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Production de gaz combustibleµ'.
La présente invention concerne un procédé per- fectionné de production de gaz de gazogène ou de tout autre mé- lange de gaz de synthèse dérivés du charbon, du coke ou de ma- tières carboncées semblables par le réglage de la combustion de ceux-ci. Pour la facilité de la description, la description qui suit concernera du gaz de gazogène.
Dans la production de gaz de gazogène, on ren- contre de'nombreuses complications. Ces complications rendent le procédé coûteux, provoquent des limitations dans la capacité d'une unité donnée et restreignent le procédé à Ces charbons ou des cokes choisis, en ce sens que ceux-ci doivent avoir des températures de fusion et d'agglutination se trouvant au-dessus d'un certain minimum. Ces complications proviennent principale- ment du caractère thermique des réactions impliquées.
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Si on utilise le 'coke comme exemple, la réac- tion globale est :
EMI2.1
(il) 2C + 0 2C0 + 58,0000als.
Pour éviter que la température monte trop haut, il est de pratique courante d'ajouter de la vapeur à la réaction, ce qui donne :
EMI2.2
( B) C + B20-----aO + H2 - 30,000 Cals ,
La réactionAa lieu en réalité en deux temps comme suit :
EMI2.3
( C) C + 02--7002 97,000 Cals, (D) CO,,, + G ---+2 CO - 39,000 Cals.
Les réactions (B), (C) et (D) augmentent en vitesse avec la température, mais pour toute réaction donnée, (B) et (D) ont lieu avec environ la même vitesse 'tandis que (C) a lieu avec une vitesse de loin plus rapide. C'est cette relation entre ces réactions qui donne lieu aux complications mentionnées plus haut,
Par exemple, dans un gazogène ordinaire, uti- lisant -Lui lit fix@ de coke, l'air entrant réagit avec le coke chaud à la base du lit suivant la réaction (C). En cet endroit la température devient excessive, souvent supérieure à 2800 F.
A moins qu'un coke fondant à une température particulièrement élevée ait été employé, l'agglutination apparaît à cet en- droit . Pour diminer cet effet, de la vapeur est introduite en cet endroit mais comme simple absorbeur de chaleur, la vapeur est inefficace et donne des pertes.
Lorsque les gaz traversent le lit, l'oxygène disparaît et les.réactions (B) et (D) ont lieu. Celles-ci absorbent de grandes quantités de chaleur et refroidissent le lit au point que ces réactions progressent très lentement, La chaleur excessive à la base du lit ne remédie pa s à ces condi- tions parce que le lit est un mauvais conducteur à la chaleur.
Il estdonc clair que dans un gazogène ordi-
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naire utilisant un lit fixe, les conditions qui sont inhérentes à l'opération sont tout à fait l'inverse de'ce qui est désiré.
A la base du lit, où la réaction a lieu très rapidement, la température devient trop forte ce qui provoque l'agglutination et l'obstruction. A la partie supérieure, où la chaleur est re- quise pour entretenir les réactions endothermiques, elle n'est pas disponible et la température baisse jusqu'à un point où la réduction de CO2et H2O en CO et H est incomplète, ce qui don- ne un gaz non désirable ou de qualité inférieure,
Pour remédier à cette situation, on a eu re- cours à une technique spéciale dite "jiggling" qui a tendance à rendre les conditions uniformes dans tout le lit. Mais elle n'a pas que des avantages. Tandis qu'elle répond au but de ren- dre utilisable une partie de la chaleur de réaction de la réaction (C) pour (B) et (D), elle réduit également la concen- tration effective en carbone dans tout le lit.
Les vitesses de toutes ces réactions décroissent avec la diminution de la con- centration en carbone. D'autre part, si l'opération doit être économique, des cendres à basse teneur en carbone doivent être extraites. Un compromis doit donc être fait entre le maintien d'une concentration en carbone suffisamment haute dans le lit pour favoriser la réaction et le maintien d'une teneur faible en carbone dans les cendres. Nécessairement le résultat consiste à sacrifier la vitesse de réaction et à perdre du carbone dans les cendres. Par conséquent l'utilisa- tion efficace de carbone d'une unitéutilisant cette technique est faible.
Suivant la présente invention le dilemme pré- senté par un fonctionnement de ce type est résolu par l'utili- sation de deux zones de réaction séparées qui, en fait, rajus- tent les conditions de réaction d'une manière mieux calculée pour fournir les conditions préférées pour les réactions indi- viduelles enquestion. Cela implique une réorganisation des opérations de façon à rendre le maximum de carbone disponible
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au cours de la phase de réduction et à produire une concentra- tion en carbone réduite mais contrôlable, disponible au cours de la phase d'oxydation.
Elle rend passible un contrôle appro- prié, de la température dans les phases respectives, la réduc- tion complète de CO2 et H2O donnant pour résultat une puissance calorifique plus élevée des gaz produits etune plus grande ef- ficacité thermique de l'unité dans son ensemble de même qu'une utilisation maxima du carbone avec par conséquentdes cendres à faible teneur en carbone.
En résumé, la présente invention envisage un accomplissement partielde la réaction (C) dans une zone sépa- rée qui peut être considérée comme une zone de lavage de carbo- ne à laquelle la matière carbonacée est fournie à partir d'une zone de réduction séparée dans laquelle les réactions (B) et (D) et le reste de la réaction (C) ont lieu.
Puisque les buts de la présente invention consistent à assurer l'uniformité de la température de réaction, et du mélange de réaction dans les zones respectives et un équilibre de chaleur dans la zone de réduction à des niveaux élevés de température, d'effectuer la réduction complète de CO2 et H2O et d'éliminer l'agglutination qui peut accompagner les opérations aux niveaux de température désirés, une caractéristique consiste en le maintien de la ma- tière carbonacée, au cours des phases séparées, dans un état fluidifié, De même puisqu'on désire maintenir différentes con- centrations en carbone dans les zones séparées, une séparation physique de celles-ci est nécessaire.
En d'autres termes, l'ob- jectif ne peut pas être entièrement atteint simplement par écoulement de la matière carbonacée vers le bas à travers un récipient et l'écoulement des gaz en contre-courant par rapport à cette matière.
3'est en fait une caractéristique essentielle de la présente invention que les réactions (C) sont seulement partiellement effectuées dans la zone de lavage de carbone. Si l'accomplissement complet de cette rëaction était effectué dans cette zone, la température serait fatalement excessive. De plus
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on désire maintenir la zone de réduction à la température maxi- ma permise et cela est le plus convenablement réalisé par contre-balancement de l'aborption de chaleur des réactions (B) et (D) de produisant dans la zone, par la chaleur développée par l'achèvement de la réaction (0) dans cette zone.
Le mode opératoire décrit ci-dessus produit un gaz de gazogène chaud. C'est un but de la présente inven- tion de fournir un procédé semblable dans lequel un gaz de gazogène relativement refroidi est obtenu sans gaspillage ex- cessif de chaleur.
Un peut admettre que dans un procédé du type décrit, on peut conserver la chaleur par la réalisation d'é- change de chaleur entre le gaz final chaud et l'air froid fourni au procédé. Ceci aurait toutefois comme résultat une diminution importante de la quantité de chaleur qui peut être absorbée dans la phase d'oxydation et nécessiterait donc une réduction de la fourniture de carbone à la phase d'oxydation avec par conséquent une perte de capacité de l'unité dans son ensemble.
Suivant la présente invention, le résultat désiré est obtenu par utilisation d'un transporteur inerte de chaleur ayant une capacité de chaleur totale élevée, dans le procédé . Ce transporteur de chaleur rend possible 'l'emploi d'air réchauffé dans lazone d'oxydation sans perte sérieuse dans la capacité de celle-ci. Ce transporteur chauffé est en- suite envoyé vers la zone de réduction où il fournit la chaleur pour les réactions endothermiques qui ont lieu dans celle-ci.
Le principe général de la présente invention' est applicable également à des procédés d'une nature voisine, comme la production de gaz à l'eau. Par l'emploi de ce trans- porteur de chaleur, il est possible de convertir le type con- ventionnel de fonctionnement par soufflage et marche, pour la production de gaz à l'eau, en une opération en marche continue.
Pour réaliser les avantages complets de cette forme de réalisation de la présente invention, il est préférable
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de conduire les opérations avec tous les solides maintenus dans un état appelé fluidiflé. La matière solide carbonacée aura de préférence des dimensions telles que toutes les parti- cules passeront à travers dix mailles et qu'une partie impor- tante paxsera à travers 50 mailles. Une large répartition de dimensions'de particules est préférée, qui comprend des parti- cules aussi fines que 5 microns et augmentant jusqu'à la dimen- sion maxima mentionnée.
Le transporteur de chaleur, qui peut consister en sable ou en toute matière semblable granulée ou pulvérulente ayant une haute capacité de chaleur, sera de même composé- de particules qui toutes passent à travers 10 mailles et qui auront de préférence une gamme de dimensions de parti- cules comprise entre environ 10 mailles et environ 100 mailles, L'emploi de particules de cette garnie de dimensions facilite la séparation des cendres du transporteur de chaleur .
On peut observer qu'en général, la matière carbonacée contiendra un plus grand pourcentage de particules fines que dans le cas où aucun transporteur de chaleur n'est employé par ce que les par- ticules fines carbonacées doiverzt contribuer à la fluidifica- tion du transporteur de chaleur. Il est important de conserver à l'esprit que le pourcentage de particules fines réellement existantes dans la zone de est habituellement de loin plus grand que celui .fourni dans l'alimentation en ma- tières carbonacécs à cause du broyage et de la déradation résultant de la réaction.
La rature de la présente invention peut être plus clairement comprise par la description détaillée sui- vante des dessins annexés dans lesquels :
La fig. 1 estune vue on élévation de face, sous forme schématique, d'une installation convenant pour la production de gaz de gazogène froid suivant la présente invention et
La fig. 2 estune vue semblable d'une installation con- venant pour laproduction de gaz à l'eau suivant la présente invention.
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Si on se reporte en détails à la fig.l, le chiffre 1 désigne la première chambre de réaction ou chambre d'oxydation et le chiffre 2 désigne la seconde chambre de réac- tion ou chambre de réduction. La matière première carbonacée est introduite dans la chambre de réaction 2 par une conduite d'alimentation 3 en un endroit exactement au-dessus d'une grille convenable 4 qui est pourvue d'ouvertures d'une dimen- sion suffisante pour lais ser passer la matière solide. La ma- tière carbonacée peut être introduite à l'intérieur par un transporteur à vis ou peut être fournie dans un état fluidi- fié à partir d'un tuyau vertical relié à une trémie suivant la technique bien connue dans le craking catalytique utilisant un catalyseur fluidifié.
Le gaz est introduit dans le bas de la chambre da réaction 2 au moyen de la conduite 5 qui conduit le gaz à partir d'un séparateur cyclone ou d'un autre séparateur de gaz et de solide 6 qui à son tour reçoit un mélange de gaz et de solides de la chambre de réaction 1 pat la conduite 7.
Le gaz amené par la conduite 5 est le produit de la réaction de l'oxygène avec la matière carbonacée de la chambre de réaction 1, l'oxygène étant fourni par exemple, sous forme d'air. Il peut contenir de 5 à 10 % de CO2 et de 10 à 16% d oxygène, suivant les fournitures de solide et de gaz à la chambre de réaction 1. Dans certains cas la teneur en oxygène et la teneur en CO2 peuvent être toutes deux beau- coup plus élevées. On préfère cependant maintenir une quantité importante d'oxygène dans la conduite 5, pour aider la fourni- ture de chaleur dans la chambre de réaction 2 par la réaction avec le carbone. Le gaz est introduit par la conduite 5 à une vitesse suffisante pour effectuer la fluidification de la ma- tière solide finement divisée dans la chambre de réaction 2 .
Ordinairement la vitesse du gaz à travers la chambre de réac- tion 2 sera comprise entre 0,5 et 5 pieds par seconde, la vi- tesse particulière dépendant de la dimension de particules et de la répartition de dimensions de particules de solides dans
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cette chambre de réaction.
Le gaz quittant la chambra de''réaction 2 con- sistera principalement en CO et Hà côté de 'l'azote. Lorsqu'on désire éliminer l'azote des gaz produits, de l'oxygène pur peut être employé à la place d'air pour la combustion dans la chambre de réaction 1. Lorsque du charbon broyé est employée ce gaz est enrichi d'hydrocarbures et ceci est souhaitable dans un gaz combustible.
Dans ce cas, ce gaz peut être traité pour la récupération de quelques hydrocarbures désirés, Ce gaz transportant de fines particules solides est fourni au moyen de la conduite 8 dans un séparateur cyclone ou autre 9 à partir duquel le gaz purifié s'éloigne par la conduite 10 tan- dis que les solides récupéras sont envoyés dans la chambre de réaction par la conduite 11,
La vitesse minima des gaz dans la chambrede réaction 2 est celle qui est suffisante pour donner la turbu- lence nécessaire pour réaliser le but de l'invention.
Lorsque la vitesse du gaz augmente au-dessus de ce minimum, il y a tendance à ce que la densité de solides dans la chambre de réaction diminue à cause de l'antraînement de solides par le gaz, Cependant si les solides sont; fournis dans la chambre de réaction en forto proportion, cette réduction de densité due à la grande vitesse du gaz estmoindre. Ceci estrendu possi- ble par la remis dans le cycle des solides à partir du sépa- rateur cyclone 9. La vites se maxima du gaz est celle qui main- tiendra de manière satisfaisante la concentration en solides dans la chambre de ré@ction 2 avec la remise dans le cycle des solides provenant du séparateur 9.
Ce mode opératoire permet une haute capacité maximes en même temps qu'une large gamme de capacités tout en maintenant encorede bonnes condi- tions de fonctionnement.
La matière carbonacée partiellement consommée mélangée avec le transporteur inerte de chaleur quitte le bas de la chambre de réaction 2 par le tuyau vertical 12. Ce tuyau est pourvu d'un certain nombre de lumières ou de tuyères
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d'injection 13 pour l'injection de petites quantités de gaz fluidifiant destinées à maintenir les solides dans le tuyau dans un état fluidifié. Il est avantageux d'utiliser de la vapeur dans ce but.
A la partie inférieure du tuyau vertical se trouve un élément de commande 14 qui peut consister en une vanne coulissante convenable, une roue en étoile ou un autre dispositif pour le réglage de l'écoulement de matière solide fluidifée. Cette matière solide est déchargée dans une con- duite d'écoulement 15 par laquelle elteest conduite vers la partie inférieure de la chambre de réaction 1 où elle est in- troduite au-dessus d'une grille 16. Un peu de vapeur peut être introduite dans la conduite 15, comme on l'a indiqué, aussi bien qu'en des points le long de celle-ci, pour faciliter le transport de la matière solide fluidifiée.
La demande totale d'air pour le procédé est introduite dans la partie inférieure de la chambre de réaction 1, en-dessous de la grille par laconduite 17. Les conduites 17 et 10 passent à travers un échangeur de chaleur 18 dans le- quel la chaleur est communiquae à l'air entrant par le gaz fi- nal produit, de telle sorte que le gaz est refroidi. L'air est introduit dans la chambre de réaction 1 en quantité suffisante pour maintenir les solides de cette chambre de réaction dans un état fluidifié. De nouveau la vitesse de l'air à travers cette chambre de réaction sera en général comprise entre 0,5 et 5 pieds par seconde. Habituellement toutefois, elle sera in- férieure à lavitesse dans la chambrle de réaction 2.
Ceci parce que la dimension moyenne de particules de solides fournies à la chambre de réaction 2 devient plus petite en raison du broyage et de la réactioh, et que de plus de fines cendres se forment dans la chambre de réaction 1 comme cela apparaître plus loin,
Un peu de vapeur peut être admise avec l'air dans la .conduite 17 pour aider le réglage de la température de la chambre de réaction 2. Une grande partie de celle-ci
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peuc être amenée parla conduite 15, D'autres quantités de vapeur et/ou d'air seront introduites dans le 'procédé au moyen des tubulures 19 du tuyau vertical 20 dans lequel les cendres et le transporteur inerte de chaleur de la chambre de réaction 1 sont déchargées.
Ce mélange de solides est maintenu dans un étatdense, fluidifié dans le tuyau vertical 20 pour empêcher qu'il bouche celuic-i pour fournir une charge hydro- statique pour facilita* le transport,
Le gaz de réaction contenant les cendres quitte le sommet de la chambre do réaction 1 par la conduite 7 qui dé- bouche dans le séparateur 6. Les cendres qui peuvent contenir des particules de transporteur inerte de chaleur sont renvoyées du séparateur à la chambre de réaction 1 par la conduite 21.
Si cette matière consiste de manière prépondérante en cendres, elle peut être enlevée du système en cet endroit par la con- duite 22. Le mélange de matière solide fluidifiée est trans- por té du tuyau vertical 20 par la conduite 23 dans un sépara- teur cyclone ou autre 24. Un gaz tel que de l'air est refoulé dans la conduite 23 à son extrémité ouverte pour communiquer une vitesse suffisante au courant de solide se déplaçant à travers cette conduite pour éliminer les cendres légères du séparateur 24 en permettant seulement à la matière solide plus lourde de tomber dans le tuyau 25 à la partie inférieure du séparateur 24.
Ce tuyau est également pourvu de tubulures ou de lumières 26 dans lesquelles un agent fluidfiant peut être fourni en quantité suffisante pour maintenir la matière solide du tuyau vertical dans un état dense fluidifié. Un élément de commande ou une vanne 27 est prévu à la partie inférieure du tuyau vertical qui débouche dans une conduite de transport 28.
De lavapeur peut être fournie dansl'extrémité ouverte de cet- te conduite de transport pour contribuer au transfert du trans- porteur de chaleur chaud vers la chambre de réaction 3 où il est introduit exactement au-dessus de la grille 4. Pendant le transfert de cette matière solide qui transporte de la chaleur, d e la chambre,de réaction 1 à la chambre de réaction 2, les
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gaz qui sont éventuellement employés pour contribuer au trans- port sont réchauffés jusqu'à une température au moins aussi haute que celle du transporteur de chaleur.
Pour faire démarrer ce système, un mode opéra- toire convenable comprend les opérations suivantes :
1.- Du gaz de combustion chaud contenant de l'oxy- gène est envoyé à travers le système et la matière solide est introduite pour amener le système à une température d'environ au moins 1600 F.
2.- Du sable est introduit rapidement dans la cham- bre de réaction 1 jusqu'à ce que cettechambre de réaction soit chargée convenablement pàur de bonnes conditions de fluidifica- tion dans la chambre de réaction, c'ést-à-dire une densité de 5 à 10 livres par pied cube.
3.- Un mélange de parties égales de sable et de coke est introduit dans la chambre de réaction 2 de manière analogue jusqu'à ce qu'elle soit chargée de manièr,e convenable pour un bon fonctionnement avec fluidification.
4.- Aussit8t que la température dans la chambre de réaction 2 commence à s'élever au-dessus de celle régnant dans la conduite 5 de la vapeur est introduite dans la chambre de réaction,2 pour maintenir la température à un niveau plus bas.
5.- La vanne 14 est ouverte partiellement pour faire dé- buter l'élévation de température dans la chambre de réaction 1, des mesures étant prises pourque cette température ne dépasse pas la température d'agglutination des cendres, et en même temps le niveau dans la chambre de réaction 1 est maintenu par une vanne de réglage approprié 29.
6. - On remplace progressivement le gaz de combus- tion par de l'air dans la conduite 17.
Pendant le fonctionnement un procédé décrit plus haut, la température dans la chambre de réaction 1 est maintenue entre environ 1500 et 2500 F, habituellement entre Environ 1700 et 2200 F. Il est préférable d'opérer à la plus haute température que les cendres supporteront sans s'agglutiner.
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La tempéra bure dans la chambre de réaction 1 est réglée par la commande de la quantité de carbone admise-'par la conduite 15. La quantité d'air admise à la chambre de réaction 1 cornue on l'a indiqué plus haut, est le total requis pour la produc- tion finale de gaz. Bile est donc en excès sur celle requise pour réagir avec tout le carbone admis pa@ la conduite 15, Il en résulte que la température dans lachambre de réaction 1 est réglée seulement par la manipulation de la vanne 14, en réglant ainsi la fourniture de carbone.
Une élévation locali- sée de la température dans cette chambre Je réaction est prati- quement éliminée à la fois à cause de la répartition uniforme du carbone dans la chambre de réaction et à cause de la grande quantité de cendres présente. Le niveau de la matière solide .fluidifiée dans cette chambre de réaction est régléé par la quantité de cendres extraites par le bas, Ce niveau est natu- rellement également fonction de la vitesse du gaz à travers cette chambre de réaction.
Le niveau maintenu est celui qui fournit le maximum de capacité de la chambre de réaction 1, en tenant compte de la vitesse du gaz à travers la chambre de réaction et des cendres à la partie supérieure,
Dans la chambre de réaction? @@ la température maintenue peut être en général du même ordre de grandeur que dans la chambre de réaction 1.
Il est souvent désirable cepen- dant, suivant le caractère de la matière carbonacée, de Plainte- nir un niveau de températureplus bas dans la .chambre de réac- tion 2 que dans la chantre de réaction,!., parce que dans cette chambre de réaction, la condition prédominante est la réduction ot que le point d'agglutination de quelques cendres est forte- ment diminué dans les conditions de réduction. Lorsque donc la température dans la chambre de réaction 1 estmaintenue entre environ 2000 et 2400 F, la température dans la chambre de réaction 2 peut être maintenue dans la gamme comprise entre environ 1800 et 2000 F.
La température dans la chambre de réaction 2 est commandée par le réglage de la fourniture de va peur à la a
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chambre de réaction 1. 'Evidemment puisque tout l'air requis pour le procédé est fourni à la chambre de réaction 1 et que la température dans cette chambre de réaction est réglée par la fourniture de carbone, cell.e-ci aura une influence sur la chambre de réaction 2 à moins que la fourniture de vapeur soit réglée de façon adéquate. Si la fourniture permise de carbone à la chambre de réaction 1 est telle qu'un fort pourcentage d'oxygène reste dans le gaz fourni à lachambre de réaction 2, la fourniture de vapeur doit tre augmentée.
L'oxygène contenu dans le gaz fourni à la chambre de réaction 2 produira de la chaleur dans cette chambre de réaction, mais à cause de l'état fluidifié de la matière solide dans cette chambre de réaction, cette chaleur sera uniformément répartie et sera facilement absorbée par les réactions (B) et (D). Dans certains cas dans lesquels la fourniture de carbone à la chambre de réaction 1 est limitée au point de laisser un fort résidu d'oxygène dans le , gaz d'alimentation pour la chambre de réaction 2, de la vapeur peut être fournie accessoirement à la conduite 5 dans laquelle une déficience ne peut pas tre compensée par les tuyères 13.
Les réglages dans ce procédé se font comme suit:
4.- La vitesse du gaz produit par l'unité dans son ensem- ble, est réglée par la vitesse de l'air fourni à la chambre de réaction 1.
2.- Les solides de la chambre de réaction 1 sont réglés par les cendres extraites de cette chambre de réaction.
3.- La température dans la chambre de réaction 1 est fonction de la valeur de la fourniture de carbone par la vanne 14.
4.- La quantité de poudre dans la chambre de réaction 2 est réglée par la matière carbmnacée @@ fraîche fournie.
5. - La température dans la chambre de réaction 2 est réglée par la valeur de la fourniture de vapeur.
@ Un avantage particulier du procédé suivant la présente, invention consi ste en ce qu'une concentration élevée .
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en carbone es@ fournie dans la zone de réduction, ce qui favo- risa de hautes valeurs de réduction dans cote? zone tandis que le raglans absolu de température est maintenu indépendamment dans les deux zones.
Dans un gazogène ordinaire, la température du lit supérieur tombe à 1400-1500 F, ou même plus bas à l'occa- sion, -température à laquellela vitesse de réduction est très lente. On se rappellera que la vitesse de réduction est appro- ximativement doublée par chaque augmentation de température de 100 F. Dans le procédé suivant la présente invention, il est possible de maintenir la température de réduction à des ni- veaux plus élevés et dépassant 2200 F, lorsque les cendres le supportent.
Un autre avantage consiste en ce que dans la zone d'oxydation , la consommation de carbone peut avoir lieu dans une plus grande mesure que ce n'est habituellement le cas sans c@éer des problèmes difficiles de réglage de température.
'En d'autres termes, le procédé rend possible la production de cendresà plus faible teneur en carbone que ce qu'on obtenait jusqu'à présent.
Un autreavantage très important de la prés en- te invention consiste en ce que les réactions de réduction peu- vent être effectuées jusqu'à l'achèvement comelet qui laisse le gaz produit sensiblement exemot d@ CO2 et H2O non désirables.
De plus à cause de la turbulence dans la chambre de réduction, la formation de goudron est fortement réduite, lorsque du char- bon ou une matière semblable est employée comme produit d'ali- mentation frais .
Ces avants es ainsi que d'autres sont les ré- sultats directs des principes de base de l'opération impliqués dans le procédé d'après la présente invention, suivant laquelle des concentrations convenables en carbone sont maintenues dans les zones respectives avec un réglgage indépendant des tempéra- tues dans ces zones, 'En réalité,
la présente invention ren- verse l'ordre du fonctionnement conventionnel de gazogène pour
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fournir un ordre de succession dans lequel les matières subis- sant le traitement peuvent être soumises au traitement dans les conditions les mieux appropriées pour leur consommation la plus économique tout en fournissant en même temps un réglage de température adéquat dans les différentes phases du'fonctionnement.
Dans la production de gaz à l'eau, c'est l'ha- bitude de prévoir un lit de matière carbonacée qui est alterna- tivement.soufflé au moyen d'air et de vapeur. Le soufflage d'air sert à brûler une partie de la matière carbonacée de manière à faire monter la température du lit jusqu'à celle requise pour la réaction entre la vapeur et le carbone, Lorsque le lit est suffisamment chauffé, ce qui dans le fonctionnement courant est une question de minutes, la vapeur est soufflée à travers ce lit pour effectuer une réaction entre la vapeur et le carbone du lit, ce qui produit un mélange d'oxyde de carbone et d'hydrogène. Cette réaction est hautement endothermique, ce qui signifie que le lit se refroidit rapidement ce qui a pour résultat une période de réaction très courte.
De plus la vites- se de cette réaction dépend de la concentration en carbone du lit. Plus celle-ci est réduite par la phase de combustion, plus est lente la vitesse de la réaction avec la vapeur, ce qui a pour résultat qu'une simple charge de matière carbonaoée à la chambre de réaction fournit seulement une durée limitée de réaction.
La présente invention rend possible la produc- tion de gaz à l'eau en un procédé continu dans lequel une four- niture de chaleur adéquate est continuellement maintenue et dans lequel la matière carbonacée dans la chambre de réaction est riche en carbone de façon adéquate , La manière d'après laquelle ce procédé peut être conduit suivant la présente in- vention est représentée à la fig. 2, dans laquelle le chiffre 31 désigne le générateur de gaz à l'éau auquel la matière carbonaoée est fournie par la conduite 32 exactement au-dessus
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de la grille 33 d'une manière semblable à celle décrite avec référence à la fig, l.
La matière carbonacée partiellement utilisée quitte la chambre de réaction par un tuyau vertical 34 relié à la partie inférieure de celle-ci et pourvu de tubu- lures ou de tuyères 35 pour l'introduction.de vapeur en quan- tités suffisantes pour maintenir les solides du tuyau vertical dans un état dense fluidifié. Près de sa base, ce tuyau verti- cal est pourvu d'un élément de réglage convenable 36 pour ré- gler la quantité de matière solide quittant le tuyau vertical.
Le gaz quitte l'extrémité supérieure de la chambre de réaction par la conduite 37 qui débouche dans un séparateur de gaz et de solide 38 du type cyclone ou autre convenable, de la partie inférieure duquel les solides sont renvoyés à la chambrede réaction par le tuyau 39 et du sommet duquel le gaz produit est extrait par la conduite 40.
Les solides déchargés du tuyau ver ti cal 34 sont conduits par le tuyau 41 ver;; une seconde chambre 42 qui peut être appelée une chambre de lavage de carbone et qui rem- pli.t de plus la fonction de réchauffeur' . De l'air ou de la vapeur peut être introduitdans l'extrémitéouverte du tuyau 41-pour contribuer au transfert de la matière solide,
Le récipiens 42 est de construction semblable à la chambre @e réaction 31, étant pourvu d'une grille 43 exactement au-dessus du point de débouché du tuyau 41. De
EMI16.1
1'air. es lntJ.'o.Jult sous la grille 4:' par la conduibo 4.'!..
Les gaz de combustion quittent le ré cipient 42 par la conduite 45 et passent à travers @n séparateur du type cyclone au autre 46 à partir de la base duquel des solides sont éliminés pa@ la conduite 47 tandis que le gaz résiduel sort à la partie supérieure par la conduite 48. Les conduit'38 44 et 48 traver- sent un échangeur de chaleur 49 par lequel l'air entrant est réchauffé au moyen du gaz de combustion.
Le résidu solide est extrait de la partie in- férieure du récipient 42 par le tuyau vertical 50 pourvu de tubulures ou de tuyères convenables 51 pour maintenir les
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solides du tqyau vertical dans un état dense fluidifié. A proximité de sa partie inférieure le tuyau vertical est pourvu d'un élément de réglage 52 pour régler la quantité de solides quittant le tuyau vertical. Les solides quittant le tuyau vertical alimentent la conduite 53 qui les renvoie vers la chambre de réaction 31, en un endroit se trouvant exactement au-dessus de la grille 33, ou près du sommet de celle-ci, ou aux deux endroits si on le désire. De la vapeur peut être introduite dans l'extrémité ouverte du tuyau 53 pour contribuer à ce transfert.
Lorsque la vapeur ainsi introduite, additionnée de la vapeur introduite par la tuyère 35 est insuffi- sante pour fournir toute la vapeur requise pour la production de gaz à l'eau, et c'est habituellement le cas, de la vapeur sup- plémentaire est introduite à la partie inférieure de la chambre de réaotion 31 par des conduites d'alimentation 54 convenable- ment disposées.
Dans ce .procédé, un transporteur inerte de cha- leur est employé. Ce transporteur de chaleur est un solide fine- ment divisé tel que du sable ou une autre matière inerte de haute capacité de chaleur totale. Ce transporteur de chaleur peut être introduit dans le système en passant par les sépara- teurs 38 et 46 au moyen des trémies appropriées 55 et 56 res- pectivement. Ce transporteur inerte de chaneur est chauffé jusqu'à une température élevée dans le récipient 42 par la combustion da carbone résiduel fourni par la chambre de réac- tion 31 au récipient 42. Dans le récipient 42, la quantité d'air fournie sera celle qui est suffisante pour brûler le carbone en anhydride carbonique, fournissant ainsi un maximum de chaleur à emmagasiner dans le transporteur de chaleur.
La vitesse de l'air à travers'le récipient 42 sera convenablement réglée entre environ 0,5 et 5 pieds/seconde pour maintenir les solides dans oelui-ci, dans un état fluidifié. Cette vitesse est de préféren- ce réglée de manière à éliminer à la partie supérieure les cen- dres légères qui sont extraites du séparateur 46 par la con- duite 47 et peuvent être éliminées du système par la conduite de branchement 57 ou renvoyées en partie vers le récipient 42 pour maintenir dans celui-ci une teneur sélective en cendres
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La remise dans le cycle d'une quantité suffisante de cendres avec le transporteur de chaleur pour fournir une bonne flui- dification dans les conduites de transport est également dési- rable.
les dimensions de particules de la matière car- bonacée et du transporteur inerte de chaleur à employer dans le procédé sont du même ordre de grandeur que celles citées à propos de la fig. 1. Il est préférable d'avoir une forte pré- dominance de fines particules dans la matière carbonacée, si on appelle fines particules, celles plus petites que 100 mail- les, pour assurer la fluidification du transporteur inerte de chaleur. On peut mentionner également que la vitesse du gaz dans la chambre de réaction sra du même ordre de grandeur que celle dans la chambre de réaction 2 de la fig. 1.
Dans la mise en marche du système, la chambre de réaction 31 et le récipient 42 peuvent tous deux être chargés d'un mélange de matières carbonacée finement divisée telle que du coke et d'un transporteur de chaleur finement divisé tel que du sable. La taneur En sable de la charge pour le ré- cipient 42 peut constituer au moins 1/2 de celle -ci tandis que la teneur en sable de la charge de la chambre de réaction 31 ne constituera pas plus d'environ 1/3 de celle-ci. A lasortie, de l'air peut être soufflé à travers les deux récipients jusqu'à ce qu'ils soient amenés à température et l'écoulement de solides à travers le système est réglé à la valeut désirée.
La fourniture d'air à la chambre de réaction 31 peut donc être remplacée par de la vapeur et l'opération continue d'une manière ininterrompue à partir de ce point, du coke étant continuellement chargé par la conduite 32 et les cendres étant continuellement extraites par le tuyau 57.
Pendant le fonctionnement, la température dans le récipient 42 est réglépar la fourniture de carbone par la conduite 41. La composition du gaz sortant de ce récipient est naturellement déterminée par la vitesse de l'air fournie à celui-ci. La composition du gaz à l'eau est déterminée par la valeur de la f ourniture de matière carbonacée et la tem-
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pérature maintenue dans la chambre de réaction 31, qui à son tour est réglée par la valeur de la fourniture de sable par la conduite 53.
La température dans la zone de réaction 31 sera maintenue au niveau le plus élevé compatible avec le maintien des caractéristiques convenables de fluidification des cendres.
Lorsqu'on utilise de l'anthracite de qualité supérieure ayant des cendres à point de fusion élevé, comme matière première, la température dans la chambre de réaction 31 peut être d'au moins 2000 F, et dans la chambre de réaction 42, de 2100 ou même 2200 F. La chambre de réaction 42 amène une limitation de la température qui peut être atteinte dans la chambre de réaction 31 parce que la température dans la chambre de réaction 42 sera plus haute que celle existant en 31 et celle-ci est à son tour limitée par le point de fusion ou le point d'agglutination des cendres produites à partir des matières premières.
Une raison pour le maintien d'une température aussi haute que possible dans la chambre de réaction 31 est de rendre possible la récupéra- tion, hors du charbon utilisé comme matière première, de l'hy- drogène qui peut être enlevé par cracking de la matière pre- mière.
On comprendra que la discussion qui précède des plans spéciaux d'écoulement représentés est destiné à expliquer la nature de la présente invention et non à définir ses limites.
Diverses modifications des plans particuliers d'écoulement dé- crits apparaitront aux personnes du métier et des applications des principes généraux incorporés dans la présente invention, autres que celles spécialement représentées apparaitront immé- diatement.
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