CN116963818A - 与烃加工集成的胺co2分离方法 - Google Patents

Abstract

绝对压力为200kPa至1,050kPa的排出蒸汽料流和轴功率是由抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机产生的。所述排出蒸汽料流可被供应给胺CO₂分离方法的胺再生器。所述轴功率可用于驱动在诸如烯烃制备设备的烃加工设备中的装置。

Description

与烃加工集成的胺CO2分离方法

相关申请的交叉引用

本申请要求提交日为2021年9月24日的美国申请17/484,068的优先权和利益，所述美国申请的公开内容以其整体通过引用并入本文中。

技术领域

本公开涉及用于从包含CO₂的气体混合物中分离CO₂的方法以及用于加工烃的方法。特别地，本公开涉及与烯烃制备设备集成的胺CO₂分离方法。

背景技术

乙烯和丙烯(轻质烯烃)是制造量最大的两种石化产品。它们所转化成的聚合物产品在社会上有许多应用，范围从延长产品保存期的食品包装膜到有助于降低燃料消耗的轻质汽车组件。大多数乙烯和丙烯是在烯烃制备设备中通过所谓的蒸汽裂解方法由烃原料制造的。在所述方法中，使烃进料在蒸汽的存在下在非常短的反应时间内经历非常高的温度，从而制备混合的产品料流，其富含乙烯和丙烯，而且还含有范围从氢气到燃料油的分子。然后将所述混合的产品料流立即冷却并分离以制备包含C1-C4烃(包括乙烯和丙烯)的工艺气体料流。然后将所述工艺气体料流压缩至较高的压力，在冷却设备组(a chill train)中冷却至非常低的温度，并在蒸馏塔中分离以回收乙烯产品料流和丙烯产品料流等。在所述烯烃制备设备中通常使用蒸汽涡轮机。其它烃加工设备，例如油精炼设备(oil refinery)等，也利用蒸汽涡轮机来驱动各种旋转装置。从历史上看，为了最大限度地产生轴功率，这样的蒸汽涡轮机通常被配置为排出大量的处于低于100kPa绝对压力的非常低压力的可冷凝蒸汽料流，然后将所述可冷凝蒸汽料流使用表面冷凝器进行冷凝，从而导致大量热能释放到大气中。

CO₂是大气中的一种主要温室气体，可存在于工业气体混合物中，所述工业气体混合物例如是由含烃燃料气的燃烧产生的烟道气料流、在合成气制备方法和H₂制备方法中的中间气体料流。为了减少CO₂向大气中的排放，可能需要从这些工业气体混合物中分离和捕获CO₂。所分离的CO₂可被压缩、液化、转移、封存、储存或利用，以降低其对气候的影响。一种广泛使用的从含CO₂气体混合物中分离CO₂的方法使用胺从所述气体混合物中吸收CO₂，以制备富CO₂胺料流，然后将所述料流在再生步骤中加热以将CO₂与所述胺分离，从而制备CO₂料流和贫胺料流。在胺再生步骤中通常消耗大量的低压蒸汽。所述贫胺料流可被再循环至吸收步骤。

需要对烃加工设备(例如烯烃制备设备)和胺CO₂分离方法的能量效率进行改进。本公开满足了这个需求和其它需求。

发明内容

发明概述

用于从包含CO₂的气体混合物中回收CO₂的方法可以利用胺从所述气体混合物中优先吸收所述CO₂以制备富含CO₂且富含胺的混合物，可以将所述混合物在再生步骤中加热以将CO₂与所述胺分离。在诸如精炼设备和烯烃制备设备的烃加工设备中，可使用蒸汽涡轮机产生驱动诸如压缩机和泵的某些装置所需的轴功率。已经发现，通过使用产生排出蒸汽料流(an exhaust steam stream)和轴功率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，可将胺吸收/再生方法有利地与烃加工设备集成在一起。所排出的料流具有足够的压力，使得其可被有利地供应给胺再生步骤以加热所述富含CO₂且富含胺的混合物，和所述轴功率可用于驱动在所述烃加工设备中的装置。结果，与之前没有这种集成的方法相比，可以实现改进的能量效率。

因此，本公开的第一方面涉及包括一个或多个以下步骤的方法：(i)由一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机获得具有200kPa至1,050kPa绝对压力的排出蒸汽料流和轴功率，其中所述轴功率驱动位于烃加工设备中的器件；(ii)提供包含CO₂的气体混合物料流；(iii)将所述气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收塔中；(iv)从所述吸收塔获得富CO₂胺料流和贫CO₂残余气体料流；(v)将至少一部分所述富CO₂胺料流进料到分离塔中；(vi)使用所述排出蒸汽料流加热在所述分离塔中的所述至少一部分富CO₂胺料流以制备富含CO₂的塔顶料流和富含所述胺的塔底料流；和(vii)将至少一部分所述塔底料流再循环到所述吸收塔作为所述贫胺料流的至少一部分。

附图说明

图1示意性说明了包括一个或多个蒸汽裂解炉的烯烃制备设备的蒸汽供应/消耗系统。

图2示意性说明了集成了在图1所示的烯烃制备设备和胺CO₂回收方法的示例性蒸汽供应/消耗系统。

图3示意性说明了包括多个蒸汽裂解器的对比烯烃制备设备的蒸汽供应/消耗配置。

图4示意性说明了从图3的设备改进的并且与SMR蒸汽集成的烯烃制备设备的本发明的蒸汽供应/消耗配置。

发明详述

现在将描述本发明的各种具体实施方案、变型方案和实施例，包括优选的实施方案和在本文中为了理解所要求保护的发明所采用的定义。尽管下文的详细描述给出了具体的优选实施方案，但本领域技术人员将理解这些实施方案仅是示例性的，并且本发明可以其它方式实践。为了确定侵权的目的，本发明的范围将涉及任何一项或多项所附的权利要求，包括它们的等同物，以及与所列举的那些等同的要素或限制。任何对本“发明”的引用可能涉及一项或多项但不一定是全部的由权利要求所限定的发明。

在本公开中，方法被描述为包括至少一个“步骤”。应当理解的是，每个步骤是在所述方法中可以连续或不连续的方式实施一次或多次的动作或操作。除非另有相反规定或上下文清楚地另外指出，否则在一个方法中的多个步骤可以按它们被列出的顺序依次进行，与一个或多个其它步骤重叠或不重叠，或以任何其它顺序进行，视情况而定。此外，关于相同或不同批次的材料，可以同时进行一个或多个或甚至所有步骤。例如，在一个连续方法中，当针对刚被进料到所述方法的起始点中的原材料进行在方法中的第一步骤时，可以同时针对由处理在所述第一步骤中在较早时间进料到所述方法中的原材料所导致的中间材料实施第二步骤。优选地，所述步骤是以所描述的顺序进行的。

除非另外指出，否则在本公开中表示数量的所有数字应被理解为在所有情况下均由术语“约”修饰。还应当理解的是，在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。已努力确保在实施例中数据的准确性。然而，应当理解的是，由于用于获取测量的技术和/或装置的限制，任何测量数据都固有地包含一定程度的误差。

某些实施方案和特征在本文中使用一组数值上限和一组数值下限来描述。应当理解的是，除非另外指出，否则包括任何两个值的组合的范围是考虑在内的，所述两个值的组合例如是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。

除非有相反规定或上下文清楚地另外指出，否则如本文中使用的不定冠词“一个”或“一种”意思是指“至少一个或一种”。因此，使用“一个反应器”或“一个转化区”的实施方案包括其中使用一个、两个或更多个反应器或转化区的实施方案，除非有相反规定或上下文清楚地指出仅使用一个反应器或转化区。

术语“烃”意思是指(i)由氢和碳原子组成的任何化合物，或(ii)在(i)中的两种或更多种此类化合物的任何混合物。术语“Cn烃”，其中n是正整数，意思是指(i)在其分子中包含总数为n的碳原子的任何烃化合物，或(ii)在(i)中的两种或更多种此类烃化合物的任何混合物。因此，C2烃可以是乙烷、乙烯、乙炔或这些化合物中的至少两种在任何比例下的混合物。“Cm至Cn烃”或“Cm-Cn烃”，其中m和n为正整数且m<n，意思是指Cm、Cm+1、Cm+2、...、Cn-1、Cn烃中的任何一种，或它们中的两种或更多种的任何混合物。因此，“C2至C3烃”或“C2-C3烃”可以是乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、丙炔、丙二烯、环丙烷中的任何一种，以及它们中的两种或更多种在组分间任何比例下的任何混合物。“饱和C2-C3烃”可以是乙烷、丙烷、环丙烷，或它们中的两种或更多种在任何比例下的它们的任何混合物。“Cn+烃”意思是指(i)在其分子中包含总数至少为n的碳原子的任何烃化合物，或(ii)在(i)中的两种或更多种此类烃化合物的任何混合物。“Cn-烃”意思是指(i)在其分子中包含总数为至多n的碳原子的任何烃化合物，或(ii)在(i)中的两种或更多种此类烃化合物的任何混合物。“Cm烃料流”意思是指基本上由一种或多种Cm烃组成的烃料流。“Cm-Cn烃料流”意思是指基本上由一种或多种Cm-Cn烃组成的烃料流。

“高压蒸汽”和“HPS”可互换使用，意思是指具有至少4000千帕(“kPa”)绝对压力的蒸汽。“超高压蒸汽”和“超-HPS”可互换使用，意思是指具有至少8,370kPa绝对压力的蒸汽。因此，超-HPS是一种HPS。“中压蒸汽”和“MPS”可互换使用，意思是指具有至少800kPa但小于4,000kPa绝对压力的蒸汽。“低压蒸汽”和“LPS”可互换使用，意思是指具有至少200kPa但小于800kPa绝对压力的蒸汽。

“基本上由……组成”意思是指在料流或混合物中，包含基于在所述料流或混合物中的分子的总摩尔数计≥60摩尔％，优选≥75摩尔％，优选≥80摩尔％，优选≥90摩尔％，优选≥95摩尔％；优选98摩尔％的给定材料或化合物。

“背压式蒸汽涡轮机”意思是指接收蒸汽进料并且不产生具有低于100kPa绝对压力并供应给表面冷凝器的蒸汽料流的蒸汽涡轮机。取决于所述蒸汽进料的压力和它的构造，背压式蒸汽涡轮机可产生一种或多种排出料流，例如HPS料流、MPS料流和LPS料流以及它们的组合。

“抽气式蒸汽涡轮机”意思是指接收蒸汽进料并且产生至少两个具有不同压力的排出蒸汽料流的蒸汽涡轮机。取决于所述蒸汽进料的压力和它的构造，抽气式蒸汽涡轮机可产生两种或更多种蒸汽料流，其包括例如HPS料流、MPS料流、LPS料流和供应给表面冷凝器的具有低于100kPa绝对压力的可冷凝料流中的一种或多种。

为了本公开的目的，元素的命名遵循如在Hawley's Condensed ChemicalDictionary,第16版,John Wiley&Sons,Inc.,(2016),附录V中提供的元素周期表版本(采用新标记)。

I.胺CO₂分离与烃制备设备的集成

本公开的第一方面涉及包括以下步骤的方法：(i)由一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机获得具有200kPa至1,050kPa绝对压力的排出蒸汽料流和轴功率，其中所述一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机驱动位于烃加工设备中的器件；(ii)提供包含CO₂的气体混合物料流；(iii)将所述气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收塔中；(iv)从所述吸收塔获得富CO₂胺料流和贫CO₂残余气体料流；(v)将至少一部分所述富CO₂胺料流进料到分离塔中；(vi)使用所述排出蒸汽料流加热在所述分离塔中的所述至少一部分富CO₂胺料流以制备富含CO₂的塔顶料流和富含所述胺的塔底料流；和(vii)将至少一部分所述塔底料流再循环到所述吸收塔作为所述贫胺料流的至少一部分。

在步骤(i)中的所述一个或多个抽气式涡轮机和/或一个或多个背压式涡轮机存在于烃加工设备中，例如油精炼设备、烯烃制备设备、生物燃料制备设备等。这些设备通常包括消耗由蒸汽涡轮机产生的轴功率的装置，例如在各种额定功率(power rating)下的气体压缩机、泵、发电机等。在包括一个或多个蒸汽裂解器的烯烃制备设备中，将蒸汽裂解进料(例如乙烷、丙烷、丁烷、石脑油、瓦斯油、渣油、原油和它们的混合物)进料到所述蒸汽裂解器的对流段中并在其中将其预加热，并然后转移至所述蒸汽裂解器的辐射段，在那里它经历高温和短停留时间，从而制备离开所述蒸汽裂解器的包含H₂、C1-C4烃(包括期望的C2-C4烯烃)和C5+烃的蒸汽裂解器流出物。然后将所述蒸汽裂解器流出物通过骤冷和/或间接热交换立即冷却下来以产生经冷却的混合物，从所述混合物中分离出包含H₂和C1-C4烃(包括期望的C2-C4烯烃)的工艺气体料流。然后，通常使用通常由一个或多个蒸汽涡轮机驱动的多个压缩机阶段来压缩所述工艺气体料流，并然后将其在冷却设备组中冷却至非常低的温度，其中可经由低温蒸馏来回收需要的产品，例如乙烯、丙烯、丁烯和类似物。此外，蒸汽涡轮机通常用于驱动在所述冷却设备组中包括的丙烯制冷压缩机和乙烯制冷压缩机中的一个或多个。如上文所讨论的，为了最大限度地产生轴功率，历史上，这些位于烃加工设备(尤其是烯烃制备设备)中的蒸汽涡轮机通常被配置为产生具有非常低压力(例如≤100kPa，≤80kPa，≤50kPa)的排出蒸汽料流，然后将所述料流供应给具有大的额定负荷(duty rating)的表面冷凝器并在那里冷凝。这种冷凝可能导致大量热能释放到大气中。此外，具有大的额定负荷的表面冷凝器的购买和操作成本昂贵。因此，非常希望减小所述表面冷凝器的尺寸或者消除至少一些、优选全部的所述表面冷凝器，而不会对由蒸汽涡轮机驱动的器件的操作造成问题。

本发明的发明人已经发现，在本公开的方法的步骤(i)中的一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机可有利地包括在诸如烯烃制备设备的烃加工设备中的任何蒸汽涡轮机，其接收的蒸汽进料具有高于所述排出蒸汽料流的压力。因此，所述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独立地接收HPS进料，例如超-HPS进料，或MPS进料，理想地是过热的。取决于进料到其中的蒸汽进料的压力，所述一个或多个抽气式涡轮机除了绝对压力为200kPa至1,050kPa的排出蒸汽料流之外，还可产生以下料流中的一种或多种：(i)HPS料流；(ii)MPS料流；(iii)供应给表面冷凝器的可冷凝料流。优选地，如果所述一个或多个抽气式涡轮机产生(iii)可冷凝料流，则所述可冷凝料流具有的量需要尺寸减小的表面冷凝器，例如额定值为≤80MW，≤60MW，≤50MW，≤40MW，≤20MW，≤10MW或甚至≤1MW的表面冷凝器。取决于进料到其中的蒸汽进料的压力，所述一个或多个背压式涡轮机除了绝对压力为200kPa至1,050kPa的排出蒸汽料流之外，还可产生以下料流中的一种或多种：(i)HPS料流；或(ii)MPS料流。优选地，至少一个，优选全部的所述抽气式涡轮机和/或一个或多个背压式涡轮机不产生(iii)供应给表面冷凝器的可冷凝料流(例如，绝对压力≤100kPa的蒸汽料流)。在烯烃制备设备的情况下，所述一个或多个抽气式涡轮机和/或所述一个或多个背压式涡轮机可以包括以下涡轮机中的一个或多个：驱动工艺气体压缩机的蒸汽涡轮机；驱动一个或多个丙烯制冷压缩机的一个或多个蒸汽涡轮机；驱动一个或多个乙烯制冷压缩机的一个或多个蒸汽涡轮机；驱动多种空气压缩机的一个或多个蒸汽涡轮机；驱动多种泵的一个或多个蒸汽涡轮机；和驱动一个或多个发电机的一个或多个蒸汽涡轮机，以及它们的组合。

绝对压力为200kPa至1,050kPa的排出蒸汽料流的压力可由单个的抽气式涡轮机或背压式涡轮机产生。或者，所述排出蒸汽料流可以是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数个这样的排出蒸汽料流的联合料流。所述压力范围对于供应在胺CO₂分离方法的再生步骤中所需的热量是特别有利的。因此，所述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，所述排出蒸汽料流具有不大于480kPa的绝对压力。

所述包含CO₂的气体混合物可包含基于在所述气体混合物中的分子的总摩尔数计不同摩尔浓度的CO₂，从例如1％，2％，4％，5％，6％，8％，10％至15％，20％，25％，30％至35％，40％，50％至55％，60％，65％，70％，75％至80％，85％或甚至90％。优选地，所述气体混合物包含基于在所述气体混合物中的分子的总摩尔数计摩尔浓度为从5％至25％的CO₂。

所述包含CO₂的气体混合物的非限制性实例包括由燃烧以下燃料产生的烟道气：(i)包含煤的燃料；(ii)包含烃的燃料气，例如天然气；(iii)包含烃的燃料油，例如柴油、煤油等；或(iv)包含CO的燃料气。所述包含CO₂的气体混合物的另外的非限制性实例包括在工业方法中产生的排出气体和/或中间气体料流，所述工业方法例如：(i)水泥制备；(ii)钢铁制备；(iii)烯烃制备；(iv)发电；(v)合成气制备；和(v)氢气制备。所述气体混合物可以由燃烧如上所述的燃料的炉子产生。所述气体混合物可以由化学反应器产生。

在本公开的方法的一个优选实施方案中，在本公开的方法的步骤(ii)中的气体混合物料流是通过在下文部分II中描述的合成气制备单元中的合成气制备方法制备的。例如，所述气体混合物料流可以是下文部分II中描述的第一合成气、第二合成气或第三合成气的料流。在又一个优选的实施方案中，在本公开的方法的步骤(ii)中的气体混合物料流是通过在下文部分III中描述的富H₂燃料气制备方法制备的。例如，所述气体混合物料流可以是在下文部分III中描述的富H₂燃料气制备方法中的包含CO₂、H₂和任选烃(例如CH₄)的粗气体混合物料流。因此，所述气体混合物料流可包含H₂和CO₂，基本上由H₂和CO₂组成，或由H₂和CO₂组成。所述气体混合物料流可包含H₂、CO和CO₂，基本上由H₂、CO和CO₂组成，或由H₂、CO和CO₂组成。所述气体混合物料流可包含H₂、CO₂和H₂O，基本上由H₂、CO₂和H₂O组成，或由H₂、CO₂和H₂O组成。所述气体混合物料流可包含H₂、CO、CO₂和CH₄，基本上由H₂、CO、CO₂和CH₄组成，或由H₂、CO、CO₂和CH₄组成。所述气体混合物料流可包含H₂、CO、CO₂、CH₄和H₂O，基本上由H₂、CO、CO₂、CH₄和H₂O组成，或由H₂、CO、CO₂、CH₄和H₂O组成。

在步骤(iii)中，将所述气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收塔中。可以使用CO₂分离领域中的技术人员已知的任何胺吸收塔和胺。可用的胺的非限制性实例包括：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分离和捕获的最常用的胺是DEA、MEA和MDEA。在一个优选的实施方案中，将所述贫胺料流供应给所述吸收塔的上部区段，和将所述气体混合物进料到所述吸收塔的下部区段。在所述吸收塔中的所述气体混合物和所述胺的逆流接触导致在步骤(iv)中产生富CO₂胺料流和贫CO₂残余气体料流。优选地，所述富CO₂胺料流从底部离开所述吸收塔，和所述贫CO₂残余气体流从顶部离开所述吸收塔。

在步骤(v)中，将至少一部分所述富CO₂胺料流进料到分离塔中。可以使用本领域技术人员已知的任何分离塔设计。所述分离塔有时也被称为再生塔，因为所述胺是从所述塔再生的。在步骤(vi)中，将至少一部分所述富CO₂胺料流在所述分离塔中加热。这种加热可通过使用热交换器来实现。用于所述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％，优选全部是由在步骤(i)中产生的排出蒸汽料流提供的。当被加热至所需温度时，CO₂在所述分离塔中与所述胺分离，导致形成富CO₂料流和富含胺的料流。优选地，所述富CO₂料流在顶部离开所述分离塔，而所述富含胺的料流从底部离开所述分离塔。所述富含胺的料流可以至少部分地被再循环到所述吸收塔作为在步骤(vii)中的贫胺料流的至少一部分。所述富CO₂料流可以被压缩、液化、导走、储存、封存或在本领域技术人员已知的任何合适的应用中利用。在一个实施方案中，所述富CO₂料流，当任选压缩时，可在CO₂管线中被导走。在另一个实施方案中，所述富CO₂料流，在任选压缩和/或液化时，可被注入并储存在地质构造中。在又一个实施方案中，所述富CO₂料流，在任选压缩和/或液化时，可被用于提取存在于地质构造中的烃。所述富CO₂料流的另一个示例性用途是在食品应用中。

从所述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200kPa至1,050kPa(优选不大于800kPa，优选不大于700kPa，优选不大于600kPa，优选不大于500kPa，优选不大于480kPa，优选不大于380kPa)绝对压力的排出蒸汽料流特别适合于向所述分离塔供应热以实现CO₂与所述胺的分离。本领域的技术人员可以从所述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抽取适量的所述排出蒸汽料流，如本公开中下文中所说明的那样，来满足在所述CO₂/胺分离/再生塔中为了实现其中具有任何CO₂浓度的任何给定量的气体混合物的分离所需的加热负荷(duty)。通过产生所述排出蒸汽料流并将其供应给所述分离塔，在所述排出蒸汽料流中的残余热能被用来执行有用的工作。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相反，在现有技术中，在所述可冷凝料流中的残余热能被释放到大气中并损失掉。当根据本公开的多个实施方案将包括多个大型蒸汽涡轮机的烃加工设备(例如烯烃制备设备)与胺CO₂分离方法进行蒸汽集成时，可以实现能量效率的显著改进，如在本公开下文中的实施例所证明的。另外，可在一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机中实施一个或多个这种排出蒸汽料流的抽取，使得每个涡轮机仍然可以产生足够量的轴功率用于驱动目标装置。在某些实施方案中，可能需要增加进料到一个或多个所述抽气式涡轮机和/或所述背压式涡轮机的蒸汽进料，以确保产生足量的轴功率和所述排出蒸汽料流二者。为此，在某些具体实施方案中，可以用电动机替换现有的蒸汽涡轮机，使得被替换的蒸汽涡轮机所需的蒸汽可被供应给以足够量产生所述排出蒸汽料流和所述轴功率的抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机。在某些实施方案中，所述排出蒸汽料流向在步骤(vi)中的至少一部分所述富CO₂胺料流提供一定量的能量；并且在与除了将所述抽气式涡轮机或背压式涡轮机由具有相同额定功率的抽气式/冷凝式涡轮机取代之外其它过程相同的对比过程中，至少30％(优选≥50％，优选≥60％，优选≥70％)的所述量的能量的会损失到大气中。

II.合成气制备方法及合成气制备单元

在某些优选的实施方案中，在本公开方法的步骤(ii)中的气体混合物是通过通常包括以下步骤的合成气制备方法制备的：(A)在合成气制备条件下将烃进料和蒸汽进料供给到包含重整反应器的合成气制备单元以制备离开所述重整反应器的经重整料流，其中所述合成气制备条件包括存在重整催化剂，和所述经重整料流包含H₂、CO和蒸汽；(B)通过使用废热锅炉(“WHB”)冷却所述经重整料流以产生经冷却的经重整流并产生高压蒸汽(“HPS”)料流；(C)加热所述HPS料流以获得过热高压蒸汽(“SH-HPS”)料流，其中所述SH-HPS料流具有高于在步骤(A)中供应给所述合成气制备单元的蒸汽进料的压力；(D)在蒸汽涡轮机的至少一级中使所述SH-HPS料流的至少一部分膨胀以产生轴功率和已膨胀蒸汽料流，其具有等于或高于所述蒸汽进料的压力；和(E)供应至少一部分所述已膨胀蒸汽料流作为在步骤(A)中的蒸汽进料。在步骤(C)中产生的SH-HPS料流可被直接供应给本公开的方法的步骤(i)的抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机。可另选地且另外地，蒸汽涡轮机可接收在步骤(C)中产生的SH-HPS并产生HPS或MPS料流，所述HPS或MPS料流可被供应给在本公开方法的步骤(i)中的抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机。

所述方法的步骤(A)包括将烃进料和蒸汽进料在合成气制备条件下供应到包含重整反应器的合成气制备单元中以制备离开所述重整反应器的经重整料流，其中所述合成气制备条件包括存在重整催化剂，和所述经重整料流包含H₂、CO和蒸汽。所述烃进料可基本上由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。在被进料到所述合成气制备单元中之前，可将所述烃进料和所述蒸汽进料合并以形成联合料流。或者，可将它们作为分开的料流进料到所述合成气制备单元中，在所述单元中，它们彼此混合从而形成混合物。所述一个或多个进料料流可以在被进料到所述合成气制备单元中之前由例如炉、热交换器等进行预加热。所述合成气制备单元可包括首先接收所述一个或多个进料料流的预重整器，尤其是在所述烃进料包含大量C2+烃的情况下。在预重整器中，所述烃进料/蒸汽进料混合物在使得所述C2+烃优先转化成CH₄的条件下接触预重整催化剂。包括预重整器可以降低下游重整反应器的结焦和结垢。所述烃进料可具有从例如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。所述蒸汽进料可具有从例如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，所述蒸汽进料是过热蒸汽。

然后可以将来自所述预重整器的流出物进料到在合成气制备条件下运行的重整反应器中，其中以下正向反应在所述重整催化剂的存在下是有利的并理想地发生：

所述合成气制备条件可包括在所述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℃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，其取决于所述重整反应器的类型和所述合成气制备条件。在所述经重整料流中的较低压力，以及因此在所述重整反应器中的较低压力，有利于在重整反应器中CH₄的较高转化率，并且因此有利于在所述经重整料流中的较低残余CH₄浓度。离开所述重整反应器的经重整料流因此包含各种浓度的CO、H₂、残余CH₄和H₂O，以及任选的CO₂，其取决于所述重整反应器的类型和所述合成气制备条件等。所述经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，其取决于所述重整反应器的类型和所述合成气制备条件。

在所述合成气制备单元中的优选类型的重整反应器是SMR。SMR通常包含一根或多根被加热的重整管，所述重整管在内部含有所述重整催化剂。所述烃/蒸汽进料料流进入所述管，被加热到希望的升高温度，并穿过所述重整催化剂以进行上文提及的希望的重整反应。虽然SMR可以有许多不同的设计，但优选的SMR包括炉壳、较上的对流段、较下的辐射段和一个或多个位于所述辐射段中的燃烧器，其燃烧燃料以产生热烟道气并供应热能以加热所述辐射段和所述对流段。所述烃/蒸汽进料料流在所述对流段中的某个位置处进入所述重整管，向下蜿蜒穿过所述对流段，由此它被在所述一个或多个燃烧器处的燃料燃烧产生的上升热烟道气所预加热，并然后进入靠近燃烧器燃烧火焰的辐射段，由此它接触装载在所述辐射段中的一个或多个重整管中的重整催化剂，从而制备了从在所述辐射段中的某个位置处离开所述SMR的经重整料流。在所述辐射段中的一根或多根重整管中的合成气制备条件可包括例如从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。为了在所述SMR中实现高的CH₄转化率，以及在由所述方法制备的富H₂料流中实现低的CH₄浓度，在所述SMR中的合成气制备条件优选包括≤2,169kPa(300psig)，更优选≤1,825kPa(250psig)的绝对压力。SMR的描述可以在例如以下文献中找到：The International Energy Agency Greenhouse Gas R&D Program(“IEAGHG”),“Techno-Economic Evaluation of SMR Based Standalone(Merchant)Plantwith CCS”，2017/02，2017年2月，其内容以其整体并入本文中。

在所述合成气制备单元中的重整反应器可包含自热重整器(“ATR”)。ATR通常将所述一个或多个烃/蒸汽进料和O₂料流接收到一个反应容器中，在这里一部分所述烃燃烧以产生热能，由此所述混合物被加热到升高的温度，并然后使其与重整催化剂床接触以进行希望的重整反应和制备离开所述容器的经重整料流。ATR可以在比SMR更高的温度和压力下运行。在所述ATR中的合成气制备条件和离开ATR的经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。在本公开的方法中可以使用市售的ATR，例如Syncor^TM ATR，其可得自Haldor Topso，地址为丹麦(Denmark)灵比(Lyngby)的HaldorAllé1,DK-2800,Kgs.。

在本公开方法的步骤(A)中使用的合成气制备单元可仅包括一个或多个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。

离开所述重整反应器的经重整料流具有如上文指出的高温和高压。非常希望捕获其中包含的热能。因此，在步骤(B)中，所述经重整料流穿过废热回收单元(“WHRU”)以制备经冷却的经重整料流和产生高压蒸汽(“HPS”)料流。所述经冷却的经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。所述经冷却的经重整料流可具有与离开所述重整反应器的经重整料流基本相同的压力。所述WHRU可包括例如一个或多个热交换器和一个或多个与所述热交换器流体连通的蒸汽包。所述蒸汽包将水料流供应给所述热交换器，在这里它被加热，并可然后返回到所述蒸汽包，在这里蒸汽与液相水分离。所述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。在某些实施方案中，所述HPS料流优选是超-HPS料流。因此制备的HPS料流是饱和蒸汽料流。

为了使所述HPS料流更有用，可将其在例如炉中，在步骤(C)中进一步加热以产生过热HPS(“SH-HPS”)料流。如果所述合成气制备单元包括如上文所述的具有对流段的SMR，则可有利地在所述SMR的对流段中和/或在辅助炉中使所述饱和HPS料流过热。如果所述合成气制备单元包括一个或多个ATR而没有SMR，则可以使所述饱和HPS料流在辅助炉中过热。所述辅助炉可包括一个或多个燃烧器，其燃烧燃料气料流以供应所需的热能，如本领域技术人员已知的。所述SH-HPS料流可具有以下参数中的一个或两个：(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，所述SH-HPS料流具有至少371℃的温度并且在步骤(A)中的蒸汽进料具有至少1700kPa的绝对压力。所述SH-HPS料流具有的压力高于在步骤(A)中供应给所述合成气制备单元的蒸汽进料的压力，使得所述SH-HPS可以膨胀以产生具有的压力接近所述蒸汽进料的压力的蒸汽料流，然后可将所述蒸汽料流供应给所述合成气制备单元作为所述蒸汽进料的至少一部分。优选地，所述SH-HPS料流具有至少482℃的温度和至少10,000kPa的绝对压力，和所述蒸汽进料具有至少1,700kPa(例如至少2,500kPa)的绝对压力。在一个优选的实施方案中，所述SH-HPS料流可被供应给位于工业设备(例如烯烃制备设备)中的HPS集管，从而将HPS供应给消耗SH-HPS的合适装置。在另一个实施方案中，所述SH-HPS料流还可以是超-HPS料流，并且被供应给位于工业设备(例如烯烃制备设备)中的超-HPS集管，从而将超-HPS供应给消耗过热超-HPS的合适装置。

在步骤(D)中，将至少一部分所述SH-HPS料流在蒸汽涡轮机的至少一级中膨胀以产生轴功率和已膨胀蒸汽料流，所述已膨胀蒸汽料流具有的压力等于或高于进料到所述合成气制备单元的蒸汽进料的压力。所述已膨胀蒸汽料流可具有从例如260℃、270℃、280℃、290℃、300℃至310℃、320℃、330℃、340℃、350℃至360℃、370℃、380℃、390℃、400℃或甚至405℃的温度。所述已膨胀蒸汽料流具有低于所述SH-HPS料流的压力，其范围可以是从例如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。所述已膨胀蒸汽料流可以是HPS料流或MPS料流。在某些实施方案中，所述蒸汽涡轮机可产生多种排出料流，例如HPS料流和LPS料流；HPS料流和供应给冷凝器的可冷凝料流；MPS料流和LPS料流；或MPS料流和供给至冷凝器的可冷凝料流。

步骤(D)可有利地包括在合成气制备单元和烯烃制备设备之间的蒸汽集成，所述烯烃制备设备包括在蒸汽裂解条件下运行的接收烃进料和蒸汽的蒸汽裂解器，从而制备离开所述蒸汽裂解器的蒸汽裂解器流出物。所述高温蒸汽裂解器流出物立即通过骤冷和/或间接热交换器进行冷却，其中可能产生大量蒸汽，其可随后在所述蒸汽裂解器的对流段中被过热。然后可将经冷却的蒸汽裂解器流出物分离以制备包含甲烷、乙烷、C2-C4烯烃和二烯的工艺气体料流等。为了从所述工艺气体料流中回收烯烃产品，通常将其首先压缩至升高的压力，在低温条件下在冷却设备组中冷却，和然后在蒸馏塔中分离，所述蒸馏塔例如脱甲烷器、脱乙烷器、脱丙烷器、C2分流器、C3分流器等。为此目的，可以使用至少三(3)台大型压缩机：工艺气体压缩机、丙烯制冷压缩机和乙烯制冷压缩机。在现代化的世界级烯烃设备中，这些压缩机的组合轴功率可超过100MW(134,000hp)。这种非常高的轴功率需求是烯烃制备设备的一个特点，并且将它们与大多数其它石化设施区分开来。通常，大型压缩机是由蒸汽涡轮机驱动的。大部分所述蒸汽可如上所述那样通过由冷却蒸汽裂解器流出物制备的蒸汽产生。如有必要，可使用锅炉来补充所需的蒸汽量。

由于主要的压缩机需要大的轴功率，因此为了实现高效的烯烃制备，重要的是蒸汽动力循环要尽可能高效。可以有利地使用多压力水平蒸汽系统，其具有标称为100BarG(1500psig，或10.3MPaG)或更高的最高蒸汽压力水平。这种超-HPS可以被过热以便最大化所述涡轮机的比功率输出(千瓦功率/消耗的千克蒸汽)。除了大型压缩机蒸汽涡轮机之外，较小的涡轮机驱动器也可用于在所述烯烃制备设备内的多种应用(例如：冷却水泵、骤冷水泵、锅炉给水泵、空气压缩机等)。这些涡轮机可接收HPS、MPS或LPS料流。此外，在烯烃回收设备组(train)中存在的工艺加热任务可以通过冷凝一个或多个HPS、MPS或LPS料流来满足。

在某些实施方案中，在步骤(D)中使用单个阶段蒸汽涡轮机。在一些其它实施方案中，可以使用多个级联阶段的蒸汽涡轮机，其中从上游级产生的已膨胀蒸汽料流，优选HPS料流或MPS料流，被供应给下游的蒸汽涡轮机，在其中膨胀以产生较低压力蒸汽料流和额外的轴功率。在步骤(D)中由所述一个或多个蒸汽涡轮机产生的轴功率可用于执行机械功，例如：驱动发电机以产生可传输至本地和/或远程电气装置的电力；驱动位于工业设备中的压缩机或泵，例如位于烯烃制备设备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。所述已膨胀蒸汽料流可被供应给位于任何工业设备(例如烯烃制备设备)中的具有合适压力定额的蒸汽集管。在某些实施方案中，在步骤(C)中获得的SH-HPS料流可在以下压力下供应给烯烃制备设备，所述压力为不小于在所述烯烃制备设备中具有至少1兆瓦(1MW，或≥5MW，或≥10MW，或≥20MW)额定功率的任何蒸汽涡轮机的操作所需的最大压力。在某些优选的实施方案中，从步骤(C)获得的SH-HPS料流(其可以是或不是超-HPS料流)可被供应给驱动在烯烃制备设备中的工艺气体压缩机的第一阶段蒸汽涡轮机，并且来自所述第一阶段蒸汽涡轮机的已膨胀蒸汽料流(其可以是SH-HPS料流或MPS料流)可被供应给第二阶段蒸汽涡轮机，产生第二已膨胀蒸汽料流和驱动另一个在所述烯烃制备设备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/或泵的轴功率。在另一个实施方案中，可以供应由步骤(C)获得的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，它们各自产生具有相同、类似或不同压力的已膨胀蒸汽料流。来自所述第一阶段和/或所述第二阶段的已膨胀蒸汽料流然后可用于提供工艺热，或被供应给额外的蒸汽涡轮机，这取决于它们各自的压力。此外，一个或多个所述蒸汽涡轮机可排出可冷凝蒸汽料流，所述料流被进料至冷凝器以产生冷凝水料流。

尽管在步骤(D)中产生的轴功率可用于驱动动力岛(a power island)中的发电机，但在本公开的其中所述轴功率用于驱动在集成的烯烃制备设备中的压缩机、泵等的优选实施方案中，这样的动力岛可被消除或以较小的尺寸包括在内，从而大大降低资金和运行成本。

在如上所述的重整方法的步骤(B)中获得的经冷却的经重整料流包含H₂、CO和蒸汽。它可用于制备合成气。通过减少所述经冷却的经重整气体中的蒸汽，可获得包含CO和H₂的第一合成气。或者，可以进一步使所述经冷却的经重整料流在变换反应器的一个或多个级中经历处理以将一部分所述CO和蒸汽转化成CO₂和H₂，随后进行蒸汽消除以获得包含CO、H₂和CO₂的第二合成气。还可进一步从所述第二合成气中回收CO₂以制备基本上由CO、H₂和任选的残余烃组成的具有不同CO浓度的第三合成气。所述第一、第二和第三合成气可用于多种应用，例如工业加热、氨制备等。在一个优选的实施方案中，所述第三合成气可包含基于在所述第三合成气中的分子的总摩尔计在例如≤10摩尔％，≤8摩尔％，≤5摩尔％，≤3摩尔％，≤1摩尔％，≤0.5摩尔％，≤0.1摩尔％的非常低浓度下的CO，在这种情况下，所述第三合成气是富H₂气体。这种富H₂气体可有利地用作燃料气，其燃烧可以产生具有低CO₂排放的烟道气。

III.用于制备富H₂燃料气的方法

用于制备富H₂燃料气的特别有利的方法包括：(I)将烃进料和蒸汽进料在合成气制备条件下供应到包含重整反应器的合成气制备单元中以制备离开所述重整反应器的经重整料流，其中所述合成气制备条件包括存在重整催化剂，和所述经重整料流包含H₂、CO和蒸汽；(II)通过使用废热回收单元(“WHRU”)冷却所述经重整料流以制备经冷却的经重整料流和产生高压蒸汽(“HPS”)料流；(III)使所述经冷却的经重整料流在第一变换反应器中在第一组变换条件下与第一变换催化剂接触以制备离开所述第一变换反应器的第一经变换料流，其中所述第一经变换料流具有比所述经冷却的经重整料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；(IV)冷却所述第一经变换料流以获得经冷却的第一经变换料流；(V)使所述经冷却的第一经变换料流在第二变换反应器中在第二组变换条件下与第二变换催化剂接触以制备离开所述第二变换反应器的第二经变换料流，其中所述第二经变换料流具有比所述经冷却的第一经变换料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；(VI)减少存在于所述第二经变换料流中的蒸汽以制备包含CO₂和H₂的粗气体混合物料流；(VII)回收存在于所述粗气体混合物料流中的至少一部分CO₂以制备CO₂料流和富H₂料流，其中所述富H₂料流包含基于在所述富H₂料流中的分子的总摩尔数计浓度为至少80摩尔％的H₂；和(VIII)在存在氧化剂的情况下燃烧一部分所述富H₂料流以产生热能和制备烟道气料流。

步骤(I)和(II)可以与上文在部分II中如上描述的合成气制备方法的步骤(A)和(B)相同。

在所述方法的步骤(III)中，所述经冷却的经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以制备离开所述第一变换反应器的第一经变换料流。所述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。以下的正向反应在所述第一变换反应器中优先发生：

像这样的情况，所述第一经变换料流具有比所述经冷却的经重整料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度。(R-2)的正向反应是放热的，导致所述第一经变换料流具有的温度高于进入所述第一变换反应器的经冷却的经重整料流。离开所述第一变换反应器的第一经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。所述第一经变换料流可具有与所述经冷却的经重整料流基本相同的绝对压力。

虽然单个阶段的变换反应器可以将在所述经冷却的经重整料流中的足量CO转化为CO₂，导致在所述第一经变换料流中的低CO浓度，但优选在本公开方法中包括至少两级变换反应器以实现CO到CO₂的高水平转化，并最终制备具有低CO浓度的富H₂燃料气料流。进一步优选的是，在低于所述第一变换反应器的温度下运行后续的级，例如在所述第一变换反应器下游的第二变换反应器，由此在所述第一经变换料流中额外量的CO被进一步转化成CO₂并且制备了额外量的H₂。为此，优选首先在步骤(IV)中将所述第一经变换料流冷却下来以制备经冷却的第一经变换料流。这种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所述第一经变换料流的冷却料流来进行。在一个优选的实施方案中，所述第一经变换料流可由待被进料到所述合成气制备单元中的烃料流或其分料流冷却。可另选地或另外地，所述第一经变换料流可被锅炉给水料流冷却以产生被加热的锅炉水料流、蒸汽料流和/或水/蒸汽混合物料流。所述因此被加热的锅炉水料流可以在锅炉中被加热以制备在不同压力下的蒸汽。所述因此被加热的锅炉水料流或蒸汽料流可在另一个热交换器中被另一个方法料流进一步加热以产生蒸汽。在一个优选的实施方案中，所述被加热的锅炉水料流和/或蒸汽料流可被进料到所述WHRU的蒸汽包中，从所述经重整料流中提取热量，如上所述那样，其中它被进一步加热以产生所述HPS料流。所述经冷却的第一经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，以及与所述第一经变换料流基本相同的压力。

所述经冷却的第一经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历低温变换以制备第二经变换料流。所述第一组变换条件包括存在第二变换催化剂，其可以与所述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。以下的正向反应在所述第一变换反应器中优先发生：

像这样的情况，所述第二经变换料流具有比所述经冷却的第一经变换料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度。(R-3)的正向反应是放热的，导致所述第二经变换料流具有高于进入所述第二变换反应器的经冷却的第一经变换料流的温度。离开所述第一变换反应器的第二经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。所述第二经变换料流可具有与所述经冷却的第一经变换料流基本相同的绝对压力。

所述第二经变换料流包含H₂、CO₂、CO、蒸汽和任选的CH₄。在步骤(VI)中，然后通过冷却和分离减少其中的蒸汽。类似于冷却所述第一经变换料流的步骤(IV)，所述第二经变换料流的这种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所述第二经变换料流的冷却料流来进行。在一个优选的实施方案中，所述第二经变换料流可由待被进料到所述合成气制备单元中的烃料流或其分料流冷却。可另选地或另外地，所述第一经变换料流可被锅炉给水料流冷却以产生被加热的锅炉水料流、蒸汽料流和/或水/蒸汽混合物料流。所述因此被加热的锅炉水料流可以在锅炉中被加热以产生在不同压力下的蒸汽。所述因此被加热的锅炉水料流或蒸汽料流可在另一个热交换器中被另一个方法料流进一步加热以产生蒸汽。在一个优选的实施方案中，所述被加热的锅炉水料流和/或蒸汽料流可被进料到所述WHRU的蒸汽包中，从所述经重整料流中提取热量，如上所述那样，其中它被进一步加热以产生所述HPS料流。所述经冷却的第二经变换料流可优选包含水冷凝物，可将所述水冷凝物分离以制备粗气体混合物料流，其包含的蒸汽浓度显著低于离开所述第二变换反应器的第二经变换料流。

所述粗气体混合物料流因此基本上由不同量的CO₂、H₂、任选的CH₄以及作为次要组分的蒸汽和CO组成。所述粗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，可以回收其中的一部分CO₂以制备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回收方法，包括但不限于：(i)胺吸收和再生方法；(ii)低温CO₂分离方法；(iii)膜分离方法；(iv)物理吸收和再生方法；和(iv)任何上述(i)、(ii)和(iii)的任意组合。在一个优选的实施方案中，可以使用胺吸收和再生方法。由于所述粗气体混合物料流的压力升高，CO₂回收装置的尺寸可能比否则在大气压下从气体混合物中回收CO₂所需的尺寸小得多。

所述CO₂料流优选包含基于在所述CO₂料流中的分子的总摩尔数计摩尔浓度为从例如90％、91％、92％、93％、94％至95％、96％、97％、98％或甚至99％的CO₂。所述CO₂料流可包含以下物质中的至少一种和优选全部：基于摩尔的(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。所述CO₂料流可具有从例如200kPa、300kPa、400kPa、500kPa、600kPa、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，其取决于所使用的CO₂回收方法和装置。在一个优选的实施方案中，如果使用胺吸收/再生CO₂回收单元，则所述CO₂可具有从例如200kPa、250kPa、300kPa、350kPa至400kPa、450kPa、500kPa、550kPa、560kPa、570kPa、580kPa、590kPa或甚至600kPa的绝对压力。在其中使用胺CO₂分离单元的此类实施方案中，在所述CO₂/胺分离塔中所需的热量可以有利地至少部分、优选主要、优选完全由如上所述的抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机产生的具有200kPa至1,050kPa压力的排出蒸汽料流所提供。所述CO₂料流可以被压缩、液化、导走、储存、封存或者在本领域技术人员已知的任何合适的应用中利用。在一个实施方案中，所述CO₂料流，当任选压缩时，可在CO₂管线中被导走。在另一个实施方案中，所述CO₂料流，在任选压缩和/或液化时，可被注入并储存在地质构造中。在又一个实施方案中，所述CO₂料流，在任选压缩和/或液化时，可用于提取存在于地质构造中的烃。所述CO₂料流的另一个示例性用途是在食品应用中。

所述富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。所述富H₂料流优选包含基于在所述富H₂料流中的分子的总摩尔数计摩尔浓度为从例如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。所述富H₂料流可包含以下物质中至少一种和优选全部，基于摩尔的：(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。可由本公开方法制备的富H₂料流的一个具体实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。

如果需要甚至更高纯度的H₂料流，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，进一步纯化一部分所述富H₂料流。

然而，优选地，将所述富H₂料流，尽管其有任选低浓度的CO、CO₂和CH₄，仍用作燃料气料流而不用进一步纯化，用于在所述方法的步骤(VIII)中，在例如工业应用中，提供加热。由于其中的CO、CO₂和CH₄的组合浓度低，由燃烧所述富H₂料流产生的烟道气料流可能包含浓度非常低的CO₂，导致CO₂向大气中的排放低。因此，所述烟道气料流可包含基于在所述烟道气料流中的CO₂和H₂O的总摩尔数计摩尔浓度为从例如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。取决于具体应用，所述燃烧可以在存在例如空气、O₂增强的空气、高纯度O₂等的情况下进行。

为了用作燃料气料流，所述富H₂料流可优选具有≤1,135kPa(150psig)，优选≤790kPa(100psig)的绝对压力。为了实现所述富H₂料流的这种低压，在上游设计合成气制备单元是可行的，其包含在合成气制备条件下运行的SMR和/或ATR，所述合成气制备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。如上文提及的，在所述重整反应器中较低的压力导致在所述重整反应器中的CH₄转化率较高，并且因此导致在所述富H₂料流中的残余CH₄浓度低。

优选地，将所述富H₂料流供应给在用于制备所述富H₂料流的方法/系统中使用的至少一个，优选大部分，优选全部的燃烧器件。因此，如果所述合成气制备单元包括预重整器，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，则优选将一部分所述富H₂料流作为至少一部分，优选大部分，优选全部的所述燃料气供应给这样的燃烧器。如果所述合成气制备单元包括SMR，所述SMR包括一个或多个燃烧SMR燃料的SMR燃烧器，则非常希望供应一部分所述富H₂料流作为至少一部分，优选大部分，优选全部的所述SMR燃料。如果所述富H₂料流制备方法/系统使用额外的燃烧燃料气的锅炉或辅助炉，则希望供应一部分所述富H₂料流作为至少一部分，优选大部分，优选全部的所述燃料气。通过燃烧所述富H₂料流和捕获所述CO₂料流，本公开的富H₂料流制备方法/系统可达到非常低的CO₂向大气中的排放总体水平。

与现有的合成气和/或富H₂燃料气制备方法相比，尤其是与那些燃烧含烃燃料的方法相比，如上所述的富H₂燃料气制备方法具有以下优点中的至少一个：(i)较低的资金投资和制备成本，因为例如没有PSA单元、CO₂回收单元尺寸小以及在相对低的压力下运行所述合成气制备单元、所述第一变换反应器和所述第二变换气体反应器；和(ii)如果捕获、储存、封存和/或利用所述CO₂料流，则CO₂排放较低。

本公开通过在如下所述的附图中说明的示例性但非限制性的实施方案进一步说明。在附图中，相同的附图标记可具有相似的含义。在说明本发明的方法/系统的附图中，如果多个最初分开的料流被显示为形成供应给下一步骤或器件的联合料流，则它应被理解为在适当的情况下进一步包括以下替代方案，其中这样的多个分开料流中的至少一个被分开地供应给下一步骤或器件。如果具有相似组成和/或用途应用的多个最初分开的料流(由不同器件产生的蒸汽料流)被显示为形成供应给多个后续步骤或器件的联合料流，则它应被理解为在适当情况下包括以下替代方案，其中所述分开的料流和所述联合料流中的至少一个被供应给所述多个后续步骤或器件的至少一个。因此，如果最初分开的并且由不同的器件产生的但具有相似应用的蒸汽料流X和蒸汽料流Y被显示为形成供应给两个分开的涡轮机A和B的联合料流Z，则它应被理解为包括以下替代方案，其中X、Y和Z中的至少一个被供应给A和B中的至少一个，包括但不限于以下情况：(i)仅将料流Z供应给A和B；(ii)将X和Y二者分开地供应给A和B中的至少一个；(iii)将X和Z二者分开地供应给A和B中的至少一个；(iv)将Y和Z二者分开地供应给A和B中的至少一个；和(v)仅将X和Y中的一个供应给A和B中的至少一个。附图仅用于示例性说明本公开的某些实施方案，并且本领域技术人员会理解其替代方案可以落入本公开的范围内。

具体实施方式

图1(对比例)

图1示意性地说明了包括一个或多个蒸汽裂解炉的烯烃制备设备的蒸汽供应/消耗系统101。一个或多个超-HPS料流107由一个或多个蒸汽裂解炉103产生。如果需要，一个或多个超-HPS料流109由一个或多个辅助蒸汽锅炉105产生。如所示的，料流107和109可以任选在超-HPS集管处合并，从所述集管可以将所述超-HPS料流分配给消耗蒸汽的设备。如在图1中示出的，将一个或多个超-HPS料流113、一个或多个超-HPS料流115和一个或多个超-HPS料流117分别供应给一个或多个蒸汽涡轮机119、一个或多个蒸汽涡轮机129和一个或多个蒸汽涡轮机141。一个或多个蒸汽涡轮机119可驱动一个或多个工艺气体压缩机。一个或多个蒸汽涡轮机129可驱动一个或多个丙烯制冷压缩机。一个或多个蒸汽涡轮机141可驱动一个或多个乙烯制冷压缩机。剩余的超-HPS蒸汽可被供应给其它设施/装置/方法111以供消耗。可以从一个或多个蒸汽涡轮机119排出一个或多个HPS料流121。一个或多个料流121可用于将工艺热例如提供给在所述烯烃制备设备或其它设施中的料流125，或供应给接收HPS料流并排出MPS料流的蒸汽涡轮机125，或供应给接收HPS料流并排出LPS料流的蒸汽涡轮机125，以产生可用于驱动另一个压缩机、泵等的额外机械功。可从一个或多个蒸汽涡轮机119排出一个或多个可冷凝料流123，其可在一个或多个冷凝器127处被冷凝以产生一个或多个被冷凝的水料流128。可以从一个或多个蒸汽涡轮机129排出一个或多个MPS料流131。一个或多个料流131可用于将工艺热例如提供给在所述烯烃制备设备或其它设施中的料流133，或供应给接收MPS料流并排出LPS料流的蒸汽涡轮机133，以产生可用于驱动另一个压缩机、泵等的额外机械功。可从一个或多个蒸汽涡轮机129排出一个或多个可冷凝料流135，其然后在一个或多个冷凝器137处被冷凝以产生一个或多个被冷凝的水料流139。可以从一个或多个蒸汽涡轮机141排出一个或多个LPS料流143。一个或多个料流143可用于将工艺热例如提供给在烯烃制备设备或其它设施中的料流145。可以从一个或多个蒸汽涡轮机141排出一个或多个可冷凝料流147，其然后在一个或多个冷凝器149处被冷凝以产生一个或多个被冷凝的水料流151。可以将被冷凝的水料流128、139和151在位置353处组合并一起处理，其可随后在所述设施中被再利用。

图2

图2示意性地说明了将图1中示出的烯烃制备设备和胺CO₂分离方法集成在一起的示例性蒸汽供应/消耗系统201。如所示的，一个或多个超-HPS料流107由一个或多个蒸汽裂解炉103产生。如果需要，一个或多个超-HPS料流109由一个或多个辅助蒸汽锅炉105产生。如所示的，料流107和109可任选在超-HPS集管处合并，从所述集管可以将所述超-HPS料流分配给消耗蒸汽的装置。如在图2中示出的，将一个或多个超-HPS料流113、一个或多个超-HPS料流115和一个或多个超-HPS料流117分别供应给一个或多个蒸汽涡轮机119、一个或多个蒸汽涡轮机129和一个或多个蒸汽涡轮机141。剩余的超-HPS蒸汽可被供应给其它设施/装置/方法111以供消耗。一个或多个蒸汽涡轮机119可驱动一个或多个工艺气体压缩机。一个或多个蒸汽涡轮机129可驱动一个或多个丙烯制冷压缩机。一个或多个蒸汽涡轮机141可驱动一个或多个乙烯制冷压缩机。可以从一个或多个蒸汽涡轮机119排出一个或多个HPS料流121。一个或多个料流121可用于将工艺热例如提供给在所述烯烃制备设备或其它设施中的料流125，或供应给接收HPS料流并排出MPS料流的蒸汽涡轮机125，或供应给接收HPS料流并排出LPS料流的蒸汽涡轮机125，以产生可用于驱动另一个工艺气体压缩机、泵等的额外机械功。可以从一个或多个蒸汽涡轮机119排出一个或多个LPS料流203，而非在图1中示出的一个或多个可冷凝料流123。可以从一个或多个蒸汽涡轮机129排出一个或多个MPS料流131。一个或多个料流131可用于将工艺热例如提供给在所述烯烃制备设备或其它设施中的料流133，或供应给接收MPS料流并排出LPS料流的蒸汽涡轮机133，以产生可用于驱动另一个压缩机、泵等的额外机械功。可以从一个或多个蒸汽涡轮机129排出一个或多个LPS料流205，而非一个或多个可冷凝料流135。可以从一个或多个蒸汽涡轮机141排出一个或多个LPS料流143。由此从各种蒸汽涡轮机排出的LPS料流，例如一个或多个料流203、205和143，可以被组合并用于将工艺热例如提供给在所述烯烃制备设备或其它设施中的料流145，或提供给胺CO₂分离方法207的胺再生器。可以从一个或多个蒸汽涡轮机141排出一个或多个可冷凝料流147，其然后在一个或多个冷凝器149处被冷凝以产生一个或多个被冷凝的水料流151，其可在位置153处进行处理，和随后在所述设施中被再利用。

实施例

实施例1(对比例)

图3示意性地说明了包括多个蒸汽裂解器的对比烯烃制备设备的蒸汽供应/消耗配置301。如所示的，所述设备通过线路303、305、307和309分别供应在以下温度和压力下的过热蒸汽：930°F和1500psig(超-HPS)；700°F和660psig(HPS)；570°F和225psig(MPS)；和450°F和50psig(LPS)。在由燃气涡轮机发电机单元311产生的料流317中的1560千磅/小时(“klb/hr”)的超-HPS、在由多个蒸汽裂解炉313产生的料流319中的340klb/hr的超-HPS以及在由锅炉315产生的料流321中的596klb/hr的超-HPS被供应给线路303。将所述超-HPS料流325、327、329、331和333从线路303分别以以下流量供应给蒸汽涡轮机335、337、339、341和热交换器343：879klb/hr；710klb/hr，745klb/hr，301klb/hr和3klb/hr。将58klb/hr的超-HPS从线路303输出到其它用户323。进入蒸汽涡轮机的蒸汽料流在其中膨胀以产生一个或多个经提取料流和轴功率。所述轴功率可用于驱动在烯烃制备设备中的各种装置，例如工艺气体压缩机、丙烯制冷压缩机和泵等。

线路305接收以30klb/hr输入的HPS料流304、以700klb/hr从蒸汽涡轮机335提取的HPS料流345、以585klb/hr从蒸汽涡轮机337提取的HPS料流349、以100klb/hr从蒸汽涡轮机341提取的HPS料流357，以3klb/hr来自热交换器343的HPS料流367和以10klb/hr来自蒸汽包363的HPS料流365。所有四个蒸汽涡轮机335、337、339和341还分别以以下流量分别产生在表面冷凝器347、351、355和361处冷凝的可冷凝蒸汽料流：179klb/hr，124klb/hr，79klb/hr和149klb/hr。将HPS料流371、373和320从线路305分别以以下流量供应给蒸汽涡轮机375和377以及其它现场用户322：540klb/hr，127klb/hr和68klb/hr。将695klb/hr的HPS从线路305输出到其它用户369。

线路307接收以540klb/hr从蒸汽涡轮机375提取的MPS料流379和以667klb/hr从蒸汽涡轮机338提取的MPS料流357。蒸汽涡轮机375不产生供应给表面冷凝器的可冷凝料流。将MPS料流385、387和330从线路307分别以以下流量供应给蒸汽涡轮机389、现场用户393和现场用户332：324klb/hr，206klb/hr和306klb/hr。将330klb/hr的MPS从线路307输出到其它用户383。

线路309接收以12klb/hr的流量输入的LPS料流310、以324klb/hr从蒸汽涡轮机389提取的LPS料流379、以127klb/hr从蒸汽涡轮377提取的LPS料流381和以70klb/hr从蒸汽包397提取的LPS料流395。蒸汽涡轮机389和377二者都不产生供应给表面冷凝器的可冷凝料流。将LPS料流340和350从线路309分别以以下流量供应给现场用户342和352：261klb/hr和207klb/hr。

在此实施例1中，从四个主要蒸汽涡轮机335、337、339和341，总共冷凝了530klb/hr的蒸汽，给出了520MBtu/hr(152MW)的总冷凝器负荷。

实施例2(本发明实施例)

图4示意性地说明了从图3的设备改进的并且与SMR蒸汽集成的烯烃制备设备的本发明的蒸汽供应/消耗配置401。如在图4中示出的，所述设备通过线路303、305、307和309分别供应以下温度和压力的过热蒸汽：930°F和1500psig(超-HPS)；700°F和660psig(HPS)；570°F和225psig(MPS)；和450°F和50psig(LPS)，与图3中相同。在由燃气涡轮机发电机单元311产生的料流317中的1560klb/hr的超-HPS，在由多个蒸汽裂解炉313产生的料流319中的540klb/hr的超-HPS，在由锅炉415产生的料流421中的262klb/hr的超-HPS，以及在由SMR403产生的料流404中的905klb/hr的超-HPS被供应给线路303。将超-HPS料流425、427、279、431和333从线路303分别以以下速度供应给蒸汽涡轮机335、337、339、341和热交换器343：951klb/hr；808klb/hr，1073klb/hr，373klb/hr和3klb/hr。将58klb/hr的超-HPS从线路303输出到其它用户323。

线路305接收以30klb/hr输入的HPS料流304、以630klb/hr从蒸汽涡轮机335提取的HPS料流445、以700klb/hr从蒸汽涡轮机337提取的HPS料流449、以407klb/hr从蒸汽涡轮机339提取的HPS料流453、以149klb/hr从蒸汽涡轮机341提取的HPS料流457、以3klb/hr来自热交换器343的HPS料流367和以10klb/hr来自蒸汽包363的HPS料流365。只有蒸汽涡轮机337和341还分别以以下流量分别产生在表面冷凝器351和461处冷凝的可冷凝蒸汽料流：108klb/hr和89klb/hr。将HPS料流371和373从线路305分别以以下流量供应给蒸汽涡轮机375和377以及其它现场用户322：540klb/hr，127klb/hr和68klb/hr。将595klb/hr的HPS从线路305输出到其它用户369。另外，将HPS料流405以499klb/hr从线路305供应至SMR 403。

线路307接收以540klb/hr从蒸汽涡轮机375提取的MPS料流379和以567klb/hr从蒸汽涡轮机338提取的MPS料流357。蒸汽涡轮机375不产生供应给表面冷凝器的可冷凝料流。将MPS料流385、387和330从线路307分别以以下流量供应给蒸汽涡轮机389、现场用户393和现场用户332：324klb/hr，206klb/hr和306klb/hr。将360klb/hr的MPS从线路307输出到其它用户383。

线路309接收以12klb/hr的流量输入的LPS料流310、以324klb/hr从蒸汽涡轮机389提取的LPS料流379、以127klb/hr从蒸汽涡轮机377提取的LPS料流381和以70klb/hr从蒸汽包397中提取的LPS料流395。蒸汽涡轮机389和377二者都不产生供应给表面冷凝器的可冷凝料流。将LPS料流340和350从线路309分别以以下流量供应给现场用户342和352：261klb/hr和207klb/hr。另外，将LPS料流407以487klb/hr的流量从线路309供应给与SMR403相关联的胺CO₂捕获单元的胺再生器。

因此，在这个本发明实施例2中，与实施例1相比，冷凝式涡轮机的数量从4个减少到2个，表面冷凝器的总负荷减少了96.6MW，其对应于释放到大气中的热能降低了96.6MW。释放到大气中的热能的降低与提供给所述胺单元的总LP蒸汽的比率为68％，这是一个非常显著的百分比。操作参数参见下表I。

表I

		实施例1	实施例2
						对比例	本发明实施例
涡轮机335、337、339和341的总功率	MW	128.9	128.9
				冷凝式涡轮机的数量		4	2
供应给涡轮机的总超-HPS蒸汽	tph	1,195	1,454
				表面冷凝器的总负荷	MW	152.3	55.7
进入大气的能量损耗的降低(A)	MW	-	96.6
				提供给胺单元的LP蒸汽	tph	-	220.9
提供给胺单元的LP蒸汽(B)	MW	-	141.2
				比率：A/B	％		68

本公开可包括以下非限制性实施方案：

A1.方法，所述方法包括：

(i)从一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机获得绝对压力为200kPa至1,050kPa的排出蒸汽料流和轴功率，其中所述轴功率驱动位于烃加工设备中的器件；

(ii)提供包含CO₂的气体混合物料流；

(iii)将所述气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收塔中；

(iv)从所述吸收塔获得富CO₂胺料流和贫CO₂残余气体料流；

(v)将至少一部分所述富CO₂胺料流进料到分离塔中；

(vi)使用所述排出蒸汽料流加热在所述分离塔中的所述至少一部分富CO₂胺料流以制备富含CO₂的料流和富含所述胺的料流；和

(vii)将至少一部分塔底料流再循环至所述吸收塔作为所述贫胺料流的至少一部分。

A2.根据A1所述的方法，其中所述排出蒸汽料流具有不高于450kPa的绝对压力。

A3.根据A1或A2所述的方法，其中所述气体混合物料流包含H₂、CO和CO₂。

A4.根据A1至A3中任一项所述的方法，其中所述一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机位于包括蒸汽裂解器的烯烃制备设备中，和所述一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机驱动位于所述烯烃制备设备中的压缩机。

A5.根据A1至A4中任一项所述的方法，其中所述一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机中的至少一个包括背压式涡轮机。

A6.根据A5所述的方法，其中所述一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机全部是背压式涡轮机。

A7.根据A5所述的方法，其中：

所述排出蒸汽料流将一定量的能量提供给在步骤(vi)中的所述至少一部分富CO₂胺料流；和

在与除了所述背压式涡轮机被具有相同额定功率的抽气式/冷凝式涡轮机取代而其它过程相同的对比方法中，至少30％的所述量的能量会损失到大气中。

A8.根据A8所述的方法，其中在所述对比方法中，至少50％的所述量的能量会损失到大气中。

A9.根据A8所述的方法，其中在所述对比方法中，至少70％的所述量的能量会损失到大气中。

A10.根据A1至A9中任一项所述的方法，其中所述气体混合物料流是通过合成气制备方法制备的，所述合成气制备方法包括：

(A)将烃进料和蒸汽进料在合成气制备条件下供应到包含重整反应器的合成气制备单元中以制备离开所述重整反应器的经重整料流，其中所述合成气制备条件包括存在重整催化剂，和所述经重整料流包含H₂、CO和蒸汽；

(B)通过使用废热锅炉(“WHB”)冷却所述经重整料流以制备经冷却的经重整料流和产生高压蒸汽(“HPS”)料流；

(C)使所述经冷却的经重整料流在第一变换反应器中在第一组变换条件下与第一变换催化剂接触以制备离开所述第一变换反应器的第一经变换料流，其中所述第一经变换料流具有比所述第一经冷却的重整反应器流出物料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；和

(D)从所述第一经变换料流获得所述气体混合物料流。

A11.根据A10所述的方法，其中步骤(D)包括：

(D1)冷却所述第一经变换料流以获得经冷却的第一经变换料流；

(D2)使所述经冷却的第一经变换料流在第二变换反应器中在第二组变换条件下与第二变换催化剂接触以制备离开所述第二变换反应器的第二经变换料流，其中所述第二经变换料流具有比所述经冷却的第一经变换料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；

(D3)减少存在于所述第二经变换料流中的蒸汽以制备包含CO₂和H₂的气体混合物料流。

A12.根据A11或A12所述的方法，其中所述合成气制备单元包括蒸汽-甲烷-重整器(“SMR”)，和/或自热重整器(“ATR”)。

A13.根据A12所述的方法，其中：

所述重整反应器包括SMR；和

所述SMR包括：多个SMR燃烧器，其中SMR燃料燃烧以向SMR供应热能；由所述热能加热的辐射段，在所述辐射段中，所述烃进料和蒸汽在所述合成气制备条件下发生反应；由所述热能加热的对流段，在所述对流段中，所述烃进料和蒸汽被预加热，然后进入所述辐射段。

A14.根据A13所述的方法，其中所述经重整料流具有从750至900℃的温度。

A15.根据A13或A14所述的方法，其中所述合成气制备方法还包括：

(E)在所述SMR的对流段和/或辅助炉中加热在步骤(B)中产生的HPS料流以获得过热HPS(“SH-HPS”)料流，其具有以下参数中的至少一个：从350℃至550℃的温度，和从4,000kPa至14,000kPa的压力。

A16.根据A12所述的方法，其中：

所述重整反应器包括ATR；

将O₂料流进料到所述ATR中；

所述ATR包括反应容器，其中将所述烃进料、所述蒸汽进料和所述O₂料流供应到所述反应容器中；

所述重整条件包括在所述反应容器中存在ATR催化剂；和

所述经重整料流具有以下参数中的至少一个：从800℃至1100℃的温度；和从2,000kPa至5,000kPa的绝对压力。

A17.根据A16所述的方法，所述方法进一步包括：

(E')在辅助炉中加热在步骤(B)中产生的HPS料流以获得过热HPS(“SH-HPS”)料流，其具有以下参数中的至少一个：从350℃至550℃的温度，和从4,000kPa至14,000kPa的压力。

A18.根据A15至A17中任一项所述的方法，其中将在步骤(E)或步骤(E')中产生的SH-HPS料流的一部分供应给在步骤(i)中的一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机。

A19.根据A10至A17中任一项所述的方法，所述方法进一步包括：

(F1)使在步骤(E)和/或步骤(E')中产生的SH-HPS料流的至少一部分在第一阶段蒸汽涡轮机中膨胀以产生轴功率和中间蒸汽料流；和

(F2)使所述中间蒸汽料流的至少一部分在第二阶段涡轮机中膨胀以产生所述排出蒸汽料流，其中所述第二阶段涡轮机是抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机。

A20.根据A19所述的方法，其中所述第一阶段涡轮机和/或所述第二阶段涡轮机选自：(i)驱动位于所述烯烃制备设备上的一个或多个工艺气体压缩机的一个或多个涡轮机；(ii)驱动位于所述烯烃制备设备上的一个或多个丙烯制冷压缩机的一个或多个涡轮机；和(iii)驱动位于所述烯烃制备设备上的一个或多个乙烯制冷压缩机的一个或多个涡轮机。

A21.根据A19或A20所述的方法，其中将在步骤(E)和/或步骤(E')中产生的SH-HPS料流的一部分供应给驱动位于所述烯烃制备设备上的泵的涡轮机。

A22.方法，所述方法包括：

(i)获得从位于烯烃制备设备中的一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机排出的具有200kPa至1,050kPa绝对压力的排出蒸汽料流，其中所述一个或多个抽气式涡轮机和/或一个或多个背压式涡轮机驱动一个或多个以下装置：工艺气体压缩机；制冷压缩机；及它们的组合；

(ii)提供包含CO₂的气体混合物料流；

(iii)将所述气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收塔中；

(iv)从所述吸收塔获得富CO₂胺料流和贫CO₂残余气体料流；

(v)将至少一部分所述富CO₂胺料流进料到分离塔中；

(vi)使用所述排出蒸汽料流加热在所述分离塔中的所述至少一部分富CO₂胺料流以产生富含CO₂的塔顶料流和富含所述胺的塔底料流；和

(vii)将至少一部分所述塔底料流再循环至所述吸收塔作为所述贫胺料流的至少一部分。

A23.根据A22所述的方法，其中步骤(i)包括：

(ia)提供过热高压蒸汽(SH-HPS)料流；

(ib)在所述至少一个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机中使所述SH-HPS料流的至少一部分膨胀以获得所述排出蒸汽料流。

A24.根据A22所述的方法，其中步骤(i)包括：

(ia')提供过热高压蒸汽(SH-HPS)料流；

(ib')将所述SH-HPS料流的至少一部分在第一阶段蒸汽涡轮机中膨胀成中间蒸汽料流；和

(ic')使所述中间蒸汽料流在第二阶段涡轮机中膨胀以获得所述排出蒸汽料流，其中所述第二阶段涡轮机是抽气式涡轮机或背压式涡轮机。

A25.根据A23或A24所述的方法，其中所述气体混合物料流是通过合成气制备方法制备的，所述合成气制备方法包括：

(A)将烃进料和蒸汽进料在合成气制备条件下供应到包含重整反应器的合成气制备单元中以制备离开所述重整反应器的经重整料流，其中所述合成气制备条件包括存在重整催化剂，和所述经重整料流包含H₂、CO和蒸汽；

(B)通过使用废热锅炉(“WHB”)冷却所述经重整料流以制备经冷却的经重整料流和产生高压蒸汽(“HPS”)料流；

(C)使所述经冷却的经重整料流在第一变换反应器中在第一组变换条件下与第一变换催化剂接触以制备离开所述第一变换反应器的第一经变换料流，其中所述第一经变换料流具有比所述第一经冷却的重整反应器流出物料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；

(D)从所述第一经变换料流获得所述气体混合物料流；

(E)冷却所述第一经变换料流以获得经冷却的第一经变换料流；

(F)使所述经冷却的第一经变换料流在第二变换反应器中在第二组变换条件下与第二变换催化剂接触以制备离开所述第二变换反应器的第二经变换料流，其中所述第二经变换料流具有比所述经冷却的第一经变换料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；

(G)减少存在于所述第二经变换料流中的蒸汽以制备包含CO₂和H₂的气体混合物料流；所述方法还包括：

(viii)加热在步骤(B)中产生的HPS料流以获得所述SH-HPS料流，其中所述SH-HPS料流具有以下参数中的至少一个：从350℃至550℃的温度，和从4,000kPa至14,000kPa的压力。

上文已经定义了各种术语。只要权利要求中使用的术语未在上文定义，则它应被赋予相关领域人员已经给所述术语赋予的最广泛的定义，如在至少一件已印刷出版物或已授权专利中所反映的那样。另外，本申请中引用的所有专利、测试程序和其它文件均通过引用完全并入，只要此类公开没有与本申请不一致，并且用于其中允许此类并入的所有司法管辖区。

尽管前述内容涉及本发明的实施方案，但在不背离本发明的基本范围的情况下可以设计出本发明的其它和进一步的实施方案，并且本发明的范围由所附的权利要求确定。

Claims (25)

1.方法，所述方法包括：

(i)从一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机获得绝对压力为200kPa至1,050kPa的排出蒸汽料流和轴功率，其中所述轴功率驱动位于烃加工设备中的器件；

(ii)提供包含CO₂的气体混合物料流；

(iii)将所述气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收塔中；

(iv)从所述吸收塔获得富CO₂胺料流和贫CO₂残余气体料流；

(v)将至少一部分所述富CO₂胺料流进料到分离塔中；

(vi)使用所述排出蒸汽料流加热在所述分离塔中的所述至少一部分富CO₂胺料流以制备富含CO₂的料流和富含所述胺的料流；和

(vii)将至少一部分塔底料流再循环至所述吸收塔作为所述贫胺料流的至少一部分。

2.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述排出蒸汽料流具有不高于450kPa的绝对压力。

3.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述气体混合物料流包含H₂、CO和CO₂。

4.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机位于包括蒸汽裂解器的烯烃制备设备中，和所述一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机驱动位于所述烯烃制备设备中的压缩机。

5.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机中的至少一个包括背压式涡轮机。

6.根据权利要求5所述的方法，其中所述一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机全部是背压式涡轮机。

7.根据权利要求5或权利要求6所述的方法，其中：

所述排出蒸汽料流将一定量的能量提供给在步骤(vi)中的所述至少一部分富CO₂胺料流；和

在与除了所述背压式涡轮机被具有相同额定功率的抽气式/冷凝式涡轮机取代而其它过程相同的对比方法中，至少30％的所述量的能量会损失到大气中。

8.根据权利要求7所述的方法，其中在所述对比方法中，至少50％的所述量的能量会损失到大气中。

9.根据权利要求8所述的方法，其中在所述对比方法中，至少70％的所述量的能量会损失到大气中。

10.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述气体混合物料流是通过合成气制备方法制备的，所述合成气制备方法包括：

(A)将烃进料和蒸汽进料在合成气制备条件下供应到包含重整反应器的合成气制备单元中以制备离开所述重整反应器的经重整料流，其中所述合成气制备条件包括存在重整催化剂，和所述经重整料流包含H₂、CO和蒸汽；

(B)通过使用废热锅炉(“WHB”)冷却所述经重整料流以制备经冷却的经重整料流和产生高压蒸汽(“HPS”)料流；

(C)使所述经冷却的经重整料流在第一变换反应器中在第一组变换条件下与第一变换催化剂接触以制备离开所述第一变换反应器的第一经变换料流，其中所述第一经变换料流具有比第一经冷却的重整反应器流出物料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；和

(D)从所述第一经变换料流获得所述气体混合物料流。

11.根据权利要求10所述的方法，其中步骤(D)包括：

(D1)冷却所述第一经变换料流以获得经冷却的第一经变换料流；

(D2)使所述经冷却的第一经变换料流在第二变换反应器中在第二组变换条件下与第二变换催化剂接触以制备离开所述第二变换反应器的第二经变换料流，其中所述第二经变换料流具有比所述经冷却的第一经变换料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；

(D3)减少存在于所述第二经变换料流中的蒸汽以制备包含CO₂和H₂的气体混合物料流。

12.根据权利要求11所述的方法，其中所述合成气制备单元包括蒸汽-甲烷-重整器(“SMR”)，和/或自热重整器(“ATR”)。

13.根据权利要求12所述的方法，其中：

所述重整反应器包括SMR；和

所述SMR包括：多个SMR燃烧器，其中SMR燃料燃烧以向SMR供应热能；由所述热能加热的辐射段，在所述辐射段中，所述烃进料和蒸汽在所述合成气制备条件下发生反应；由所述热能加热的对流段，在所述对流段中，所述烃进料和蒸汽被预加热，然后进入所述辐射段。

14.根据权利要求13所述的方法，其中所述经重整料流具有从750至900℃的温度。

15.根据权利要求13或权利要求14所述的方法，其中所述合成气制备方法还包括：

(E)在所述SMR的对流段和/或辅助炉中加热在步骤(B)中产生的HPS料流以获得过热HPS(“SH-HPS”)料流，其具有以下参数中的至少一个：从350℃至550℃的温度，和从4,000kPa至14,000kPa的压力。

16.根据权利要求12至15中任一项所述的方法，其中：

所述重整反应器包括ATR；

将O₂料流进料到所述ATR中；

所述ATR包括反应容器，其中将所述烃进料、所述蒸汽进料和所述O₂料流供应到所述反应容器中；

所述重整条件包括在所述反应容器中存在ATR催化剂；和

所述经重整料流具有以下参数中的至少一个：从800℃至1100℃的温度；和从2,000kPa至5,000kPa的绝对压力。

17.根据权利要求16所述的方法，所述方法进一步包括：

(E')在辅助炉中加热在步骤(B)中产生的HPS料流以获得过热HPS(“SH-HPS”)料流，其具有以下参数中的至少一个：从350℃至550℃的温度，和从4,000kPa至14,000kPa的压力。

18.根据权利要求15至17中任一项所述的方法，其中将在步骤(E)中产生的SH-HPS料流的一部分供应给在步骤(i)中的一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机。

19.根据权利要求10至18中任一项所述的方法，所述方法进一步包括：

(F1)使在步骤(E)和/或步骤(E')中产生的SH-HPS料流的至少一部分在第一阶段蒸汽涡轮机中膨胀以产生轴功率和中间蒸汽料流；和

(F2)使所述中间蒸汽料流的至少一部分在第二阶段涡轮机中膨胀以产生所述排出蒸汽料流，其中所述第二阶段涡轮机是抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机。

20.根据权利要求19所述的方法，其中所述第一阶段涡轮机和/或所述第二阶段涡轮机选自:(i)驱动位于所述烯烃制备设备上的一个或多个工艺气体压缩机的一个或多个涡轮机；(ii)驱动位于所述烯烃制备设备上的一个或多个丙烯制冷压缩机的一个或多个涡轮机；和(iii)驱动位于所述烯烃制备设备上的一个或多个乙烯制冷压缩机的一个或多个涡轮机。

21.根据权利要求19或权利要求20所述的方法，其中将在步骤(E)和/或步骤(E')中产生的SH-HPS料流的一部分供应给驱动位于所述烯烃制备设备上的泵的涡轮机。

22.方法，所述方法包括：

(i)获得从位于烯烃制备设备中的一个或多个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机排出的具有200kPa至1,050kPa绝对压力的排出蒸汽料流，其中所述一个或多个抽气式涡轮机和/或一个或多个背压式涡轮机驱动一个或多个以下装置：工艺气体压缩机；制冷压缩机；及它们的组合；

(ii)提供包含CO₂的气体混合物料流；

(iii)将所述气体混合物料流和包含胺的贫胺料流进料到吸收塔中；

(iv)从所述吸收塔获得富CO₂胺料流和贫CO₂残余气体料流；

(v)将至少一部分所述富CO₂胺料流进料到分离塔中；

(vi)使用所述排出蒸汽料流加热所述在所述分离塔中的所述至少一部分富CO₂胺料流以产生富含CO₂的塔顶料流和富含所述胺的塔底料流；和

(vii)将至少一部分所述塔底料流再循环至所述吸收塔作为所述贫胺料流的至少一部分。

23.根据权利要求22所述的方法，其中步骤(i)包括：

(ia)提供过热高压蒸汽(SH-HPS)料流；

(ib)在所述至少一个抽气式涡轮机和/或背压式涡轮机中使所述SH-HPS料流的至少一部分膨胀以获得所述排出蒸汽料流。

24.根据权利要求22或权利要求23所述的方法，其中步骤(i)包括：

(ia')提供过热高压蒸汽(SH-HPS)料流；

(ib')将所述SH-HPS料流的至少一部分在第一阶段蒸汽涡轮机中膨胀成中间蒸汽料流；和

(ic')使所述中间蒸汽料流在第二阶段涡轮机中膨胀以获得所述排出蒸汽料流，其中所述第二阶段涡轮机是抽气式涡轮机或背压式涡轮机。

25.根据权利要求23或权利要求24所述的方法，其中所述气体混合物料流是通过合成气制备方法制备的，所述合成气制备方法包括：

(A)将烃进料和蒸汽进料在合成气制备条件下供应到包含重整反应器的合成气制备单元中以制备离开所述重整反应器的经重整料流，其中所述合成气制备条件包括存在重整催化剂，和所述经重整料流包含H₂、CO和蒸汽；

(B)通过使用废热锅炉(“WHB”)冷却所述经重整料流以制备经冷却的经重整料流和产生高压蒸汽(“HPS”)料流；

(C)使所述经冷却的经重整料流在第一变换反应器中在第一组变换条件下与第一变换催化剂接触以制备离开所述第一变换反应器的第一经变换料流，其中所述第一经变换料流具有比第一经冷却的重整反应器流出物料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；

(D)从所述第一经变换料流获得所述气体混合物料流；

(E)冷却所述第一经变换料流以获得经冷却的第一经变换料流；

(F)使所述经冷却的第一经变换料流在第二变换反应器中在第二组变换条件下与第二变换催化剂接触以制备离开所述第二变换反应器的第二经变换料流，其中所述第二经变换料流具有比所述经冷却的第一经变换料流更低的CO浓度和更高的CO₂浓度；

(G)减少存在于所述第二经变换料流中的蒸汽以制备包含CO₂和H₂的气体混合物料流；所述方法还包括：

(viii)加热在步骤(B)中产生的HPS料流以获得所述SH-HPS料流，其中所述SH-HPS料流具有以下参数中的至少一个：从350℃至550℃的温度，和从4,000kPa至14,000kPa的压力。