热氧燃烧器与自热重整器的集成的制作方法

背景技术：
：本发明涉及一种用于将热氧燃烧器与自热重整器集成的新型系统和方法，所述系统和方法与现有的部分氧化和自热重整器系统相比减少了资金支出。与现有的部分氧化系统相比，所述系统还减少了氧气使用和烟尘形成，并且将烟尘形成保持在或低于现有自热重整器系统的水平。具体地讲，所述系统减小了预重整器和火焰加热器的尺寸，或者完全去除了对预重整器和/或火焰加热器的需要。所述系统还使得能够在atr中使用“替代燃料(opportunityfuel)”(如下文所定义)。相关技术可利用蒸汽来催化转化烃，诸如天然气、石脑油或液化石油气(lpg)，以获得合成气(即，氢气(h2)和一氧化碳(co)的混合物，通常称为合成气体(synthesisgas)或合成气(syngas))。这种重整过程可以通过使用所谓蒸汽甲烷重整或(另选地)部分氧化和自热重整工艺来完成。这些生成系统是已知的，并且通常被用于获得合成气，所述合成气最终可以用来产生氢气、甲醇、氨或其他化学品。这些部分氧化(“pox”)和自热重整(“atr”)系统通常生成具有在约1.5至2.5范围内的低h2:co比率的合成气。atr系统需要多个工艺步骤和多件设备来进行重整，从而导致资本密集型工艺。另一方面，pox系统需要单个用于重整的工艺步骤。然而，pox系统比atr系统多消耗每单位体积合成气约20％至30％的氧气，并且由于离开pox反应器的合成气的较高温度(pox为2500℉至2700℉，而atr为1800℉至1900℉)和反应器内的烟尘形成，它需要更昂贵的专用锅炉。例如，受让人的员工开发了基于热氧燃烧器的pox技术，所述技术使用热氧射流驱动pox反应器中的快速混合，并且开发了已获专利权的使pox反应器内烟尘最小化的技术。这在美国专利号9,540,240中示出。然而，基于hob的pox系统表现出常规pox系统固有的相同缺点(即，与atr相比氧气消耗高，以及呈昂贵锅炉等形式的高昂的资本支出)。参考图1，其中示出了用于生成合成气的相关领域的atr系统。将烃原料流(1)与氢气(2)混合，并且然后在加热盘管(102)中预热到从600℉至725℉范围内的温度，并且然后将经预热的烃料流(5)进料至脱硫器(105)。与烃混合的氢气的量按体积计一般为烃进料的2％至3％，并且其用于辅助脱硫器内的反应。将脱硫烃料流(8)与蒸汽(35)混合，并且在加热盘管(107)中将混合进料(10)预热至700℉至950℉。蒸汽与烃的比率(按体积计)可以从0.4变化至1.5(即，蒸汽/碳比率)。将经预热的混合进料(12)进料至预重整器(110)，其中任何c2+烃都与蒸汽反应以将它们转化成h2、co和ch4的混合物。在火焰加热器(100)内的加热盘管(112)中将预重整的进料流(14)进一步加热至1000℉至1200℉，并且然后其作为经预热的预重整进料(16)进料至atr(120)。atr中所需的氧气由空气分离单元(“asu”)(130)产生。在asu(130)中将空气原料流(21)分离成氧气流(24)和氮气(31)。将氧气在氧气预热器(135)中预热至从200℉至400℉范围内的温度，并且将经预热的氧气(25)也进料至atr(120)。自热重整过程的核心是atr单元操作(120)，其将部分氧化(pox)步骤和催化重整步骤组合。在atr(120)内，经预热的预重整进料(16)和氧气(25)反应以产生包含h2、co、co2、蒸汽、任何未转化的ch4和其它痕量组分的合成气混合物(20)。具体地讲，进料(16)首先在pox步骤中与氧气(25)反应以消耗所有的氧气并释放热量。然后用混合物中存在的co2和h2o对进料中剩余的烃进行自热(非催化)重整。由于重整反应是吸热的，这种非催化重整导致气体温度降低。随着反应冷却，反应速率(“动力学”)减慢，从而导致对可实现的烃转化率产生动力学限制。为了克服这种动力学约束，将仍然热的、有反应性的混合物进料至催化剂，所述催化剂促进重整以实现近平衡的重整度。由于催化剂床的性质，关键的是烟尘不进入催化剂，因为其可能导致污染。因此，必须维持反应器的非催化区中的条件以防止入口处的烟尘到达催化剂。这可以首先通过防止烟尘形成、或通过促进烟尘气化反应来实现，所述烟尘气化反应将消耗在气体到达催化剂之前形成的任何烟尘。为此，常规atr需要预重整器(110)以将可能易于在pox步骤中产生烟尘的高级烃转化为甲烷。此外，atr可以使用比催化重整步骤中所需的注汽水平更高的注汽，仅为减少烟尘形成并增强烟尘氧化。合成气(20)在1800℉至1900℉的温度和350psia至550psia范围内的压力处离开atr。之后，合成气(20)依次通过工艺气体锅炉(150)、锅炉供水加热器(155)和水加热器(160)以回收合成气中所含的热能用于生成蒸汽。离开工艺气体锅炉的合成气的温度在550℉至700℉的范围内。蒸汽通常在350psia至750psia处生成，然而，如果需要，其可以在更高的压力处生成。最后，合成气在冷却器(165)中冷却至80℉至110℉，并且被送至冷凝物分离器(170)以分离任何冷凝物。之后，合成气(32)被路由至下游工艺以制备化学品诸如甲醇或费托液体，或者被送至纯化工艺以将合成气分离成氢气和一氧化碳。将来自下游工艺的任何残余燃料流与补充烃燃料流合并以形成用于火焰加热器的燃料流。火焰加热器中燃烧燃料为设置在火焰加热器内的各种加热盘管提供热量。将工艺用水(50)与冷凝物(52)合并并且在水加热器(160)中加热至200℉至210℉的温度。将经加热的水进料至除气器(140)以除去任何溶解的气体。将来自除气器(140)的锅炉供水(55)泵压至期望的压力(一般>450psia)并加热至低于水的沸点10℉至50℉的温度，并将其送至蒸汽锅筒(125)。来自蒸汽锅筒(125)的热的锅炉供水流(60)循环通过工艺气体锅炉(150)以生成蒸汽。来自蒸汽锅筒的饱和蒸汽(62)的一部分在加热盘管(114)中过热。过热蒸汽(35)用在重整工艺中。排出其余的饱和蒸汽(70)。转到图2，示出了用于生成合成气的相关领域的部分氧化工艺。将烃原料流(1)与氢气(2)混合并在烃加热装置(104)中预热至450℉-725℉，并且将经预热的烃料流(5)进料至脱硫装置(105)。将脱硫烃料流(8)与来自asu(130)的氧气流(24)一起进料到pox反应器(115)中。来自pox反应器的合成气(20)在从2500℉至2700℉的温度处和350psia至550psia范围内的压力处离开。由于pox反应器内的烃的裂化，合成气流(20)可能包含一些烟尘。由于高温和可能存在的烟尘，需要被称为合成气冷却器(152)的专用锅炉来冷却合成气并生成蒸汽。如果蒸汽没有价值，则可以用急冷容器(未示出)代替合成气冷却器，以使用与水直接接触来冷却合成气。使用来自合成气冷却器(152)的550℉至750℉的部分冷却的合成气(22)对烃加热装置(104)中的烃原料进行预加热。之后在烟尘洗涤器(154)中路由和处理合成气流(23)。烟尘洗涤器包括用于使合成气与大量水接触的文丘里洗涤器、用于附加洗涤段(用于从合成气中去除残余烟尘并从合成气中分离含水烟尘)的接触塔以及用于循环水的泵。然后，将275℉至350℉的无烟尘合成气(26)路由通过水加热器(160)和冷却器(165)以将合成气(30)冷却至80℉至110℉并送至冷凝物分离器(170)。将来自冷凝物分离器的合成气产物(32)送至下游工艺。将工艺用水(50)与冷凝物(52)合并并在水加热器装置(160)中加热至从200℉至210℉范围内的温度。将经加热的水进料至除气器(140)以除去任何溶解的气体。锅炉供水(55)被泵压至期望的压力(通常>450psia)并被送至合成气冷却器(152)以生成蒸汽。任选地，可以在将锅炉供水进料到合成气冷却器之前，针对部分冷却的合成气将锅炉供水加热(未示出)至接近其沸点。虽然部分氧化系统也产生具有在约1.5至2.5范围内的低h2:co比率的合成气，但是对于相当的合成气量而言，pox反应器中的氧气消耗比atr系统高约25％。pox反应器的出口处的高级别热量既可以用于生成蒸汽也可以经由急冷冷却排出到大气。因此，为了利用pox反应器的出口处的高温(约2600℉)，昂贵的锅炉(即，合成气冷却器)是必要的。在常规atr中，燃烧器被设计成通常使用涡流和其他混合增强策略来快速混合进料和氧气。这些策略使得燃烧器难以分级(如果不是不可能的话)。换句话讲，在相关领域的设计中，所有进料流均与氧气快速混合，并不具有将不同的料流进料到火焰的不同部分中的能力。例如，在本发明受让人所有的相关领域美国专利号7,255,840中，这种快速混合用于将热的含氧气体与烃进料混合，以在不点燃混合物的情况下将混合物温度降低至低于点火温度，从而将含氧气和烃的混合物进料至催化剂床。相比之下，本发明的集成系统的hob/atr反应器使用了不同的混合策略。燃料的一部分在喷嘴上游的氧气流中燃烧。所得的“热氧气”流离开喷嘴并与周围环境快速混合。由于混合方法是简单的反应射流方法，因此可以控制不同料流如何混合到反应性部分中。在本发明中，hob/atr反应器在含氧气和烃的混合物进入催化剂床之前点燃所述混合物以进行部分氧化反应。因此，与相关领域相比，hob被设计成更慢地混合料流，以确保点燃并避免烟尘形成。为了克服相关领域的缺点，诸如烟尘形成、高耗氧和对昂贵锅炉(例如，合成气冷却器)的需求，本发明的一个目的是在合成气生成系统中将hob与atr反应器集成。本发明的另一个目的是去除预重整器和火焰加热器。通过使用催化剂床用高级别热量对一部分天然气进行重整，将减少每单位体积合成气的氧气消耗。此外，此类反应器的出口温度将低于约2000℉的温度，并且将使得使用较便宜的工艺气体锅炉成为可能。本发明的另一个目的是通过用hob替换atr中的燃烧器来改进常规atr工艺，并且能够减小预重整器和火焰加热器的尺寸。本发明还有一个目的是通过在atr反应器中采用hob从而使得能够在常规atr工艺中使用非常规燃料。通过阅读本说明书、附图和所附权利要求，本发明的其他目的和方面对于本领域普通技术人员将变得显而易见。技术实现要素：根据本发明的一个方面，提供了用于生成合成气的系统内的单元操作。所述单元操作包括：热氧燃烧器组件，所述热氧燃烧器组件与自热反应器成一体，用于在所述热氧燃烧器中接收第一燃料流和氧气以燃烧所述燃料并生成热氧射流；在所述热氧燃烧器的出口附近引入烃料流，其中所述出口设置在所述自热反应器内；将所述烃料流与热氧气一起点燃，在所述自热反应器的非催化区中执行所述烃的部分重整，并且在所述自热反应器的催化反应区中完成所述重整，从而形成合成气，所述合成气在低于2000℉的温度处离开所述反应器并且具有最少的烟尘形成。在本发明的另一方面，一种用于生成合成气的集成系统，包括：提供烃进料流，而无需预重整和/或加热所述烃进料流；将所述烃进料流分流成燃料流和烃进料流，所述燃料流被引导至与自热反应器成一体的所述热氧燃烧器组件，其中所述燃料流在自热反应器的所述热氧燃烧器组件中与氧气一起燃烧，以形成热氧射流；将所述烃进料流与蒸汽混合，并且将所述烃进料的混合物引入所述自热反应器的非催化区域中，其中所述烃进料的混合物基本上被夹带在所述热氧射流中；将所述烃料流与热氧气一起点燃，以产生反应性射流，从而在所述自热反应器的非催化区中执行所述烃的部分重整；以及在所述自热反应器的催化剂床中将所述烃进一步重整以生成合成气。在本发明的另一个方面，提供了一种用于生成合成气的集成系统，包括：提供主烃进料流，而无需预重整和/或加热所述主烃进料流；将所述主烃进料流分流成三个级分，其中第一级分形成燃料流，第二级分形成第一进料流，并且第三级分形成第二进料流；将所述燃料流引导至与自热反应器成一体的所述热氧燃烧器组件和烃进料流，在此所述燃料流在自热反应器的所述热氧燃烧器组件中与氧气一起燃烧，以形成热氧射流；将所述第一进料流路由至所述热氧燃烧器的出口，其中所述出口设置在所述自热反应器内，其中所述烃进料的混合物基本上被夹带在所述热氧射流中；将所述烃料流与热氧气一起点燃，以产生反应性射流，在所述自热反应器的非催化区中执行所述烃的部分重整；将所述第二进料流与蒸汽混合并对所述混合物进行路由，使得所述反应性射流在主要夹带所述第一料流之后夹带所述第二进料流混合物；以及在所述自热反应器的催化剂床中对所述烃进一步重整以生成合成气。在本发明的又另外一个方面，提供了一种用于生成合成气的集成系统。所述系统包括：提供主脱硫烃进料流，所述主脱硫烃进料流分流成至少两个烃料流，其中第一烃料流被路由至所述热氧燃烧器并在其中用作燃料，所述燃料与氧气混合以燃烧所述燃料并生成热氧射流；将第二烃料流路由至火焰加热器并将所述第二烃料流预重整成经加热的预重整烃料流；路由所述经加热的预重整烃料流通过所述火焰加热器以进一步升高温度，并且之后紧邻所述热氧燃烧器引入所述经加热的预重整烃料流，其中经加热的预重整烃进料基本上被夹带在所述热氧射流中以产生反应性射流，从而在所述自热反应器的非催化区中执行所述烃的部分重整；以及在所述自热反应器的催化反应区中完成所述重整，从而形成合成气。附图说明根据本发明优选实施方案的以下具体实施方式结合附图将更好地理解本发明的目的和优点，其中类似的数字在整个说明书中指代相同的特征，并且其中：图1是基于相关领域atr反应器的用于生成合成气的系统的工艺流程图；图2是基于相关领域pox反应器的用于生成合成气的系统的工艺流程图；并且图3描绘了本发明的工艺流程图，其中hob与基于atr的反应器系统成一体以用于生成合成气。所述系统在不采用预重整器和火焰加热器的情况下生成合成气。图3a描绘了用于图3所示的方法的hob/atr反应器的略图。图4描绘了本发明另一个实施方案的工艺流程图，其中hob与基于atr的反应器系统成一体以用于生成合成气。所述系统在不采用预重整器和火焰加热器的情况下生成合成气，并且两种含烃料流被引入hob/atr反应器的两个不同位置。图4a描绘了用于图4所示的方法的hob/atr反应器的略图。图5描绘了本发明另一个实施方案的工艺流程图，其中hob与基于atr的反应器系统成一体以用于生成合成气，其中用于hob的燃料绕过预重整器和火焰加热器。图5a描绘了用于图5所示的方法的hob/atr反应器的略图。图6描绘了本发明另一个实施方案的工艺流程图，其中hob与基于atr的反应器系统成一体以用于生成合成气，其中用于hob的燃料和第一烃进料绕过预重整器和火焰加热器。图6a描绘了用于图6所示的方法的hob/atr反应器的略图。图7描绘了本发明另一个实施方案的工艺流程图，其中hob与基于atr的反应器系统成一体以用于生成合成气，其中用于hob的燃料和第一烃进料绕过预重整器和火焰加热器并且用于hob/atr反应器的预重整的第二进料绕过火焰加热器。具体实施方式本发明提供了将hob(诸如由本发明受让人开发的hob)集成到atr反应器中以设计合成气生成系统的系统和方法，所述合成气生成系统通过去除一些工艺单元或通过减小其尺寸来使资本支出最小化。如本文所用，“hob/atr”将被理解为单个单元操作，其有时被称为与自热重整器成一体的热氧燃烧器组件或简称为基于hob的反应器。通过将hob集成到atr反应器中，发挥了hob控制atr反应器中混合的能力，从而实现了含氧料流和含烃料流的点燃以及随后的部分氧化反应并且使烟尘形成最小化。此外，所开发的系统不需要预重整器和火焰加热器，从而简化了合成气生成系统。与相关领域的pox系统相比，利用催化剂床以通过采用高级别热量对烃进料的一部分进行重整的结果是减少了每单位体积所生成的合成气的氧气消耗。如本文所用，烃应理解为意指天然气进料，或包含各种烃以及氢气、co和co2等的炼厂排气。此外，hob/atr反应器的出口温度低于-2000℉，并且合成气生成系统有利地使用便宜得多的工艺气体锅炉。在本发明中，为简单起见，将省略示例性实施方案共有的各种料流、工艺条件和单元操作(并且用相同的数字表示)。此外，以下术语应定义如下：“总化学计量比”或(“总sr”)应意指供应至工艺的氧气的摩尔数/完全燃烧用于合成气转化所供应的烃所需的氧气的摩尔数。应当指出的是，在总sr的计算中，仅考虑用于合成气转化所供应的那些烃，而任何用作火焰加热器中燃料的烃则不计入；“燃烧器化学计量比”或“燃烧器sr”应意指供应至燃烧器的氧气的摩尔数/完全燃烧供应给燃烧器的烃所需的氧气的摩尔数。现在参考图3，本发明的一个示例性实施方案呈现了基于hob的atr系统。图3a示出了hob/atr反应器(118)的略图，以示出反应器的非催化反应区和催化反应区以及反应器的各种进料的入口位置。此实施方案具有优于相关领域的上述若干优点。与图2的系统(其中集成系统包括常规的或基于hob的部分氧化单元)相比，由于较低的入口温度(约1900℉对比2600℉)以及合成气中烟尘最小化，工艺气体锅炉的设计被简化。由于烟尘形成被最小化，因此并不需要烟尘洗涤器。与采用自热重整器的图1的系统相比，由于在不使用预重整的情况下使烟尘形成最小化的hob/atr反应器中使用的燃烧器的独特设计，不需要火焰加热器和预重整器。具体地讲，在图3的示例性实施方案中，烃原料流(1)在烃加热装置(104)中被预热至450℉至725℉，并且经预热的烃料流(5)被路由至脱硫装置(105)以形成烃进料流(8)。在本发明的这个示例性实施方案中，主烃进料流(8)被分流成两个单独的流，称为燃料流(9)和进料流(11)。通常占主进料流(8)约5％至10％的燃料流(9)通过hob(180)与氧气(24)一起燃烧以生成反应性热氧射流。进料到hob的燃料(9)的量使得燃烧器sr值介于3和6之间。来自hob的燃烧产物是主要包含氧气、co2和h2o的热氧射流。进料流(11)与来自蒸汽锅筒(125)的蒸汽流(68)合并，并且将合并的混合进料(15)紧邻hob(180)引入。确保混合进料(15)紧邻hob引入的一种方式是围绕hob提供环形区段，如图3a所示。其他选择是在hob/atr反应器中，在hob穿透反应器的位置(未示出)附近提供进料口。调节氧气的量，使反应器的总sr介于0.28和0.33之间。因此，供应的氧气为完全燃烧料流8所需的量的0.28至0.33倍。在反应器的非催化区中，热氧射流与合并的混合进料(15)之间的反应生成合成气。以这种方式在非催化区中混合料流，将料流(9)和(15)足够快地混合以避免在反应器中由烃形成烟尘，但又足够慢以避免通过热气体流中的烃裂解而形成烟尘。之后，合成气进入催化剂床，在此发生进一步重整。合成气(20)在约1800℉至1900℉和约350psia至550psia处离开反应器。合成气的组成取决于系统中供应的烃进料流(8)、氧气(24)和蒸汽流(68)的相对量。一般来讲，基于摩尔计的各种组分的浓度范围可以为对于氢气而言范围为40％至60％，对于co而言范围为20％至35％，对于h2o而言范围为10％至25％，对于co2而言范围为1％至7％，对于ch4而言范围为0％至2％，对于其他组分(包括氮气、氩气、nh3和hcn)而言<1％。来自反应器(118)的较低的出口温度使得能够使用包括工艺气体再沸器(150)和蒸汽锅筒(125)的蒸汽生成系统，所述蒸汽生成系统类似于图1实施方案中的系统，并且与图2所示的相关领域实施方案中更昂贵的合成气冷却器(152)相比便宜很多。此外，这去除了对图1中相关领域实施方案的预重整器(110)或火焰加热器(100)或图2中相关领域实施方案的烟尘洗涤器(154)的需要，从而减少了资本支出。使用来自工艺气体锅炉(150)的550℉至750℉的部分冷却的合成气(22)对烃加热装置(104)中的烃进料进行预加热。之后，将合成气流(27)路由至锅炉供水加热器(155)以将锅炉供水预热至低于其沸点约10℉至50℉。合成气通过水加热器(160)和冷却器(165)进一步冷却。经冷却的合成气(30)在冷凝物分离器中分离以生成合成气产物(32)以进一步用于下游工艺。图4示出另选的示例性实施方案，其中主烃进料流(8)被分流成三个级分。一种级分形成第一燃料流(9)，其流量为主烃进料流(8)流量的从约5％-10％的范围内。单独地，第二级分形成用于反应器的第一进料流(11)，其具有主烃进料流(8)的50％至85％的流量。第三级分形成第二进料流(18)，其流量为足以实现操作者所需的总sr的量。将该第二进料与蒸汽(68)合并以形成用于反应器的第二进料流(15)。将第一燃料流(9)与氧气(24)一起引入到hob中以形成热氧气流，并且将第一进料流(11)引入到反应器(118)中最靠近hob(180)的喷嘴的区段中，使得此第一进料流(11)优先于第二进料流(15)被夹带到热气射流中。第一进料流(11)被热氧气流点燃以产生反应性射流，从而在自热反应器的非催化区中部分地重整烃。在反应性射流已经主要夹带第一进料流(11)之后引入第二进料流(15)。用于引入第二进料流(15)的一种选择是恰好在hob/atr反应器(118)中催化剂床的上游，如图4a所示。这样，反应器的非催化反应区中的总sr值将类似于常规hob反应器为0.35至0.37，并且离开非催化反应区的合成气将包含最少的烟尘。因此，通过足够快地混合料流以避免在反应器中通过烃形成烟尘、但又足够慢以避免通过热气体流中的烃裂解而形成烟尘来使烟尘最小化，如美国专利号9,540,240b2中详细描述的，所述专利全文并入本文。朝向非催化区末端(即，在非催化区和催化区界面附近)的合成气温度将为2500℉至2700℉。所述合成气和第二进料流(18)恰好在催化剂床上游混合，并且因此合成气的温度降低低于至2100℉。之后，此合成气进入催化剂区，其中来自合成气的热能有助于第二进料(18)中烃的吸热重整。离开反应器(118)的合成气在温度、压力和组成上类似于先前针对图3所述的内容。当考虑所有含烃料流(9)、(11)和(18)时，整个反应器(非催化区和催化区)的总sr值将在类似于图3实施方案中总sr值为0.28至0.33。在蒸汽在系统中不具有其他用途的情况下，可以设想图3和图4的实施方案，其中图3和图4的实施方案的系统配置、蒸汽生成设备工艺气体锅炉(150)和蒸汽锅筒(125)由用于与水直接接触的急冷容器(未示出)代替。使用来自工艺气体锅炉(150)的550℉至750℉的部分冷却的合成气(22)对烃加热装置(104)中的烃进料进行预加热。之后，将合成气流(27)路由至锅炉供水加热器(155)以将锅炉供水预热至低于其沸点约10℉至50℉。合成气通过水加热器(160)和冷却器(165)进一步冷却。经冷却的合成气(30)在冷凝物分离器中分离以生成合成气产物(32)以进一步用于下游工艺。虽然图3和图4示出了对现有技术的系统显著简化的实施方案，但是hob/atr反应器能够被部署在图1的常规atr类系统中以实现对相关领域的改进。如图5所示，另选的示例性实施方案示出了对图1相关领域的系统的实施方案的系统/工艺配置的改变。参考图5a，示出了包括hob组件(180)的hob/atr反应器(118)的略图。由于送入hob(180)的“燃料”在进入hob/atr(118)之前完全燃烧，因此可以使用非预重整进料或替代燃料作为hob中的燃料流。如本文所用，“替代燃料”应理解为指代能够提供经济优势的任何烃，包括但不限于炼厂排气、尾气和其他相关气体。如图5所示，脱硫ng(8)的一部分作为烃燃料(9)的支流被分流，所述支流绕过预重整器(110)并直接进料到hob/atr(118)，具体地进料到hob组件(180)中。这将减少对总进料的此部分进行预重整的需要并且减少在火焰加热器内的相关加热工作。在图6的示例性实施方案中提供了图5的系统的变型。从图6a中的hob组件(180)和hob/atr反应器(118)的详细示图开始，可以在hob组件(180)内小心地控制混合，可以将进料的特定部分作为第一进料流(19)引入，分流自烃主料流(8)的烃气体在燃烧器附近被路由，使得在引入由预重整的天然气组成的第二进料流(16)之前，所述进料被夹带到射流中。由于射流的此部分中的反应贫燃料稀少到足以避免烟尘形成，因此可以将未重整的进料进给所述区域而不形成烟尘。之后，在射流主要夹带第一进料流(19)之后，可以将剩余的进料混合到射流的后面部分中，并且使混合物降至最终化学计量比。具体地，参考图6，在此实施方案中，脱硫烃主料流(8)被分流成三个级分：烃燃料流(9)，所述烃燃料流被进料至hob/atr(118)以支持贫燃料燃烧，具体地进料至hob组件(180)中；烃料流(19)，所述烃料流作为第一进料被进料至hob/atr(118)、具体地紧邻hob组件(180)进料，以及脱硫烃料流(18)，所述脱硫烃料流首先被路由通过火焰加热器(100)。将脱硫烃原料流(18)与蒸汽流(35)混合，并如有关图1的实施方案所述通过预重整器(110)和火焰加热器(100)进行处理以生成经预热的预重整进料流(16)，所述预重整进料流作为第二进料流进料至hob/atr(118)。在所述实施方案中，烃燃料流(9)与来自hob组件(180)的贫燃料燃烧产物的反应不太可能形成烟尘。因此，可以减少预重整器的工作，并且在一些情况下，可以使用来自集成系统内部或外部的替代燃料，从而实质上减小火焰加热器和/或预重整器的尺寸并使得能够使用成本更低的燃料和/或炼厂排气料流。在另一个示例性实施方案中并且参考图7，在所述构型中，不需要在将预重整进料(14)进料至hob/atr(118)之前将其预热。因此，在此实施方案中，将预重整烃进料(14)作为第二进料直接进料至hob/atr(118)。因此，去除对所述蒸汽的预热减少了火焰加热器的工作。此外，总sr增加，从而降低了烟尘形成的潜在可能性。通过以下实施例进一步解释本发明，这些实施例将相关领域的实施方案与本发明的各种实施方案、以及基于本发明各种实施方案的那些实施方案进行比较，这些实施例不应被理解为对本发明进行限制。实施例对上述各种实施方案进行过程模拟。用于所有模拟的主进料和产物流条件列于表1中。所有模拟均使用天然气作为烃进料。对于合成气产物(32)中h2+co含量的20mmscfd的固定流量来比较所有实施方案。每单位体积合成气的进料和产物流的量在各种实施方案之间变化，如表2所示。另外，如表2中的h2/co比率所示，对于不同的实施方案，合成气的组成也在一定程度上不同。表1.hc进料(1)氧气(24)合成气(32)输出蒸汽(65)温度[f]70.0100.0100.0505.7压力[psia]613.5585.0461.5716.7摩尔分数甲烷0.905900乙烷0.036100丙烷0.007800异丁烷0.003100正丁烷0.004500氮气0.012595co20.030000h2s＝硫醇0.000005氧气0.996氩气0.004h2o1.000表2汇总了上文详述的图1至图7的实施方案中合成气生成系统的关键比较参数。本发明的所有实施方案(图3至图7)均实现了介于2.2至2.4之间的h2/co比率。与图2的相关领域实施方案相比，图3和图4的实施方案消耗了大约相同的ng，但少消耗约10％的氧气。这种改善的性能通过图3和图4的实施方案来实现，同时通过去除烟尘洗涤器以及使用与图2相比成本更低的锅炉降低了工艺复杂性。当与图1的相关领域实施方案相比时，关于图3和图4所述的实施方案消耗略少的ng并多消耗约22％的氧气，同时通过去除火焰加热器和预重整器显著降低了工艺复杂性。表2.与图1的相关领域实施方案相比，图5、图6和图7的实施方案消耗略多的ng和氧气，同时实现了在5％和32％之间的火焰加热器尺寸减小以及在2％和44％之间的预重整器尺寸减小。虽然已经参考本发明的具体实施方案详细描述了本发明，但是对于本领域技术人员来说显而易见的是，在不脱离所附权利要求的范围的情况下，可进行各种改变和修改，并且可采用等同物。当前第1页12