CN114555516A - 基于atr的制氢方法和设备 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种用于生产富氢气体的设备和方法，所述方法包括以下步骤：在重整步骤中使用自热重整器(ATR)重整烃进料，从而获得包含CH4、CO、CO2、H2和H2O的合成气；在包括高温变换步骤的变换配置中变换所述合成气；将经变换的合成气送入第一氢气纯化单元，例如PSA单元；使来自第一氢气纯化单元的一部分尾气进入第二氢气纯化单元，并使用来自第一和第二氢气纯化单元的尾气作为例如ATR之前的预热器单元的燃料。
Description
技术领域
本发明涉及一种从烃原料生产氢气的设备和方法，其中烃进料经过重整以产生合成气，使合成气经过变换步骤以使合成气富含氢气，然后使经变换的气体在氢气纯化单元中进行处理。特别地，本发明涉及在自热重整器(ATR)中重整烃进料，随后是变换段和氢气纯化，其中氢气纯化包括第一氢气纯化单元，例如变吸附(PSA)单元，由此产生富H2流以及PSA尾气流，并且其中将至少一部分PSA尾气流进料到第二氢气纯化单元，例如PSA单元。在第二PSA单元中产生的富H2流任选地与在第一PSA中产生的富H2流混合。来自第二PSA单元的尾气任选地与来自第一PSA的尾气的另一部分混合并用作燃料，例如用作位于ATR上游的火焰加热器的燃料。
背景
根据当今氢气生产的需求和竞争力，已投入大量精力开发优化的制氢设备，以提高整体能源效率并降低资本成本。为了从规模经济中受益，对更具成本效益的氢气生产的需求刺激了大型氢气生产装置的技术和催化剂的开发。
申请人(托普索)
在制氢技术方面的最新创新和对于新一代的最先进催化剂的开发确保了高成本效益的氢气生产和高的大型单线产能的设备可靠性。
EP 2674394公开了一种蒸汽甲烷重整(SMR)工艺，用于生产氢气产品，同时从该工艺中捕获CO2。该工艺需要使用SMR，然后进行变换、除水和多个，至少3个PSA床。PSA-废气用作SMR辐射段的燃料气。
US 7985399公开了一种氢气生产方法，其中通过碳质物质的气化产生合成气流。该引文提到了使用两个PSA单元，其中来自第二PSA单元的PSA废气(PSA尾气)用作蒸汽重整步骤中的燃料，并与两条合成气管线的使用相关联：第一条线路对应于通过气化碳质原料的合成气，第二条线路使用来自第一条线路的PSA废气并与蒸汽和烃进料相结合，然后通过常规SMR重整，变换并通过第二PSA单元。来自第二PSA单元的废气用作SMR的燃料。
US 8124049涉及一种用于氢气回收的高热效率工艺，该工艺需要使用传统的SMR(重整炉)和伴随的热回收系统，其中来自第一PSA单元的所有废气(尾气)都被引导至用于CO2去除的单独PSA单元。
US 4553981公开了一种通过使用两个PSA单元来纯化氢气的方法，其中PSA废气再循环到用于生产合成气的重整器和/或下游变换转化装置。该引文没有提及ATR的使用，并且还要求使用CO2去除。
发明内容
本发明的一个目的是改进氢气的回收并减少烃进料的消耗，从而提高生产氢气的设备和方法的能量效率。
本发明的另一个目的是减少生产氢气的设备和方法中的二氧化碳排放。
本发明解决了这些和其他目的。
因此，在第一方面，提供了一种用于从主要烃进料生产富H2流的设备，所述设备包括：
-重整段，所述重整段包括自热重整器(ATR)，所述ATR布置成接收烃进料，并将其转化为合成气流；
-变换段，所述变换段包括高温变换(HTS)单元，所述高温变换单元被布置成接收来自ATR的合成气流，并将其在高温变换步骤中进行变换，从而提供经变换的合成气流；
-水分离段，所述水分离段包括分离器单元，所述水分离段布置成接收来自所述变换段的经变换的合成气流，并从所述经变换的合成气流中分离出水作为所述分离器单元中的工艺冷凝物流，从而提供贫水的经变换的合成气流；
-第一氢气纯化单元，布置成接收来自所述分离器单元的所述贫水的经变换的合成气流，并将其分离成第一高纯度H2流和第一尾气流；
-用于将所述第一尾气流分离成第一尾气燃料流和第一尾气进料流的装置；
-第二氢气纯化单元，布置成接收所述第一尾气进料流，并将其分离成第二高纯度H2流和第二尾气燃料流；和
-所述重整段还包括至少一个火焰加热器，其布置成在所述主要烃进料进料到所述ATR之前将其预热，并且所述设备被布置成将所述第一尾气燃料流和/或所述第二尾气燃料流作为燃料进料到所述至少一个火焰加热器。
应当理解，用于将所述第一尾气流分离成第一尾气燃料流和第一尾气进料流的所述装置可以是所述第一氢气纯化单元的一部分。这种装置优选地是阀门的形式。
通过本发明，重整段包括ATR和任选地还包括预重整单元，优选绝热预重整单元，但没有蒸汽甲烷重整(SMR)单元，即传统的SMR(通常也称为辐射炉，或管式重整器，或初级重整器)的使用被省略。
这在能源消耗和设备规模方面具有显著优势，因为现在可以在远低于1的蒸汽/碳摩尔比下运行，从而显著减少设备/方法中携带的蒸汽量。更具体地，该设备能够在ATR和变换段之间或者在ATR和变换段中的任何变换单元之间不添加蒸汽的情况下操作。这表现了蒸汽不通过火焰加热器和ATR的技术优势，从而减小了该设备的尺寸、火焰加热器的负荷和氧气消耗，从而也减小了所用的为ATR提供氧气的空气分离单元(ASU)的尺寸。此外，由于提供了两个氢气纯化单元，如上所述，与仅使用一个氢气纯化单元的情况相比，组合氢气回收率提高到95％以上，例如99％以上。更具体地，在氢气纯化单元，例如变压吸附(PSA)单元中处理的氢气通常有10-15％最终成为该单元中的尾气。通过本发明，尾气进料流形式的一部分尾气在第二氢气纯化单元中处理，从而回收尾气中额外的85-90％的氢气，从而得到上述的将氢气回收率提高至高达99％，并减少重整段所需的进料流量(烃进料流量)的改善。
应当理解，通过预热所述主要烃进料(参见例如附图中的1)，得到烃进料(参见例如附图中的2)。ATR布置成接收烃进料并将其转化为合成气流。ATR还接收包含氧气的流，优选来自空气分离单元(ASU)。
在根据本发明第一方面的一个实施方案中，如上所述，该设备在ATR上游没有，即不存在蒸汽甲烷重整单元(SMR)。在根据本发明的第一方面的另一个实施方案中，所述设备在所述变换段下游且在所述水分离段的上游没有，即不存在CO2去除段。换言之，避免了在变换段和水分离段之间使用CO2去除段。由此实现了设备规模和成本的显著降低。
在根据本发明的第一方面的另一个实施方案中，所述设备还包括压缩机，所述压缩机被布置用于在将所述第一尾气进料流进料到所述第二氢气纯化单元之前对其进行压缩。这能够使压力适应氢气产物压力，即适应富氢流的压力(参见例如附图中的8”)。在进入第二氢气纯化单元之前，第一尾气进料流被压缩到比氢气产物压力高1-2巴的压力。
在根据第一方面的另一个实施方案中，将第一高纯度H2流与第二高纯度H2流混合以形成富氢流。然后后者变成氢气产物流。
在根据本发明的第一方面的另一个实施方案中，所述第一尾气燃料流和/或所述第二尾气燃料流在作为燃料进料到所述至少一个火焰加热器之前被混合以形成组合的尾气燃料流。虽然可以将来自任一氢气纯化单元的每个尾气燃料流单独进料到火焰加热器，但更有利的是首先将两者合并成单一尾气燃料流。在火焰加热器中，组合的尾气燃料流然后用作燃料，优选与单独的燃料气体和燃烧空气一起使用。组合的尾气燃料流或其一部分也可以作为燃料气体输出。所述尾气燃料流，单独或其组合，也可用于其他目的，例如用于蒸汽过热。
在根据本发明的第一方面的另一个实施方案中，所述重整段还包括至少一个预重整单元，其布置在ATR上游以在所述主要烃进料进料到ATR之前对其预重整，并形成所述烃进料。在一个具体实施方案中，所述重整段还包括布置在所述至少一个预重整单元上游的氢化器单元、硫吸收单元；以及氢再循环压缩机，所述氢再循环压缩机用于在进料到所述至少一个预重整单元的进料侧或进料到所述氢化器的进料侧前，将一部分所述第一高纯度H2流进料到所述主要烃进料中。因此，能量消耗进一步降低，因为在进入氢化器之前在该过程中产生的氢气用于主要烃进料中，而不是使用外部氢气源。换言之，向主要烃进料中添加氢气进一步提高了设备和方法的能源效率。
优选地，两个或更多个绝热预重整器与级间预热器串联布置，即在预重整器预热器之间。
可以理解的是，在这些实施方案中，在ATR之前，例如在预重整单元中，或在加氢器单元，然后硫吸收单元和预重整单元中处理主要烃进料(参见例如附图中的1)导致在进料到ATR之前得到所述烃进料(参见例如附图中的2)。在根据本发明的第一方面的另一个实施方案中，所述第一氢气纯化单元和所述第二氢气纯化单元选自变压吸附(PSA)单元、氢气膜、低温分离单元、或其组合，优选地，所述第一和第二氢气纯化单元是PSA单元。
可以理解，额外的氢气纯化单元，例如第三PSA单元可以布置在第二氢气纯化单元的下游以处理来自第二纯化单元的尾气，从而产生第三尾气燃料流和第三高纯度H2流。
在根据本发明的第一方面的另一个实施方案中，高温变换(HTS)单元包含促进的基于锌-氧化铝的高温变换(HTS)催化剂，所述催化剂优选以一个或多个催化剂床的形式布置在所述HTS单元内，并且优选其中活性形式的促进的基于锌-氧化铝的HTS催化剂包含Zn/Al摩尔比在0.5至1.0范围内的Zn和Al，以及基于氧化催化剂的重量，包含0.4至8.0wt％的碱金属含量，和0-10wt％的铜含量。
在传统的氢气设备中，基于铁的高温变换催化剂的标准使用要求蒸汽/碳比约为3.0，以避免形成碳化铁。
碳化铁的形成会削弱催化剂颗粒，并可能导致催化剂分解和压降增加。
碳化铁将催化费-托副产物的形成
费-托反应消耗氢气，从而降低变换段的效率。
然而，根据本发明，使用非Fe催化剂，例如促进的基于锌-氧化铝的催化剂。例如，托普索SK-501 FlexTM HT变换催化剂，其使重整段和高温变换段能够以低至0.3的蒸汽/碳比运行。
因此，以低至0.3的蒸汽/碳比运行的本申请设备和/或方法与当今基于约1.5或更高的蒸汽/碳比运行的重整和/或变换段的传统氢气设备形成对比。在该方法的有利的实施方案中，活性形式的基于锌-铝氧化物的催化剂包含锌铝尖晶石和氧化锌与碱金属的混合物，以及任选地与Cu的混合物，所述碱金属选自Na、K、Rb、Cs及其混合物。如上所述，基于氧化催化剂的重量，催化剂的Zn/Al摩尔比可以为0.5-1.0，碱金属含量为0.4-8.0wt％，铜含量为0-10wt％。
根据本方法使用的高温变换催化剂不受对蒸汽/碳比的严格要求的限制，这使得可以降低变换段以及重整段中的蒸汽/碳比。
同样，显著减少了设备和/或方法中携带的蒸汽量，从而减少了设备规模和能源消耗。更具体地，小于2.0的蒸汽/碳比具有几个优点。一般来说，降低蒸汽/碳比会导致通过重整段和下游冷却和氢气纯化段的进料和蒸汽流量减少。与高的蒸汽/碳比相比，重整段和变换段中的低的蒸汽/碳比也能实现更高的合成气产量。通过这些工段的质量流量的减少意味着设备和管道尺寸更小。减少的质量流量还导致通常不能被利用的低温卡路里的产生减少。这意味着有可能降低CapEx(资本支出)和OpEx(运营费用)两者。
由于与已知技术相比，本方法对高温变换步骤中的蒸汽/碳比的要求显著降低，本发明可以通过前端降低蒸汽/碳比，例如降低至0.6或尽可能低，这取决于可能的变换方案，如下文进一步解释。对于ATR和整个方法，低蒸汽/碳比的一个优点在于，由于通过设备的总质量流量较低，因此前端需要较小的设备。
可以理解，术语“前端”是指重整段。还应理解，重整段是设备的工段，其包括直至并包括ATR的单元，即ATR，或预重整单元和ATR，或氢化器和硫吸收器以及预重整单元和ATR。
该设备优选地还包括空气分离单元(ASU)，该空气分离单元(ASU)被布置用于接收空气流并产生包含氧气的流，然后将其通过管道供给至ATR。
该设备优选地还包括管道，其用于将蒸汽添加到主要烃进料、添加到包含氧气的流和添加到ATR，并且任选地还添加到重整段的入口(例如添加到主要烃进料)，以及还添加到变换段的入口(特别是HTS单元)，和/或添加到HTS单元下游的附加变换单元。
在根据本发明的第一方面的又一个实施方案中，所述变换段包括一个或串联的多个附加高温变换单元，和/或在所述高温变换单元下游的一个或多个附加变换单元，其中所述一个或多个附加变换单元优选为一个或多个中温变换单元和/或一个或多个低温变换单元。
当以低的蒸汽/碳比运行时，提供附加的变换单元或变换步骤增加了设备和/或方法的灵活性。低的蒸汽/碳比可能导致低于最佳变换转化率，这意味着在一些实施方案中提供一个或多个附加变换步骤可能是有利的。一个或多个附加变换步骤可包括中温(MT)变换和/或低温(LT)变换和/或高温变换。一般来说，在变换步骤中转化的CO越多，获得的H2越多，所需的前端越小。
这也可以从放热的变换反应中看出：
如上所述，可任选在高温变换步骤之前和之后添加蒸汽，例如在一个或多个后续MT或LT变换和/或HT变换步骤之前，以最大化所述后续HT、MT和/或LT变换步骤的性能。
具有两个或更多个串联的高温变换步骤(例如包括两个或更多个串联的变换反应器的高温变换步骤，例如在其间具有冷却和/或蒸汽添加的可能性)可能是有利的，因为它可以提供高温下增加的变换转化率，这可能会减少所需的变换催化剂体积，因此可能会减少CapEx。此外，高温减少了甲醇的形成，其是一种典型的变换步骤副产物。
由于仍可能形成不希望的甲醇，在根据第一方面的又一个实施方案中，该设备还包括布置在变换段和水分离段之间的甲醇去除段，所述甲醇段被布置为从所述经变换的合成气流分离富含甲醇的流。优选地，在所述经变换的合成气流中提供水洗以减少甲醇的量。
优选地，MT和LT变换步骤可以在促进的铜/锌/氧化铝催化剂上进行。例如低温变换催化剂类型可以是LK-821-2，其特点是活性高、强度高、高的耐硫中毒性。可以安装特殊催化剂的顶层以捕获气体中可能存在的氯并防止液滴到达变换催化剂。
MT变换步骤可在190-360℃的温度下进行。
LT变换步骤可以在T露点+15-290℃，例如200-280℃的温度下进行。例如，低温变换入口温度为T露点+15-250℃，例如190-210℃。
降低蒸汽/碳比会导致工艺气体的露点降低，这意味着可以降低MT和/或LT变换步骤的入口温度。降低的入口温度可能意味着较低量的CO从变换反应器的出口逸出，这对于设备和/或方法也是有利的。
在本发明的第二方面，还提供了一种从主要烃进料生产富H2流的方法，所述方法包括以下步骤：
-提供如本文所定义的设备；
-向ATR提供烃进料并将其转化为合成气流；
-将来自ATR的合成气流供应到变换段，并在高温变换步骤中将其变换，从而提供经变换的气流；
-将来自变换段的经变换的气流供应到水分离段，并从所述经变换的合成气流中分离出水作为所述分离器单元中的工艺冷凝物流，从而提供贫水的经变换的合成气流；
-将所述贫水的合成气流供应至第一氢气纯化单元，并将其分离成第一高纯度H2流和第一尾气流，
-将所述第一尾气流分离成第一尾气燃料流和第一尾气进料流；
-将所述第一尾气进料流进料到第二氢气纯化单元，并将其分离成第二高纯度H2流和第二尾气燃料流；和
-在将主要烃进料进料到ATR之前，在至少一个火焰加热器中将所述主要烃进料预热，并且将所述第一尾气燃料流和/或所述第二尾气燃料流作为燃料进料到所述至少一个火焰加热器。
火焰加热器用于预热主要烃(天然气)进料、进料到预重整单元(例如在通过氢化器和硫吸收器后)的主要烃进料、进料到ATR并用于产生蒸汽和蒸汽过热的烃进料。因此，通过燃烧天然气、燃料气和来自氢气纯化单元(例如PSA单元)的尾气的混合物产生必要的热量。
在根据本发明的第二方面的另一个实施方案中，该方法还包括在将所述主要烃进料进料到ATR之前在至少一个预重整单元中将其预重整，以形成烃进料，并且在进料到所述至少一个预重整单元的进料侧前，将一部分所述第一高纯度H2流与主要烃进料混合。
优选地，在ATR的上游提供一个或多个预重整单元作为重整段的一部分。在预重整单元中，所有高级烃均可转化为碳氧化物和甲烷，但预重整单元也有利于轻质烃。提供预重整单元，因此提供预重整步骤，可能具有几个优点，包括减少ATR中所需的O2消耗和允许ATR的入口温度更高，因为预热开裂的风险被最小化。此外，预重整单元可以提供有效的硫防护，导致实际上不含硫的进料气进入ATR和下游系统。预重整步骤可以在300-650℃，优选390-480℃的温度下进行。
在根据本发明的第二方面的又一个实施方案中，从ATR供应到变换段的合成气的蒸汽/碳比小于2.0，优选0.3-1.0。
如上文结合本发明的第一方面所述，本发明的设备和/或方法以低至0.3的蒸汽/碳比运行。与高的蒸汽/碳比相比，重整段和变换段中的低的蒸汽/碳比(即任选地包括添加到变换段的任何蒸汽)能够实现更高的合成气生产量。
ATR的碳进料与ATR中的氧气和额外的蒸汽混合，并且发生至少两种类型的反应的组合。这两种反应是燃烧和蒸汽重整。
燃烧区：
热和催化区：
甲烷燃烧成一氧化碳和水(反应(4))是一个高度放热的过程。在所有氧气都已转化后，燃烧区出口处可能存在过量的甲烷。
热区是燃烧室的一部分，烃的进一步转化通过均相气相反应进行，主要是反应(5)和(6)。甲烷的吸热蒸汽重整(5)消耗了燃烧区产生的大部分热量。
在燃烧室之后可以有一个固定的催化剂床，即催化区，在其中通过非均相催化反应进行最终的烃转化。在催化区的出口处，合成气优选接近于反应(5)和(6)的平衡。
重整段中的蒸汽/碳比可以是2.6-0.1、2.4-0.1、2-0.2、1.5-0.3、1.4-0.4，例如1.2、1.0或0.6。蒸汽/碳比定义为添加到变换段(例如高温变换段)上游的重整段的所有蒸汽(即可以经由进料气、氧气进料、通过添加到ATR添加到重整段的蒸汽)与添加到重整段的进料气中的烃(主要烃进料1和/或烃进料2)基于摩尔的比。因此，在根据本发明第二方面的又一个实施方案中，定义为在变换段上游添加的所有蒸汽与主要烃进料或烃进料的碳的摩尔比的蒸汽/碳比为2.6-0.1、2.4-0.1、2-0.2、1.5-0.3或1.4-0.4，例如1.2或1或0.6。添加到变换段上游的蒸汽不包括添加到由ATR供应到合成气中的任何蒸汽。换言之，它仅包括添加到ATR和ATR上游的蒸汽。
因此，根据本发明，可以在重整步骤和高温变换步骤之间不添加额外蒸汽的情况下运行设备和/或方法。
在根据本发明第二方面的又一个实施方案中，该方法还包括将蒸汽添加到以下任一种中：主要烃进料、烃进料、进料到ATR的氧气流、ATR、HTS单元、HTS单元下游的附加变换单元，或其组合。
在有利的实施方案中，ATR中的空速较低，例如小于20000Nm3C/m3/h，优选小于12000Nm3C/m3/h，最优选小于7000Nm3C/m3/h。空速定义为每催化剂体积的体积碳流量，因此与催化剂区的转化率无关。
在优选的实施方案中，高温变换步骤中的温度在300-600℃的范围内，例如360-470℃。这意味着根据本发明的方法，可以以比已知方法可能的低得多的蒸汽/碳比对进料进行高温变换反应。例如，高温变换入口温度可以是300-400℃，例如350-380℃。
第一方面的任何实施方案可以与第二方面的任何实施方案结合使用，反之亦然。
附图简要说明
唯一的图说明了根据本发明的一个实施方案的基于ATR的氢气设备和方法的布局，包括两个氢气纯化单元(PSA单元)。
附图的详细说明
该图显示了根据本发明的一个实施方案的设备100，其中诸如天然气的主要烃进料1被传送到包括预重整单元140和自热重整器(ATR)110的重整段。重整段还可包括在预重整单元140上游的氢化器和硫吸收器单元(未显示)。主要烃蒸汽与蒸汽13混合，并且任选地还与来自位于下游的第一氢纯化单元125的富氢流8混合。生成的烃进料2被供给到ATR110，氧气15和蒸汽13也是如此。氧气流15通过空气分离单元(ASU)145产生，空气14被供给到该空气分离单元。在ATR 110中，烃进料2被转化为合成气流3，然后将其传送到变换段。烃进料2在650℃下进入ATR，氧气的温度约为253℃。来自重整段的合成气3的蒸汽/碳比为S/C＝0.6。这种合成气，即工艺气体3在大约1050℃的温度下离开重整段，通过耐火衬里的出口段和输送管线到达工艺气体冷却段的废热锅炉。
变换段包括高温变换(HTS)单元115，其中蒸汽13也可以在上游添加。附加的变换单元，例如中低温变换单元(未显示)也可以包括在变换段中。举例来说，在包含高、中/低温变换的变换段中，高温变换在以下条件下运行：HT变换：T入/T出：330/465℃(ΔT＝135℃)；LT变换：T入/T出：195/250℃(ΔT＝55℃)。在重整之后，约28.3vol％CO存在于合成气3(干基)中。在高温变换转化器中，CO含量降低到约7.6vol％，温度从330℃升高到465℃。来自高温CO转化器的流出物的热含量在废热锅炉和锅炉给水预热器中回收。来自高变换转化器的工艺气体由此被冷却至195℃并被传送到中/低温变换转化器中，其中CO含量降低至约1.0vol％，同时温度升高至250℃。
因此从变换段产生经变换的气流5，然后将其冷却并进料到包括分离器单元120(例如工艺冷凝物分离器)的水分离段，从而提供贫水的经变换的合成气流7和工艺冷凝物流6。然后将合成气流7进料至第一氢气纯化单元125，例如第一PSA单元，由其产生第一高纯度H2流8和第一尾气流9。该第一尾气流9被分成第一尾气燃料流9’和第一尾气进料流10。后者被进料至第二氢气纯化单元130，例如第二PSA单元，产生第二高纯度H2流8’和第二尾气燃料流11。第一和第二尾气燃料流9’和11合并成共同的尾气燃料流12，其用作火焰加热器135的燃料并且任选地也用作蒸汽过热器的燃料。火焰加热器135提供对主要烃进料1和烃进料2的间接加热。第一和第二高纯度氢气流8、8’合并成最终的富氢气流8”，例如H2产物流。通过本发明，现在可以改进氢气的回收并同时减少烃进料例如天然气的消耗。
Claims (15)
1.一种用于从主要烃进料(1)生产富H2流(8、8’、8”)的设备(100)，所述设备(100)包括：
-重整段，所述重整段包括自热重整器(ATR)(110)，所述ATR(110)布置成接收烃进料(2)，并将其转化为合成气流(3)；
-变换段，所述变换段包括高温变换(HTS)单元(115)，所述高温变换单元(115)被布置成接收来自ATR(110)的合成气流(3)，并将其在高温变换步骤中进行变换，从而提供经变换的合成气流(5)；
-水分离段，所述水分离段包括分离器单元(120)，所述水分离段布置成接收来自所述变换段的经变换的合成气流(5)，并从所述经变换的合成气流(5)中分离出水作为所述分离器单元(120)中的工艺冷凝物流(6)，从而提供贫水的经变换的合成气流(7)；
-第一氢气纯化单元(125)，布置成接收来自所述分离器单元(120)的所述贫水的经变换的合成气流(7)，并将其分离成第一高纯度H2流(8)和第一尾气流(9)；
-用于将所述第一尾气流(9)分离成第一尾气燃料流(9’)和第一尾气进料流(10)的装置；
-第二氢气纯化单元(130)，布置成接收所述第一尾气进料流(10)，并将其分离成第二高纯度H2流(8’)和第二尾气燃料流(11)；和
-所述重整段还包括至少一个火焰加热器(135)，其布置成在所述主要烃进料(1)进料到所述ATR(110)之前将其预热，并且所述设备(100)被布置成将所述第一尾气燃料流(9’)和/或所述第二尾气燃料流(11)作为燃料进料到所述至少一个火焰加热器(135)。
2.根据权利要求1所述的设备(100)，其中所述设备(100)在ATR上游没有，即不存蒸汽甲烷重整单元(SMR)，和/或在所述变换段下游且在所述水分离段上游没有CO2去除段。
3.根据前述权利要求中任一项所述的设备(100)，其中所述设备(100)还包括压缩机，所述压缩机被布置用于在将所述第一尾气进料流(10)进料到所述第二氢气纯化单元(130)之前对其进行压缩。
4.根据前述权利要求中任一项所述的设备(100)，其中所述第一高纯度H2流(8)与所述第二高纯度H2流(8’)混合以形成富氢流(8”)。
5.根据权利要求2所述的设备(100)，其中所述第一尾气燃料流(9’)和/或所述第二尾气燃料流(11)在作为燃料进料到所述至少一个火焰加热器(135)之前被混合以形成组合的尾气燃料流(12)。
6.根据前述权利要求中任一项所述的设备(100)，其中所述重整段还包括至少一个预重整单元(140)，其布置在所述ATR(110)的上游以在所述主要烃进料(1)进料到ATR(110)之前将其预重整，并形成所述烃进料(2)。
7.根据权利要求7所述的设备(100)，其中所述重整段还包括布置在所述至少一个预重整单元(140)上游的氢化器单元、硫吸收单元，以及氢再循环压缩机，所述氢再循环压缩机用于在进料到所述至少一个预重整单元(140)的进料侧或进料到所述氢化器的进料侧前，将一部分所述第一高纯度H2流(8)进料到所述主要烃进料(1)中。
8.根据权利要求1所述的设备(100)，其中所述第一氢气纯化单元(125)和所述第二氢气纯化单元(130)选自变压吸附(PSA)单元、氢气膜、低温分离单元、或其组合，优选地，所述第一和第二氢气纯化单元是PSA单元。
9.根据前述权利要求中任一项所述的设备(100)，其中所述高温变换(HTS)单元(115)包含促进的基于锌-氧化铝的高温变换(HTS)催化剂，所述催化剂优选以一个或多个催化剂床的形式布置在所述HTS单元内，并且优选其中活性形式的促进的基于锌-氧化铝的HTS催化剂包含，Zn/Al摩尔比在0.5至1.0范围内的Zn和Al，以及基于氧化催化剂的重量，包含0.4至8.0wt％的碱金属含量，和0-10wt％的铜含量。
10.根据前述权利要求中任一项所述的设备(100)，其中所述变换段包括一个或串联的多个附加高温变换单元，和/或在所述高温变换单元(115)下游的一个或多个附加变换单元，所述一个或多个附加变换单元优选为一个或多个中温变换单元和/或一个或多个低温变换单元。
11.一种由主要烃进料(1)生产富H2流(8、8’、8”)的方法，所述方法包括以下步骤：
-提供根据前述权利要求中任一项所述的设备(100)；
-向ATR(110)提供烃进料(2)并将其转化为合成气流(3)；
-将来自ATR(110)的合成气流(3)供应到变换段，并在高温变换步骤(115)中将其变换，从而提供经变换的气流(5)；
-将来自变换段的经变换的气流(5)供应到水分离段，并从所述经变换的合成气流(5)中分离出水作为所述分离器单元(120)中的工艺冷凝物流(6)，从而提供贫水的经变换的合成气流(7)；
-将所述贫水的合成气流(7)供应至第一氢气纯化单元(125)，并将其分离成第一高纯度H2流(8)和第一尾气流(9)，
-将所述第一尾气流(9)分离成第一尾气燃料流(9’)和第一尾气进料流(10)；
-将所述第一尾气进料流(10)进料到第二氢气纯化单元(130)，并将其分离成第二高纯度H2流(8’)和第二尾气燃料流(11)；和
-在将所述主要烃进料(1)进料到ATR之前，在至少一个火焰加热器(135)中将所述主要烃进料(1)预热，并且将所述第一尾气燃料流(9’)和/或所述第二尾气燃料流(11)作为燃料进料到所述至少一个火焰加热器(135)。
12.根据权利要求11所述的方法，其中所述方法还包括在将所述主要烃进料(1)进料到ATR(110)之前在至少一个预重整单元(140)中将其预重整，以形成烃进料(2)；以及在进料到所述至少一个预重整单元(140)的进料侧前，将一部分所述第一高纯度H2流(8)与主要烃进料(1)混合。
13.根据权利要求12所述的方法，其中从ATR(110)供应到变换段的合成气(5)的蒸汽/碳比为小于2.0，优选0.3-1.0。
14.根据权利要求11-13中任一项所述的方法，其中蒸汽/碳比定义为在变换段上游添加的所有蒸汽与主要烃进料(1)和/或烃进料(2)的碳的摩尔比，其为2.6-0.1、2.4-0.1、2-0.2、1.5-0.3或1.4-0.4，例如1.2、1或0.6。
15.根据权利要求11-14中任一项所述的方法，其中所述方法还包括将蒸汽(13)添加到以下任一项中：主要烃进料(1)、烃进料(2)、供给到ATR(110)的氧气流(15)、ATR(110)、HTS单元(115)、HTS单元(115)下游的附加变换单元、或其组合。
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