CN1136800A - 富氢气体的生产 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及在气体发生器(1)中将饱和气态烃燃料(8)或饱和气态烃燃料与液态烃燃料的混合物进行部分氧化生产富氢气体(92)的方法。本工艺中，来自后续燃料气饱和器(50)的饱和气态烃燃料(8)在热交换器(43)中与一股来自催化水-气直接变换转化区(38)的变换工艺气体物流(42)进行间接换热而被预热并在上述的部分氧化气体发生器(1)中进行反应。来自非催化部分氧化气体发生器(1)的工艺气物流在气体洗涤塔(24)中用水对其进行骤冷和洗涤，工艺气中的CO与H2O在变换转化区(38)进行催化反应而增加其氢含量之前，将工艺气在热交换器(30)中与来自变换转化区(38)的另一股工艺气物流(35)间接换热对工艺气预热。在热交换器(53)中将变换工艺气物流冷却并脱水以生产用于将上述去往部分氧化气体发生器(1)的经预热的气态烃燃料进料物流(8)饱和的变换冷凝液。

Description

富氢气体的生产
本发明涉及富氢气体的生产，方法是对用水饱和的气态烃燃料或对用水饱和的气态烃燃料与液态烃燃料的混合物进行部分氧化来生产富氢气体。
在共同转让的美国专利No.4,338,292中公开了一种富氢气体的生产过程，方法是将一种液态烃进料或一种固态烃进料的可泵送浆液部分氧化来生产一种粗进料气体，该进料气体经净化和提纯后再于一含有用碱金属促进的铜的铀酸盐与氧化铜的混合物的催化床层内发生反应制造产品气，产品气中含有20～60％(摩尔)的氢气以及水和酸性气体。在共同转让的美国专利No.4,021,366中，由液态烃物料或固态烃进料的浆料经部分氧化所得到的工艺气物流经过冷却、洗涤并在一其后设有一高温催化剂床层的低温催化剂床层中进行水-气变换反应。在共同转让的美国专利No.5,152,976中是将炼厂废气部分氧化。然而所有这些工艺方法均未传授申请人高效的工艺，该高效工艺用与工艺气物流直接接触而被加热的变换冷凝液将气态烃燃料饱和；以及在将经饱和并预热的气态燃料单独或以饱和气态烃燃料与液态烃燃料混合物形式引入部分氧化气体发生器之前，用至少一部分变换工艺气物流通过间接热交换将饱和气态烃燃料预热。
本发明为一种从具有最小C/H重量比为3.3的气态烃燃料(例如炼厂废气)，或从C/H重量比大于3.3/1的气态和液态烃燃料混合物中生产富氢气体的工艺方法。当其中混有或不含液态烃燃料混合物的炼厂废气以及类似的气体物流经部分氧化而气化时，需用水或蒸汽调节来维持工艺气物流不断降低的(H2+CO/H2O+CO2)摩尔比在合理的水平上以避免生成过量烟灰。本发明对气化器提供廉价而有效的调节剂，它采用进料气与直接变换冷凝液相接触，对来自气体冷却及合成气洗涤的热量加以利用并将这些热量供给水使其蒸发进入进料气向进料气中带入水分。通常情形下排放到冷却水中的低品位热能就得到利用。此外，通过使燃料气体达到饱和，在部分氧化气化器、烟灰生成以及所需的温度调节剂中的O/C原子数比就会降低，由此单元效率得以提高。
本发明是一种生产富氢气体的部分氧化工艺方法，它包括如下步骤：
(1)一种包括烃类燃料的燃料进料在温度为约2000°F～2800°F之间、压力在约200～2500Psia之间与一股基本上纯净的氧气物流进行部分氧化反应，烃类燃料的最小C/H重量比为3.3，它包括用水饱和的气态烃燃料物流或所说的饱和气态烃燃料与液态烃燃料的混合物，燃料中氧气和碳的原子比范围约在0.6～1.6之间，H2O/燃料的重量比约在0.1～5.0范围之间，该步骤还包括补充水的温度调节剂，其中在一自由流非催化部分氧化气体发生器的反应区进行所说的部分氧化反应来生产合成气工艺物流，合成气中含有H2，CO，CO2，H2O，N2，H2S，COS和碳粉，其中H2+CO/H2O+CO2的摩尔比降低至约在5～15之间；
(2)在气体骤冷和洗涤区中将来自(1)的含水工艺气物流进行骤冷并洗涤以生产温度范围在约300°F～600°F之间的洁净工艺气物流；
(3)(a)用来自后续步骤(4)的第一股直接变换工艺气物流通过间接热交换将来自(2)的工艺气物流加热到约500°F～700°F温度范围内；和(b)将所余的来自步骤(4)的上述直接变换工艺气物流输送与来自后续步骤(9)用水饱和的烃类气态燃料进行间接热交换，由此将上述气态烃燃料进料加热到温度在约400°F～800°F之间，并将上述经加热用水饱和的气态燃料进料导入上述(1)中的部分氧化气体发生器至少作为一股进料；
(4)将来自步骤(3)(a)的经加热的工艺气物流输送经由一催化水-气直接变换转化区以生产一种H2+CO/H2O+CO2摩尔比降低至小于2的富氢变换工艺气物流；
(5)将来自(3)(a)和(3)(b)的二股经部分冷却的直接变换工艺气物流汇合并通过与锅炉给水间接热交换将汇合后的工艺气物流冷却到温度为约260°F～550°F之间，由此生产中压蒸汽或热锅炉给水；
(6)将来自步骤(5)的经部分冷却的变换工艺气物流与来自后续步骤(8)的补充变换冷凝液混合，其中所说的补充变换冷凝液通过与上述经部分冷却的变换工艺气物流直接接触而被加热；
(7)在一分离罐中对来自(6)的变换工艺气和变换冷凝液的混合物进行脱水并分离受热变换冷凝液；
(8)在一工艺气物流脱水区将来自步骤(7)的变换工艺气物流冷却并脱水，通过将工艺气物流冷却到其露点以下生产变换冷凝液并至少在一个分离罐中收集冷凝水；
(9)在一气体饱和区中用至少一股来自步骤(7)的上述受热变换冷凝液使烃类气态燃料进料物流达到饱和。
参照表示本发明一优选实施方式的附图可更完整地理解本发明。这并非意指本发明仅限于所述的特定工艺过程及物料。
在所述的工艺过程中，采用基本上纯净的氧气在温度调节剂存在下，于一无填料、直立自由流非催化部分氧化气体发生器的反应区中将气态烃燃料或气态和液态烃燃料的混合物部分氧化生产一种粗工艺气物流。该工艺气物流大体包括H2、CO、CO2、H2O、所携载的包括碳粉与灰分在内的粒状物，以及N2、Ar、COS、H2S、CH4和NH3物料中的至少一种物质。反应区中H2O/燃料的重量比在约0.1～5之间，优选约为0.2～0.7。燃料中游离氧与碳的原子比(O/C比)在约0.6～1.6之间，优选约为0.8～1.4。反应时间约为0.1～50秒之间，例如约为2～6秒。
粗燃料气发生器包括一直立圆柱形钢制压力容器，内衬耐火材料，如共同转让的美国专利No.2,809,104中所示。该专利在此作为参考。一种典型的骤冷鼓也在上述专利中给出。一台2，3或4流道的环形燃烧器(如在此作为参考的共同转让美国专利No.3,874,592 3,743,606及4,525,175中所分别给出的燃烧器型式)可用来将进料物流导入反应区。
进入部分氧化气体发生器的燃料进料混合物的最小C/H重量比为3.3。在温度调节气体存在下，范围广泛的可燃气态烃燃料或气态和液态烃燃料可与基本纯净的氧气在气体发生器中进行反应来生产粗工艺气物流。
可单独或与液态烃燃料一起在部分氧化气化器中燃烧的气态烃燃料包括炼厂废气，C1-C4烃类气体的混合物及化工过程所得到的含碳废气。此处所用的术语“炼厂废气”意指许多在石油炼制工厂中由不同的操作单元所产生的气体物，例如由流体催化裂化(FCC)单元、延迟和流态化焦化单元、催化重整单元及加氢处理单元等所制得的气体。炼厂废气一般含有饱和和不饱和烃类及其它杂质如有机硫、氮化物，以及包括H2S、COS、SOx、NH3、HCN和胂等的无机物。气态烃燃料包括多种选自H2、N2、O2、RSH、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H8、C4H10、C5H10、C5H12、CO、CO2和H2O的气体组分，如下表I所示。
                       表I组分                  摩尔百分数范围              炼厂气H2                         8-40                    15.6N2                         0-10                    0.5CH4                        20-60                   38.1CH2H4                     1-25                    1.7C2H6                      1-20                    10.2C3H6                      0-20                    3.0C3H8                      0-20                    10.9C4H8                      0-10                    2.4C4H10                     0-15                    7.8C5                         0-10                    3.2CO                          0-5                     0.0CO2                        0-5                     0.5O2                         -                       1000ppm乙炔                        -                       100ppm二烯属烃                    -                       100ppm芳香族化合物                -                       200ppmRSH(硫醇)                   -                       100ppmH2S                        0-4                     20ppmCOS                         0-1                     10ppmSOx                        -                       5ppmNH3                        -                       5ppmHCN                         -                       10ppm胂                          -                       20ppbBtu/SCF                     700-1400                1500C/H重量比                   ＞3.3                   3.9*除非另有说明，数值代表摩尔百分数。气态烃然料的一些性质示于表II表II
               天然气             炼厂气       焦化器所    其它炼厂气                                             得的气体C/H，重量比        3.0                3.9          4.3高热值，BTU/SCF    1050               1500         1750分子量             16                 26           31
此处用来描述多种合适原料的术语“液态烃燃料”意在包括可泵送的液态烃类物质和可泵送的含碳固体物质的液体浆料及其混合物。例如，可泵送的固体含碳燃料的水性浆液即是合适的原料。实际上，基本上任何可燃的含碳液态有机物或其浆液均可包括在术语“液态烃”所定义的范围内。例如：
(1)在一可汽化的液体携载剂如水、液体CO2、液态烃燃料及其混合物中可泵送的固体含碳燃料浆液，如煤、碳粉、石油焦、增浓煤泥浆液及其混合物；
(2)合适的气化器液态烃燃料原料意在包括多种物质，例如液化石油气、石油馏分及残余物、汽油、石脑油、煤油、原油、沥青、粗柴油、残余油、焦砂油及页岩油、煤衍生油、芳香烃(如苯、甲苯、二甲苯馏分)、煤焦油、来自流体-催化-裂化操作的循环粗柴油、炼焦器粗柴油的呋喃提取物及其混合物；
(3)术语“液态烃”的定义还包括氧化烃类有机物，它包括糖类、纤维素材料、醛类、有机酸、醇、酮、氧化燃料油、含有氧化烃类有机物的化工过程所得的废液和副产品及其混合物。
液态烃进料可处于室温下，或者可预热到高达约600°F～1200°F的温度下，但优选在低于其裂化温度之下。液态烃进料可以液态或在气化混合物中引入带有温度调节剂的气体发生器燃烧器中。
在气体发生器的反应区需要一温度调节剂来控制温度，这通常取决于原料中的碳-氢比以及氧化物流中的氧含量。在基本上纯净的氧存在下，一温度调节剂与液态烃燃料一起使用。蒸汽是优选的温度调节剂。蒸汽可与二反应物料之一或二者混合引入作为温度调节剂。替代方式下，温度调节剂可通过燃烧器中的一独立导管引入气体发生器的反应区。其它的温度调节剂包括水、富CO2气体、氮气及循环合成气。
此处所用的术语“基本上纯净的氧气或氧气”意指氧气摩尔百分数大于90％(其它组分一般包括N2和稀有气体)。氧气物流可在环境温度～900°F下经部分氧化燃烧器引入反应区。
通常的空气分离单元(ASU)用来将空气分离成为基本上纯净的氧气和氮气的独立物流。来自ASU的氧气物流在环境温度～900°F下通过环形燃烧器的一个或多个通道引入部分氧化气体发生器的反应区。在一实施方式中，蒸汽作为温度调节剂与氧气物流混合后引入到气化器的反应区。
在燃烧以前，本工艺中的气态烃燃料进料物流在一饱和器中同变换冷凝液(在此亦称为工艺冷凝液或水-气变换反应后工艺气物流中的冷凝液)和补充水相接触而达到饱和。将燃料气饱和其优势在于显著降低了部分氧化气化器中的O/C原子比、烟灰生成量及所需的温度调节剂的用量，由此本工艺过程的效率得以提高。任何传统的气-液直接接触器，包括传统的板式塔或填料塔均可用作饱和器。直接接触方式使水和气体之间的温差最小，因此传热量及蒸发到气体中的水量都为最大。
气态烃燃料进料物流在温度大约为常温～600°F之间，压力范围为高于部分氧化气体发生器反应区压力约20-400Psia，即压力约在220～2900Psia下导入饱和器中。当气态烃燃料进料物流向上流过饱和器时，它与向下流动的温度范围在250°F～500°F之间、混有或无补充水的变换冷凝液直接接触。用水饱和的进料气，即含有约5～60％(体积)水的进料气从饱和器顶部离去，其温度范围约在250°F～450°F之间。进料气进一步被约20～80％(体积)的催化直接变换工艺气物流通过间接热交换将其加热到温度范围约在400°F～800°F之间。本工艺的优势在于用由低品位工艺热所加热的工艺水取代了需要更昂贵的高品位热能的蒸汽喷射。此外，由于利用易于得到的变换冷凝液在饱和器中通过直接接触使气体物流饱和，因此费用降为最低。不需要单独特殊供水。
在一个实施方式中，预热后的饱和气态烃原料经由一台具有中心导管和共轴同心环形通道的二通道环状燃烧器的中心通道导入一部分氧化气体发生器中。原料进入的各通道上游端封闭，原料排出的各通道下游端敞开。各通道在燃烧器下游端部形成同心收缩锥形喷嘴。用水饱和的气态烃燃料在约400°F～800°F之间的温度下流过燃烧器。基本上纯净的氧气在约120°F～900°F之间的温度下流过燃烧器。从燃烧器排出的两种原料在一起接触、混合并在气体发生器的反应区发生部分氧化反应生产粗合成气。在另一个实施方式中所用的是一个三通道的环状燃烧器，它包括一中心导管、一共轴同心中间环形通道及一共轴同心的外环形通道。三个通道中同时有流体流动：一股基本上纯净的氧气物流流经中心导管，一股混有蒸汽或无蒸汽的液态烃燃料物流流过中间通道，而另一股用水饱和的气态烃燃料物流流经外环形通道。三股物料在燃烧器顶端相互接触、雾化、混合并在气体发生器的反应区进行部分氧化反应。
粗工艺气物流在约1700°F～3500°F、优选在2000°F～2800°F之间的温度下及约200～2500Psia、优选在700～1500Psia压力范围下从反应区排出。热的粗流出气体物流的组成大致如下(以摩尔百分数计)：H2 10-70，CO 15-60，CO2 0.1-25，H2O 0.1-25，CH4 0-60，NH3 0-5，H2S 0-10，COS 0-1.0，N2 0-60，Ar 0-2.0，HCN和HCOOH 0-100PPm(以重量计)。体系中的碳粉含量范围约在0～20％(重量)之间(基于原料中的碳含量计)。灰分和/或融渣的含量分别为初始液态烃或固态烃燃料进料的约0～5.0％和0～60％(重量)。
在本工艺一个优选的实施方式中，全部热的粗流出气体物流在与反应区的温度、压力基本相同以及较小的管路压降下离开部分氧化气体发生器的具有耐火材料衬里、物料向下流动的非催化反应区并被直接导入一个设置在一骤冷鼓或罐底部的水池中。正如在此作为参考的共同转让美国专利No.2,896,927中所述的骤冷鼓或罐。本工艺的独特之处在于使用一台骤冷气化设备从而使投资和维护费用最低并使骤冷气体温度和水分含量最大。若在骤冷之前从气体发生器所排出的气体中移除热量，骤冷后的气体的温度和水分含量将会太低而不能将气体中的CO转化成H2。
骤冷鼓位于气体发生器反应区的下面，它所接受的粗燃料气流携带了基本上所有离开气体发生器反应区的灰分和/或融渣及碳粉烟灰。由于大量气体鼓泡向上通过水在骤冷鼓中所造成的湍动状态有助于用水从流出气体中将大多数的固体颗粒洗除去。在骤冷罐中产生大量蒸气而使气体物流达到饱和。粗气体物流在骤冷鼓中冷却并在约300～600°F、例如约450°F～550°F之间的温度以及约200～2500Psia、例如约700～1500Psia之间的压力下离开骤冷鼓。其优势在于本发明中所用的新鲜骤冷水为补充水与后续工艺过程所产生的来自气体洗涤塔的变换冷凝液的混合物。此处所用的“和/或”表达方法取其通常意义上的用法。例如A和/或B意为A或B或者A+B。
为防止对下游的催化剂床层造成堵塞和/或对可用于后续气体提纯工序的液体-溶剂吸收剂造成污染，从骤冷鼓离去的经冷却并部分净化的工艺气物流在另一气体净化区通过与热洗涤水接触而进一步净化。该气体净化区可以包括一个普通喷嘴(如在此处作为参考的共同转让美国专利No.3,524,630中所公开的喷嘴型式)及通常的带有气体洗涤室的文丘里洗涤器和喷淋塔(如在此处作为参考的共同转让美国专利No.3,232,727中所描述的塔器)。如此处所述，在气体洗涤室中，粗燃料气体物流用含有热的循环变换冷凝液和补充水的洗涤水洗涤。例如，在一个实施方式中，离开气体发生器附属骤冷罐的气体物流在一文丘里洗涤器中用含有变换冷凝液的洗涤水洗涤并与之充分接触。在一个实施方式中，洗涤水含有50～80％(重量)的变换冷凝液，其余为补充水。但在气体净化区使用文丘里洗涤器是一种选择性措施。工艺气物流进入并向上流动通过设在气体洗涤室底部的气体洗涤水池。洗涤后的气体接着向上流过洗涤室上部的填料区或塔板，在此洗涤后的气体与变换冷凝液和补充水接触，也即洗涤水是向下流动的。气体洗涤室下部的洗涤水可返回到一台文丘里洗涤器(如果有的话)和/或气体发生器附属骤冷罐中去。经过本工艺所采用的气体净化程序，工艺气物流被水饱和且洗涤后的燃料气物流中的固体粒子含量降低到非常低的水平，例如其含量降到低于约10ppm，优选其含量降低到小于约1ppm。
在温度约为300°F～600°F下离开气体洗涤器的经饱和并洗涤净化的工艺气物流被加热到约500°F～700°F之间的温度，例如加热到575°F～625°F。这是由将洁净工艺气物流输送在第一热交换器(例如传统的管壳式换热器)中与约在550°F～1050°F之间、例如在600°F～900°F之间的温度下离开传统的直接催化水-气变换转化区的热变换工艺气物流的20～80％(体积)进行间接热交换而实现的。在第二热交换器中利用所余部分的热变换工艺气物流通过间接热交换在该气体物流引入气体发生器之前对饱和气态烃燃料预热。上述第一和第二热交换器可并置或依序排列。在此处作为参考的共同转让美国专利No.4,052,176中描述了一种典型的催化水-气变换转化区。在水-气变换转化区，在约500°F-1050°F的温度范围内及与部分氧化气体发生器的反应区压力基本相同的压力和较小的管路压降(即压降约为15-30Psia)下，工艺气中的CO和H2O在通常的催化剂作用下进行变换反应生产H2和CO2。合适的水-气变换催化剂可以包括1～15％(重量)的金属氧化物如铬、铜、钍、铀、铍、锑等的氧化物所促进的氧化铁。当反应温度在约500°F～840°F之间时也可选用氧化铝基钴的钼酸盐作为水-气变换催化剂。Co-Mo催化剂的成分如下(以重量百分数计)：CoO 2～5，MoO38～16，MgO 0～20，Al2O3 59～85。
在优选的实施方式中，上述的两台间接换热器并列布置，离开上述第一和第二间接热交换器的变换工艺气的两股分离冷却物流重新汇合得到一温度在约400°F～600°F之间、例如500°F的工艺气物流。在一个实施方式中，两台间接热交换器依序连接，温度在约550°～1050°F范围例如在600°F～900°F之间的全部变换工艺气物流在第一热交换器中通过将进入水-气变换转化区的饱和工艺气物流加热到温度约在500°F～700°F之间而自身被冷却到温度约在425°F～675°F之间。所有部分冷却的工艺气物流接着在第二间接热交换器中与去往气体发生器的一股饱和气态烃燃料通过间接热交换其温度被冷却到约在400°F～600°F之间。
来自变换工艺气物流的热量和冷凝液(在此称为变换冷凝液)在本工艺的低品位热回收区方便地得以回收。低品位热回收区包括依序设置的2～7台间接热交换器，例如3台间接热交换器。工艺气物流流过这些热交换器并通过与已在进料气体饱和器中经水蒸发而被冷却的变换冷凝液的直接接触而冷却。在各热交换器之后、至少在末级热交换器之后设有一用以分离冷凝水的分离罐。各分离罐收集的约20～100％(重量)的冷凝水(变换冷凝液)和0～80％(重量)的补充水，例如锅炉给水(BFW)的物流经泵送进入前述温度约在100°F～500°F之间的气体洗涤塔以及温度在250°F～500°F之间的进料气体饱和器。用于上述低品位热回收区中至少一台热交换器的冷却剂为温度在常温～400°F，例如100°F～250°F之间的锅炉给水。由此用热的工艺气物流通过间接热交换可将BFW加热到约在225°F～500°F之间，可以产生压力约为150～1000Psia，例如200～750Psia的中压蒸汽。在其中一台间接热交换器中亦可产生压力约为5～150Psia，例如30～50Psia的低压蒸汽。低压蒸汽可用于酸性气体回收单元(AGRU)(例如作为溶剂回收的汽提剂)以及硫回收单元(SRU)。利用上述的多个热交换器，工艺燃料气物流的温度可按下列步骤降低：(1)250°F～500°F；(2)225°F～400°F；(3)80°F～120°F。因此在本工艺中，来自工艺冷却的低品位热量就在多个热交换器中得到有效利用，为(1)将燃料气饱和、(2)产生中压和低压蒸汽以及(3)产生热水提供热量。
将包含约20～100％(重量)的变换冷凝液和其它在约100°F～400°F温度下离开进料气饱和器底部的补充水的热水引入离开第三间接热交换器的被冷却的工艺气物流，在第三间接热交换器中，常温～400°F下的BFW受热生成中压蒸汽或温度约为225°F～500°F的热锅炉给水。所得温度约在250°F～500°F之间的工艺气和饱和器底部水的混合物与温度约在100°F～300°F之间包括20～100％(重量)的变换冷凝液、其余为补充水(若有的话)的混合物相混合。水通过与工艺气物流相混合而被加热。含有大约10～70％(摩尔)水、温度约在250°F～500°F之间并低于其露点温度的工艺气、变换冷凝液及补充水的混合物流进入第一分离罐，在此将工艺气物流中约10～80％(重量)的液态水分离出去。来自第一分离罐的至少10～100％(重量)的水被送往进料气饱和器。所余水的约0～100％(重量)与来自任一后续热交换器的冷凝液相混合并被送往气体洗涤塔。
下一步，在第四间接热交换器中通过与BFW间接热交换将在250°F～500°F温度下离开上述第一分离罐的工艺气物流冷却到低于其露点温度以下，其中BFW在约75°F～300°F温度下进入第四热交换器并作为低压蒸汽在约225°F～375°F温度下及约5～150Psia的压力下离开第四热交换器。在约225°F～400°F温度下离开第四热交换器且含有3～50％(摩尔)水的工艺气物流进入第二分离罐。温度约为225°F～400°F的变换冷凝液经第二分离罐的底部管线排出。
其后，在第五间接热交换器中通过与BFW或冷却水间接换热将离开上述第二分离罐的工艺气物流冷却到低于其露点温度以下，其中BFW或冷却水在约60°F～120°F温度下进入第五换热器并作为热水在约80°F～300°F温度下离开第五换热器。在约80°F～120°F温度下离开第五热交换器且含有2～25％水的工艺气物流进入第三分离罐。温度约为80°F～120°F的变换冷凝液经第三分离罐底部管线排出，而含有0.1～2.0％(体积)水的工艺气经分离罐顶部管线排出。来自分离罐1、2或3底部的变换冷凝液和任何补充水的混合物循环回洗涤塔。可选择将上述混合物一部分例如0～80％(重量)与离开第三热交换器的工艺气物流和来自饱和器底部的水的混合物相混合并进入第一分离罐。
在约80°F～120°F的温度下离开第三或末分离罐的工艺气物流可用任何合适的传统系统来净化，例如在一酸性气体回收区(AGR)中使用液体溶剂如冷甲醇、N-甲基吡咯、聚乙二醇的二甲醚以及抑制或非抑制胺等用物理或化学吸附的方法来净化。酸性气体如CO2、H2S和COS在高压和低温下均高度溶解于甲醇。当压力降低、富含气体的溶剂的温度升高时，这些气体可容易地从溶剂中脱除。H2S、CO2可提浓为通常的Claus单元即硫回收单元(SRU)的合适的进料，制得单质硫。参见Kirk-othmerEncyclopedia of Chemical Technology，Second Edition，Vol.19，John Wiley，1969，page 353.亦可参考共同转让的美国专利No.4,052,176。这些资料在此均作为参考。
参照附图可以获得对于本发明更为完整的理解，图中详细说明了前述的工艺过程。图中所示虽然为本发明工艺方法的一个优选实施方式，但这并非意指本发明的连续工艺过程仅限于所述的特定设备或物料。
参照附图，如前所述的自由流非催化耐火材料衬里的燃料气发生器1设有同轴上游法兰入口2和下游法兰出口3。如前所述，具有与气体发生器1同轴的中心导管5的环式燃烧器4设置在入口通道2处。还装设有同心共轴环形通道6。
管线7中基本上纯净的氧气由燃烧器4的环形通道6导入。管线8中用水饱和的气态烃燃料通过中心通道5导入。两股物料在一起接触、混合并在气体发生器1的反应区9进行部分氧化反应。含有H2、CO、CO2、H2O、N2、Ar、H2S和COS的热的粗燃料气向下流过浸渍管10并在设置于一位于气体发生器1底部的骤冷鼓或罐14内的水池中骤冷。携载有碳粉的骤冷水通过管线15排出并在碳回收和水回收区解析。融渣和颗粒物质通过出口3、管线16、阀17、管线18、锁式料斗19、管线20、阀21及管线22周期性排除。
骤冷后的粗工艺品气物流流经管线23进入气体洗涤塔24，在此用来自管线25的含有变换冷凝液和补充水的洗涤水将工艺气中所携载的烟灰和颗粒物质洗去。来自洗涤塔24底部的水用泵26输送经管线27和28进入骤冷罐14。经管线29离开气体洗涤塔24的洁净粗工艺气物流在第一热交换器30中通过与后续产生的变换工艺气物流的第一股间接即不接触热交换被预热。第一股变换工艺气物流通过管线35进入第一热交换器30并通过管线36在降温后离开。预热后的热粗工艺气物流经管线37离开第一热交换器30进入催化水-气变换转化器38。粗工艺气物流中的CO和H2O在上述催化变换转化器38中一起反应以生产含有富氢气体即含有约30～60％(体积)的H2和0～10％(体积)CO的变换工艺气物流。
热的变换工艺气物流离开水-气变换转化器38，流经管线39并分成两股物流。第一股变换工艺气物流流经如上所述的管线35及第一间接热交换器30。余下另一股热变换工艺气物流流经管线40、控制阀41、管线42以及第二间接热交换器43并在43中将来自管线51的饱和气态烃燃料预热。经管线48加入系统的气态烃燃料进料在饱和塔50中由来自管线49的包括变换冷凝液和补充水的水饱和。其后管线51中的饱和气态烃燃料物流如前所述在第二间接热交换器43中被预热并如前所述流经管线8进入燃烧器4的中心导管5。
经管线36离开第一热变换器30的变换工艺气物流和经管线44离开第二热交换器43的变换工艺气物流在管线52中一起混合之后流经一包括多个串列间接换热器例如第三热交换器53、第四热交换器54及第五热交换器55在内的低温冷却区。在第三热交换器53中，来自管线56的锅炉给水(BFW)转变成中压蒸汽或热锅炉给水，经管线57离开第三热交换器53。变换工艺气物流在第三热交换器53中被冷却到其露点温度以下，然后经管线58离去。在管线59中，来自管线58的工艺气物流与来自气体饱和器50的底部管线60含有变换冷凝液的水混合，变换冷凝液中或混有或无补充水。
在一种实施方式中，新鲜补充水通过管线46、阀61、管线62加入系统并在管线63中与来自管线64的变换冷凝液和补充水的混合物相混合。用泵65将管路63中变换冷凝液和补充水混合物的一部分例如0～80％(重量)经管路66和67、控制阀68和管线69泵入管线70并在此与来自管线59的变换工艺气物流和变换冷凝液以及补充水的混合物相混合。管线66中余下的变换冷凝液和补充水流经管线93、阀94、管线95、管线25而进入洗涤塔24。在一种实施方式中，阀61关闭，可将来自一独立管线的补充水加入管线25和/或69。例如，打开阀96，打开或关闭阀94，来自管线97的补充水可经管线98加入管线25。
管线70中的变换工艺气物流、变换冷凝液及补充水的混合物进入第一分离罐71，在此其中所携载的含有变换冷凝液和补充水的液体水得以分离并经管线72离去。通过使水与工艺气物流混合将水加热。脱水后的工艺气物流经管线77离开并在第四间接热交换器54中被冷却到其露点温度以下。冷却剂为锅炉给(BFW)。BFW经管线78通入并经由管线79离去作为低压蒸汽。管线80中经冷却的工艺气物流在分离罐81中脱水。包括约10～100％(重量)的变换冷凝液和其余为补充水的混合物经管线82离开并在管线83中与来自管线72、73、控制阀74和管线75的包含约10～100％(重量)的变换冷凝液和其余为补充水的混合物相混合。管线72中约2～50％(重量)的水流经管线73，其余的水用泵85经过管线84和49泵入气体饱和器50。
离开第二分离罐81的变换工艺气物流流经管线86进入第五间接热交换器55并在此被BFW冷却剂将其冷却到其露点温度以下。冷却剂经管线87进入热交换器55并经管线88离去作为热水。管线89中的工艺气物流连同其携带的水分流入第三分离罐90，包含约10～100％(重量)的变换冷凝液与其余为补充水的冷凝水在分离罐90的底部沉降并经管线91排出。按本工艺的方法，来自分离罐71、81和90底部的冷凝水与变换冷凝液和补充水混合后循环到气态燃料饱和器50和气体洗涤塔24中。脱水后的富氢气体经管线92排出并可选择地将其提纯以除去酸性气体。含有约40～100％(摩尔)H2的富氢气体可用作还原气或加氢处理气体。
在不背离本发明本质和范围的条件下，可对上文所说的本发明进行各种修改；因此只应受所附权利要求中指定范围的限制。
权利要求书
按照条约第19条的修改
按照条约条19条对权利要求书所做修改的译文第4、5、8、9、10页。交换器中转化为中压蒸汽，在另一台热交换器中转化为低压蒸汽。
13.权利要求12的工艺过程，其中所说的中压蒸汽用作动力气体透平的工质流体。
14.权利要求12的工艺过程，其中所说的中压蒸汽用作溶剂回收的汽提剂。
15.权利要求1的工艺过程，提供了将空气在传统的空气分离单元中分离成一股基本上纯净的氧气流和一股氮气流并将所说的氧气物流导入步骤(1)中所述的部分氧化气体发生器的反应区的步骤。
16.权利要求1的工艺过程，其中在上述步骤(9)的气体饱和区中，在温度约250°F～450°F之间、压力高于其它部分氧化气体发生器反应区压力约20～400Psia的去往步骤(3)的气态烃进料物流与温度在约250°F～500°F之间的变换冷凝液和补充水直接接触。
17.权利要求1的工艺过程，其中所说的气态烃燃料选自炼厂废气、C1-C4烃类气体的混合物及来自化工过程的含碳废气。
18.权利要求1的工艺过程，其中所说的气态烃燃料是由石油炼制厂某操作单元所产生的气体物流，该操作单元选自流体催化裂化(FCC)单元、延迟和流态化焦化单元、催化重整单元以及加氢处理单元。
19.权利要求1的工艺过程，其中所说的气态烃燃料包括选自H2、N2、O2、RSH、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H10、C5H10、C5H12、CO、CO2和水的多种气体成分的混合物。
20.权利要求1的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自可泵送的液态烃类物料、可泵送的固态含碳物质的浆液及其混合物。
21.权利要求1的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自液化石油气、石油馏分及残余物、汽油、石脑油、煤油、原油、沥青、粗柴油、残油、焦砂油及页岩油、煤衍生油、芳香烃、煤焦油、来自流体催化裂化操作的循环粗柴油、炼焦器粗柴油的呋喃提取物及其混合物。
22.权利要求1的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自包括糖类、纤维素材料、醛类、有机酸、醇、酮、氧化燃料油、含有氧化烃类有机物的化工过程所得的废液及副产品及其混合物在内的氧化烃类有机物。
23.权利要求1的工艺过程，其中所说的液态烃燃料为一种在选自水、液体CO2、液态烃燃料及其混合物的可气化液体携载剂中可泵送的固态烃燃料浆液，固态烃燃料选自煤、碳粉、石油焦、增浓煤泥及其混合物。
24.权利要求1的工艺过程，提供了将所说的用水饱和的气态烃燃料物流通过一台设有所述的中心导管及共轴同心外环形通道的燃烧器的中心导管引入上述步骤(1)中的部分氧化气体发生器的反应区并同时使所说的基本上纯净的氧气物流流过上述外环形通道的步骤；其中上述物流彼此接触、雾化并在所说的反应区进行部分氧化反应。
25.权利要求1的工艺过程，提供了将所说的基本上纯净的氧气物流通过一台设有所述的中心导管及共轴同心的中间和外环形通道的燃烧器的中心导管引入上述步骤(1)中的部分氧化气体发
28.权利要求26的工艺过程，提供了在步骤(6)中将所说的来自步骤(8)的变换冷凝液与补充变换冷凝液以及被部分冷却的变换工艺气物流相混合的步骤。
29.权利要求28的工艺过程，提供了将补充水与所说的来自步骤(8)的变换冷凝液相混合的步骤。
30.权利要求26的工艺过程，提供了将来自步骤(8)的所说的变换冷凝液引入上述步骤(2)中的洗涤和骤冷区的步骤。
31.权利要求30的工艺过程，提供了将补充水与所说的变换冷凝液相混合的步骤。
32.权利要求26的工艺过程，提供了将补充水引入上述步骤(2)中的气体骤冷和/或洗涤区的步骤。
33.权利要求26的工艺过程，其中在步骤(5)中在多个间接热交换器中将来自步骤(4)的上述变换工艺气物流逐步冷却并从工艺气物流中分离得到变换冷凝液。
34.权利要求26的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自包括糖类、纤维素材料、醛类、有机酸、醇、酮、氧化燃料油、含有氧化烃类有机物的化工过程所得的废液和副产品及其混合物在内的氧化烃类有机物。
35.权利要求26的工艺过程，其中所说的液态烃燃料为一种在选自水、液体CO2、液态烃燃料及其混合物的可气化液体携载剂中可泵送的固态烃燃料浆液，固态烃燃料选自煤、碳粉、石油焦、增浓煤泥及其混合物。
36.权利要求26的工艺过程，提供了将所说的用水饱和的气态烃燃料物流通过一台设有所述的中心导管及共轴同心外环形通道的燃烧器的中心导管引入上述步骤(1)中的部分氧化气体发生器的反应区并同时使所说的基本上纯净的氧气物流流过上述外环形通道的步骤，其中上述物流彼此接触、雾化并在所说的反应区进行部分氧化反应。
37.权利要求26的工艺过程，提供了将所说的用水饱和的气态烃燃料物流通过一台设有所述的中心导管及共轴同心外环形通道的燃烧器的中心导管引入上述步骤(1)中的部分氧化气体发生器的反应区并同时使所说的基本上纯净的氧气物流流过上述外环形通道的步骤，其中上述物流彼此接触、雾化并在所说的反应区进行部分氧化反应。
38.权利要求26的工艺过程，其中所说的气态烃燃料选自炼厂废气、C1-C4烃类气体的混合物及来自化工过程的含碳废气。
39.权利要求26的工艺过程，其中所说的气态烃燃料是由石油炼制厂某操作单元所产生的气体物流，该操作单元选自流体催化裂化(FCC)单元、延迟和流态化焦化单元、催化重整单元以及加氢处理单元。
40.权利要求26的工艺过程，其中所说的气态烃燃料包括选自H2、N2、O2、RSH、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H10、C5H10、C5H12、CO、CO2和水的多种气体成分的混合物。
41.权利要求26的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自可泵送的烃类物料、可泵送的固态含碳物质的浆液及其混合物。
42.权利要求26的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自液化石油气、石油馏分及残余物、汽油、石脑油、煤油、原油、沥青、粗柴油、残油、焦砂油及页岩油、煤衍生油、芳香烃、煤焦油、来自流体催化裂化操作的循环粗柴油、炼焦器粗柴油的呋喃提取物及其混合物。
             按照条约第19条修改的声明的译文
本声明附有19条修改。
权利要求19、21、23、35、40和42已作修改以更准确地限定本发明。对权利要求34所作修改是为了改正一处打印错误。
除了权利要求34中对打印错误的修改之外，所有修改与公布的美国专利No.5358696、做为本申请基础的优先U.S.专利申请08/159,610中对权利要求所做的修改完全相同。没有增加新内容。

Claims (42)

1.一种生产富氢气体的部分氧化工艺过程，它包括：
(1)一种包括烃类燃料的燃料进料在温度为约2000°F～2800°F之间、压力在约200～2500Psia之间与一股基本上纯净的氧气物流进行部分氧化反应，烃类燃料的最小C/H重量比为3.3，它包括用水饱和的气态烃燃料物流或所说的饱和气态烃燃料与液态烃燃料的混合物，燃料中氧气和碳的原子比范围约在0.6～1.6之间，H2O/燃料的重量比约在0.1～5.0范围之间，该步骤还包括补充水的温度调节剂，其中在一自由流非催化部分氧化气体发生器的反应区进行所说的部分氧化反应来生产合成气工艺物流，合成气中含有H2，CO，CO2，H2O，N2，H2S，COS和碳粉，其中H2+CO/H2O+CO2的摩尔比降低至约在5～15之间；
(2)在气体骤冷和洗涤区中将来自(1)的含水工艺气物流进行骤冷并洗涤以生产温度范围在约300°F～600°F之间的洁净工艺气物流；
(3)(a)用来自后续步骤(4)的第一股直接变换工艺气物流通过间接热交换将来自(2)的工艺气物流加热到约500°F～700°F温度范围内；和(b)将所余的来自步骤(4)的上述直接变换工艺气物流输送与来自后续步骤(9)用水饱和的烃类气态燃料进行间接热交换，由此将上述气态烃燃料进料加热到温度在约400°F～800°F之间，并将上述经加热用水饱和的气态燃料进料导入上述(1)中的部分氧化气体发生器至少作为一股进料；
(4)将来自步骤(3)(a)的经加热的工艺气物流输送经由一催化水-气直接变换转化区以生产一种H2+CO/H2O+CO2摩尔比降低为小于2的富氢变换工艺气物流。
(5)将来自(3)(a)和(3)(b)的二股经部分冷却的直接变换工艺气物流汇合并通过与锅炉给水间接热交换将汇合后的工艺气物流冷却到温度为约260°F～550°F之间，由此生产中压蒸汽或热锅炉给水；
(6)将来自步骤(5)的经部分冷却的变换工艺气物流与来自后续步骤(9)中的气体饱和区底部的补充变换冷凝液混合，其中所说的补充变换冷凝液通过与上述经部分冷却的变换工艺气物流直接接触而被加热，
(7)在一分离罐中对来自(6)的变换工艺气和变换冷凝液的混合物进行脱水并分离受热变换冷凝液；
(8)在一工艺气物流脱水区将来自步骤(7)的变换工艺气物流冷却并脱水，通过将工艺气物流冷却到其露点以下生产变换冷凝液并至少在一个分离罐中收集冷凝水；
(9)在一气体饱和区中用至少一股来自步骤(7)的上述经加热的变换冷凝液使烃类气态燃料进料物流达到饱和并将多余的变换冷凝液从所说的气体饱和区底部排出以供步骤(6)使用。
2.权利要求1的工艺过程，提供了在步骤(6)中将补充水与补充变换冷凝液以及被部分冷却的变换工艺气物流相混合的步骤。
3.权利要求1的工艺过程，提供了在步骤(6)中将所说的来自步骤(8)的变换冷凝液与补充变换冷凝液以及被部分冷却的变换工艺气物流相混合的步骤。
4.权利要求3的工艺过程，提供了将补充水与所说的来自步骤(8)的变换冷凝液相混合的步骤。
5.权利要求1的工艺过程，提供了将来自步骤(8)的所说的变换冷凝液引入上述步骤(2)中的气体洗涤和骤冷区的步骤。
6.权利要求5的工艺过程，提供了将补充水与所说的变换冷凝液相混合的步骤。
7.权利要求1的工艺过程，提供了将补充水引入上述步骤(2)中的气体骤冷和/或洗涤区的步骤。
8.权利要求1的工艺过程，其中步骤(4)中所说的催化水-气变换转化区含有Co-Mo催化剂，该催化剂含有(以重量百分数计)：CoO2～5，MoO3 8～16，MgO 0～20，Al2O3 59～85。
9.权利要求1的工艺过程，其中于步骤(4)中，在温度处于约500°F～1050°F之间、压力与步骤(1)中管路压降低于规定值的部分氧化气体发生器的反应段压力相同的条件下生产所述的富氢变换工艺气物流。
10.权利要求1的工艺过程，其中在步骤(5)中在多个间接热交换器中将来自步骤(4)的变换工艺气物流逐步冷却并从工艺气物流中分离得到用于步骤(2)中对工艺气物流进行骤冷和洗涤的变换冷凝液。
11.权利要求10的工艺过程，其中用于所说的热交换器的冷却剂为锅炉给水。
12.权利要求11的工艺过程，其中所说的锅炉给水在一台热交换器中转化为中压蒸汽，在另一台热交换器中转化为低压蒸汽。
13.权利要求12的工艺过程，其中所说的中压蒸汽用作动力气体透平的工质流体。
14.权利要求12的工艺过程，其中所说的中压蒸汽用作溶剂回收的汽提剂。
15.权利要求1的工艺过程，提供了将空气在传统的空气分离单元中分离成一股基本上纯净的氧气流和一股氮气流并将所说的氧气物流导入步骤(1)中所述的部分氧化气体发生器的反应段的步骤。
16.权利要求1的工艺过程，其中在上述步骤(9)的气体饱和区中，在温度约250°F～450°F之间、压力高于部分氧化气体发生器反应段压力约20～400Psia的去往步骤(3)的气态烃进料物流与温度在约250°F～500°F之间的变换冷凝液和补充水直接接触。
17.权利要求1的工艺过程，其中所说的气态烃燃料选自炼厂废气、C1-C4烃类气体的混合物及来自化工过程的含碳废气。
18.权利要求1的工艺过程，其中所说的气态烃燃料是由石油炼制厂某操作单元所产生的气体物流，该操作单元选自流体催化裂化(FCC)单元、延迟和流态化焦化单元、催化重整单元以及加氢处理单元。
19.权利要求1的工艺过程，其中所说的气态烃燃料包括来自H2、N2、O2、RSH、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H10、C5H10、C5H12、CO、CO2和水的多种气体成分的混合物。
20.权利要求1的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自可泵送的液态烃类物料、可泵送的固态含碳物质的浆液及其混合物。
21.权利要求1的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自液化石油气、石油馏分及残余物、汽油、石脑油、煤油、原油、沥青、粗柴油、残油、焦砂油及页岩油、煤衍生油、芳香烃(如苯、甲苯、二甲苯馏分)、煤焦油、来自流体催化裂化操作的循环粗柴油、炼焦器粗柴油的呋喃提取物及其混合物。
22.权利要求1的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自包括糖类、纤维素材料、醛类、有机酸、醇、酮、氧化燃料油、含有氧化烃类有机物的化工过程所得的废液及副产品及其混合物在内的氧化烃类有机物。
23.权利要求1的工艺过程，其中所说的液态烃燃料为一种在选自水、液体CO2、液态烃燃料及其混合物的可气化液体携载剂中可泵送的固态烃燃料浆液，例如固态烃燃料选自煤、碳粉、石油焦、增浓煤泥及其混合物。
24.权利要求1的工艺过程，提供了将所说的用水饱和的气态烃燃料物流通过一台设有所述的中心导管及共轴同心外环形通道的燃烧器的中心导管引入上述步骤(1)中的部分氧化气体发生器的反应段并同时使所说的基本上纯净的氧气物流流过上述外环形通道的步骤；其中上述物流彼此碰撞、雾化并在所说的反应段进行部分氧化反应。
25.权利要求1的工艺过程，提供了将所说的基本上纯净的氧气物流通过一台设有所述的中心导管及共轴同心的中间和外环形通道的燃烧器的中心导管引入上述步骤(1)中的部分氧化气体发生器的反应段并同时使所说的混有或无蒸汽的液态烃燃料物流流经上述中间环形通道且使所说的饱和气态烃燃料流经上述外环形通道的步骤；其中上述物流彼此碰撞、雾化并在所说的反应段进行部分氧化反应。
26.一种生产富氢气体的部分氧化工艺方法，它包括：
(1)一种包括烃类燃料的燃料进料在温度为约2000°F～2800°F范围下、压力在约200～2500Psia范围之间与一股基本上纯净的氧气物流进行部分氧化反应，烃类燃料的最小C/H重量比为3.3，它包括用水饱和的气态烃燃料物流或所说的饱和气态烃燃料与液态烃燃料的混合物；反应燃料中氧气和碳的原子比范围约在0.6～1.6之间，H2O/燃料的重量比约在0.1～5.0范围内，并且当上述燃料进料的热值大于1200BTU/SCF时，该步骤还包括有补充水的温度调节剂，其中，在一自由流非催化部分氧化气体发生器的反应段进行所说的部分氧化反应来生产合成气，合成气中含有H2、CO、CO2、H2O、N2、H2S、COS和碳粉，其中H2+CO/H2O+CO2的摩尔比降低为约在5～15之间；
(2)在气体骤冷和洗涤区中将来自(1)的含水工艺气物流进行骤冷并洗涤以生产温度范围在约300°F～600°F之间的洁净工艺气物流；
(3)(a)将来自(2)的工艺气物流用来自后续步骤(4)的直接变换工艺气物流通过间接热交换加热至温度在约500°F～700°F之间；和(b)用来自后续步骤(9)经水饱和的烃类气体燃料通过间接热交换将来自步骤(3)(a)的直接变换工艺气物流部分冷却到温度在425°F～675°F之间，由此将上述气态烃燃料进料加热到温度在400°F～800°F之间并将上述经加热用水饱和的气态燃料进料至少作为一股进料导入上述(1)中的部分氧化气体发生器；
(4)将来自步骤(3)(a)的经加热的工艺气物流输送经由一催化水-气直接变换转化区以生产一种H2+CO/H2O+CO2摩尔比降低为小于2的富氢变换工艺气物流；
(5)用锅炉给水通过间接热交换将来自(3)(b)的变换工艺气物流冷却到温度在约260°F～550°F之间，由此生产中压蒸汽或热锅炉给水；
(6)将来自步骤(5)的经部分冷却的变换工艺气物流与来自后续步骤(9)中的气体饱和区底部的补充变换冷凝液混合，其中所说的补充变换冷凝液通过与上述经部分冷却的变换工艺气物流直接接触而被加热，
(7)在一分离罐中对来自(6)的变换工艺气和变换冷凝液的混合物进行脱水并分离受热变换冷凝液；
(8)在一工艺气物流脱水区将来自步骤(7)的变换工艺气物流冷却并脱水，通过将工艺气物流冷却到其露点以下生产变换冷凝液并至少在一个分离罐中收集冷凝水；
(9)在一气体饱和区中用至少一股来自步骤(7)的上述经加热的变换冷凝液使烃类气态燃料进料物流达到饱和并将多余的变换冷凝液从所说的气体饱和区底部排出以供步骤(6)使用。
27.权利要求26的工艺过程，提供了在步骤(6)中将补充水与补充变换冷凝液以及被部分冷却的变换工艺气物流相混合的步骤。
28.权利要求26的工艺过程，提供了在步骤(6)中将所说的来自步骤(8)的变换冷凝液与补充变换冷凝液以及被部分冷却的变换工艺气物流相混合的步骤。
29.权利要求28的工艺过程，提供了将补充水与所说的来自步骤(8)的变换冷凝液相混合的步骤。
30.权利要求26的工艺过程，提供了将来自步骤(8)的所说的变换冷凝液引入上述步骤(2)中的洗涤和骤冷区的步骤。
31.权利要求30的工艺过程，提供了将补充水与所说的变换冷凝液相混合的步骤。
32.权利要求26的工艺过程，提供了将补充水引入上述步骤(2)中的气体骤冷和/或洗涤区的步骤。
33.权利要求26的工艺过程，其中在步骤(5)中在多个间接热交换器中将来自步骤(4)的上述变换工艺气物流逐步冷却并从工艺气物流中分离得到变换冷凝液。
34.权利要求26的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自包括糖类、纤维素材料、醛类、有机酸、醇、酮、氧化燃料油、含有氧化烃类有机物的化工过程所得的废液和副产品及其混合物在内的氧化烃类有机物。
35.权利要求26的工艺过程，其中所说的液态烃燃料为一种在选自水、液体CO2、液态烃燃料及其混合物的可气化液体携载剂中可泵送的固态烃燃料浆液，例如固态烃燃料选自煤、碳粉、石油焦、增浓煤泥及其混合物。
36.权利要求26的工艺过程，提供了将所说的用水饱和的气态烃燃料物流通过一台设有所述的中心导管及共轴同心外环形通道的燃烧器的中心导管引入上述步骤(1)中的部分氧化气体发生器的反应段并同时使所说的基本上纯净的氧气物流流过上述外环形通道的步骤，其中上述物流彼此碰撞、雾化并在所说的反应段进行部分氧化反应。
37.权利要求26的工艺过程，提供了将所说的用水饱和的气态烃燃料物流通过一台设有所述的中心导管及共轴同心外环形通道的燃烧器的中心导管引入上述步骤(1)中的部分氧化气体发生器的反应段并同时使所说的基本上纯净的氧气物流流过上述外环形通道的步骤，其中上述物流彼此碰撞、雾化并在所说的反应段进行部分氧化反应。
38.权利要求26的工艺过程，其中所说的气态烃燃料选自炼厂废气、C1-C4烃类气体的混合物及来自化工过程的含碳废气。
39.权利要求26的工艺过程，其中所说的气态烃燃料是由石油炼制厂某操作单元所产生的气体物流，该操作单元选自流体催化裂化(FCC)单元、延迟和流态化焦化单元、催化重整单元以及加氢处理单元。
40.权利要求26的工艺过程，其中所说的气态烃燃料包括来自H2、N2、O2、RSH、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H10、C5H10、C5H12、CO、CO2和水的多种气体成分的混合物。
41.权利要求26的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自可泵送的烃类物料、可泵送的固态含碳物质的浆液及其混合物。
42.权利要求26的工艺过程，其中所说的液态烃燃料选自液化石油气、石油馏分及残余物、汽油、石脑油、煤油、原油、沥青、粗柴油、残油、焦砂油及页岩油、煤衍生油、芳香烃(如苯、甲苯、二甲苯馏分)、煤焦油、来自流体催化裂化操作的循环粗柴油、炼焦器粗柴油的呋喃提取物及其混合物。
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