ES3055686T3 - Process for h2 and syngas production - Google Patents

Process for h2 and syngas production

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ES3055686T3 ES22191167T ES22191167T ES3055686T3 ES 3055686 T3 ES3055686 T3 ES 3055686T3 ES 22191167 T ES22191167 T ES 22191167T ES 22191167 T ES22191167 T ES 22191167T ES 3055686 T3 ES3055686 T3 ES 3055686T3
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Yu Zhang
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Abstract

Un proceso para la producción de gas de síntesis que utiliza el gas de síntesis resultante de un reformador alimentado con oxígeno para proporcionar todas las funciones de calentamiento necesarias, lo que elimina la necesidad de un calentador de combustión. Al no salir la corriente de gas de combustión del calentador de combustión, todo el dióxido de carbono producido por el proceso de reformado se concentra en la corriente de gas de síntesis a alta presión, lo que permite una captura prácticamente completa del dióxido de carbono. (Traducción automática con Google Translate, sin valor legal)

Description

[0001] DESCRIPCIÓN
[0002] Proceso de producción de H2 y gas de síntesis
[0003] Antecedentes
[0004] Los procesos industriales, como el reformado de alimentaciones de hidrocarburos para producir hidrógeno y gas de síntesis, necesitarán capturar dióxido de carbono (CO2) para mitigar los efectos del cambio climático. El reformado de metano por vapor (SMR) es la tecnología de reformado más común, pero utiliza la combustión alimentada por aire para generar el calor necesario para impulsar las reacciones de reformado. La combustión alimentada por aire, ya sea en un SMR o en un calentador por combustión, genera un gas de combustión en el que el CO2 se encuentra a baja presión y concentración debido a las elevadas cantidades de nitrógeno inerte aportadas por el aire. La captura de carbono de los gases de combustión es costosa, ineficiente y voluminosa. La eliminación de la combustión alimentada por aire no solo hace posible la captura eficaz del 100 % del CO2 del proceso, sino que también reduce los costes de capital al eliminar la necesidad de manipular el nitrógeno del aire.
[0005] Los métodos de reformado alimentados por oxígeno pueden lograr una captura de carbono relativamente alta en comparación con los métodos convencionales de reformado con vapor/hidrocarburos, ya que la mayor parte del CO2 producido en los métodos de reformado alimentados por oxígeno puede recuperarse de la corriente de gas de síntesis de alta presión mediante operaciones convencionales de eliminación de gas ácido. El reformado alimentado por oxígeno, como el reformado autotérmico (ATR) y la oxidación parcial (POX), produce H2 y/o CO y mucho exceso de calor. Este calor puede utilizarse para calentar procesos y generar vapor, y este último puede exportarse como producto de vapor si hay demanda local. Optimizar la integración del calor para el reformado alimentado por oxígeno es, por tanto, un aspecto clave del diseño.
[0006] Genkinet al.(US 8.715.617) enseñan un proceso de producción de H2 basado en ATR. El sistema de recuperación de calor del gas de síntesis en este proceso incluye un reformador recuperativo (RR), que es un intercambiador de calor en el que el gas de síntesis caliente proporciona calor para impulsar una reacción de reformado catalítico. El sistema de recuperación de calor del gas de síntesis también incluye el precalentamiento de la alimentación mezclada (MFPH) y el precalentamiento de la alimentación (FPH), dos funciones de precalentamiento que normalmente se llevan a cabo en un calentador por combustión en los procesos convencionales ATR y POX.
[0007] Sin embargo, este proceso no dispone de una caldera de calor residual (WHB), y el sistema de recuperación del calor del gas de síntesis no puede producir suficiente vapor para el uso del proceso (es decir, el vapor necesario para las reacciones de reformado y de desplazamiento del gas de agua), y mucho menos exportar vapor. Se utiliza una caldera de combustión para complementar la demanda de vapor del proceso. La función de esta caldera de combustión puede sustituirse por vapor de importación, si está disponible. El proceso no dispone de sobrecalentador de vapor (SSH), que normalmente se asocia al vapor de exportación.
[0008] Un proceso de producción de H2 basado en el ATR similar se divulga en el artículo "Clean Hydrogen: Part 1: Hydrogen from Natural Gas through Cost Effective CO2 Capture", Bill Cotton, The Chemical Engineer, 15 de marzo de 2019. Su sistema de recuperación de calor del gas de síntesis incluye FPH y MPFH. El proceso se realiza mediante un reformador recuperativo conocido como reformador calentado por gas (GHR). Se introduce una alimentación mezclada en el lado del tubo del GHR y la corriente de gas de síntesis bruto procedente del ATR se introduce en el lado de la carcasa del GHR. La alimentación mezclada se reforma parcialmente utilizando el calor del gas de síntesis por transferencia de calor a través de los tubos. La alimentación mezclada parcialmente reformada se convierte en la alimentación del ATR y el gas de síntesis que sale del GHR va a un intercambiador de calor para calentar la alimentación mezclada (MFPH). Esta disposición ATR-GHR-MFPH tiene por objeto recuperar al máximo el calor de alto grado para el reformado, en lugar de utilizar el calor de alto grado para la generación de vapor en una WHB como en el proceso convencional (Fig.1 en Cotton). Esta disposición permite que el proceso alcance la máxima exergía. Este enfoque de máxima exergía reforma ~30 % del hidrocarburo total de la materia prima para convertirlo en gas de síntesis en el GHR. Las temperaturas de esta disposición pueden deducirse de la patente US-4.810.471. La corriente de gas de síntesis bruto suele entrar en el GHR a 1000 C y salir a 500 C. La alimentación mezclada normalmente entra en el GHR a 400 C y sale a 700 C. En esta disposición ATR-GHR-MFPH, parte del GHR y parte del MFPH operan dentro del intervalo de temperatura de polvo metálico.
[0009] Obsérvese que esta disposición ATR-GHR-MFPH o de máxima exergía deja el proceso sin una WHB tal y como se ve en Genkin. Sin una WHB, este proceso tampoco podrá producir suficiente vapor para las necesidades del proceso ni exportar vapor. El artículo no menciona esta cuestión. Pero esta escasez de vapor de proceso debe suplirse de algún modo (por ejemplo, importando vapor o con una caldera de combustión).
[0010] El proceso de Cotton describe una eficiencia de captura de carbono del 95,4 % del CO2, de lo que se deduce que no capta el CO2 de baja presión de los gases de combustión. El artículo reivindica que el proceso no necesita combustible de gas natural, pero muestra que el gas de escape de la unidad de purificación de H2 es un "gas residual para combustible". El sistema de recuperación de gas de síntesis no incluye un SSH, que normalmente se asocia al vapor de exportación. El documento US 2015/321913 A1 divulga un proceso de reformado basado en un ATR con recuperación de calor en una caldera de vapor residual.
[0011] Se necesita un proceso mejorado de reformado alimentado por oxígeno que solucione al menos algunas de las desventajas anteriormente mencionadas de los sistemas actuales.
[0012] Sumario
[0013] La presente divulgación se refiere a un proceso que utiliza el producto de gas de síntesis de un reformador alimentado por oxígeno para proporcionar todas las tareas de calentamiento necesarias en el proceso de reformado, eliminando la necesidad de un calentador por combustión. Gracias a la eliminación de la corriente de gases de combustión, la captura de CO2 es esencialmente completa.
[0014] El calentador por combustión añade una cantidad significativa de coste de capital a un proceso ATR o POX, consume combustible y emite CO2. La emisión de CO2 del calentador por combustión puede variar del 5 al 10 % del CO2 total generado en un proceso ATR y se produce a baja presión, por lo que resulta poco práctico desde el punto de vista económico capturar esta parte del CO2 del proceso. La invención actual se basa en la constatación de que el calentador por combustión no es necesario para un proceso ATR o POX desde el punto de vista del balance térmico; el calor necesario para la generación de vapor y todas las funciones de precalentamiento y calentamiento que convencionalmente se llevarían a cabo en el calentador por combustión pueden ser suministradas íntegramente por el gas de síntesis. Esto es así sobre todo cuando no hay procesos industriales cercanos que adquieran vapor de exportación. Por lo tanto, el calentador por combustión puede eliminarse desplazando las funciones de precalentamiento y calentamiento del calentador por combustión al sistema de recuperación de calor del gas de síntesis. La eliminación del calentador por combustión no solo elimina el coste de capital del calentador por combustión, el consumo de combustible y las emisiones de CO2, sino que también hace que la recuperación de calor del gas de síntesis sea más completa, por lo tanto, mejorando considerablemente la eficacia del proceso.
[0015] La invención se refiere a un proceso para producir gas de síntesis, comprendiendo el proceso hacer reaccionar una corriente de alimentación del reformador que comprende metano y un oxidante seleccionado del grupo que consiste en agua y dióxido de carbono con una corriente enriquecida en oxígeno para producir una primera corriente de gas de síntesis que comprende hidrógeno, monóxido de carbono y dióxido de carbono; calentar una corriente de alimentación mezclada precalentada mediante intercambio de calor indirecto con la primera corriente de gas de síntesis para producir la corriente de alimentación del reformador y una segunda corriente de gas de síntesis; calentar una corriente de agua de alimentación de la caldera mediante intercambio de calor indirecto con la segunda corriente de gas de síntesis para producir un vapor saturado y una tercera corriente de gas de síntesis; y calentar el vapor saturado mediante intercambio de calor indirecto con la tercera corriente de gas de síntesis para producir un vapor sobrecalentado y una cuarta corriente de gas de síntesis.
[0016] La invención también se refiere a un aparato para producir gas de síntesis, comprendiendo el aparato un reformador alimentado por oxígeno configurado y dispuesto para hacer reaccionar una corriente de alimentación del reformador con una corriente enriquecida con oxígeno para producir una primera corriente de gas de síntesis que comprende hidrógeno, monóxido de carbono y dióxido de carbono; un primer sistema intercambiador de calor para calentar una corriente de alimentación mezclada precalentada mediante intercambio de calor indirecto con la primera corriente de gas de síntesis para producir la corriente de alimentación del reformador y una segunda corriente de gas de síntesis; un segundo sistema intercambiador de calor para calentar un agua de alimentación de la caldera mediante intercambio de calor indirecto con la segunda corriente de gas de síntesis para producir un vapor saturado y una tercera corriente de gas de síntesis; y un tercer sistema intercambiador de calor para calentar un vapor saturado mediante intercambio de calor indirecto con la tercera corriente de gas de síntesis para producir un vapor sobresaturado y una cuarta corriente de gas de síntesis.
[0017] Breve descripción de los dibujos
[0018] La presente invención se describirá a continuación en el presente documento junto con las figuras adjuntas en donde los mismos números indican elementos iguales:
[0019] La Fig.1A es un diagrama de flujo esquemático que representa un proceso de la técnica anterior para la producción de H2.
[0020] La Fig. 1B es un diagrama de flujo esquemático que representa un proceso del estado de la técnica para la producción de gas de síntesis.
[0021] La Fig.2A es un diagrama de flujo esquemático que representa una realización de un proceso para la producción de H2 sin calentador por combustión.
[0022] La Fig.2B es un diagrama de flujo esquemático que representa una realización de un proceso para la producción de gas de síntesis sin calentador por combustión.
[0023] Descripción detallada
[0024] La descripción detallada a continuación proporciona únicamente realizaciones ilustrativas preferidas, y no tiene por objeto limitar el alcance, aplicabilidad, o configuración de la invención. Más bien, la descripción detallada a continuación de las realizaciones ilustrativas preferidas proporcionará a los expertos en la materia una descripción que les capacite para implementar las realizaciones ilustrativas preferidas de la invención. Pueden introducirse diversos cambios en la función y disposición de los elementos sin desviarse del alcance de la invención, como se expone en las reivindicaciones adjuntas.
[0026] En las reivindicaciones, las letras pueden utilizarse para identificar las etapas del método reivindicado (por ejemplo, a, b y c). Estas letras se utilizan como ayuda para referirse a las etapas del método y no pretenden indicar el orden en que se realizan las etapas reivindicadas, a menos y solo en la medida en que dicho orden se cite específicamente en las reivindicaciones.
[0028] La Figura 1A muestra un proceso convencional de reformado alimentado por oxígeno 100 que produce H2 a partir de una materia prima de hidrocarburos y captura CO2. Las dos principales aplicaciones industriales del reformado alimentado por oxígeno son el reformado autotérmico (ATR) y la oxidación parcial (POX). Tanto el proceso ATR como el POX se basan en un reformador 20 alimentado por oxígeno. En el proceso de ATR, este reformador alimentado por oxígeno se denomina reformador autotérmico. La alimentación 19 del reformador reacciona con la corriente 51 enriquecida en oxígeno en una sección de oxidación y los productos de la reacción pasan a continuación por un lecho de catalizador de reformado. En el proceso de POX, este reformador alimentado por oxígeno es un reactor de oxidación parcial; en este reactor no hay lecho de catalizador y las reacciones de reformado se llevan a cabo térmicamente. La alimentación 19 del reformador se prepara precalentando una materia prima 11 de hidrocarburos (precalentamiento de la alimentación o FPH) en un primer serpentín de calentamiento 81 de un calentador por combustión 80, eliminando el azufre de la materia prima 13 precalentada en una unidad 10 de hidrodesulfuración, mezclando la materia prima 15 desulfurada con la corriente 49 de alimentación de vapor para formar una alimentación 17 mezclada, precalentando la alimentación mezclada en un segundo serpentín de calentamiento 83 (precalentamiento de la alimentación mezclada o MFPH) en el calentador por combustión 80 a la temperatura requerida por el reformador alimentado por oxígeno. Opcionalmente (no se muestra), la alimentación mezclada precalentada puede pasar a un pre-reformador seguido de un recalentamiento en el calentador por combustión 80 antes de pasar al reformador 20 alimentado por oxígeno. El producto final del reformador alimentado por oxígeno es una primera corriente 21 de gas de síntesis que comprende H2, CO, CO2, CH4 y vapor. En un proceso de producción de hidrógeno, la primera corriente de gas de síntesis pasa a continuación por un sistema 30 de recuperación de calor de gas de síntesis consistente en una caldera 31 de calor residual para producir vapor 44, una caldera 33 aguas abajo de un reactor 40 de desplazamiento del gas de agua (WGS) de alta temperatura para producir vapor 45, y un calentador 35 para precalentar la corriente 42 de agua de alimentación de la caldera, un calentador 37 para proporcionar calor a un sistema 50 de separación de dióxido de carbono y un calentador 39 para precalentar la corriente 41 de agua de alimentación de la caldera. La corriente 43 de agua de alimentación de la caldera precalentada puede entonces alimentarse a un desaireador (no mostrado). La corriente 23 de gas de síntesis enfriada del sistema 30 de recuperación de calor del gas de síntesis va a un separador de gas-líquido (no mostrado) para eliminar el agua condensada en el gas de síntesis (condensado de proceso).
[0030] El sistema 30 de recuperación de calor del gas de síntesis puede ser un único intercambiador de calor o estar dividido en dos o más intercambiadores de calor en serie o en paralelo. Para mayor claridad, el sistema 30 de recuperación de calor del gas de síntesis de la Fig.1A se divide en dos intercambiadores de calor, 30A y 30B. Dividir los sistemas de intercambiador de calor en varios intercambiadores de calor normalmente es una solución de compromiso en la que se sacrifica la eficiencia a cambio de una ventaja como la simplificación del funcionamiento, un sistema de intercambiador de calor más pequeño, un diseño más sencillo del sistema intercambiador de calor, o la reducción del riesgo para el proceso.
[0032] El CO2 de la corriente 23 de gas de síntesis enfriada puede eliminarse a continuación en un sistema 50 de separación de dióxido de carbono y recuperarse como corriente 24 enriquecida en dióxido de carbono. Una corriente 25 de gas de síntesis empobrecida en dióxido de carbono se alimenta a una unidad 60 de purificación del producto para producir una corriente 26 de producto enriquecida en hidrógeno. Esta unidad de purificación del producto puede ser una unidad de absorción por oscilación de presión (PSA) para un proceso de producción de H2. Una corriente 28 empobrecida en hidrógeno, también conocida como gas de cola, de la unidad de purificación del producto se utiliza como combustible para el calentador por combustión 80. La corriente 28 empobrecida en hidrógeno, opcionalmente junto con un combustible suplementario o combustible de ajuste 53, se quema en el calentador por combustión 80 con aire de combustión 55. Una corriente 29 de gases de combustión se produce a partir del calentador por combustión y emite CO2.
[0034] El vapor generado en las calderas 31 y 33 se separa del agua líquida saturada en un tambor 70 de vapor. El vapor 47 saturado del tambor de vapor se calienta en un tercer serpentín de calentamiento 85 del calentador por combustión 80. Cuando el vapor de exportación es un coproducto, este sobrecalentamiento del vapor (SSH) es necesario para cumplir el requisito de temperatura del vapor de exportación.
[0036] El reactor 40 de desplazamiento de gas de agua (WGS) de alta temperatura puede utilizarse para hacer reaccionar el CO de la corriente de gas de síntesis bruto con agua para producir más H2. Para potenciar esta reacción de desplazamiento, opcionalmente, puede introducirse vapor adicional en el reactor (no mostrado). La reacción WGS es exotérmica y este calor de reacción se utiliza para producir vapor en la caldera 33. Opcionalmente, el reactor 40 WGS y la caldera 33 pueden combinarse en un reactor WGS isotérmico, donde el calor de reacción es absorbido por los tubos de refrigeración internos para producir vapor.
[0037] Opcionalmente, el proceso puede tener dos reactores WGS, uno aguas arriba del calentador 35 (es decir, integrado con la caldera 33 o como reactor 40 WGS separado, como se muestra en la Fig.1) y el otro aguas abajo del calentador 35 (no mostrado). Este sistema WGS de dos etapas produce más H2 para un flujo de gas de síntesis bruto determinado y reduce el CO en el gas de cola.
[0038] El sistema 50 de separación de dióxido de carbono puede ser una unidad de eliminación de gas ácido (AGR) de CO2 basada en aminas. En este caso, el calentador 37 será el calderín de la columna de destilación en la unidad AGR. En caso necesario, la potencia calorífica del calderín puede complementarse con vapor. El sistema 50 de separación de dióxido de carbono también puede ser otras unidades AGR basadas en diferentes disolventes. También puede ser una unidad de recuperación de CO2 basada en la adsorción por oscilación de vacío (VSA).
[0039] La Fig.1B muestra un proceso 200 de reformado alimentado con oxígeno convencional que produce gas de síntesis (una mezcla de CO y H2) a partir de una materia prima de hidrocarburos y captura CO2. Para un proceso de producción de gas de síntesis, especialmente con un producto de gas de síntesis con una elevada relación H2/CO, el proceso puede no tener reactores WGS, y la caldera 33 asociada. La Fig.1B muestra un sistema 30 de recuperación de calor de gas de síntesis como una única red de intercambiadores de calor.
[0040] Para un proceso de producción de gas de síntesis, la unidad 60 de purificación del producto es una unidad de separación criogénica también conocida como "caja fría". En este caso puede haber una o más corrientes de producto con cualquier combinación de composición que vaya desde el H2 puro al CO puro y cualquier mezcla de ambos. En la Fig.1B se muestra un único producto 27 de gas de síntesis. Normalmente, también habría una corriente 29 de gas de cola de la caja fría que comprendería H2 y/o CO que no se pueden reutilizar y, por lo tanto, se quemarían en el calentador por combustión 80 con aire de combustión 55, opcionalmente junto con un combustible suplementario o combustible de ajuste 53.
[0041] Cuando el uso final del producto H2 o gas de síntesis está integrado con el proceso ATR o POX, como el H2 para la síntesis de amoníaco o el gas de síntesis para la síntesis de metanol, el sistema de recuperación de calor del gas de síntesis y la unidad de purificación del producto pueden implicar el intercambio de calor con las corrientes de estos procesos de síntesis.
[0042] Obsérvese que varias funciones de precalentamiento y calentamiento en los procesos convencionales ATR y POX se llevan a cabo en un calentador por combustión 80. Entre ellos, el FPH en el primer serpentín de calentamiento 81, el MFPH en el segundo serpentín de calentamiento 83 y el SSH en el tercer serpentín de calentamiento 85. Si el proceso utiliza un pre-reformador (no mostrado), el recalentamiento de la alimentación mezclada también se realiza normalmente en un calentador por combustión. En la práctica, estas funciones de precalentamiento y calentamiento pueden realizarse en más de un calentador por combustión.
[0043] La figura 2A muestra un proceso 300 de la presente invención para la producción de H2 y vapor de exportación con captura de CO2. Esencialmente, en el proceso hay un reformador 120 alimentado por oxígeno. La alimentación 119 del reformador al reformador se prepara precalentando una materia prima 111 de hidrocarburos en dos intercambiadores de calor 138 y 135 de precalentamiento de la alimentación (FPH) en el sistema 130 de recuperación de calor de gas de síntesis, eliminando el azufre de la materia prima 113 precalentada en una unidad 110 de hidrodesulfuración, mezclando la materia prima 114 desulfurada con la corriente 149 de alimentación de vapor para formar una alimentación 115 mezclada, precalentando la alimentación mezclada en un intercambiador de calor 134 de precalentamiento de la alimentación mezclada (MFPH) en el sistema 130 de recuperación de calor de gas de síntesis. La alimentación 117 mezclada precalentada se introduce en el lado del tubo de un reformador recuperativo (RR) 131, donde se calienta de nuevo y se reforma parcialmente. A continuación, la corriente 119 de alimentación del reformador se introduce en el reformador 120 alimentado por oxígeno, junto con la corriente 151 enriquecida en oxígeno. La alimentación 119 del reformador reacciona con la corriente 151 enriquecida en oxígeno en el reformador 120 alimentado por oxígeno para formar una primera corriente 121 de gas de síntesis que comprende H2, CO, CO2, CH4 y vapor. La primera corriente 121 de gas de síntesis puede mezclarse con un vapor de proceso, en el que el vapor de proceso está saturado o sobrecalentado, por ejemplo, si se desea aumentar la proporción de H2O con respecto al CO en la primera corriente 121 de gas de síntesis. La primera corriente 121 de gas de síntesis entra en el sistema 130 de recuperación de gas de síntesis, alimentando primero el lado de la carcasa del reformador recuperativo (RR) 131 para proporcionar calor para el reformado en el lado del tubo mediante transferencia de calor a través de los tubos. El gas de síntesis que sale del reformador recuperativo (RR) 131 se alimenta a una caldera 132 de calor residual (WHB) para generar vapor 146 a partir de la corriente 145 de agua de alimentación de la caldera precalentada. El calor de esta corriente de gas de síntesis se recupera adicionalmente en un intercambiador de calor 133 de supercalentamiento por vapor (SSH), un intercambiador de calor 134 de precalentamiento de la alimentación mezclada (MFPH), un intercambiador de calor 135 de precalentamiento de la alimentación (FPH) para una segunda etapa de FPH, un intercambiador de calor 136 para calentar adicionalmente la corriente 143 de agua de alimentación de la caldera precalentada, un intercambiador de calor 137 para proporcionar el calor necesario para el funcionamiento de una unidad de recuperación/eliminación de CO2, un intercambiador de calor 138 de precalentamiento de la alimentación (FPH) para una primera etapa de FPH y un intercambiador de calor 139 para precalentar el agua 141 de alimentación de la caldera. El agua 143 de alimentación precalentada de la caldera puede alimentarse a continuación a un desaireador (no mostrado). El gas de síntesis del intercambiador de calor 139 puede enfriarse aún más en un enfriador de recortes (no mostrado) y el vapor condensado en el gas de síntesis (condensado del proceso) se elimina en un separador de gas-líquido (no mostrado).
[0044] El sistema 130 de recuperación de calor del gas de síntesis puede ser un único intercambiador de calor o estar dividido en dos o más intercambiadores de calor en serie o en paralelo. Para mayor claridad, el sistema 130 de recuperación de calor del gas de síntesis de la Fig.2A se divide en dos intercambiadores de calor, 130A y 130B. Dividir los sistemas de intercambiador de calor en varios intercambiadores de calor normalmente es una solución de compromiso en la que se sacrifica la eficiencia a cambio de una ventaja como la simplificación del funcionamiento, un sistema de intercambiador de calor más pequeño, un diseño más sencillo del sistema intercambiador de calor, o la reducción del riesgo para el proceso.
[0045] El gas de síntesis 123 enfriado alimenta un sistema 150 de separación de dióxido de carbono para eliminar/recuperar una corriente 124 enriquecida en dióxido de carbono. A continuación, el gas de síntesis 125 empobrecido en dióxido de carbono pasa a una unidad 160 de purificación del producto. Para la producción de H2, esta purificación del producto puede llevarse a cabo en una unidad de adsorción por oscilación de presión (PSA), produciendo una corriente 126 enriquecida en hidrógeno y una corriente 128 empobrecida en hidrógeno, o gas de cola, que puede comprimirse en un compresor 190 y reciclarse como corriente 129 comprimida empobrecida en hidrógeno. La corriente 128 empobrecida en hidrógeno puede reciclarse al sistema de alimentación de hidrocarburos del reformador alimentado por oxígeno entre la entrada del intercambiador de calor 138 de precalentamiento de la alimentación (FPH) y la entrada del reformador recuperativo (RR) 131, al reformador 120 alimentado por oxígeno o a la corriente de gas de síntesis entre el reformador 120 alimentado por oxígeno y el reactor 140 de desplazamiento de gas de agua (WGS). Si la corriente 128 empobrecida en hidrógeno es suficientemente rica en CO2, puede combinarse con la materia prima 114 desulfurada para formar la mezcla 115. Toda la corriente empobrecida en hidrógeno puede reciclarse, pero en los casos en que gases inertes como el Ar puedan acumularse en el sistema, se requerirá una corriente de purga de la corriente empobrecida en hidrógeno y se podrá reciclar al menos el 98 % de la corriente empobrecida en hidrógeno. La unidad de purificación del producto 160 puede incluir reciclado interno para aumentar la recuperación de producto. El reformador 120 alimentado por oxígeno puede ser un reformador autotérmico (ATR) como en el proceso 100 de reformado autotérmico convencional. En este reformador, la alimentación mezclada y el O2 reaccionan en una cámara de oxidación y los productos de reacción fluyen a través de un lecho de un catalizador reformador para formar la corriente 121 de gas de síntesis bruto. El reformador 120 alimentado por oxígeno puede ser un reactor POX como en el proceso 100 convencional, en el que no hay lecho de catalizador y todas las reacciones de reformado se llevan a cabo térmicamente.
[0046] La corriente 151 enriquecida con oxígeno para el reformador 120 alimentado por oxígeno puede ser suministrada por una unidad de separación de aire (ASU), con una pureza típica del O2 del 99,5 %, equilibrada principalmente por Ar. El vapor 146 generado en la caldera 132 de calor residual (WHB) se separa del agua saturada en un tambor 170 de vapor. Un vapor 147 saturado procedente del tambor de vapor se sobrecalienta en el intercambiador de calor 133 de sobrecalentamiento de vapor (SSH). Una parte del vapor sobrecalentado se utiliza como corriente 149 de alimentación de vapor para el proceso y otra parte se exporta como vapor 148 de exportación. Cuando el vapor de exportación es un coproducto, este intercambiador de calor 133 de supercalentamiento de vapor (SSH) calienta el vapor a la temperatura necesaria para el vapor de exportación. No hay calentamiento posterior en un calentador por combustión como en el proceso convencional ATR o POX. Para un caudal de producto H2 de 118.000 Nm3/día, es decir, 0,5 toneladas/h, la tasa de vapor de exportación puede ser de entre 0 y 30 toneladas/h. Esto puede expresarse como una relación entre el caudal másico del vapor de exportación y el caudal másico del producto H2 igual a entre 0 y 60. Se puede utilizar un reactor 140 de desplazamiento de gas de agua (WGS) para hacer reaccionar el CO de la corriente 122 de gas de síntesis con agua para producir más H2. Para potenciar esta reacción de desplazamiento, opcionalmente, puede introducirse vapor adicional en el reactor (no mostrado). Opcionalmente, puede incluirse otro desplazamiento de gas de agua aguas abajo del intercambiador de calor 135 de precalentamiento de la alimentación (FPH) (no mostrado) o entre el intercambiador de calor 136 cuando está dividido en dos. Un sistema WGS de dos etapas produce más H2 para una corriente de gas de síntesis bruto determinado y reduce el CO en el gas de cola. El sistema 150 de separación de dióxido de carbono puede ser una unidad de eliminación de gas ácido (AGR) basada en aminas. En este caso, el intercambiador de calor 137 será el calderín de la columna de separación en la unidad AGR. En caso necesario, la potencia calorífica del calderín puede complementarse con vapor. El sistema 150 de separación de dióxido de carbono también puede ser otras unidades AGR basadas en diferentes disolventes. También puede ser una unidad de recuperación de CO2 basada en VSA.
[0047] La captura de dióxido de carbono puede mejorarse inyectando más dióxido de carbono en el proceso aguas arriba al reformador 120 alimentado por oxígeno. El dióxido de carbono puede sustituir parcial o totalmente al vapor en la reacción de reformado. El dióxido de carbono funciona como un oxidante que reacciona con metano del mismo modo que el vapor reacciona con el metano en el reformado con vapor. Efectivamente, el reformado en seco puede considerarse estequiométricamente equivalente a la combinación de una reacción de reformado con vapor y una reacción WGS inversa, como se muestra a continuación. En este caso, una corriente rica en dióxido de carbono puede combinarse con la corriente 128 empobrecida en hidrógeno antes o después de la compresión, o directamente con la corriente 115 de alimentación mezclada, la corriente 117 de alimentación mezclada precalentada o la corriente 119 de alimentación del reformador.
[0048] CO2 CH4 = 2 H2 2 CO (reformado en seco)
[0049] H2O CH4 = 3 H2 CO (reformado con vapor)
[0050] CO2 H2 = CO H2O (WGS inverso)
[0051] Como se muestra en la Fig.2A, tres funciones de precalentamiento que normalmente se llevan a cabo en un calentador por combustión en el proceso convencional ATR o POX, concretamente, FPH, MFPH y SSH, se desplazan en el proceso de la invención actual al sistema de recuperación de calor del gas de síntesis. Este desplazamiento permite eliminar el calentador por combustión del proceso. El principal reto en este desplazamiento es cómo llevar a cabo el MFPH en el sistema de recuperación de calor del gas de síntesis. En un proceso POX, este MFPH puede no ser necesario, sin embargo, el RR reduce el uso de oxígeno en el reformador alimentado por oxígeno. En un proceso ATR, la alimentación 115 mezclada debe calentarse a una temperatura elevada (por ejemplo, 540 °C) para alimentar el reformador 120 alimentado por oxígeno. Aunque la primera corriente 121 de gas de síntesis contiene mucho calor por encima de esa temperatura, ya que sale del reformador de O2 a aproximadamente 1000 °C, un intervalo de calor del gas de síntesis (por ejemplo, de aproximadamente 455 °C a aproximadamente 700 °C) no puede utilizarse fácilmente sin superar un proceso de erosión del equipo denominado pulverización del metal.
[0052] La pulverización del metal es el resultado de la reacción del CO del gas de síntesis con el hierro de la superficie del equipo de recuperación de calor. La reacción forma carburo de hierro que se desprende de la superficie del metal (formación de polvo), provocando finalmente el fallo del equipo. La pulverización del metal se produce más rápidamente cuando la temperatura del metal se encuentra en el intervalo de temperaturas de la pulverización del metal (de aproximadamente 455 °C a aproximadamente 700 °C), limitado por la termodinámica y la cinética. Por lo tanto, la recuperación de calor del gas de síntesis es difícil en el intervalo de temperaturas de la pulverización del metal. Convencionalmente, se utiliza una caldera de calor residual (WHB) para recuperar el calor del gas de síntesis desde su temperatura de salida del reformador hasta por debajo de 455 °C. La ebullición mantendrá baja la temperatura del metal de la WHB (por ejemplo, por debajo de 455 °C) para evitar la formación de la pulverización del metal, inactivando eficazmente el gas de síntesis.
[0053] También se han desarrollado distintos tipos de tecnologías de reformado recuperativo para utilizar el calor del gas de síntesis de alto grado para el reformado. El reformado recuperativo se produce en un reformador con intercambiador de calor. La alimentación mezclada se introduce en el lado del tubo del reformador lleno de un catalizador de reformado, y el gas de síntesis caliente fluirá hacia el lado de la carcasa del reformador, proporcionando el calor para el reformado por transferencia de calor a través de los tubos. A continuación, la corriente 119 de alimentación del reformador se introduce en el reformador 120 alimentado por oxígeno. La corriente de gas de síntesis que sale del reformador recuperativo se envía normalmente a una WHB para una mayor recuperación de calor del gas de síntesis hasta que éste se enfría por debajo del intervalo de temperatura de la pulverización del metal. El problema de la pulverización del metal en el RR se mitiga utilizando materiales o revestimientos resistentes a la pulverización del metal y condiciones de proceso controladas (por ejemplo, manteniendo el contenido de vapor en el gas de síntesis por encima de un determinado nivel, introduciendo especies que contienen azufre en el gas de síntesis, etc.).
[0054] El reformado recuperativo se utiliza en el proceso mostrado en la Fig.2A para proporcionar el servicio MFPH y reducir la demanda de oxígeno. La alimentación 115 mezclada es calentada por el gas de síntesis en el intercambiador de calor 134 de precalentamiento de la alimentación mezclada (MFPH). El intercambiador de calor 134 de precalentamiento de la alimentación mezclada (MFPH) por el gas de síntesis se encuentra aguas abajo de la WHB y por debajo de la temperatura de pulverización del metal. La temperatura de salida de la corriente 117 de alimentación mezclada precalentada es de 290 a 440 C. Esta temperatura de precalentamiento de la alimentación mezclada es demasiado baja para alimentar directamente el reformador alimentado por oxígeno. En cambio, se alimenta al reformador recuperativo (RR) 131 donde se calienta aún más y se reforma parcialmente. La corriente 119 de alimentación del reformador sale del reformador recuperativo (RR) 131 a una temperatura comprendida entre 540 °C y 595 °C y se alimenta al reformador alimentado por oxígeno. El riesgo de pulverización del metal en el reformador recuperativo (RR) 131 se mitiga con los métodos convencionales, lo que normalmente se consigue utilizando materiales o revestimientos resistentes a la pulverización del metal junto con condiciones de proceso controladas. Normalmente, la temperatura en el lado del tubo de una RR para las reacciones de reformado es de aproximadamente 490 °C hasta 870 °C. Esta temperatura es muy superior a la necesaria para la generación de vapor (por ejemplo, de aproximadamente 260 °C a aproximadamente 370 °C). Por lo tanto, el reformado recuperativo es una forma más eficiente de utilizar el calor del gas de síntesis de alto grado que la WHB en términos de maximización de la exergía del proceso. Basado en el planteamiento de maximizar la exergía, el tamaño de un RR normalmente se maximiza para que se utilice la mayor cantidad posible de calor del gas de síntesis para el reformado. En un diseño así, hasta un 30 % del total de la tarea de reformado puede realizarse en un RR. Como resultado, la temperatura del gas de síntesis que sale de un RR es relativamente baja (por ejemplo, de aproximadamente 540 °C a aproximadamente 595 °C). Dado que el objetivo principal de la utilización del reformado recuperativo en la invención actual es completar el MFPH y preparar la alimentación para el reformador alimentado por oxígeno, también se puede intentar minimizar el tamaño del RR. Aunque este diseño "mini" del RR pierde algo de exergía, no tiene un impacto negativo en la eficiencia térmica del proceso siempre que la producción extra de vapor en la caldera 132 de calor residual (WHB) pueda exportarse. El diseño mini del RR también puede ofrecer las siguientes ventajas: 1) menor coste de capital del RR; 2) más calor a la WHB para producir el vapor necesario para el proceso (vapor para las reacciones de reformado y de desplazamiento de gas de agua) y para la exportación, si es necesario; 3) mitigar la pulverización del metal. El riesgo de pulverización del metal se mitiga porque el gas de síntesis que sale del RR en un diseño de mini RR estará a alta temperatura (por ejemplo, a más de 815 °C en comparación con el intervalo convencional de 540 °C a 595 °C), lo que permite mantener la temperatura del metal en todo el RR por encima de la temperatura de pulverización del metal. Con este fin, también se puede utilizar un diseño de flujo en co-corriente para el intercambio de calor entre la alimentación mezclada de entrada y el gas de síntesis de entrada para elevar la temperatura del metal en este extremo más frío del RR. La tarea de reformado de un mini RR puede ser solo de ~10 % de la tarea de reformado total, es decir, ~1/3 de la de un diseño RR convencional.
[0055] Hay que tener en cuenta que en el proceso ATR convencional, a veces se utiliza un pre-reformador para reformar parcialmente la alimentación 19 mezclada y acondicionarla para el reformador alimentado por oxígeno. La alimentación mezclado pre-reformada requeriría entonces un recalentamiento en el calentador por combustión 80, en Fig.1, esto ocurriría aguas abajo del calentador 83. El RR, como se muestra en las Figuras 2A y 2B, también realiza esta función de reformado parcial, por lo tanto, obviando la necesidad de un pre-reformador y el recalentamiento asociado de la alimentación mezclada.
[0056] El diagrama de flujo de la Fig.2B muestra una realización del proceso 400 para la producción de gas de síntesis y vapor de exportación. El proceso puede no incluir ningún reactor WGS si la combinación deseada de H2, CO, y/o productos de gas de síntesis tiene una relación H2/CO igual o inferior a la relación H2/CO en la primera corriente de gas de síntesis. La Fig.2B muestra el proceso sin reactor WGS y el sistema 130 de recuperación de calor del gas de síntesis como un único intercambiador de calor.
[0057] Como en el caso de la Fig.1B, la unidad 160 de purificación del producto es una unidad de separación criogénica, o caja fría. Puede haber una o más corrientes de producto con cualquier combinación de composición que vaya desde el H2 puro al CO puro y cualquier mezcla de ambos. En la Fig.2B se muestra un único producto 127 de gas de síntesis. Normalmente, también habría una corriente 228 de gas de cola de la caja fría que comprende H2 y/o CO que no puede reutilizarse y, por lo tanto, puede comprimirse en un compresor 190 y reciclarse. La corriente 229 de gas de cola de la caja fría comprimida puede reciclarse al sistema de alimentación de hidrocarburos del reformador alimentado por oxígeno entre el primer intercambiador de calor 138 de la 1ª etapa de precalentamiento de la alimentación (FPH) y la entrada del reformador recuperativo (RR) 131, al reformador 120 alimentado por oxígeno o a la primera corriente 121 de gas de síntesis. La corriente 229 de gas de cola de la caja fría comprende CO prácticamente sin CH4, y por lo tanto se recicla preferentemente a la primera corriente 121 de gas de síntesis o a cualquier otra corriente de gas de síntesis aguas arriba del reactor 140 de desplazamiento de gas de agua (WGS).
[0058] Cuando sea aceptable para el uso final, la unidad 160 de purificación del producto puede ser un reactor de metanación (metanizador) en el que el CO del gas de síntesis reacciona con H2 para formar CH4, dando lugar a una corriente de producto que contiene H2 y una pequeña cantidad de CH4 (por ejemplo, menos del 5 % en moles) y exenta de CO. El metanizador funciona a temperaturas elevadas (por ejemplo, superiores a 260 °C). El gas de síntesis de la alimentación al metanizador puede calentarse con su efluente en un intercambiador de calor. El efluente del intercambiador de calor se enfriará para condensar el agua formada en el metanizador. No es necesario reciclar cuando se utiliza la metanización en la fase final del proceso.
[0059] Cuando el uso final del producto H2 o gas de síntesis está integrado con el proceso ATR o POX, como el H2 para la síntesis de amoníaco o el gas de síntesis para la síntesis de metanol, el sistema de recuperación de calor del gas de síntesis y la unidad de purificación del producto pueden implicar el intercambio de calor con las corrientes de estos procesos de síntesis.
[0060] Los procesos de las Figuras 2A y 2B mejoran el potencial de captura de carbono de los procesos convencionales ATR o POX al eliminar el calentador por combustión. El calentador por combustión añade una cantidad significativa de coste de capital a un proceso ATR o POX, consume combustible y emite CO2. La emisión de CO2 del calentador por combustión puede variar del 5 al 10 % del CO2 total generado en un proceso ATR y se produce a baja presión, por lo que resulta poco práctico desde el punto de vista económico capturar esta parte del CO2 del proceso. La invención actual es posible tras constatar que el calentador por combustión no es necesario para cerrar el balance térmico; el calor necesario para la generación de vapor y todas las funciones de precalentamiento y calentamiento que convencionalmente se llevarían a cabo en el calentador por combustión de combustión pueden obtenerse íntegramente del gas de síntesis. Esto es así sobre todo cuando la demanda de vapor de exportación no es elevada. Por lo tanto, el calentador por combustión puede eliminarse desplazando las funciones de precalentamiento y calentamiento del calentador por combustión al sistema de recuperación de calor del gas de síntesis. La eliminación del calentador por combustión no solo elimina el coste de capital del calentador por combustión, el consumo de combustible y las emisiones de CO2, sino que también aumenta la cantidad de recuperación de calor del gas de síntesis, mejorando así considerablemente la eficacia del proceso.
[0061] La eliminación del calentador por combustión en la presente invención también permite reciclar el gas de cola de la unidad de purificación del producto al sistema de alimentación del reformador o a la corriente de gas de síntesis. El reciclaje del gas de cola elimina otra fuente de emisiones de CO2 en el proceso convencional, en el que la combustión del gas de cola en el calentador por combustión produce más CO2 en los gases de combustión.
[0062] Ejemplo
[0063] Si bien los principios de la invención se han descrito anteriormente en relación con las realizaciones preferidas, debe entenderse claramente que esta descripción se hace solo a modo de ejemplo
[0064] Las realizaciones tanto del proceso ATR 100 de la técnica anterior de la Fig.1A como del proceso ATR 300 de la Fig. 2A se analizaron utilizando el software de modelado de procesos Aspen<™>comercializado. Ambos casos están diseñados para producir 118.000 Nm3/día de H2 (0,5 ton/h) y 1,2 ton/h de vapor. La tabla 1 muestra el consumo de alimentación y combustible, oxígeno, y potencia normalizado al caso convencional. El consumo de alimentación y combustible, gas natural en el ejemplo actual, en la invención actual es significativamente menor y la invención actual emite cero CO2, en comparación con los procesos convencionales, que varían del 85-97 % de captura. El O2 y el consumo de energía en la invención actual (Fig.2A) son mayores que los del proceso convencional (Fig.1A) debido al reciclado del gas de cola, lo que requiere compresión y aumenta la demanda de oxígeno en el reformador alimentado por oxígeno. Estos costes se ven compensados por el beneficio de la eliminación de una fuente de emisiones de CO2 en los gases de combustión del proceso convencional de la Fig.1A. La captura de carbono en los gases de combustión de un calentador por combustión convencional para reducir a cero las emisiones de CO2 requeriría una unidad de captura de CO2 específica con un consumo de energía aún mayor debido a la baja presión parcial de CO2 en los gases de combustión en comparación con el gas de síntesis.
[0065] Tabla 1
[0066] Rendimiento relativo Proceso convencional (Fig.1A) Invención actual (Fig.2A)Consumo de gas natural 100 96
[0067] Consumo de O2 100 107,5
[0068] Consumo de energía 100 120
[0069] Emisión de CO2 (kg CO2/kg H2) 0,3 0

Claims (22)

1. REIVINDICACIONES
1. Un proceso para producir gas de síntesis, comprendiendo el proceso:
hacer reaccionar una corriente (119) de alimentación del reformador que comprende metano y un oxidante seleccionado del grupo que consiste en agua y dióxido de carbono con una corriente (151) enriquecida en oxígeno para producir una primera corriente (121) de gas de síntesis que comprende hidrógeno, monóxido de carbono y dióxido de carbono;
calentar una corriente (117) de alimentación mezclada precalentada mediante intercambio de calor indirecto con la primera corriente (121) de gas de síntesis para producir la corriente de alimentación del reformador y una segunda corriente de gas de síntesis;
calentar una corriente (145) de agua de alimentación de la caldera mediante intercambio de calor indirecto con la segunda corriente de gas de síntesis para producir un vapor (147) saturado y una tercera corriente de gas de síntesis; y
calentar el vapor (147) saturado mediante intercambio de calor indirecto con la tercera corriente de gas de síntesis para producir un vapor (148, 149) sobrecalentado y una cuarta corriente de gas de síntesis, calentándose preferentemente el vapor saturado solo por la tercera corriente de gas de síntesis.
2. El proceso de la reivindicación 1, en donde el metano y el oxidante de la corriente (117) de alimentación mezclada precalentada reaccionan para formar hidrógeno, monóxido de carbono y dióxido de carbono calentándose mediante intercambio de calor indirecto con la primera corriente (121) de gas de síntesis.
3. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, que comprende además inyectar un vapor de proceso en la primera corriente (121) de gas de síntesis antes de transferir calor mediante intercambio de calor indirecto con la corriente (117) de alimentación mezclada precalentada.
4. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde la segunda corriente (121) de gas de síntesis tiene una temperatura superior a 815 °C.
5. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde la corriente (117) de alimentación mezclada precalentada tiene una temperatura inferior a 455 °C.
6. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, que comprende además calentar una corriente (114, 115) de alimentación mezclada mediante intercambio de calor indirecto con la cuarta corriente de gas de síntesis para producir la corriente (117) de alimentación mezclada precalentada y una quinta corriente de gas de síntesis, calentándose preferentemente la corriente de alimentación mezclada por la cuarta corriente de gas de síntesis.
7. El proceso de la reivindicación anterior, que comprende además la combinación de una corriente rica en CO2 con la corriente (114) de alimentación mezclada.
8. El proceso de la reivindicación 6 o la reivindicación 7, que comprende además separar la tercera corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la tercera corriente de gas de síntesis para producir una corriente (228) de gas de cola de la caja fría y un producto cualquiera de CO purificado, un producto de H2 purificado, y un producto (127) de gas de síntesis; y
combinar al menos el 98 % de la corriente (228) de gas de cola de la caja fría con cualquiera de las siguientes: la corriente (114) de alimentación mezclada, la corriente de alimentación mezclada precalentada, la corriente de alimentación del reformador, la primera corriente de gas de síntesis, y una corriente derivada de la primera corriente de gas de síntesis.
9. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones 6 a 8, que comprende además hacer reaccionar al menos una parte del agua con monóxido de carbono en la cuarta corriente de gas de síntesis o en una corriente (122) derivada de la cuarta corriente de gas de síntesis para producir hidrógeno y dióxido de carbono.
10. El proceso de la reivindicación anterior, en donde una corriente de vapor de desplazamiento se combina con la cuarta corriente de gas de síntesis o la corriente (122) derivada de la cuarta corriente de gas de síntesis antes de hacer reaccionar la al menos una parte del agua con monóxido de carbono.
11. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones 6 a 10, que comprende además las siguientes etapas: calentar una corriente (111) de alimentación de hidrocarburos mediante intercambio de calor indirecto con la quinta corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la quinta corriente de gas de síntesis para producir una corriente (113, 114) de materia prima de hidrocarburos precalentada;
combinar la corriente (113, 114) de materia prima de hidrocarburos precalentada con una corriente (149) de alimentación de vapor para producir la corriente (115) de alimentación mezclada; y
calentar una corriente (143) de agua mediante intercambio de calor indirecto con la quinta corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la quinta corriente de gas de síntesis para producir la corriente (145) de agua de alimentación de la caldera.
12. El proceso de la reivindicación anterior, que comprende además separar una de la quinta corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la quinta corriente de gas de síntesis en una corriente (124) enriquecida en dióxido de carbono y una corriente (125) empobrecida en dióxido de carbono;
en donde un caudal molar de dióxido de carbono en la corriente enriquecida en dióxido de carbono es superior al 95 % de un caudal molar de dióxido de carbono en la quinta corriente de gas de síntesis o en la corriente derivada de la quinta corriente de gas de síntesis.
13. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, que comprende además las etapas de: separar la cuarta corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la cuarta corriente de gas de síntesis en una corriente (126) enriquecida en hidrógeno y una corriente (128) empobrecida en hidrógeno; y
combinar al menos el 98 % de la corriente (128) empobrecida en hidrógeno con cualquiera de las siguientes: la corriente (114) de alimentación mezclada, la corriente de alimentación mezclada precalentada, la corriente de alimentación del reformador,
la primera corriente de gas de síntesis, y una corriente derivada de la primera corriente de gas de síntesis; y, opcionalmente, combinar una corriente rica en CO2 con la corriente (128) empobrecida en hidrógeno.
14. El proceso de la reivindicación anterior, que comprende además dividir una parte del vapor sobrecalentado para producir un vapor (148) de exportación; en donde una relación entre el caudal másico del vapor (148) de exportación y el caudal másico de la corriente (126) enriquecida en hidrógeno es inferior a 60.
15. Un aparato para producir gas de síntesis, comprendiendo el aparato:
un reformador (120) alimentado por oxígeno configurado y dispuesto para hacer reaccionar una corriente (119) de alimentación del reformador con una corriente (151) enriquecida en oxígeno para producir una primera corriente (121) de gas de síntesis que comprende hidrógeno, monóxido de carbono y dióxido de carbono;
un primer sistema intercambiador de calor (131) configurado para calentar una corriente (117) de alimentación mezclada precalentada mediante intercambio de calor indirecto con la primera corriente de gas de síntesis para producir la corriente de alimentación del reformador y una segunda corriente de gas de síntesis, comprendiendo opcionalmente el primer sistema intercambiador de calor un catalizador de reformado en comunicación fluida con la corriente de alimentación mezclada precalentada;
un segundo sistema intercambiador de calor (132) configurado para calentar un agua (145) de alimentación de la caldera mediante intercambio de calor indirecto con la segunda corriente de gas de síntesis para producir un vapor (147) saturado y una tercera corriente de gas de síntesis; y
un tercer sistema intercambiador de calor (133) configurado para calentar un vapor (147) saturado mediante intercambio de calor indirecto con la tercera corriente de gas de síntesis para producir un vapor (148, 149) sobresaturado y una cuarta corriente de gas de síntesis.
16. El aparato de la reivindicación 15, que comprende además un cuarto sistema intercambiador de calor (134) configurado para calentar una corriente (115) de alimentación mezclada mediante intercambio de calor indirecto con la cuarta corriente de gas de síntesis para producir la corriente (117) de alimentación mezclada precalentada y una quinta corriente de gas de síntesis.
17. El aparato de la reivindicación 16, que comprende además un quinto sistema intercambiador de calor (135, 136) configurado para calentar una corriente (111) de materia prima de hidrocarburos y una corriente (143) de agua mediante intercambio de calor indirecto con la quinta corriente de gas de síntesis para producir una corriente (113) de materia prima de hidrocarburos precalentada y una corriente (145) de agua de alimentación de la caldera respectivamente; y un sistema de mezcla de alimentación configurado para la combinación de la corriente (114) de materia prima de hidrocarburos precalentada y una corriente (149) de alimentación de vapor para producir una corriente (115) de alimentación mezclada.
18. El aparato de la reivindicación 17, que comprende además un sistema (160) de purificación de hidrógeno configurado y dispuesto para aceptar la tercera corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la tercera corriente de gas de síntesis para separar la tercera corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la tercera corriente de gas de síntesis en una corriente (126) enriquecida en hidrógeno y una corriente (128) empobrecida en hidrógeno; y
un conducto de gas de cola en comunicación fluida de flujo con el sistema (160) de purificación de hidrógeno y el sistema de mezcla de alimentación para mezclar la corriente (128) empobrecida en hidrógeno con la corriente (114) de materia prima de hidrocarburos precalentada y la corriente (149) de alimentación de vapor.
19. El aparato de la reivindicación 17 o la reivindicación 18, que comprende además un sistema (160) de purificación del producto configurado y dispuesto para aceptar la tercera corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la tercera corriente de gas de síntesis para separar la tercera corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la tercera corriente de gas de síntesis para producir una corriente (228) de gas de cola de la caja fría y cualquiera de un producto de CO purificado, un producto de H2 purificado, y un producto de gas de síntesis; y un conducto de gas de cola de la caja fría en comunicación fluida de flujo con el sistema de purificación de hidrógeno y el sistema de mezcla de alimentación para mezclar la corriente (228) de gas de cola de la caja fría con la corriente (114) de materia prima de hidrocarburos y la corriente (149) de alimentación de vapor.
20. El aparato de una cualquiera de las reivindicaciones 15 a 19, que comprende además un sistema (150) de separación de dióxido de carbono configurado y dispuesto para aceptar la tercera corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la tercera corriente de gas de síntesis y producir una corriente (124) enriquecida en dióxido de carbono y una corriente (125) empobrecida en dióxido de carbono.
21. El aparato de una cualquiera de las reivindicaciones 15 a 20, que comprende además un reactor de desplazamiento (140) configurado y dispuesto para aceptar la tercera corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la tercera corriente de gas de síntesis, en donde el reactor de desplazamiento comprende un catalizador de desplazamiento para hacer reaccionar agua con dióxido de carbono para producir hidrógeno y monóxido de carbono.
22. El aparato de una cualquiera de las reivindicaciones 15 a 21, que comprende además un metanizador configurado y dispuesto para aceptar la tercera corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la tercera corriente de gas de síntesis para hacer reaccionar CO2 con H2 en la tercera corriente de gas de síntesis o una corriente derivada de la tercera corriente de gas de síntesis para producir una corriente de producto de H2 metanizado que comprende H2 y CH4.
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