CN1308224C - 合成气的制备方法 - Google Patents

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Abstract

合成气的制备方法，其通过对含烃的原料在自热蒸汽转化器和串联的一个或多个蒸汽转化器中进行平行催化蒸汽转化而进行，在一个或多个蒸汽转化器中蒸汽转化反应的热量通过与一个或多个蒸汽转化器及自热蒸汽转化器的混合流出物进行间接热交换来提供，其中含一氧化碳的气体在自热蒸汽转化器中的蒸汽转化之前和/或在一个或多个蒸汽转化器中的蒸汽转化之前加入至原料中，含一氧化碳的气体中氢/碳的摩尔比低于4.5，加入量以产物流中氢气/一氧化碳的摩尔比在1.8—2.3之间。

Description

合成气的制备方法
技术领域
本发明涉及一种合成气的制备方法，该方法通过在自热转化器(ATR)和一系列绝热气体转化器和/或热交换转化器中，在原料中加入含有一氧化碳的气体，进行含烃原料的平行蒸汽转化而进行。
背景技术
制备合成柴油和其他合成烃的设备由三个主要部分组成。第一个主要单元中，从原料制备合成气(氢气和碳氧化物的混合物)，所述原料通常是天然气或类似的轻质烃原料。在第二个主要单元中，通常通过费-托合成法进行实际的烃合成。在最后的单元、通常为已知的制品整理单元(PWU)中，粗产物被精制和/或分离得到需要的最终产品。本发明涉及一种制备合成气的改进方法。
现在，最有效且最经济的制备合成气的方法之一是自热转化(ATR)。在ATR中，添加蒸汽的轻质烃原料与亚化学计量的氧气反应制得合成气。ATR反应器由燃烧炉、燃烧室以及在耐火衬里压力壳体中的催化剂床组成。
为使费-托合成法尽可能的有效，通常需要特定的合成气组成。在许多情况下，希望的合成气组成由氢气和一氧化碳的含量比给出。所需比例通常约为2.0。大多数操作条件的ATR不能得到该比例。反而，含有二氧化碳的气流必须重循环至ATR反应器的上游位置。所述的重循环气流通常是尾气，其实质上是费-托合成单元和/或制品整理单元的副产品。尾气中的主要组分是一氧化碳、二氧化碳、氢气以及各种轻质烃，例如甲烷、乙烷、丙烷、乙烯以及丙烯。
通常，如现有技术中的描述(例如US6,375,916)，在自热转化器上游中加入绝热预转化器。在所述预转化器中发生下述反应：
(1) (＞＝2)
(2)
(3)
在多数情况下，高级烃(多于1个碳原子的烃)被完全去除。后两个反应(2)和(3)在绝热预转化器的出口温度下，接近于热力学平衡。通常，绝热预转化器中的催化剂是陶瓷载体上的镍。
Arcuri等人的美国专利申请20010051662中描述：将尾气和烃原料混合，将得到的混合物送至绝热的预转化器，这对于合成气的制备是有优势的。但是，根据本发明，尾气再循环至绝热预转化器的原料中是不利的，因为在预转化器中碳形成的风险会增加。这意味着该方法必须在较高的蒸汽对碳比例(蒸汽和烃中碳的比例)下进行，以避免碳形成。通常认为在费-托设备中，低的蒸汽对碳比例是比较经济的。
蒸汽转化包括催化剂上有害的碳形成的危险。碳要么由甲烷、一氧化碳、高级链烷烃，要么由其他组分例如烯烃沉积在催化剂上。
对于甲烷的碳形成反应可以表示如下：
(4)
如果蒸汽转化和转移反应(1-3)化学平衡，基于原料流组成以及温度和压力可以计算所述组成。原则上这可以在反应器的每一个位置进行。但是，实践证明根据反应(4)的从甲烷形成碳的风险随着温度而增加了。基于计算的平衡组成，反应(4)的反应系数可以计算，所述反应系数Qc，是氢气分压的平方值与甲烷分压的比值(P2 H2/PCH4)。如果该比值超过相同温度下反应(4)的平衡常数，则预计不会形成碳。
减少所需量的蒸汽，而不形成碳的一个方法是使用贵金属催化剂(Rostrup-Nielsen等的J.of Catalysis 144，38-49页，1993)。但是，相对于镍催化剂，贵金属催化剂的成本非常高，需要将催化剂的用量减至最小。
在费-托合成设备中，合成气制备可以超过总投资成本的50％。对于基于ATR的设备，合成气制备单元的成本中需要制备氧气的气体分离单元占了很大的部分。因此，减少制备每单元合成气的氧气消耗量的方法是相当重要的。
发明内容
按照本发明，提供一种方法，该方法使低蒸汽/碳比例下没有碳形成的操作可以进行，而同时减少氧气的消耗量。
与ATR并联安装热交换蒸汽转化单元(HESRU)是一种增加合成气生产而无需相应增大空气分离单元的方法。在该方法中，原料(通常是脱硫的天然气和蒸汽的混合物或预转化的混合物)在ATR和HESRU之间分离。尾气加入ATR进料流、HESRU进料流、或加入两种进料流中。从ATR和HESRU中的流出物结合得到合成气，所得合成气送至费托合成部分。
在HESRU中，烃的吸热蒸汽转化反应如下发生，以甲烷为例：
(5)
蒸汽转化反应伴随着水蒸汽转移反应：
(3)
上述两种反应在HESRU出口接近平衡。出口气体的温度超过800℃，以确保甲烷转化令人满意。对尾气的加入量进行调整得到需要的出口气体组成。通常，HESRU设备会增加再循环至工艺中的尾气量。
HESRU自身可以相当的成本密集，需要减小尺寸的方法。
本发明涉及一种合成气的制备方法，其通过在自热蒸汽转化器和一个或多个串连的蒸汽转化器中对含有烃的原料进行平行催化蒸汽转化而进行，在一个或多个蒸汽转化器中蒸汽转化反应的热量通过与一个或多个蒸汽转化器与自热蒸汽转化器中的合并流出物进行间接热交换而提供，并且其中含有一氧化碳的气体在自热蒸汽转化器中进行蒸汽转化前和/或在一个或多个蒸汽转化器中进行蒸汽转化之前加入至原料中，含一氧化碳的气体中氢与碳的比率低于4.5，加入量以制品物流中氢气和一氧化碳的摩尔比在1.8和2.3之间为准。
优选，根据本发明的方法，其中在第一蒸汽转化器中的活性催化剂材料是镍，最后蒸汽转化器中的活性材料是贵金属或者贵金属混合物。
优选，根据本发明的方法，其中进入自热蒸汽转化器中的氧化剂含有至少90体积％的氧气。
附图说明
图1显示本发明的特定实施方案，其中蒸汽转化器是绝热蒸汽转化器。
图2为本发明另一实施方案，其中蒸汽转化器是热交换蒸汽转化器。
具体实施方式
上述方面和特征将在下文中通过参考附图进行更详细的描述，其中图1显示的是本发明的特定实施方式。
在该实施方式中，蒸汽转化器是绝热蒸汽转化器。
含有烃的原料流1分为用于ATR的原料流3和用于绝热转化器8的原料流2。任选地，料流3可以预先转化和/或进一步加热(图1中没有显示)。在该实施例中，预先转化通过本领域已知的绝热预转化器(例如Christensen，Appl.cat.A 138，285页，1996)进行。
料流3任选地与尾气4混合，得到ATR 7的原料流6。氧化剂5以空气或氧气或其混合物的形式加入ATR 7中，合成气在ATR 7中制备且通过管线8排出。
尾气9任选地加入至原料流7中，得到绝热反应器10的原料流37。在绝热反应器10中，蒸汽转化、甲烷化和转移反应如下进行：
(1)
(2)
(3)
产品气20从反应器10中排出。气流20经过如下一系列相同和连续的步骤：
-加入尾气11形成混合流21。
-在热交换器中升高气流21的温度得到气流22。
-任选加入尾气12得到混合流23。
-在绝热反应器14中加工气流23，其中发生如下反应：
(1)
(2)
(3)
-从绝热反应器14由气流24中排出产物。
步骤的多少可以调整，直至达到预定的气体组成和温度。最后的绝热反应器14中的产物流24与ATR的产物流8混合，得到合成气流32。合成气32在一个或几个热交换器13中冷却，提供热量来增加上述气流21的温度。经冷却的气流36即为合成气产物。
在本发明的另一个实施方案中，流程气流21的加热负荷可以部分或完全地从费托设备的其他气流中得到。这取决于给定设备的最佳热整合。
在气流4、9、11和12中尾气的总加入量可以调整得到希望的产物合成气组成，通常其氢气与一氧化碳的比例在1.8-2.3之间。
本发明的下述实施方案见图2所示。
在该实施方案中，蒸汽转化器是热交换蒸汽转化器。
预转化的烃流分为用于自热转化的气流和用于HESRU的气流。所述HESRU由热交换转化器组成。热交换转化器的热量通过ATR和热交换转化器流出物的混合物的间接热交换来供给。所述尾气加入至ATR原料和/或热交换转化器的原料和/或热交换转化器的流出物中。
在本发明的另一个实施方案中，预转化的烃流分为用于自热转化的气流和用于HESRU的气流。将所述用于HESRU的气流加热且加至绝热转化器中。将绝热转化器的流出物任选地进一步加热，然后加至热交换转化器中。合并热交换转化器和ATR的流出物。合并的气流用作热交换转化器和/或绝热转化器中原料预热和/或热交换转化器中原料预热的热源。所述尾气加入至ATR的原料和/或绝热转化器的原料和/或热交换转化器的原料和/或热交换转化器的流出物中。
含有烃的原料例如可以是天然气、蒸汽和氢气的混合物。
没有再循环几乎不可能制备H2/CO比例约为2的组成的合成气。从下述简单的解释可以理解。
理想产物中氢原子/碳原子(H/C)产物的比例约为4。由天然气(或其他轻质烃组分)和蒸汽组成的原料的(H/C)原料比通常为4.5-7.5，取决于蒸汽与碳的比例以及烃流组成。例如，100mol甲烷和60mol蒸汽的混合物相当于蒸汽/碳的比例为0.60，将具有原子(H/C)比例为5.20。
(H/C)产物低于(H/C)原料，因而需要加入(H/C)原子比低于(H/C)产物的(循环)气流。在产物气体中，希望的H2/CO比通常在1.7-2.3之间，相当于(H/C)产物为3.4-4.6。
必须清楚的是上述例子只是简化的表述(例如原料中的某些碳依然在甲烷中或者被转化为二氧化碳)。
但是，实际应用中上述说明是适用的，并且在循环气体中氢原子与碳原子的比例必须等于或小于4.5。((H/C)循环＜＝4.5)
在绝热转化器和/或热交换转化器中蒸汽转化的催化剂活性可以通过传统的(颗粒)催化剂固定床、催化硬件，或者结构催化剂来得到。对于催化硬件的情形，催化材料直接加至金属表面上。金属表面的催化涂覆(洗涤涂覆)是熟知的工艺(例如 Cybulski，A.和Moulijn，J.A.，结构催化剂和反应器，MarcelDekker，Inc，New York，1998，第三章中的描述，在此引入作为参考)。
将合适的材料，优选为含有Cr和/或Al的铁素体钢，加热至某一温度，优选高于800℃，以形成Cr和/或Al的氧化物层。所述层促进了陶瓷与钢之间的良好粘结。含有陶瓷前体的浆料薄层通过例如喷涂、刷涂或浸渍的方式涂覆在所述表面上。涂覆的浆料涂层干燥以后，在某一温度下煅烧，通常是在350-1000℃。最后所述陶瓷层用催化活性材料浸渍。
或者，催化活性材料可以同时用陶瓷前体涂覆。
其他催化剂硬件可以是沉积在金属或陶瓷结构上的催化剂形式，粘结在反应器的壁上。
在本发明中，催化硬件可以直接附着在流程气流经的通道的壁上，或者是粘结至形成结构催化剂的金属结构元件上。
结构元件是含有多层的装置，其中流道在相邻的层之间。所述层通过如下方式形成：将相邻的层放置在一起形成构件，其中气流通道可以例如互相交叉或者可以形成直的通道。结构元件的进一步描述见下述文献，例如US5,536,699，4,985,230，EPA396,650，433,223和208,929，上述文献在此引入作为参考。
两种类型的结构元件特别适用于本发明的方法——直通道元件和交叉波纹元件。
直通道元件需要绝热条件，各种几何形状的该元件均为可能。例如，直通道整体件适用于本发明方法的绝热反应器。
交叉波纹元件使得反应器壁和气流之间的热交换充分。所述元件也适用于本发明的方法，特别是适用于热交换部分。
其他催化结构元件也可以用于本发明的方法，例如高表面结构元件。结构催化剂的例子包括催化整体件、催化交叉波纹结构和催化环(例如鲍尔环)。
对于直接施加于反应器壁上的催化硬件和结构催化剂，这两种方式中催化剂的用量均以给定操作条件下蒸汽转化反应需要的催化活性为准。在该方法中，压力降较低，催化剂的用量不超过需要，如果使用的是昂贵的贵金属，这尤其有优势。
在使用颗粒的更传统应用中，蒸汽转化反应器通常设计为使热传递最大，且颗粒只是放置在流程气体流经的通道中，通常会导致催化剂活性过量。
本发明的另一个方面，当使用催化剂硬件或结构催化剂时，通过催化剂的气流可以向上流。这在使用颗粒的情况下几乎是不可能的，因为会有液化的风险。所述特定实施方式的一个优点是大量的配管可以避免，减少设备成本。
通过使用催化硬件，另一个可能性是可以减小管道的直径。通常认为管道直径与催化剂颗粒的直径比例应该高于4-5。为了避免压力下降过量，应该使管道的直径(或者其他通道的几何尺寸)最小化。使用结构催化剂或催化硬件，这种约束消除了，可以使转化器更紧凑。
如果结构催化剂为带有活性催化剂材料的陶瓷整体件或陶瓷交叉波纹结构的形式，也可以得到相似的优点。
催化材料本身可以是镍或贵金属(Pt，Pd，Ru，Rh，Ir)或者他们的混合物。
本发明方法的优点还包括在低蒸汽/碳比例下操作以及减少氧气消耗量的能力。
本发明方法(如图1所示)的优点有如下一些。在使用超过一个反应器的情况下，消除了热传递与化学反应的相互影响，这使得二者分别最优化成为可能。另外，与整合的装置相比，催化剂的改变变得容易一些。使用几个反应器的事实意味着催化剂可以更特定地适用给定的操作条件。例如镍基催化剂可以用在较低的温度，而贵金属催化剂可以用在较高的温度来避免形成碳。
如果使用热交换转化器，镍基催化剂可以置于较冷的区域，而贵金属催化剂可以置于较热的区域，此处碳形成的风险是最明显的。
使用几个热交换器可以有利于适于操作条件的材料的使用。具体地，材料的选择可以根据每个交换器的温度进行调整。并且，金属粉化腐蚀必须考虑在操作条件中。在一些热交换器中，金属粉化危险比在其它交换器中更为明显。在这些交换器中，材料应该使用高耐金属粉化的，而在其它情况下可以不需要。
使用几个位置向流程气流中注入尾气具有下述优点：催化剂上形成碳的风险降低了。根据下述反应，形成碳可以发生在高级烃(2或多个碳原子的烃化合物)：
(6)
特别地，即使低浓度的烯烃也可以成为催化剂上有害碳形成的原因。已知，增加氢气烯烃的比例对于避免形成碳具有积极的影响。随着尾气的分开，在每一个绝热反应器的进口处，氢气/烯烃比例增加，因为天然气原料流中没有烯烃。
实施例
使用组成为95％的甲烷、3.5％的乙烷以及1.5％的丙烷的天然气。在所有实施例中，天然气的进料量保持在1000Nm3/小时。在所有实施例中，小流量20Nm3/小时的氢气加至天然气中。蒸汽/碳(S/C)的比例定义为蒸汽与天然气中烃的碳(也就是不包括尾气中的碳)的摩尔比。在所有实施例中使用的尾气具有表1中列出的组成。在所有实施例中尾气的温度是200℃，氧化剂的温度是200℃。
表1
  化合物  尾气浓度(mol％)
氢气 31.1
  一氧化碳   27.8
  甲烷   3.7
  氮气   4.0
  二氧化碳   30.4
  乙烷   1.5
  乙烯   1.5
  丙烷   0.0
  丙烯   0.0
实施例1A
对比例
在该实施例中，脱硫的天然气与蒸汽和具有上述组成的尾气混合。所得混合物加热至430℃，送入绝热预转化器中。预转化的混合物加热至600℃。所得混合物与氧化剂(氧化剂组成：99.5％氧气和0.5％的氩气)一起送入自热转化器中，于其中制得合成气。氧气的进料温度为200℃。加入的尾气量可以调整使得在合成气流中氢气/一氧化碳之比等于2.00。ATR流出物的温度为1050℃。假定所有的反应在反应器的出口条件下处于平衡。整个系统的压力为2.48MPa。尾气温度为200℃。
蒸汽/碳的比例是0.6。
实施例1B
在本实施例中，脱硫的天然气和蒸汽混合并且加热至430℃，送入绝热预转化器中。在预转化器入口处，蒸汽/碳的比例是0.6。绝热预转化器中的流出物分为两部分气流。第一部分气流量为预转化器流出物流总量的80％且加热至600℃。加热后的气流与具有表1中组成的尾气混合，并与氧化剂一起送至自热转化器中。
第二部分气流量为预转化器流出物总量的20％，与附加的蒸汽混合。蒸汽用量为213Nm3/小时。所得混合物加热至500℃，并送入绝热反应器中。绝热反应器中的流出物进一步加热至550℃，并送入热交换转化器中。热交换转化器中的流出物是900℃。从热交换转化器中的流出物与从自热转化器中的流出物混合得到最后的合成气。
尾气的量可以调整使得流出物气流中氢气/一氧化碳之比为2.00。
实施例1C
本实施例几乎与实施例1B相同。唯一的区别在于没有在ATR的原料流中加入尾气。而是在占预转化器流出物流总量20％的第二气流中加入尾气且与附加的蒸汽混合。如实施例1B，所得混合物加热至500℃。
调整尾气的用量使得排出气流中氢气/一氧化碳的比例为2.00。
实施例1D
实施例1D与实施例1C相似。唯一的区别在于尾气加入至绝热反应器的排出气流是在气流被加热至550℃之前。没有尾气加入在绝热反应器的上游。调整尾气的用量使得排出气流中氢气/一氧化碳的比例为2.00。
实施例1E
本实施例与前述实施例1B、1C和1D相似。30％的尾气加入至实施例1B中描述的位置，30％加入1C中描述的位置，以及40％加入至实施例1D描述的位置。
调整尾气的用量使得排出气流中氢气/一氧化碳的比例为2.00。
实施例1F
本实施例与实施例1E相似，除了预转化器上游蒸汽/碳的比例定为0.40。
在表2a和表2b中，相对于天然气和氧气消耗量给出了实施例1A-1F的合成气(氢气和一氧化碳)产量。还给出了循环尾气的用量以及实施例1B-1F中合成气(也就是ATR排出气和热交换转化器中排出气的混合物)的温度。
表2a
  实施例  合成气产量(Nm3生产的合成气/Nm3氧气消耗量)   合成气产量(Nm3生产的合成气/Nm3天然气消耗量)   尾气循环(mol/mol天然气原料)
  1A  5.03   3.14   0.29
  1B  6.33   3.34   0.51
  1C  7.36   3.42   0.61
  1D  7.36   3.42   0.61
  1E  6.96   3.38   0.57
  1F  6.83   3.23   0.42
表2b
  实施例   合成气温度(℃)
  1A   -
  1B   1020
  1C   997
  1D   997
  1E   1005
  1F   1006
在下表3中，给出了实施例1A-1F中绝热预转化器给定的入口和出口的温度。也给出了在入口和出口温度下，从甲烷形成碳的反应(5)于化学平衡时计算的反应系数。
在入口和出口温度下反应(5)的平衡常数也给出，假定碳以石墨的形式存在。必须清楚的是真正的在催化剂上形成碳的平衡常数是不同的，并在一定程度上取决于催化剂。
但是，为了比较和说明的目的，使用石墨的平衡常数是适用的。
表3
  实施例   T入口(℃)   T出口(℃)   Qc，入口(atm.a)   Qc，出口(atm.a)   Kp，入口(atm.a)   Kp，出口(atm.a)
  1A   430   493   0.074   0.25   0.122   0.41
  1B   430   410   0.155   0.11   0.122   0.079
  1C   430   410   0.155   0.11   0.122   0.079
  1D   430   410   0.155   0.11   0.122   0.079
  1E   430   410   0.155   0.11   0.122   0.079
定义如下：
T：绝热预转化器的入口温度以及出口温度
Qc：在预转化器入口和出口温度(以及压力)下，蒸汽转化和转移反应建立平衡以后，反应(4)的反应系数(P2 H2/PCH4)。
Kp：在预转化器的入口和出口温度下，反应(4)的平衡常数。
从表2a、2b和3中可以看出本发明提供了明显的改进。
使用1B-1F中描述的方法，每单位氧气合成气的产率大大增加。另外，每单位天然气原料消耗量的天然气产量也得到了改进。
必须注意，实施例1A和1F以相同的蒸汽注入总量进行操作。这说明在蒸汽/碳比例相同时，本发明也增加了产率。
尾气的加入量的最佳选择不能仅仅通过产率来判断。实施例1C和1D的产率最高，但是再循环也是最大，这意味着再循环压缩机投资增加。另外，实施例1C和1D的最终合成气的温度最低。这使得热交换转化器和下游热交换转化器的温差较小，因而增加了上述单元的相关成本。
在表3中，进一步体现了本发明的优点。在预转化器的入口和出口处，对比例1A中的反应系数Qc均低于平衡常数Kp。在本发明的实施例1B-1F中却相反。这意味着，与对比例1A相比，本发明可以在更低的蒸汽/碳的比例(或者形成碳的条件更宽)下进行操作，对于给定催化剂在预转化器中无碳形成的危险。
也必须注意，在预转化器的原料中没有烯烃，因为尾气再循环至下游的位置。这是一个优点，因为烯烃会加速催化剂上的碳形成。在实施例1E和1F中，尾气在几个位置注入，降低了反应器入口处烯烃的浓度。这也是本发明的一个显著优点。
实施例2
本实施例基于实施例1B上作出改进，流速高100倍。热交换器、反应器、预转化器以及热交换转化器如实施例1B的方式排列。不同的是作为原料的天然气是100,000Nm3/小时。加入至占预转化器排出气流20％的附加蒸汽量是21300Nm3/小时。
在本实施例中，热交换转化器负荷需要462kcal/Nm3的天然气原料。热交换转化器的平均热通量是75000kcal/m2内管表面/小时。热交换转化器是管长为10米的管状物。
这意味着总(内部)热传递面积是6160m2。
情况1：内管直径为0.1米，使用的催化剂颗粒直径为20mm。
情况2：内管直径为0.05米，使用的催化剂颗粒直径为10mm。
情况3：内管直径为0.05米，内管表面的催化剂层厚度为0.05mm。
情况4：同情况3，但是催化剂层厚度为0.1mm。
情况5和6：同情况3和4，但是内管直径是0.02米。
情况7：内管直径是0.05米。催化剂是结构型催化剂，为金属交叉波纹结构，表面积为900m2/m3反应器体积，其上放置的催化剂层厚度为0.05mm。
情况8：同情况7，但是内管直径为0.02米。
下述定义用于下表4：
Pel：颗粒
TD：内管直径
Dp：特征催化剂颗粒直径
SCSA：结构型催化剂表面积/单位反应器体积
T：催化剂层厚度
RV：(内)反应器体积
CV：催化剂材料体积(不包括孔隙)
NOT：转化器管的数目
DP：压力降。
表4
  情况   催化剂类型   TD(m)   Dp(mm)   SCSAm2/m3   T(mm)   RV(m3)   CV(m3)   NOT   DP
  1   Pel   0.1   20   -   -   15.4   6.21   196   高
  2   Pel   0.05   10   -   -   7.7   3.92   392   很高
  3   CH   0.05   -   -   0.05   7.7   0.031   392   低
  4   CH   0.05   -   -   0.10   7.7   0.062   392   低
  5   CH   0.02   -   -   0.05   3.1   0.031   980   低/M
  6   CH   0.02   -   -   0.10   3.1   0.061   980   低/M
  7   STC   0.05   -   900   0.05   7.7   0.347   392   M
  8   STC   0.02   -   900   0.05   3.1   0.140   980   M
1：孔隙率是60％，2：孔隙率是50％。M＝中等
从表4可以看出，根据压力下降和催化剂用量，使用粘结于管的内表面的催化硬件或者使用结构催化剂都有优点。

Claims (10)

1.合成气的制备方法，其通过对含烃的原料在自热蒸汽转化器和一个或多个串联蒸汽转化器中进行平行催化蒸汽转化而进行，在一个或多个蒸汽转化器中用于蒸汽转化反应的热量通过与一个或多个蒸汽转化器及自热蒸汽转化器的合并的流出物进行间接热交换来提供，并且其中含一氧化碳的气体在自热蒸汽转化器中进行蒸汽转化之前和/或在一个或多个蒸汽转化器中进行蒸汽转化之前加入至原料中，含一氧化碳的气体中氢/碳的摩尔比低于4.5，加入量以产物流中氢气/一氧化碳的摩尔比在1.8-2.3之间。
2.根据权利要求1的方法，其中所述的一个或多个蒸汽转化器是绝热蒸汽转化器和/或热交换蒸汽转化器。
3.根据权利要求2的方法，其中通过与一个或多个蒸汽转化器和自热蒸汽转化器的合并的流出物进行间接热交换而对通入一个或多个绝热蒸汽转化器的原料进行预热。
4.根据权利要求2的方法，其中用于热交换转化器的热量是通过与一个或多个蒸汽转化器和自热蒸汽转化器中的合并的流出物进行间接热交换而提供的。
5.根据权利要求1的方法，其中至少一个蒸汽转化器中的催化剂是以颗粒的形式或催化硬件的形式存在。
6.根据权利要求5的方法，其中催化硬件安排在结构型金属或陶瓷元件上或整体件上。
7.根据权利要求1的方法，其中在第一蒸汽转化器中的活性催化剂材料是镍，最后蒸汽转化器中的活性材料是贵金属或者贵金属混合物。
8.根据权利要求3的方法，其中预热步骤与催化蒸汽转化步骤相结合。
9.根据权利要求1的方法，其中进入自热蒸汽转化器中的氧化剂含有至少90体积％的氧气。
10.根据前述任一项权利要求的方法，其中含有一氧化碳的气体是费托法的尾气。
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