DD151181A5 - Kombiniertes kohle-verfluessigungs-vergasungsverfahren - Google Patents
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Abstract
Ziel der Erfindung ist die Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades des Verfahrens. Das wird erfindungsgemaesz erreicht durch Erhoehung der in der Verfluessigungszone herzustellenden und in die Vergasungszone ueberzufuehrenden Menge an normalerweise fester, geloester Kohle, welche die Vergasungszone in die Lage versetzt, nicht nur den gesamten Wasserstoffbedarf der Verfluessigungszone zu decken, sondern auch ueberschuessiges Synthesegas zur Verwendung als Brennstoff im kombinierten Verfahren zu erzeugen. In der Vergasungszone wird bei Temperaturen zwischen 1204 und 1427 Grad C (2200 bis 2600 Grad F) eine nahezu vollstaendige Oxidation der kohlenwasserstoffhaltigen Beschickung erreicht. Diese hohen Temperaturen erzeugen ein Synthesegas, das im Verhaeltnis reicher an CO als an H&ind2! ist. Da das Synthesegas als Brennstoff verwendet wird, kann aus dem Synthesegas ohne Herabsetzung des Wertes des verbleibenden CO-konzentrierten Gasstromes Wasserstoff gewonnen werden, weil der Wert der Verbrennungswaerme eines konzentrierten CO-Gasstromes etwa der gleiche ist wie der eines H&ind2!- reichen Synthesegases.
Description
' o ί_ Berlin, den I9.11.1979
12 8 7 2" AP c 10 G/212 872
55 527/18
Kombiniertes Koble-Verflüssigungs-Vergasungsverfahren Anwendungsgebiet der Erfindung
Die Erfindung betrifft ein Kobleverflussigungsverfahren unter Verwendung von Brennstoff, der in einem kombinierten Vergaser erzeugt wird. Als Ausgangskohle für das erfindungsgemäße Verfahren eignen sich z. B. Steinkohlen, subbituminöse 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 Bückführung des Mineralrückstandes wird üblicherweise bei höherem thermischem Wirkungsgrad als die Umwandlung von Kohle in Fördergas mit Hilfe eines Teiloxidations- und Methanasierungsreaktionen anwendenden Vergasungsprozesses durchgeführt. Zum Stand der Technik gehört ein unter Rückführung des Mineralrückstandes in die Verflüssigungszone arbeitendes kombiniertes Kobleverflüssigungs-Vergasungsverfabren, bei dem die gesamte in der Verflüssigungszone erzeugte, 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 Wasserstoff bedarf des Verfahrens zu decken.
Gemäß dem Stand der Technik wurde die Kombination der Kohleverflüssigung und -vergasung auf Basis eines Wasser-
fi Ί ,υ In, -·. ι ι Z1- . ι. ι ♦ } · - * I h
19.11.1979 AP C 10 G/212 872 2128 7 2 -2- 55 527/18
stoff-Materialausgleichs vorgenommen. In dem Aufsatz "The SHG-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. SchiEid und D.M. Jackson, wird betont, daß die Menge des von der Verflüssigungszone zur Vergasungszone geleiteten organischen Materials bei einem kombinierten Kohleverflüssigungs-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.
Ziel der Erfindung ist die Bereitstellung eines wirtschaftlichen kombinierten Kobleverflüssigungs- und -vergasungsverfahrens, "bei dem der Wirkungsgrad wesentlich erhöht ist.
Der Erfindung liegt die Aufgabe zugrunde, eine Verbesserung des thermischen Yiirkungsgrades zu erreichen durch Erhöhung der in der Verflüssigungszone herzustellenden und in die Vergasungszone überzuführenden Menge an normalerweise fester, gelöster Kohle, welche die Vergasungszone in die Lage versetzt, nicht nur den gesamten Wasserstoffbedarf der Verflüssigungszone zu decken, sondern auch überschüssiges Synthesegas zur Verwendung als Brennstoff im kombinierten Verfahren zu erzeugen.
19.11.1979
AP C 10 G/212 872
ι έ ο / 4 -3- 55 527/18
Das erfindungsgemäße Verfahren wird in der Weise ausgeführt, 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 kohlenwasserstoffbaltige 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 (Deil der Aufschlämmung zur Verflüssigungszone zurückführt,
d) den Best 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 Mineralrückstandsfeausbeute der Verflüssigungszone im wesentlichen ohne normalerweise flüssige Kohle und Kohlenwasserstoffgase enthält,
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β) die Vergaserbeschickungsaufschlämmung in eine Vergasungszone überführt, wobei die Vergaserbeschickungsaufscblämmung im wesentlichen das gesamte kohlenwässerstofffaaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone umfaßt, Wasser oder Wasserdampf in die Vergasungszone einspritzt, wobei die Vergasungszone eine Oxidationszone mit einer maximalen Temperatur zwischen 1204· und 1982 °0 (2200 und 3600 0P) für die Umwandlung des darin befindlichen koblenwasserstoffbaltigen Materials zu Synthesegas mit einem Molverhältnis von H2 zu CO kleiner als 1 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, · '
f) einen 1TeU dieses Synthesegases durch eine (katalytische) Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) in einen ersten wasserstoffreichen Gasstrom umwandelt und diesen Strom als Verfahrens-Wasserstoff zur Verflüssigungszone leitet, and
g) von mindestens einem Teil der zusätzlichen Menge an Synthesegas H2 von CO trennt, um einen zweiten wasserstoffreichen Gasstrom und einen kohlenmonoxidreichen Gasstrom, zu erhalten, wobei man eine Menge von mindestens 60 M0I-5S des gesamten CO- plus Hp-Gehaltes der zusätzlichen Menge an Synthesegas als Brennstoff bei der Durchführung des Verfahrens verbrennt, um auf Wärmebasis
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5 "bis 100 % der gesamten für das Verfahren erforderlichen Energie bereitzustellen, wobei mindestens ein Teil des kohlenmonoxidreichen Gasstromes als Brennstoff verbrannt wird.
Erfindungsgemäß wird ein Teil der zusätzlichen Menge an Synthesegas nicht der Hp-CO-Trennungsstufe unterworfen, sondern als Brennstoff im Verfahren verbrannt. Ein weiterer Teil der zusätzlichen Menge an Synthesegas wird in einen anderen Brennstoff, beispielsweise Methan oder Methanol umgewandelt.
Erfindungsgemäß werden mindestens 70 Mol-% des GO- plus Ho-Gehaltes der zusätzlichen Menge an Synthesegas als Brennstoff im Verfahren verbrannt.
Die in dem erfindungsgemäßen Verfahren kombinierten Prozesse der Kohleverflüssigung und oxidierenden Gaserzeugung wirken synergistisch unter Erhöhung des thermischen Wirkungsgrades.
Die Verflüssigungszone des erfindungsgemäßen Verfahrens umfaßt eine endotherme Vorheizstufe und eine exotherme Auflösungsstufe, die Temperatur im "Auflöser ist auf Grund der darin stattfindenden Hydrier- und Hydrokrackreaktionen höber 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 kohlenwasserstoff-
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baltiges Destillat werden vom System zur Auftrennung des Produktes der Verflüssigungszone gewonnen. Der nicht zurückgeführte Anteil der vom Auflöser stammenden, verdünnten mineralhaltigen Rückstandsaufschlämmung 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 Hückstandsaufschlämmung als Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt (VTB) gewonnen wird. Die normalerweise flüssige Kohle wird hier mit "Destillatflüssigkeit" und "flüssige Kohle" bezeichnet^ mit beiden Ausdrücken ist gelöste Kohle gemeint, welche bei Saumtemperatur normalerweise flüssig ist, wobei das Verfahrenslösungsmittel inbegriffen ist. Die konzentrierte Aufschlämmung enthält die gesamten anorganischen Minerale und das gesamte ungelöste organische Material (UOM), welch© 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 Fest/H1IUssig-Auftrennung sowie ohne Verkokung oder sonstige Stufe zur Zerstörung der Aufschlämmung in eine Teiloxidations-Vergasungszone geleitet, welche dafür eingerichtet ist, eine solche Aufschlämmung aufzunehmen. In der genannten Zone wird die Aufschlämmung in Synthesegas, das ein Gemisch von Kohlenmonoxid und 7/asserstoff darstellt, umgewandelt. Die Aufschlämmung ist das einzige der Ver-
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gasungszone 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 Wasserstoff und Kohlendioxid der (katalytiscben) 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. Ss ist ein kritisches Merkmal des erfindungsgemäßen Verfahrens, daß mehr Synthesegas erzeugt als zu einem wasserstoffreichen Strom timgewandelt 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 AO, 30 oder 20 % und kann einer Methan isierungs- oder Methanolumwandlungsstufe unterworfen werden. Die Methan Bierung ist ein gebräuchliches Verfahren, das zur Erhöhung des Heizwertes des Synthesegases durch Umwandlung von CO in CBL dient. Erfindungsgemäß wird der in den Vergaser gelangende Anteil des kohlenwasserstoffhaltigrn
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Materials der VTB-Aufschlämmung auf einen Wert eingeregelt, der nicht nur zur Bereitstellung des gesamten Verfahrenswasserstoffbedarfs für die Verflüssigungszone durch Teiloxidations- und Konvertierungs- bzw. Verschiebungsreaktionen, sondern auch 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 gacannte Energie in Form von Brennstoff für den Vorerbitzer, Wasserdampf für die Pumpen, innerhalb der Anlage erzeugter oder fremdbezogener elektrischer Energie u.a. vorliegt.
Im Hahmen der Erfindung wird innerhalb der Grenzen der Vergaserzone selbst verbrauchte Energie nicht als Verfahrensenergieverbrauch angesehen. Das gesamte dem Vergaser zugeführte kohlenstoffhaltige Material wird als Vergaserbeschickung anstatt als Brennstoff betrachtet. Obwohl die Vergaserbeschickung einer teilweisen Oxidation unterworfen wird, sind die Qxidationsgase Reaktionsprodukte des Vergasers und stellen kein Hauch- bzw. 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 Brenn-
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stoffen, 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 Reaktionsteilnehmer oder als Brennstoff verbraucht wird.
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 Ifiaterialausgleich. Die Sshärfe 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 Verfabrensprinzip dar. Das Verfahren wird auf Materialaasgleichsbasis betrieben, wenn der Anteil des kohlenwasserstoffhaltigen Materials "in der Vergaserbescbickung 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 Wasserstoffbedarf des Verfahrens, sondern auch einen beträchtlichen
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Teil des Energiebedarfs oder den gesamten Energiebedarf der Verflüssigungszone deckt. Außer der Bereitstellung des vollen Verfahrens-Wasserstoffbedaifs durch die Konvertierung erzeugt der Vergaser genügend überschüssiges Synthesegas, welches bei direkter Verbrennung mindestens etwa 5» 10, 20, 30 oder 50 und bis zu 100 % (auf Wärmebasis) 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 Mol-% (und bis zu 100 %) des gesamten Wasserstoff- und Kohlenmonoxidgehalts des Synthesegases (auf aliquoter oder nichtaliquoter Basis von Hp und CO) werden 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 and als IPördergas (pipeline gas) verwendet werden. Obwohl der VerflüssigungsprozeS im allgemeinen einen höheren Wirkungsgrad als der Vergasungsprozeß aufweist und die nachstehenden Beispiele zeigen, daß die Verlagerung eines Teils der Verfahrensbelastung von der Verflüssigungszone in die Vergasungszone zur Methanerzeugung den Verfahrenswirkungsgrad erwartungsgemäß verringert, gebt 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.
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vor, daß die Optimierung des V/irkungsgrades die Überleitung von Energie als Brennstoff zwischen den Zonen erfordert und nicht durch einen Wasserstoffausgleich ohne Energieübertragung erzielt werden kann.
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 Maßnahme. Ferner sind beim kombinierten Verfahren keine Stufen für die Trocknung des Mineralrückstandes, Kühlung und Handhabung der normalerweise festen, gelösten Kohle oder verzögerten Verkokung (delayed coking) oder Pließkokserzeugung (fluid coking) erforderlich. Dia Beseitigung geder 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 Auf-
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lösergröße und Verweilzeit durch den Mineralkreislauf vermindert, wodurch der hohe Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen Verfahrens gewährleistet wird. Die Rückführung des Mineralrückstandes selbst kann die. Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle vorteilhafterweise um so viel 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. Auf Grund 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 äußeren Katalysators für die Auffrischung seines Wasserstoffdonatorvermogens erfordert.
Da die im Auflöser stattfindenden Reaktionen exotherm sind, erfordert es einen hohen Verfahrenswirkungsgrad, daß man die Auflösertemperatur um mindestens etwa 10,38 oder sogar 93 0C (mindestens etwa 20, 50, 100 oder sogar 200 0P) (oder noch mehr) über die Höchsttemperatur im Vorerhitzer ansteigen läßt. JSine Abkühlung des Auflösers zur Verhinderung eines solchen Temperaturgefälles würde die Bildung von zusätzlichem Abschreckwasserstoff (quench hydrogen) bei der Konvertierung oder eine zusätzliche Wärmezufuhr zur Vorerhitzerstufe zwecks Aufhebung jeglichen Temperaturunterschiedes 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.
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Die gesamte dem kombinierten Verfahren zugeführte rohe Alisgangskohle wird zur Verflüssigungszone geleitet, während keine Ausgangskohle direkt in die Vergasungszone gelangt. Die den Mineralrückstand enthaltende VTB-Aufscblämmung umfaßt das gesamte, der Vergaserzone zugeführte kohlenwasserstoffbaltige 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 EL-,) erzeugt und entweder eine anschließende (katalytiscbe) Konvertierung zur Umwandlung des Kohlenmonoxids mit zugesetztem Wasserdampf zu Wasserstoff (wenn Wasserstoff das gasförmige Endprodukt sein soll) oder eine anschließende Konvertierung und Methanisierung (wenn das gasförmige Endprodukt IPördergas sein soll) erfordert. Vor einer Methanisierung ist eine Konvertierung zur Erhöhung des CO/H^-Verbältnisses von etwa 0,6:1 auf etwa 3^1 z&r 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 Wirkun gsgrad der Verflüssigungszone, bevor die nicht-hochwertige, normalerweise feste, gelöste Kohle zur Vergasungszone für die Umwandlung mit geringerem Wirkungsgrad geleitet wird.
Bei dem nach dem Stand der Technik bekannten Kohleverflüssigungs-Vergasungsprozeß wird das gesamte erzeugte Synthesegas durch einen Konverter (shift reactor) zur Erzeugung der genauen erforderlichen Menge an Verfahrens-
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wasserstoff 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 Verbrennungsheizwertbasis) des abgezogenen Anteils wird nach einer Behandlung zur Sauergasbeseitigung ohne Methanisierungs- oder sonstige Hydrierstufe als Brennstoff für das Verfahren verwendet. Sin stets weniger als 4-0 % 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
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ein kohlenmonoxid^icher Strom stellt keinen handelsfähigen Brennstoff dar, da der hohe Kohlenmonoxidgehalt toxisch ist und der Heizwert geringer als jener von Methan ist. Keiner dieser Einwände 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. Ein solcher Schutz würde bei einer Anlage, die kein Synthesegas erzeugt, kaum zur Verfügung stehen. Da das Synthesegas ferner als Brennstoff in der Anlage verwendet wird, braucht es nicht zu entfernten Plätzen transportiert zu werden. Die Pumpkosten des
Fördergases werden durch das Gasvolumen und nicht den Wärmeinbalt bestimmt. Auf Heizwertbasis wurden 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 erfindun-gsgemäß der thermische Wirkungsgrad verbessert, nachstehend wird gezeigt, daß die Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades verringert oder aufgehoben wird, wenn eine übermäßige Syntbesegasmenge 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
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VerflüssigunsS- tmd. Vergasungsprozesses negativ auf den thermischen Wirkungsgrad auswirkt.
Der thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäSen Verfahrens wird erhöht, weil 5 bis 100 % des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens (einschließlich Brennstoff- und Stromenergie) durch direkte Verbrennung von in der Vergasungszone erzeugtem Synthesegas befriedigt werden. Es ist überraschend, daß der thermische Wirkun-gsgrad eines Verflüssigungsverfahrens eher durch Vergasung der aus der -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 Kohleumwandlun-gsmethode darstellt. Es müßte daher erwartet werden, daß eine zusätzliche Belastung der Vergasungszone durch die ihr auferlegte Anforderung, Verfahrensenergie außer dem Verfahrenswasserstoff zu erzeugen, den Wirkun-gsgrad des Kombinationsverfahrens vermindern würde. Perner 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 Bohkohle), da die Reaktion in der Vergaserzone eine Oxidation darstellt. Trotz dieser Vermutungen wurde überraschenderweise festgestellt, daß der thermische Wirkun-gsgrad 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 Kobleverflüssigungs-Vergasungaprozeß die Verlagerung eines Teils der Verfahrensbelastung von der wirksameren Verflüssigungszone zur weniger wirksamen Vergasungszone in der beschriebenen
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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 Teiloxidationszone erzeugten Synthesegases zu einer oder mehreren Verbrennungszonen innerhalb des Verfahrens, welche mi_t Einrichtungen zur Verbrennung des·Synthesegases ausgestattet sind, aufweisen. Zuerst wird das Synthesegas durch ein Sauergasbeseitigungssystem zur Entfernung des Schwefelwasserstoffs und Kohlendioxids geleitet. Die Schwefelwasserstoffentfernung 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-Metbanisierung oder sonstige Hydrierstufe leiten.
Ein Merkmal des erfindungsgemäßen Verfahrens besteht darin, daß man bei Vergasertemperaturen im Bereich von 1204· bis 1982 0C (2200 bis 36OO 0P) arbeitet. Diese hohen Temperaturen erböfaen den Verfabrenswirkungsgrad, indem sie die Vergasung praktisch des gesamten dem Vergaser zugeführten kohlenstoffhaltigen Materials fördern. Die hohen Vergasertemperaturen werden durch richtige Einstellung und Kontrolle der Geschwindigkeiten des Binblasens von Wasserdampf und Sauerstoff in den Vergaser ermöglicht. Die Dampfzufuhrge-
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schwindigkeit; beeinflußt die endotherme Keaktion des Wasserdampfs mit Kohlenstoff unter Bildung von CO und während die Sauerstoffzuführgeschwindigkeit die exotherme Beaktion von kohlenstoff mit Sauerstoff zu CO beeinflußt. Wegen der vorgenannten hoben Temperaturen weist das erfindungsgeiaäß erzeugte Synthesegas H^/CO-Molverhältnisse von weniger als 1:1 und sogar von weniger als 0,9:1, 0,8:1 oder 0,7:1 auf. Auf Grund der gleichen 'Verbrennungswärmen von Hp und CO ist die Verbrennungswärme des erzeugten Syntfaesegases jedoch nicht geringer als jene eines Synthesegases mit höheren H^/CO-Molverhältnissen. Die erfindungsgemäS 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, wurden geringe Ho/CO-Molverhältnisse einen schwerwiegenden Nachteil darstellen.
Das Synthesegas kann im Verfahren auf Basis einer aliquoten oder nicht-aliquoten Verteilung seines H^- und 60-Gehaltes 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 Erischwasserstoffstrom zugeschlagen. Ferner wird
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ein kohlenmonoxidreicber Strom gewonnen und mit einem aliquoten Anteil von Hp und CO enthaltenden Vollbereich-Synthesegasbrennstoff vermischt oder unabhängig als Verfahrensbrennstoff verwendet.
Die Anwendung einer Tieftemperatur- oder Adsorptionsvorricbtung oder einer beliebigen anderen Vorrichtung zur Abtrennung von Wasserstoff von Kohlenmonoxid trägt zu einem hoben Verfahrenswirkungsgrad bei, da Wasserstoff und Kohlenmonoxid etwa dieselbe Verbrennungswärme aufweisen, Wasserstoff jedoch als Reaktant wertvoller ist, als wenn er als Brennstoff eingesetzt wird. 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 kohlenmonoxidreichen Stromes tatsächlich erhöhen. Mn Synthesegasstrom mit einem Heizwert von 2670 cal.kg/m^ (3OO BTU/3CP) wies nach Abtrennung seines Wasserstoffanteils einen' erhöhten Heizwert von 2857 cal.kg/m^ (32I BTU/3C51) auf. Die Fähigkeit des erfindungsgemäßen Verfahrens zur alternativen Verwertung eines Vollbereich-Synthesegases oder kohlenmonoxidreichen Stromes als Verfahrensbrennstoff erlaubt vorteilhaft erweise die Gewinnung der wertvolleren Wasserstoffkomponente des Synthesegases ohne nachteilige Verschlechterung des verbleibenden kohlenmonoxidreichen Stromes. Dieser Strom kann somit direkt ohne jegliche Veuslelungsstufe als Verfabrensbrennstoff eingesetzt werden.
Die Art und Weise, mit welcher die überraschende Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades erfindungsgemäß in einem
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kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren erzielt wird, wird nachstehend unter Bezugnahme auf Pig. 1 näher erläutert. Pig. 1 zeigt, daß der thermische Wirkungsgrad eines kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsprozesses, bei dem nur flüssige und gasförmige 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 Aufscblämmungsrückführung erzielen, da die in der zurückgeführten Aufschlämmung enthaltenen Minerale eine katalytische iVirkung 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 Wasserstoffbedarf des Verfahrens produzieren könnte (die Wasserstofferzeugung ist der Hauptzweck der Vergasung) müßte der Wasserstoffmangel aus einer anderen Quelle ausgeglichen werden. Die einzige andere praktische Wasserstoffquelle im Verfahren wäre eine Dampfreformierung der leichteren Gase, wie Methan,
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oder Flüssigkeiten aus der Verflüssigungszone. Diese Maßnahme würde jedoch eine Verminderung des Gesamtwirkungsgrades zur Folge haben, da sie eine Umwandlung von Methan zu Wasserstoff und zurück zu Methan in beträchtlichem Ausmaß beinhalten würde und dürfte auch nur unter Schwierigkeiten oder in unzweckmäßiger V/eise 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 Bingangsenergie entspricht dem hohen Heizwert der dem Verfahren zugefübrten Ausgangskohle plus dem Heizwert jeglichen dem Verfahren von einer äußeren Quelle zugeführten Brennstoffes plus der zur Erzeugung von elektrischer Fremdenergie erforderlichen Wärme. Unter der Annahme eines Wirkungsgrades von 34 % De* cLer elektrischen Energieerzeugung ist die zur Bereitstellung elektrischer Fremdenergie erforderliche Wärme 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 hoben 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
Eingangs- (Wärme- + (Wärmeinhalt + (zur Erenergie inhalt jeglichen zeugung
der Aus- von außer- von elekgangskälb züge- triscber kohle) führten Premdener-Brenngie erforstoffs) derliche
Wärme)
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 (38O 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, Wasserstoff und 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 SCi1ZtOn)JVOrZUgSWeISe 0,93 bis 1,86 m^/kg (30 000 bis 60 000 SCP/ton).
Im Vorerhitzer steigt die Temperatur der Reaktanten allmählich derart an, daß die Temperatur am Vorerbitzerauslaß im Bereich von 36O bis 438 0C (680 bis 820 0P), vorzugsweise
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von etwa 371 bis 404 0C (etwa 7OO bis 760 0P) liegt. Die Kohle wird bei dieser Temperatur teilweise gelöst, und die exothermen Hydrier- und Hydrokrackreaktionen setzen ein. Die durch diese exothermen Reaktionen im Auflöser, welcher gut rückvermiscbt wird und eine im allgemeinen gleichmäßige [Temperatur aufweist, erzeugte Wärme erhöht die Temperatur der Heaktanten weiter bis zu einem Bereich von 427 bis 482 0C (800 bis 9OO 0P), 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 10, 38 oder sogar 93 0C (mindestens um 20, 50, 100 oder sogar 200 0P) höher als die Ausla3temperatur des Vorerhitzers. 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 (15OO bis 2500 psi). Der Wasserstoff wird der Aufschlämmung an einer oder mehreren Stellen einverleibt. Zumindest ein Teil des Wasserstoffs wird der Aufschlämmung vor dem ülinlaß des Vorerhitzers zugeschlagen. Weiterer Wasserstoff kann z?;ischen dem Vorerhitzer und Auflöser und/oder als,Abschreck- bzw. Löschwasserstoff im Auflöser selbst zugeführt werden. Abschreckwasserstoff wird an verschiedenen Stellen eingeblasen, wenn er im Auflöser dazu benötigt wird, die Heaktionstemperatur 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-Sumpfprodukt ein ideales Vergasereinsatzmaterial dar und sollte keiner Koblenwasserstoffumwandlung oder sonstigen Verfahrensstufe unterworfen werden, welche die Aufschlämmung vor dem Ein-
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tritt in den Vergaser beeinträchtigen würde. Beispielsweise sollte das VTB vor dem Vergaser weder durch einen "verzögerten" oder Eließverkoker (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 werden. Zur Aufnahme eines festen Einsatzmaterials ausgebildete Vergaser erfordern einen Verschlußtriebter-Zufuhrmechanismus und sind daher komplizierter als zur Aufnahme einer Aufschlämmung ausgebildete Vergaser. Die zur Herstellung einer brauchbaren und pumpfäbigen Koksaufschlämmung erforderliche Wassermenge ist wesentlich höher als jene Wassermenge, welche dem erfindungsgemäß verwendeten Vergaser zugeführt werden sollte. Die dem erfindungsgemäß verwendeten Vergaser zugeführte Aufschlämmung isi im wesentlichen wasserfrei, obwohl geregelte Mengen von Wasser oder Wasserdampf dem Vergaser unabhängig von der Aufschlämmung zur Bildung von CO und H2 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 H2 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 Vorteil, da Hp und CO etwa dieselbe Verbrennungswärme aufweisen. Der erfindungsgemäß verwendete Vergaser kann daher zur Förderung
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einer nahezu vollständigen Oxidation des kohlenstoffhaltigen Einsatzmaterials bei den nachstehend angegebenen erhöhten Temperaturen betrieben werden, obwohl diese hoben 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 kohlenwasserstoffhaItigen Einsatzmaterial mit höherem wirkun-gsgrad als bei einem festen kohlenstoffhaltigen Einsatzmaterial (wie Koks) arbeiten, Da Koks ein fester abgebauter Kohlenwasserstoff ist, kann er nicht (wie ein flüssiges kohlenwasserstoffhaltiges Einsatzmaterial) mit einem Wirkungsgrad von nahezu 100 % vergast werden. Daher gebt 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 anwendbaren Vergasertemperaturen liegen im allgemeinen im Bereich von 1204- bis 1982 0C (2200 bis 3600 0F), vorzugsweise von 1260 bis 1760 0C (23OO bis 32OO 0F), insbesondere bei 13I6 oder 137I bis 1760 0C (2400 oder 25OO bis 32OO 0F). Bei diesen Temperaturen
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wird der Mineralrückstand in geschmolzene Schlacke verwandelt, welche vom Boden des Vergasers abgezogen wird.
Die Einschaltung eines Verkokers zwischen die Auflösertmd Vergaserzone würde den Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens vermindern. Ein Verkoker wandelt normalerweise feste, gelöste Kohle in Destillatbrennstoff und Kohlenwasserstoffgase mit einer beträchtlichen Ausbeute an Koks am. Die Aufloserzone wandelt die normalerweise feste, gelöste Kohle ebenfalls in Destillatbrennstoff und Kohlenwasserstoffgase um, jedoch bei einer niedrigeren Temperatur and mit minimaler Koksausbeute. Da die Auflöserzone allein jene Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle liefern kann9 welche für die Erzielung eines optimalen thermischen Wirkungsgrades im erfindungsgemäßen Kombinationsprozeß erforderlich ist, wird keine zwischen die Verflüssig ungs— und Vergasungszone eingeschaltete Verkokungsstufe benötigt. Die Wirksamkeit einer erforderlichen Eeaktion 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 £Orm von geringeren Ablagerungen im Auflöser in Erscheinung tritt, deutlich unterhalb 1 Gew.-% (bezogen auf die Ausgangs- bzw. Sinsatzkohle), gewöhnlich unterhalb 0,1 Gew.-^.
Der Verflüssigungsprozeß erzeugt eine beträchtliche Menge von handelsfähigen flüssigen Brennstoffen und Kohlenwasserstoff gasen. Der thermische Gfsamtwirkungsgrad des Verfahrens wird durch Anwendung 'yön Verfahrensbedingungen erhöht, welche die Erzeugung beträchtlicher Mengen von sowohl Kohlenwasserstoffgasen als auch flüssigen Brenn-
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Stoffen gewährleisten (im Vergleich zu Verfahrensbedingungen, welche die Bildung von entweder ausschließlich Kohlenwasserstoff gasen oder ausschließlich Flüssigkeiten gestatten). Die Verflüssigungszone sollte z. B. mindestens 8 oder 10 Gew.-?5 an gasförmigen C^-C^-Brennstoffen und mindestens 15 bis 20 Gew.-^ eines bei 193 ois 454 0C (38O bis 850 0P) siedenden flüssigen Destillatbrennstoffs (bezogen auf die Alisgangskohle) 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 (38O bis B50 0F) ist ein hochwertiger Kesselbrennstoff. Es ist praktisch frei von mineralischen Substanzen und enthält weniger als etwa 0,4 oder 0,5 Gew.-% Schwefel. Der Naphtha- bzw. Schwerbenzinstrom des Bereichs von C,- bis 193 0C (38O 0F) kann durch Vorbehandlung und Reforalerung zu einem hochwertigen Benzin bzw. Ottokraftstoff veredelt werden. Schwefelwasserstoff wird aus dem Verfabrensausfluß in einem Sauergas-Beseitigungssystem gewonnen und zu elementarem Schwefel umgewandelt.
Die erfindungsgemäßen Vorteile gehen aus Fig. 1 hervor, welche eine graphische Darstellung des thermischen Wir- · kungsgrades für ein"kombiniertes Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren wiedergibt, das an einer Kentucky-Steinkohle bei Auflösertemperaturen von 427 bis 460 0C (800 bis 860 F) and einem Auflöser-Wasserstoffdruck von II9 kg/cm (17OO 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
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Aufschlämmung mit Destillatflüssigkeitslösungsmittel und normalerweise fester, gelöster Kohle bei einer Geschwindigkeit rezirkuliert, welche so festgelegt wird, daß der Gesamtfeststoffgefaalt 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 0P+), welche bei Raumtemperatur fest ist und zusammen mit Mineralrückstand, der ungelöste,organische Materie enthält, das aus der Verflüssigiingszone erhaltene Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt darstellt. Dieses Sumpfprodukt ist die einzige kohlenstoffhaltige Beschickung für die Vergasungszone und wird dieser Zone direkt ohne Zwiscbenbehandlung zugeführt. Der Anteil der normalerweise festen., gelösten Kohle im Vakuumkolonnen-Sumpf produkt 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 0P+) im Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt ändert, ändert sich auch automatisch die Zusammensetzung der zurückgeführten Aufschlämmung. Die Kurve A in Pig« 1 ist die Kurve des thermischen Wirkungsgrades für das kombinierte Verflüssigungs-Vergasungsverfahren, während die Kurve B den thermischen Wirkungsgrad für ein typisches Vergasungsverfabren allein wiedergibt. Der Punkt C stellt den allgemeinen Bereich des maximalen thermischen Wirkungsgrades des Kombinationsverfahrens dar, welcher im gezeigten Beispiel etwa 72,4 % beträgt.
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Das Vergasangssystem der Kurve B "beinhaltet eine Oxidations- zone zur Syn.t;hesegaserzeugung, 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 Fördergas. Die thermischen Wirkungsgrade für die eine Oxidationszone, einen Konverter und eine Methanisiervorricbtung 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 bandelsfähigen Brenn- bzw. Kraftstoff dar und erfordert eine hydrierende Umwandlung, wie eine Methanisierung oder Metbanolumwandlung, um zu einem solchen Handelsprodukt 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 Verbrennüngsbeizwertes des Hp plus CO-^Gehalts des erzeugten Synthesegases als Brennstoff innerhalb der Anlage ohne hydrierende Umwandlung trägt zum erhöhten thermischen Wirkungsgrad des Kombinationsprozesses der Erfindung bei.
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Damit das Synthesegas erfindungsgemäß innerhalb der Anlage als Brennstoff verwertet werden kann, muß ein Leitungssystem für die Förderung des Syntbesegases oder eines nichtaliquoten Anteils seines CO-GeisLtes zur Verflüssigungszone nach der Sauergasentfernung vorhanden sein. Ferner muß die Verflüssigungszone eine Verbrennungseinricbtung aufweisen, die zur Verbrennung des Synthesegases oder eines koblenmonoxidreichen Anteils davon als Brennstoff ohne zwischengeschaltete Syntbesegas-Eydriervorrichtung 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 Ithan), zu Verbrennungseinrichtungen innerhalb des Verfahrens, welche zur Verbrennung des anderen Brennstoffs ausgebildet sind, vorhanden sein.
. 1 zeigt, daß der thermische Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens bei Ausbeuten an gelöster Kohle (454 850 0F+) von mehr als 4-5 % 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). Fig. 1 zeigt, daß die Ausbeute an gelöster Kohle (4-54 0C+; 850 0F+) bei Rückführung des Mineralrückstandes in den Bereich von 20 bis 25 %, welcher dem Bereich des maximalen thermischen Wirkungsgrades des Kombinations-
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Prozesses entspricht, gesenkt wird. Bei Rückführung des Mineralruckstsndes kann eine feine Sinstellung der Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0F+) 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 D^, an der Kurve A ist der Punkt des chemischen Wasserstoffausgleichs für das kombinierte Verfahren. Bei einer Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0F+) von 15 % (Punkt D-) erzeugt der Vergaser den exakten chemischen Wasserstoffbedarf des Verflüssigungsprozesses. Der thermische Wirkungsgrad bei der dem Punkt D. entsprechenden Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0F+) entspricht dem thermischen Wirkungsgrad bei der dem Punkt D2 entsprechenden höheren Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 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 auf Grund der relativ geringen ihr zugeführten Menge an kohlenstoffhaltigem Material relativ klein ist. Wenn das Verfahren im Bereich des Punktes Dp betrieben wird, ist die Auflöserzone auf Grund des am Punkt D2 erforderlichen herabgesetzten Bydrokrackausmaßes relativ klein, während die Vergaserzone relativ groß ist. Im Bereich zwischen den Punkten D. und D2 werden die relativen Größen der Auflöser- und Vergaserzone ausgeglichen, und der thermische Wirkungsgrad liegt nahe beim Maximum.
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Der Punkt EL an der Kurve A ist der Punkt des Verfabrenswasserstöffausgleichs, welcher WasserstoffVerluste im Verfahren einschließt. Der Punkt Ex. 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 S2 erzeugte relativ große Menge an gelöster Kohle (4-54 0C+; 85Ο 0P+) ergibt denselben thermischen "irkungsgrad wie am Punkt Ey.. Unter den Bedingungen des Punktes B. 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 bat. Unter den Bedingungen des Punktes E2 besitzt andererseits der Auflöser auf Grund des geringeren Hydrokrackausmaßes eine relativ geringe Größe, während der Vergaser relativ groß ist. Zwischen den Punkten S- und S2, 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 S.Sp reicht die Ausbeute an gelöster Kohle (454 0C+; 850 F+) gerade zur Deckung des gesamten Wasserstoff- und Brennstoffbedarfs des Verfahrens aus. Bei Ausbeuten an gelöster Kohle (454 0C+; 85Ο 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
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und ein hoher thermischer Wirkungsgrad erzielt wird. Bei
Ausbeuten an gelöster Kohle (454 0C+; 850 0F+) im Bereich
zwischen den Punkten X und EL kann dagegen die Punkt 1X
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 bandelsfähigem Fördergas.
Fig. 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 als im Verfahren als Brennstoff verwertet werden kann und weil am Punkt Y eine Methanisierungsvorrichtung zur Umwandlung des überschüssigen Synthesegases in Fördergas 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 0F+) dafür ausreicht, jeden beliebigen Anteil (z. B. etwa 5j lO^oder 20 bis zu etwa 90 oder 100 %) des Brennstoffbedarfs des Verfahrens zu decken. Aus Fig. 1 gebt jedoch hervorr daß die er- --findungsgemäße Erhöhung des thermischen Wirkungsgrades immer noch (wenn auch in einem verminderten Ausmaß) erzielt wird, wenn die Haiptmenge 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 Synthesegasmenge, welche eine Methanisierung erfordert, zu
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hoch wird (wie im Punkt Z angezeigt ist), geht der erfindungsgemäße Vorteil einer Wirkungsgraderböhung verloren» Ss ist bemerkenswert, daß eine 1%ige Wirkungsgradsteigerang in einer für das erfindungsgemäße Verfahren geeigneten großtechnischen Anlage eine jährliche Kosteneinsparung von etwa 10 Millionen Dollar ermöglichen kann.
Der Verflüssigungsprozeß sollte bei so scharfen Bedingungen durchgeführt werden, daß der Gewichtsprozentanteil an normalerweise fester, gelöster Kohle (4-54 0G+; 850 0F+), bezogen auf die trockene Ausgangskohle, einen beliebigen Wert zwischen 15 und 4-5 % (breiter Bereich), 15 und 30 % (weniger breiter Bereich) und 17 und 27 % (schmaler Bereich) ausmachen kann; dadurch wird erfindungsgemäß der vorteilhafte thermische Wirkungsgrad erzielt. 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. Ss ist vorteilhaft, wenn der kein Synthesegas darstellende Teil 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,
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welche ihrerseits mit mäßigen Verflüssigungsbedingungen einhergeben. 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. Wie 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 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 kohlenmonosidreichen 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, liur 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 werden soll.
Ein mäßiger und relativ ausgeglichener Betrieb, wie er vorstehend beschrieben ist, läßt sich sehr leicht dadurch
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erzielen, daß man den Auflöser das Keaktionsgleichgewicbt erreichen läßt, welches er zu begünstigen neigt, ohne die Reaktionen zu hemmen oder in einem Übermaß ablaufen zu lassen. Bydrokrackreaktionen 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 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 Vorerhitzers 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 als ansonsten nötig hergestellt werden müßte, und außerdem die Aufwendung zusätzlicher Energie zum Unterdrucksetzen des überschüssigen ?/asserstoffs erforderlich machen. Die Entwicklung eines Temperaturgefälles 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 des Verfahrens herabsetzen.
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Der im Verfahren erzeugte Mineralrückstand stellt einen Hydrier- und Hydrokrackkatalysatör dar. Seine Rückführung innerhalb des Verfahrens zur Erhöhung seiner Konzentration erhöbt 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 Mineralrückstand wird in der Produktaufschlämmung in Form von sehr kleinen Teilchen (1 bis 20 ^um) suspendiert; die geringe Größe der Teilchen erhöht vermutlich ihre katalytiscbe 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 Destillatlösun-gsmittel 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 auf Grund von Hydrokrackreaktionen um etwa die Hälfte oder noch stärker reduzieren sowie eine verstärkte Schwefel- und Sauerstoffentfernung verursachen. Wie aus Pig. 1 hervorgeht, ergibt eine 20 bis 25%ige Ausbeute an Kohle (4-54 0C+; 850 0P+) bei einem kombinierten Verflüssigungs-Vergasungsverfahren im wesentlichen den maximalen thermischen Wirkungsgrad. Sin entsprechendes Ausmaß an Hydrokrackung kann nicht in zufriedenstellender Weise eraielt werden, indem man die Temperatur im Auflöser ohne Hemmung durch die darin stattfindenden
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exothermen Reaktionen ansteigen läßt, da dabei eine übermäßige Verkokung eintreten würde.
Die Verwendung eines äußeren Katalysators im Verflüssigungsprozeß ist der Rückführung des Mineralrückstandes nicht 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 Kohlenwasserstoffgase zum Vergaser geleitet wird. Für irgendeine Anlage, in welcher die vorgenannte Kurve der Wirkungsgrad-Optimierung 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 Kohlenwasserstoffgasen erreicht wird. Sine 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 Wir-
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kungsgrad vermindert, da die flüssige Kohle im Gegensatz zur normalerweise festen, gelösten Kohle 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 Oxidationszone vergeudet werden, wodurch der Verfahrenswirkungsgrad vermindert werden würde.
Fig. 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 Aufschlämmungs-Mischbehälter 12 geleitet, wo sie mit der aus der Leitung 14 zuströmenden heißen lösungsmittelhaltigen Kreislaufaufschlämmung des Verfahrens vermischt wird. Das lösungsmittelbaltige Gemisch der Kreislauf aufschlämmung (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 zuströmendem Kfeislaufwasserstoff sowie mit durch die Leitung 92 zuströmendem Friscbwasserstoff 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 rn^/kg (etwa 40 000 SCF/ton).
Die Temperatur der Reaktanten am Auslaß des Vorerhitzers beträgt etwa 371 bis 404 0C (etwa 700 bis 760 0F). Bei dieser Temperatur wird die Kohle teilweise im Kreislauflösungsmittel gelöst, und die exothermen Eydrier- und Hydrokrackreaktionen setzen gerade ein. Während die Temperatur all-
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mählich längs des Vorerhitzers 22 ansteigt, befindet sich die Temperatur innerhalb des gesamten Auflösers 26 bei einem im allgemeinen gleichmäßigen Wert. Die durch die Eydrokrackreaktionen im Auflöser 26 erzeugte Wärme erhöht die Temperatur der Reaktanzen bis auf 44-9 bis 466 0C (840 bis 870 0F). Durch die Leitung 28 zugeführter Abschreckbzw. 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/Plüssigkeits-Trennsystem 30. Der vom Kopf dieser Separatoren abgehende heiße Dampfstrom wird in mehreren Wärmeaustauschern und zusätzlichen Dampf /Flussigkeits-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 nicbtkondensierte Gas in der Leitung 32 enthält nichtumgesetzten Wasserstoff, Methan und andere leichte Kohlenwasserstoffe sowie HpS und COp und wird zur Sauergas-Beseitigungsvorrichtung 38 zur Abtrennung von HpS und CO2 geleitet. Der gewonnene Schwefelwasserstoff wird zu elementarem Schwefel umgewandelt, welcher durch die Leitung 40 aus dem Verfahren abgezogen wird. Sin Teil des gereinigten Gases wird durch die Leitung 42 zur Weiterverarbeitung in die Tieftemperaturvorrichtung 44 geleitet, wo ein Großteil des · Methans und Äthans als durch die Leitung 46 abziehendes Pördergas und das Propan und Butan als durch die Leitung abziehendes LPG abgetrennt werden. Der gereinigte Wasserstoff (Reinheitsgrad 90 %) in der Leitung 50 wird mit dem
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durch die Leitung 52 zugeführten restlichen Gas von der Sauergas-Behandlungsstufe vermischt und umfaßt in der Leitung 54 den Kreislaufwasserstoff für das Verfahren.
Die flüssige Aufschlämmung vom Dampf/Flüssigkeits-Trennsystem 30 wird durch die Leitung 56 abgezogen und in zwei Hauptströme in den Leitungen 58 und 60 aufgeteilt. Her 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 Eauptprodukte des Verfahrens abgetrennt werden.
In der Fraktionierkolonne 36 wird das Aufschlämmungsprodukt bei Atmosphärendruck destilliert, wobei ein naphtha- bzw. Schwerbenζinstrom vom Kopf durch die Leitung 62, ein Mitteldestillatstrom durch die Leitung 64· und ein Sumpfproduktstrom durch die Leitung 66 abgezogen werden. Der Sumpfproduktstrom gelangt durch die Leitung 66 in die Vakuumdestillationskolonne 68. Die Temperatur des der Fraktionierkolonne 36 zugeführten Materials wird normalerweise bei einem genügend hohen wert gebalten, daß keine zusätzliche Vorerhitzung (außer für Startvorgänge) erforderlich ist. Eine Mischung des durch die Leitung 64- von der bei Atmosphärendruck arbeitenden Kolonne abgezogenen Heizöls und des von der Vakuumdestillationskolonne 68 durch die Leitung 70 abgezogenen Mitteldestillats bildet das Hauptheizölprodukt des Verfahrens und wird durch die Leitung abgezogen. Der Strom in der Leitung 72 umfaßt ein Destillatbeizölprodukt (193 bis 454 0C; 38Ο bis 85Ο 0F)- ein Teil
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davon kann durch die Leitung 73 zum Aufschlämmungs-Mischbebälter 12 zurückgeführt werden, wo er zur Einstellung der Feststoffkonzentration in der eingesetzten Aufschlämmung und des Kohle/Lösungsmittel-Verhältnisses dient. Der Kreislaufstrom, in Leitung 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 Vakuunidestillationskolonne 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 Tellosidations-Vergaserzone 76 übergeführt. Da der Vergaser 76 zur Aufnahme und Verarbeitung eines koblenwasserstoffhaltigen Aufscblaminungs-Beschickungsstromes ausgebildet ist, sollte zwischen der Vakuumkolonne 68 und dem Vergaser 76 keinerlei KohlenwasserstoffUmwandlungsstufe (wie ein Verkoker) vorhanden sein, welche die Aufschlämmung zerstören und eine Wiederaufschlämmung in Wasser erforderlich machenοwürde. Die zur Aufschlämmung des Kokses erforderliche Wassermenge ist größer als die üblicherweise vom Vergaser 76 benötigte Wassermenge, so daß der Wirkungsgrad des Vergasers 76 durch die bei der Verdampfung des überschüssigen Wassers vergeudete Wärmemenge vermindert wird. Stickstofffreier Sauerstoff für den Vergaser 76 wird in der Sauerstoffanlage .78 erzeugt und durch die Leitung 80 dem Vergaser 76 zugeführt. Wasserdampf wird dem Vergaser
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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 einen Konverter 88 zur Konvertierung, bei der Wasserdampf und CO zu IL, und COp umgewandelt werden, und anschließend zur Sauergas-Beseitiguhgsvorrichtung 89 zur Abtrennung von HpS und CO2 geleitet. Der erhaltene gereinigte Wasserstoff (Reinheitsgrad 90 bis 100 %) wird dann mit Hilfe des Kompressors 90 auf den Verfahrensdruck komprimiert und durch die Leitung 92 als Prischwasserstoff für den Vprerbitzer 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 Deckung des gesamten Verfahrensbedarfs an molekularem Wasserstoff, sondern auch zur Bereitstellung (ohne Metbanisierungsstufe) von 5 Dis 100 % des gesamten Wärme- und Energiebedarfs des Verfahrens ausreicht. Zu diesem Zweck wird der nicht zum Konverter 88 strömende Anteil des Synthesegases durch die Leitung 94 zur Sauergas-Beseitigungsvorrichtung 96 geleitet, in der C02 und H2S entfernt werden. Auf Grund der H2S-Abtrennung erfüllt das Synthesegas die an einen Brennstoff gestellten ökologischen Normanforderungen, währdnd durch die COp-Abtrennung der Wärmeinhalt des Syntbesegases erhöht wird, so daß bei Verwendung des Gases als Brennstoff eine feinere Wärmeregelung erzielt werden kann. Ein Strom
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von gereinigtem Synthesegas strömt durch die Leitung 98 zum Kessel (Boiler) 100. Der Kessel 100 ist mit Einrichtungen zur 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. Sin 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 werden. 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, welcher 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 ILj/CO-Verhältnisses von 0,6:1 auf 3:1 geleitet werden. Dieses angereicherte Wasserstoffgemisch wird dann durch die Leitung 116 zur Methanisierungsvorrichtung II8 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
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als der als Verfahrensbrennstoff dienende Synthesegasanteil, welcher durch die Leitungen 98 und 106 geleitet wird, um die erfindungsgemäße Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades zu. erzielen.
Ξΐη Teil des gereinigten Synthesegasstromes wird durch die Leitung 122 zur Tieftemperaturtrennvorrichtung 124 geleitet, wo Wasserstoff und Kohlenmonoxid voneinander getrennt werden. Anstelle der Tieftemperaturvorrichtung 124 kann eine Adsorptionsvorrichtung verwendet werden. Sin wasserstoffreicher Strom wird durch die Leitung 126 abgezogen und kann mit dem Frischwasserstoffstrom in der Leitung 92 vermischt, unabhängig zur Verflüssigungszone geleitet oder als Verfahrensprodukt in den Handel gebracht werden. Sin koblenmonoxidreicher 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 Verfabrensbrennstoff oder Ausgangsmaterial für die chemische Industrie verwendet werden.
Pig. 2 zeigt, daß der Vergaserabschnitt des Verfahrens weitgehend in dem Verflüssigungsabschnitt integriert ist. Die Gesamtbeschiekung des Vergaserabschnitts (VTB) stammt vom Verflüssigungsabschnitt, und das gesamte gasförmige Produkt des Vergaserabschnitts (oder dessen Hauptmenge) wird innerhalb des Verfahrens entweder als Eeaktant oder als Brennstoff verbraucht.
Die nachstehenden Beispiele erläutern die Erfindung.
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Eobe 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 m^/kg (etwa 40 000 SCP/ton).
Die Temperatur der Reaktanten am Vorerhitzerauslaß beträgt etwa 371 bis 399 0C (etwa 700 bis 750 0P). An dieser Stelle wird die Kohle teilweise in der Kreislauf auf se blämmung gelöst, und die exothermen Hydrier- und Hydrokrackreaktionen haben gerade begonnen. Die durch diese Reaktionen in der Auflöserzone erzeugte Wärme erhöht die Temperatur der Eeaktanten weiter bis in den Bereich von 438 bis 466 0C (820 bis 870 0P). Abschreckwasserstoff wird an verschiedenen Stellen in den Auflöser zur Verminderung der Intensität der exothermen Beaktionen eingeblasen.
Der Ausfluß der Auflöserzone strömt durch ein Produkttrennsystem, welches eine bei Atmosphärendruck arbeitende Kolonne und eine Vakuumkolonne umfaßt. Der aus der Vakuumkolonne erhaltene Rückstand (4540C+; 85O 0P+), welcher den gesamten ungelösten Mineralrückstand sowie die gesamte normalerweise feste, gelöste Kohle enthält und frei von Kohleflüssigkeiten und Kohlenwasserstoffgasen ist, wird in einen Vergaser übergeführt, in welchen Sauerstoff eingeblasen wird. Das im Vergaser erzeugte Synthesegas weist ein i^/CO-Verhältnis von etwa 0,6:1 auf und strömt durch
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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 Frischwasserstoff zur Vorerhitzer- und Auflöserzone geleitet.
In diesem Beispiel reicht der der Vergaserzone zugefübrte 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 es direkt im Verfahren verbrannt wird. Der restliche Energiebedarf des Verfahrens v;ird durch Verbrennung der leichten Kohlenwasserstoffgase oder des Naphthas (Scbwerbenzins), welche in der Verflüssigungszone erzeugt werden, und elektrische Fremdenergie gedeckt.
Nachstehend wird die Analyse der Ausgangskohle angegeben:
Gew.-% (trockene Basis)
Kohlenstoff - 71,5
Wasserstoff 5,1
Schwefel 3,2
Stickstoff 1,3
Sauerstoff 9,6
Asche 8,9
Feuchtigkeit -
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In der nachstehenden Gegenüberstellung sM die Produkte der Verflüssigungszone angeführt. Man erkennt, daß die Verflüssigungszone außer dem asche haltigen Rückstand (454 C+; 850 0P+) 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
14 __ 16,2
Naphtha; C^-193 0G (38O 0E) 11,6
Destillatheizöl; 193 ois 4-54,0C (38O bis 85O 0P) 31,6
feste, gelöste Kohle; 454- 0C+ (85O 0P+) 17,7
ungelöstes organisches Material · 5,4
Mineralsubstanzen " 9,3
H2S 2,1
CO + CO2 . 1,9
H2O 7,8
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).
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AP C 10 G/212
| 27,2 χ 106 | ,66 | (30 | 000) |
| O1 | 563 | (23, | 2) |
| 2 | 874 | (21 | 362) |
| 2 | 497 | (23 | 949) |
| 6 | (54 | 140) |
72
' -49- 55 527/18
Kobleziifuhrgeschwindigkeit, trockene Basis, kg/d (t/d)
Produkte ο Fördergas: mm nr/d (mm SCP/d) IPG: m-Vd (B/d) Naphtha: m3/d (B/d) Destillatheizöl: m3/d (B/d)
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.
Eingang
Kohle (27,2 χ 106 kg/d) (30 000 t/d)
elektrische Energie (132 Megawatt)'
gesamt
Ausgang
Fördergas**
LPG
Naphtha
Destillatheizöl
gesamt Thermischer Wirkungsgrad (%) 71,9
| cal | .kg/d | mm | BTU/d |
| 193 | 410 | 773 | 640 |
| 7 | 9OO | 31 | 600 |
| 201 | 310 | 805 | 240 |
| 7 | 688 | 30 | 753 |
| 21 | 431 | 85 | 722 |
| 32 | 773 | 131 | Ο92 |
| 82 | 926 | 331 | 705 |
| 144 | 818 « | 579 | 272 |
bezogen auf einen thermischen Wirkungsgrad der Kraftanlage von 34 %
** 11 59Ο cal.kg/m3 (1317 BTU/SCP)
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Wenn das kombinierte Verflüssigungs-Vergasungsverfahren so betrieben wird, daß die Menge des von der Verflüssigungszone zur Vergaserzone übergeführten kohlenwasserstoff haltigen Materials dsfür 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 Kombinationsprozesses somit 71i9 %·
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 halt igem 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.
Bie nachstehende Gegenüberstellung zeigt die Produkte der Te rf lüss i g ung s ζ on e:
Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Kohle
CL,-C1. — Gas 12,8
ι /L ·
Naphtha; cy-193 0C (38O 0P) 9,9
Destillatheizöl; 193 bis 454 0C (38O bis 85O 0P) 28,8 feste, gelöste Kohle; 454 0C+ (85O 0P+) 25,3
| 19. | 11.1979 | |
| 2 128 72 -51- | AP 55 | C 10 G/212 872 527/18 |
| ungelöstes organisches Material | 3,3 | |
| Mineralsubstanzen | 9,3 | |
| B2S CO + CO2 | * 2,0 1,8 | |
| H2O HH3 | 7,7 0,7 | |
| gesamt | 103,8 | |
| Wasserstoffverbrauch | 3,8 |
Die nachstehend angeführten Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche zum Verkauf nach Abzug des Verfahrens-Brennstoffbedarfs für eine Anlage (wie beschrieben) verbleiben.
Kohlenzufuhrgeschwindigkeit (trockene Basis), kg/d (t/d)
Produkte
Fördergas, mm mVd (mm SGP/d) IiPG, m3/d (B/d J Naphtha, m3/d (B/d) Destillatheizöl, m3/d (B/d)
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens,
| 27,2 2 | s 106 | (30 | 000) |
| 2, | ,16 | (77) | |
| 2 | 026 | (16 | 883) |
| 2 | 453 | (20 | 440) |
| 5 | 921 | (^9 | 343) |
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Eingang Kohle (
(27,24 χ 10° kg/d) (30 000 t/d)
elektrische Energie (132 Megawatt)
gesamt
Ausgang Fördergas* LPG Naphtha, Destillatheizöl
gesamt 145 846 583 382 Thermischer Wirkungsgrad (%) 72,4
| mm cal.kg/d | mm | BTU/d |
| 193 410 | 773 | 640 |
| 7 900 | 31 | 600 |
| 201 310 | 805 | 240 |
| 25 364 | 101 | 457 |
| 16 933 | 67 | 731 |
| 27 970 | 111 | 880 |
| 75 579 | 302 | 314 |
11 59O cal.kg/m3 (1 317 BTU/SCi1)
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.
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AP C 10 G/212
2 12 8 7 2 - 53 - 55 527/Λ8
Sin kombiniertes Verflüssigungs-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 Brennstoffbedarf des Verfahrens wird durch das in der Verflüssigungsstufe erzeugte CL-C2-GaS gedeckt.
Nachstehend werden die Produkte der Verflüssigungszone angeführt:
Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Kohle
Cn-C4-GaS 12,8
Naphtha; C5-I93 0C (38O 0P) 9,9
Destillatheizöl; 193 bis 4-54 0C (38O bis 85O 0F) 28,8
feste, gelöste Kohle; 454 0C+ (850 °5"+) 25,3
ungelöstes organisches Material 5,5
Mineralsubstanzen 9,3
H2S 2,0
CO + CO2 1,8
H2O 7,1
TJTT η 9
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.
19.11.1979
AP C 10 G2212 872
212872 „54- 55 527/18 '
| Kohlenzufuhrgeschwindigkeit | 27 | ,2 χ 10b | (30 | 000) |
| (trockene Basis), kg/d (t/d) | ||||
| Produkte | 2,21 | (78) | ||
| Fördergas, mm m-yd (nun SCF/d) | 2 | 026 | (16 | 883) |
| LPG, m3/d (B/d) | 2 | 453 | (20 | 440) |
| Naphtha, m3/d (B/d) | 5 | 921 | (49 | 34-3) |
| 'Destillatheizöl, m3/d (B/d) | ||||
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.
| Thermischer Wirkungsgrad der Anlage | gesamt | Ausgang | mm ca] | L. kg/d | mm BTU/d |
| Fördergas* | |||||
| Eingang | LPG | ||||
| Kohle CL | Naphtha | 193 | 410 | 77.3 640 | |
| (27,2 x 10°) (30 000 t/d) | Destillatheizöl | ||||
| elektrische Energie | 7 | 9OO | 31 600 | ||
| (132 Megawatt) | 201 | 310 | 805 240 | ||
| 20 | 368 | 81 472 | |||
| 16 | 933 | 67 731 | |||
| 27 | 970 | 111 880 | |||
| 75 | 579 | 302 314 | |||
gesamt 140 850 563 397 Thermischer Wirkungsgrad .(%) 70,0
* 9 205 cal.kg/m3 (1 046 BTU/SCF)
19.11.1979
AP C 10 G/212 872
19872
» * ° ' * -55- 55 527/18
Während in den Beispielen 1 und 2 thermische Wirkungsgrade von 71|9 und 72,4 % erzielt werden, wenn überschüssiges Synthesegas über jene Menge hinaus erzeugt wird, welche zur Deckung des Wasserstoffbedarfs des Verfahrens bei direkter Verwendung des überschüssigen Synthesegases als Anlagebrennstoff benötigt wird, 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 Pittsburgb-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 Wasserstoffbedarf 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 Ausgangskoble angeführt:
2 12872
19.11.1979
AP C 10 G/212 872 55 527/18
Kohlenstoff Wasserstoff Schwefel Stickstoff Sauerstoff Asche
Gew. -ψ»
(trockene Basis)
67,4
4,6
4,2
1,2
7,5
15,1
Nachstehend werden die Produkte der Verflüssigungszone angeführt:
Ausbeuten in Gew.-^ der trockenen Kohle
Naphtha; C^-193 °C (380 0P)
Destillatheizöl; 193 bis 454 0C (380 bis 850 0P)
feste, gelöste Kohle; 454 0C+ (850 0P+) ungelöstes organisches Material
Mineralsubstanzen
CO +CO H2O
gesamt
Wasserstoffverbrauch
Die nachstehenden Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche für den Verkauf nach Abzug der Brennstofferfordernisse einer Anlage (wie beschrieben) verbleiben.
19.11.1979
AP C 10 G/212 872
12 8
ι ι ο / * -57- 55 527/18
Koblenzufuhrgeschwindigkeit 27,2 χ 106 (30 000) (trockene Basis), kg/d (t/d)
Produkte
Fördergas, mm m3/d (mm SCF/d) 0,74 (26,2)
IPG, m3/d (B/d) 2 769 (23 078)
Naphtha, m3/d (B/d) 2 626 (21 885)
Destillatheizöl, m3/d (B/d) 5 407 (45 060)
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.
Eingang
Kohle f-
(27,2 χ 10to kg/d) (30 000 t/d)
elektrische Energie (132 Megawatt)
gesamt
Ausgang Fördergas LPG Naphtha Destillatheizöl
gesamt I30 722 522 886 Thermischer Wirkungsgrad (%) 68,3
| im cal.kg/d | mm BTU/d | 100 |
| 183 525 | 734 | 600 |
| 7 900 | 31 | 700 |
| 191 425 | 765 | 445 |
| 8 611 | 34 | 579 |
| 23 145 | 92 | 791 |
| 29 948 | 119 | 071 |
| 69 018 | 276 |
.19.11.1979 AP O 10 G/212 2 12 8 7 2 - 58 - 55 527/18
Sin weiterer kombinierter Verflüssigungs-Vergasungsprozeß wird analog Beispiel 4 unter Verwendung derselben West Virginia Pittsburgb-Schichtkohle durchgeführt, außer daß die von der Verflüssigungszone zur Vergasungszone geleitete Menge an kohlenwasserstoffhaltigem Material dafür ausreicht, daß die Vergasungszone den gesamten V/asserstoffbedarf 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 in Gew.-% der trockenen Sohle
C^. -C^-Ga s 16,0
Naphtha; 0^-193 0G (38O 0P) 9»8
Destillatheizöl; 193 bis 454 0C (38O bis 850 0P) 25,1
feste, gelöste Kohle; 454 0C+ (850 0P+) 21,7
angelöstes organisches Material 6,5
Mineralsubstanzen 1511
co + σο2
gesamt
Wasserstoffüerbrauch 4,2
Die nachstehenden Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche für den Verkauf nach Abzug der Brennstofferfordernisse einer Anlage (wie beschrieben) verbleiben.
19.11.1979
AP C 10 G/212 872
2 128 72 . 59 _ 55 527/18
Koblenzufuhrgeschwindigkeit c
(trockene Basis), kg/d (t/d) 27,2 χ 1Ος (30 000)
Produkte
Fördergas, mm m3/d (mm SCF/d) 1,83 64,8
LPG, m3/d (B/d) 2 200 18 338
Naphtha, m3/d (B/d) 2 428 20 233
Destillatheizöl, m3/d (B/d) 5 160 43 004
Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten "Verfahrens.
mm cal.kg/d mm BTU/d Eingang
Kohle c
(27,2 χ 1OÖ) (30 000 .t/d)
elektrische Energie (132 Megawatt)
gesaint
Ausgang Fördergas LPG
Naphtha Destillatbeizöl
gesamt 133 267 573 065" Thermischer Wirkungsgrad (%) 69,6
| 183 | 525 | 734 | 100 |
| 7 | 9OO | 31 | 600 |
| 191 | 425 | 765 | 700 |
| 21 | 319 | 85 | 276 |
| 18 | 391 | 73 | 564 |
| 27 | 688 | * 110 | 750 |
| 65 | 869 | 263 | 475 |
19.11.1979 AP C 10 G/212 212872 -60- 55 527/18
Der thermische Wirkungsgrad ist in diesem Beispiel höher als in Beispiel 4, obwohl in beiden Beispielen dieselbe Pittsborgh-Scnichtkohle 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+; 85O 0P+) 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 (21)
1.9.11.1979
AP C 10 G/212 872
ι ^ σ / ζ -64- 55 527/18
1. Kombiniertes Kohle-Verflüssigungs-Vergasungsverfahren, gekennzeichnet dadurch, daß man
a) eine mineralbaltige 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 kohlenwasserstoffbaltige Material zu bydrokracken 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 Best der Aufschlämmung für die Destillation in eine Destilliervorrichtimg 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
2 12 8 7 2 AP c io g/212 872
- 65 - 55 527/18
2. Verfahren nach Punkt 1, gekennzeichnet dadurch, daß ein Teil der zusätzlichen Menge an Synthesegas nicht der Hp-CO-Trennungsstufe unterworfen wird, sondern als Brennstoff im Verfahren verbrannt wird.
2 12 8 7 2 . 62 > 55 527/18
ohne normalerweise flüssige Kohle und Kohlenwasserstoff gase enthält,
e) die Vergaserbeschickungsaufschlämmung in eine Vergasungszone überführt, wobei die Vergaserbeschickungsauf schlämmung im wesentlichen das gesamte kohlenwasserstoffhaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone umfaßt, Wasser oder Wasserdampf in die Vergasungszone einspritzt, wobei die Vergasungszone eine Qxidationszone mit einer maximalen Temperatur zwischen 1204· und 1982 0C (2200 und 36000P) für die Umwandlung des darin befindlichen kohlenwasserstoffhaltigen Materials zu Synthesegas mit einem Molverhältnis von BL zu GO kleiner als 1 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,
f) einen Teil dieses Synthesegases durch eine (katalytische) Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) in einen ersten wasserstoffreichen Gasstrom umwandelt und diesen Strom als Verfahrens-Wasserstoff zur Verflüssigungszone leitet, und
g) von mindestens einem Teil der zusätzlichen Menge an Synthesegas R-, von co trennt, um einen zweiten wasserstoffreichen Gasstrom und einen kohlenmonoxidreichen Gasstrom zu erhalten, wobei man eine Menge
3. Verfahren nach Punkten 1 und 2, gekennzeichnet dadurch, daß ein Teil der zusätzlichen Menge an Synthesegas in einen anderen Brennstoff umgewandelt wird,
4. Verfahren nach Punkten 1 bis 4, gekennzeichnet dadurch, daß man den zweiten wasserstoffreichen Gasstrom in die Kobleverflüssigungszone leitet.
5. Verfahren nach Punkten 1 bis 4, gekennzeichnet dadurch, daß die Menge an normalerweise fester, gelöster Kohle in der Vergaserbeschickungsaufschlämmung zwischen 15 und 45 Gew.-% beträgt.
6. Verfahren nach Punkten 1 bis 4, gekennzeichnet dadurch, daß die Menge an normalerweise fester, gelöster Kohle in der Vergaserbeschickungsaufschlämmung zwischen 15 und 30 Gew.-% beträgt.
7. Verfahren nach Punkten 1 bis 4, gekennzeichnet dadurch, daß die Menge an normalerweise fester, gelöster Kohle in der Vergaserbeschickungsaufschlänmiung zwischen 17 und 27 Gew.-^ der Ausgangskohle beträgt·
8. Verfahren nach Punkten 1 bis 7» gekennzeichnet dadurch, daß man den Mineralrückstand als Schlacke aus der Vergaserzone entfernt.
9. Verfahren nach Punkten 1 bis 8, gekennzeichnetdadurch, daß es keine Stufe zur Abtrennung des Mineralrückstandes von der normalerweise festen, gelösten Kohle beinhaltet.
10. Verfahren nach Punkten 1 bis 9, gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone 1204 bis 1982 0C (2200 bis 36ΟΟ 0P) beträgt.
11. Verfahren nach Punkten 1 bis 9» gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone 1315 bis 1760 0C (2400 bis 32ΟΟ 0P) beträgt.
12. Verfahren nach Punkten 1 bis 9, gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone 1371 bis 1982 0C (25ΟΟ bis 36ΟΟ 0P) beträgt.
13. Verfahren nach Punkten 1 bis 12, gekennzeichnet dadurch, daß die gesamte Koksausbeute in der Verflüssigungszone weniger als 1 Gew.-%, bezogen auf die Ausgangskohle, beträgt.
14. Verfahren nach Punkten 1 bis I3, gekennzeichnet dadurch, daß mindestens 70 Mol-% des CO- plus Hp-Gehaltes der zusätzlichen Menge an Synthesegas als Brennstoff im Verfahren verbrannt wird.
15« Verfahren nach Punkten 1 bis 14, gekennzeichnet dadurch, daß die Vergaserbeschickungsaufschlämmung praktisch
wasserfrei ist.
wasserfrei ist.
16, Verfahren nach Punkten 1 bis 15, gekennzeichnet dadurch, daß das Molverhältnis von EL, zu CO in dem Synthesegas
weniger als 0,9 beträgt.
weniger als 0,9 beträgt.
17· Verfahren nach Punkten 1 bis 15, gekennzeichnet dadurch, daß das Molverhältnis von EU zu CO im Synthesegas
weniger als 0,8 beträgt.
weniger als 0,8 beträgt.
18. Verfahren nach Punkt 3, gekennzeichnet dadurch, daß
der andere Brennstoff Methan ist.
der andere Brennstoff Methan ist.
19· Verfahren nach Punkt 3, gekennzeichnet dadurch, daß
der andere Brennstoff Methanol ist.
der andere Brennstoff Methanol ist.
19.11.1979
- ρ ο η 2 AP C 10 G/212
' ^ - 63 - 55 ~~" "n
von mindestens 60 Mol-% des gesamten CO- plus H2-Genaltes der zusätzlichen Menge an Synthesegas als Brennstoff bei der Durchführung des Verfahrens verbrennt, um auf Wärmebasis 5 bis 100 % der gesamten für das Verfahren erforderlichen Energie bereitzustellen, wobei mindestens ein Teil des kohlenmonoxidreichen Gasstromes als Brennstoff verbrannt wird.
19.11.1979
AP C 10 G/2-12 872
19.11.1979. AP O 10 G/212 872 Ί ^ ö / * -61- 55 527/18
Erf indungsansprucb
20. Verfahren nach Punkten 1 bis 19, gekennzeichnet dadurch, daß die Hp-CO-Trennungsstufe eine Tieftemperaturtrennungsstufe ist.
21# Verfahren nach Punkten 1 bis 19, gekennzeichnet dadurch, daß die Ho-CO-Trennungsstufe eine Adsorptionstrennungsstufe ist.
Hierzu Jk-Seiten Zeichnungen
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