将蒸汽303引入管线302中的烃。可以将蒸汽引入管线302中的烃、管线304中的第一烃和/或管线306中的第二烃。管线304中的第一烃和管线306中的第二烃可以具有约2:1、约2.5:1、约2.8:1、或约3:1至约3.3:1、约3.6:1、约3.8:1、约4:1、或约4.5:1的蒸汽相对于碳的摩尔比(或第一烃的蒸汽相对于碳的含量)。可以在一段重整器212中在蒸汽303和一种或多种催化剂的存在下重整管线304中的第一烃以产生第一流出物313。一段重整器212可以在约650℃、约700℃、约735℃、或约770℃至约790℃、约815℃、约830℃、或约850℃的温度下运行。
第一流出物313可以包括氢、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、或其任何混合物。管线313中的第一流出物可以包括与管线304中的第一烃相比升高量的氢和降低量的甲烷。管线313中的第一流出物可以具有约50摩尔％、约55摩尔％、约60摩尔％、或约63摩尔％至约68摩尔％、约72摩尔％、约75摩尔％、或约80摩尔％的氢浓度。管线313中的第一流出物可以具有约3摩尔％、约4摩尔％、约6摩尔％、或约7摩尔％至约8.5摩尔％、约10摩尔％、约12摩尔％、或约15摩尔％的一氧化碳浓度。管线313中的第一流出物可以具有约8摩尔％、约10摩尔％、约11摩尔％、或约12摩尔％至约14摩尔％、约16摩尔％、约18摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。管线313中的第一流出物可以具有不存在的或以例如低于约1摩尔％的最低限度存在的组分，如C2和更重的烃。
管线313中的第一流出物可以处于约650℃、约685℃、约725℃、或约769℃至约774℃、约815℃、约835℃、或约850℃的温度。管线313中的第一流出物的压力可以为约2,000kPa、约2,600kPa、约3,100kPa、或约3,400kPa至约3,500kPa、约4,200kPa、约4,900kPa、或约5,500kPa。
可以在二段重整器216中在氧化剂307、一种或多种第二催化剂的存在下进一步重整管线313中的第一流出物，以产生重整的流出物317。可以将第一流出物313引入二段重整器216，所述二段重整器216可以是ATR。可以将氧化剂，如富氧空气经过管线307引入二段重整器216。氧化剂307和催化剂可以如以上参照图2所讨论和描述的。二段重整器216可以在约1,200℃、约1,250℃、约1,300℃、或约1,4360℃至约1,390℃、约1,455℃、约1,500℃、或约1,500℃的温度下运行。
重整的流出物317可以包括氢、一氧化碳、二氧化碳、氮、和其他次要组分，如氩和/或甲烷。管线317中的重整的流出物可以具有约35摩尔％、约40摩尔％、约46摩尔％、或约50摩尔％至约54摩尔％、约57摩尔％、约60摩尔％、或约65摩尔％的氢浓度。管线317中的重整的流出物可以具有约7摩尔％、约8.5摩尔％、约10摩尔％、或约12摩尔％至约13.5摩尔％、约15摩尔％、约17摩尔％、或约20摩尔％的一氧化碳浓度。管线317中的重整的流出物可以具有4摩尔％、约5.5摩尔％、约6.5摩尔％、或约7摩尔％至约7.5摩尔％、约10摩尔％、约15摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。
管线317中的重整的流出物可以处于约800℃、约900℃、约950℃、或约1,000℃至约1,025℃、约1,100℃、约1,125℃、或约1,150℃的温度。管线317中的重整的流出物的压力可以为约2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,300kPa至约3,400kPa、约4,000kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa。
可以在重整交换器218中重整重整的流出物317和/或管线306中的第二烃以产生经过管线321的合成气。可以将重整的流出物317和第二烃306引入重整交换器218，如以上参照图1和2所讨论和描述的。重整交换器218可以以约500m3/hr、约1,500m3/hr、约2,000m3/hr、约2,500m3/hr、或约2,800m3/hr至约3,500m3/hr、约4,500m3/hr、约5,250m3/hr或约6,000m3/hr的速率重整第二合成气306和/或重整的流出物317。
管线321中的合成气可以包括氢、一氧化碳、二氧化碳、氮、和其他次要组分，如氩和/或甲烷。管线321中的合成气可以具有约40摩尔％、约45摩尔％、约49摩尔％、或约53摩尔％至约56摩尔％、约58摩尔％、约61摩尔％、或约65摩尔％的氢浓度。管线321中的合成气可以具有约7摩尔％、约10摩尔％、约12摩尔％、或约13摩尔％至约14摩尔％、约16摩尔％、约18摩尔％、或约20摩尔％的一氧化碳浓度。管线321中的合成气可以具有约3摩尔％、约5摩尔％、约6摩尔％、或约7摩尔％至约9摩尔％、约13摩尔％、约16摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。在一个或多个实施方案中，管线321中的合成气可以包括约49摩尔％至约53摩尔％的氢、约12摩尔％至14摩尔％的一氧化碳、和约5摩尔％至约7摩尔％的二氧化碳。
管线321中的合成气可以处于约700℃、约740℃、约780℃、或约800℃至约810℃、约835℃、约860℃、或约900℃的温度。管线321中的合成气的压力可以为约2,000kPa、约2,400kPa、约2,800kPa、或约3,100kPa至约3,300kPa、约3,800kPa、约4,600kPa、或约5,500kPa。由一段重整器212、二段重整器216、和重整交换器218产生的合成气可以作为燃料和/或进料用于其他过程以产生一种或多种其他产物。
在一个或多个实施方案中，可以将经过管线321的合成气的至少一部分引入第一废热锅炉225。离开废热锅炉225的管线331中的冷却的合成气可以处于约300℃、约325℃、约350℃、或约370℃至约375℃、约390℃、约410℃、或约425℃的温度。在一个或多个实施方案中，经过管线331离开第一废热锅炉225的合成气可以被分离成经过管线324的第一合成气和经过管线326的第二合成气。
在一个或多个实施方案中，可以将离开废热锅炉225的合成气的至少一部分引入第一HTSC 233。离开第一HTSC 233的经过管线335的合成气可以被分离为第一合成气和第二合成气(未显示)。在一个或多个实施方案中，离开第一HTSC 233的合成气的至少一部分可以被引入第一LTSC 236。离开第一LTSC 236的经过管线337的合成气可以被分离成第一合成气和第二合成气(未显示)。
再次参考图3，在一个或多个实施方案中，可以将合成气321分开、分配、分流、或以其他方式分离成至少是经过管线324的第一合成气和经过管线326的第二合成气。管线324中的第一合成气可以是或包括约90体积％至约35体积％的来自管线321的合成气。管线324中的第一合成气可以是或包括约80体积％至约50体积％的来自管线321的合成气。管线326中的第二合成气可以是或包括约10体积％至约65体积％的来自管线321的合成气。管线326中的第二合成气可以是约20体积％至约50体积％的来自管线321的合成气。
可以将经过管线324的第一合成气引入第一废热锅炉225以产生冷却的第一合成气331。可以将管线331中的冷却的第一合成气引入第一转变换炉230，以使第一合成气中包含的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳，从而产生变换的第一合成气337。第一变换炉230可以包括串联和/或并联布置的两个或多个反应器。可以将经过管线331的合成气的至少一部分以任何顺序和/或其组合引入一个或多个HTSC 233、MTSC(未显示)、和/或LTSC236。可以将经过管线331的第一合成气的至少一部分引入第一HTSC 233。可以将离开HTSC223的合成气的至少一部分经过管线335引入第一LTSC 236。
经过管线337的变换的第一合成气可以离开第一变换炉230。管线337中的变换的第一合成气可以具有约45摩尔％、约50摩尔％、约54摩尔％、或约58摩尔％至约62摩尔％、约65摩尔％、约68摩尔％、或约70摩尔％的氢浓度。管线337中的变换的第一合成气可以具有约18摩尔％、约20摩尔％、约22摩尔％、或约23摩尔％至约24摩尔％、约26摩尔％、约30摩尔％、或约35摩尔％的氮浓度。管线337中的变换的第一合成气可以具有约10摩尔％、约13摩尔％、约15摩尔％、或约17摩尔％至约18摩尔％、约21摩尔％、约25摩尔％、或约30摩尔％的二氧化碳浓度。管线337中的变换的第一合成气可以具有约0.1摩尔％、约0.25摩尔％、约0.5摩尔％、或约0.6摩尔％至约0.7摩尔％、约0.8摩尔％、约0.9摩尔％、或约1摩尔％的一氧化碳浓度。
可以将第一合成气经过管线337引入一个或多个二氧化碳去除单元250以去除其中包含的二氧化碳的至少一部分。二氧化碳去除单元250可以选择性地从第一合成气分离二氧化碳，从而产生贫二氧化碳第一合成气351和二氧化碳产物353，所述贫二氧化碳第一合成气351和二氧化碳产物353可以具有与如以上参照图2讨论和描述的贫二氧化碳第一合成气251和二氧化碳产物253相似的浓度。二氧化碳去除单元可以如以上参照图1和2所描述的。
可以将经过管线351的贫二氧化碳第一合成气引入一个或多个第一甲烷转化器255，以使一氧化碳和/或二氧化碳的至少一部分转化为甲烷和水。第一甲烷转化器255可以如以上参照图1和2所描述的。第一甲烷转化器255可以产生经过管线356的甲烷化的第一合成气。管线356中的甲烷化的第一合成气可以具有与如以上参照图2所讨论和描述的管线256中的甲烷化的第一合成气相同或相似的浓度。
管线356中的甲烷化的第一合成气可以具有约3:1至约2:1或约2.7:1至约2.2:1的氢相对于氮的摩尔比。在另一个实例中，管线356中的甲烷化的第一合成气的氢相对于氮的摩尔比可以为至少1.8:1、至少2:1、或至少2.2:1和高达约2.4:1、约2.6:1或约2.8:1。
可以将经过管线326的第二合成气引入第二废热锅炉227以产生经过管线329的冷却的第二合成气。管线329中的冷却的第二合成气可以处于约300℃、约325℃、约350℃或约370℃至约380℃、约400℃、约410℃或约425℃的温度。管线329中的冷却的第二合成气可以处于2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,300kPa至约3,400kPa、约3,900kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa的压力。经过管线328的第二合成气的至少一部分可以经过管线328绕过第二废热锅炉227。在一个或多个实施方案中，第二废热锅炉227不存在于系统300中。
可以将经过管线341的第二合成气引入第二变换炉240，以使第二合成气中存在的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳。第二变换炉240可以如以上参照图2所讨论和描述的。第二变换炉可以具有第二HTSC 243、MTSC(未显示)、LTSC 246、或其组合。
第二合成气可以绕过第二HTSC 243、LTSC 246、或二者，如以上参照图2所描述的。在一个或多个实施方案中，第二变换炉240不存在于系统300中。可以将经过管线341的第二合成气引入第二HTSC 243，以产生管线344中的第二合成气。在一个或多个实施方案中，经过管线342的第二合成气的至少一部分可以绕过第二HTSC 243。在一个或多个实施方案中，第二HTSC 243不存在于系统300中。管线345中的第二合成气可以包括经过管线342绕过第二HTSC 243的第二合成气的至少一部分和变换的第二合成气344。可以将经过管线345的第二合成气引入第二LTSC 246以产生经过管线347的变换的合成气。在一个或多个实施方案中，经过管线348的第二合成气的至少一部分可以绕过第二LTSC 246。在一个或多个实施方案中，第二LTSC 246不存在于系统300中。
经过管线341的第二合成气可以相等或不相等地分配到第二HTSC、MTSC、和LTSC中的任何一个或多个。例如，可以将约70体积％的经过管线341的第二合成气引入第二HTSC243，并且可以将约30体积％引入第二LTSC 246。来自第二HTSC 243和LTSC 246的转化的合成气可以随后被引入一个或多个热交换器和/或第二废热锅炉单元(未显示)。变换的第二合成气可以经过管线349离开第二变换炉240。管线349中的变换的第二气体可以具有与管线249中的变换的第二气体相同或相似的浓度，如以上参照图2所讨论和描述的。
可以将第二合成气引入PSA单元260以产生经过管线361的净化的第二合成气和经过管线363的废气。考虑到净化的合成气中的合成气组分的回收和排除(rejection)，可以特别设计PSA单元260。PSA单元260可以是参照图1和2讨论和描述的PSA单元。来自PSA单元260的废气363可以被转移到一段或二段重整器212、216以作为燃料使用。PSA单元260可以以约350m3/hr、约1,000m3/hr、约2,500m3/hr、或约3,500m3/hr至约4,000m3/hr、约7,000m3/hr、或约8,500m3/hr的速率处理第二合成气。PSA单元260可以具有约70％、约75％、或约85％至约90％、约95％、或约98％的典型氢回收率(净化的气体中的氢/到PSA的进料气体中的氢)。PSA单元260可以具有约5％、约10％、或约20％至约30％、约55％、或约75％的典型氮回收率(净化的气体中的氮/到PSA的进料气体中的氮)。
可以将经过管线363的废气引入重整系统210以作为燃料使用。废气363可以具有800Btu/lb、650Btu/lb、或300Btu/lb至约1,500Btu/lb、1,800Btu/lb、或2,500Btu/lb的Btu等级。管线363中的废气可以具有约50MMBtu/hr、约100MMBtu/hr、或约200MMBtu/hr至约250MMBtu/hr、约350MMBtu/hr、或约450MMBtu/hr的总能量。
第二合成气的基于并联PSA单元的净化与第二合成气的二氧化碳去除和甲烷化相比可以具有可用的过度的压降。因此，用于净化第二合成气的设备的尺寸可以具有更高的最佳允许压降。在第二HTSC 243、第二LTSC 246、和第二甲烷转化器270(以下描述的)中使用低于常规催化剂的体积。由于新的PSA单元，在第二变换炉中获得超低一氧化碳滑移(slip)，例如低于约0.27％不是关键的。另外，由于来自新的PSA单元260的相对稳定的和更低的一氧化碳滑移，第二甲烷转化器上的负荷可以降低。因此，用于净化第二合成气的设备，例如，HTSC、LTSC、和甲烷转化器的尺寸可以具有与常规合成气系统不同的标准。HTSC、MTSC、和/或LTSC中使用的设备可以具有比典型尺寸更小的尺寸，实现更高的压降。在常规方案中，压降受到限制，并且设备的尺寸通常更大以具有更低的压降。然而，较小尺寸的设备的成本将较小并导致工厂的整体的资本支出(“CAPEX”)更低。另外，在一些应用中，为了低CAPEX，用于从甲烷转化器流出物271回收热的甲烷转化器270和进料-流出物交换器可以在一个或多个容器中组合。
管线361中的净化的第二合成气可以具有约0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的二氧化碳浓度。管线361中的净化的第二合成气可以具有约0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的一氧化碳浓度。管线361中的净化的第二合成气可以具有约75摩尔％、约79摩尔％、约81摩尔％、或约85摩尔％至约88摩尔％、约93摩尔％、约97.5摩尔％、或约99.5摩尔％的氢浓度。管线361中的净化的第二合成气可以具有约0.1摩尔％、约1摩尔％、约5摩尔％、或约10摩尔％至约15摩尔％、约18摩尔％、约20摩尔％、或约25摩尔％的氮浓度。管线361中的净化的第二合成气可以具有约0摩尔％、约0.5摩尔％、约0.8摩尔％、或约1摩尔％至约1.3摩尔％、约1.5摩尔％、约1.7摩尔％、或约2摩尔％的氩浓度。管线361中的净化的第二合成气可以具有约0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的甲烷浓度。在一个或多个实施方案中，管线361中的净化的第二合成气可以包括高达约0.1摩尔％的二氧化碳、高达约0.1摩尔％的一氧化碳、约95摩尔％至约99.5摩尔％的氢、约1摩尔％至约10摩尔％的氮、和约0.5摩尔％至约1摩尔％的氩。管线361中的净化的第二合成气可以具有约3:1至约12:1、约4:1至约10.2:1、或约4.3:1至约9.3:1的氢相对于氮的摩尔比。
在一个或多个实施方案中，可以将离开PSA单元260的第二合成气的一部分经过管线365引入第二甲烷转化器270以产生经过管线371的甲烷化的第二合成气。第二甲烷转化器370可以与以上参照图1和2讨论和描述的甲烷转化器相似。第二甲烷转化器270可以在约200℃、约225℃、约250℃、或约285℃至约315℃、约350℃、约375℃、或约400℃的温度下运行。
管线371中的甲烷化的第二合成气可以具有约75摩尔％、约79摩尔％、约81摩尔％、或约85摩尔％至约90摩尔％、约95摩尔％、约97摩尔％、或约99.5摩尔％的氢浓度。管线371中的甲烷化的第二合成气可以具有0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的甲烷浓度。管线371中的甲烷化的第二合成气可以具有0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的一氧化碳浓度。管线371中的甲烷化的第二合成气可以具有0摩尔％、约0.05摩尔％、或约0.1摩尔％至约0.15摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.25摩尔％的二氧化碳浓度。
管线371中的甲烷化的第二合成气可以具有约2:1至约12:1、约3:1至约10.2:1、或约4.3:1至约9.3:1的氢相对于氮的摩尔比。在另一个实例中，管线371中的甲烷化的第二合成气的氢相对于氮的摩尔比可以为至少3:1、至少4.3:1、至少9.7:1或至少约10.2:1。在另一个实例中，管线371中的甲烷化的第二合成气的氢相对于氮的摩尔比可以大于3:1、大于5:1、大于10:1、或大于20:1。
在一个或多个实施方案中，经过管线260的第二合成气的至少一部分可以经过管线364绕过第二甲烷化转化器270。在一个或多个实施方案中，经过管线364绕过第二甲烷转化器270的合成气可以与管线371中的甲烷化的第二合成气混合，以产生管线367中的净化的第二合成气。引入到第二甲烷转化器270的第二合成气的量可以为约0摩尔％、约20摩尔％、或约50摩尔％至约70摩尔％、约85摩尔％至约100摩尔％。在一个或多个实施方案中，离开PSA单元260的所有第二合成气可以经过管线364绕过第二甲烷转化器270。因此，第二甲烷转化器270可以不存在于系统300中。
可以将管线356中的甲烷化的第一合成气和管线367中的净化的第二合成气引入氨合成单元280以产生一种或多种产物，如氨产物381和驰放气体383。在被引入氨合成单元380之前，甲烷化的第一合成气356的至少一部分和和净化的第二合成气367的至少一部分可以被合并以产生经过管线375的氨原料。氨合成单元280可以与以上参照图1和2讨论和描述的氨合成单元相同或相似。类似地，可以如以上参照图2讨论和描述地使驰放气体383再循环。氨原料375可以具有约500m3/hr、约2,000m3/hr、或约6,000m3/hr至约9,500m3/hr、约12,000m3/hr、或约30,000m3/hr的流动速率。
管线375中的氨原料可以具有65摩尔％、约68摩尔％、约72摩尔％、或约74摩尔％至约76摩尔％、约80摩尔％、约83摩尔％、或约85摩尔％的氢浓度。管线375中的氨原料可以具有约15摩尔％、约18摩尔％、约21摩尔％、或约24摩尔％至约25摩尔％、约27摩尔％、约30摩尔％、或约35摩尔％的氮浓度。管线375中的氨原料可以具有约2.7:1、约2.9:1、约2.95:1、或约3:1至约3.05:1、约3.1:1、约3.2:1、或约3.4:1的氢相对于氮的摩尔比。在一个或多个实施方案中，管线375中的氨原料可以包括约68摩尔％至约74摩尔％的氢、高达约0.05摩尔％的一氧化碳、高达约0.05摩尔％的二氧化碳，并且可以具有约2.95:1至约3.05:1的氢相对于氮的摩尔比。
氨合成单元280可以产生经过管线381的氨产物，所述氨产物可以具有约95摩尔％、约98摩尔％、约99.5摩尔％、或约99.9摩尔％至约99.95摩尔％、约99.99摩尔％、约99.999摩尔％、或约100摩尔％的氨浓度。管线381中的氨产物可以具有约0摩尔％、约0.01摩尔％、约0.02摩尔％、或约0.05摩尔％至约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、约0.3摩尔％、或约0.5摩尔％的氢浓度。管线381中的氨产物可以具有约0摩尔％、约0.01摩尔％、约0.02摩尔％、或约0.05摩尔％至约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、约0.3摩尔％、或约0.5摩尔％的氮浓度。
可以将驰放气体383再循环到系统300，如参照图2所讨论和描述的。管线383中的驰放气体可以具有约5,000BTU/lb、约7,500BTU/lb、或约8,500BTU/lb至约9,000BTU/lb、约10,000BTU/lb、或约12,000BTU/lb的热值。
图3示例说明的系统可以具有主要的运行益处。可以快速调整总氨合成补充气体的质量，例如氢相对于氮的比。此外，在第一合成气的净化中出现扰乱的情况下，可以调节分流比(flow split)以提高递送到PSA单元的第二合成气的量。在任何关键设备发生不利状况的情况下，可以调节参数以适应系统并避免完全停机。图3示例说明的系统300预期在生命周期的基础上提供更高的累积氨产量。PSA单元可以单独或与使用过量的空气以排除氮结合，用于排除进料到二级重整器的过量的氮，使得进料气体具有2:1至2.8:1或低于2:1的氢相对于氮的摩尔比。其他已知的深冷脱氮方法需要最大允许的氢相对于氮的摩尔比，而PSA单元可以提供更大的灵活性，以在更宽的氢浓度和氮浓度范围内运行。
可以将系统100、200和/或300构建为新的或基础设施。换言之，系统100、200、和/或300可以从头构建。可以通过改变、改装或改造现有的合成气生产系统来提供系统100、200和/或300。例如，可以通过改造现有的整合的合成气和氨生产系统来提供系统100、200、和/或300。
包括一段重整器212、第一二段重整器216、第二二段重整器220、和重整交换器218、和PSA单元260的改造的现有的设施或新的设施，可以使经过管线356、367的合成气产量提高15％至100％。可以改造任何合成气生产系统以包括重整交换器、第二变换炉、PSA单元、和第二甲烷转化器，如以上参照图1、2和3所讨论和描述的。例如，可以改造生产氢、费托产物(Fischer-Tropsch product)、甲醇、氨、尿素等的现有的SMR和ATR合成气生产系统以提供PSA单元。
包括一段重整器、ATR、重整交换器、和PSA单元的改造的现有的设施或新的设施可以使经过管线356、367的合成气产量提高约15％至约100％。令人惊讶地和出乎意料地发现将PSA单元和/或第二甲烷转化器添加到现有的合成气净化和氨合成系统需要约21天的最短停机时间。这样的最短停机时间对于运营者将是理想的，因为其降低了与构建全新系统相关的货币风险，同时在经历大量的前期货币损失之前恢复氨产生。
图4描绘了根据描述的一个或多个实施方案的用于产生合成气和由其产生氨的示例说明性系统400的示意图。可以将经过管线402的一种或多种烃分开、分配、分流、或以其他方式分离成第一烃404和第二烃406。虽然未显示，但是第一烃404和第二烃406可以来自不同的来源。因此，第一烃404和第二烃406可以具有彼此相同的组成、基本上相同的组成、或不同的组成。
可以在一段重整器412中在蒸汽403和/或一种或多种第一催化剂的存在下重整管线404中的第一烃，以产生第一流出物413。可以在二段重整器416中在一种或多种第二催化剂和经过管线415的氧化剂的存在下进一步重整第一流出物413，以产生第二流出物417。例如，可以将流出物413引入二段重整器416，所述二段重整器416可以是ATR。管线415中的氧化剂可以是过量的工艺空气、具有升高的氧含量的空气、纯氧、富氧空气、或其混合物。可经过管线407从系统外部的来源接收氧化剂。氧化剂可以在空气分离单元(ASU)410中产生。ASU将空气流分离成富氧流411和富氮流408。管线415中的氧化剂可以包括管线407中的氧化剂的至少一部分和/或管线411中的富氧流的至少一部分。
ASU 410可以接收空气流409并分离来自空气的氮、氧、和/或其他组分的至少一部分，以产生富氧流411和富氮流408。富氧空气可以包括约99.9体积％的氧至约35体积％的氧或99.9体积％的氧至约55体积％的氧。引入ASU 410的空气409可以由压缩机提供。供应到ASU 410的氧和/或氮可以由OSBL通过深冷单元提供，或来自产生氧和氮的其他来源。
管线411中的富氧流具有约35摩尔％、约50摩尔％、或约75摩尔％至约85摩尔％、约95摩尔％、或约99.9摩尔％的氧浓度。术语“富氧空气”可以描述为具有至少20摩尔％的氧、至少25摩尔％的氧、至少35摩尔％的氧、或至少55摩尔％的氧的空气流。管线411中的氧化剂可以具有低于管线409中的过量空气的氮浓度。管线415中的氧化剂可以具有约0摩尔％、约35摩尔％、约50摩尔％、或约60摩尔％至约70摩尔％、约73摩尔％、约78摩尔％、或约80摩尔％的氮浓度。管线415中的氧化剂可以具有低于1摩尔％、低于10摩尔％、低于50摩尔％、或低于78摩尔％的氮浓度。
引入二段重整器416的氧化剂可以经过设置在一段重整器412的排气导管中的加热线圈加热。二段重整器416可以在约1,200℃、约1,275℃、约1,350℃、或约1,425℃至约1,475℃、约1,500℃、约1,525℃、或约1,600℃的温度下运行。在一个或多个实施方案中，可以将管线415中的富氧空气的一部分压缩至约2,000kPa、约2,750kPa、约3,250kPa、或约3,600kPa至约3,800kPa、约4,000kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa的压力。在被引入二段重整器416之前，富氧空气的至少100％、至少90％、至少85％、至少60％、或至少45％可以被压缩。
经过管线415引入的氧化剂可以用于部分燃烧经过管线413引入的流出物的一部分，以提供驱动设置在二段重整器416内的一个或个催化剂床内的吸热重整反应的热。经过415的富氧空气的供应的增量增加可以向二段重整器416提供最大的增量的生产能力。在一个或多个实施方案中，到二段重整器416的氮的流动速率可以逐渐或逐步降低，并且同时，氧的流动速率可以逐渐或逐步升高。到二段重整器416的氧流量的升高还可以提供下游所需的热平衡，例如，产生合成气以满足氨生产能力目标。合成气生产设备中的氮流量的降低可以导致系统400的每个单元的生产能力升高，而不会使通过那些单元的进料的流量急剧升高。
可以将蒸汽引入到管线415中的氧化剂(未显示)和/或预热的氧化剂，以产生氧化剂和蒸汽混合物。引入管线415中的氧化剂的蒸汽的量可以产生包含约0.1体积％、约1体积％、约5体积％、约15体积％、或约30体积％的蒸汽的氧化剂。虽然未显示，可以将蒸汽直接引入二段重整器416，而不是引入管线415中的氧化剂。
可以在重整交换器418中进一步重整第二烃406和/或第二流出物417以产生粗合成气419。可以将粗合成气419引入废热锅炉425以产生冷却的粗合成气431。可以将冷却的粗合成气431引入变换炉以将粗合成气中的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳，从而产生变换的合成气437。变换炉可以包括HTSC 433、MTSC(未显示)、LTSC 436、或其任意组合，其可以如参照图2所讨论和描述的。可以将变换的合成气437引入二氧化碳去除单元440以产生贫二氧化碳合成气441。
贫二氧化碳合成气可以去除或分离干燥器450中的贫二氧化碳合成气中的水的至少一部分，以产生干燥的合成气451。例如，一个或多个干燥器450可以从贫二氧化碳合成气去除或分离大部分，例如高于约100％的水。一个或多个干燥器450可以包括但不限于，一个或多个分子筛、吸收剂、吸附剂、闪蒸罐分离器、焚烧炉、或其任意组合。适合的吸收剂可以包括但不限于二醇、碱土金属卤化物盐、其衍生物、或其混合物。适合的吸附剂可以包括但不限于活性氧化铝、硅胶、分子筛、活性炭、其衍生物、或其混合物。
可以在氮洗涤单元460中处理干燥的合成气451以产生氨原料461，其中氮可以用于洗涤来自合成气的污染物，同时提供调节用于氨合成回路中的氢相对于氮的比所需的另外的氮。氮洗涤单元460可以在约-190℃、约-180℃、约-165℃、或约-125℃至约1℃、约15℃、约40℃、或约65℃的温度下运行。氮洗涤单元460可以在约2,000kPa、约2,500kPa、约2,700kPa、或约2,800kPa至约3,200kPa、约3,600kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa的压力下运行。氮洗涤单元可以以约1,000m3/hr、约3,000m3/hr、或约5,000m3/hr至约8,000m3/hr、约15,000m3/hr、或约20,000m3/hr的流动速率处理合成气。
污染物可以包括氩、甲烷、一氧化碳、二氧化碳、氮、或其任意组合，并且可以作为废气经过管线463被去除。可以将废气463再循环到一段重整器412以作为燃料使用和/或在发电厂或系统400外部的其他燃料利用系统中作为燃料使用。氮洗涤单元460可以配置成接收来自经过管线408的ASU410、第二ASU(未显示)、和系统400外部的氮源、或其任意组合的富氮流。
富氮流465可以包括具有升高的氮含量的空气或液体、纯氮、富氮流、或其任何混合物。可以由位于系统400内或来自系统400外部的任何适合的来源，例如，ISBL或OSBL提供、产生、或以其他方式获得氮。富氮流可以在ASU 410中产生并经过管线408或在第二ASU(未显示)中引入。富氮流可以具有约95摩尔％、约97摩尔％、约98摩尔％、或约99摩尔％至约99.5摩尔％、约99.99摩尔％、约99.999摩尔％、或约100摩尔％的氮浓度。术语“富氮流”可以指具有至少95摩尔％的氮、至少99摩尔％的氮、至少99.5摩尔％的氮、或至少99.99摩尔％的氮的流。管线465中的富氮流可以具有低于约1ppm、低于约5摩尔％、或低于约2ppm的氧浓度。管线465中的富氮流可以处于约-185℃、约-175℃、约-145℃、或约1℃至约15℃、约30℃、约40℃或约65℃的温度。
再次参照烃，在分离管线402中的烃之前，烃可以在一个或多个传热区(未显示)中被预热。在分离管线402中的烃之前，烃可以在一个或多个脱硫单元(未显示)中被脱硫。可以将蒸汽403引入管线402中的烃、管线404中的第一烃和/或管线406中的第二烃。管线404中的第一烃和管线406中的第二烃可以具有约2:1、约2.5:1、约2.8:1、或约3:1至约3.1:1、约3.3:1、约3.8:1、约4.5:1、或约5.5:1的蒸汽相对于碳的摩尔比(或第一烃的蒸汽相对于碳的含量)。将蒸汽引入第一烃和第二烃可以产生或实现在管线404中的第一烃和管线406中的第二烃之间的不同的烃相对于蒸汽的摩尔比。例如，管线404中的第一烃可以具有约5:1至约2.3:1的蒸汽相对于碳的摩尔比，并且管线406中的第二烃可以具有约5:1至约2.3:1的蒸汽相对于碳的摩尔比。
虽然未显示，可以将氢引入管线404中的第一烃和/或管线406中的第二烃。可以从位于系统400内的任何适合的来源或从系统400外部，例如ISBL或OSBL提供、产生、或以其他方式获得氢。例如，可以被引入管线402中的烃、管线404中的第一烃、和/或管线406中的第二烃的氢的至少一部分可以由一种或多种下游驰放气体产生。例如，管线404中的第一烃可以具有约0摩尔％至约15摩尔％的氢浓度，并且管线406中的第二烃可以具有约0摩尔％至约15摩尔％的氢浓度。
管线404中的第一烃可以是或包括管线402中的烃的总量的约90体积％至约60体积％。管线406中的第二烃可以是或包括管线402中的烃的总量的约40体积％至约10体积％。例如，管线404中的第一烃可以是或包括管线402中的烃的总量的约90体积％至约70体积％，管线406中的第二烃可以是或包括管线402中的烃的总量的约30体积％至约10体积％。在另一个实例中，管线404中的第一烃的量可以大约等于管线406中的第二烃的量或比管线406中的第二烃的量多高达约9倍。因此，管线404中的第一烃和管线406中的第二烃可以彼此不同、源自不同来源等。
管线402中的烃可以包括一种或多种液态或气态烃、或其任何混合物。在一个或多个实施方案中，烃可以包括氢、氮、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、或其任何混合物。管线402中的烃可以具有0摩尔％、约1摩尔％、约2摩尔％、或约5摩尔％至约8摩尔％、约12摩尔％、约16摩尔％、或约20摩尔％的氢浓度。管线402中的烃可以具有约50摩尔％、约65摩尔％、约75摩尔％、或约80摩尔％至约85摩尔％、约88摩尔％、约90摩尔％、或约100摩尔％的甲烷浓度。管线402中的烃可以具有0摩尔％、约5摩尔％、约10摩尔％、或约12摩尔％至约15摩尔％、约18摩尔％、约21摩尔％、或约25摩尔％的C2-C3浓度。管线402中的烃可以具有0摩尔％、约2摩尔％、约4摩尔％、或约6摩尔％至约8摩尔％、约10摩尔％、约12摩尔％、或约15摩尔％的C4和更高级烃的浓度。
可以在一段重整器412中在蒸汽和/或一种或多种第一催化剂的存在下重整管线404中的第一烃以产生第一流出物413。一段重整器412可以如以上参照图2所讨论和描述的。对于1500t/d的氨工厂，一段重整器可以在约650℃至约850℃，例如约680℃至约820℃的温度下运行，并且可以具有约200MMBtu/hr至约400MMBtu/hr的热输出。在一个或多个实施方案中，在一段重整器412内产生的热的约5％或更多、约15％或更多、约20％或更多、或约50％或更多可以用于重整经过管线404引入的第一烃。
管线413中的第一流出物可以包括氢、氮、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、或其任何混合物。管线413中的第一流出物可以包括与管线404中的第一烃相比升高量的氢和降低量的甲烷。管线413中的第一流出物可以具有约50摩尔％、约55摩尔％、约59摩尔％、或约61摩尔％至约65摩尔％、约70摩尔％、约75摩尔％、或约80摩尔％的氢浓度。第一流出物413可以具有约0摩尔％、约0.1摩尔％、约0.3摩尔％、或约0.5摩尔％至约1摩尔％、约2摩尔％、约5摩尔％、或约10摩尔％的氮浓度。管线413中的第一流出物可以具有约7摩尔％、约10摩尔％、约15摩尔％、或约20摩尔％至约22摩尔％、约25摩尔％、约27摩尔％、或约30摩尔％的甲烷浓度。管线413中的第一流出物可以具有约3摩尔％、约5摩尔％、约6摩尔％、或约7摩尔％至约9摩尔％、约11摩尔％、约13摩尔％、或约15摩尔％的一氧化碳浓度。管线413中的第一流出物可以具有约8摩尔％、约10摩尔％、约12摩尔％、或约14摩尔％至约16摩尔％、约18摩尔％、约20摩尔％、或约22摩尔％的二氧化碳浓度。管线413中的第一流出物可以具有不存在的或以例如低于约1摩尔％或低于约0.5摩尔％的最低限度存在的组分，如C2和更重的烃。
管线413中的第一流出物可以处于约650℃、约675℃、约700℃、或约725℃至约740℃、约750℃、约775℃、或约850℃的温度。管线413中的第一流出物的压力可以为约2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,250kPa至约3,500kPa、约3,750kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa。
由二段重整器416产生的管线417中的第二流出物可以包括氢、一氧化碳、二氧化碳、氮、和其他次要组分，如氩和/或甲烷。二段重整器416可以如以上参照图2所讨论和描述的。管线417中的第二流出物可以具有约35摩尔％、约45摩尔％、约50摩尔％、或约55摩尔％至约58摩尔％、约60摩尔％、约65摩尔％、或约75摩尔％的氢浓度。管线417中的第二流出物可以具有约0.05摩尔％、约0.1摩尔％、约0.2摩尔％、或约0.3摩尔％至约0.8摩尔％、约1摩尔％、约1.5摩尔％、或约2摩尔％的甲烷浓度。管线417中的第二流出物可以具有约7摩尔％、约10摩尔％、约13摩尔％、或约14摩尔％至约15摩尔％、约16摩尔％、约18摩尔％、或约20摩尔％的一氧化碳浓度。管线417中的第二流出物可以具有约4摩尔％、约10摩尔％、约13摩尔％、或约14摩尔％至约15摩尔％、约16摩尔％、约18摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。
管线417中的第二流出物可以处于约800℃、约900℃、约975℃、或约1,000℃至约1,025℃、约1,050℃、约1,100℃或约1,150℃的温度。管线417中的第二流出物的压力可以为约2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,250kPa至约3,500kPa、约3,750kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa。
重整交换器418可以以约500m3/hr、约1,500m3/hr、约2,000m3/hr、或约2,500m3/hr至约2,800m3/hr、约3,500m3/hr、约4,500m3/hr、或约6,000m3/hr的速率重整管线417中的第二烃406和/或第二流出物。一个或多个重整交换器410可以包括KBR重整交换器系统。重整交换器410可以如以上参照图2所讨论和描述的。
可以将经过管线406的第二烃引入重整交换器418的管侧入口，以产生经过来自重整交换器418内的一个或多个含催化剂的管的出口的粗合成气。在一个或多个实施方案中，管线406中的第二烃可以在进入重整交换器418之前被加热。例如，可以将经过管线406的第二烃引入在一段级重整器412的排气导管内设置的加热线圈，以产生加热的第二烃。加热的管线406中的第二烃可以处于约400℃、约435℃、约475℃、或约505℃至约515℃、约525℃、约550℃、或约600℃的温度。
可以由第二流出物417提供在重整交换器418的含催化剂的管内的吸热重整反应所需的热。单独的或混合的或以其他方式与第二烃406合并的经过管线417引入的第二流出物可以沿着一个或多个含催化剂的管的外部流动，从而间接地将热从第二流出物转移到第二烃。
由重整交换器418产生的管线419中的粗合成气可以包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、己烷、氢、氮、或其任何混合物。管线419中的粗合成气可以具有约40摩尔％、约45摩尔％、约50摩尔％、或约55摩尔％至约60摩尔％、约62摩尔％、约67摩尔％、或约75摩尔％的氢浓度。管线419中的粗合成气可以具有约0.2摩尔％、约0.3摩尔％、约0.4摩尔％、或约0.5摩尔％至约0.6摩尔％、约0.7摩尔％、约0.8摩尔％、或约1摩尔％的甲烷浓度。管线419中的粗合成气可以具有约8摩尔％、约10摩尔％、约12摩尔％、或约14摩尔％至约16摩尔％、约18摩尔％、约20摩尔％、或约22摩尔％的一氧化碳浓度。管线419中的粗合成气可以具有约3摩尔％、约5摩尔％、约7摩尔％、或约8摩尔％至约9摩尔％、约11摩尔％、约15摩尔％、或约20摩尔％的二氧化碳浓度。
管线419中的粗合成气可以处于约700℃、约735℃、约775℃、或约785℃至约800℃、约820℃、约860℃、或约900℃的温度。管线419中的粗合成气的压力可以为约2,000kPa、约2,500kPa、约3,000kPa、或约3,250kPa至约3,300kPa、约3,650kPa、约4,500kPa、或约5,500kPa。管线419中的粗合成气可以具有约3:1至约200:1、约4:1至约150:1、或约5:1至约100:1的氢相对于氮的摩尔比。
可以将由废热锅炉425产生的冷却的合成气431引入变换炉以产生变换的合成气437。如图4所示，变换炉可以包括HTSC 433、MTSC(未显示)、LTSC 436、或其任意组合。HTSC433、MTSC(未显示)、LTSC 436可以如参照图2所讨论和描述的。可以将冷却的粗合成气431的至少一部分引入HTSC 433。可以将离开HTSC 423的合成气的至少一部分经过管线435引入LTSC 436。在一个或多个实施方案中，可以将冷却的合成气431的至少一部分以任何顺序和/或其组合引入HTSC、MTSC、和/或LTSC。
HTSC 433、MTSC(未显示)、和/或LTSC 436可以通过在足以氧化一氧化碳的温度下、在一种或多种催化剂的存在下使一氧化碳反应，将合成气中的一氧化碳转化为二氧化碳。HTSC 443内的催化剂可以包括但不限于氧化铁、铁酸锌、磁铁矿、氧化铬、其衍生物、或其任何混合物。HTSC 443可以在约300℃至约450℃、或约350℃至约400℃的温度下运行。MTSC内的催化剂可以包括但不限于氧化铁、氧化铬、其衍生物、或其任何混合物。MTSC可以在约200℃至约350℃、或约250℃至约300℃的温度下运行。LTSC 446内的催化剂可以包括但不限于铜、锌、铜活化的氧化铬、其衍生物、或其任何混合物。LTSC 446可以在约180℃至约250℃、或约190℃至约225℃的温度下运行。
可以将管线437中的变换的合成气引入一个或多个二氧化碳去除单元440以去除其中包含的二氧化碳的至少一部分。二氧化碳去除单元440可以是如以上参照图2所讨论和描述的二氧化碳去除单元。
二氧化碳去除单元440可以产生经过管线441的贫二氧化碳合成气和经过管线443的二氧化碳产物。管线441中的贫二氧化碳合成气可以具有约60摩尔％、约70摩尔％、约80摩尔％、或约82摩尔％至约83摩尔％、约85摩尔％、约95摩尔％、或约100摩尔％的氢浓度。管线441中的贫二氧化碳合成气可以具有约0摩尔％、约5摩尔％、约10摩尔％、或约15摩尔％至约17摩尔％、约20摩尔％、约25摩尔％、或约35摩尔％的氮浓度。管线441中的贫二氧化碳合成气可以具有约0摩尔％、约0.001摩尔％、约0.005摩尔％、或约0.01摩尔％至约0.05摩尔％、约0.1摩尔％、约0.15摩尔％、或约0.2摩尔％的二氧化碳浓度。管线441中的贫二氧化碳合成气可以具有约0摩尔％、约0.001摩尔％、约0.005摩尔％、或约0.01摩尔％至约0.05摩尔％、约0.1摩尔％、约0.15摩尔％、或约0.2摩尔％的一氧化碳浓度。管线441中的贫二氧化碳合成气可以具有约3.5:1至约150:1、约4.9:1至约100:1、或约9.4:1至约80:1的氢相对于氮的摩尔比。
可以任选地将贫二氧化碳合成气441压缩并引入氮洗涤单元460，以产生如以上所讨论和描述的氨原料461。管线461中的氨原料可以具有约65摩尔％、约70摩尔％、约72摩尔％、或约74摩尔％至约75摩尔％、约76摩尔％、约78摩尔％、或约80摩尔％的氢浓度。管线461中的氨原料可以具有约20摩尔％、约22摩尔％、约24摩尔％、或约25摩尔％至约26摩尔％、约27摩尔％、约28摩尔％、或约30摩尔％的氮浓度。管线461中的氨原料可以具有约2.5:1至约3.5:1、约2.8:1至约3.2:1、或约2.9:1至约3:1的氢相对于氮的摩尔比。
可以将经过管线461的氨原料引入氨合成单元480以产生一种或多种产物，如氨产物481和驰放气体483。氨合成单元480可以是使用一种或多种磁铁矿催化剂的常规单通道或多通道转化器。氨合成单元480可以是使用一种或多种贵金属催化剂、或一种或多种基于钌的催化剂的单通道或多通道转化器，所述基于钌的催化剂如可得自KBR的基于钌的KAAP催化剂。氨合成单元480可以包括氨冷凝器，其具有能够从包含至少氢和氮的气体混合物选择性分离氨的任何机械或化学系统。氨冷凝器可以包括一个或多个深冷净化器，所述深冷净化器包括一个或多个制冷交换器和一个或多个制冷压缩机。氨合成单元480可以如以上参照图2所讨论和描述的。
可以将经过管线483的驰放气体再循环到系统400内的一种或多种进料。分离的或回收的氩可以排放到大气，作为副产物出售，或以其他方式处理。虽然未显示，但是可以将驰放气体483引入氩回收单元以产生分离的氩进料和贫氩驰放气体。在一个或多个实施方案中，氩回收单元可以不存在于系统400中，并且可以将经过管线483的驰放气体引入管线441中的贫二氧化碳合成气。可以从驰放气体回收单元(未显示)回收富氢产物，所述富氢产物可以在氨合成单元480内再循环。
具有一段重整器412、二段重整器416、重整交换器418、HTSC 433、LTSC 436、二氧化碳去除单元440、干燥器450、氮洗涤单元460、和氨合成单元480的上述布置的系统400提供了相对于现有系统的令人惊讶和出乎意料的益处。令人惊讶和出乎意料地发现系统中不需要甲烷转化器将剩余的二氧化碳和贫二氧化碳合成气中剩余的一氧化碳转化为甲烷。当考虑与甲烷转化器相关的液压限制时，这是特别有益的。
系统400可以构建为新的或基础设施。换言之，系统400可以从头构建。可以通过改变、改装或改造现有的合成气生产系统来提供系统400。例如，可以通过改造现有的整合的合成气和氨生产系统来提供系统400。
包括ASU 410、干燥器450、和氮洗涤单元460的改造的现有设施或新设施，可以使经过管线481的合成气产量提高10％至200％或30％至100％。可以改造任何合成气生产系统以包括重整交换器、ASU、和/或氮洗涤单元，如以上参照图4所讨论和描述的。例如，可以改造产生氢、费托产物、甲醇、氨、尿素等的现有的SMR和ATR合成气生产系统以提供ASU和氮洗涤单元。
令人惊讶地和出乎意料地发现将ASU和氮洗涤单元添加到现有的合成气净化和氨合成系统需要约15天、约21天或约28天的最短停机时间。这样的最短停机时间将是运营者希望的，因为其降低了与构建全新系统相关的货币风险，并且在改造中，在大量经济损失发生之前可以恢复氨生产。
预示例
为了更好地理解上述讨论，提供了以下非限制性模拟实施例。虽然这些实施例可以涉及具体实施方案，但是它们被视为在任何具体方面不限制本发明。除非另有指明，所有份数、比例和百分比均按体积计。将以下实施例与本领域已知的用于制备用于氨合成的合成气的两种方法之一进行比较，下文中分别称为“对照实施例1”和“对照实施例2”。
表1和表2显示对照实施例1的模拟过程结果，其中将烃引入一段重整器和二段重整器以产生合成气。将对照实施例1中的合成气引入高温变换炉器(“HTSC”)、低温变换炉(“LTSC”)、二氧化碳去除单元、和甲烷化器以产生氨合成补充气体。实施例1和2是对照实施例1的改进。实施例1示例说明了PSA单元与甲烷转化器一起用于合成气净化的用途，生产能力增加的目标是对照实施例1的150％的生产能力。实施例2示例说明了具有甲烷化器的PSA单元的用途，并且目标生产能力增加为对照情况的生产能力的200％。实施例3和4也是对对照实施例1的改进。实施例3包括并联的二段重整器用于合成气产生的用途，以及不具有甲烷转化器的PSA单元用于合成气净化的用途。实施例4包括同样不具有甲烷转化器的PSA单元用于合成气净化的用途。
表1
Figure BDA0001257370940000411
Figure BDA0001257370940000421
Figure BDA0001257370940000431
如表1所示，对照实施例1处理25,246.9kg/hr的总天然气进料流量，并产生1,436STPD的氨。然而，实施例1可以处理比对照实施例1多约57体积％的天然气，并产生多50％的氨产物。实施例2使处理/压缩空气流升高到大于对照实施例1的245体积％，从而处理比对照实施例1多约119体积％的天然气，并产生比对照实施例1多95.5体积％的合并的氨原料。因此，氨合成单元可以每小时多产生96％的氨产物。此外，实施例1和2包括的改进使得一段重整器单元在更低的温度下运行，同时处理显著更大体积的进料。
如实施例1和2所示，通过PSA单元处理第二合成气可以产生具有比在HTSC、LTSC、CO2去除单元、和甲烷转化器中处理的第一合成气更高的氢相对于氮的摩尔比(“H/N比”)的合成气。更具体地，实施例1的第二合成气具有约4.35:1的H/N比，并且第一合成气具有约2.7:1的H/N比。实施例2的第二合成气具有约3.84:1的H/N比并且第一合成气具有约2.4:1的H/N比。由于理想的氨合成补充气体的H/N比约为3:1，所以第一和第二合成气流的组合将比对照实施例1更理想。对照实施例1具有约2.92:1的最终H/N比，而实施例1和2两者均具有约3:1的最终H/N摩尔比。值得注意的是，实施例1和2的PSA单元产生具有Btu等级的废气(实施例1，1,817.4Btu/lb；实施例2，1,243.2Btu/lb)。在对照实施例1中不产生废气。实施例1和2还实现了3:1的更低的蒸汽相对于碳(S/C)的比。关于实施例2，令人惊讶地和出乎意料地发现该系统使氨产量增加了196％。氨生产和氧输入表示为STPD，STPD是每天短吨(STPD)，等同于LB/HR*24/2000。
表2
Figure BDA0001257370940000441
Figure BDA0001257370940000451
Figure BDA0001257370940000461
表2显示了基础方案和改进实施例3和4的模拟过程结果。实施例3的系统对应于参照图2讨论和描述的系统200。实施例4的系统对应于参照图3讨论和描述的系统300。
实施例3包括第二二段重整器，并且不包括在PSA单元之后的甲烷转化器，如参照图2所讨论和描述的。在实施例3中，流动流(flow stream)在离开一段重整器后而被分成第一流和第二流。PSA单元回收88.2％的H2和仅回收22.8％的N2。如表2所示，存在于一段重整器中的进料流的20％在新的第二二段重整器和PSA单元中行进。该第二进料流形成10.2:1的H/N摩尔比，其当与H/N摩尔比为2.5:1的第一流合并时，将产生H/N摩尔比为3:1的氨合成补充气体。
实施例4与以上实施例1类似，但不包括在PSA单元之后的甲烷转化器。与实施例1和2类似，进料流在HTSC之后被分开，其中第一流在现有系统中被处理以产生H/N摩尔比为2.4:1的合成气，但是其中第二流在PSA单元中被处理以产生H/N摩尔比为9.31:1的合成气。第一和第二合成气流可以被合并以产生H/N摩尔比为3:1的氨合成补充气体。在实施例4中，PSA单元回收第二流中的88.2％的H2并且仅回收第二流中的22.8％的N2。
表3
Figure BDA0001257370940000471
Figure BDA0001257370940000481
Figure BDA0001257370940000491
表3显示对照实施例2的模拟过程结果，其中类似于对照实施例1，将烃引入一段重整器、二段重整器、和重整交换器以产生合成气。然后将对照实施例2中的合成气引入HTSC、LTSC、二氧化碳去除单元、和甲烷转化器以产生氨合成补充气体。实施例5是对照实施例2的改进，其包括PSA单元下游的甲烷转化器。
在实施例5中，离开HTSC的合成气的43.5％被分成在PSA单元中被处理的第二流。在现有系统中处理第一合成气流以产生H/N摩尔比为2.13:1的氨合成补充气体。通过PSA单元处理第二气流以产生H/N摩尔比为6.28:1的补充气体。将第一和第二补充气流合并，其具有3:1的H/N摩尔比。
实施例5可以以高于76％的增加的流动速率处理天然气进料，这需要比对照实施例2多131％的压缩空气流量。合并的氨合成补充气体的流动速率比对照实施例2高64％，从而导致氨合成单元每小时多产生57％的氨产物。
表4示例说明了根据本文讨论和描述的实施方案改进的对照实施例3。表4示出了对照实施例3的模拟过程结果，其中将烃引入一段重整器、在氧化剂或过量工艺空气的存在下的二段重整器、和重整交换器以产生合成气。然后将合成气引入HTSC、LTSC、二氧化碳去除单元、和氮洗涤单元以产生氨合成补充气体。实施例6-9是对照实施例3的改进，其包括到二段重整器的氧输入的增加和氮洗涤单元的添加，如参照图4所讨论和描述的。
实施例6使对照实施例3的天然气进料流量升高到约151％，将氧化剂引入氧浓度为约317STPD的二段重整器，输入到新的氮洗涤单元的氮流具有约2372STPD的氮浓度，并且重整器中的蒸汽相对于碳的比(S/C)为约3.1:1。实施例7与实施例6相似，除了氧化剂中的氧浓度升高至约322STPD，并且S/C降低至约2.9:1。实施例8与实施例7相似，除了S/C升高至约3.3:1。实施例9与实施例8相似，除了天然气进料流升高至对照实施例3的约174体积％，氧化剂具有约656STPD的氧流量和高度浓缩的氮流。令人惊讶和出乎意料地发现：氨以对照实施例3的约150％m3/hr至约170％m3/hr的速率产生，而系统的流动速率比没有ASU和氮洗涤单元的系统仅升高约110％至140％。
表4
Figure BDA0001257370940000501
Figure BDA0001257370940000511
Figure BDA0001257370940000521
Figure BDA0001257370940000531
如表4所示，对照实施例3提供1,436STPD的氨产生速率，而实施例6-9产生的氨比对照实施例3的氨分别多约50％、51％、50％和68％。实施例6-9导致通过系统的总压缩空气流的总体下降。无论如何，一段和二段重整器、重整交换器、变换炉、和二氧化碳去除单元都以比对照实施例3显著更高的速率处理气体。因此，实施例6-8产生的氨原料为对照实施例3多约143体积％，实施例9多约160体积％。二段重整器中的火焰温度比对照实施例3高约300℃，并且离开二段重整器的进料处于约1,010℃的温度下。尽管第二流出物的温度升高，但离开重整交换器(KRES)的重整粗合成气比对照实施例3中的粗合成气冷近350℃。
本发明的实施方案还涉及以下段落中的任何一个或多个：
1.一种用于制备氨的方法，其包括使包含二氧化碳和约8摩尔％至约20摩尔％一氧化碳的第一合成气转化以产生包含二氧化碳和约0.1摩尔％至约1摩尔％一氧化碳的变换的合成气；从变换的合成气分离二氧化碳的至少一部分以产生贫二氧化碳合成气；使贫二氧化碳合成气中的一氧化碳、二氧化碳、或二者的至少一部分转化为甲烷，以产生氢相对于氮的摩尔比为约1.5:1至约3.5:1的甲烷化的第一合成气；分离包含二氧化碳和约7摩尔％至约20摩尔％一氧化碳的第二合成气，以产生氢相对于氮的摩尔比为约2:1至约50:1的净化的第二合成气和一氧化碳浓度为约0.2摩尔％至约60摩尔％的废气；合并甲烷化的第一合成气的至少一部分和净化的第二合成气的至少一部分，以产生氢相对于氮的摩尔比为约2.5:1至约3.5:1的氨原料；和使氨原料中的氢和氮的至少一部分反应，以产生氨产物。
2.根据段落1所述的方法，其中氨原料具有高达约0.1摩尔％的一氧化碳浓度和高达约0.1摩尔％的二氧化碳浓度。
3.根据段落1或2所述的方法，其还包括在蒸汽的存在下重整第一烃以产生流出物；将流出物分离为第一流出物和第二流出物；在氧化剂的存在下重整第一流出物以产生重整的流出物；将重整的流出物与第二烃合并；重整合并的重整的流出物和第二烃以产生第一合成气；和重整第二流出物以产生第二合成气。
4.根据段落1至3中任一段所述的方法，其中在重整交换器中重整合并的重整的流出物和第二烃以产生第一合成气，其中第一合成气处于约700℃至约900℃的温度。
5.根据段落1至4中任一段所述的方法，其中在变压吸附单元中分离第二合成气，变压吸附单元具有约60％至约98％的典型氢回收率。
6.根据段落1至5中任一段所述的方法，其还包括在蒸汽的存在下重整第一烃以产生第一流出物；在氧化剂的存在下重整第一流出物以产生重整的流出物；合并重整的流出物与第二烃；重整合并的重整的流出物和第二烃以产生第一合成气；和将合成气分离成第一合成气和第二合成气。
7.根据段落1至6中任一段所述的方法，其还包括将净化的第二合成气中包含的一氧化碳、二氧化碳、或二者的至少一部分转化成甲烷。
8.根据段落1至7中任一段所述的方法，其还包括在甲烷转化器中将净化的第二合成气中包含的一氧化碳、二氧化碳、或二者的至少一部分转化成甲烷。
9.根据段落1至8中任一段所述的方法，其中所述第一合成气处于约2,000kPa至约5,500kPa的压力。
10.根据段落1至9中任一段所述的方法，其还包括从氨产物分离驰放气体，并且在分离第二合成气之前将驰放气体与第二合成气合并。
11.一种用于制备氨的方法，其包括使包含二氧化碳和约8摩尔％至约20摩尔％一氧化碳的第一合成气转化以产生包含二氧化碳和约0.1摩尔％至约1摩尔％一氧化碳的变换的合成气；从变换的合成气分离二氧化碳的至少一部分以产生贫二氧化碳合成气；将贫二氧化碳合成气中的一氧化碳、二氧化碳、或二者的至少一部分转化成甲烷，以产生氢相对于氮的摩尔比为约1.5:1至约3.5:1且一氧化碳浓度高达约0.05摩尔％的甲烷化的第一合成气；分离包含二氧化碳和约7摩尔％至约20摩尔％一氧化碳的第二合成气，以产生氢相对于氮的摩尔比为约2:1至约50:1的净化的第二合成气和一氧化碳浓度为约0.2摩尔％至约60摩尔％的废气；合并甲烷化的第一合成气的至少一部分和净化的第二合成气的至少一部分以产生氢相对于氮的摩尔比为约2.5:1至约3.5:1的氨原料；和使氨原料中的氢和氮的至少一部分反应以产生氨产物。
12.根据段落11所述的方法，其中第一合成气具有约40摩尔％至约65摩尔％的氢浓度，并且其中第二合成气气体具有约35摩尔％至约65摩尔％的氢浓度。
13.根据段落11或12所述的方法，其中在约320℃至约425℃的温度下运行的第一高温变换炉中将第一合成气中存在的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳，并且其中以约70％至约98％的典型氢回收率在变压吸附单元中分离所述第二合成气。
14.根据段落11至13中任一段所述的方法，其中第二合成气具有约35摩尔％至约65摩尔％的氢浓度、约7摩尔％至约20摩尔％的一氧化碳浓度和约4摩尔％至约20摩尔％的二氧化碳浓度，并且其中净化的第二合成气具有约75摩尔％至约99.5摩尔％的氢浓度、0摩尔％至约0.25摩尔％的一氧化碳浓度和高达约0.25摩尔％的二氧化碳浓度。
15.一种用于产生氨的系统，其包括变换炉，其被配置成将第一合成气中存在的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳，以产生包含二氧化碳和约0.1摩尔％至约1摩尔％一氧化碳的变换的合成气；二氧化碳去除单元，其被配置成从变换的合成气分离二氧化碳的至少一部分，以产生贫二氧化碳合成气；甲烷转化器，其被配置成将贫二氧化碳合成气中包含的一氧化碳、二氧化碳、或二者的至少一部分转化成甲烷，以产生氢相对于氮的摩尔比为约1.5:1至约3.5:1的甲烷化的第一合成气；变压吸附单元，其被配置成分离第二合成气，以产生氢相对于氮的摩尔比为约2:1至约50:1的净化的第二合成气和一氧化碳浓度为0.2摩尔％至约60摩尔％的废气；管道，其被配置成合并甲烷化的第一合成气的至少一部分和净化的第二合成气的至少一部分，以产生氢相对于氮的摩尔比为约2.5:1至约3.5:1的氨原料；和氨合成单元，其被配置成使氨原料中的氢和氮的至少一部分反应以产生氨产物。
16.根据段落15所述的系统，其还包括一段重整器，其被配置成重整第一烃以产生第一流出物；二段重整器，其被配置成重整第一流出物以产生重整的流出物；和重整交换器，其被配置成重整重整的流出物和第二烃以产生合成气，其中分离所述合成气以产生第一合成气和第二合成气。
17.根据段落15或16所述的系统，其还包括：一段重整器，其被配置成在氧化剂的存在下重整第一烃以产生第一流出物和第二流出物；第一二段重整器，其被配置成重整第一流出物以产生重整的流出物；重整交换器，其被配置成重整重整的流出物和第二烃以产生第一合成气；和第二二段重整器，其被配置成重整第二流出物以产生第二合成气。
18.根据段落15至17中任一段所述的系统，其中一段重整器在约1,200℃至约1,550℃的温度下运行。
19.根据段落15至18中任一段所述的系统，其还包括第二气体变换炉，其被配置成将第二合成气中包含的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳。
20.根据段落15至19中任一段所述的系统，其还包括第二甲烷转化器，其被配置成将净化的第二合成气中包含的一氧化碳、二氧化碳、或二者的至少一部分转化为甲烷，以产生甲烷化的第二合成气，其中将甲烷化的第二合成气引入氨合成单元。
已经使用一组数值上限和一组数值下限描述某些实施方案和特征。应当理解的是，除非另有指明，本发明考虑包括任意两个值的组合，例如任意下限值和任意上限值的组合、任意两个下限值的组合、和/或任意两个上限值的组合的范围。某些下限、上限和范围出现在以下一项或多项权利要求中。所有数值是“约”或“大约”所显示的值，并且考虑到具有本领域普通技术的人员将预期的实验误差和变化。
上文已经定义了各种术语。在权利要求中使用的术语未在上文定义的情况下，应当给予该术语如在至少一种印刷出版物或公布专利中所反映的相关领域的人员已给予该术语的最广泛定义。此外，本申请中引用的所有专利、测试过程和其它文件通过以这样的公开内容与本申请一致的程度的引用完全并入，并且用于其中这样的并入是允许的司法管辖。
尽管前述内容涉及本发明的实施方案，但在不脱离本发明的基本范围的情况下，可以设计本发明的其他和另外的实施方案，并且本发明的范围由随后的权利要求确定。

Claims (20)

1.一种用于制备氨的方法，其包括：
使包含二氧化碳和8摩尔％至20摩尔％一氧化碳的第一合成气转化，以产生包含二氧化碳和0.1摩尔％至1摩尔％一氧化碳的变换的合成气；
从变换的合成气分离二氧化碳的至少一部分以产生贫二氧化碳合成气；
使贫二氧化碳合成气中的一氧化碳、二氧化碳或二者的至少一部分转化为甲烷，以产生氢相对于氮的摩尔比为1.5:1至3.5:1的甲烷化的第一合成气；
分离包含二氧化碳和7摩尔％至20摩尔％一氧化碳的第二合成气，以产生氢相对于氮的摩尔比为2:1至50:1的净化的第二合成气和一氧化碳浓度为0.2摩尔％至60摩尔％的废气；
合并甲烷化的第一合成气的至少一部分和净化的第二合成气的至少一部分，以产生氢相对于氮的摩尔比为2.5:1至3.5:1的氨原料；和
使氨原料中的氢和氮的至少一部分反应以产生氨产物。
2.权利要求1所述的方法，其中所述氨原料具有高达0.1摩尔％的一氧化碳浓度和高达0.1摩尔％的二氧化碳浓度。
3.权利要求1所述的方法，其还包括：
在蒸汽的存在下重整第一烃以产生流出物；
将流出物分离为第一流出物和第二流出物；
在氧化剂的存在下重整第一流出物以产生重整的流出物；
将重整的流出物与第二烃合并；
重整合并的重整的流出物和第二烃以产生第一合成气；和
重整第二流出物以产生第二合成气。
4.权利要求3所述的方法，其中在重整交换器中重整所述合并的重整的流出物和第二烃以产生第一合成气，其中第一合成气处于700℃至900℃的温度下。
5.权利要求1所述的方法，其中在变压吸附单元中分离所述第二合成气，所述变压吸附单元具有60％至98％的典型氢回收率。
6.权利要求1所述的方法，其还包括：
在蒸汽的存在下重整第一烃以产生第一流出物；
在氧化剂的存在下重整第一流出物以产生重整的流出物；
合并重整的流出物和第二烃；
重整合并的重整的流出物和第二烃以产生第一合成气；和
将合成气分离成第一合成气和第二合成气。
7.权利要求1所述的方法，其还包括将所述净化的第二合成气中包含的一氧化碳、二氧化碳或二者的至少一部分转化成甲烷。
8.权利要求1所述的方法，其还包括在甲烷转化器中将所述净化的第二合成气中包含的一氧化碳、二氧化碳或二者的至少一部分转化成甲烷。
9.权利要求1所述的方法，其中所述第一合成气处于2,000kPa至5,500kPa的压力下。
10.权利要求1所述的方法，其还包括：
从所述氨产物分离驰放气体，并且在分离第二合成气之前将驰放气体与第二合成气合并。
11.一种用于制备氨的方法，其包括：
使包含二氧化碳和8摩尔％至20摩尔％一氧化碳的第一合成气转化以产生包含二氧化碳和0.1摩尔％至1摩尔％一氧化碳的变换的合成气；
从变换的合成气分离二氧化碳的至少一部分以产生贫二氧化碳合成气；
将贫二氧化碳合成气中的一氧化碳、二氧化碳或二者的至少一部分转化成甲烷，以产生氢相对于氮的摩尔比为1.5:1至3.5:1且一氧化碳浓度高达0.05摩尔％的甲烷化的第一合成气；
分离包含二氧化碳和7摩尔％至20摩尔％一氧化碳的第二合成气，以产生氢相对于氮的摩尔比为2:1至50:1的净化的第二合成气和一氧化碳浓度为0.2摩尔％至60摩尔％的废气；
合并甲烷化的第一合成气的至少一部分和净化的第二合成气的至少一部分以产生氢相对于氮的摩尔比为2.5:1至3.5:1的氨原料；和
使氨原料中的氢和氮的至少一部分反应以产生氨产物。
12.权利要求11所述的方法，其中所述第一合成气具有40摩尔％至65摩尔％的氢浓度，并且其中所述第二合成气气体具有35摩尔％至65摩尔％的氢浓度。
13.权利要求11所述的方法，其中在320℃至425℃的温度下运行的第一高温变换炉中将所述第一合成气中存在的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳，并且其中以70％至98％的典型氢回收率在变压吸附单元中分离所述第二合成气。
14.权利要求11所述的方法，其中所述第二合成气具有35摩尔％至65摩尔％的氢浓度、7摩尔％至20摩尔％的一氧化碳浓度和4摩尔％至20摩尔％的二氧化碳浓度，和
其中所述净化的第二合成气具有75摩尔％至99.5摩尔％的氢浓度、高达0.25摩尔％的一氧化碳浓度和高达0.25摩尔％的二氧化碳浓度。
15.一种用于产生氨的系统，其包括：
变换炉，其被配置成将第一合成气中存在的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳，以产生包含二氧化碳和0.1摩尔％至1摩尔％一氧化碳的变换的合成气；
二氧化碳去除单元，其被配置成从变换的合成气分离二氧化碳的至少一部分，以产生贫二氧化碳合成气；
甲烷转化器，其被配置成将贫二氧化碳合成气中包含的一氧化碳、二氧化碳或二者的至少一部分转化成甲烷，以产生氢相对于氮的摩尔比为1.5:1至3.5:1的甲烷化的第一合成气；
变压吸附单元，其被配置成分离第二合成气，以产生氢相对于氮的摩尔比为2:1至50:1的净化的第二合成气和一氧化碳浓度为0.2摩尔％至60摩尔％的废气；
管道，其被配置成合并甲烷化的第一合成气的至少一部分和净化的第二合成气的至少一部分，以产生氢相对于氮的摩尔比为2.5:1至3.5:1的氨原料；和
氨合成单元，其被配置成使氨原料中的氢和氮的至少一部分反应以产生氨产物。
16.权利要求15所述的系统，其还包括：
一段重整器，其被配置成重整第一烃以产生第一流出物；
二段重整器，其被配置成重整第一流出物以产生重整的流出物；和
重整交换器，其被配置成重整重整的流出物和第二烃以产生合成气，其中分离合成气以产生第一合成气和第二合成气。
17.权利要求16所述的系统，其还包括：
一段重整器，其被配置成在氧化剂的存在下重整第一烃以产生第一流出物和第二流出物；
第一二段重整器，其被配置成重整第一流出物以产生重整的流出物；
重整交换器，其被配置成重整重整的流出物和第二烃以产生第一合成气；和
第二二段重整器，其被配置成重整第二流出物以产生第二合成气。
18.权利要求16所述的系统，其中所述一段重整器在1,200℃至1,550℃的温度下运行。
19.权利要求15所述的系统，其还包括第二气体变换炉，其被配置成将所述第二合成气中包含的一氧化碳的至少一部分转化为二氧化碳。
20.权利要求15所述的系统，其还包括第二甲烷转化器，其被配置成将所述净化的第二合成气中包含的一氧化碳、二氧化碳或二者的至少一部分转化为甲烷，以产生甲烷化的第二合成气，其中将甲烷化的第二合成气引入氨合成单元。
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