DD143788A5 - Kombiniertes kohleverfluessigungs-und vergasungsverfahren - Google Patents
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Landscapes
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
Die Erfindung betrifft ein kombiniertes Kohleverflüssigungs- Vergasungsverfahren. Ziel der Erfindung ist die Erhöhung des thermischen
Description
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Kombiniertes Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren Anwendungsgebiet der Erfindung
Die Erfindung betrifft ein Verfahren, in welchem die Prozesse der Kohleverflüssigung und oxidierenden Gaserzeugung synergistisch unter Erhöhung des thermischen Wirkungsgrades kombiniert sind. Als Ausgangskohlen für das erfindungsgemäße Verfahren eignen sich z. B. Steinkohlen, subbituminb'se Kohlen (Moorkohlen oder schwarze Lignite) und/oder Lignite. '
Die Umwandlung von Rohkohle in Destillatflüssigkeit und gasförmige Kohlenwasserstoffprodukte durch Lösungsmittelverflüssigung in Gegenwart von molekularem Wasserstoff unter Rückführung des Mineralrückstandes wird üblicherweise bei höherem thermischem Wirkungsgrad als die Umwandlung von Kohle in Fördergaa mit Hilfe eines Teiloxidations- und Methanisierungsreaktionen anwendenden Vergasungsprozesses durchgeführt. Zum Stand der Technik gehört ein unter Rückführung des Mineralrückstandes in die Verflüssigungszone arbeitendes kombiniertes Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren, bei dem die gesamte in der Verflüssigungszone nicht in flüssige oder gasförmige Produkte umgewandelte, normalerweise feste, gelöste Kohle in eine Vergasungszone zur Umwandlung in Wasserstoff übergeführt wird, wobei die in die Vergasungszone übergeführte Menge an normalerweise fester, gelöster Kohle gerade dafür ausreicht, die Vergasungszone in die Lage zu versetzen, den Wasserstoffbedarf des Verfahrens zu decken.
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Gemäß dem Stand der Technik wurde die Kombination der Kohleverflüssigung und '-vergasung auf Basis eines Wasserstoff-Materialausgleichs vorgenommen. In dem Aufsatz "The SRC-II Process - Presented at the Third Annual International Conference on Coal Gasification and Liquefaction, University of Pittsburgh" (3. bis 5· August 1976) von B. K. Schmid und D. M. Jackson, wird betont, daß die Menge des von der Verflüssigungszone zur Vergasungszone geleiteten organischen Materials bei einem kombinierten Kchleverflüssigungs-Vergasungsverfahren gerade für die Bildung des für das Verfahren erforderlichen Wasserstoffs ausreichen sollte. Der Aufsatz enthält keinen Hinweis auf die Überleitung von Energie als Brennstoff zwischen der Verflüssigungs- und Vergasungszone und eröffnet daher keine Möglichkeit zur Optimierung des Wirkungsgrades, wie aus der nachstehend erläuterten Figur 1 ersichtlich ist. Aus der Beschreibung von -Figur 1 geht hervor, daß die Optimierung des Wirkungsgrades die Überleitung von Energie als Brennstoff zwischen den Zonen erfordert und nicht durch einen Wasserstoffausgleich ohne Energieübertragung erzielt werden kann.
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Ziel der Erfindung ist die Bereitstellung eines wirtschaftlichen kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahrens, bei dem der thermische Wirkungsgrad wesentlich erhöht ist.
Darlegung des Wesens der Erfindung
D%r Erfindung liegt die Aufgabe zugrunde, eine Optimierung des Wirkungsgrades durch die Überleitung von Energie als Brennstoff zwischen den Zonen zu erreichen.
Erfindungsgemäß wird das kombinierte Kohle-Verflüssigungs-Yergasungsverfahren in der Weise ausgeführt, daß man
a) eine mineralhaltige Ausgangskohle, Wasserstoff, zurückgeführtes gelöstes flüssiges Lösungsmittel, zurückgeführte normalerweise feste, gelöste Kohle und zurückgeführten Mineralrückstand in eine Kohleverflüssigungszone leitet, um kohlenwasserstoffhaltiges Material aus dem Mineralrückstand herauszulösen und das kohlenwasserstoff haltige Material zu hydrokracken und dadurch ein Gemisch zu erzeugen, welches Kohlenwasserstoffgase, gelöste Flüssigkeit, normalerweise feste, gelöste Kohle und suspendierten Mineralrückstand enthält,
b) Destillatflüssigkeit und Kohlenwasserstoffgase von einer Aufschlämmung abtrennt, welche die genannte normalerweise feste, gelöste Kohle, Lösungsmittel und Mineralrückstand enthält,
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c) einen Teil der Aufschlämmung zur Verflüssigungszone zurückführt,
d) den Rest der Aufschlämmung für die Destillation in eine Destilliervorrichtung leitet, welche eine Vakuumdestillationskolonne einschließt, wobei die als Sumpfprodukt aus der Vakuumdestillationskolonne erhaltene Aufschlämmung eine Vergaserbeschickungsaufschlämmung umfaßt, welche praktisch die gesamte normalerweise feste, gelöste Kohle und die Mineralrückstandsausbeute der Verflüssigungszone im wesentlichen ohne normalerweise flüssige Kohle und Kohlenwasserstoffgase enthält,
e) die Vergaserbeschickungsaufschlämmung in eine Vergasungszone überführt, wobei die VergaserbeschickungsaufschlMmmung im wesentlichen das gesamte kohlenwasserstoffhaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone umfaßt, wobei die Vergasungszone eine Oxidationsζone für
. die Umwandlung des darin befindlichen kohlenwasserstoffhaltigen Materials zu Synthesegas beinhaltet, wobei die Menge an kohlenwasserstoffhaltigem Material, die in die Vergasungszone geleitet wird, ausreichend ist, um in der Vergasungszone eine zusätzliche Menge an Synthesegas als der benötigten Menge an Verfahrens-Wasserstoff zu erzeugen, die den thermischen Wirkungsgrad des Verfahrens, wenn man sie als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verbrennt, erhöht, wobei der Gesamtverbrennungswärmegehalt der zusätzlichen Menge an Synthesegas auf Wärmebasis 5 bis 100 % des gesamten für das Verfahren erforderlichen Energiebedarfs deckt, und diese zusätzliche Menge bei der Durchführung des Verfahrens als
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Brennstoff verbrennt, und
f) einen Teil des Synthesegases durch eine (katalytische) Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) in einen wasserstoffreichen Gasstrom umwandelt und diesen Strom als Verfahrens-Wasserstoff zur Verflüssigungszone leitet.
Die Verflüssigungszone des erfindungsgemäßen Verfahrens umfaßt eine endotherme Vorheizstufe und eine exotherme Auflösungsstufe. Die Temperatur im Auflöser ist aufgrund der darin stattfindenden Hydrier- und Hydrokrackreaktionen höher als die maximale Temperatur im Vorerhitzer. Die vom Auflöser oder von irgendeiner anderen Stelle des Verfahrens stammende Rückstandsaufschlämmung, welche flüssiges lösungsmittel und normalerweise feste, gelöste Kohle und suspendierte Mineralrückstände enthält, wird durch die Vorerhitzer- und Auflöserstufe rezirkuliert. Gasförmige Kohlenwasserstoffe und ein flüssiges kohlenwasserstoffhaltiges Destillat werden vom System zur Auftrennung des Produkts der Verflüssigungszone gewonnen. Der nicht zurückgeführte Anteil der vom Auflöser stammenden, verdünnten mineralhaltigen Ruckstandsaufschlämmung wird zu bei Atmosphärendruck und im Vakuum arbeitenden Destillationskolonnen bzw. -türmen geleitet. Sämtliche normalerweise flüssigen und gasförmigen Materialien werden vom Kopf der Destillationskolonnen abgezogen und· sind daher im wesentlichen mineralfrei, während eine konzentrierte mineralhaltige Ruckstandsaufschlämmung als Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt (VTB) gewonnen wird. Die normalerweise flüssige Kohle wird hier mit "Destillatflüssigkeit" und "flüssige Kohle" bezeichnet; mit beiden Ausdrücken ist gelöste Kohle
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gemeint, welche bei Raumtemperatur normalerweise flüssig ist, wobei das Verfahrenslösungsmittel inbegriffen ist. Die konzentrierte Aufschlämmung enthält die gesamten anorganischen Minerale und das gesamte ungelöste organische Material (UOM), welche Komponenten zusammen hier als."Mineralrückstand" bezeichnet werden. Der UOM-Anteil beträgt stets weniger als 10 oder 15 Gew.-% der Ausgangskohle. Die konzentrierte Aufschlämmung enthält ferner die eine Temperatur von mindestens 454 0C (850 0P+) aufweisende gelöste Kohle, welche bei Raumtemperatur normalerweise fest ist und hier als "normalerweise feste, gelöste Kohle" bezeichnet wird. Diese Aufschlämmung wird als Ganzes ohne Filtration oder sonstige Pest/Plüssig-Auftrennung sowie ohne Verkokung oder sonstige Stufe zur Zerstörung der Aufschlämmung in eine Teiloxidations-Vergasung3zone geleitet, welche dafür eingerichtet ist, eine solche Aufschlämmung aufzunehmen. In der genannten Zone wird die Aufschlämmung in Synthesegas, das ein Gemisch von Kohlenmonoxid und V/asserstoff darstellt, umgewandelt. Die Aufschlämmung ist das einzige der Vergasungszone zugeführte kohlenstoffhaltige Einsatzmaterial. Eine Sauerstoffanlage zur Entfernung des Stickstoffs aus dem dem Vergaser zugeführten Sauerstoff ist vorgesehen, so daß das erzeugte Synthesegas praktisch stickstofffrei ist»
Ein Teil des Synthesegases wird zur Umwandlung in V/asserstoff und Kohlendioxid der (katalytisehen) Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) unterworfen. Das Kohlendioxid wird dann zusammen mit Schwefelwasserstoff in ein Sauergas-Beseitigungssystem abgezogen. Praktisch der gesamte, auf diese Weise erzeugte wasserstoffreiche Gasstrom wird im Verflüssigungsprozeß eingesetzt. Es ist ein kri-
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tisches Merkmal des erfindungsgemäßen Verfahrens, daß mehr Synthesegas erzeugt als zu einem wasserstoffreichen Strom umgewandelt wird. Mindestens 60, 70 oder 80 Mol-% dieses überschüssigen Synthesegasanteils werden als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verbrannt, so daß mindestens 60, 70 oder 80 % (bis zu 100 %) seines Wärmeinhalts durch Verbrennung innerhalb des Verfahrens gewonnen werden. Das im Verfahren als Brennstoff verbrannte Synthesegas wird vor der Verbrennung innerhalb des Verfahrens keiner Methanisierungsstufe oder sonstigen Wasserstoff verbrauchenden Reaktion, wie der Methanolerzeugung, unterworfen. Der nicht als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verwendete Anteil des Synthesegasüberschusses beträgt stets weniger als 40, 30 oder 20 % und kann einer Methanisierungs- oder Methanolumwand lungsstufe unterworfen v/erden. Die Methanisierung ist ein gebräuchliches Verfahren, das zur Erhöhung des Heizwertes des Synthesegases durch Umwandlung von CO in CH, dient. Erfindungsgemäß wird der in den Vergaser gelangende Anteil des kohlenwasserstoffhaltig*^ Materials der VTB-Aufsohlämraung auf einen Wert eingeregelt, der nicht nur zur Bereitstellung des gesamten Verfahrenswasserstoffbedarfs für die Verflüssigungszone durch Teiloxidationsund Komrertierungs- bzw. Verschiebungsreaktionen, sondern euch zur Herstellung eines Synthesegases ausreicht, dessen gesamter Verbrennungsheizwert genügend groß ist, um auf Wärmebasis 5 bis 100 % der gesamten, für das Verfahren erforderlichen Energie bereitzustellen, wobei die genannte Energie in Form von Brennstoff für den Vorerhitzer, Wasserdampf für die Pumpen, innerhalb der Anlage erzeugter oder fremdbesogener elektrischer Energie u. a. vorliegt.
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Im Rahmen der Erfindung wird innerhalb der Grenzen der Vergaserzone selbst verbrauchte Energie nicht als Verfahrensenergieverbrauch angesehen. Das gesarate dem Vergaser zugeführte kohlenstoffhaltige Material wird als Vergaserbeschickung anstatt als Brennstoff betrachtet. Obwohl die Vergaserbeschickung einer teilweisen Oxidation unterworfen wird, sind die Oxidationsgase Reaktionsprodukte des Vergasers und stellen kein Rauch- bzv/. Abgas dar. Die zur Erzeugung von Wasserdampf für den Vergaser benötigte Energie wird natürlich als Verfahrensenergieverbrauch angesehen, da diese Energie außerhalb der Vergasergrenzen verbraucht wird. Es stellt einen Vorteil des erfindungsgemäßen Verfahrens dar, daß der Dampfbedarf des Vergasers aus den nachstehend näher erläuterten Gründen relativ gering ist.
Jegliche nicht von dem im Vergaser"erzeugten Synthesegas stammende Verfahrensenergie wird direkt von ausgewählten, keine besondere Qualität aufweisenden (non-premium) gasförmigen und/oder flüssigen kohlenwasserstoffhaltigen Brennstoffen, welche in der Verflüssigungszone erzeugt werden, und/oder durch aus einer außerhalb des Verfahrens befindlichen Quelle stammende Energie, wie elektrische Energie, bereitgestellt. Die Vergasungszone ist gänzlich in den Verflüssigungsprozeß integriert, da das gesamte kohlenwasserstoffhaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone aus der Verflüssigungszone stammt und das meiste oder gesamte gasförmige Produkt der Vergasungszone durch die Verflüssigungszone entweder als Reaktions teilnehmer oder als Brennstoff verbraucht wird.
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Die Schärfe der in der Auflöserstufe der Verflüssigungszone stattfindenden Hydrier- und Hydrokrackreaktionen wird erfindungsgemäß zur Optimierung des Kombinationsverfahrens auf Basis des thermischen Wirkungsgrades variiert, im Gegensatz zu dem bei den herkömmlichen Verfahren vorgenommenen Materialausgleich. Die Schärfe der Bedingungen in der Auflöserstufe wird durch die Temperatur, den Wasserstoffdruck, die Verweilzeit und die Mineralrückstands-Kreislaufgeschwindigkeit bestimmt. Die Durchführung des kombinierten Verfahrens auf Basis eines Materialausgleichs stellt ein ganz anderes Verfahrensprinzip dar. Das Verfahren wird auf Materialausgleichbasis betrieben, wenn der Anteil des kohlenwasserstoffhaltigen Materials in der Vergaserbeschickung so eingestellt wird, daß das gesamte im Vergaser erzeugte Synthesegas nach der Konvertierung einen den genauen Wasserstoffbedarf des kombinierten Verfahrens beinhaltenden wasserstoffreichen Strom bilden kann. Die Optimierung des Verfahrens auf Basis des thermischen Wirkungsgrades erfordert ein dahingehend flexibles Verfahren, daß der Vergaserausstoß nicht nur den vollen Viasserstoffbedarf des Verfahrens, sondern auch einen beträchtlichen Teil des Energiebedarfs oder den gesamten Energiebedarf der Verflüssigungszone deckt. Außer der Bereitstellung des vollen Verfahrens-Wasserstoffbedarfs durch die Konvertierung erzeugt der Vergaser genügend überschüssiges Synthesegas, weiches bei direkter Verbrennung mindestens etwa 5, 10, 20, 30 oder 50 und bis zu 100 % (auf Wärniebasis) des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens einschließlich elektrischer oder sonstiger fremdbezogener Energie, jedoch mit Ausnahme der im Vergaser erzeugten Wärme, bereitstellt. Mindestens 60, 70, 80 oder 90 Mo 1-% (und bis zu 100 %) des gesaraten Wasserstoff- und
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Kohlenmonoxidgehalts des Synthesegases (auf aliquoter oder nicht-aliquoter Basis von Hp und CO) v/erden im Verfahren als Brennstoff ohne Methanisierung oder sonstige hydrierende Umwandlung verbrannt. Weniger als 40 % davon können, wenn dieser Anteil nicht als Brennstoff im Verfahren benötigt wird, methanisiert und als Fördergas (pipeline gas) verwendet werden. Obwohl der Verflüssigungsprozeß im allgemeinen einen höheren Wirkungsgrad als der Vergasungsprozeß aufweist und die nachstehenden Beispiele zeigen, daß die Verlagerung eines Teils der Verfahrensbelastung von der Verflüs3igungszone in die Vergasungszone zur Methanerzeugung den Verfahrenswirkungsgrad erwartungsgemäß verringert, geht aus den nachstehenden Beispielen überraschenderweise hervor, daß die Verlagerung eines Teils der Verfahrensbelastung von der Verflüssigungs- in die. Vergasungszone zur Herstellung von Synthesegas für die Verbrennung innerhalb des Verfahrens überraschenderweise den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens erhöht·
Da das Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt (VTB) den gesamten Mineralrückstand des Verfahrens in einer Aufschlämmung mit der gesamten, im Verfahren erzeugten, normalerweise festen, gelösten Kohle enthält und da das VTB zur Gänze in die Vergaserzone übergeführt wird, benötigt man keine Stufe zur Abtrennung des Mineralrückstandes von der gelösten Kohle, wie eine Filtration, Sedimentation (Absitzenlassen), durch ein Lösungsmittel unterstützte Schwerkraft-Sedimentation, Lösungsmittelextraktion wasserstoffreicher Verbindungen von dem wasserstoffarme Verbindungen enthaltenden Mineralrückstand, Zentrifugierung oder ähnliche Maßnahmen.
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Ferner sind beim kombinierten Verfahren keine Stufen für die Trocknung des Liineralrückstandes, Kühlung und Handhabung der normalerweise festen, gelösten Kohle oder verzögerten Verkokung (delayed coking) oder Fließkokserzeugung (fluid coking) erforderlich. Die Beseitigung jeder dieser Maßnahmen erhöht den thermischen Wirkungsgrad des Verfahrens beträchtlich.
Die Rückführung eines Teils der den Mineralrückstand enthaltenden Aufschlämmung durch die Verflüssigungszone erhöht die Konzentration des Mineralrückstands in der Auflöserstufe. Da die anorganischen Minerale im Mineralrückstand einen Katalysator für die in der Auflöserstufe stattfindenden Hydrier- und Hydrokrackreaktionen und auch einen Katalysator für die Umwandlung von Schwefel zu Schwefelwasserstoff sowie von Sauerstoff zu Wasser darstellen, werden die Auflösergröße und Verweilzeit durch den Mineralkreislauf vermindert, wodurch der hohe Wirkungsgrad de3 erfindungsgemäßen Verfahrens gewährleistet wird. Die Rückführung des Mineralrückstandea selbst kann die Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle vorteilhafterweise um soviel wie etwa die Hälfte reduzieren, wodurch die Ausbeute an wertvolleren flüssigen und gasförmigen Kohlenwasserstoffprodukten erhöht und die Menge der Beschickung für die Vergaserzone vermindert werden. Aufgrund des Mineralkreislaufs wird das Verfahren autokatalytisch gemacht, und es kann auf einen äußeren Katalysator verzichtet werden, wodurch der Verfahrenswirkungsgrad weiter verbessert werden kann. Ein spezielles erfindungsgemäßes Merkmal besteht darin, daß das Kreislauflösungsmittel keine Hydrierung in Gegenwart eines
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äußeren Katalysators für die Auffrischung seines Wasserstoff donatorvermögens erfordert.
Da die im Auflöser stattfindenden Reaktionen exotherm sind, erfordert es einen hohen Verfahrenswirkungsgrad, daß man die Auflösertemperatur um mindestens etwa 6, 10, 38 oder sogar 93 0C (mindestens etwa 20, 50, 100 oder sogar 200 0F) (oder noch mehr) über die Höchsttemperatur im Vorerhitzer ansteigen läßt. Eine Abkühlung des Auflösers zur Verhinderung eines solchen Temperatürgefalles würde die Bildung von zusätzlichem Abschreckwasserstoff (quench hydrogen) bei der Konvertierung oder eine zusätzliche 7/ärmezufuhr zur Vorerhitzerstufe zwecks Aufhebung jeglichen Temperaturunterschieds zwischen den beiden Zonen erfordern. In jedem Falle würde ein höherer Kohleanteil im Verfahren verbraucht werden, was eine Verminderung des thermischen Verfahrenswirkungsgrades zur Folge haben könnte.
Die gesamte dem kombinierten Verfahren zugeführte rohe Ausgangskohle wird zur Verflüssigungszone geleitet, während keine Ausgangskohle direkt in die Vergasungszone gelangt. Die den Mineralrückstand enthaltende VTB-Aufschlämmung umfaßt das gesamte, der Vergaserzone zugeführte kohlenwasserstoffhaltige Einsatzmaterial. Bei mäßigen Ausbeuten an festem, gelöstem Kohleprodukt kann ein Verflüssigungsprozeß mit höherem thermischem Wirkungsgrad als ein Vergasungsprozeß arbeiten. Die Ursache dafür, daß ein Vergasungsprozeß einen geringeren Wirkungsgrad aufweist, besteht teilweise darin, daß ein Teiloxidations-Vergasungsprozeß Synthesegas (CO und Hp) erzeugt und entweder eine anschließende (katalytische) Konvertierung zur Umwandlung
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des Kohleninonoxids mit zugesetztem Wasserdampf zu Wasserstoff (wenn Wasserstoff das gasförmige Endprodukt sein soll) oder eine anschließende Konvertierung und Methanisierung (wenn das gasförmige Endprodukt Fördergas sein soll) erfordert. Vor einer Methanisierung ist eine Konvertierung zur Erhöhung des C0/H2-Verhältnisses von etwa 0,6:1 auf etwa 3:1 zur Herstellung des Gases für die Methanisierung erforderlich. Der Durchgang der gesamten rohen Ausgangskohle durch die Verflüssigungszone gestattet die Umwandlung eines Teils der Kohlebestandteile zu hochwertigen Produkten bei dem höheren Wirkungsgrad der Verflüssigungszone, bevor die nicht-hochwertige, normalerweise feste, gelöste Kohle zur Vergasungszone für die Umwandlung mit geringerem Wirkungsgrad geleitet wird«
Bei dem vorgenannten herkömmlichen kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsprozeß wird das gesamte erzeugte Synthesegas durch einen Konverter (shift reactor) zur Erzeugung der genauen erforderlichen Menge an Verfahrenswasserstoff geleitet. Daher ist das herkömmliche Verfahren den Beschränkungen eines rigorosen Material- bzw. Stoffausgleichs unterworfen. Durch die Erfindung wird das Verfahren dagegen von diesem Erfordernis einer genauen Stoffausgleichskontrolle befreit, indem der Vergaser mit einer höheren als für die Erzeugung des Verfahrenswasserstoffs erforderlichen Menge an kohlenwasserstoffhaltigem Material versorgt wird· Das im Überschuß über die zur Wasserstofferzeugung erforderliche Menge gebildete Synthesegas wird vom Vergasungssystem abgezogen, beispielsweise von der Stelle zwischen der Teiloxidationszone und der Konvertierungszone. Die Gesamtheit oder mindestens 60 % (auf Verbrennungsheizwert basis) des abgezogenen Anteils wird nach
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einer Behandlung zur Sauergasbeseitigung ohne Methanisierungs- oder sonstige Hydrierstufe als Brennstoff für das Verfahren verwendet. Ein stets weniger als 40 % ausmachender Bruchteil des abgezogenen Anteils (wenn überhaupt so verfahren wird) kann durch einen Konverter zur Herstellung von überschüssigem handelsfähigem Wasserstoff geleitet, methanisiert und als Fördergas verwendet oder zu Methanol oder einem anderen Brennstoff umgewandelt werden. Dadurch wird der gesamte oder meiste Vergaserausstoß innerhalb des Verfahrens entweder als Reaktionsteilnehmer oder als Energiequelle verbraucht. Jeglicher restlicher Brennstoffbedarf des Verfahrens wird durch im Verflüssigungsprozeß erzeugten Brennstoff und durch von außen zugeführte Energie gedeckt.
Die Verwendung von Synthesegas oder eines kohlenmonoxidreichen Stromes als Brennstoff im Verflüssigungsprozeß stellt ein kritisches Merkmal der Erfindung dar und trägt zum hohen 'Wirkungsgrad des Verfahrens bei. Synthesegas oder ein kohlenmonoxidreicher Strom stellen keinen handelsfähigen Brennstoff dar, da der hohe Kohlenmonoxidgehalt toxisch und der Heizwert geringer als jener von IvIethan ist. Keiner dieser Einv/ände gegen eine wirtschaftliche bzw. technische Verwertung von Synthesegas oder Kohlenmonoxid als Brennstoff gilt jedoch für das erfindungsgemäße Verfahren. Da die Anlage zur Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens bereits eine Synthesegasvorrichtung beinhaltet, ist sie erstens mit einem Schutz gegenüber der Toxizität von Kohlenmonoxid ausgestattet* Sin solcher Schutz würde bei einer Anlage, die kein Synthesegas erzeugt, kaum zur Verfügung stehen. Da das Synthesegas
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ferner als Brennstoff in der Anlage verwendet wird, braucht es nicht zu entfernten Plätzen transportiert zu v/erden. Die Pumpkosten des Fördergases werden durch das Gasvolumen und nicht durch den Wärmeinhalt bestimmt. Auf Heizwertbasis würden daher die Pumpkosten für die Förderung von Synthesegas oder Kohlenmonoxid wesentlich höher als für den Methantransport sein· Da erfindungsgemäß jedoch Synthesegas oder Kohlenmonoxid als Brennstoff in der Anlage verwendet wird, sind die Förderkosten unbedeutend. Da im erfindungsgemäßen Verfahren eine Verwertung des Synthesegases oder Kohlenmonoxids als Brennstoff an Ort und Stelle ohne Methanisierung oder sonstige Hydrierung erfolgt, wird erfindungsgemäß der thermische Wirkungsgrad verbessert, nachstehend wird gezeigt, daß die Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades verringert oder aufgehoben wird, wenn eine übermäßige Synthesegasmenge methanisiert und als Fördergas verwendet wird. Ferner wird nachstehend gezeigt, daß, wenn Synthesegas durch den Vergaser in einer den Verfahrens-Wasserstoffbedarf übersteigenden Menge erzeugt und das gesamte überschüssige Synthesegas methanisiert wird, sich die Kombination des Verflüssigungs- und Vergasungsprozesses negativ auf den thermischen Wirkungsgrad auswirkt.
Der thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen Verfahrens wird erhöht, weil 5 bis 100 % des gesamten Energie= bedarfs des Verfahrens (einschließlich Brennstoff- und Stromenergie) durch direkte Verbrennung von in der Vergasungszone erzeugtem Synthesegas befriedigt werden. Es ist überraschend, daß der thermische Wirkungsgrad eines Ver-
üssiguiigsverfahrens eher durch Vergasung der aus der
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Verflüssigungszone gewonnenen, normalerweise festen, gelösten Kohle als durch weitere Umwandlung der Kohle innerhalb der Verflüssigungszone erhöht werden kann, da die Kohlevergasung bekanntlich eine weniger wirksame Kohleumwandlungsmethode als die Kohleverflüssigung darstellt. Es müßte daher erwartet werden, daß eine zusätzliche Belastung der Vergasungszone durch die ihr auferlegte Anforderung, Verfahrensenergie außer dem Verfahrenswasserstoff zu erzeugen, den V/irkungsgrad des Kombinationsverfahrens vermindern würde. Ferner müßte man erwarten, daß es besonders uneffizient sein würde, einen Vergaser mit einer Kohle zu beschicken, welche bereits der Hydrierung unterworfen wurde (im Gegensatz zur Rohkohle), da die Reaktion in der Vergaserzone eine Oxidation darstellt. Trotz dieser Vermutungen wurde überraschenderweise festgestellt, daß der thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen kombinierten Verfahrens erhöht wird, wenn der Vergaser den gesamten Verfahrensbrennstoff (oder einen beträchtlichen Anteil davon) sowie Verfahrenswasserstoff erzeugt. Die Erfindung demonstriert, daß bei einem kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsprozeß die Verlagerung eines Teils der Verfahr ens bei astung von der wirksameren Verflüssigungszone zur weniger wirksamen Vergasungszone in der beschriebenen Weise und in dem erwähnten Ausmaß überraschenderweise ein kombiniertes Verfahren mit höherem Wirkungsgrad schaffen kann.
Um den erfindungsgemäßen Vorteil eines verbesserten thermischen Wirkungsgrades zu realisieren, muß die kombinierte Kohleverflüssigungs-"Vergasungsanlage eine Leitung zur Förderung eines Teils des in der Teiloxidationsζone erzeugten Synthesegases zu einer oder mehreren Verbrennungszonen in-
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nerhalb des Verfahrens, welche mit Einrichtungen zur Verbrennung des Synthesegases ausgestattet sind, aufweisen. Zuerst wird das Synthesegas durch ein Sauergasbeeeitigungssystem zur Entfernung des Schwefelwasserstoffs und Kohlendioxids geleitet. Die Schv/efelwasserstoffentfernung ist aus ökologischen Gründen notwendig, während die Kohlendioxidbeseitigung den Heizwert des Synthesegases erhöht und eine feinere Temperaturregelung in einem das Synthesegas als Brennstoff verwendenden Brenner gestattet. Um die erwähnte Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades zu erreichen, muß man das Synthesegas in die Verbrennungszone ohne zwischengeschaltete Synthesegas-Methanisierung oder sonstige Hydrierstufe leiten.
Ein Merkmal des erfindungsgemäßen Verfahrens besteht darin, daß man bei Vergasertemperaturen im Bereich von 1204 bis 1982 0C (2200 bis 3600 0P) arbeitet. Diese hohen Temperaturen erhöhen den Verfahrenswirkungsgrad, indem sie die Vergasung praktisch des gesamten dem Vergaser zugeführten kohlenstoffhaltigen Materials fördern. Die hohen Vergasertemperatüren v/erden durch richtige Einstellung und Kontrolle der Geschwindigkeiten des Einblasens von Wasserdampf und Sauerstoff in den Vergaser ermöglicht. Die Dampfzufuhrgeschwindigkeit beeinflußt die endotherme Reaktion des Wasserdampfs mit Kohlenstoff unter Bildung von CO und Hp, während die Sauerstoffzuführgeschwindigkeit die exotherme Reaktion von Kohlenstoff mit Sauerstoff au CO beeinflußt. Wegen der vorgenannten hohen Temperaturen weiat das erfindungsgemäß' erzeugte Synthesegas Hp/CO-Molverhältnisse von weniger als 1:1 und sogar von weniger als 0,9:1, 0,8:1 oder 0,7:1 auf. Aufgrund der gleichen
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Verbrennungswärmen von Hp und CO ist die Verbrennungswärme des erzeugten Synthesegases jedoch nicht geringer als jene eines Synthesegases mit höheren Hp/CO-Molverhältnissen· Die erfindungsgemäß angewendeten hohen Vergasertemperaturen leisten daher einen vorteilhaften Beitrag zu einem hohen thermischen Wirkungsgrad, indem sie die Oxidation nahezu des gesamten kohlenstoffhaltigen Materials im Vergaser ermöglichen, stellen jedoch wegen der Verwendung einer großen Menge des Synthesegases als Brennstoff keinen wesentlichen Nachteil hinsichtlich des Hp/CO-Molverhältnisses dar. Bei Verfahren, bei welchen das gesamte Synthesegas einer hydrierenden Umwandlung unterworfen wird, würden' geringe Ho/CO-Molverhältnisse einen schwerwiegenden Nachteil darstellen.
Das Synthesegas kann im Verfahren auf Basis einer aliquoten oder nicht-aliquoten Verteilung seines H2- und CO-Gehalts aufgeteilt bzw. dosiert werden· Wenn das Synthesegas auf nicht-aliquoter Basis aufgeteilt werden soll, kann man einen Teil des Synthesegases zur Abtrennung des Kohlenmonoxids vom Wasserstoff in eine Tieftemperaturtrennvorrichtung oder Adsorptionsvorrichtung leiten. Dabei wird ein wasserstoffreicher Strom gewonnen und dem zur Verflüssigungszone geleiteten Frischwasserstoffstrom zugeschlagen. Ferner wird ein kohlenmonoxidreicher Strom gewonnen und mit einem aliquote Anteile-von Hg und CO enthaltenden Vollbereich-Synthesegasbrennstoff vermischt oder unabhängig als Verfahrensbrennstoff verwendet.
Die Anwendung einer Tieftemperatur- oder Adsorptionsvorrichtung oder einer beliebigen anderen Vorrichtung zur Ab-
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trennung von '«Tasserstoff von Kohlenmonoxid trägt zu einem hohen Verfahrenswirkungsgrad bei, da Wasserstoff und Kohlenmonoxid etwa dieselbe Verbrennungswärme aufweisen, Wasserstoff jedoch als Reaktant wertvoller ist als bei seiner Anwendung als Brennstoff. Die Abtrennung des Wasserstoffs von Kohlenmonoxid ist bei einem Verfahren besonders vorteilhaft, bei welchem genügend Kohlenmonoxid zur Befriedigung des meisten Verfahrensbrennstoffbedarfs verfügbar ist. Die Abtrennung des Wasserstoffs vom Synthesegasbrennstoff kann den Heizwert des verbleibenden kohlensonoxidreichen Stroms tatsächlich erhöhen. Ein Synthesegasstrom mit einem Heizwert von 2670 cal.kg/m (300 BTU/SCP) 7/ie3 nach Abtrennung seines Wasserstoffanteils einen erhöhten Heizwert von 2857 cal.kg/m (321 BTU/SCP) auf. Die Fähigkeit des erfindungsgemäßen Verfahrens zur alternativen Verwertung eines Vollbereich-Synthesegases oder kohlenmonoxidreichen Stromes als Verfahrensbrennstoff erlaubt vorteilhafterweise die Gewinnung der wertvolleren 7/asserstoffkomponente des Synthesegases ohne nachteilige Verschlechterung des verbleibenden kohlenmonoxidreichen Stromes. Dieser Strom kann somit direkt ohne jegliche Veredelungsstufe als Verfahrensbrennstoff eingesetzt werden.
Die Art und '.'/eise, mit v/elcher die überraschende Verbesserung des thermischen 7/irkungsgrades erfindungsgemäß in einem kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren erzielt wird, wird nachstehend unter Bezugnahme auf Fig. 1 näher erläutert. Fig". 1 zeigt, daß der thermische 7/irkungsgrad eines kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsprozesses-, bei dem nur flüssige und gasförmige
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Brennstoffe erzeugt werden, höher ist als der thermische Wirkungsgrad eines Vergasungsprozesses allein· Der maximale Vorteil wird erzielt, wenn die Verflüssigungszone eine mittlere Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle erzeugt, welche zur Gänze in der Vergasungszone verbraucht wird. Die mittlere Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle läßt sich sehr leicht durch eine Aufschlämmungsrückführung erzielen, da die in der zurückgeführten Aufschlämmung enthaltenen Minerale eine katalytische Wirkung aufweisen und da die zurückgeführte, gelöste Kohle die Gelegenheit zur weiteren Umsetzung hat· Der thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen kombinierten Verfahrens würde daher geringer als jener eines Vergasungsprozesses allein sein, wenn die Schärfe des Verflüssigungsprozesses so gering und der zur Vergasungsanlage geleitete Anteil an fester Kohle so hoch wären, daß die Anlage wesentlich mehr Wasserstoff und Synthesegasbrennstoff erzeugen würde, als sie verbrauchen könnte; dies würde nämlich der direkten Vergasung der Kohle ähnlich sein. Beim anderen Extremfall, wenn die Schärfe des Verflüssigungsprozesses so hoch und der Anteil der zur Vergasungsanlage geleiteten festen Kohle so gering wären, daß der Vergaser nicht einmal den V/asserstoffbedarf de3 Verfahrens produzieren könnte (die Wasserstofferzeugung ist der Hauptzweck der Vergasung), müßte der Wasserstoffmangel aus einer anderen Quelle ausgeglichen werden. Die einsige andere praktische Wasserstoffquelle im Verfahren wäre eine Dampfreformierung der leichteren Gase, wie Methan, oder Flüssigkeiten aus der Verflüssigungszone. Diese Maßnahme würde jedoch eine Verminderung des Gesamtwirkungsgrades zur Polge haben, da 3ie eine Umwandlung von Methan zu Wasserstoff und zurück zu Methan in beträcht-
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lichem Ausmaß beinhalten würde und dürfte auch nur unter Schwierigkeiten oder in unzweckmäßiger Weise realisierbar sein.
Der thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen kombinierten Verfahrens wird aus der Eingangs- und Ausgangsenergie des Verfahrens berechnet. Die Ausgangsenergie des Verfahrens entspricht dem hohen Heizwert (Kilokalorien) sämtlicher aus dem Verfahren gewonnener Produktbrennstoffe« Die Eingangsenergie entspricht dem hohen Heizwert der dem Verfahren zugeführten Ausgangskohle plus dem Heizwert jeglichen dem Verfahren von einer äußeren Quelle zugeführten Brennstoffs plus der zur Erzeugung von elektrischer Preiadenergie erforderlichen Wärme· Unter der Annahme eines Wirkungsgrades von 34 % bei der elektrischen Energieerzeugung ist die zur Bereitstellung elektrischer Fremdenergie erforderliche V7ärme gleich dem Wärmeäquivalent der elektrischen Fremdenergie dividiert durch 0,34· Der hohe Heizwert der Ausgangskohle und der Produktbrennstoffe des Verfahrens werden für die Berechnungen herangezogen. Beim hohen Heizwert wird angenommen, daß der Brennstoff trocken ist und daß der Wärmeinhalt des durch Umsetzung von Sauerstoff und Wasserstoff gebildeten Wassers durch Kondensation gewonnen wird. Der thermische Wirkungsgrad kann wie folgt berechnet werden:
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Thermischer Ausgangs- Wärmeinhalt sämtlicher gewonnener
Wirkungs- = energie = Produktbrennstoffe
grad
Eingangs- (Wärme- + (Wärmeinhalt + (zur Er-
energie inhalt jeglichen zeugung
der Aus- von außer- von elek-
gangs- halb züge- trischer
kohle) führten Premdener-
Brenn- gie erfor-
Stoffs) derliche
V7ärme)
Die gesamte im Verfahren eingesetzte Rohkohle wird pulverisiert, getrocknet und mit heißer lösungsmittelhaltiger zurückgeführter Aufschlämmung vermischt. Die rezirkulierte Aufschlämmung ist beträchtlich stärker verdünnt als die der Vergaserzone zugeführte Aufschlämmung, da sie nicht zuerst im Vakuum destilliert wird und einen beträchtlichen Anteil an bei 193 bis 454 0C (380 bis 850 0P) siedender Destillatflüssigkeit, welche als Lösungsmittel wirkt, aufweist. 1 bis 4 Gew·.-Teile (vorzugsweise 1,5 bis 2,5 Gew.-Teile) zurückgeführte Aufschlämmung, werden pro Gewichtsteil Rohkohle eingesetzt. Die zurückgeführte Aufschlämmung, der Wasserstoff und die Rohkohle werden durch eine beheizte rohrförmige Vorerhitzerzone und dann in einen Reaktor oder eine Auflöserzone geleitet. Der auf die Rohkohle bezogene Wasserstoffanteil beträgt 0,62 bis 2,48 m3/kg (20 000 bis 80 000 SCP/ton), vorzugsweise 0,93 bis 1,86 nrVkg (30 000 bis 60 000 SCP/ton).
Im Vorerhitzer steigt die Temperatur der Reaktanten allmählich derart an, daß die Temperatur am Vorerhitzerauslaß im Bereich von 360 bis 438 0C (680 bis 820 0P), vorzugsweise von etwa 371 bis 404 0C (etwa 700 bis 760 0P) liegt. Die Kohle wird bei dieser Temperatur teilweise gelöst, und
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die exothermen Hydrier- und Hydrokrackreaktionen setzen ein. Die durch diese exothermen Reaktionen im Auflöser, welcher gut rückvermischt wird und eine im allgemeinen gleichmäßige Temperatur aufweist, erzeugte Wärme erhöht die Temperatur der Reaktanten weiter bis zu einem Bereich von 427 bis 482 0C (800 bis 900 0F), vorzugsweise von 449 bis 466 0C (840 bis 870 0P). Die Verweilzeit in der Auflöserzone ist länger als jene in der Vorerhitzerzone. Die Auflösertemperatur liegt um mindestens 6, 10, 38 oder sogar 93 0C (mindestens um 20, 50, 100 oder sogar 200 0P) höher als die Auslaßtemperatur des Vorerhitsers. Der Wasserstoffdruck in der Vorheiz- und Auflösungsstufe liegt im Bereich von 70 bis 280 kg/cm2 (1000 bis 4000 psi), vorzugsweise von 105 bis 175 kg/cm2 (1500 bis 2500 psi). Der Wasserstoff wird der Aufschlämmung an einer oder mehreren Stellen einverleibt. Zumindest ein Teil des Wasserstoffs wird der Aufschlämmung vor dem Einlaß des Vorerhitzers zugeschlagen. Weiterer Wasserstoff kann zwischen dem Vorerhitzer und Auflöser und/oder als Abschreckbzw, löschwasserstoff im Auflöser selbst zugeführt werden. Abschreckvvasserstoff wird an verschiedenen Stellen eingeblasen, wenn er im Auflöser dazu benötigt wird, die Reaktionstemperatur bei einem spürbare Verkokungsreaktionen vermeidenden Wert zu halten.
Da der Vergaser vorzugsweise unter Druck gesetzt und dafür ausgebildet ist, eine zugeführte Aufschlämmung aufzunehmen und zu verarbeiten, stellt das Vakuumkolonnen-Sumpf produkt ein ideales Vergasereinsatzmaterial dar und sollte keiner 'Kohlenwasserstoffumwandlung oder sonstigen Verfahrensstufe unterworfen werden, welche die Aufschläm-
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mung vor dem Eintritt in den Vergaser beeinträchtigen würde. Beispielsweise sollte das VTB vor dem Vergaser weder 'durch einen "verzögerten" oder Pließverkoker (delayed or fluid coker) zur Herstellung eines Verkokerdestillats geleitet werden, da der erzeugte Koks in diesem Falle eine Aufschlämmung in Wasser erfordern würde, um wieder in einen zur Einspeisung in den Vergaser geeigneten Zustand übergeführt zu v/erden. Zur Aufnahme eines festen Einsatzmaterials ausgebildete Vergaser erfordern einen Verschlußtrichter-Zufuhrmechanismus und sind daher komplizierter als zur Aufnahme einer Aufschlämmung ausgebildete Vergaser. Die zur Herstellung einer brauchbaren und pumpfähigen Koksaufschlämmung erforderliche Wassermenge ist wesentlich höher als jene Wassermenge, weiche dem erfindungsgemäß verwendeten Vergaser zugeführt werden sollte. Die dem erfindungsgemäß verwendeten Vergaser zugeführte Aufschlämmung ist im wesentlichen wasserfrei, obwohl geregelte Mengen von Wasser oder Wasserdampf dem Vergaser unabhängig von der Aufschlämmung zur Bildung von CO und Hg durch eine endotherme Reaktion zugeführt werden. Die genannte Reaktion verbraucht Wärme, während die Umsetzung des kohlenstoffhaltigen Einsatzmaterials mit Sauerstoff zu CO Wärme erzeugt. In einem Vergasungsprozeß, bei dem Hp das bevorzugte Vergaserprodukt (anstelle von CO) darstellt, wie in Fällen, bei welchen sich eine Konvertierung (shift reaction). Methanisierung oder Methanolumwandlung anschließt, wäre die Zufuhr einer großen Wassermenge günstig. Im erfindungsgemäßen Verfahren, bei dem ein beträchtlicher Anteil des Synthesegases als Verfahrensbrennstoff verwendet wird, bringt die Wasserstofferzeugung im Vergleich zur CO-Erzeugung einen geringeren
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Vorteil, da EL und CO etwa dieselbe Verbrennungswärme aufweisen. Der erfindungsgemäß verwendete Vergaser kann daher zur Förderung einer nahezu vollständigen Oxidation des kohlenstoffhaltigen Einsatzmaterials bei den nachstehend angegebenen erhöhten Temperaturen betrieben werden, obwohl diese hohen Temperaturen zu einem Synthesegasprodukt mit einem Hp/CO-Molverhältnis von weniger als 1:1, vorzugsweise weniger als 0,8:1 oder 0,9:1, insbesondere weniger als 0,6:1 oder 0,7:1, führen.
Da die Vergaser im allgemeinen nicht in der Lage sind, den gesamten ihnen zugeführten kohlenwasserstoffhaltigen Brennstoff zu oxidieren und eine bestimmte Brennstoffmenge unvermeidlich als Koks in der abgezogenen Schlacke verlorengeht, besteht die Tendenz, daß die Vergaser bei einem in flüssigem Zustand vorliegenden kohlenwasserstoffhaltigen Einsatzmaterial mit höherem Wirkungsgrad als bei einem festen kohlenstoffhaltigen Einsatzmaterial (wie Koks) arbeiten. Da Koks ein fester abgebauter Kohlenwasserstoff ist, kann er nicht (wie ein flüssiges kohlenwasserstoff haltiges Einsatzmaterial) mit einem Wirkungsgrad von nahezu 100 % vergast werden. Daher geht ein höherer Anteil in der im Vergaser gebildeten geschmolzenen Schlacke verloren als im Falle eines flüssigen Vergasereinsatzmaterials, was einen unnötigen Verlust an kohlenstoffhaltigem Material aus dem System darstellen würde. Unabhängig davon, welche Vergaserbeschickung man verwendet, wird deren Oxidation bei ansteigenden Vergasertemperaturen verstärkt. Für die Erzielung eines hohen thermischen Wirkungsgrades im erfindungsgemäßen Verfahren sind daher hohe Vergasertemperaturen erforderlich. Die maximalen erfindungsgemäß
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anwendbaren Vergasertemperaturen liegen im allgemeinen im Bereich von 1204 bis 1982 0C (2200 bis 3600 0F), vorzugsweise von 1260 bis 1760 0C (2300 bis 3200 0F), insbesondere bei 1316 oder 1371 bis 1760 0C (2400 oder 2500 bis 3200 0P). Bei diesen Temperaturen wird der Mineralrückstand in geschmolzene Schlacke verwandelt, welche vom Boden des Vergasers abgezogen wird. ·
Die Einschaltung eines Verkokers zwischen die Auflöserund Vergaserzone würde den Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens vermindern. Ein Verkoker wandelt normalerweise feste, gelöste Kohle in DestiHatbrennstoff und Kohlenwasserstoffgase mit einer beträchtlichen Ausbeute an Koks um. Die Auflöserzone wandelt die normalerweise feste, gelöste Kohle ebenfalls in Destillatbrennstoff und Kohlenwasserstoff gase um, jedoch bei einer niedrigeren Temperatur und mit minimaler Koksausbeute. Da die Auflöserzone allein jene Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle liefern kann, welche für die Erzielung eines optimalen thermischen Wirkungsgrades im erfindungsgemäßen Kombinationsprozeß erforderlich ist, wird keine zwischen die Verflüssigungs- und Vergasungszone eingeschaltete Verkokungsstufe benötigt. Die Wirksamkeit einer erforderlichen Reaktion in einer einzigen Verfahrensstufe mit minimaler Koksausbeute ist größer als jene, die bei Anwendung von zwei Stufen erzielt wird. Im erfindungsgemäßen Verfahren liegt die gesamte Ausbeute an Koks, welcher nur in Form von geringeren Ablagerungen im Auflöser in Erscheinung tritt, deutlich unterhalb 1 Gew»-% (bezogen auf die Ausgangs- bzw. Einsatskohle), gewöhnlich unterhalb 0,1 Gew. -%*
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Der Verflüssigungsprozeß erzeugt eine beträchtliche Menge von handelsfähigen flüssigen Brennstoffen und Kohlenwasserstoffgasen. Der thermische Gesamtwirkungsgrad des Verfahrens wird durch Anwendung von Verfahrensbedingungen erhöht, welche die Erzeugung beträchtlicher Mengen von sowohl Kohlenwasserstoffgasen als auch flüssigen Brennstoffen gewährleisten (im Vergleich zu Verfahrensbedingungen, v/elche die Bildung von entweder ausschließlich Kohlenwasserstoffgasen oder ausschließlich Flüssigkeiten gestatten). Die Verflüssigungszone sollte z. B. mindestens 8 oder 10 Gew.-$ an gasförmigen C^C^-Brennstoffen und mindestens 15 bis 20 Gew.-% eines bei 193 bis 454 0C (330 bis 850 0F) siedenden flüssigen Destillatbrennstoffs (bezogen auf die Ausgangskohle) erzeugen. Ein Gemisch von Methan und Äthan wird gewonnen und als Fördergas in den Handel gebracht. Ferner wird ein Gemisch von Propan und Butan gewonnen und als LPG verkauft. Beide Produkte sind hochwertige Brenn- bzw. Kraftstoffe. Aus dem Verfahren gewonnenes Heizöl mit einem Siedebereich von 193 bis 454 0C (3S0 bis 850 0F) ist ein hochwertiger Keseelbrennstoff. Eg ist praktisch frei von mineralischen Substanzen und enthält weniger als etv/a 0,4 oder 0,5 Gew.-/S Schwefel. Der Naphtha- bzw. Schwerbenzinstrom de3 Bereichs von C1- bis 193 0C (380 0F) kann durch Vorbehandlung und Reformierung zu einem hochwertigen Benzin bzw» Ottokraftstoff veredelt werden. Schwefelwasserstoff wird aus dem Verfahrensausfluß in einem Sauergas-Beseitigungssystem gewonnen und zu elementarem Schwefel umgewandelt.
Die erfindimgsgemäßen Vorteile gehen aus Fig» 1 hervor, welche eine graphische Darstellung des thermischen V7ir-
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kungsgrades für ein kombiniertes Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren wiedergibt, das an einer Kentucky-Steinkohle bei Auflösertemperaturen von 427 bis 460 0C (800 bis 860 0F) und einem Auflöser-Wasserstoffdruck von 119 kg/cm (1700 psi) durchgeführt wird. Die Auflösertemperatur ist höher als die maximale Vorerhitzertemperatur. Die Verflüssigungszone wird mit Rohkohle bei festgelegter Geschwindigkeit beschickt, und der Mineralrückstand wird in einer Aufschlämmung mit Destillatflüssigkeitslösungsmittel und normalerweise fester, gelöster Kohle bei einer Geschwindigkeit rezirkuliert, welche so festgelegt wird, daß der Gesamtfeststoffgehalt der zugeführten Aufschlämmung 48 Gew.-% beträgt (was nahe beim Grenzwert des Feststoffgehalts hinsichtlich der Pumpfähigkeit, welcher etwa 50 bis 55 Gew.-% ausmacht, liegt).
Fig. 1 veranschaulicht die Abhängigkeit des thermischen Wirkungsgrades des kombinierten Verfahrens von der Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0F+), welche bei Raumtemperatur fest ist und zusammen mit Mineralrückstand, der ungelöste organische Materie enthält, das aus der Verflüssigungszone erhaltene Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt darstellt. Dieses Sumpfprodukt ist die einzige kohlenstoffhaltige Beschickung für die Vergasungszone und wird dieser Zone direkt ohne Zwischenbehandlung zugeführt. Der Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle im Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt kann dadurch variiert werden, daß man die Temperatur, den Wasserstoffdruck oder die Verweilzeit in der Auflöserzone oder das Verhältnis der Ausgangskohle zum zurückgeführten Mineralrückstand ändert. Wenn sich der Anteil an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0F+) im Vakuum-
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kolonnen-Sumpfprodukt ändert, ändert sich auch automatisch die Zusammensetzung der zurückgeführten Aufschlämmung. Die Kurve A in Figur 1 ist die Kurve des thermischen Wirkungsgrades für das kombinierte Verflüssigungs-Vergasungsverfahren, während die Kurve B den thermischen Wirkungsgrad für einen typischen Vergasungsprozeß allein ' wiedergibt. Der Punkt C stellt den allgemeinen Bereich des maximalen thermischen Wirkungsgrades des Kombinationsverfahrens dar, welcher im gezeigten Beispiel etwa 72,4 % beträgt.
Das Vergasungssystem der Kurve B beinhaltet eine Oxidationszone zur Synthesegaserzeugung, eine Kombination aus einem Konverter und einer Sauergasbeseitigungsvorrichtung zur Umwandlung eines Teils des Synthesegases in einen wasserstoffreichen Strom, eine gesonderte Sauergas-Beseitigungsvorrichtung zur Reinigung eines anderen Teils des Synthesegases zur Verwendung als Brenn- bzw. Kraftstoff und eine Kombination aus einem Konverter und einer Methanisiervorrichtung zur Umwandlung jeglichen verbleibenden Synthesegases in Fordergas* Die thermischen Wirkungsgrade für die eine Oxidationszone, einen Konverter und eine Methanisiervorrichtung in Kombination beinhaltenden Vergasungssysteme liegen gewöhnlich im Bereich von 50 bis 65 % und sind niedriger als die thermischen Wirkungsgrade für Verflüssigungsprozesse mit mäßigen Ausbeuten an normalerweise fester, gelöster Kohle. Die Oxidationsvorrichtung in einem Vergasungssystem erzeugt in einer ersten Stufe Synthesegas. Da Synthesegas Kohlenmonoxid enthält, stellt es - wie erwähnt - keinen handelsfähigen Brennbzw. Kraftstoff dar und erfordert eine hydrierende Umwand-
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lung, wie eine Methanisierung oder Methanolumwandlung, um zu einem solchen Eandelsprodukt veredelt zu werden. Kohlenmonoxid ist nicht nur toxisch, sondern hat auch einen geringen Heizwert, weshalb die Transportkosten für Synthesegas im Hinblick auf den Heizwert unannehmbar sind. Die Fähigkeit des erfindungsgemäßen Verfahrens zur Verwertung des gesamten oder von mindestens 60 % des Verbrennungsheizwertes des Hp plus CO-Gehalts des erzeugten Synthesegases als Brennstoff innerhalb der Anlage ohne hydrierende Umwandlung trägt zum erhöhten thermischen \7irkungsgrad des Kombinationsprozesses der Erfindung beii
Dainit das Synthesegas erfindungsgemäß innerhalb der Anlage als Brennstoff verwertet werden kann, muß ein Leitungssystem für die Förderung des Synthesegases oder eines nicht-aliquoten Anteils seines CO-Gehalts zur Verflüssigungszone nach der Sauergasentfernung vorhanden sein. Ferner muß die Verflüssigungszone eine Verbrennungseinrichtung aufweisen, die zur Verbrennung des Synthesegases oder eines kohlenmonoxidreichen Anteils davon als Brennstoff ohne zwischengeschaltete Synthesegas-Hydriervorrichtung ausgebildet ist. Wenn die Synthesegasmenge nicht zur Deckung des gesamten Brennstoffbedarfs des Verfahrens ausreicht, sollte auch ein Leitungssystem für den Transport von anderem in der Auflöserzone erzeugtem Brennstoff, wie von Naphtha (Schwerbenzin), LPG oder gasförmigen Brennstoffen (z. B. Methan oder A'than), zu Ver br ennungs einrichtungen innerhalb des Verfahrens, welche zur Verbrennung des anderen Brennstoffs ausgebildet sind, vorhanden sein.
Fig. 1 zeigt, daß der thermische Wirkungsgrad des kombi-
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nierten Verfahrens bei Ausbeuten an gelöster Kohle (454 °c+; 850 0P+) von mehr als 45 % so gering ist, daß der Kombinationsprozeß bei so hohen Ausbeuten an normalerweise fester, gelöster Kohle gegenüber der Vergasung allein keine Wirkungsgradverbesserung ergibt. Wie aus Fig. 1 hervorgeht, führt die Abwesenheit von zurückgeführtem Mineralrückstand, welcher die Verflüssigungsreaktion in einem Verflüssigungsprozeß katalysiert, zu einer Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0F+) im Bereich von 60 % (bezogen auf die Ausgangskohle). Pig. 1 zeigt, daß die Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0P+) bei Rückführung des Mineralrückstandes in den Bereich von 20 bis 25 %, welcher dem Bereich des maximalen thermischen Wirkungsgrades des Kombinationsprozesses entspricht, gesenkt wird. Bei Rückführung des Mineralrückstandes kann eine feine Einstellung der Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0P+) zur Optimierung des thermischen Wirkungsgrades vorgenommen werden, indem man die Temperatur, den Wasserstoffdruck, die Verweilzeit und/ oder das Verhältnis der zurückgeführten Aufschlämmung zur Ausgangskohle variiert, wobei man die zugeführte Aufschlämmung bei einem konstanten Peststoffgehalt hält.
Der Punkt D1 an der Kurve A ist der Punkt des chemischen Wasserstoffausgleichs für das kombinierte Verfahren. Bei einer Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0P+) von 15 % (Punkt D1) erzeugt der Vergaser den exakten chemischen Wasserstoffbedarf des Verflüssigungsprozesses. Der thermische Wirkungsgrad bei der dem Punkt D1 entsprechenden Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0P+) entspricht dem thermischen Wirkungsgrad.bei der dem Punkt D2
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entsprechenden höheren Ausbeute an gelöster Kohle (454 °C+·, 850 0F+). Wenn das Verfahren im Bereich der geringeren Ausbeute des Punktes D«. betrieben wird, ist die Auflöserzone relativ groß, um das erforderliche Ausmaß an Hydrokrackung zu bewältigen, während die Vergaserzone aufgrund der relativ geringen ihr zugeführten Menge an kohlenstoffhaltigem Material relativ klein ist. Wenn das Verfahren im Bereich des Punktes Dg betrieben wird, ist die Auflöserzone aufgrund des am Punkt Dp erforderlichen herabgesetzten Hydrokrackausmaßes relativ klein, während die Vergaserzone relativ groß ist. Im Bereich zwischen den Punkten D1 und Dp werden die relativen Größen der Auflöser- und Vergaserzone ausgeglichen, und der thermische Wirkungsgrad liegt nahe beim Maximum.
Der Punkt E1 an der Kurve A ist der Punkt des Verfahrens-Wasserstoffausgleichs, welcher V7asserstoffVerluste im Verfahren einschließt. Der Punkt E1 zeigt die Menge an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0P+) an, welche erzeugt und in die Vergaserzone übergeführt werden muß, damit genügend Wasserstoffgas zur Deckung des chemischen Wasserstoffbedarfs des Verfahrens und zum Ausgleich der Verluste an Wasserstoffgas in den flüssigen und gasförmigen Produktströmen erzeugt wird. Die am Punkt E2 erzeugte relativ große Menge an gelöster Kohle (454 °C+; 850 0P+) ergibt denselben thermischen Wirkungsgrad wie am Punkt E^. Unter den Bedingungen des Punktes E1 ist der Auflöser relativ groß, um das an diesem Punkt erforderliche hohe Ausmaß an Hydrokrackung zu bewältigen, während der Vergaser eine entsprechend geringe relative Größe hat. Unter den Bedingungen des Punktes Ep besitzt andererseits der Auflöser
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aufgrund des geringeren Hydrokrackausmaßes eine relativ geringe Größe, während der Vergaser relativ groß ist. Zwischen den Punkten E^ und E2, d. h. zwischen Ausbeuten an Kohle (454 0C+; 850 0P+) von etwa 17,5 und 27 Gew.-^, werden die Größen der Auflöser- und Vergaserzone relativ zueinander ausgeglichen; in dieser Zwischenzone werden die höchsten thermischen Wirkungsgrade erzielt.
Am Punkt X an der Linie E* Ep reicht die Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0P+) gerade zur Deckung des gesamten Wasserstoff- und Brennstoffbedarfs des Verfahrens aus. Bei Ausbeuten an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0P+) zwischen den Punkten E„ und X wird das gesamte, nicht für den Verfahrenswasserstoff benötigte Synthesegas als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verwertet, so daß keine hydrierende Umwandlung des Synthesegases erforderlich ist' und ein hoher thermischer Wirkungsgrad erzielt wird. Bei Ausbeuten an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0P+) im Bereich zwischen den Punkten X und E2 kann dagegen die Punkt X übersteigende gelöste Kohle (454 0C+; 850 0P+) nicht innerhalb des Verfahrens verbraucht werden und erfordert daher eine weitere Umwandlung, wie eine Methanisierung zur Herstellung von handeisfähigem Pördergas.
Pig. 1 zeigt, daß der thermische Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens ansteigt, wenn der Anteil des als Brennstoff verfügbaren Synthesegases erhöht wird und im Bereich des Punktes Y ein Maximum erreicht, wo das erzeugte Synthesegas gerade den gesamten Brennstoffbedarf des Verfahrens deckt. Der Wirkungsgrad beginnt am Punkt Y abzufallen* weil dann mehr Synthesegas produziert wird,
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als im Verfahren als Brennstoff verwertet werden kann und weil am Punkt Y eine Methanisierungsvorrichtung zur Umwandlung des überschüssigen Synthesegases in Pb'rdergas erforderlich wird. Fig. 1 zeigt, daß die verbesserten thermischen Wirkungsgrade des erfindungsgemäßen Verfahrens erzielt werden, wenn die Menge der erzeugten gelösten Kohle (454 0C+; 850 0P+) dafür ausreicht, jeden beliebigen Anteil (z. B. etwa 5, 10 oder 20 bis zu etwa 90 oder 100 %) des Brennstoffbedarfs des Verfahrens zu decken. Aus Fig. 1 geht jedoch hervor, daß die erfindungsgemäße Erhöhung des thermischen Wirkungsgrades immer noch (wenn auch in einem verminderten Ausmaß) erzielt wird, wenn die Hauptmenge des erzeugten Synthesegases ohne Methanisierung zur Deckung des Verfahrens-Brennstoffbedarfs verwendet wird, obwohl ein begrenzter Überschuß an Synthesegas erzeugt wird, welcher zur Umwandlung in ein handelsfähiges Produkt einer Methanisierung bedarf. Wenn die erzeugte Syηthesegasmenge, welche eine Methanisierung erfordert, zu hoch wird (wie am Punkt Z angezeigt ist), geht der erfindungsgemäße Vorteil einer Wirkungsgraderhöhung verloren. Es ist bemerkenswert, daß eine 15&Lge Wirkungsgradsteigerung in einer für das erfindungsgemäße Verfahren geeigneten großtechnischen Anlage eine jährliche Kosteneinsparung von etwa 100 Millionen Dollar ermöglichen kann.
Der Verflüssigungsprozeß sollte bei· so scharfen Bedingungen durchgeführt werden, daß der Gewichtsprozentanteil an normalerweise fester, gelöster Kohle (454 °C+; 850 0P+), bezogen auf die trockene Ausgangskohle, einen beliebigen Wert zwischen 15 und 45 % (breiter Bereich), 15 und 30 % (weniger breiter Bereich) und 17 und 27 % (schmaler Be-
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reich) ausmachen kann; dadurch wird erfindungsgemäß der vorteilhafte thermische Wirkungsgrad ersielt. Wie erwähnt, sollte der Prozentanteil (auf Heizwertbasis) des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens, welcher von dem aus diesen Mengen der Vergaserbeschickungen erzeugten Synthesegas stammt, mindestens 5, 10, 20 oder 30 % und bis zu 100 % (auf Heizwertbasis) betragen, wobei die restliche Verfahrensenergie von dem direkt in der Verflüssigungszone erzeugten Brennstoff und/oder von einer äußeren Quelle zugeführter Energie (wie elektrischer Energie) stammt. Es ist vorteilhaft, wenn der kein Synthesegas darstellende Anteil des Anlagebrennstoffs vom Verflüssigungsprozeß anstatt aus der Rohkohle stammt, da die vorhergehende Behandlung der Kohle im Verflüssigungsprozeß die Extraktion wertvoller Anteile daraus bei dem erhöhten Wirkungsgrad des Kombinationsprozesses erlaubt.
Wie erwähnt, sind hohe thermische Wirkungsgrade mit mäßigen Ausbeuten an normalerweise fester, gelöster Kohle verbunden, welche ihrerseits mit mäßigen Verflüssigungsbedingungen einhergehen. Bei mäßigen Bedingungen werden beträchtliche Ausbeuten an in der Verflüssigungszone gebildeten Kohlenwasserstoffgasen und flüssigen Brennstoffen erzielt, während die Erzielung sehr hoher und sehr geringer Ausbeuten an normalerweise fester, gelöster Kohle nicht begünstigt wird. ;7ie erwähnt, erfordern die mäßigen Bedingungen, welche zu einem relativ ausgeglichenen Gemisch von Kohlenwasserstoffgasen, flüssigen und festen Produkten der Kohleverflüssigungszone führen, eine Anlage, bei der die Größen der Auflöser- und Vergaserzone vernünftig aufeinander abgestimmt sind, wobei beide Zonen
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eine mittlere Größe besitzen. Wenn die Größen der Auflöser- und Vergaserzone annehmbar ausgeglichen sind, erzeugt der Vergaser mehr Synthesegas, als der Wasserstoffbedarf des Verfahrens ausmacht* Ein ausgeglichenes Verfahren erfordert daher eine Anlage mit Einrichtungen zur Förderung eines Stromes von Synthesegas nach der Sauergasentfernung zur Verflüssigungszone oder zu einem anderen Ort im Verfahren an einer oder mehreren Stellen, welche mit Brenneinrichtungen zur Verbrennung des Synthesegases oder eines kohlenmonoxidreichen Anteils davon als Anlagebrennstoff ausgerüstet sind. Im allgemeinen ist ein anderer Brennertyp für die Verbrennung von Synthesegas oder Kohlenmonoxid als für die Verbrennung von Kohlenwasserstoffgasen erforderlich. Uur in einer solchen Anlage kann ein optimaler thermischer Wirkungsgrad erzielt werden. Eine Anlage muß diese kritischen Anforderungen daher erfüllen, wenn die erfindungsgemäße Optimierung des thermischen Wirkungsgrades erreicht v/erden soll.
Ein mäßiger und relativ ausgeglichener Betrieb, wie er vorstehend beschrieben ist, läßt sich sehr leicht dadurch erzielen, daß man den Auflöser das Reaktionsgleichgewicht erreichen läßt, welches er zu begünstigen neigt, ohne die Reaktionen zu hemmen oder in einem Übermaß ablaufen zu lassen. Hydrokrackreaktionen sollten beispielsweise nicht bis zu einem solchen Übermaß ablaufen, daß nur sehr wenig oder keine normalerweise feste, gelöste Kohle erzeugt wird. Andererseits sollten die Hydrokrackreaktionen nicht übermäßig gehemmt, werden, da in diesem Falle ein stark verminderter Wirkungsgrad mit sehr hohen
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Ausbeuten an normalerweise fester, gelöster Kohle resultieren würde. Da die Hydrokrackreaktionen exotherm sind, sollte man die Temperatur im Auflöser auf natürlichem Wege über die Temperatur des Vorerhitsers ansteigen lassen. Wie erwähnt, würde die Verhinderung eines solchen Temperaturanstiegs die Einführung einer beträchtlich erhöhten Menge an Abschreckwasserstoff erfordern, als bei Tolerierung des Temperaturanstieges erforderlich ist. Dies würde den thermischen Wirkungsgrad vermindern, da mehr Wasserstoff al3 ansonsten nötig hergestellt werden müßte, und außerdem die Aufwendung zusätzlicher Energie zum Unterdrucksetzen des überschüssigen Wasserstoffs erforderlich machen* Die Entwicklung eines Temperatürgefalles zwischen der Vorerhitzer- und Auflöserzone könnte durch eine Temperaturerhöhung in der Vorerhitzerzone, wodurch jeglicher Temperaturunterschied zwischen den beiden Zonen aufgehoben würde, vermieden werden; dies würde jedoch einen übermäßigen Brennstoffverbrauch in der Vorerhitzerzone nötig machen. Jegliche Maßnahme zur Aufrechterhaltung einer üblichen Vorerhitzer- und Auflösertemperatur würde daher der natürlichen Tendenz der Verflüssigungsreaktion entgegenwirken und den thermischen Wirkungsgrad de3 Verfahrens herabsetzen.
Der im Verfahren erzeugte Mineralrückstand stellt einen Hydrier- und Hydrokrackkatalysator dar. Seine Rückführung innerhalb des Verfahrens zur Erhöhung seiner Konzentration erhöht die Geschwindigkeiten der Reaktionen, für deren Ablauf eine natürliche Tendenz besteht, wodurch die erforderliche Verweilzeit im Auflöser vermindert und/oder die nötige Größe der Auflöserzone herabgesetzt wird. Der
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Mineralrückstand wird in der Produktaufschläinmung in Form von sehr kleinen Teilchen (1 bis 20 um) suspendiert; die geringe Größe der Teilchen erhöht vermutlich ihre katalytisch^ Aktivität. Die Rückführung des katalytischen Materials vermindert die notwendige Lösungsmittelmenge beträchtlich. Daher besteht bei einer Rückführung des Mineralrückstandes des Verfahrens in einer Aufschlämmung mit flüssigem Destillatlösungsmittel in einer ausreichenden Menge zur Erzielung einer geeigneten katalytischen Gleichgewichtsaktivität die Tendenz zur Erhöhung des thermischen Wirkungsgrades des Verfahrens.
Die durch die Rückführung des Mineralrückstandes des Verfahrens bedingten katalytischen und sonstigen Wirkungen können die Ausbeute an der normalerweise festen, gelösten Kohle in der Verflüssigungszone aufgrund von Hydrokrackreaktionen um etwa die Hälfte oder noch stärker reduzieren sowie eine verstärkte Schwefel- und Sauerstoffentfernung verursachen. Wie aus Fig. 1 hervorgeht, ergibt eine 20-bis 25%ige Ausbeute an Kohle (454 0C+; 850 0F+) bei einem kombinierten Verflüssigungs-Vergasungsverfahren im wesentlichen den maximalen thermischen Wirkungsgrad. Ein entsprechendes Ausmaß an Hydrokrackung kann nicht in zufriedenstellender Weise erzielt werden, indem man die Temperatur im Auflöser ohne Hemmung durch die darin stattfindenden exothermen Reaktionen ansteigen läßt, da dabei eine übermäßige Verkokung eintreten würde«
Die Verwendung eines äußeren Katalysators im Verflüssigungsprozeß ist der Rückführung des Mineralrückstandes nicht
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gleichwertig, da die Einverleibung eines äußeren Katalysators im Vergleich zur Verwendung eines inneren oder in situ erzeugten Katalysators die Verfahrenskosten erhöhen und das Verfahren komplizieren und damit den Wirkungsgrad des Verfahrens vermindern würde. Im erfindungsgemäßen Verfahren wird daher kein äußerer Katalysator benötigt oder verwendet.
Wie erwähnt, bezieht sich die die Optimierung des thermischen Wirkungsgrades wiedergebende Kurve von Fig. 1 speziell auf die Wirkungsgradoptimierung im Verhältnis zur Ausbeute der normalerweise festen, gelösten Kohle und erfordert, daß die gesamte erhaltene, normalerweise feste, gelöste Kohle ohne jegliche flüssige Kohle oder Kohlenwasserstoff gase zum Vergaser geleitet wird. Für irgendeine Anlage, in welcher die vorgenannte Kurve der Wirkungsgradoptimierung realisiert werden soll, ist es daher ausschlaggebend, daß sie mit einer Vakuumdestillationskolonne (vorzugsweise in Verbindung mit einer bei Atmosphärendruck arbeitenden Kolonne) ausgestattet ist, mit deren Hilfe eine vollständige Abtrennung der normalerweise festen, gelösten Kohle von flüssiger Kohle und Kohlenwasserstoff gasen erreicht wird. Eine bei Atmosphärendruck arbeitende Kolonne allein ist nicht dazu in der Lage, eine vollständige Abtrennung der Destillatflüssigkeit von der normalerweise festen, gelösten Kohle zu erzielen. Die bei Atmosphärendruck arbeitende Kolonne kann nach Bedarf weggelassen werden. Bei Zufuhr von flüssiger Kohle zum Vergaser wird der Wirkungsgrad vermindert, da die flüssige Kohle im Gegensatz zur normalerweise festen, gelösten Kohle
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einen hochwertigen Brenn- bzw. Kraftstoff darstellt. Flüssige Kohle verbraucht bei ihrer Bildung mehr Wasserstoff als normalerweise feste, gelöste Kohle. Der in der flüssigen Zone enthaltene zusätzliche Wasserstoff würde in der Oxid a ti ons ζ one vergeudet..werden, wodurch der Verfahrenswirkungsgrad vermindert werden würde.
Pig. 2 zeigt ein Fließschema zur Durchführung des erfindungsgemäßen kombinierten Verfahrens. Getrocknete und pulverisierte Rohkohle, welche die gesamte Rohkohlebeschickung des Verfahrens darstellt, wird durch die Leitung .10 zum Aufschlämmunge-Mischbehälter 12 geleitet, wo sie mit der aus der Leitung 14 zuströmenden heißen lösungsmittelhaltigen Kreislaufaufschlämmung des Verfahrens vermischt wird. Das lösungsmittelhaltige Gemisch der Kreislaufaufschlämmung (1,5 bis 2,5 Gew.-Teile Aufschlämmung pro Gew.-Teil Kohle) wird durch die Leitung 16 mit Hilfe der Kolbenpumpe 18 abgepumpt und mit durch die Leitung 20 zuströmendem Kreislaufwasserstoff sov/ie mit durch die Leitung 92 zuströmendem Frischwasserstoff vermischt, bevor sie durch den rohrförmigen Vorerhitzer 22 geleitet wird, aus welchem sie durch die Leitung 24 in den Auflöser 26 gelangt. Der auf die Ausgangskohle bezogene Wasserstoffanteil beträgt etwa 1,24 m^/kg (etwa 40 000 SCF/ton).
Die Temperatur der Reaktanten am Auslaß des Vorerhitzers 22 beträgt etwa 371 bis 404 0C (etwa 700 bis 760 0F). Bei dieser Temperatur wird die Kohle teilweise im Kreislauf1-sungsmittel gelöst, und die exothermen Hydrier- und Hydrokrackreaktionen s.etzen1 gerade ein«. Während die Temperatur allmählich längs des rohrförmigen Vorerhitzers 22 ansteigt,
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befindet sich die Temperatur innerhalb des gesamten Auflösers 26 bei einem im allgemeinen gleichmäßigen Wert. Die durch die Hydrokrackreaktionen im Auflöser 26 erzeugte Wärme erhöht die Temperatur der Reaktanten bis auf 449 bis 466 0C (840 bis 870 0P). Durch die Leitung 28 zugefUhrter Abschreck- bzw. Löschwasserstoff wird in den Auflöser 26 an verschiedenen Stellen eingeblasen, um die Reaktionstemperatur zu regeln und die Intensität der exothermen Reaktionen zu mildern.
Der Ausfluß des Auflösers 26 strömt durch die Leitung 29 zum Dampf/Flüssigkeits-Trennsystem 30. Der vom Kopf dieser Separatoren abgehende heiße Dampfstrom wird in mehreren Wärmeaustauschern und zusätzlichem Dampf/Flüssigkeits-Trennstufen abgekühlt und durch die Leitung 32 abgezogen. Das aus den genannten Separatoren erhaltene flüssige Destillat strömt durch die Leitung 34 zu der bei Atmosphärendruck arbeitenden Fraktionierkolonne 36. Das nichtkondensierte Gas in der Leitung 32 enthält nicht-umgesetzten Wasserstoff, Methan und andere leichte Kohlenwasserstoffe sowie HpS und COp und wird zur Sauergas-Beseitigungsvorrichtung 38 zur Abtrennung von HpS und COp geleitet. Der gewonnene Schwefelwasserstoff wird zu elementarem Schwefel umgewandelt, welcher durch die Leitung 40 aus dem Verfahren abgesogen wird. Ein Teil des gereinigten Gases wird durch die Leitung 42 zur Weiterverarbeitung in der Tieftemperaturvorrichtung 44 geleitet, wo ein Großteil des Methans und Athans als durch die Leitung 46 abziehendes Fördergas und das Propan und Butan als durch die Leitung 48 abziehendes LPG abgetrennt werden. Der gereinigte Wasserstoff (Reinheitsgrad 90 %) in der Leitung 50 wird mit
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dem durch die Leitung 52 zugeführten restlichen Gas von der Sauergas-Behandlungsstufe 38 vermischt und umfaßt in Leitung 54 den Kreislaufwasserstoff für das Verfahren.
Die flüssige Aufschlämmung vom Dampf/Flüssigkeits-Trennsystem 30 wird durch die Leitung 56 abgezogen und in den Leitungen 58 und 60 in zwei Hauptströme aufgeteilt. Der Strom in Leitung 58 umfaßt die Kreislaufaufschlämmung, welche Lösungsmittel, normalerweise feste, gelöste Kohle und katalytischen Mineralrückstand enthält. Der nichtzurückgeführte Anteil dieser Aufschlämmung strömt durch die Leitung 60 zu der bei Atmosphärendruck arbeitenden Fraktionierkolonne 36, wo die Hauptprodukte des Verfahrens abgetrennt werden.
In der Fraktionierkolonne 36 wird das Aufschlämmungsprodukt bei Atmosphärendruck destilliert, wobei ein liaphtha- bzw. Schwerbenzinstrom vom Kopf durch die Leitung 62, ein Mitteldestillatstrom durch die Leitung 64 und ein Sumpfproduktstrom durch die Leitung 66 abgezogen werden» Der Sumpfprodukt strom gelangt durch die Leitung 66 in die Vakuumdestillationskolonne 68. Die Temperatur des der Fraktionierkolonne 36 zugeführten Materials wird normalerweise bei einem genügend hohen Wert, gehalten, daß keine zusätzliche Vorerhitzung (außer für Startvorgänge) erforderlich ist. Eine Mischung des durch die Leitung 64 von der bei Atmosphärendruck arbeitenden Kolonne 36 abgezogenen Heizöls und des von der Vakuumkolonne 68 durch die Leitung 70 abgezogenen Mitteldestillats bildet das Hauptheizölprodukt des Verfahrens und wird durch die Leitung 72 abgezogen» Der Strom in der Leitung 72 umfaßt ein
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Destillatheizölprodukt (193 bis 454 0C; 380 bis 850 0F); ein Teil davon kann durch die Leitung 73 zum Aufschlämmungs-Mischbehälter 12 zurückgeführt werden, wo er zur Einstellung der Feststoffkonzentration in der eingesetzten Aufschlämmung und des Kohle/Lösungsmittel-Verhältnisses dient. Der Kreislaufstrom 73 verleiht dem Verfahren insofern Flexibilität, indem er eine Variierung des Verhältnisses des Lösungsmittels zu der zurückgeführten Aufschlämmung gestattet, so daß dieses Verhältnis nicht durch das in der Leitung 58 herrschende Verhältnis für das Verfahren festgelegt wird. Er kann ferner die Pumpfähigkeit der Aufschlämmung verbessern.
Das aus der Vakuumkolonne 68 erhaltene Sumpfprodukt, welches aus der gesamten normalerweise festen, gelösten Kohle, ungelösten organischen Substanzen und mineralischen Substanzen ohne jegliche Destillatflüssigkeit oder Kohlenwasserstoffgase besteht, wird durch die Leitung 74 zur Teiloxidations-Vergaserzone 76 übergeführt. Da der Vergaser 76 zur Aufnahme und Verarbeitung eines kohlenwasserstoffhsltigen Aufschlämmungs-Beschickungsstromes ausgebildet ist, sollte zwischen der Vakuumkolonne 68 und dem Vergaser 76 keinerlei Kohlenwasserstoffumwandiungsstufe (wie ein Verkoker) vorhanden sein, welche die Aufschlämmung zerstören und eine Wiederaufschlämmung in Wasser erforderlich machen würde. Die zur Aufschlämmung des Kok3es erforderliche Wassermenge ist größer als die üblicherweise vom Vergaser benötigte Wassermenge, so dai3 der Wirkungsgrad des Vergasers 76 durch die bei der Verdampfung des überschüssigen V/assers vergeudete Wärmemenge vermindert wird. Stickstofffreier Sauerstoff für den Vergaser
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wird in der Sauerstoffanlage 78 erzeugt und durch die Leitung 80 dem Vergaser zugeführt. Wasserdampf wird dem Vergaser 76 durch die Leitung 82 zugeführt. Der gesamte Mineralgehalt der durch die Leitung 10 zugeführten Ausgangskohle wird vom Verfahren als inerte Schlacke durch die Leitung 84 abgezogen, welche vom Boden des Vergasers 76 ausgeht. Im Vergaser 76 wird Synthesegas erzeugt; ein Teil davon wird durch die Leitung 86 in die Konverterzone 88 zur Konvertierung, bei der Wasserdampf und CO zu EL und COp umgewandelt werden, und anschließend zur Sauergas-Beseitigungszone 89 zur Abtrennung von H2S und CO2 geleitet. Der erhaltene gereinigte Wasserstoff (Reinheitsgrad 90 bis 100 %) wird dann mit Hilfe des Kompressors auf den Verfahrensdruck komprimiert und durch die Leitung 92 als Prischwasserstoff für die Vorerhitzerzone 22 und den Auflöser 26 abgeführt. Wie erwähnt, wird die in der Vergaserzone 76 erzeugte Wärme nicht als Energieverbrauch innerhalb des Verfahrens angesehen, sondern nur als zur Herstellung eines Synthesegas-Reaktionsprodukts erforderliche Reaktionswärme.
Es ist ein kritisches Merkmal der Erfindung, daß die im Vergaser 76 erzeugte Synthesegasmenge nicht nur zur Dekkung des gesamten Verfahrensbedarfs an molekularem Wasserstoff, sondern auch zur Bereitstellung (ohne liethanisierungsstufe) von 5 bis 100 % des gesamten Wärme- und Energiebedarfs des Verfahrens ausreicht. Zu diesem Zweck wird der nicht zum Konverter strömende Anteil des Synthesegases durch die Leitung 94 zur Sauergas-Beseitigungsvorrichtung 96 geleitet, in der CO2 und H2S entfernt werden. Aufgrund der H2S-Abtrennung erfüllt das Synthesegas die
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an einen Brennstoff gestellten ökologischen Norinanforderungen, während durch die CO3-Abtrennung der Wärmeinhalt des Synthesegases erhöht wird, so daß bei Verwendung des Gases als Brennstoff eine feinere Wärmeregelung erzielt werden kann. Ein Strom von gereinigtem Synthesegas strömt durch die Leitung 98 zum Kessel (Boiler) 100. Der Kessel 100 ist mit Einrichtungen ζμΓ Verbrennung des Synthesegases als Brennstoff ausgerüstet. Wasser strömt durch die Leitung 102 in den Boiler 100, wo es in Dampf umgewandelt wird, der durch die Leitung 104 als Energieversorgung für das Verfahren, wie zum Antrieb der Kolbenpumpe 18, abgezogen wird. Ein getrennter Synthesegasstrom wird von der Sauergas-Abtrennvorrichtung 96 durch die Leitung 106 zum Vorerhitzer 22, wo er als Brennstoff dient, geleitet. Das Synthesegas kann analog an irgendeiner anderen Stelle des Verfahrens, wo Brennstoff benötigt wird, eingesetzt v/erden. Wenn das Synthesegas nicht den gesamten Brennstoffbedarf des Verfahrens deckt, kann man den restlichen Brennstoff und die restliche Energie, welche im Verfahren benötigt werden, von irgendeinem anderen nicht-hochwertigen Brennstoffstrom, v/elcher direkt in der Verflüssigungszone erzeugt wird, zuführen. Wenn dies wirtschaftlicher ist, kann man die gesamte für das Verfahren benötigte Energie (oder einen Teil davon), welche nicht dem Synthesegas entstammt, von einer außerhalb des Verfahrens befindlichen (nicht gezeigten) Quelle, wie einer Stromquelle, zuführen.
Weiteres Synthesegas kann durch die Leitung 112 zum Konverter 114 zur Erhöhung des Hp/CO-Verhältnisses von 0,6:1
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auf 3s1 geleitet werden. Dieses angereicherte Wasserstoffgemisch wird dann durch die Leitung 116 zur Methanisierungsvorrichtung 118 geleitet, in der es in Fördergas umgewandelt wird, welches durch die Leitung 120 zur Vermischung mit dem durch die Leitung 46 strömenden Fördergas abgeführt wird. Der auf den Heizwert bezogene Anteil des durch die Leitung 120 strömenden Fördergases ist geringer als der als Verfahrensbrennstoff dienende Synthesegasanteil, welcher durch die Leitungen 98 und 106 geleitet wird, um die erfindungsgemäße Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades zu erzielen«
Ein Teil des gereinigten Synthesegasstromes wird durch die Leitung 122 zur Tieftemperatürtrennvorrichtung 124 geleitet, wo Wasserstoff und Kohlenmonoxid voneinander getrennt werden. Anstelle der Tieftemperaturvorrichtung kann eine Adsorptionsvorrichtung verwendet werden. Sin wasserstoffreicher Strom wird durch die Leitung 126 abgezogen und kann mit dem Frischwasserstoff strom in der Leitung 92 vermischt unabhängig zur Verflüssigungszone geleitet oder als Verfahrensprodukt' in den Handel gebracht werden. Ein kohlenmonoxidreicher Strom wird durch die Leitung 128 abgezogen und kann mit dem als Verfahrensbrennstoff verwendeten Synthesegas in der Leitung 98 oder in der Leitung 106 vermischt als Handelsprodukt abgezogen oder unabhängig als Verfahrensbrennstoff oder Ausgangsmaterial für die chemische Industrie verwendet werden.
Fig. 2 zeigt, daß der Vergaserabschnitt des Verfahrens weitgehend in dem Verflüssigungsabschnitt integriert ist. Die Gesamtbeschickung des Vergaserabschnitts (VTB) stammt
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vom Verflüssigungsabschnitt, und das gesamte gasförmige Produkt des Vergaserabschnitts (oder dessen Hauptmenge) wird innerhalb des Verfahrens entweder als Reaktant oder als Brennstoff verbraucht.
Die nachstehenden Beispiele erläutern die Erfindung.
Rohe Kentucky-Steinkohle wird pulverisiert, getrocknet und mit vom Verfahren stammender heißer, lösungsmittelhaltiger Kreislaufaufschlämmung vermischt. Die Mischung aus Kohle und zurückgeführter Aufschlämmung (1,5 bis 2,5 Gew.-Teile Aufschlämmung pro Gew.-Teil Kohle) wird zusammen mit Wasserstoff durch eine beheizte Vorerhitzerzone in eine Auflöserzone gepumpt. Der auf Kohle bezogene Wasserstoffanteil beträgt etwa 1,24 nr/kg (etwa 40 000 SCF/ton).
Die Temperatur der Reaktanten am Vorerhitzerauslaß beträgt etwa 371 bis 399 0G (etwa 700 bis 750 0P). An dieser Stelle wird die Kohle teilweise in der Kreislaufaufschlämmung gelöst, und die exothermen Hydrier- und Hydrokrackreaktionen haben gerade begonnen. Die durch diese Reaktionen in der Auflöserzone erzeugte Wärme erhöht die Temperatur der Reaktanten weiter bis in den Bereich von 438 bis 466 0C (820 bis 870 0P). Abschreekwasserstoff wird an verschiedenen Stellen in den Auflöser zur Verminderung der Intensität der exothermen Reaktionen ein-
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geblasen«
Der Ausfluß der Auflöserzone strömt durch ein Produkttrennsystem, welches eine bei Atmosphärendruck arbeitende Kolonne und eine Vakuumkolonne umfaßt. Der aus der Vakuumkolonne erhaltene Rückstand (454 0C+; 850 0P+), welcher den gesamten ungelösten MineralrUckstand sowie die gesamte normalerweise feste, gelöste Kohle enthält und frei von Kohleflüssigkeiten und Kohlenwasserstoff gasen ist, wird in einen Vergaser übergeführt, in welchen Sauerstoff eingeblasen wird. Das im Vergaser erzeugte Synthesegas weist ein Hp/CO-Verhältnis von etwa 0,6:1 auf und strömt durch einen Konverter, in welchem Wasserdampf und Kohlenmonoxid zu Wasserstoff und Kohlendioxid umgewandelt werden und danach zu einer Sauergas-Abtrennstufe zur Entfernung von Kohlendioxid und Schwefelwasserstoff. Der Wasserstoff (Reinheitsgrad 94 %) wird dann komprimiert und als Frisch-T/asserstoff zur Vorerhitzer- und Auflöserzone geleitet.
In diesem Beispiel reicht der der Vergaserzone z.ugeführte Anteil an kohlenwasserstoffhaltigem Material dafür aus, daß das erzeugte Synthesegas den Wasserstoffbedarf des Verfahrens (unter Einschluß von Verfahrensverlusten) und etwa 5 % des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens decken kann, wenn e3 direkt im Verfahren verbrannt wird. Der restliche Energiebedarf des Verfahrens wird durch Verbrennung der leichten Kohlenwasserstoffgase oder des Naphthas (Schwerbenzins), welche in der Verflüssigungszone erzeugt werden, sowie elektrische Fremdenergie gedeckt.
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Nachstehend wird die Analyse der Ausgangskohle angegeben:
Kentucky-S teinkohle
Gew.-% (trockene Basis)
Kohlenstoff 71,5
Wasserstoff 5,1
Schwefel " 3,2
Stickstoff 1,3
Sauerstoff 9,6
Asche 8,9 Feuchtigkeit
In der nachstehenden Gegenüberstellung sind die Produkte der Verflüssigungszone angeführt. Man erkennt, daß die Verflüssigungszone außer dem aschehaltigen Rückstand (454 °C+; 850 0F+) sowohl ein flüssiges als auch ein gasförmiges Produkt erzeugt. Das Hauptprodukt des Verfahrens ist ein aschefreies Heiz- bzw. Brennstofföl mit einem Schwefelgehalt von 0,3 Gew.-%, welches in Triebwerken bzw« Kraftanlagen und Industrieanlagen einsetzbar ist.
Ausbeuten in Gew.-^, bezogen auf trockene Kohle
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14 '... 16,2
Naphtha; C5-I93 0C (380 0F) 11,6 Destillatheizöl; 193 bis 454 0C
(380 bis 850 0P) 31,6
feste, gelöste Kohle; 454 0C+ (850 0P+) 17V7
ungelöstes organisches Material 5,4
Mineralsubstanzen 9,3
H2S 2,1
CO +CO2 . 1,9
H2O 7,8
WH3 0,9
gesamt 104,5 Wasserstoffverbrauch (Gew.-%) 4,5
Die nachstehend angegebenen Ausbeuten beziehen sich auf die für den Verkauf verbleibenden Produkte nach Abzug des Brennstoffbedarfs einer Anlage (wie beschrieben).
Kohlezufuhrgeschwindigkeit, r
trockene Basis, kg/d (t/d) 27,2 χ 10° (30 000)
Produkte -
Fördergas: mm nrYd (mm SCF/d) LPG: m3/d (B/d) naphtha: m3/d (B/d) Destillatheizöl: m3/d (B/d)
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangsund Ausgangsenergie sowie den thermischen T/irkungsgrad des. kombinierten Verfahrens.
| o, | 66 | (23, | 2) |
| 2 | 563 | (21 | 362) |
| 2 | 874 | (23 | 949) |
| 6 | 497 | (54 | 140) |
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| Eingang | gesamt | Ausgang | gesamt | mm cal.kg/d | 567 11 | |
| Kohle (27,2 χ 10δ kg/d) (30 000 t/d) | Fördergas ++ LPG Naphtha Des tillatheizöl | 193 410 | ||||
| elektrische Energie (132 Megawatt) + | 7 900 | mm BTU/d | ||||
| 21- | 201 310 | 773 640 | ||||
| .12,1979 | 31 600 | |||||
| APC10G/213 099 | f Oöö 21 431 32 773 82 926 | 805 240 | ||||
| 55 | 144 818 | |||||
| Thermischer Wirkungsgrad der Anlage | 30 753 85 722 131 092 331 705 | |||||
| 579 272 |
Thermischer Wirkungsgrad (%) 71,9
+ bezogen auf einen thermischen Wirkungsgrad der Kraftanlage von 34 %
++11 590 cal.kg/m3 (1317 BTU/SCP)
Wenn das kombinierte Verflüssigungs-Vergasungsverfahren so betrieben wird, daß die Menge des von der Verflüssigungszone zur Vergaserzone übergeführten kohlenwasserstoffhaltigen Materials dafür ausreicht, daß der Vergaser eine dafür genügende Synthesegasmenge erzeugt, daß der Wasserstoffbedarf des Verfahrens und nur etwa 5 % des Gesamtenergiebedarfs des Verfahrens gedeckt werden, beträgt der thermische Wirkungsgrad des Kombinationsproaesses somit 71,9 %·
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Ein kombiniertes Verflüssigungs-Vergasungsverfahren wird analog Beispiel 1 unter Verwendung derselben Kentucky-Steinkohle durchgeführt, außer daß die von der Verflüssigungszone zur Vergasungszone übergeführte Menge an kohlenwasserstoff haltigem Material dafür ausreicht, daß die Vergasungszone den gesamten Wasserstoffbedarf des Verfahrens (einschließlich Verfahrensverluste) sowie eine dafür ausreichende Synthesegasmenge erzeugt, daß etwa 70 % des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens bei direkter Verbrennung im Verfahren gedeckt werden.
Die nachstehende Gegenüberstellung zeigt die Produkte der Verflüssigungszone:
Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Kohle
C1-C4-GaS 12,8
Naphtha; C5-W0C (380 0P) 9,9 Destillatheizöl; 193 bis 454 0C (380 bis 850 0P) 28,8
feste, gelöste Kohle; 454 0C+ (850 0P+) 25,3
ungelöstes organisches Material 5,5
Mineralsubstanzen 9,3
H2S 2,0
CO + CO2 1,8
H2O 7,7
IiH3 0,7
gesamt 103,8 Wasserstoffverbrauch 3,8
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Die nachstehend angeführten Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche zum Verkauf nach Abzug des Verfahrens-Brennstoffbedarfs für eine Anlage (wie beschrieben) verbleiben.
Ausbeuten der AnIageprodukte
Kohlenzufuhrgeschwindigkeit r
(trockene Basis), kg/d (t/d) 27,2 χ 10b (30 000)
Produkte
Fördergas, mm nr/d (mm SCP/d) IPG, m3/d (B/d) Naphtha, m?/d (B/d) Destillatheizö'l, m3/d (B/d)
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangsund Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.
mm cal.kg/d mm BTU/d
Eingang
Kohle c '
(27,24 x 10b kg/d) (30 000 193 410 773 640
t/d)
elektrische Energie (132 Megawatt) 7 900 31 600
gesamt 201 310 805 240
| 2 | ,16 | (77) | 883) |
| 2 | 026 | (16 | 440) |
| 2 | 453 | (20 | 343) |
| 5 | 921 | (49 | |
213099
| gesamt | 25 16 27 75 | 21.12. | 1979 | 72,4 | 11 | 099 | |
| Thermischer Wirkungsgrad (%) | 145 | APC10G/213 | |||||
| 55 567 | 101 67 111 302 | ||||||
| Ausgang | 583 | 457 731 880 3H | |||||
| Fördergas + LPG Naphtha Destillatheizöl | 364 933 970 579 | 382 | |||||
| 846 |
+ 11 590 cal.kg/m3 (1 317 BTU/SCP)
Der thermische Wirkungsgrad dieses Beispiels (72,4 %) ist höher als jener von Beispiel 1 (71,9 %)» obwohl in beiden Beispielen dieselbe Kentucky-Steinkohle eingesetzt wird (der Unterschied macht 0,5 % aus). Somit wird ein höherer thermischer Wirkungsgrad erzielt, wenn der Vergaser den gesamten Wasserstoffbedarf des Verfahrens plus 70 % anstatt 5 % des Energiebedarfs des Verfahrens deckt. In einer technischen Anlage mit der Ausgangskohlenkapazität dieser Beispiele führt eine 0,5$ige Erhöhung des thermischen Wirkungsgrades zu einer jährlichen Kosteneinsparung von etwa 5 Millionen Dollar.
Ein kombiniertes Verfliissigungs-Vergasungsverfahren wird analog Beispiel 2 unter Verwendung derselben Kentucky-Steinkohle durchgeführt, außer daß das gesamte Synthesegas, welches im Überschuß über die zur Deckung des Wasserstoffbedarfs des Verfahrens erforderliche Menge erzeugt wird, für den Verkauf methanisiert wird. Der gesamte Brennstoff bedarf des Verfahrens wird durch das in der Ver-
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f1üssigungsstufe erzeugte C.-C2-GaS gedeckt.
nachstehend werden die Produkte der Verflüssigungszone angeführt t
Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Kohle
14 12,8
Naphtha; C5»193 0C (380 0P) 9,9 Destillatheizöl; 193 bis 454 0C (380 bis 850 0P) 28,8
feste, gelöste Kohle; 454 0C+ (850 0P+) 25,3
ungelöstes organisches Material 5t5
Mineralsubstanzen 9,3
H2S 2,0
CO + CO21,8
E2O 7,7
NH30,7
gesamt 103,8 Wasserstoffverbrauch 3» 8
Die nachstehenden Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche für den Verkauf nach Abzug der Brennstofferfordernisse einer Anlage (wie beschrieben) verbleiben.
Kohlenzufuhrgeschwindigkeit r
(trockene Basis), kg/d (t/d) 27,2 χ 10b (30 000) Produkte
Fördergas, min rn^/ά (mm SCP/d) 2,21 (78)
LPG, m3/d (B/d) 2 026 (16 883)
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Naphtha, m3/d (B/d) 2 453 (20 440)
Destillatheizöl, m3/d (B/d) 5 921 (49 343)
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangsund Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.
mm cal.kg/d mm BTU/d
Eingang
Kohle c
(27,2 % 10ö) (30 000 t/d) 193 410 773 640
elektrische Energie 7 900 31 600
gesamt 201 310 805 240
Ausgang
Fördergas + IPG
Naphtha Destillatheizöl
gesamt 140 850 563 397 Thermischer Wirkungsgrad (%) 70,0
| 20 | 368 | 81 | 472 |
| 16 | 933 | 67 | 731 |
| 27 | 970 | 111 | 880 |
| 75 | 579 | 302 | 314 |
+ 9 205 cal.kg/m3 (1 046 BTU/SCF)
Während in den Beispielen 1 und 2 thermische Wirkungsgrade von 71,9 und 72,4 % erzielt werden, wenn überschüssiges Synthesegas über .jene Menge hinaus erseugt wird, welche zur. Deckung des Wasserstoffbedarfs des Ver« fahrens bei direkter Verwendung des überschüssigen Syn-
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thesegases als Anlagebrennstoff benötigt γ/ird, zeigt der thermische Wirkungsgrad dieses Beispiels (70 %) an, daß eine nachteilige Verminderung des thermischen Wirkungsgrades eintritt, wenn überschüssiges Synthesegas erzeugt wird, wobei das überschüssige Synthesegas durch Hydrierung zu einem handelsfähigen Brennstoff veredelt anstatt direkt in der Anlage verbrannt wird.
Es wird ein kombinierter Verflüssigungs-Vergasungsprozeß analog Beispiel 1 durchgeführt, mit der Ausnahme, daß als Ausgangskohle eine West-Virginia-Pittsburgh-Schichtsteinkohle (seam bituminous coal) verwendet wird. Die von der Verflüssigungszone zu der Vergasungszone geleitete Menge an kohlenwasserstoffhaltigem Material reicht dafür aus, daß die Vergasungszone den gesamten ?/asserstoffbedarf des Verfahrens (einschließlich Verfahrensverluste) decken sowie zusätzlich eine genügende Synthesegasmenge erzeugen kann, daß etwa 5 % des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens bei direkter Verbrennung im Verfahren gedeckt sind.
Nachstehend wird die Analyse der Ausgangskohie angeführt:
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. Gew.-% (trockene Basis)
Kohlenstoff . 67 »4
Wasserstoff 4,6
Schwefel 4t2
Stickstoff 1,2
Sauerstoff 7,5
Asche 15»1
Nachstehend v/erden die Produkte der Verflüssigungszone angeführt:
Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Kohle
C1-C4 17,5
Naphtha; C5-I93 0C (380 0P) 10,6
Destillatheizöl; 193 bis 454 0C
(380 bis 850 0P) 26,3 feste, gelöste Kohle; 454 0C+ (850 0P+) * 18,0 ungelöstes organisches Material 6,8
Mineralsubstanzen 15,1
H2S 3,0
CO + CO2 1,2
5,7 0«5
2 H2O 5,7
gesamt 104,7
Wasserstoffverbrauch 4,7
213 0 99 - 59
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Die nachstehenden Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche für den Verkauf nach Abzug der Brennstofferfordernisse einer Anlage (wie beschrieben) verbleiben·
Kohlenzufuhrgeschwindigkeit (trockene Basis), kg/d (t/d)
Produkte
Fördergas, mm in /d (mm SCP/d) LPG, m3/d (B/d) Naphtha, m3/d (B/d) Destillatheizöl, m3/d (B/d)
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangsund Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.
Thermischer Wirkungsgrad der Anlage
mm cal.kg/d mm BTU/d Eingang
Kohle r
(27,2 χ 10b kg/d) (30 000 t/d) 183 525 734 100
elektrische Energie
(132 Megawatt) 7 900 31 600
gesamt 191 425 765 700
| 27 | ,2 χ 106 | (30 | 000) |
| 0,74 | (26, | 2).. | |
| 2 | 769 | (23 | 078) |
| 2 | 626 | (21 | 885) |
| 5 | 407 | (45 | 060) |
2130 99
| gesamt | 8 23 29 69 | 611 145 948 018 | 68,3 | 21. | 12.1979 | 567 11 | |
| Thermischer Wirkungsgrad | 130 | 722 | APC10G/213 099 | ||||
| (%) | 55 | 445 579 791 071 | |||||
| Ausgang | 886 | ||||||
| Fordergas LPG Naphtha Destillatheizöl | 34 92 119 276 | ||||||
| 522 | |||||||
Ein weiterer kombinierter Verflüssigungs-Vergasungsprozeß wird analog Beispiel 4 unter Verwendung derselben V/est-Virginia-Pittsburgh-Schichtkohle durchgeführt, außer daß die von der Verflüssigungszone zur Vergasungszone geleitete Menge an kohlenwasserstoffhaitigern Material dafür ausreicht, daß die Vergasungszone den gesamten Wasserstoffbedarf des Verfahrens decken sowie eine genügende Synthesegasmenge erzeugen kann, daß etwa 37 % des Energiebedarfs des Verfahrens bei direkter Verbrennung im Verfahren gedeckt sind.
Nachstehend werden die Produkte der Verflüssigungszone angeführt:
Ausbeuten an Gew.-% der trockenen Kohle
14 16,0
Naphtha; C5-I93 0C (380 0P) 9,8
Destillatheizöl; 193 bis 454 0C (380 bis 8500P) 25,1
feste, gelöste Kohle? 454 °C-l· (850 0F+) 21,7
Eingelöstes organisches Material 6,5
21 3099
21.12.1979 APC10G/213 55 567
Mineralsubstanzen 15,1
H2S 2,9
CO + CO2 1,3
H2O 5,4
. 0,4
gesamt 104,2 Wasserstoffverbrauch 4,2
Die nachstehenden Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche für den Verkauf nach Abzug der Brennstofferfordernisse einer Anlage (wie beschrieben) verbleiben.
Ausbeuten der Anlaseürodukte
Kohlenzufuhrgeschwindigkeit (trockene Basis), kg/d (t/d)
Produkte
Fördergas, mm m /d (mm SCF/d) LPG, m3/d (B/d) Naphtha, m3/d (B/d) Destillatheizöl, m3/d (B/d)
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangsund Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.
| 7, | 2 χ 106 | (30 | 000 |
| 1,83 | 64 | ,8 | |
| 2 | 200 | 18 | 338 |
| 2 | 428 | 20 | 233 |
| 5 | 160 | 43 | 004 |
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mm cal.kg/d mm BTU/d
Eingang Kohle
M>nxe r
(27,2 χ 10ö) (30 000 t/d) 183 525 734 100
elektrische Energie
(132 Megawatt) 7 900 31 600
gesamt 191,425 765 700
Aus gang Fördergas LPG Naphtha Destillatheizöl
gesamt 133 267 573 065 Thermischer Wirkungsgrad (%) 69,6
| 21 | 319 | 85 | 276 |
| 18 | 391 | 73 | 564 |
| 27 | 688 | 110 | 750 |
| 65 | 869 | 263 | 475 |
Der thermische Wirkungsgrad ist in diesem Beispiel höher als in Beispiel 4, obwohl in beiden Beispielen dieselbe Pittsburgh-Schichtkohle verwendet wird (der Unterschied beträgt 1,3 %)· Der höhere thermische Wirkungsgrad dieses Beispiels veranschaulicht den Vorteil, welcher.erzielt wird, wenn man den Vergaser mit genügend gelöster Kohle (454 0C+; 850 °Έ+) beschickt, daß der Vergaser in der Lage ist, den gesamten Wasserstoffbedarf des Verfahrens plus 37 % anstatt 5 % des Energiebedarfs des Verfahrens durch direkte Verbrennung von Synthesegas zu decken.
Claims (20)
1. Kombiniertes Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren, gekennzeichnet dadurch, daß man
a) eine mineralhaltige Ausgangskohle, Wasserstoff, zurückgeführtes gelöstes flüssiges Lösungsmittel, zurückgeführte normalerweise feste, gelöste Kohle und zurückgeführten Mineralrückstand in eine Kohleverflüssigungszone leitet, um kohlenwasserstoffhaltiges Material aus dem Mineralrückstand herauszulösen und das kohlenwasserstoffhaltige Material zu hydrokracken und dadurch ein Gemisch zu erzeugen, welches Kohlenwasserstoffgase, gelöste Flüssigkeit, normalerweise feste, gelöste Kohle und suspendierten Mineralrückstand enthält,
b) Destillatflüssigkeit und Kohlenwasserstoffgase von einer Aufschlämmung abtrennt, welche die genannte normalerweise feste, gelöste Kohle, lösungsmittel und Mineralrückstand enthält,
c) einen Teil der Aufschlämmung zur Verflüssigungszone zurückführt,
d) den Rest der Aufschlämmung für die Destillation in eine Destilliervorrichtung leitet, welche eine Vakuumdestillationskolonne einschließt, wobei die 8ls Sumpfprodukt aus der Vakuumdestillationskolonne erhaltene Aufschlämmung eine Vergaserbeschickungsauf schlämmung umfaßt, welche praktisch die gesamte
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normalerweise feste, gelöste Kohle und die Mineralrückstandsausbeute der Verflüssigungszone im wesentlichen ohne normalerweise flüssige Kohle und Kohlenwasserstoffgase enthält,
e) die Vergaserbeschickungsaufschlämmung in eine Vergasungszone überführt, wobei die Vergaserbcschik- kungsaufschlämmung im wesentlichen das gesamte kohlenwasserstoffhaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone umfaßt, wobei die Vergasungszone eine Oxidationszone für die Umwandlung des darin befindlichen kohlenwasserstoffhaltigen Materials zu Synthesegas beinhaltet, wobei die Menge an kohlenwasserstoff hai tigern Material, die in die Vergasungszone geleitet wird, ausreichend ist, um in der Vergasungszone eine zusätzliche Menge an Synthesegas als der benötigten Menge an Verfahrens-Wasserstoff zu erzeugen, die den thermischen Wirkungsgrad des Verfahrens, wenn man sie als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verbrennt, erhöht, wobei der Gesamtbrennungswärmegehalt der zusätzlichen Menge an Synthesegas auf Wärmebasis 5 bis 100 % des gesamten für das Verfahren erforderlichen Energiebedarfs deckt, und diese zusätzliche Menge bei der Durchführung des Verfahrens als Brennstoff verbrennt, und
f) einen Teil des Synthesegases durch eine (katalytlsche Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) in einen wasserstoffreichen Gasstrom umwandelt und diesen Strom als Verfahrens-Wasserstoff zur Verflüssi-
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gungszone leitet·
2. Verfahren nach Punkt 1, gekennzeichnet dadurch, daß der Gesamtverbrennungswärmegehalt mindestens 10 % des gesamten für das Verfahren erforderlichen Energiebedarfes deckt.
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stoff zu erzeugen, die den thermischen Wirkungsgrad des Verfahrens, wenn man sie als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verbrennt, verbessert,
f) einen Teil des Synthesegases durch eine (katalytische) Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) in einen wasserstoffreichen Gasstrom umwandelt und diesen Strom als Verfahrens-Wasserstoff zur Verflüssigungszone leitet, und
g) einen Anteil von mindestens 60 Mol.-% des gesamten CO- plus H2-Gehaltes der zusätzlichen Menge an Synthesegas als Brennstoff für das Verfahren verbrennt, um auf Y/ärmebasis 5 bis 100 % der gesamten für das Verfahren erforderlichen Energie bereitzustellen, wobei der Rest der zusätzlichen Menge an Synthesegas in einen anderen Brennstoff umgewandelt wird.
3· Verfahren nach Punkt 1 und 2, gekennzeichnet dadurch, daß die Menge an normalerweise fester, gelöster Kohle in der Vergaserbeschickungsaufschlämmung zwischen 15 und 45 Gew.-% beträgt.
4. Verfahren nach Punkt 1 und 2, gekennzeichnet dadurch, daß die Menge an normalerweise fester, gelöster Kohle in der Vergaserbeschickungsaufschlämmung zwischen 15 und 30 Gew.-% beträgt.
5» Verfahren nach Punkt 1 und 2, gekennzeichnet dadurch, daß die Menge an normalerweise fester, gelöster Kohle in der Vergaserbeschickungsaufschlämmung zwischen 17 und 27 Gew.-% der Ausgangskohle beträgt.
6. Verfahren nach Punkt 1 bis 5» gekennzeichnet dadurch, daß man den Mineralrückstand als Schlacke aus der Vergasungszone entfernt.
7· Verfahren nach Punkt 1 bis 5, gekennzeichnet dadurch, daß es keine Stufe zur Abtrennung des Mineralrückstandes von der normalerweise festen, gelösten Kohle beinhaltet»
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8. Verfahren nach Punkt 1 bis 7» gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone 1204° bis 1982 0C (2200 bis 3600 0P) beträgt.
9. Verfahren nach Punkt 1 bis 7» gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone
• 1315° bis 1760 0C (2400 bis 3200 0P) beträgt.
10. Verfahren nach Punkt 1 bis 7, gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone 1371° bis 1982 0C (2500 bis 3600 0P) beträgt.
11. Verfahren nach Punkt 1 bis 10, gekennzeichnet dadurch, daß die gesamte Koksausbeute in der Verflüssigungszone weniger als 1 Gew.-%, bezogen auf die Ausgangs-Kohle, beträgt.
12. Kombiniertes Kohle-Verflüssigungs-Vergasungsverfahren gemäß Punkt 1, gekennzeichnet dadurch, daß man
a) eine mineralhaltige Ausgangs-Kohle, Wasserstoff, zurückgeführtes gelöstes, flüssiges Lösungsmittel, zurückgeführte normalerweise feste, gelöste Kohle und zurückgeführten Mineralrückstand in eine Kohleverflüssigungszone leitet, um kohlenwasserstoffhaltiges Material aus dem Mineralrückstand herauszulösen und das kohlenstoffhaltige Material zu hydrokracken und dadurch ein Gemisch zu erzeugen, welches Kohlenwasserstoffgase, gelöste Flüssigkeit, normalerweise feste, gelöste Kohleband suspendierten Mineralrückstand enthält,
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b) Destillatflüssigkeit und Kohlenwasserstoffgase von einer Aufschlämmung abtrennt, welche die genannte normalerweise feste, gelöste Kohle, Lösungsmittel und Mineralrückstand enthält,
c) einen Teil der Aufschlämmung zur Verflüssigungszone zurückführt,
d) den Rest der Aufschlämmung für die Destillation in eine Destilliervorrichtung leitet, welche eine Vakuumdestillationskolonne einschließt, wobei die als Sumpfprodukt aus der Vakuumdestillationskolonne erhaltene Aufschlämmung eine Vergaserbeschickungsauf schlämmung umfaßt, welche praktisch die gesamte normalerweise feste, gelöste Kohle und die Mineralrückstandsausbeute der Verflüssigungszone im wesentlichen ohne normalerweise flüssige Kohle und Kohlenwasserstoffgase enthält.
e) die Vergaserbeschickungsaufschlämmung in eine Vergasungszone überführt, wobei die Vergaserbeschikkungsaufschlämmung im wesentlichen das gesamte kohlenwasserstoffhaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone umfaßt, wobei die Vergasungszone eine Oxidationssone für die Umwandlung des darin befindlichen kohlenwasserstoffhaltigen Materials zu Synthesegas beinhaltet, wobei die Menge an kohlenwasserstoffhaltigem Material in der Vergaserbeschickungsauf schlämmung ausreichend ist, um in der Vergasungszone eine zusätzliche Menge an Synthesegas als der benötigten Menge an Verfahrens-Wasser-
13« Verfahren nach Punkt 12, gekennzeichnet dadurch, daß mindestens 70 Mol.-% des CO- plus Hp-Gehaltes der zusätzlichen Menge an Synthesegas als Brennstoff im Verfahren verbrannt wird.
14· Verfahren nach Punkt 12, gekennzeichnet dadurch, daß mindestens 80 Mol.-% des CO- plus Hg-Gehaltes der zusätzlichen Menge an Synthesegas als Brennstoff im Verfahren verbrannt wird. -
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15· Verfahren nach Punkt 12 bis 14, gekennzeichnet dadurch, daß das Mol.-Verhältnis von Hp zu CO in dem Synthesegas weniger als 1 beträgt.
16. Verfahren nach Punkt 12 bis 14, gekennzeichnet dadurch, - daß das Mol-Verhältnis von Hp zu CÖ in dem Synthesegas weniger als 0,8 beträgt.
17« Verfahren nach Punkt 12 bis 16, gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone 1204 bis 1982 0C (2200 bis 3600 0P) beträgt.
18. Verfahren nach Punkt 12 bis 16, gekennzeichnet dadurch, daß die iraximale Temperatur in der Vergasungszone 1371 bis 1927 0C (2500 bis 3500 0F) beträgt.
19» Verfahren nach Punkt 12, gekennzeichnet dadurch, daß der andere Brennstoff Methan ist.
20. Verfahren nach Punkt 12, gekennzeichnet dadurch, daß der andere Brennstoff Methanol ist.
Hienu_sLSeiten Zeichnungen
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| DD21309979A DD143788A5 (de) | 1979-05-23 | 1979-05-23 | Kombiniertes kohleverfluessigungs-und vergasungsverfahren |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| DD21309979A DD143788A5 (de) | 1979-05-23 | 1979-05-23 | Kombiniertes kohleverfluessigungs-und vergasungsverfahren |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| DD143788A5 true DD143788A5 (de) | 1980-09-10 |
Family
ID=5518301
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| DD21309979A DD143788A5 (de) | 1979-05-23 | 1979-05-23 | Kombiniertes kohleverfluessigungs-und vergasungsverfahren |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| DD (1) | DD143788A5 (de) |
-
1979
- 1979-05-23 DD DD21309979A patent/DD143788A5/de unknown
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