CN117043098A - 富氢燃料气生产与烯烃生产设施的整合 - Google Patents

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Abstract

包含合成气生产装置的富H2‑燃料气生产设施可与包含蒸汽裂解器的烯烃生产设施在以下中的至少一个方面有利地整合：(i)燃料气供应和消耗；(ii)进料供应和消耗；和(iii)蒸汽供应和消耗，从而与单独运行设施相比实现资金和运行成本的大幅节省，增强的能量效率和减少的CO2排放。

Description

富氢燃料气生产与烯烃生产设施的整合
相关申请的交叉引用
本申请要求提交日期为2021年9月24日的美国申请号17/484,042的优先权和权益，其公开内容通过引用全部并入本文。
发明领域
本公开内容涉及由烃例如天然气生产富H2-燃料气的方法和系统，以及生产烯烃的方法和系统。
发明背景
存在许多需要产生非常高的温度的工业工艺。这些工艺中的许多通过燃烧烃燃料气来实现需要的高温。常使用的燃料气是天然气，其主要包含甲烷。在甲烷的燃烧中，每释放100MBtu的热(低热值(“LHV”)基础)产生大约5.8吨的CO2。
一种这样大规模的制造工艺是生产轻质烯烃(例如乙烯、丙烯等)。制造轻质烯烃的主要方法是通过蒸汽裂解，其中在存在蒸汽的情况下将烃进料加热至非常高的温度。通过燃料气的燃烧实现向蒸汽裂解炉(还称为热解反应器)提供快速热输入所需要的高温(>2100°F)。在许多烯烃生产设施中，燃料气作为裂解工艺的副产物在内部产生，其可主要包含甲烷(例如70-90mol％)与中等氢气含量(例如10-30mol％)。现代的世界范围的烯烃设施可以具有多达10个蒸汽裂解炉，其每个可以消耗多达150MW或512MBtu/小时的燃料(LHV基础)，并且其每个具有单独的烟道气排放管。因此现代的烯烃产生设施在延长的运行时间中会产生大量的CO2排放。
已提出了各种技术来减少蒸汽裂解炉和烯烃设施的净CO2排放。提出了使用胺吸收和再生工艺从单独的烟道气烟囱捕获CO2。已在发电设施的烟道气烟囱上示范了该工艺。一旦从烟道气烟囱捕获，CO2可被压缩、液化并可被隔离在适当的地质构造中(即碳捕获和隔离“CCS”)。考虑到具有必须从中捕获CO2的10个(或更多个)烟道气烟囱的可能性、烟道气中低的CO2浓度和现有设施中靠近蒸汽裂解炉缺少可用的规划空间(plot-space)，将该技术应用于烯烃装置是极其昂贵的。特别是，大的、内部隔离的烟道气管道，连同将大的烟道气体积从炉转移至胺吸收装置位置所需要的辅助风扇和隔离设备，大幅提高设备的成本。
提出了替代的方式，其中产生高氢气燃料气流用于在蒸汽裂解炉中燃烧，因此有利于工艺所需高温的产生，但炉的CO2排放明显减少。
在工业规模上通过蒸汽重整的工艺实施从天然气生产氢气。蒸汽-甲烷重整器将加热的天然气(或另一合适的烃)，在存在大体积蒸汽的情况下，穿过含有合适催化剂的管，从而产生含有氢气、一氧化碳、二氧化碳和未转化的甲烷的合成气体。通常在300-400psig的范围内的压力下实施该工艺。该工艺需要高温，所以通常的是在重整器流出物料流中采用各种废热回收热交换器。废热回收交换器通常产生高压蒸汽(～600-650psig)，其然后在重整器的对流段中过热。此外在重整器流出物料流中(处于适当温度条件)，通常的是采用一个或多个“变换反应器”，其中在合适的催化剂上，CO与蒸汽反应从而产生额外的氢气和CO2。变换反应器(一个或多个)之后，将重整器流出物进一步冷却来冷凝含有的蒸汽，留下主要含有氢气和CO2，但也含有未转化的甲烷和CO的料流。在大多数工业设施中，然后采用变压吸附(“PSA”)装置来从流出物料流回收高纯度氢气(99+％)。还产生所谓的“PSA排出”料流，由CO2、CO、未转化的甲烷和一些氢气构成。在过去，通常的是使用PSA排出料流作为重整器的燃料需求的一部分。
虽然用于氢气生产的蒸汽-甲烷-重整工艺已经成熟，但是其用于工业应用的富氢燃料气的大规模生产仍然存在几个缺点。首先，从以上描述，清楚的是该方法具有高资本成本，采用大的重整炉和多个随后加工步骤。其次，燃料气的燃烧以提供重整器自身中需要的高温会是大量CO2排放的来源。再次，PSA排出料流必须被送至合适的处置。在过去，PSA排出料流形成重整器的燃料气供应的一部分，但这也增加了来自重整器自身的CO2排放。
可通过在从重整器烟囱排出的烟道气上安装胺回收系统来减少来自SMR的CO2排放。这个方式进一步增加系统的资本成本和运行费用，特别是因为重整器烟囱气体处于低(环境)压力。低的运行压力转化为大的气体体积，并因此吸收CO2需要的胺接触器变得极大。
因此，需要用于生产富H2-燃料气的改进方法和系统和用于生产烯烃的方法和系统。本公开内容满足这一需要和其他需要。
发明内容
我们已经发现，可在以下区域中的至少一个中整合包括合成气生产装置的富H2-燃料气生产设施和包括蒸汽裂解器的烯烃生产设施：燃料气供应和消耗，烃进料供应和消耗，和蒸汽供应和消耗，以实现与单独运行两个设施相比，令人惊讶地高水平的资本和运行成本的节约和能量效率的大幅改进以及CO2排放的明显减少。
因此，本公开内容的第一方面涉及方法，包括以下的一种或多种：(I)在合成气生产条件下将烃进料和蒸汽进料供应至包含重整反应器的合成气生产装置中从而产生离开重整反应器的重整料流，其中合成气生产条件包括存在重整催化剂，并且重整料流包含H2、CO和蒸汽；(II)通过使用废热回收装置(“WHRU”)来冷却重整料流从而产生冷却的重整料流并产生高压蒸汽(“HPS”)料流；(III)在第一变换反应器中在第一组变换条件下使冷却的重整料流与第一变换催化剂接触从而产生离开第一变换反应器的第一变换料流，其中第一变换料流具有比冷却的重整料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；(IV)冷却第一变换料流以获得冷却的第一变换料流；(V)在第二变换反应器中在第二组变换条件下使冷却的第一变换料流与第二变换催化剂接触从而产生离开第二变换反应器的第二变换料流，其中第二变换料流具有比冷却的第一变换料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；(VI)减少第二变换料流中存在的蒸汽从而产生包含CO2和H2的粗制气体混合物料流；(VII)回收粗制气体混合物料流中存在的CO2的至少一部分从而产生CO2料流和富H2-料流，其中富H2-料流包含浓度为至少80mol％的H2，基于富H2-料流中分子的总摩尔数；和(VIII)将富H2-料流的一部分供应至包含蒸汽裂解器的烯烃生产设施作为蒸汽裂解器燃料气的至少一部分，并燃烧蒸汽裂解器燃料气从而向蒸汽裂解器提供热能。
附图简要说明
图1示意性说明包括一个或多个蒸汽裂解器炉的常规烯烃生产设施的蒸汽供应/消耗系统。
图2示意性说明包括SMR的对比H2生产方法/设施。
图3示意性说明包括图2的对比H2生产设施的对比方法，将H2燃料气供应至烯烃生产设施。
图4示意性说明本公开内容的示例性富-H2燃料气生产方法/设施。
图5示意性说明本公开内容将富-H2燃料气生产方法/设施与烯烃生产设施整合的发明方法/系统。
图6示意性说明包括多个蒸汽裂解器的对比烯烃生产设施的蒸汽供应/消耗构造。
图7示意性说明从图6的设施更改并与SMR蒸汽整合的烯烃生产设施的本发明的蒸汽供应/消耗构造。
详述
现在将描述本发明的各种具体的实施方案、变体和实施例，包括就理解要求保护的发明的目的而言采用的优选实施方案和定义。虽然以下详细的描述给出了具体的优选实施方案，但是本领域技术人员将领会这些实施方案仅是示例性的，以及可以以其他方式来实施本发明。就确定侵权的目的而言，本发明的范围将指所附权利要求中的任何一个或多个，包括其等同物和与记载的那些等同的要素或限制。任何对“发明”的提及可以是指通过权利要求书限定的本发明中的一个或多个，但不必是全部。
在本公开内容中，方法被描述为包括至少一个“步骤”。应理解，每个步骤是可以在该方法中以连续或不连续的方式进行一次或多次的动作或操作。除非有相反规定或上下文另有明确表明，否则方法中的多个步骤可以如它们所列的顺序、与一个或多个其他步骤重叠或不重叠、或以任何其他顺序依次进行，视情况而定。另外，就相同或不同批次的材料而言，一个或多个或甚至所有步骤可以同时进行。例如，在连续方法中，当该方法中的第一步骤可以就刚进料到方法开始时的原料而言进行，第二步骤可以就中间材料而言同时进行，所述中间材料由处理在第一步骤中较早时间时进料到该方法中的原料而产生。优选地，步骤以所描述的顺序进行。
除非另有表明，在本公开内容中所有表示数量的数应理解为在所有情况下都由术语“约”修饰。还应理解，说明书和权利要求书中使用的精确数值构成具体实施方案。已经努力确保实施例中数据的准确。然而，应理解由于用于获得测量结果的技术和/或设备的限制，任何测量的数据固有地含有一定水平的误差。
本文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。应领会，除非另外表明，否则涵盖包括任何两个值的组合的范围，例如任何下限值与任何上限值的组合、任何两个下限值的组合和/或任何两个上限值的组合。
如本文使用的，不定冠词“一个”或“一种”意为“至少一个/至少一种”，除非有相反规定或上下文另有明确表明。因此，除非相反规定或上下文明确指出仅使用了一个反应器或转化区，使用“反应器”或“转化区”的实施方案包括使用一个、两个或更多个反应器或转化区的实施方案。
术语“烃”意为(i)由氢和碳原子组成的任何化合物或(ii)两种或更多种(i)中这样的化合物的任何混合物。术语“Cn烃”，其中n为正整数，意为(i)在它的分子中以总数为n包含碳原子(一个或多个)的任何烃化合物，或(ii)两种或更多种(i)中这样的烃化合物的任何混合物。因此，C2烃可为乙烷、乙烯、乙炔、或这些化合物中至少两种以任何比例的混合物。“Cm至Cn烃”或“Cm-Cn烃”，其中m和n是正整数且m<n，意为Cm、Cm+1、Cm+2、…、Cn-1、Cn烃中任一种，或其两种或更多种的任何混合物。因此，“C2至C3烃”或“C2-C3烃”可为乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、丙炔、丙二烯、环丙烷中任一种，及其两种或更多种以组分间任何比例的任何混合物。“饱和的C2-C3烃”可为乙烷、丙烷、环丙烷、或其两种或更多种以任何比例的任何混合物。“Cn+烃”意为(i)在它的分子中以至少n的总数包含碳原子(一个或多个)的任何烃化合物，或(ii)两种或更多种(i)中这样的烃化合物的任何混合物。“Cn-烃”意为(i)在它的分子中以至多n的总数包含碳原子的任何烃化合物，或(ii)两种或更多种(i)中这样的烃化合物的任何混合物。“Cm烃料流”意为基本上由Cm烃(一种或多种)组成的烃料流。“Cm-Cn烃料流”意为基本上由Cm-Cn烃(一种或多种)组成的烃料流。
就本公开内容的目的而言，元素的命名法是根据如Hawley'sCondensed ChemicalDictionary,第16版,John Wiley&Sons,Inc.,(2016),附录V中描述的元素周期表的版本(按照新的记号法)。
“基本上由...组成”意为在料流或混合物中包含≥60mol％、优选≥75mol％、优选≥80mol％、优选≥90mol％、优选≥95mol％、优选98mol％的给定材料或化合物，基于料流或混合物中分子的总摩尔数。
“高压蒸汽”和“HPS”可互换使用从而意味着具有至少4000千帕(“kPa”)的绝对压力的蒸汽。“超高压蒸汽”和“Super-HPS”可互换使用从而意味着具有至少8,370kPa的绝对压力的蒸汽。因此，Super-HPS是HPS。“中压蒸汽”和“MPS”可互换使用从而意味着具有至少800kPa但小于4,000kPa的绝对压力的蒸汽。“低压蒸汽”和“LPS”可互换使用从而意味着具有至少200kPa但小于800kPa的绝对压力的蒸汽。
“背压式汽轮机”意为接收蒸汽进料并没有产生具有绝对压力低于100kPa并供应至表面冷凝器的蒸汽料流的汽轮机。根据蒸汽进料的压力及其构造，背压式汽轮机可以产生一个或多个排出料流，例如HPS料流、MPS料流和LPS料流及其组合。在本公开内容中，除非上下文另外明确表明，涡轮机是汽轮机。
“抽气式汽轮机”意为接收蒸汽料流并产生至少两种具有不同压力的排出蒸汽料流的汽轮机。根据蒸汽进料的压力及其构造，抽气式汽轮机可以产生两个或更多个蒸汽料流，包括以下中的一种或多种：例如HPS料流、MPS料流和LPS料流和供应至表面冷凝器的具有绝对压力低于100kPa可冷凝料流。
I.生产富H2-燃料气的方法和设施
本公开内容的一方面涉及生产富H2-燃料气的方法，包括以下步骤：(I)在合成气生产条件下将烃进料和蒸汽进料供应至包含重整反应器的合成气生产装置中从而产生离开重整反应器的重整料流，其中合成气生产条件包括存在重整催化剂，并且重整料流包含H2、CO和蒸汽；(II)通过使用废热回收装置(“WHRU”)来冷却重整料流从而产生冷却的重整料流并产生高压蒸汽(“HPS”)料流；(III)在第一变换反应器中在第一组变换条件下使冷却的重整料流与第一变换催化剂接触从而产生离开第一变换反应器的第一变换料流，其中第一变换料流具有比冷却的重整料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；(IV)冷却第一变换料流以获得冷却的第一变换料流；(V)在第二变换反应器中在第二组变换条件下使冷却的第一变换料流与第二变换催化剂接触从而产生离开第二变换反应器的第二变换料流，其中第二变换料流具有比冷却的第一变换料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；(VI)减少第二变换料流中存在的蒸汽从而产生包含CO2和H2的粗制气体混合物料流；和(VII)回收粗制气体混合物料流中存在的CO2的至少一部分从而产生CO2料流和富H2-料流，其中富H2-料流包含浓度为至少80mol％的H2，基于富H2-料流中分子的总摩尔数。用于生产这样的富H2-料流，优选使用以上方法的系统可以在本公开内容中称作富H2-燃料气生产设施。
该方法的步骤(I)包括在合成气生产条件下将烃进料和蒸汽进料供应至包含重整反应器的合成气生产装置中从而产生离开重整反应器的重整料流，其中合成气生产条件包括存在重整催化剂，并且重整料流包含H2、CO和蒸汽。烃进料可基本上由C1-C4烃(优选饱和的)组成，优选基本上由C1-C3烃(优选饱和的)组成，优选基本上由C1-C2烃(优选饱和的)组成和优选基本上由CH4组成。可以在加入合成气生产装置之前组合烃进料和蒸汽进料以形成联合料流。供选择地，它们可以作为单独的料流进料到合成气生产装置中，其中它们彼此混合从而形成混合物。可在加入合成气生产装置之前通过例如炉、热交换器等预加热进料料流(一种或多种)。合成气生产装置可包含首先接收进料料流(一种或多种)的预重整器，尤其是如果烃进料包含大量的C2+烃。在预重整器中，烃进料/蒸汽进料混合物在这样的条件下接触预重整催化剂，使得C2+烃优先转化成CH4。包括预重整器可减少下游重整反应器的焦化和结垢。烃进料可以具有从例如15℃、20℃、30℃、40℃至50℃、60℃、70℃、80℃、90℃至95℃、100℃、110℃、120℃、130℃、140℃、或甚至150℃的温度，和从例如1,300kPa、1,400kPa、1,500kPa、1,600kPa、1,700kPa、1,800kPa、1,900kPa、2,000kPa至2,100kPa、2,200kPa、2,300kPa、2,400kPa、2,500kPa、2,600kPa、2,700kPa、2,800kPa、2,900kPa、3,000kPa至3,000kPa、3,200kPa、3,400kPa、3,500kPa、3,600kPa、3,800kPa、4,000kPa至4,200kPa、4,400kPa、4,500kPa、4,600kPa、4,800kPa或甚至5,000kPa的绝对压力。蒸汽进料可以具有从例如250℃、260℃、270℃、280℃、290℃、300℃至310℃、320℃、330℃、340℃、350℃、360℃、370℃、380℃、390℃至400℃、410℃、420℃、430℃、440℃、或甚至450℃的温度，和从例如1,300kPa、1,400kPa、1,500kPa、1,600kPa、1,700kPa、1,800kPa、1,900kPa、2,000kPa至2,100kPa、2,200kPa、2,300kPa、2,400kPa、2,500kPa、2,600kPa、2,700kPa、2,800kPa、2,900kPa、3,000kPa至3,000kPa、3,200kPa、3,400kPa、3,500kPa、3,600kPa、3,800kPa、4,000kPa至4,200kPa、4,400kPa、4,500kPa、4,600kPa、4,800kPa或甚至5,000kPa的绝对压力。优选地，蒸汽进料是过热蒸汽。
然后可将来自预重整器的流出物进料到在合成气生产条件下运行的重整反应器，其中以下的正向反应是有利的并且期望在存在重整催化剂的情况下发生：
根据重整反应器的类型和合成气生产条件，合成气生产条件可包括在重整反应器中例如从750℃、760℃、780℃、800℃、850℃、900℃至950℃、1,000℃、1,050℃、1,100℃至1150℃、或甚至1200℃的温度和例如从700kPa、800kPa、900kPa、1,000kPa至1,500kPa、2,000kPa、2,500kPa、3,000kPa至3,500kPa、4,000kPa、4,500kPa、或甚至5,000kPa的绝对压力。重整料流中压力越低，并由此重整反应器中压力越低，有助于重整反应器中CH4的转化率越高，并由此重整料流中残余CH4浓度越低。离开重整反应器的重整料流因此包含各浓度的CO、H2、残余CH4和H2O、和任选CO2，除了别的之外，取决于重整反应器的类型和合成气生产条件。根据重整反应器的类型和合成气生产条件，重整料流可具有例如从750℃、760℃、780℃、800℃、850℃、900℃至950℃、1,000℃、1,050℃、1,100℃至1150℃、或甚至1200℃的温度和例如从700kPa、800kPa、900kPa、1,000kPa至1,500kPa、2,000kPa、2,500kPa、3,000kPa至3,500kPa、4,000kPa、4,500kPa、或甚至5,000kPa的绝对压力。
合成气生产装置中重整反应器的优选类型是SMR。SMR通常包含一个或多个内侧含有重整催化剂的加热的重整管。烃/蒸汽进料料流进入加热至期望的升高温度的管，并穿过重整催化剂从而实现以上提到的期望的重整反应。虽然SMR可具有许多不同的设计，但是优选的SMR包含炉壳体、对流段(例如上部对流段)、辐射段(例如下部辐射段)和一个或多个燃烧器，所述燃烧器位于辐射段中并燃烧燃料从而产生热的烟道气并供应热能以加热辐射段和对流段。烃/蒸汽进料料流在对流段中的位置进入重整管，向下吹过对流段，由此将其在燃烧器(一个或多个)处由燃料燃烧产生的上升热烟道气预热，并然后进入邻近燃烧器燃烧火焰的辐射段，由此其接触辐射段中重整管(一个或多个)中装载的重整催化剂，从而产生从辐射段中的位置离开SMR的重整料流。在辐射段中重整管(一个或多个)中的合成气生产条件可包括例如从750℃、760℃、780℃、800℃至820℃、840℃、850℃至860℃、880℃或甚至900℃的温度和例如从700kPa、800kPa、800kPa、900kPa、1,000kPa至1,500kPa、2,000kPa、2,500kPa、3,000kPa或甚至3,500kPa的绝对压力。为了实现SMR中的高CH4转化率和由该方法产生的富H2-料流中的低CH4浓度，SMR中的合成气生产条件优选包括≤2,169kPa(300psig)、更优选≤1,825kPa(250psig)的绝对压力。SMR的描述可在例如The International EnergyAgency Greenhouse Gas R&D Program(“IEAGHG”),“Techno-Economic Evaluation ofSMR Based Standalone(Merchant)Plant with CCS”，2017年2月；和IEAGHG,“Referencedata and supporting literature Reviews for SMR based Hydrogen production withCCS”,2017-TR3，2017年3月中找到，其内容全部并入本文。
合成气生产装置中的重整反应器可以包含自热重整器(“ATR”)。ATR通常将烃/蒸汽进料(一种或多种)和O2料流接收至反应容器中，其中烃的一部分燃烧从而产生热能，由此将混合物加热至升高的温度并然后使其接触重整催化剂的床从而实现期望的重整反应并产生离开容器的重整料流。ATR可在比SMR更高的温度和压力下工作。ATR中合成气生产条件和离开ATR的重整料流可具有例如从800℃、850℃、900℃至950℃、1,000℃、1050℃至1,100℃、1,150℃或甚至1,200℃的温度和例如从800kPa、900kPa、1,000kPa至1,500kPa、2,000kPa、2,500kPa、3,000kPa至3,500kPa、4,000kPa、4,500kPa或甚至5,000kPa的绝对压力。可商购得到的ATR例如可从Haldor Topsoe(地址为Haldor Allé1,DK-2800,Kgs.Lyngby，丹麦)(“Topsoe”)得到的SyncorTM ATR可以使用在本公开内容的方法中。
本公开内容的方法的步骤(I)中使用的合成气生产装置可以仅包括一个或多个SMR、仅包括一个或多个ATR、或包括两者中的一个或多个的组合。
离开重整反应器的重整料流具有如以上表示的高温度和高压力。高度期望捕获其中含有的热能。因此，在步骤(II)中，重整料流穿过废热回收装置(“WHRU”)从而产生冷却的重整料流并产生高压蒸汽(“HPS”)料流。冷却的重整料流可具有从例如285℃、290℃、300℃至310℃、320℃、330℃、340℃、350℃至360℃、370℃、380℃、390℃或甚至400℃的温度。冷却的重整料流可具有与离开重整反应器的重整料流基本上相同的压力。WHRU可包括例如一个或多个热交换器和一个或多个与热交换器流体连通的蒸汽鼓。蒸汽鼓向热交换器供应水流，在热交换器中将其加热并且水/蒸汽料流可然后返回蒸汽鼓，在蒸汽鼓中将蒸汽与液相水分离。HPS料流可具有从例如4,000kPa、5,000kPa、6,000kPa、7,000kPa、8,000kPa至9,000kPa、10,000kPa、11,000kPa、12,000kPa、13,000kPa或甚至14,000kPa的绝对压力。由此产生的HPS料流是饱和蒸汽料流。为了使HPS料流更有用，可以在例如炉中将其进一步加热从而产生过热HPS(“SH-HPS”)料流。如果合成气生产装置包含具有如以上所述对流段的SMR，则饱和HPS料流可以有利地在SMR的对流段中和/或在辅助炉中过热。如果合成气生产装置包含一个或多个ATR但没有SMR，则饱和HPS料流可在辅助炉中过热。辅助炉可包括一个或多个燃烧器从而燃烧燃料气流以供应需要的热能，如本领域技术人员已知的。SH-HPS料流可具有以下中的一种或两种：(i)从例如350℃、360℃、370℃、380℃、390℃、400℃至410℃、420℃、430℃、440℃、450℃至460℃、470℃、480℃、490℃、500℃至510℃、520℃、530℃、540℃或甚至550℃的温度；和(ii)从例如4,000kPa、5,000kPa、6,000kPa、7,000kPa、8,000kPa至9,000kPa、10,000kPa、11,000kPa、12,000kPa、13,000kPa或甚至14,000kPa的绝对压力。
在本公开内容的方法的步骤(III)中，冷却的重整料流在第一变换反应器中在第一组变换条件下接触第一变换催化剂从而产生离开第一变换反应器的第一变换料流。第一组变换条件包括存在第一变换催化剂。可以使用本领域技术人员已知的任何合适的变换催化剂。用于第一变换催化剂的合适的变换催化剂的非限制性示例是可从例如Topsoe得到的高温变换催化剂。以下的正向反应优先在第一变换反应器中发生：
如此，第一变换料流具有比冷却的重整料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度。(R-2)的正向反应是放热的，导致第一变换料流具有比进入第一变换反应器的冷却的重整料流更高的温度。离开第一变换反应器的第一变换料流可具有从例如335℃、340℃、350℃、360℃至370℃、380℃、400℃、420℃至440℃、450℃、460℃、480℃或甚至500℃的温度。第一变换料流可具有与冷却的重整料流基本上相同的绝对压力。
虽然单级变换反应器可以将冷却的重整料流中足量的CO转化为CO2，导致第一变换料流中低的CO浓度，但是优选在本公开内容的方法中包括至少两级变换反应器，以实现CO至CO2的高转化水平，并最终产生具有低CO浓度的富H2-燃料气流。还优选的是随后阶段，例如第一变换反应器下游的第二变换反应器在低于第一变换反应器的温度下运行，由此第一变换料流中额外量的CO进一步转化成CO2并产生额外量的H2。为此，第一变换料流优选在步骤(IV)中首先冷却降温从而产生冷却的第一变换料流。这样的冷却可通过一个或多个热交换器使用一个或多个温度低于第一变换料流的冷却料流来实现。在一种优选实施方案中，第一变换料流可由待进料到合成气生产装置中的烃料流或其分流冷却。供选择或另外地，第一变换料流可由锅炉水进料料流冷却从而产生加热的锅炉水料流、蒸汽料流、和/或水/蒸汽混合物料流。如此加热的锅炉水料流可在锅炉中被加热从而产生各压力下的蒸汽。如此加热的锅炉水料流、水蒸气、和/或水/蒸汽混合物料流可通过另一热交换器中的另一工艺料流进一步加热从而产生蒸汽。在一种优选实施方案中，可将加热的锅炉水料流和/或蒸汽料流进料到WHRU的蒸汽鼓中，从而如以上描述从重整料流提取热，其中可将锅炉给水送至WHRU交换器用于进一步加热，并且蒸汽鼓中分离的任何蒸汽可进一步过热。冷却的第一变换料流可具有从例如150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃至210℃、220℃、230℃、240℃或甚至250℃的温度和与第一变换料流基本上相同的压力。
冷却的第一变换料流然后在第二变换反应器中在第二组变换条件下经受低温变换从而产生第二变换料流。第二组变换条件包括存在第二变换催化剂，其可以与第一变换催化剂相同或不同。可以使用本领域技术人员已知的任何合适的变换催化剂。用于第二变换催化剂的合适的催化剂的非限制性示例是可从例如Topsoe得到的低温变换催化剂。以下的正向反应优先在第二变换反应器中发生：
如此，第二变换料流具有比冷却的第一变换料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度。(R-3)的正向反应是放热的，导致第二变换料流具有比进入第二变换反应器的冷却的第一变换料流更高的温度。离开第二变换反应器的第二变换料流可具有从例如150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃至210℃、220℃、230℃、240℃、250℃至260℃、270℃、280℃、290℃或甚至300℃的温度。第二变换料流可具有与冷却的第一变换料流基本上相同的绝对压力。
第二变换料流包含H2、CO2、CO、蒸汽和任选的CH4。在步骤(VI)中，然后通过冷却和分离从中减少蒸汽。与冷却第一变换料流的步骤(IV)类似，这样的第二变换料流的冷却可通过一个或多个热交换器使用一个或多个温度低于第二变换料流的冷却料流来实现。在一种优选实施方案中，第二变换料流可由待进料到合成气生产装置中的烃料流或其分流冷却。供选择或另外地，第二变换料流可由锅炉水进料料流冷却从而产生加热的锅炉水料流、蒸汽料流、和/或水/蒸汽混合物料流。如此加热的锅炉水料流可在锅炉中被加热从而产生各压力下的蒸汽。如此加热的锅炉水料流、水蒸气、和/或水/蒸汽混合物料流可通过另一热交换器中的另一工艺料流进一步加热从而产生蒸汽。在一种优选实施方案中，可将加热的锅炉水料流和/或蒸汽料流进料到WHRU的蒸汽鼓中，从而如以上描述从重整料流提取热，其中可将锅炉给水送至WHRU交换器用于进一步加热，并且蒸汽鼓中分离的任何蒸汽可进一步过热。供选择或另外地，冷却水交换器或空气散热片式热交换器可用于至少部分冷却第二变换合成气料流。冷却的第二变换料流可优选包含冷凝水，可将其分离从而产生粗制气体混合物料流，其比离开第二变换反应器的第二变换料流包含明显更低浓度的蒸汽。
粗制气体混合物料流因此基本上由各种量的CO2、H2、任选的CH4，以及蒸汽和CO(作为次要成分)组成。粗制气体混合物料流可具有从例如700kPa、800kPa、800kPa、900kPa、1,000kPa至1,500kPa、2,000kPa、2,500kPa、3,000kPa至3,500kPa、4,000kPa、4,500kPa或甚至5,000kPa的绝对压力。在步骤(VII)中，可以回收其中的CO2的一部分从而产生CO2料流和富H2-料流。可以在步骤(VII)中使用本领域技术人员已知的任何合适的CO2回收工艺，包括但不限于：(i)胺吸收和再生工艺；(ii)低温CO2分离工艺；(iii)膜分离工艺；(iv)物理吸收和再生工艺；和(iv)以上(i)、(ii)和(iii)中任何的任何组合。在优选实施方案中，可以使用胺吸收和再生工艺。由于粗制气体混合物料流的升高的压力，CO2回收设备的尺寸可远小于在大气压下从气体混合物回收CO2需要的尺寸。
CO2料流优选包含摩尔浓度从例如90％、91％、92％、93％、94％至95％、96％、97％、98％或甚至99％的CO2，基于CO2料流中分子的总摩尔数。CO2料流可包含以下中的至少一种和优选全部，以摩尔为基础：(i)例如从0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％至1.0％、1.5％、2.0％、2.5％、3.0％、3.5％、4.5％或甚至5.0％的CO；(ii)例如从0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％至1.0％、1.5％、2.0％、2.5％、3.0％、3.5％、4.5％、5.0％、5.5％或甚至6.0％的H2O；和(iii)例如从0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％至1.0％、1.5％、2.0％、2.5％、3.0％、3.5％、4.5％或甚至5.0％的CH4。CO2料流可具有从例如700kPa、800kPa、800kPa、900kPa、1,000kPa至1,500kPa、2,000kPa、2,500kPa、3,000kPa至3,500kPa、4,000kPa、4,500kPa或甚至5,000kPa的绝对压力。可在本领域技术人员已知的任何合适应用中压缩、液化、导离、储存、隔绝或使用CO2料流。在一种实施方案中，CO2料流，经任选的压缩，可在CO2管线中导离。在另一实施方案中，CO2料流，经任选的压缩和/或液化，可注入和储存在地质构造中。在又一实施方案中，CO2料流，经任选的压缩和/或液化，可用于提取地质构造中存在的烃。CO2料流的另一示例性用途是在食品应用中。
富H2-料流可具有从例如700kPa、800kPa、800kPa、900kPa、1,000kPa至1,500kPa、2,000kPa、2,500kPa、3,000kPa至3,500kPa、4,000kPa、4,500kPa或甚至5,000kPa的绝对压力。富H2-料流优选包含摩尔浓度从例如80％、81％、82％、83％、84％、85％至86％、87％、88％、89％、90％至91％、92％、93％、94％、95％至96％、97％或甚至98％的H2，基于富H2-料流中分子的总摩尔数。富H2-料流可包含以下中的至少一种和优选全部，以摩尔为基础：(i)例如从0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％至1.0％、1.5％、2.0％、2.5％或甚至3.0％的CO；(ii)例如从0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％至0.6％、0.7％、0.8％、0.9％或甚至1.0％的CO2；和(iii)例如从0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％至1.0％、1.5％、2.0％、2.5％、3.0％、3.5％、4.5％或甚至5.0％的CH4。可以由本公开内容的方法产生的富H2-料流的一种具体示例具有以下摩尔组成：0.25％的CO2，1.75％的CO，93.87％的H2，0.23％的N2，3.63％的CH4和0.29％的H2O。
当需要甚至更高纯度的H2料流时，可通过使用本领域技术人员已知的方法和技术例如变压分离来进一步纯化富H2-料流的一部分。
然而，优选地，富H2-料流(尽管有任选低浓度的CO、CO2和CH4)在没有进一步纯化的情况下用作燃料气流从而在例如住宅、办公室和/或工业应用，优选工业应用中提供方法的步骤(VIII)中的加热。由于与常规燃料气例如天然气相比其中CO、CO2和CH4的总浓度大幅降低，由燃烧富H2-料流产生的烟道气流可包含大幅降低浓度的CO2，导致明显更低的CO2排放至大气。因此，烟道气流可包含摩尔浓度从例如0.01％、0.05％至0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％至1％、2％、3％、4％、5％、6％、7％、8％、9％、10％至11％、12％、13％、14％、15％、16％、17％、18％、19％或20％，优选≤10％、优选≤5％、优选≤3％的CO2，基于烟道气流中CO2和H2O的总摩尔数。燃烧可以是存在例如空气、O2-增强空气、高纯度O2等的情况下进行，取决于具体应用。
对于用作燃料气流，富H2-料流可以优选具有≤1,135kPa(150psig)、优选≤790kPa(100psig)的绝对压力。为了实现富H2-料流的这样低的压力，可行的是设计在合成气生产条件下运行的包含SMR和/或ATR的上游合成气生产装置，所述条件包括相对低的压力，例如≤2,169kPa(300psig)、优选≤1,825kPa(250psig)的绝对压力。如以上提到的，重整反应器中的较低的压力导致重整反应器中较高的CH4转化率，并由此富H2-料流中低的残余CH4浓度。
优选地，将富H2-料流供应至至少一个，优选大多数，优选全部的用于生产富H2-料流的方法/系统中使用的燃烧装置。因此，当合成气生产装置包含预重整器，所述预重整器包括由一个或多个燃烧燃料气的燃烧器加热的炉时，优选富H2-料流的一部分作为燃料气的至少一部分，优选大部分，优选全部供应至这样的燃烧器。当合成气生产装置包括SMR，所述SMR包含一个或多个燃烧SMR燃料的SMR燃烧器时，高度期望供应富H2-料流的一部分作为SMR燃料的至少一部分，优选大部分，优选全部。当富H2-料流生产方法/系统使用额外的锅炉或辅助炉从而燃烧燃料气时，高度期望供应富H2-料流的一部分作为燃料气的至少一部分，优选大部分，优选全部。通过燃烧富H2-料流和捕获CO2料流，本公开内容的富H2-料流生产方法/系统可达到比燃烧天然气的常规H2生产方法明显减少的CO2排放至大气水平。
与现有的合成气和/或富H2-燃料气生产方法，尤其是燃烧含烃燃料的那些相比，本公开内容的富H2-燃料气生产方法具有以下优势中的至少一种：(i)由于例如不存在PSA装置、小尺寸CO2回收装置和在相对低的压力下运行合成气生产装置、第一变换反应器和第二变换气体反应器所致更低的资本投资和生产成本；和(ii)如果捕获、储存、隔绝和/或使用CO2料流，大幅降低CO2排放。
II.富H2-燃料气生产设施与烯烃生产设施的整合
现代烯烃生产设施通常通过以下运行：将烃进料(例如乙烷、丙烷、丁烷、石脑油、原油及其混合物和组合)和蒸汽进料到蒸汽裂解器中，将烃进料/蒸汽混合物加热至升高的裂解温度持续期望的停留时间，由此裂解烃进料从而产生离开热解反应器的包含H2、CH4、乙烷、丙烷、丁烷、C2-C4烯烃、C4二烯和C5+烃的蒸汽裂解器流出物。加热可包括在蒸汽裂解器的对流段中的预加热步骤，之后转移至辐射段，其中发生额外加热至升高的裂解温度和裂解。通常由多个燃烧蒸汽裂解器燃料气的蒸汽裂解器燃烧器提供用于在对流段中预加热和在辐射段中加热的热能需要。通过急冷和/或间接热交换将高温蒸汽裂解器流出物立即冷却降温，并分离从而除了别的之外产生包含C1-C4烃的工艺气流。然后通常将工艺气流压缩并供应至产物回收段，所述产物回收段包括冷却机组(chill train)和多个蒸馏柱，举例来说例如脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔、C2分流器、C3分流器，由此可以产生以下中的一种或多种：(i)蒸汽裂解器H2料流，其可以优选包含摩尔浓度从例如80％、81％、82％、83％、84％、85％至86％、87％、88％、89％、90％至91％、92％、93％、94％、95％至96％、97％或甚至98％的H2，基于蒸汽裂解器H2料流中分子的总摩尔数；(ii)富CH4-料流(有时称作“尾气流”)，包含摩尔浓度从例如50％、55％、60％、65％、70％至75％、80％、85％、90％至91％、92％、93％、94％、95％、96％、97％或甚至98％的CH4，基于富CH4-料流中分子的总摩尔数；(ii)乙烷料流；(iii)乙烯产物料流；(iv)丙烷料流；和(v)丙烯产物料流。回收段的许多构造是可能的。蒸汽裂解器H2料流可以包含例如从0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％至1.0％、1.5％、2.0％、2.5％、3.0％、3.5％、4.5％、5.0％至6.0％、8.0％、10％、12％、14％、15％至16％、17％、18％、19％或甚至20％的CH4，以摩尔为基础。优选地，蒸汽裂解器H2料流基本上不含CO2和CO，例如包含总浓度从0至不大于1摩尔％的CO2和CO，基于蒸汽裂解器H2料流中分子的总摩尔数。富CH4-料流可以包含以下中的至少一种和优选全部，以摩尔为基础：(i)例如从1％、5％、10％、15％至20％、25％、30％至35％或甚至40％、45％H2；(ii)例如从0.1％、0.5％、1％至2％、3％、4％、5％至6％、7％、8％、9％或10％乙烷；和(iii)例如从0.01％、0.05％、0.1％至0.2％、0.5％、1％至2％、3％、4％或5％CO，基于富CH4-料流中分子的总摩尔数。
II.1燃料气整合
如以上部分I中描述的，本公开内容的富H2-燃料气生产方法/设施可有利地与烯烃生产设施整合，从而与以前的方法/系统和单独地操作它们相比，实现增强的能量效率水平和减少的CO2排放至大气水平，与设施中回收段的具体构造无关。
在一些优选实施方案中，富H2-料流的一部分可以与蒸汽裂解器H2料流的一部分组合从而形成联合富H2-料流，其可用作用于住宅、办公室和/或工业加热应用，特别是工业加热应用例如在烯烃生产设施中的燃料气。
在一种特别期望的实施方案中，可将富H2-料流、蒸汽裂解器H2料流或联合富H2-料流的一部分供应至一个或多个的蒸汽裂解器燃烧器作为蒸汽裂解器燃料气的至少一部分、优选大部分、优选全部。蒸汽裂解器可消耗大量的蒸汽裂解器燃料气，其至今倾向包含大量的烃例如CH4。通过用富H2-料流、蒸汽裂解器H2料流和/或联合富H2-料流(每种含有低浓度的含碳物质)取代蒸汽裂解器燃料气的一部分、优选大部分、优选全部，可实现来自蒸汽裂解器燃料气的CO2排放的大幅减少。在一些实施方案中，蒸汽裂解器可以优选配备有燃烧空气预加热器以减少蒸汽裂解器的燃料消耗需要。燃烧空气预加热器可优选通过电加热和/或与较热的料流(例如相同或不同炉的烟道气、蒸汽料流(优选低压蒸汽料流)、热水料流和/或热油料流)交换热来提供加热。
烯烃生产设施可以包括一个或多个燃烧燃料气的锅炉和/或辅助炉作为蒸汽裂解器补充。在这样的情况下，高度期望将富H2-料流、蒸汽裂解器H2料流和/或联合富H2-料流的一部分供应至这样的锅炉和/或辅助炉作为所需燃料气的至少一部分、优选大部分、优选全部。这样做可进一步减少来自烯烃生产设施的CO2排放至大气。
烯烃生产设施可以包含联合循环动力设施，其包含一个或多个风道燃烧器，风道燃烧器燃烧风道燃烧器燃料从而产生热能。在这样的情况下，高度期望将富H2-料流、蒸汽裂解器H2料流和/或联合富H2-料流的一部分供应至风道燃烧器作为所需风道燃烧器燃料的至少一部分、优选大部分、优选全部。
在一些实施方案中，富H2-料流和/或蒸汽裂解器H2料流可在烯烃生产设施中供应需要的总燃料气的从例如60％、65％、70％至75％、80％、85％至90％、95％、98％、99％或甚至100％，以Btu为基础。在一些实施方案中，富H2-料流可在烯烃生产设施中供应需要的总燃料气的从例如60％、65％、70％至75％、80％、85％至90％、95％、98％、99％或甚至100％，以Btu为基础。
在以下表I中，比较了燃烧以下燃料气从而排放由燃烧产生的烟道气的蒸汽裂解器的CO2足迹：(i)仅典型的天然气(“天然气”)；(ii)仅由接收典型的石脑油蒸汽裂解进料的蒸汽裂解器产生的尾气(“尾气”)；(iii)由包括合成气生产装置，之后是单级高温变换反应器，并然后是H2O减少和CO2回收的比较方法产生的富CO-燃料气(“富CO-燃料”)；和(iv)通过本公开内容的方法产生的富H2-料流(“富H2-燃料”)。在所有情况下假设以下情况：2.0湿体积％过量的O2，60°F(16℃)空气和燃料气。
如可从表I看出，与所有其他三种燃料气相比，由本公开内容的方法产生的富H2-料流具有明显更小的来自排放通过燃烧产生的烟道气的CO2足迹。尽管富H2-燃料仅包含比对比富CO-燃烧稍微更高浓度的H2和稍微更低浓度的CO，但是富H2-燃料显示显著更低的CO2足迹(低40％)。这表明与仅使用单级高温变换反应器相比利用至少两级变换反应器的本公开内容的方法的显著优势。虽然可以通过使用额外的设备例如PSA装置来进一步纯化富CO-燃料以产生具有与富H2-燃料相当的较高的H2浓度和较低的CO浓度的燃料气，但是PSA装置的安装和运行比添加第二变换反应器增加多得多的投资和运行成本并降低方法的能量效率。因此，本公开内容的方法实现以低CO2足迹与减少的成本和增强的能量效率产生富H2-燃料气。
表I
II.2烃进料整合
在一种特别有利的实施方案中，可以将由烯烃生产设施产生的富CH4-料流与例如天然气料流一起加入合成气生产装置作为烃进料的至少一部分。因为来自烯烃生产设施的富CH4-料流可基本上不含硫，所以如果存在硫的话，它可在脱硫装置之后有利地加入合成气生产装置中。如果富CH4包含低摩尔浓度例如≤3％、≤2％、<1％、<0.5％、<0.1％、例如从0.01％、0.02％、0.04％、0.05％至0.06％、0.08％、0.1％至0.2％、0.4％、0.5％至0.6％、0.8％、1％、2％或甚至3％的C2+烃(例如乙烷)，基于富CH4-料流中烃的总摩尔数，则如果存在C2+烃的话，可将富CH4-料流在预重整器下游的位置供应至重整反应器，因为在预重整器中转化C2+烃的需要降低。富CH4-料流可以包含各数量的H2，如以上所指出的。然而，不必要在将其进料到SMR之前从富CH4-料流去除H2。富CH4-料流中过量的氢气可消耗SMR中的水流容量并因此是不期望的。但是少量的氢气(优选≤10mol％、优选≤5mol％，基于富CH4-料流中分子的总摩尔数)是可接受的，并可以实际上起到最小化SMR中焦炭或污垢产生的可能的作用。
在一些实施方案中，富CH4-料流的压力可以高于进料到合成气生产装置中需要的烃进料的压力。在这样的情况下，高度有利的是在涡轮膨胀机和/或焦尔-汤普森阀中使富CH4-料流膨胀从而产生具有的压力在烃进料的压力附近的冷却的富CH4-料流。可以通过使用例如温度高于冷却的富CH4-料流的富H2-生产装置或烯烃生产设施中的任何料流来加热冷却的富CH4-料流，并然后供应至合成气生产装置。
在一些实施方案中，富CH4-料流的压力可以低于进料到合成气生产装置中需要的烃进料的压力。在这样的情况下，期望将富CH4-料流在将其进料到合成气生产装置之前压缩至烃进料压力附近的压力。
II.3蒸汽整合
在包括一个多个蒸汽裂解器的烯烃生产设施中，蒸汽裂解器接收烃进料和蒸汽，在蒸汽裂解条件下将烃裂解从而产生离开蒸汽裂解器的蒸汽裂解器流出物。通过急冷和/或间接热交换器立即冷却高温蒸汽裂解器流出物，其中可以产生大量的蒸汽，所述蒸汽可随后在蒸汽裂解器的对流段中过热。然后可以分离冷却的蒸汽裂解器流出物从而除了别的之外产生包含H2、甲烷、乙烷、C2-C4烯烃和二烯的工艺气流。为了从工艺气流回收烯烃产物，通常首先将其压缩至升高的压力，在低温条件下在冷却机组中冷却，并然后在蒸馏柱例如脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔、C2分流器、C3分流器等中分离。为此，可以使用至少三(3)个大的气体压缩机：工艺气体压缩机(“PGC”)、丙烯制冷压缩机(“PRC”)和乙烯制冷压缩机(“ERC”)。在现代的世界范围的烯烃设施中，这些压缩机的总轴功率可超过100MW(134,000hp)。这种非常高的轴功率需求是烯烃生产设施的特性，并将它们区别于大多数其他石化设备。通常，大的压缩机由汽轮机驱动。大部分的蒸汽可以如以上描述通过从冷却蒸汽裂解器流出物产生的蒸汽来产生。如果必要，使用锅炉来补充需要的蒸汽体积。
因为主要压缩机的大的轴功率需要，所以对于高效烯烃生产而言重要的是蒸汽-动力循环尽可能高效。可以有利地使用具有最高蒸汽压力水平为标称100BarG(1500psig、或10.3MPaG)或更高的多压力级蒸汽系统。这种Super-HPS可以过热以便最大化涡轮机的比输出功率(kW功率/kg消耗的蒸汽)。作为大压缩机汽轮机的补充，可以使用较小的涡轮机驱动器用于烯烃生产设施内的几种使用(例如：冷却水泵、急冷水泵、锅炉供水泵、空气压缩机等)。这些涡轮机可接收HPS、MPS或LPS料流。另外，烯烃回收机组中现有的工艺加热负荷可以通过冷凝一种或多种HPS、MPS或LPS料流来满足。
我们已经发现，由富H2-燃料气生产设施产生的和/或在富H2-燃料气生产设施中消耗的各压力的蒸汽料流(一种或多种)可明智地与由烯烃生产设施产生的和/或在烯烃生产设施中消耗的各压力的蒸汽料流(一种或多种)整合，从而实现大幅提高的总能量效率和成本效率。因此，在富H2-燃料气生产设施中产生的Super-HPS料流(例如由WHRU产生的料流)可以有利地与烯烃生产设施中产生的另一Super-HPS料流(例如由蒸汽裂解器和/或锅炉产生的料流)组合从而形成联合料流，然后将其供应至位于设施中的消耗装置例如涡轮机、合成气生产装置等。同样，可以将设施中产生的HPS料流组合并供应至消耗装置，MPS料流和LPS料流也是如此。
离开富H2-生产设施的重整反应器的重整料流具有如以上在部分I中指出的高温度和高压力。高度期望捕获其中含有的热能。因此，优选地，重整料流穿过废热回收装置(“WHRU”)从而产生冷却的重整料流并产生高压蒸汽(“HPS”)料流。冷却的重整料流可具有从例如285℃、290℃、300℃至310℃、320℃、330℃、340℃、350℃至360℃、370℃、380℃、390℃或甚至400℃的温度。冷却的重整料流可具有与离开重整反应器的重整料流基本上相同的压力。WHRU可包括例如一个或多个热交换器和一个或多个与热交换器流体连通的蒸汽鼓。蒸汽鼓向热交换器供应水流，在热交换器中将其加热并且可然后使其返回蒸汽鼓，在蒸汽鼓中将蒸汽与液相水分离。HPS料流可具有从例如4,000kPa、5,000kPa、6,000kPa、7,000kPa、8,000kPa至9,000kPa、10,000kPa、11,000kPa、12,000kPa、13,000kPa或甚至14,000kPa的绝对压力。在一些实施方案中，HPS料流优选是Super-HPS料流。由此产生的HPS料流是饱和蒸汽料流。
为了使HPS料流更有用，还可以在例如炉中将其加热从而产生过热HPS(“SH-HPS”)料流。如果如以上所述合成气生产装置包含具有对流段的SMR，则饱和HPS料流可以有利地在SMR的对流段中和/或在辅助炉中过热。如果合成气生产装置包含一个或多个ATR但没有SMR，则饱和HPS料流可在辅助炉中过热。辅助炉可包括一个或多个燃烧器，其燃烧燃料气流以供应需要的热能，如本领域技术人员已知的，优选衍生自在富H2-燃料气生产设施中产生的富H2-料流和/或在烯烃生产设施中产生的蒸汽裂解器H2料流的燃料气流，如以上描述的。SH-HPS料流可具有以下的一种或两种：(i)从例如350℃、360℃、370℃、380℃、390℃、400℃至410℃、420℃、430℃、440℃、450℃至460℃、470℃、480℃、490℃、500℃至510℃、520℃、530℃、540℃或甚至550℃的温度；和(ii)从例如4,000kPa、5,000kPa、6,000kPa、7,000kPa、8,000kPa至9,000kPa、10,000kPa、11,000kPa、12,000kPa、13,000kPa或甚至14,000kPa的绝对压力。优选地，SH-HPS料流具有至少371℃的温度和步骤(A)中的蒸汽进料具有至少1700kPa的绝对压力。在一些实施方案中，SH-HPS料流优选具有的压力高于步骤(A)中供应至合成气生产装置的蒸汽进料的压力，使得可使SH-HPS膨胀从而产生具有的压力在蒸汽进料的压力附近的蒸汽料流，然后可将其供应至合成气生产装置作为蒸汽进料的至少一部分。优选地，SH-HPS料流具有至少482℃的温度和至少10,000kPa的绝对压力，和蒸汽进料具有至少1,700kPa的绝对压力(例如至少2,500kPa)。在优选实施方案中，可以将SH-HPS料流供应至位于工业设施例如烯烃生产设施和富H2-燃料气生产设施的HPS集管，从而将HPS供应至消耗SH-HPS的合适设备。在另一实施方案中，SH-HPS料流还可以是Super-HPS料流并供应至位于工业设施例如烯烃生产设施的Super-HPS集管，从而将Super-HPS供应至消耗过热Super-HPS的合适设备。
在一些优选实施方案中，衍生自富H2-燃料生产设施中产生的蒸汽料流(例如在WHRU产生的SH-HPS料流)和/或由烯烃生产设施产生的蒸汽料流(例如由蒸汽裂解器和/或锅炉产生的SH-HPS料流)的SH-HPS料流的至少一部分可在至少一级汽轮机中膨胀，从而产生轴功率和膨胀的蒸汽料流，膨胀的蒸汽料流具有的压力等于或高于合成气生产装置的蒸汽进料的压力。膨胀的蒸汽料流可以具有从例如260℃、270℃、280℃、290℃、300℃至310℃、320℃、330℃、340℃、350℃至360℃、370℃、380℃、390℃、400℃或甚至405℃的温度。膨胀的蒸汽料流具有的压力低于SH-HPS料流，其范围可以从例如1,380kPa、1,400kPa、1,500kPa、1,600kPa、1,700kPa、1,800kPa、1,900kPa、2,000kPa至2,200kPa、2,400kPa、2,500kPa、2,600kPa、2,800kPa、3,000kPa至3,200kPa、3,400kPa、3,500kPa、3,600kPa、3,800kPa、4,000kPa至4,200kPa、4,400kPa或甚至4,500kPa。膨胀的蒸汽料流可以是HPS料流或MPS料流。在一些实施方案中，汽轮机可以产生多个排出料流，例如HPS料流和LPS料流；HPS料流和供应至冷凝器的可冷凝料流；MPS料流和LPS料流；或MPS料流和供应至冷凝器的可冷凝料流。
在一些实施方案中，单级汽轮机用于使SH-HPS料流膨胀。在一些其他实施方案中，可以使用多个级联级的汽轮机，其中将由上游级产生的膨胀的蒸汽料流，优选HPS料流或MPS料流供应至下游汽轮机，在下游汽轮机中膨胀从而产生较低压力的蒸汽料流和额外的轴功率。由一个或多个这样的汽轮机产生的轴功率可用于进行机械功，例如：驱动发电机以产生可传输至本地和/或远程电设备的电力；驱动位于工业设施中的压缩机或泵，例如位于烯烃生产设施中的工艺气体压缩机、丙烯制冷压缩机、乙烯制冷压缩机、空气压缩机和/或各种泵。可以将膨胀的蒸汽料流供应至位于任何工业设施例如烯烃生产设施中具有合适压力等级的蒸汽集管。在一些实施方案中，可以将SH-HP料流以压力不小于烯烃生产设施中具有额定功率为至少1兆瓦(1MW、或≥5MW、或≥10MW、或≥20MW)的任何汽轮机的运行所需要的最大压力供应至烯烃生产设施。在一些优选实施方案中，可以将SH-HPS料流(其可以是或不是Super-HPS料流)供应至烯烃生产设施中驱动工艺气体压缩机的第一级汽轮机，并且可以将来自第一级汽轮机的膨胀的蒸汽料流(其可以是SH-HPS料流或MPS料流)供应至第二级汽轮机从而产生第二膨胀的蒸汽料流和驱动烯烃生产设施中的另一工艺气体压缩机、丙烯制冷压缩机、乙烯制冷压缩机、空气压缩机和/或泵的轴功率。在另一实施方案中，可以供应SH-HPS料流以驱动一个或多个工艺气体压缩机、丙烯制冷压缩机和乙烯制冷压缩机，每个产生具有相同、类似或不同压力的膨胀的蒸汽料流。然后可使用来自第一级和/或第二级的膨胀的蒸汽料流来提供工艺热，或将其供应至额外的汽轮机，取决于它们各自压力。另外，汽轮机中的一个或多个可以排出可冷凝蒸汽料流，其进料到冷凝器从而产生冷凝水流。优选地，至少一个、优选至少两个、优选全部的驱动PGC、丙烯制冷压缩机和乙烯制冷压缩机的汽轮机是背压式汽轮机。背压式涡轮机不产生供应至表面冷凝器的蒸汽料流，在表面冷凝器中蒸汽料流冷凝，从而导致热能释放至大气。通过使用背压式涡轮机，除去了在常规冷凝涡轮机中使用的常规表面冷凝器，导致资金和运行成本以及热能释放至大气的减少。
虽然可以使用在膨胀SH-HPS料流中产生的轴功率来驱动动力岛(power island)中的发电机，但是在整合的烯烃生产设施中使用轴功率来驱动压缩机、泵等的本公开内容的优选实施方案中，可除去或以较小尺寸包括这样的动力岛，导致资金成本和运行成本的大幅减少。
在富H2-燃料气生产方法的一些优选实施方案中，使用胺CO2捕获装置来进行回收粗制气体混合物料流中存在的至少一部分的CO2从而产生CO2料流和富H2-料流的步骤(VII)。步骤(VII)可以优选包括：(VIIa)从位于烯烃生产设施中的一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机(优选一个或多个背压式涡轮机)获得具有绝对压力200kPa-1,050kPa的排出蒸汽料流和轴功率；(VIIb)将粗制气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收柱中；(VIIc)从吸收柱获得富CO2-胺料流和贫化CO2的残余气流；(VIId)将至少一部分的富CO2-胺料流进料到分离柱中；(VIIe)在分离柱中使用排出蒸汽料流加热至少一部分的富CO2-胺料流从而产生富含CO2的顶部料流和富含胺的底部料流；和(VIIf)将至少一部分的底部料流再循环至吸收柱作为贫胺料流的至少一部分。
在烯烃生产设施中存在步骤(VIIa)中的(一个或多个)抽气式涡轮机和/或(一个或多个)背压式涡轮机。在过去，常规构造位于烃加工设施中的这些汽轮机来产生具有非常低的压力，例如≤100kPa、≤80kPa、≤50kPa的排出蒸汽料流，然后将其供应至具有大负荷等级的表面冷凝器并冷凝。这样的冷凝可导致大量热能释放至大气中。另外，具有大负荷等级的表面冷凝器购买和运行昂贵。因此，会高度期望减少表面冷凝器的尺寸或除去至少一些、优选全部的表面冷凝器，而没有引起由汽轮机驱动的装置的运行问题。
步骤(VIIa)中的(一个或多个)抽气式涡轮机和/或(一个或多个)背压式涡轮机可以接收HPS进料例如Super-HPS进料或MPS进料(期望过热的)。根据其蒸汽进料的压力，(一个或多个)抽气式涡轮机和/或(一个或多个)背压式涡轮机中的一个或多个，除了具有绝对压力200kPa-1,050kPa的排出蒸汽料流，还可以产生以下中的一种或多种：(i)HPS料流，(ii)MPS料流，和(iii)供应至表面冷凝器的可冷凝料流。优选地，(一个或多个)抽气式涡轮机和/或(一个或多个)背压式涡轮机中的至少一个、优选全部是不产生(iii)供应至表面冷凝器的可冷凝料流(例如具有绝对压力≤100kPa的蒸汽料流)的背压式涡轮机。(一个或多个)抽气式涡轮机和/或(一个或多个)背压式涡轮机可包括以下中的一个或多个：驱动工艺气体压缩机的汽轮机，驱动(一个或多个)丙烯制冷压缩机的(一个或多个)汽轮机，驱动(一个或多个)乙烯制冷压缩机的(一个或多个)汽轮机，驱动各个空气压缩机的(一个或多个)汽轮机，驱动各个泵的(一个或多个)汽轮机，和驱动(一个或多个)发电机的(一个或多个)汽轮机，和它们的组合。
可以通过单个抽气式涡轮机或背压式涡轮机产生具有绝对压力200kPa-1,050kPa的排出蒸汽料流。供选择地，排出蒸汽料流可为由多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机产生的具有类似压力的几个这样的排出蒸汽料流的联合料流。这个压力范围对于供应胺CO2捕获工艺的再生步骤中需要的热而言特别有利。因此，排出蒸汽料流可具有从例如200kPa、250kPa、300kPa、350kPa、400kPa、450kPa、500kPa至550kPa、600kPa、650kPa、700kPa、750kPa、800kPa至850kPa、900kPa、950kPa、1,000kPa或甚至1,050kPa的绝对压力。优选地，排出蒸汽料流具有不大于480kPa的绝对压力。
在步骤(VIIb)中，将气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收柱中。可以使用CO2分离领域的技术人员已知的任何胺吸收柱和胺。可用的胺的非限制性示例包括：单乙醇胺(“MEA”)、二乙醇胺(“DEA”)、甲基二乙醇胺(“MDEA”)、二异丙醇胺(“DIPA”)、二甘醇胺(“DGA”)和它们的混合物。用于CO2分离和捕获的最常使用的胺是DEA、MEA和MDEA。在优选实施方案中，将贫胺料流供应至吸收柱的上段，并将气体混合物进料到吸收柱的下段中。步骤(VIIc)中在吸收柱中气体混合物和胺之间的逆流接触导致产生富CO2-胺料流和贫化CO2的残余气流。优选地，富CO2-胺料流从底部和贫化CO2的残余气流从顶部离开吸收柱。
在步骤(VIId)中，将至少一部分的富CO2-胺料流进料到分离柱中。可以使用本领域技术人员已知的分离柱的任何设计。分离柱有时还称作再生柱，因为从该柱再生胺。在步骤(VIId)中，在分离柱中加热富CO2-胺料流的至少一部分。这样的加热可通过使用热交换器实现。通过步骤(VIId)中产生的排出蒸汽料流来提供用于加热的热能的至少一部分、优选≥30％、优选≥50％、优选60％、优选80％、优选≥90％、优选全部。一经加热至期望的温度，分离柱中CO2与胺分离，产生富CO2-料流和富含胺的料流。优选地，富CO2-料流在顶部和富含胺的料流从底部离开分离柱。可将富含胺的料流至少部分再循环至吸收柱作为步骤(vii)中贫胺料流的至少一部分。可在本领域技术人员已知的任何合适应用中压缩、液化、导离、储存、隔绝或使用富CO2-料流。在一种实施方案中，富CO2-料流，经任选的压缩，可在CO2管线中导离。在另一实施方案中，富CO2-料流，经任选的压缩和/或液化，可注入和储存在地质构造中。在又一实施方案中，富CO2-料流，经任选的压缩和/或液化，可用于提取地质构造中存在的烃。富CO2-料流的另一示例性用途是在食品应用中。
步骤(VIIa)中由(一个或多个)抽气式涡轮机和/或(一个或多个)背压式涡轮机产生的具有绝对压力200kPa-1,050kPa(优选不大于800kPa、优选不大于500kPa、优选不大于480kPa)的排出蒸汽料流特别适合于向分离柱供应热从而实现CO2与胺的分离。本领域技术人员可从一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机抽出合适量的排出蒸汽料流，如本公开内容中以下说明，以满足CO2/胺分离/再生柱中需要的加热负荷，从而实现任何给定量的粗制气体混合物(其中具有任何CO2浓度)的分离。通过产生排出蒸汽料流并将其供应至分离柱，利用排出蒸汽料流中残余的热能从而进行有用功。这与产生在表面冷凝器中进一步冷凝的可冷凝蒸汽料流的现有技术形成对比，后者中可冷凝料流中残余的热能被释放至大气并损失。当根据本公开内容的各个实施方案包括多个大的汽轮机的烯烃生产设施与胺CO2-分离工艺蒸汽整合时，可实现能量效率的实质性改进，如通过本公开内容以下实施例显示。此外，可在一个或多个背压式涡轮机中进行这样的排出蒸汽料流(一种或多种)的抽出，使得每个涡轮机仍可产生足量的轴功率用于驱动目标设备。在一些实施方案中，可以期望增加(一个或多个)抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机中的一个或多个的蒸汽进料从而确保产生足量的轴功率和排出蒸汽料流。为此，在一些具体实施方案中，可以用电机替代现有的汽轮机，使得可将所替代的汽轮机需要的蒸汽供应至抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机，从而产生足量的排出蒸汽料流和轴功率。在一些实施方案中，排出蒸汽料流由背压式涡轮机产生，并且排出料流向步骤(VIIe)中富CO2-胺料流的至少一部分提供一定量的能量；并且在对比方法(除了用具有相同额定功率的抽气式/冷凝涡轮机代替背压式涡轮机之外与该方法相同)中，至少30％(优选≥50％、优选≥60％、优选≥70％)的数量的能量损失到大气。
通过以下描述的附图中显示的示例性但非限制性的实施方案来进一步说明本公开内容。在附图中，相同的附图标记可以具有类似的意义。在其中多个初始单独的料流显示形成供应至下一步骤或装置的联合料流的说明本发明方法/系统的附图中，应理解(当合适时)进一步包括其中将这样的多个单独料流中的至少一个单独供应至下一步骤或装置的替代方案。当具有类似组成和/或用途应用的多个初始单独的料流(例如富H2-料流和蒸汽裂解器H2料流)显示形成供应至多个下一步骤或装置的联合料流时，应理解(当合适时)包括其中将单独料流和联合料流中的至少一个供应至多个下一步骤或装置中的至少一个的替代方案。因此，当初始单独的并从不同装置产生但具有类似燃料气应用的燃料气(例如富H2-料流)X和燃料气流(例如蒸汽裂解器H2料流)Y显示形成供应至两个单独的炉A和B的联合料流Z时，应理解包括其中将X、Y和Z中的至少一个供应至A和B中的至少一个的替代方案，包括但不限于以下：(i)仅料流Z供应至A和B；(ii)X和Y两者单独供应至A和B中的至少一个；(iii)X和Z两者单独供应至A和B中的至少一个；(iv)Y和Z两者单独供应至A和B中的至少一个；和(v)X和Y中仅一个供应至A和B中的至少一个。附图仅出于说明本公开内容的一些实施方案的目的，并且本领域技术人员领会其替代方案可以落入本公开内容的范围内。
图1(对比)
图1示意性说明包括一个或多个蒸汽裂解器炉的常规烯烃生产设施的蒸汽供应/消耗系统101。一个或多个Super-HPS料流107由一个或多个蒸汽裂解器炉103产生。一个或多个Super-HPS料流109由一个或多个辅助蒸汽锅炉或COGEN装置105产生。如所示，可以在Super-HPS集管任选组合料流107和109，由该集管可将Super-HPS料流分配至消耗蒸汽的设备。如图1中所示，将一个或多个Super-HPS料流113、一个或多个Super-HPS料流115和一个或多个Super-HPS料流117分别供应至一个或多个汽轮机119、一个或多个汽轮机129和一个或多个汽轮机141。汽轮机(一个或多个)119可驱动一个或多个工艺气压缩机。汽轮机(一个或多个)129可驱动一个或多个丙烯制冷压缩机。汽轮机(一个或多个)141可驱动一个或多个乙烯制冷压缩机。可以将额外的Super-HPS蒸汽供应至其他消耗的设备/装备/工艺111。从汽轮机(一个或多个)119，可以排出一个或多个HPS料流121。可使用料流(一种或多种)121来提供工艺热，例如向烯烃生产设施或其他设备中的料流125，或供应至接收HPS料流和排出MPS料流的汽轮机125，或供应至接收HPS料流和排出LPS料流的汽轮机125，从而产生可用于驱动另一工艺气体压缩机、泵等的额外的机械功。从汽轮机(一个或多个)119，通常排出一个或多个可冷凝料流123，其在冷凝器(一个或多个)127处冷凝从而产生一个或多个冷凝水流128。从汽轮机(一个或多个)129，可以排出一个或多个MPS料流131。可使用料流(一个或多个)131来提供工艺热，例如向烯烃生产设施或其他设备中的料流133，或供应至接收MPS料流和排出LPS料流的汽轮机133，从而产生可用于驱动另一压缩机、泵等的额外的机械功。从汽轮机(一个或多个)129，排出一个或多个可冷凝料流135，其然后在冷凝器(一个或多个)137处冷凝从而产生一个或多个冷凝水流139。从汽轮机(一个或多个)141，可以排出一个或多个LPS料流143。料流(一种或多种)143可用于提供工艺热，例如向烯烃生产设施或其他设备中的料流145。从汽轮机(一个或多个)141，排出一个或多个可冷凝料流147，其然后在冷凝器(一个或多个)149处冷凝从而产生一个或多个冷凝水流151。冷凝水流128、139和151然后在位置353组合并一起加工。使用表面冷凝器随后冷凝的可冷凝蒸汽料流123、135和147的产生可提高涡轮机119、129和141的轴功率产生。然而，它们的冷凝导致释放至大气的大量热能的释放。另外，表面冷凝器127、137和149需要大量资金投资和运行成本。
图2(对比)
图2示意性说明包括SMR的对比H2生产设施。如所示，将可以含有CH4、各浓度的C2+烃和各浓度的含硫化合物的天然气进料料流202分割成料流203和204。料流203首先进料到脱硫装置205从而产生硫减少的料流207。料流207与蒸汽料流279组合从而形成烃/蒸汽混合物料流209。然后将料流209进料到其中含有预重整催化剂的预重整器211。一经接触预重整催化剂，较重的C2+烃优先转化成甲烷(由此防止下游主要重整反应器中焦炭的形成)从而产生包含甲烷和蒸汽的预重整流出物213。然后将料流213进料到SMR 215的上段214(有时称作对流段)中的管220a中，其中加热料流213。SMR 215包含下段216(有时称作辐射段)，容纳一个或多个管220b，其与接收管220a中加热的料流213的管220a流体连通。如所示，在一些实施方案中，管220a可以引出对流段至SMR炉的外部，并然后与重新进入SMR炉的管(一个或多个)220b连接。多个管220b可以与一个管220a经由SMR炉壳体外侧的一个或多个歧管(未显示)连接，虽然显示一个管220b。SMR 215在辐射段216中包含一个或多个燃烧器218，其中SMR燃料燃烧从而向SMR 215的辐射段216并然后向对流段214供应能量。
重整催化剂装载在辐射段216中的管(一个或多个)220b中。由于与燃烧器(一个或多个)218邻近，管(一个或多个)220b中的重整催化剂和CH4和蒸汽混合物在升高的温度下加热/维持在升高的温度下。以下的正向反应优先发生：
另外，可以在管(一个或多个)220b中产生各个量的CO2。因此，包含CO、H2、残余CH4、残余H2O和任选各个量的CO2的重整料流221离开SMR的管(一个或多个)220b的出口。然后在包括废热锅炉(“WHB”)223和蒸汽鼓271的废热回收装置(“WHRU”)处冷却料流221从而产生冷却的重整料流225并产生HPS料流267。如所示，水流263从蒸汽鼓271流动至WHB 223，和蒸汽-水混合物料流265从WHB 223流动至蒸汽鼓271。
料流267(饱和蒸汽料流)然后在SMR 215的对流段214中加热从而产生过热的高压蒸汽(“SP-HP”)蒸汽料流269。料流269的分流279与硫减少的烃进料料流207组合从而形成组合料流209，然后将其进料到如以上描述的预重整器211。将料流269的另一分流277进料到汽轮机173，其中所述料流膨胀从而产生排出蒸汽料流283和经由轴281驱动发电机的轴功率。排出蒸汽料流283可以是可冷凝的并使用表面冷凝器冷凝。
如图2中所示，然后将包含CO、H2、H2O和任选CO2的冷却的重整料流225进料到含有其中装载的变换催化剂的变换反应器227。在变换条件下接触变换反应器时，以下的正向反应优先发生：
由此，包含比料流225更低浓度的CO和比料流225更高浓度的CO2的变换料流229离开变换反应器227。
变换料流229然后在热交换器231通过由锅炉供水处理装置233供应的锅炉供水料流234来冷却降温。然后将离开热交换器231的如此加热的锅炉供水料流235供应至蒸汽鼓271并至少部分供应至WHB 223，从而产生如早前描述的高压蒸汽料流267。
离开热交换器231，包含CO、H2、H2O和CO2的冷却的变换料流236然后在热交换器245进一步冷却降温。料流236中的一部分残余蒸汽被认为是料流247中的液体水，可将其进料到分离器249从而获得冷凝料流251和气相料流253。蒸汽减少的料流253主要包含H2和CO2、CH4和CO。
然后将料流253供应至变压(“PSA”)装置255从而产生H2料流257和包含CO、CO2、CH4和H2的PSA排出料流259，然后与分开的天然气料流204一起作为SMR燃料进料到SMR 215，所述SMR燃料在燃烧器(一个或多个)218处燃烧从而提供SMR 215的辐射段和对流段需要的热能。PSA排出料流215通常包含不大于30体积％的H2，基于料流215的总体积。
在图2的H2生产方法201中，由于来自料流204和富碳PSA排出料流259的天然气的燃烧，离开SMR 215的烟道气流219包含明显高浓度的CO2。虽然可以通过使用胺吸收/再生装置从料流219捕获CO2以减少来自方法201的CO2排放，但是这样的装置需要高资金支出，并且因为料流219处于大气压下，所以也需要高运行支出。PSA装置255也需要大量资金和运行支出。
图3
图3示意说明对比方法/系统301，其中从与图2类似的H2生产方法供应H2至包括一个或多个蒸汽裂解器炉的烯烃生产设施。如所示，天然气料流303的分流与蒸汽料流305组合形成联合料流307，将其进料到位于SMR的对流段309中并在其中加热的管，并然后进入在SMR的辐射段311中含有重整催化剂的管。SMR接收SMR燃料气流317，其在SMR中燃烧以产生加热辐射段311和对流段309的热能。在接触重整催化剂时，CH4/蒸汽混合物经历重整反应从而产生离开SMR的包含CO、CO2、H2和CH4的重整气流319。然后在废热回收装置321处将料流319冷却降温从而获得冷却的重整料流323和HPS料流301。然后在SMR的对流段中加热料流301从而获得SH-HPS料流343。料流343的分流305与天然气进料料流组合从而形成如以上讨论的进料到SMR的混合物料流307。将料流343的另一分流345然后进料到汽轮机347，其中所述料流膨胀从而产生经由轴349驱动发电机351的轴功率。来自涡轮机347的排出蒸汽料流353(LPS料流)可送至CO2捕获装置355的胺再生器，如以下描述。
然后将冷却的重整料流323进料到变换反应器325，其中所述料流接触变换催化剂从而实现一定量的CO/H2O转化成CO2和H2从而产生离开变换反应器325的变换料流327。然后在热交换器239处将料流327冷却降温从而产生含有冷凝水的冷却的变换料流331。在水分离器333中，冷凝水料流335与料流331分离从而产生主要包含H2、CO2和CO的蒸汽减少的料流337。然后将料流337进料到PSA装置339从而产生H2料流341和PSA排出料流315。包含CO、CO2和H2的料流315与天然气料流313组合从而形成SMR燃料气流317。在SMR中燃烧料流317从而产生如以上描述的加热辐射段311和对流段309的热能。离开SMR的烟道气流357含有大量CO2。为了减少H2生产设施的CO2足迹，将料流357进料到如以上描述的胺CO2捕获装置355。在装置355中，通过蒸汽料流353来加热胺再生器从而实现离开装置355的CO2料流359的分离。可经由管线转移、储存、隔绝或使用CO2料流359。
如图3中所示，然后将H2料流341或其一部分作为料流367供应至位于烯烃生产设施的蒸汽裂解器371作为蒸汽裂解器燃料，其中所述料流燃烧提供蒸汽裂解器进料的裂解和加热需要的热能并产生离开蒸汽裂解器371的烟道气流378。如果H2料流367包含高纯度H2(例如具有H2浓度≥99mol％)，则烟道气流378可以基本上不含CO2。蒸汽裂解器烃进料料流369和稀释蒸汽料流进入蒸汽裂解器371，在其对流段中加热，并然后进入辐射段中，在辐射段中裂解在高温下发生短的停留时间从而产生包含H2的蒸汽裂解器流出物、包含期望的C2-C4烯烃的C1-C4烃和C5+烃等。蒸汽裂解器流出物经由蒸汽裂解器371中的间接热交换和/或急冷立即冷却降温，从而产生急冷的蒸汽裂解器流出物料流375和大量的HPS，其然后过热产生SH-HPS料流376。将急冷的蒸汽裂解器流出物料流375送至回收段的热端378，在这里被进一步冷却。在区段378中，产生送至蒸汽裂解器371的稀释蒸汽373。非必要地，可以将H2料流341的分流361供应至一个或多个锅炉363从而在料流365中产生额外量的SH-HPS。组合料流365和376以形成料流377。冷却的蒸汽裂解器流出物料流375的分离产生包含H2的工艺气流和包括期望的C2-C4烯烃的C1-C4烃。将工艺气流在压缩机(一个或多个)380中压缩至升高的压力，供应至回收段的冷端379从而除了别的之外产生基本上由CH4和H2构成的尾气流390、乙烯产物料流391、丙烯产物料流392和一个或多个C4+副产物料流393等。
将SH-HPS料流377供应至驱动一个或多个工艺气和/或制冷压缩机380的一个或多个汽轮机。HPS料流381可以由一个或多个涡轮机产生并进料到另一涡轮机，或用于提供工艺加热负荷。MPS料流383可以由一个或多个涡轮机产生，分割成进料到另一涡轮机或用于提供工艺加热负荷的料流386，和进料到回收段的热端378从而产生稀释蒸汽的料流385。LPS料流382可以由一个或多个涡轮机产生并用于提供工艺加热负荷。涡轮机可以排出一个或多个可冷凝料流384，将其供应至一个或多个表面冷凝器387，在表面冷凝器中其通过冷却水流388冷却从而产生可冷凝料流389。
在方法301中，与燃烧天然气或富含甲烷的尾气或天然气和富含甲烷的尾气的组合的常规蒸汽裂解器(一个或多个)相比，通过燃烧来自H2料流367的H2减少来自蒸汽裂解器(一个或多个)371的CO2排放；与燃烧天然气或天然气和富含甲烷的尾气的混合物的常规锅炉相比，如果H2料流361向锅炉(一个或多个)363供应燃料气，则可减少来自锅炉(一个或多个)363的CO2排放；和与使用燃烧天然气而没有从SMR烟道气捕获CO2的SMR的常规H2生产设施相比，通过使用胺吸收/再生装置355捕获来自SMR烟道气流357的CO2料流359来减少CO2排放。尽管如此，方法301具有以下缺点：由于需要许多设备所致高资金成本；由于大气压下大体积的烟道气357所致运行胺CO2捕获装置355的大量成本；和由于使用表面冷凝器(一个或多个)387所致热能至大气的损失。
图4
图4示意性说明根据一些优选实施方案的本公开内容的示例性富-H2燃料气生产方法/设施401。如所示，首先将可以含有CH4、各浓度的C2+烃和各浓度的含硫化合物的烃进料料流403(例如主要包含CH4的天然气流)进料到任选的脱硫装置405从而产生硫减少的料流407，以防止下游方法步骤中使用的催化剂(例如在以下描述的SMR装置中使用的催化剂)中毒。在经由例如热交换器或炉(未显示)任选预加热时，将料流407与HPS料流479组合从而形成烃/蒸汽混合物料流409。在经由例如热交换器或炉(未显示)任选预加热时，然后可将料流409进料到预重整器411，所述预重整器411可为其中含有预重整催化剂的绝热反应器。在接触预重整催化剂时，较重的C2+烃优先转化成甲烷(由此防止下游主要重整反应器中焦炭的形成)从而产生包含甲烷和蒸汽的预重整流出物413。然后将料流413进料到SMR 415的上段414(有时称作对流段)中的管420a中，其中加热料流213。SMR 415包含辐射段416，容纳一个或多个管420b，其与接收管420a中加热的料流413的管420a流体连通。如图4中所示，在一些实施方案中，管420a可以引出对流段至SMR炉的外部，并然后与重新进入SMR炉的管(一个或多个)420b连接。多个管420b可以与一个管420a经由SMR炉壳体外侧的一个或多个歧管(未显示)连接，虽然显示一个管420b。SMR 415在辐射段416中包含一个或多个燃烧器418，其中SMR燃料燃烧从而向SMR 415的辐射段416并然后向对流段414供应能量。为了方便说明，SMR中的管420a和420b显示为包含多个直的区段。实际上，管420a和420b(特别是管420a)的一部分可以是弯曲的，或甚至形成蜿蜒的绕组。
重整催化剂装载在辐射段416中的管(一个或多个)420b中。由于与燃烧器(一个或多个)418邻近，管(一个或多个)420b中的重整催化剂和烃进料和蒸汽在升高的温度下加热/维持在升高的温度下。在合成气生产条件下以下的正向反应优先发生：
另外，可以在管(一个或多个)420b中产生各个量的CO2。因此，包含CO、H2、残余CH4、残余H2O和任选各个量的CO2的重整料流421在例如750℃-900℃的温度和例如700kPa-3,500kPa的绝对压力下离开SMR的管(一个或多个)420b的出口。然后在包括废热锅炉(“WHB”)423和蒸汽鼓471的废热回收装置(“WHRU”)处冷却料流421从而产生冷却的重整料流425并产生HPS料流467。如所示，水流463从蒸汽鼓471流动至WHB 423，和蒸汽-水混合物料流465从WHB 423流动至蒸汽鼓471。
料流467(饱和蒸汽料流)然后可在SMR 415的对流段414中加热从而产生过热的高压蒸汽(“SH-HP”)蒸汽料流469，可将所述料流469进料到蒸汽集管并供应至任何合适的设备或方法步骤。例如，如以上所示和描述的，可将料流469的分流479与硫减少的烃进料料流407组合从而形成组合料流409，然后将其进料到预重整器441。再例如，可将料流469的分流477进料到汽轮机473，其中所述料流膨胀从而产生排出蒸汽料流483和轴功率。可将轴功率经由轴481转移至任何合适的设备475从而产生可用的机械功。设备475的一个实例是发电机，其将机械功转化成可传输至任何合适的本地或远程电设备的电能。排出蒸汽料流483可具有适合于例如驱动额外的汽轮机、加热其他设备和/或料流等的各残余压力和温度。在具体情况下，排出蒸汽料流485可以是用于向CO2捕获装置中的胺再生器提供热的LPS料流。
如图4中所示，然后将包含CO、H2、H2O和任选CO2的冷却的重整料流425进料到第一变换反应器427。可在包含其中装载的第一变换催化剂的存在的第一组变换条件下运行第一变换反应器。由于第一组变换条件中相对高的温度，第一变换反应器427有时称为高温变换反应器。在第一组变换条件下接触第一变换催化剂时，以下的正向反应优先发生：
因此，包含比料流425更低浓度的CO和比料流425更高浓度的CO2的第一变换料流429离开第一变换反应器427。因为以上正向反应是放热的，所以料流429具有比料流425更高的温度，假设第一变换反应器427是绝热反应器。
然后可将第一变换料流429在热交换器431通过温度低于料流429的任何合适的料流进一步冷却降温。如图4中所示，在优选实施方案中，从锅炉供水处理装置433供应的锅炉供水料流434用于冷却降温料流429。可将离开热交换器431的如此加热的锅炉供水料流435供应至蒸汽鼓471并至少部分供应至WHB 423，从而产生如早前描述的高压蒸汽料流467，或供应至任何其他合适的蒸汽产生器。供选择地或另外地(未显示)，可以通过热交换器431处的料流429或热交换器431上游或下游的另一热交换器来加热烃进料料流403或其一部分。
将离开热交换器431，包含CO、H2、H2O和CO2的冷却的第一变换料流436然后进料到第二变换反应器437。可在包含其中装载的第二变换催化剂的存在和温度低于第一变换反应器427中温度的第二组变换条件下运行第二变换反应器。由于较低的温度，第二变换反应器437有时称为低温变换反应器。在第二组变换条件下接触第二变换催化剂时，以下的正向反应优先发生：
因此，包含比料流436更低浓度的CO和比料流436更高浓度的CO2的第二变换料流439离开第二变换反应器437。因为以上正向反应是放热的，所以料流439具有比料流436更高的温度，假设第二变换反应器437是绝热反应器。
然后可将第二变换料流439在热交换器441通过温度低于料流439的任何合适的料流进一步冷却降温。在优选实施方案中，从锅炉供水处理装置(例如装置433)供应的锅炉供水料流(未显示)可有利地用于冷却降温料流439。可将离开热交换器441的如此加热的锅炉供水料流供应(未显示)至蒸汽鼓471并至少部分供应至WHB 423，从而产生如早前描述的高压蒸汽料流467，或至任何其他合适的蒸汽产生器。供选择地或另外地(未显示)，可以通过热交换器441处的料流439或热交换器441上游或下游的另一热交换器来加热烃进料料流403或其一部分。
可将离开热交换器441的冷却料流443在热交换器445通过具有比料流443更低温度的任何合适的冷却介质例如冷却水流、环境空气(使用例如空气散热片式冷却器)等进一步冷却。优选地，料流443中的残余蒸汽的一部分被认为是料流447中的液体水，可将其进料到分离器449从而获得冷凝料流451和气相料流453。蒸汽减少的料流453(一种粗制气体混合物)主要包含H2和CO2，和任选少量的残余CH4和CO。
然后可将料流453供应至CO2回收装置455从而产生CO2料流457和富H2-料流459。可以使用本领域已知的任何合适的CO2回收装置。优选的CO2回收装置是胺吸收和再生装置，其中粗制气体混合物料流453接触吸收CO2的胺的逆流料流，所述CO2随后在加热时从胺释放(“再生”)。可将CO2料流457供应至CO2管线并导离。可以本领域技术人员已知的方式压缩、液化、储存、隔绝或使用CO2料流457。
富H2-料流459可有利地包含摩尔浓度从例如80％、81％、82％、83％、84％、85％至86％、87％、88％、89％、90％至91％、92％、93％、94％、95％至96％、97％、98％、99％的H2，基于料流459中分子的总摩尔数。除了H2之外，料流459还可以包含：(i)摩尔浓度从例如0.1％、0.3％、0.5％、0.8％至1％、2％、3％、4％或5％的CH4，基于料流459中分子的总摩尔数；(ii)摩尔浓度从例如0.1％、0.3％、0.5％、0.8％至1％、2％或3％的CO，基于料流459中分子的总摩尔数；和(iii)摩尔浓度从例如0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％至0.6％、0.7％、0.8％、0.9％或1％的CO2，基于料流459中分子的总摩尔数。料流459可有利地用作用于住宅、办公室和/或工业加热的燃料气。由于其中H2的高浓度和含碳分子的低浓度，在存在氧化剂例如空气、氧气等的情况下料流459的燃烧可产生包含低浓度CO2的烟道气流。在一些实施方案中，烟道气流可包含摩尔浓度不大于20％(例如从0.1％、0.2％、0.4％、0.5％至0.6％、0.8％、1％至2％、4％、5％至6％、8％、10％至12％、14％、15％至16％、18mol％、或20％)的CO2，基于烟道气流中H2O和CO2的总摩尔数。可有利地将烟道气流排入大气而不需要从其中分离和捕获CO2。
在优选实施方案中，如图4中所示，可将料流459的分流417供应至SMR 415，其中所述料流在燃烧器(一个或多个)418中燃烧从而向SMR 415供应热能，从而加热下部辐射段416和其中的管(一个或多个)420b以及对流段414和其中的管420a。与图2中所示H2生产设施相比，离开SMR 415的烟道气流419包含明显更低浓度的CO2，并因此可在不需要从其中分离和捕获CO2的情况下以明显减少的CO2排放而排入大气。
图5
图5示意性说明本公开内容将富H2-燃料气生产方法/设施与包含蒸汽裂解器的烯烃生产设施整合的本发明的方法/系统501。如所示，天然气料流303与由烯烃生产设施的回收段产生的富CH4-料流535和由烯烃生产设施中的汽轮机(优选驱动工艺气或制冷压缩机的汽轮机)380产生的HPS料流502组合从而形成联合料流307，将其进料到位于SMR的对流段309中并在其中加热的管，并然后进入在SMR的辐射段311中含有重整催化剂的管。SMR接收SMR燃料气流516(如以下描述的富H2-燃料气流)，其在SMR中燃烧以产生加热辐射段311和对流段309的热能。一经接触重整催化剂，CH4/蒸汽混合物经历重整反应从而产生离开SMR的包含CO、CO2、H2和CH4的重整气流319。然后在废热回收装置321处将料流319冷却降温从而获得冷却的重整料流323和HPS料流(优选Super-HPS料流)301。然后在SMR的对流段中加热料流301从而获得过热HPS(“SH-HPS”)(优选过热的Super-HPS)料流343。优选地，料流343的压力高于SMR的蒸汽进料502。如此，蒸汽343或分流不直接进料到SMR，与图3的方法形成对比。然后将料流343供应至烯烃生产设施，结合烯烃生产设施中产生的其他HPS料流(一种或多种)(优选Super-HPS料流(一种或多种))，例如由蒸汽裂解器(一个或多个)371产生的料流(一种或多种)375和由锅炉(一个或多个)363产生的料流(一种或多种)365，从而供应设备，特别是烯烃生产设施中消耗这样的HPS的汽轮机(一个或多个)，如以下描述。
然后将冷却的重整料流323进料到第一高温变换反应器503，其中所述料流接触第一变换催化剂从而实现一定量的CO/H2O转化成CO2和H2，从而产生离开第一变换反应器503的第一变换料流505。然后将料流505在热交换器(一个或多个)(未显示)处冷却降温然后进入第二低温变换反应器507从而产生第二变换料流509。然后在热交换器(一个或多个)511处将料流509冷却降温从而产生含有冷凝水的冷却的第二变换料流513。在水分离器515中，从料流513分离冷凝水料流517从而产生主要包含H2、CO2和少量的CO和CH4的蒸汽减少的料流519。然后将料流519，优选在类似于料流509和513的压力下(高于200kPa、优选至少700kPa、优选至少1,000kPa)，进料到胺CO2吸收/再生装置521从而产生CO2料流523和富H2-料流524(类似于图4中的料流459)。可压缩、液化、导离、储存、隔绝或使用CO2料流523从而减少CO2排放至大气。
包含CO、CO2和H2的料流524可与由如以下描述的烯烃生产设施的回收段产生的蒸汽裂解器H2料流525组合从而形成联合燃料气流527。将料流527的分流516供应至SMR并在SMR中燃烧从而产生如以上描述的加热辐射段311和对流段309的热能。与图3的方法中SMR烟道气流357相比，离开SMR的烟道气流518含有明显降低浓度的CO2。如此，不需要从料流518捕获CO2，与图3的方法形成对比。
如图5中所示，然后将富H2-燃料气流527的分流531供应至位于烯烃生产设施的蒸汽裂解器(一个或多个)371作为蒸汽裂解器燃料，其中所述料流燃烧提供蒸汽裂解器进料的加热和裂解需要的热能并产生离开蒸汽裂解器371的烟道气流533。由于料流527存在的有限量的CO和CH4，烟道气流533包含有限量的CO2，使从烟道气流533捕获CO2没必要。蒸汽裂解器烃进料料流369和稀释蒸汽料流373进入蒸汽裂解器371，在其对流段中加热，并然后进入辐射段中，在辐射段中裂解在高温下发生短的停留时间从而产生包含H2的蒸汽裂解器流出物、包含期望的C2-C4烯烃的C1-C4烃和C5+烃等。蒸汽裂解器流出物经由蒸汽裂解器371中的间接热交换和/或急冷立即冷却降温，从而产生急冷的蒸汽裂解器流出物料流375和大量的HPS，其然后过热产生SH-HPS料流376。将急冷的蒸汽裂解器流出物料流375送至回收段的热端378，在这里被进一步冷却。在区段378中，产生送至蒸汽裂解器371的稀释蒸汽373。可以将富H2-料流527的分流529供应至一个或多个锅炉363从而在料流365中产生额外量的SH-HPS。可组合料流343、365和376以形成联合料流377。冷却的蒸汽裂解器流出物料流的分离产生包含H2的工艺气流和包括期望的C2-C4烯烃的C1-C4烃。将工艺气流在一个或多个压缩机380中压缩至升高的压力，供应至回收段的冷端379从而除了别的之外产生以上描述的蒸汽裂解器H2料流525；基本上由CH4和H2组成的富CH4-料流525；乙烯产物料流391；丙烯产物料流392和一个或多个C4+副产物料流393等。
将SH-HPS料流377供应至驱动一个或多个工艺气和/或制冷压缩机380的一个或多个汽轮机。HPS料流381可以由一个或多个涡轮机产生。可将料流381的分流502与如以上描述的天然气进料料流303和富CH4-料流535一起进料到SMR。可以将料流381的另一分流进料到一个或多个其他涡轮机，其中所述料流膨胀从而产生额外的轴功率，或可以用于工艺加热负荷。MPS料流383可以由一个或多个涡轮机产生，分割成进料到一个或多个其他涡轮机，或可以用于工艺加热负荷的料流386，和进料到回收段的热端378从而产生稀释蒸汽的料流385。LPS料流382可以由一个或多个涡轮机产生。如图5中所示，可将料流382的分流(或全部)供应至胺CO2吸收/再生装置521，其中它用于加热再生器从而实现CO2料流523与胺分离。涡轮机可以任选排出一个或多个可冷凝料流584，将其供应至一个或多个表面冷凝器587，在表面冷凝器中其通过冷却水流588冷却从而产生可冷凝料流589。
在图5的方法501中，与燃烧天然气、富含甲烷的尾气或天然气和富含甲烷的尾气的组合的常规蒸汽裂解器(一个或多个)相比，通过燃烧富H2-料流367减少了来自蒸汽裂解器(一个或多个)371的CO2排放；与燃烧天然气或天然气和富含甲烷的尾气的组合的常规锅炉相比，由于向锅炉(一个或多个)363供应富H2-料流529而减少了来自锅炉(一个或多个)363的CO2排放；和与使用燃烧天然气而没有从SMR烟道气捕获CO2的SMR的常规H2生产设施相比，通过使用胺吸收/再生装置355捕获来自SMR烟道气流357的CO2料流523减少了CO2排放。与图3的方法/系统301相比，图5的整合方法/系统501具有至少以下优点：(i)由于消除PSA装置所致更低的资金成本和运行成本；(ii)因为图5中的胺CO2捕获装置521在比图3的方法中的胺装置355(其在大气压下运行)明显更高的高于大气压(例如≥200kPa绝对压力、优选≥500kPa绝对压力、优选≥800kPa绝对压力)下运行，所以装置521可明显小于装置355，从而导致明显更小的资金和运行成本；(iii)因为将富CH4-料流535进料到SMR作为烃进料的一部分，所以其转化为富H2-料流522的一部分和一部分的CO2料流523的一部分，CO2料流523可被捕获，从而导致比图3的方法可能明显更低的CO2排放至大气，在图3的方法中通常将富含CH4的尾气流390燃烧从而产生在大气压下捕获困难且昂贵的包含CO2的烟道气；(iv)因为将图5中的HPS料流343供应至供料其中包括主要涡轮机的汽轮机的烯烃生产设施，所以除去了图3中包括汽轮机347和发电机351的动力岛，从而导致明显更低的资金和运行成本；(v)因为将由图5中的烯烃生产设施中的各涡轮机产生的LPS料流(一个或多个)供应至胺CO2捕获装置521，所以与图3中的可冷凝料流(一个或多个)384和表面冷凝器(一个或多个)387相比可将减少量的料流和/或减少总量的可冷凝料流(一个或多个)584供应至较少和/或降低负荷的表面冷凝器(一个或多个)587，或者可以完全除去可冷凝料流584和表面冷凝器587，从而导致减少量的热能释放至大气和明显更低的资金和运行成本。
图6(对比)
图6示意性说明包括多个蒸汽裂解器的对比烯烃生产设施的蒸汽供应/消耗构造601。如所示，该设施分别通过管线603、605、607和609在以下温度和压力下供应过热蒸汽：930°F和1500psig(Super-HPS)，700°F和660psig(HPS)，570°F和225psig(MPS)，和450°F和50psig(LPS)。将通过汽轮机发电机装置611产生的料流617中1560千磅/小时(“klb/hr”)的Super-HPS、通过多个蒸汽裂解器炉613产生的料流619中540klb/hr的Super-HPS和通过锅炉615产生的料流621中596klb/hr的Super-HPS供应至管线603。从管线603，分别将Super-HPS料流625、627、629、631和633以以下流速供应至汽轮机635、637、639、641和热交换器643：879klb/hr、710klb/hr、745klb/hr、301klb/hr和3klb/hr。从管线603，将58klb/hr的Super-HPS输出至其他使用装置623。进入汽轮机的蒸汽料流在其中膨胀从而产生一个或多个蒸汽料流和轴功率。轴功率可用于驱动烯烃生产设施中的各种设备，例如工艺气压缩机(一个或多个)、丙烯制冷压缩机(一个或多个)和泵等。
管线605以30klb/hr接收输入的HPS料流604，以700klb/hr接收从汽轮机635产生的HPS料流645，以585klb/hr接收从汽轮机637产生的HPS料流649，以100klb/hr接收从汽轮机641产生的HPS料流657，以3klb/hr接收来自热交换器643的HPS料流667和以10klb/hr接收来自蒸汽鼓663的HPS料流665。全部四个汽轮机635、637、639和641还产生分别以以下流速在表面冷凝器647、651、655和661处冷凝的可冷凝蒸汽料流：179klb/hr、124klb/hr、79klb/hr和149klb/hr。从管线605，分别将HPS料流671、673和620以以下流速供应至汽轮机675和677和其他现场使用装置622：540klb/hr、127klb/hr和68klb/hr。从管线605，将695klb/hr的HPS输出至其他使用装置669。
管线607以540klb/hr接收从背压式汽轮机675产生的MPS料流679并以667klb/hr接收从汽轮机639产生的MPS料流653。汽轮机675不产生供应至表面冷凝器的可冷凝料流。从管线607，分别将MPS料流685、687和630以以下流速供应至汽轮机689、现场使用装置693和现场使用装置632：324klb/hr、206klb/hr和306klb/hr。从管线607，将330klb/hr的MPS输出至其他使用装置683。
管线609以12klb/hr的流速接收输入的LPS料流610，以324klb/hr接收从背压式汽轮机689产生的LPS料流691，以127klb/hr接收从背压式汽轮机677产生的LPS料流681，以70klb/hr接收从蒸汽鼓697产生的LPS料流695和以52klb/hr接收来自涡轮机541的LPS料流659。汽轮机689和677都不产生供应至表面冷凝器的可冷凝料流。从管线609，分别将LPS料流640和650以以下流速供应至现场使用装置642和652：261klb/hr和207klb/hr。没有LPS输出至外部使用装置699。
图7(本发明)
图7示意性说明从图6的设施更改并与SMR蒸汽整合的烯烃生产设施的本发明的蒸汽供应/消耗构造701。如图7中所示，该设施分别通过管线603、605、607和609在以下温度和压力下供应过热蒸汽：930°F和1500psig(Super-HPS)，700°F和660psig(HPS)，570°F和225psig(MPS)，和450°F和50psig(LPS)，与图6中相同。将通过汽轮机发电机装置611产生的料流617中1560klb/hr的Super-HPS、通过多个蒸汽裂解器炉613产生的料流619中540klb/hr的Super-HPS、通过锅炉715产生的料流721中262klb/hr的Super-HPS和通过SMR 703产生的料流704中905klb/hr的Super-HPS供应至管线603。从管线603，分别将Super-HPS料流725、727、729、731和633以以下速率供应至汽轮机635、637、639、641和热交换器643：951klb/hr、808klb/hr、1073klb/hr、373klb/hr和3klb/hr。从管线603，将58klb/hr的Super-HPS输出至其他使用装置623。
管线605以30klb/hr接收输入的HPS料流604，以630klb/hr接收从汽轮机635产生的HPS料流745，以700klb/hr接收从汽轮机637产生的HPS料流749，以407klb/hr接收从汽轮机639产生的HPS料流753，以149klb/hr接收从汽轮机641产生的HPS料流757，以3klb/hr接收来自热交换器643的HPS料流667和以10klb/hr接收来自蒸汽鼓663的HPS料流665。仅汽轮机637和641还产生分别以以下流速在表面冷凝器751和761处冷凝的可冷凝蒸汽料流：108klb/hr和89klb/hr。从管线605，分别将HPS料流671和673以以下流速供应至汽轮机675和677和其他现场使用装置622：540klb/hr、127klb/hr和68klb/hr。从管线605，将695klb/hr的HPS输出至其他使用装置669。另外，从管线605，HPS料流705以499klb/hr的流速供应至SMR 703作为SMR的蒸汽进料。
管线607以540klb/hr接收从汽轮机675产生的MPS料流679并以666klb/hr接收从汽轮机639产生的MPS料流755。汽轮机675不产生供应至表面冷凝器的可冷凝料流。从管线607，分别将MPS料流685、687和630以以下流速供应至汽轮机689、现场使用装置693和现场使用装置632：324klb/hr、206klb/hr和306klb/hr。从管线607，将360klb/hr的MPS输出至其他使用装置683。
管线609以12klb/hr的流速接收输入的LPS料流610，以324klb/hr接收从汽轮机689产生的LPS料流691，以127klb/hr接收从汽轮机677产生的LPS料流681，以70klb/hr接收从蒸汽鼓697产生的LPS料流695和以136klb/hr接收从汽轮机641产生的LPS料流759。汽轮机689和677都不产生供应至表面冷凝器的可冷凝料流。从管线609，分别将LPS料流640和650以以下流速供应至现场使用装置642和652：261klb/hr和207klb/hr。另外，从管线609，LPS料流707以487klb/hr的流速供应至与SMR 703关联的胺CO2捕获装置的胺再生器。
通过以下非限制性实施例进一步说明本公开内容。
实施例
在这些实施例中使用图6和7中说明的烯烃生产设施。实施例1(对比例)对应于图6。实施例2对应于图6的烯烃生产设施和图4的富H2-燃料气生产设施的组合，其中将富H2-料流461供应至蒸汽裂解器613作为蒸汽裂解器燃料；并将烯烃生产设施中产生的尾气流(类似于图3中的料流390)进料到图4中的预重整器411作为SMR的烃进料。实施例3对应于如图5和7中所示与烯烃生产设施蒸汽整合的富H2-燃料气生产设施。烯烃设施的工艺条件并且由此烯烃设施压缩机功率要求认定为在全部三个实施例中保持恒定。在全部三个实施例中，烯烃生产设施具有相同的蒸汽裂解器613，具有2,240MBtu/hr总燃烧率；和(ii)相同汽轮机发电机装置611，从而产生料流617中1560klb/hr的Super-HPS，同时将电力供应至烯烃生产设施及其以外。在全部这些实施例中，汽轮机635驱动低压工艺气压缩机，汽轮机637驱动高压工艺气压缩机和汽轮机639和641驱动丙烯制冷压缩机。输入蒸汽料流604和610，料流665、633、667、620、630、640、650、671、673、685、691、687、695和供应至使用装置的输出料流623、669、683和699在所有三个实施例中保持恒定。
实施例1(对比)
实施例1对应于图6。认定供应至蒸汽裂解器613和锅炉615的燃料气都包含平均35mol％的H2和65mol％的CH4，基于燃料气中分子的总摩尔数。锅炉615具有1,990MBtu/hr总燃烧率。因此，认定的来自蒸汽裂解器炉和锅炉的CO2排放为1,780千吨/年(“kta”)。从四个主要汽轮机635、637、639和641，压缩了总计530klb/hr的蒸汽，产生520MBtu/hr(152MW)的总冷凝器负荷。
实施例2
实施例2对应于图6的烯烃生产设施和图4的富H2-燃料气生产设施的组合，其中将富H2-料流461供应至蒸汽裂解器613作为蒸汽裂解器燃料；并将烯烃生产设施中产生的尾气流(类似于图3中的料流390)进料到图4中的预重整器411作为SMR的烃进料。在该实施例2中没有涵盖富H2-燃料气生产设施和烯烃生产设施之间的蒸汽整合。重整器废热回收系统产生HPS料流469，其中一些(分流479)在SMR中消耗。剩余(分流477)穿过汽轮机发电机(STG)，从而产生21MW的电功率。STG是背压式LPS涡轮机，并且排出LPS料流485用于再生胺CO2装置455中使用的胺。燃料级富H2-料流461在烯烃生产设施中的蒸汽裂解器613和锅炉615中燃烧。料流459、461和417认定为包含85mol％H2和15mol％CH4。输出至烯烃设施的料流461具有185百万标准立方英尺/天(“MMSC/D”)的所含H2含量。
在该实施例2中，来自蒸汽裂解器613、锅炉615和SMR的总CO2排放为969kta，与实施例1相比减少811kta。如果以0.389吨/MWh的CO2强度计入STG(图4中的发电机475)中产生的电，则来自蒸汽裂解器613、锅炉615和富H2-燃料气设施的净CO2排放为900kta，这与实施例1相比减少880kta(49％)。蒸汽裂解器613、锅炉615和SMR中燃烧的总燃料从4,230MBtu/hr提高至5,930MBtu/hr，提高40％。
可隔绝的CO2料流457中的总CO2为1,410kta，产生隔绝的CO2/避免的CO2之比为1.60。
实施例3
实施例3对应于如图7中所示与烯烃生产设施蒸汽整合的富H2-燃料气生产设施。实施例3也对应于图5。在该实施例3中使用以上实施例2中使用的基本上相同的富H2-燃料气设施，提供图4中的富H2-料流461(或图5中的料流524)中185MMSCF/D所含H2，将其供应至SMR和烯烃生产设施用于在蒸汽裂解器613(或图5中的371)和锅炉615(或图5中的363)中燃烧。将由烯烃生产设施产生的富CH4-料流535供应至SMR作为烃进料的一部分。重整器废热回收装置(“WHRU”)以905klb/hr产生Super-HP蒸汽料流704(或图5中的料流343)，其完全输出至烯烃设备Super-HPS管线603。从管线605中的烯烃设施HP蒸汽集管供应SMR需要的HPS蒸汽705。
与实施例1相比，改变两个主要汽轮机从而提供期望的蒸汽系统整合。涡轮机635(低压工艺气压缩机涡轮机)从HPS-抽气和冷凝涡轮机改变为HPS-抽气和LPS-背压式涡轮机。这减少了冷凝能损失到大气并为CO2捕获装置455中的胺再生器提供LPS料流747。涡轮机639(丙烯制冷压缩机涡轮机)从MPS-抽气和冷凝涡轮机改变为HPS-抽气和MPS-背压式涡轮机。这减少了冷凝能损失到大气并为SMR 703提供HPS料流705。涡轮机637(高压工艺气压缩机涡轮机)和涡轮机641(丙烯浓缩器热泵涡轮机)保持HPS-抽气和冷凝涡轮机，但是提高HPS料流749和757的速率，并且降低在表面冷凝器751和761处冷凝的可冷凝蒸汽的速率。这也减少了冷凝能损失到大气并为SMR 703提供HPS蒸汽705。
与实施例1和2相比，在实施例3中，锅炉715的需要燃烧速率从1,990MBtu/hr降低至1,250MBtu/hr，降低了740MBtu/hr(37％)。因为从SMR输入相同体积的富H2-燃料气，所以由于需要更少的补充天然气，裂解炉和锅炉中燃烧的燃料气中的氢气含量从实施例2中的85mol％提高至本实施例3中的91mol％。
在该实施例3中，来自蒸汽裂解器613、锅炉615和SMR烟囱的总CO2排放为610kta，与实施例1相比减少1170kta(66％)和与实施例2相比减少290kta(32％)。因为重整器/氢气设施中没有STG，所以相比实施例1没有电计入。与实施例2相比，由于整合系统的提高的能量效率，该实施例3中隔绝的CO2/避免的CO2之比从1.60减少至1.21。此外，在该实施例3中，与实施例1和2相比，冷凝器能量损失至大气从520MBtu/hr减少至190MBtu/hr，节省330MBtu/hr(63％)。在以下表II中进一步提供/比较关键性能参数：
表II
实施方案列表
本公开内容可额外包括以下非限制性实施方案中的一种或多种：
A1.方法，包括：
(I)在合成气生产条件下将烃进料和蒸汽进料供应至包含重整反应器的合成气生产装置中从而产生离开重整反应器的重整料流，其中合成气生产条件包括存在重整催化剂，并且重整料流包含H2、CO和蒸汽；
(II)通过使用废热回收装置(“WHRU”)来冷却重整料流从而产生冷却的重整料流并产生高压蒸汽(“HPS”)料流；
(III)在第一变换反应器中在第一组变换条件下使冷却的重整料流与第一变换催化剂接触从而产生离开第一变换反应器的第一变换料流，其中第一变换料流具有比冷却的重整料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；
(IV)冷却第一变换料流以获得冷却的第一变换料流；
(V)在第二变换反应器中在第二组变换条件下使冷却的第一变换料流与第二变换催化剂接触从而产生离开第二变换反应器的第二变换料流，其中第二变换料流具有比冷却的第一变换料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；
(VI)减少第二变换料流中存在的蒸汽从而产生包含CO2和H2的粗制气体混合物料流；
(VII)回收粗制气体混合物料流中存在的CO2的至少一部分从而产生CO2料流和富H2-料流，其中富H2-料流包含浓度为至少80mol％的H2，基于富H2-料流中分子的总摩尔数；和
(VIII)将富H2-料流的一部分供应至包含蒸汽裂解器的烯烃生产设施作为蒸汽裂解器燃料气的至少一部分，并燃烧蒸汽裂解器燃料气从而向蒸汽裂解器提供热能。
A2.A1的方法，其中富H2-料流还包含浓度为至少85mol％的H2和以下中的至少一种和优选全部：≤5mol％的CH4，≤3mol％CO，和≤1mol％CO2，基于富H2-料流中分子的总摩尔数。
A3.A1或A2的方法，还包括：
(IX)从蒸汽裂解器流出物产生富CH4-料流；和
(X)提供富CH4-料流的一部分作为烃进料的至少一部分。
A4.A3的方法，其中富CH4-料流包含以下中的至少一种：≤40mol％H2，≤10mol％乙烷，和≤5mol％CO，基于富CH4-料流中分子的总摩尔数。
A5.A3或A4的方法，其中富CH4-料流的绝对压力高于步骤(I)中供应至合成气生产装置的烃进料的绝对压力，并且步骤(X)包括：
(Xa)通过涡轮膨胀机和/或焦尔-汤普森阀使富CH4-料流膨胀从而产生具有的压力在烃进料的压力附近的冷却的富CH4-料流；
(Xb)通过使用烯烃生产设施中的料流经由热交换器加热冷却的富CH4-料流从而产生加热的富CH4-料流；和
(Xc)提供加热的富CH4-料流的至少一部分作为烃进料的至少一部分。
A6.A1至A5中任一项的方法，还包括：
(XI)从烯烃生产设施产生蒸汽裂解器H2料流；和
(XII)将以下中的至少一种供应至合成气生产装置作为重整燃料气的至少一部分：(a)富H2-料流的至少一部分；(b)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；和(c)(a)和(b)的联合料流。
A7.A1至A6中任一项的方法，还包括：
(XIII)将以下中的至少一种供应至蒸汽裂解器作为蒸汽裂解器燃料气的至少一部分：(a)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；(b)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；和(c)(a)和(b)的联合料流。
A8.A1至A7中任一项的方法，还包括：
(XIV)将以下中的至少一种供应至位于烯烃生产设施中的一个或多个锅炉作为锅炉燃料气：(a)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；(b)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；和(c)(a)和(b)的联合料流；并且燃烧锅炉燃料气从而将热能供应至一个或多个锅炉。
A9.A8的方法，其中一个或多个锅炉合起来产生烯烃生产设施所消耗HPS料流的总量的不大于10％。
A10.A1至A7中任一项的方法，其中烯烃生产设施不包括产生烯烃生产设施所消耗的蒸汽的锅炉。
A11.A6至A10中任一项的方法，其中富H2-料流和蒸汽裂解器H2料流合起来提供烯烃生产设施所需要的总燃料气的至少60％，以Btu为基础。
A12.权利要求A11的方法，其中富H2-料流提供烯烃生产设施的运行所需要的总燃料气的至少60％，以Btu为基础。
A13.A1至A12中任一项的方法，其中步骤(II)中产生的HPS料流具有4,000kPa-14,000kPa的绝对压力，并且方法还包括：
(XV)加热HPS料流从而产生具有温度350℃-550℃的过热HPS(“SH-HPS”)料流；和
(XVI)将SH-HPS料流的至少一部分供应至烯烃生产设施中的至少一个第一汽轮机，并在该至少一个第一汽轮机中使SH-HPS料流膨胀从而产生轴功率和第一膨胀的蒸汽料流。
A14.A13的方法，其中在步骤(XVI)中，将SH-HPS料流的该部分与由蒸汽裂解器产生的SH-HPS组合从而形成联合SH-HPS料流，并然后将联合SH-HPS料流的至少一部分供应至第一涡轮机。
A15.A13或A14的方法，其中至少一个第一汽轮机驱动烯烃生产设施中的以下中的至少一个：工艺气压缩机，丙烯制冷压缩机，乙烯制冷压缩机及其组合。
A16.A13、A14和A15中任一项的方法，其中第一膨胀的料流具有的压力在合成气生产装置的蒸汽进料的压力附近，并且该方法还包括：
将第一膨胀的蒸汽料流的至少一部分供应至合成气生产装置作为蒸汽进料的至少一部分。
A17.A13至A16中任一项的方法，还包括：
(XVII)在烯烃生产设施中的第二汽轮机中使第一膨胀的蒸汽料流的至少一部分膨胀从而产生额外的轴功率和第二膨胀的蒸汽料流。
A18.A13至A17中任一项的方法，还包括：
(XVIII)在烯烃生产设施中的第三汽轮机中使第二膨胀的蒸汽料流的至少一部分膨胀从而产生额外的轴功率和第三膨胀的蒸汽料流。
A19.A13至A18中任一项的方法，其中步骤(XVI)中获得的SH-HPS料流是Super-HPS料流，和第一膨胀的料流是HPS料流、MPS料流或LPS料流。
A20.A17至A19中任一项的方法，其中第二膨胀的蒸汽是MPS料流或LPS料流。
A21.A17至A20中任一项的方法，其中第三膨胀的料流是LPS料流。
A22.A13至A21中任一项的方法，其中第一汽轮机、第二汽轮机和第三汽轮机中的至少一个没有产生供应至表面冷凝器的可冷凝料流。
A23.A13至A22中任一项的方法，其中使用包含胺再生器的胺CO2捕获装置进行步骤(VII)，并且该方法还包括：
(XIX)从第一汽轮机、第二汽轮机和第三汽轮机中至少一个提取工艺加热蒸汽料流，并且该工艺加热蒸汽料流具有200kPa-1,050kPa的绝对压力；和
(XX)将工艺加热蒸汽料流供应至胺再生器从而实现CO2料流与富H2-料流的分离。
A24.A1至A23中任一项的方法，其中烯烃生产设施包含联合循环动力设施，该联合循环动力设施包含一个或多个风道燃烧器，风道燃烧器燃烧风道燃烧器燃料从而产生热能，并且该方法还包括燃烧富H2-料流的一部分和/或蒸汽裂解器H2料流的一部分作为风道燃烧器燃料的至少一部分。
A25.A1至A24中任一项的方法，其中烯烃生产设施中产生的任何蒸汽和HPS料流的任何部分没有供应至驱动发电机的汽轮机。
A26.A27至A25中任一项的方法，其中富H2-料流和蒸汽裂解器H2料流一起提供烯烃生产设施的运行需要的总燃烧燃料的至少60％，以Btu为基础。
A27.A1至A26中任一项的方法，其中单个水去矿化设施提供富H2-气体生产设施和烯烃生产设施中产生蒸汽所需的所有水。
A28.A1至A27中任一项的方法，其中重整料流具有以下中的至少一种：750℃-1,200℃的温度和700kPa-5000kPa的绝对压力。
A29.A1至A28中任一项的方法，其中步骤(II)中产生的冷却的重整料流具有温度285℃-400℃。
A30.A1至A29中任一项的方法，其中步骤(III)中，第一变换料流具有以下中的至少一种：335℃-500℃的温度和700kPa-5,000kPa的绝对压力。
A31.A1至A30中任一项的方法，其中步骤(IV)包括通过选自以下的冷却料流经由热交换器冷却第一变换料流：包含烃进料的料流，锅炉供水料流和它们的组合。
A32.A1至A31中任一项的方法，其中冷却的第一变换料流具有以下中的至少一种：150℃-250℃的温度和700kPa-5,000kPa的绝对压力。
A33.A1至A32中任一项的方法，其中步骤(V)中，第二变换料流具有以下中的至少一种：150℃-300℃的温度，700kPa-5000kPa的绝对压力，和不大于5.0mol％的CO浓度，基于第二变换料流中分子的总摩尔数。
A34.A1至A33中任一项的方法，其中步骤(VI)包括：
(VIa)冷却第二变换料流来冷凝第二变换料流中的蒸汽的一部分从而形成液体水并获得冷却的第二变换料流；和
(VIb)分离液体水与冷却的第二变换料流从而获得粗制气体混合物料流。
A35.前述权利要求中任一项的方法，其中步骤(VII)包括以下中的至少一个：
(VII.1)通过使用胺吸收和再生工艺来分离气体混合物的至少一部分；
(VII.2)通过使用低温CO2分离工艺来分离气体混合物的至少一部分；
(VII.3)通过使用膜分离工艺来分离气体混合物的至少一部分；和
(VII.4)通过使用物理吸收和再生工艺来分离气体混合物的至少一部分。
A36.A1至A35中任一项的方法，其中步骤(VII)包括以下：
(VIIa)从位于烯烃生产设施中的一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机(优选一个或多个背压式涡轮机)获得具有绝对压力200kPa-1,050kPa的排出蒸汽料流和轴功率；
(VIIb)将粗制气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收柱中；
(VIIc)从吸收柱获得富CO2-胺料流和贫化CO2的残余气流；
(VIId)将至少一部分的富CO2-胺料流进料到分离柱中；
(VIIe)在分离柱中使用排出蒸汽料流加热富CO2-胺料流的至少一部分从而产生富含CO2的顶部料流和富含胺的底部料流；和
(VIIf)将底部料流的至少一部分再循环至吸收柱作为贫胺料流的至少一部分。
A37.A1至A36中任一项的方法，其中合成气生产装置包含蒸汽-甲烷-重整器(“SMR”)和/或自热重整器(“ATR”)。
A38.A37的方法，其中：
合成气生产装置包含SMR；
SMR包含：一个或多个SMR燃烧器，在SMR燃烧器中SMR燃料燃烧从而将热能供应至SMR；通过热能加热的辐射段，在辐射段中烃进料和蒸汽在合成气生产条件下反应；通过热能加热的对流段，在对流段中进入辐射段之前预加热烃进料和蒸汽；和
在步骤(VII)中，将富H2-料流的一部分和/或蒸汽裂解器H2料流的一部分供应至多个SMR燃烧器作为重整燃料气的至少一部分。
A39.A38的方法，其中进行步骤(XV)，并在步骤(XV)中，在SMR的对流段和/或辅助炉中加热HPS料流从而获得SH-HPS料流。
A40.A37的方法，其中：
合成气生产装置包含ATR；
将O2料流进料到ATR中；
ATR包含将烃进料、蒸汽进料和O2料流供应至其中的反应容器；
合成气生产条件包含反应容器中存在ATR催化剂；和
重整料流具有以下中的至少一种：800℃-1,200℃的温度和700kPa-5000kPa的绝对压力。
A41.A40的方法，其中进行步骤(XV)，并在步骤(XV)中，在辅助炉中加热HPS料流从而获得SH-HPS料流。
A42.方法，包括：
(1)在合成气生产条件下将烃进料和蒸汽进料供应至包含重整反应器的合成气生产装置中从而产生离开重整反应器的重整料流，其中合成气生产条件包括存在重整催化剂，并且重整料流包含H2、CO和蒸汽；
(2)通过使用废热回收装置(“WHRU”)来冷却重整料流从而产生冷却的重整料流并产生高压蒸汽(“HPS”)料流；
(3)在第一变换反应器中在第一组变换条件下使冷却的重整料流与第一变换催化剂接触从而产生离开第一变换反应器的第一变换料流，其中第一变换料流具有比冷却的重整料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；
(4)冷却第一变换料流以获得冷却的第一变换料流；
(5)在第二变换反应器中在第二组变换条件下使冷却的第一变换料流与第二变换催化剂接触从而产生离开第二变换反应器的第二变换料流，其中第二变换料流具有比冷却的第一变换料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；
(6)减少第二变换料流中存在的蒸汽从而产生包含CO2和H2的粗制气体混合物料流；
(7)回收粗制气体混合物料流中存在的CO2的至少一部分从而产生CO2料流和富H2-料流，其中富H2-料流包含浓度为至少80mol％的H2，基于富H2-料流中分子的总摩尔数；
(8)在位于烯烃生产设施中的蒸汽裂解器中燃烧富H2-料流的一部分从而产生热能并产生包含浓度不大于20mol％的CO2的烟道气流，基于烟道气流中H2O和CO2的总摩尔数，其中蒸汽裂解器在蒸汽裂解条件下运行从而将蒸汽裂解器进料转化成包含烯烃的蒸汽裂解器流出物；
(9)从蒸汽裂解器流出物产生富CH4-料流；和
(10)提供富CH4-料流作为烃进料的至少一部分。
A43.A42的方法，其中：
合成气生产装置包含SMR；
SMR包含：一个或多个SMR燃烧器，在SMR燃烧器中SMR燃料燃烧从而将热能供应至SMR；通过热能加热的辐射段，在辐射段中烃进料和蒸汽在合成气生产条件下反应；通过热能加热的对流段，在对流段中进入辐射段之前预加热烃进料和蒸汽；和该方法还包括：
(11)在多个SMR燃烧器燃烧富H2-料流的一部分作为SMR燃料的至少一部分。
以上限定了各种术语。在权利要求中使用的术语没有在上面限定的情况下，应给予相关领域的技术人员已经给予该术语的最宽泛的定义，如在至少一个印刷出版物或授权专利中所反映的。此外，对于容许这样的并入的所有辖区，本申请中引用的所有专利、测试程序和其他文献通过引用完全并入，只要这样的公开内容不与本申请矛盾。
虽然前述涉及本发明的实施方案，但是在不偏离本发明的基本范围的情况下，可以设计本发明的其他和进一步的实施方案，并且本发明的范围由所附权利要求书确定。

Claims (25)

1.方法，包括：
(I)在合成气生产条件下将烃进料和蒸汽进料供应至包含重整反应器的合成气生产装置中从而产生离开重整反应器的重整料流，其中合成气生产条件包括存在重整催化剂，并且重整料流包含H2、CO和蒸汽；
(I I)通过使用废热回收装置(“WHRU”)来冷却重整料流从而产生冷却的重整料流并产生高压蒸汽(“HPS”)料流；
(III)在第一变换反应器中在第一组变换条件下使冷却的重整料流与第一变换催化剂接触从而产生离开第一变换反应器的第一变换料流，其中第一变换料流具有比冷却的重整料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；
(IV)冷却第一变换料流以获得冷却的第一变换料流；
(V)在第二变换反应器中在第二组变换条件下使冷却的第一变换料流与第二变换催化剂接触从而产生离开第二变换反应器的第二变换料流，其中第二变换料流具有比冷却的第一变换料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；
(VI)减少第二变换料流中存在的蒸汽从而产生包含CO2和H2的粗制气体混合物料流；
(VI I)回收粗制气体混合物料流中存在的CO2的至少一部分从而产生CO2料流和富H2-料流，其中富H2-料流包含浓度为至少80mol％的H2，基于富H2-料流中分子的总摩尔数；和
(VIII)将富H2-料流的一部分供应至包含蒸汽裂解器的烯烃生产设施作为蒸汽裂解器燃料气的至少一部分，并燃烧蒸汽裂解器燃料气从而向蒸汽裂解器提供热能。
2.根据权利要求1所述的方法，其中富H2-料流还包含浓度为至少85mol％的H2和以下中的至少一种：≤5mol％的CH4，≤3mol％CO，和≤1mol％CO2，基于富H2-料流中分子的总摩尔数。
3.根据权利要求1或权利要求2所述的方法，还包括：
(IX)从蒸汽裂解器流出物产生富CH4-料流；和
(X)提供富CH4-料流的一部分作为烃进料的至少一部分。
4.根据权利要求3所述的方法，其中富CH4-料流包含以下中的至少一种：≤40mol％H2，≤10mol％乙烷，和≤5mol％CO，基于富CH4-料流中分子的总摩尔数。
5.根据权利要求3或权利要求4所述的方法，其中富CH4-料流的绝对压力高于步骤(I)中供应至合成气生产装置的烃进料的绝对压力，并且步骤(X)包括：
(Xa)通过涡轮膨胀机和/或焦尔-汤普森阀使富CH4-料流膨胀从而产生具有的压力在烃进料的压力附近的冷却的富CH4-料流；
(Xb)通过使用烯烃生产设施中的料流经由热交换器加热冷却的富CH4-料流从而产生加热的富CH4-料流；和
(Xc)提供加热的富CH4-料流的至少一部分作为烃进料的至少一部分。
6.根据前述权利要求中任一项所述的方法，还包括：
(XI)从烯烃生产设施产生蒸汽裂解器H2料流；和
(XII)将以下中的至少一种供应至合成气生产装置作为重整燃料气的至少一部分：(a)富H2-料流的至少一部分；(b)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；和(c)(a)和(b)的联合料流。
7.根据前述权利要求中任一项所述的方法，还包括：
(XIII)将以下中的至少一种供应至蒸汽裂解器作为蒸汽裂解器燃料气的至少一部分：(a)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；(b)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；和(c)(a)和(b)的联合料流。
8.根据前述权利要求中任一项所述的方法，还包括：
(XIV)将以下中的至少一种供应至位于烯烃生产设施中的一个或多个锅炉作为锅炉燃料气：(a)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；(b)蒸汽裂解器H2料流的至少一部分；和(c)(a)和(b)的联合料流；并且燃烧锅炉燃料气从而将热能供应至一个或多个锅炉。
9.根据权利要求6所述的方法，其中富H2-料流和蒸汽裂解器H2料流合起来提供烯烃生产设施所需要的总燃料气的至少60％，以Btu为基础。
10.根据权利要求9所述的方法，其中富H2-料流和蒸汽裂解器H2料流合起来提供烯烃生产设施的运行所需要的总燃料气的至少80％，以Btu为基础。
11.根据权利要求9或权利要求10所述的方法，其中富H2-料流提供烯烃生产设施的运行所需要的总燃料气的至少60％，以Btu为基础。
12.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中步骤(II)中产生的HPS料流具有4,000kPa-14,000kPa的绝对压力，并且方法还包括：
(XV)加热HPS料流从而产生具有温度350℃-550℃的过热HPS(“SH-HPS”)料流；和
(XVI)将SH-HPS料流的至少一部分供应至烯烃生产设施中的至少一个第一汽轮机，并在该至少一个第一汽轮机中使SH-HPS料流膨胀从而产生轴功率和第一膨胀的蒸汽料流。
13.根据权利要求12所述的方法，其中在步骤(XVI)中，将SH-HPS料流的该部分与由蒸汽裂解器产生的SH-HPS料流组合从而形成联合SH-HPS料流，并然后将联合SH-HPS料流的至少一部分供应至第一汽轮机。
14.根据权利要求12或权利要求13所述的方法，其中至少一个第一汽轮机驱动烯烃生产设施中的以下中的至少一个：工艺气压缩机，丙烯制冷压缩机，乙烯制冷压缩机及其组合。
15.根据权利要求12至14中任一项所述的方法，其中第一膨胀的料流具有的压力在合成气生产装置的蒸汽进料的压力附近，并且该方法还包括：
将第一膨胀的蒸汽料流的至少一部分供应至合成气生产装置作为蒸汽进料的至少一部分。
16.根据权利要求12至15中任一项所述的方法，还包括：
(XVI I)在烯烃生产设施中的第二汽轮机中使第一膨胀的蒸汽料流的至少一部分膨胀从而产生额外的轴功率和第二膨胀的蒸汽料流。
17.根据权利要求12至16中任一项所述的方法，其中步骤(XVI)中获得的SH-HPS料流是Super-HPS料流，和第一膨胀的料流是HPS料流、MPS料流或LPS料流。
18.根据权利要求16所述的方法，其中第二膨胀的蒸汽是MPS料流或LPS料流。
19.根据权利要求12至18中任一项所述的方法，其中第一汽轮机和第二汽轮机中的至少一个没有产生供应至表面冷凝器的可冷凝料流。
20.根据权利要求12至19中任一项所述的方法，其中使用包含胺再生器的胺CO2捕获装置进行步骤(VII)，并且该方法还包括：
(XIX)从第一汽轮机、第二汽轮机和第三汽轮机中至少一个提取工艺加热蒸汽料流，并且该工艺加热蒸汽料流具有200kPa-1,050kPa的绝对压力；和
(XX)将工艺加热蒸汽料流供应至胺再生器从而实现CO2料流与富H2-料流的分离。
21.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中烯烃生产设施包含联合循环动力设施，该联合循环动力设施包含一个或多个风道燃烧器，风道燃烧器燃烧风道燃烧器燃料从而产生热能，并且该方法还包括燃烧富H2-料流的一部分和/或蒸汽裂解器H2料流的一部分作为风道燃烧器燃料的至少一部分。
22.根据权利要求17所述的方法，其中富H2-料流和蒸汽裂解器H2料流一起提供烯烃生产设施的运行需要的总燃烧燃料的至少60％，以Btu为基础。
23.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中单个水去矿化设施提供富H2-气体生产设施和烯烃生产设施中产生蒸汽所需的所有水。
24.方法，包括：
(1)在合成气生产条件下将烃进料和蒸汽进料供应至包含重整反应器的合成气生产装置中从而产生离开重整反应器的重整料流，其中合成气生产条件包括存在重整催化剂，并且重整料流包含H2、CO和蒸汽；
(2)通过使用废热回收装置(“WHRU”)来冷却重整料流从而产生冷却的重整料流并产生高压蒸汽(“HPS”)料流；
(3)在第一变换反应器中在第一组变换条件下使冷却的重整料流与第一变换催化剂接触从而产生离开第一变换反应器的第一变换料流，其中第一变换料流具有比冷却的重整料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；
(4)冷却第一变换料流以获得冷却的第一变换料流；
(5)在第二变换反应器中在第二组变换条件下使冷却的第一变换料流与第二变换催化剂接触从而产生离开第二变换反应器的第二变换料流，其中第二变换料流具有比冷却的第一变换料流更低的CO浓度和更高的CO2浓度；
(6)减少第二变换料流中存在的蒸汽从而产生包含CO2和H2的粗制气体混合物料流；
(7)回收粗制气体混合物料流中存在的CO2的至少一部分从而产生CO2料流和富H2-料流，其中富H2-料流包含浓度为至少80mol％的H2，基于富H2-料流中分子的总摩尔数；
(8)在位于烯烃生产设施中的蒸汽裂解器中燃烧富H2-料流的一部分从而产生热能并产生包含浓度不大于20mol％的CO2的烟道气流，基于烟道气流中H2O和CO2的总摩尔数，其中蒸汽裂解器在蒸汽裂解条件下运行从而将蒸汽裂解器进料转化成包含烯烃的蒸汽裂解器流出物；
(9)从蒸汽裂解器流出物产生富CH4-料流；和
(10)提供富CH4-料流作为烃进料的至少一部分。
25.根据权利要求24所述的方法，其中：
合成气生产装置包含SMR；
SMR包含：一个或多个SMR燃烧器，在SMR燃烧器中SMR燃料燃烧从而将热能供应至SMR；通过热能加热的辐射段，在辐射段中烃进料和蒸汽在合成气生产条件下反应；通过热能加热的对流段，在对流段中进入辐射段之前预加热烃进料和蒸汽；和该方法还包括：
(11)在多个SMR燃烧器燃烧富H2-料流的一部分作为SMR燃料的至少一部分。
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