如(1)所示，轻质烃类的蒸汽转化生产氢气和一氧化碳是广泛应用的工
业生产方法。
(1)
pH=206KJ/mol
由于过量蒸汽的存在，如水煤气转换反应(2)所示，一些一氧化碳和蒸
汽同时进行反应。
(2)
在炼油工业中，蒸汽转化是大多数生产氢的全套设备的主要组成部分。来
自氢生产装置的大约90％的氢是通过蒸汽转化直接生产。其余的10％是通过水
煤气转换方法生产，该方法需要在烃水蒸汽转化装置中产生的CO。在由天然
气生产甲醇的方法(3)中以及在费-托法(4)中蒸汽转化也是必要的组成
部分。
(3)
(4)
根据日渐增长的环境问题，预计对氢气和甲醇的需求将增加，从而导致需
要更大的蒸汽转化能力。因此，能带来改善的效率和较低的应用费用的联合方
法是及时并有吸引力的选择方案。
蒸汽转化一般在多管固定床反应器中进行，用加热炉外部加热反应器，例
如通过燃烧燃料如甲烷和丙烷，为反应供热。由于蒸汽转化是高度吸热反应，
因而燃料的量、所需传热面积的大小以及低的热效率使得多管反应器中的蒸汽
转化非常昂贵。而且，加热炉温度很高以致在管状反应器中需要昂贵的耐热合
金。
另外，一般的多管蒸汽转化反应器在高的蒸汽与碳之比(S/C)为4∶6
下操作。对于在烃原料，通常是甲烷的最佳蒸气转化需要高的蒸汽与碳之比，
而且也需要大量的过量蒸汽来抑制结焦形成。因此，应将蒸汽的生产计入成本
中。一个消除昂贵的传热面积的方法是通过使用两个连通的流化床，其中任何
一个可以是上流或下流固定流化床，快速流化床或循环流化床。在这样的设计
中，在一个流化床中通过可燃气体的燃烧直接加热重整催化剂，然后将热催化
剂传送到另一具进行蒸汽转化反应的流化床中。这样，在进行燃烧的床中获得
的热量能被直接传送到烃水蒸气转化装置部分以为反应(1)提供所需显热和
吸热反应热。循环重整催化剂至燃烧段并通过燃烧在转化反应过程中形成的任
何结焦来再生催化剂。由于连续再生消除了对连续结焦积聚和因此导致的永久
性催化剂失活的担忧，从而可使用较低的蒸汽与碳的比率以带来进一步的经济
实惠。
这种设计的一个主要障碍是由于蒸汽转化通常在压力(150-400psig)条件
下进行，因而燃烧和催化剂加热所需的空气必须压缩以保持在催化剂循环回路
中的压力平衡。压缩所需的能量费用很高，并在某种程度上抵消了改善的传热
相对于传统的非接触传热的好处。将外部气体压缩送至燃烧器/再生器所消耗的
部分能量通过膨胀由燃烧器/再生器排出的热加压气体与固体分离后进入汽轮机
以产生动力而可能被回收。由于汽轮机叶片的过度腐蚀，所以一般的汽轮机不
能在夹带颗粒的高温(＞1400°F)下操作，这造成了第二个主要的工艺障碍。
只有在可燃气体被首先冷却到可使用工业用催化剂过滤器的温度下时才能选择
过滤热气体。通过一些外部的介质的冷却会引起热效率进一步降低。在这些低
温条件下，几乎得不到压缩所需的过剩能量中的净能量，这导致高投资费用以
及热效率的损失。
详细说明
在本发明中，蒸汽转化装置和共生燃气轮机动力装置联合。蒸汽转化装置
由两个连通的流化床组成，这样在T1温度下，转化催化剂连续排出第一个流化
床，烃水蒸气转化的反应器，并且在与烃水蒸汽转化器气体产物分离后，于T2
温度下进入另一个流化床燃烧器/再生器且T2＞T1。
本发明预计使用的流化床工艺类型包括快速流化床、固定流化床和循环流
化床。所有这些工艺类型以上流或下流方式运用。固定流化床是其中气体速度
大于最小流态化所需的速度但小于完成气动输送所需要的速度的流化床。尽管
床表面可能是高度不规则的，但是床表面是被很好限定。固定流化床的例子包
括沸腾和湍动流化床。循环流化床是流化床工艺，由此催化剂被连续从床中移
出(或者是上流取向或者是下流取向)，然后再次导入床中以补充固体的供应。
在高速度(＞50ft/sec)下，反应器中的固体密度是低的，即低于2lb/ft3，并且
当用上流方式时，这种类型的流化床称为提升反应器。在较低的速度下，同时
气流还夹带有催化剂，在反应器中形成相对紧密的床层。这种类型的床常被称
为快速流化床。这些类型的反应器之间没有明确的界线，并且为了本发明的目
的，以这样的方式处理催化剂颗粒足以使它们能容易地在燃烧/再生段和反应段
之间流动。
在本发明中，在T2温度下，从燃烧器/再生器排出的催化剂再次进入蒸汽
转化反应器中，在此，在燃烧器/再生器中积聚的热量被用来向高度吸热的转化
反应加注能量。由于转化反应一般在高压下操作，所以燃烧器/再生器需要一定
压力下的燃烧空气供应，该压力等于烃水蒸气转化装置操作压力加上为克服连
通的床回路中的任何压力降所必需的任何量的附加压力。通过与共生燃气轮机
动力装置的联合提供燃烧器/再生器的压缩空气。
在共生动力装置中，通过在中等压力下(例如，200-400psig)燃烧可燃气
体形成热的加压气体来产生动力，该热的加压气体然后膨胀并冷却以分别形成
动力和蒸汽。在动力装置的燃烧器中的远远超过燃料燃烧所需的化学计量的空
气量(150-200％)最初被压缩到预定的燃气轮机入口加压器中(例如，200-
400psig)。在动力装置的燃烧器中需要这些大量过量的空气充当受热器以缓减
燃烧温升并将燃烧器温度维持在由辅助装备设定的约束范围内。因为压缩空气
过量存在，所以在燃烧器/再生器中借用由共生动力装置燃气轮机压缩机排出的
部分压缩空气。先前用于控制动力装置的燃烧器温度的稀释空气被来自燃烧器/
再生器的送回到联用的循环动力装置的热的加压尾气所代替，并与作为动力装
置燃烧器气流的残余空气流混合。这样的联合降低了与流化床蒸汽转化工艺有
关的操作和投资费用。
在燃烧器/再生器的热尾气中夹带的固体颗粒会损坏动力设备燃气轮机叶
片从而引起腐蚀。因此，过滤燃烧器/再生器热尾气以除去夹带的颗粒。为此目
的的市场上可以买到的过滤器的温度容限被限制在如大约1450°F，而燃烧器/
再生器排出的热尾气的温度一般远高于该容限。通过与较冷的动力装置燃气轮
机压缩机空气流的残余气流混合能将热尾气充分冷却。使热可燃气体和较冷的
压缩的动力装置空气流的混合气体平衡至可接受的温度，这样混合气流能通过
过滤器，然后送至动力装置的燃烧器。
比起传统使用的多管反应器，使用联合的流化床蒸汽转化装置具有更多的
优点。普通的蒸汽转化需要大量的过量蒸汽，大量过量蒸汽是在固定床蒸汽转
化操作中抑制结焦形成来延长循环寿命所需要的。在流化床中，因为在再生器
中催化剂连续再生，从而维持低的单程结焦形成的需要降低了。
本发明预计使用的蒸汽转化方法所需压力高于约100psi。优选压力范围是
约100psi-约1000psi；更优选约150psi-约600psi；最优选约150psi-约450psi。
蒸汽转化反应器优选温度范围是约1350°F-约2000°F，最优选约1500°F至
约1650°F。蒸汽转化一般需要约1600°F至约1650°F的温度。
正如本技术领域已知的，蒸汽转化方法一般使用氧化铝载体上的镍催化
剂。供在流化床中使用，固体催化剂颗粒大小一般在2-150微米范围内，优选
大多数颗粒在约40-120微米，更优选约90微米。催化剂优选耐磨的。蒸汽转
化进料包括水蒸气以及烃，一般是轻质链烷烃，优选甲烷(天然气)或乙烷，
尽管也可以使用其它烃类，包括液体石油气体(LPG)，石脑油，一般为直馏
石脑油或可以是例如轻石脑油，全程石脑油或甚至是重石脑油的裂化石脑油，
炼油厂尾气或伴生天然气。如下所述，二氧化碳可用为辅助进料加入到烃水蒸
气转化装置中。产品流由氢气，一氧化碳和二氧化碳，及未反应的蒸汽和烃组
成。
在图1中举例说明动力装置和蒸汽转化工艺装置的联合。
现在参照图1中的流程图，A部分表示蒸汽转化工艺装置。通过管线1将
用于蒸汽转化的含有按一定的蒸汽/碳(S/C)比率的蒸汽和甲烷，在该实例中
是4∶1，也可以是约2∶1-6∶1，例如，28.25MMSCFD(百万标准立方英尺/
天)的甲烷和113MMSCFD的水蒸汽的加压气体原料流引入烃水蒸气转化装
置反应器2中，在本实例中反应器2是固定流化床。进料入口温度为大约500
°F。烃水蒸气转化装置的反应器2含有流态化的固体颗粒催化剂床(未显示)，
催化剂床在足以进行蒸汽转化的温度本实例中为1650°F下。该温度范围可以
在约1350°F-2000°F，优选高于1600°F。在约300psig压力下将加压原料流
引入烃水蒸气转化装置中。转化床可以在约150-450psig压力条件下操作。当
93％CH4转化时，在烃水蒸汽转化装置反应器中的蒸汽转化需要68.1MW(兆
瓦)的能量以产生100MMSCFD H2。
正如工业上已实用的作为降低H2O/CO2比率的技术方法，除水蒸汽外，二
氧化碳可作辅助进料加入到烃水蒸气转化装置中。对于能加入到一般的蒸汽转
化装置的CO2量的限制是碳的形成，与蒸汽相比，由于CO2辅助进料引起的的
碳的形成是更加普遍的。对于变化的水蒸汽，CO2和甲烷的比率，已计算了热
学的碳极限值(“Syngas for Cl-Chemistry.Limits ofthe Steam Reforming Process”,
Jens Rostrup-Nielson,Methane Conversion,Bibby,D.M.Chang,C.D.Howe,R.F.and
Yurchak,S.(Editors)Elsevier Science Publishers,PP.73-78and“Aspects of
CO2-Reforming of Methane”,J.R.Rostrup Nielson,Natural Gas Conversion Ⅱ,
Curry-Hyde,H.E.and Howe,R.F.(Editors)Elsevier Science,pps25-41.).碳的
形成实际限制了能在传统的蒸汽转化装置中形成的用来避免压力降和管道堵塞
的CO2的量。在本设计中不存在这种限制，因为催化剂从流化床烃水蒸气转化
装置连续排出并在再生器中燃烧除碳。
通过管线3在温度约1650°F或在约1350°F-2000°F和压力约300psig
或约100-1000psig的条件下，将含有H2，如约89.27MMSCFD；CO，如约14.41；
CO2，如约11.02；H2O，如约76.28和CH4，如约1.98(此处单位是MMSCFD)
的气态产品流出物从转化反应器排出。
将来自烃水蒸气转化装置反应器2的用过的催化剂经导管4送入燃烧器/
再生器5再加热。催化剂的燃烧器/再生器一般高于烃水蒸气转化装置的温度下
操作，同时温差通过在再生器中燃烧轻质烃类，例如可燃气体和在蒸汽转化步
骤中沉积在催化剂上的结焦来提供。在本实例中，选用甲烷为燃烧器/再生器燃
料。在本实例中燃烧器/再生器对烃水蒸气转化装置的温差为150°F，但可优
选约20°F-约1000°F；更优选约50°F-约400°F；最优选约150°F-约200
°F。温度与设备的限制有关。对于转化反应器中的给定热需求，根据下式，
可见温度和循环速率是相关的
![]()
Q=传送到转化反应器中的热量(Btu/min)
![]()
=固体流速(Btu/min)
Cp=热容(Btu/lbm-F°)
ΔT=温差(°F)
在燃烧器/再生器5中，在本实例中包含与空气混合的燃料的燃料流含有
9.04甲烷和20％化学计量的过量空气，并在约300psig或约100-1000psig压
力下和在温度为260°F或约200°F-900°F的条件下通过管线7和16导入燃
烧器/再生器，并在燃烧器/再生器中燃烧燃料和结焦产生热量。在燃烧器/再生器
中将催化剂加热至温度约1800°F或约1500°F-2200°F。由烃水蒸气转化装置
的反应器和燃烧器/再生器间的压力差推动使再生催化剂通过导管6从燃烧器/
再生器5排出并送回转化反应器2中。P燃烧器＞P转化反应器；PP～3-100psi。
将通过管线3从烃水蒸气转化装置反应器2排出的气态产物流出物任选传
至其它下游设备如转换反应器42，蒸汽发生器44和废料锅炉45，随后通过
变压吸收器(PSA)47的通道来分离氢气产物。下文进一步讨论其它的下游设
备。
在图1中的C部分，蒸汽转化过程与共生燃气轮机动力装置联合。图1
中的B部分表示共生动力装置。
再次参照图1，在B部分的动力装置中，通过管线10将空气(约
251.4MMSCFD、75°F和10psig)传送至燃气轮机压缩机11中，在本实例
中压缩机11使用能量为24.8MW。在本实例中通过管线12，在压力约为150
psig和温度约为252°F下，将压缩空气流，52.83O2和198.60N2从主压缩机
排出。如图1C部分所示，在连接点13处将管线12中的部分压缩空气流转移
到管线14中，以“借用”空气和压力来联合到蒸汽转化工艺装置中。排出的
部分空气可具有约50-1000psig，优选150-400psig的压力和约300°F-900
°F，优选约400°F-700°F的温度。将管线14中的转移的压缩空气传送
到增压压缩机15中，压缩机15使用的能量为例如约4.2MW，这样，在通过
管线16从增压压缩机排出前，转移的压缩空气的压力上升至约300psig和温
度约307°F。将管线16中的空气(25.99O2和97.75N2)导入用于催化剂燃烧
器/再生器5的气态燃料流7中。这样，从动力装置中获得了用于蒸汽转化工
艺装置的空气和压力。因此，对于蒸汽转化工艺装置不需单独的主压缩机，只
使用小型增压压缩机。
同时，在连接点13后管线12中的残余压缩空气(约26.84O2和100.85N2)
通过管线17输送到交叉点18，在此处，管线19中的热可燃气体与线路17中
的压缩空气流混合形成混合的，重新组成的气流20，热可燃气体温度为约1800
°F或约1500°F-2200°F，优选约1650°F-1850°F，压力为300psig
或约150450psig，本实例中热可燃气体含有36.44CO2,21.75H2O,2.54O2,
97.46N2，并含有来自燃烧器/再生器5的催化剂小颗粒。来自燃烧器/再生器5
的管线19中的热可燃气体含有由于流化床催化剂磨耗产生的细粒。磨耗一般
由流化床中粒子的机械磨损和粉碎产生。在该情况下，混合前，管线17中的
压缩空气温度为约252°F和压力150psig。在交叉点18处进行的混合将所
得混合的，重新组合的气流的温度调节至约1200°F或约700°F-1600°F，
优选约1000°F-1400°F。这样，来自燃烧器/再生器的热可燃气流与动力装
置压缩空气的混合气具有足够低的温度以允许通过通常使用的过滤器除去催化剂
细粒。通常使用的过滤器温度一般限制在低于1400°F。在没有17和19
的额外加热和冷却条件下，设定最大混合温度限定了动力装置(如产生的动
力)和蒸汽转化装置(如产生的氢气)的相对规模。
在交叉点18处的气流混合之后，混合气流通过管线20传送通过过滤器
21。混合气流从过滤器排出，同时除去了催化剂细粒，并且压力约为150psig、
温度为约1190°F的混合气流经过管线22输送至动力装置的燃烧器23。在混
合气进入燃烧器前，用于燃烧的燃料，如约6.5MMSCFD甲烷，在约250°F
和150psig下经管线22a导入管线22与混合的气流混合。在管线22b中温度为
约1168°F、压力为约150psig，并含有例如6.5CH4,36.44CO2,32.21O2,
198.60N2,21.75H2O并优选含有如150-200％过量空气的混合的燃烧燃料和气
流在温度为约2000°F或约1700°F-2800°F，优选约2000°F-约2300°F时
在燃烧器23中燃烧，产生含有如在2000°F和150psig下的42.66CO2,19.21O2,
198.60N2和34.47H2O的燃烧燃料气体，并经管线24将其由燃烧器传送到汽轮
机25。燃气轮机的入口温度是约1700°F-2800°F，优选约2000°F-2400°F。
减压驱动了汽轮机的叶轮。压缩能转化为动能(Velocity energy)并用来产生动
力，在该情况下例如约76.6MW的动力，并经管线26排出。部分动力经管线
27转移而驱动燃气轮机压缩机11。在27a中的管线27中动力的剩余量可用于
别处，如补充至炼油厂。
这样，在1350°F和10psig下经管线28从汽轮机25中排出的含有
42.66CO2,19.21O2,198.60N2和34.47H2O的热气体用于在蒸汽发生器29中
产生71.3MW。蒸汽发生器29排出的气体(如在约500°F和10psig下的
42.66CO2,19.21O2,198.60N2和34.47H2O)经管线30输送到废料锅炉31。
将管线32中的从废料锅炉中排出的气体传送到分离罐中并分离得到如，在管
线35中的34.47水和在管线34中可传送到烟道中的42.66CO2、19.21O2和
198.60N2。
在任选的实施方案中，在A部分的蒸汽转化工艺装置中，在经管线3将
气态产品流出物从蒸汽转化装置反应器中排出后，将流出物任选循环至转换反
应器42。将水导入管线3以产生蒸汽从而将流出物冷却到过滤可接受的程度。
对于高温气体转换反应，将流出物冷却至约700°F。通过经过蒸汽发生器41，
烃水蒸气转化装置流出物也能被冷却，产生约53.5MW的蒸汽能，并且使在管
线41a中的流出物温度降低至约700°F。如果不用最初的预过滤器冷却设备，
则蒸汽发生器41和过滤器40的位置可以交换。
在转换反应器42中，高温气体转换在约700°F的入口温度和约300psig
条件下绝热地进行。正如平衡约束所限定的，在转换反应器中约转化75％的一
氧化碳，这样在约812°F和300psig时，转换反应器流出物43含有例如，约
100.01MMSCFDH2,1.98甲烷，22.04CO2,3.67CO和65.54水。管线43中的
转换反应器流出物用于在蒸汽发生器44中产生约16.7MW蒸汽，借此冷却管
线44a中的转换反应器流出物至约500°F。在废料锅炉45中进一步冷却管线
44a中的流出物至100°F，并在回转式吸收器(PSA)47中的压力处理之前，
在分离罐46中除去水以提纯氢气。通过管线48收集氢气产物。
在优选的实施方案中，消除了转换反应器并且将来自PSA装置的含有如
1.98甲烷的CO、CO2和甲烷付产物直接送至催化剂燃烧器/再生器用作附加燃
料(未显示)。在另一个实施方案中，转换反应器保留在制氢装置中，并与优
选的实施方案相似，在将来自PSA的副产物，如在约100°F来自PSA 47的
约3.67CO,22.04CO2和1.98甲烷压缩到燃烧器/再生器操作压力后，将其送至
燃烧器/再生器(未显示)。在这两种情况下，便于降低蒸汽到烃水蒸气转化装
置的流量，因此降低了实用费用，在进入转换反应器42之前，蒸汽可加入到
烃水蒸气转化装置流出物3中。这样，蒸汽适用于两个目的，即冷却反应器流
出物和补充在烃水蒸气转化装置流出物中的任何烃水蒸气转化装置的蒸汽，以
使转换反应器中的最大转化，进一步降低实用费用。
在图1所示的热联合的装置中，氢气的选择性不如在传统氢气装置中重
要，因为氢气是来自联用的循环动力装置，蒸汽发生器和废料锅炉的有动力的
共产品。
与动力、蒸汽和氢气的产生的有关总效率的改善和基建投资的节省决定了
该装置的总体独特重要性。
另一个实施方案包括与甲醇装置的随后的联合(未显示)。将烃水蒸气转
化装置的合成气传送至甲醇装置并反应产生甲醇。生成甲醇的反应需要合成气
作为原料。反应一般使用锌-铬氧化物催化剂，温度为300°F-700°F，压力
为500-5000psig。在甲醇装置中需要的部分动力可由在共生燃气轮机动力装置
中产生的动力提供。