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Procédé pour la fabrication d'un gaz de synthèse ".
La présente invention est relative à un procédé de fabrication d'un gaz renfermant de l'oxyde de carbo- ne et de l'hydrogène destiné plus particulièrement à être envoyé dans une zone de réaction de synthèse pour la fabrication d'hydrocarbures,de composés oxygénés, etc.
L'invention vise un procédé assurant la conversion de matières carbonées et notamment d'hydrocarbures ou autres composés renfermant du carbone et de l'hydro- gène , en oxyde de carbone et en hydrogène par réaction avec l'oxygène , sous une pression supérieure à la pres-
A
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sion atmosphérique et à une température relativement éle- vée, sensiblement sans aucune formation de carbone et avec une formation de quantités relativement réduites de gaz carbonique et d'eau .
Suivant un mode de mise en oeuvre de l'invention on préchauffe de préférence séparément un hydrocarbure de départ tel que du méthane avec de l'oxygène ou un gaz comprenant principalement de l'oxygène libre jusqu'à une température élevée dépassant sensiblement celle à laquel- le l'hydrocarbure et l'oxygène mélangés dans les condi- tions du pré-chauffage réagiraient violemment l'un avec l'autre . On peut obtenir des résultats satisfaisants en préchauffant l'hydrocarbure seul ou en ne pré-chauffant aucun des deux réactifs.
On fait alors passer séparément les réactifs, préchauffés ou non, vers une zone de réac- tion d'un gazogène sensiblement exempt de tout remplissa- ge et exeript de préférence de catalyseurs, opérant à une température de l'ordre de 1100 environ ou au-dessus, et sous une pression de l'ordre de 14 à 21 kg./cm rela- tifs- La proportion d'oxygène envoyée dans la zone de réaction est maintenue par rapport à celle d'hydrocarbu- re à un rapport tel que la réaction des hydrocarbures pour former l'oxyde de carbone et 1''hydrogène est en- tretenue sans qu'il y ait à fournir de l'extérieur de calories à la zone de réaction, sauf sous forme de chaleur sensible des réactifs de départ, et que le carbone libre soit à peu près totalement absent du gaz final quittant la zone de réaction.
Sur le dessin annexé, la fig. 1 est une coupe suivant l'axe horizontal d'un gazogène, sous forme quelque peu schématique .
La fig. 2 est une coupe longitudinale d'une forme préférée. d'un dispositif d'alimentation en gaz.
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La fig. 3 est un graphique montrant les variations pour des gazogènes de formes différentes, du rapport de la surface du gazogène à la surface de la sphère de volume équivalent.
Suivant un mode de réalisation de l'invention, on fait réagir un hydrocarbure comprenant essentiellement du méthane avec de l'oxygène sans injection de vapeur et en l'absence de tout catalyseur, à une température d'en- viron 1100 à 1430 C et dans la marge de pressions indi- quée plus haut, dans une zone de réaction dont le rapport de la surface intérieure au volume intérieur est relative- ment réduit, ainsi qu'on l'expliquera plus loin.
L'hydrocarbure gazeux, éventuellement pré-chauffé séparément à 427 , et mieux encore à environ 649 , de préférence sans craquage, est introduit à un débit d'environ 1000 à 3000 m3par heure par m3 de l'espace de réaction. Si l'on prévoit un pré-chauffage de l'oxygène, celui-ci est effectué au moins à 315 et de préférence à 427 , ou même plus haut, et est introduit dans la zone de réaction en quantité telle que la combustion, ou ce que l'on peut nommer la réaction primaire, s'am- complit avec une flamme sensiblement non éclairante dans la zone de réaction, sauf dans la région relative- ment réduite qui avoisine le point de contact initial entre les courants de gaz et d'oxygène introduits, cette réaction primaire étant sensiblement exothermique .
Une partie des produits de la réaction primaire accompagnée des hydrocarbures en excès réagit alors pour donner une ou des réactions secondaires qui sont sensiblement endothermiques. Les produits finaux de la réaction sont continuellement enlevés de la zone de réaction sous la forme d'un courant consistant essentiellement en oxyde de carbone et en hydrogène et contenant environ 5 % mol-g. dteau au plus, et sensiblement moins de 2 %
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mol-g. d'oxyde de carbone comptés par rapport au pro- duit anhydre . Le courant émergent est sensiblement exempt de carbone en suspension, contenant moins de
0,035 gramme par m' de gaz mesuré sous les conditions normales . La teneur du gaz obtenu en méthane résiduel ne dépasse pas 4 ou 5 % mol-g.
Il contient de l'oxyde de carbone et de l'hydrogène dans le rapport d'environ
1 mol-g. d'oxyde de carbone pour 2 mol-g. d'hydrogène.
Cependant les proportions moléculaires dépendent d'au- tres facteurs, tels que la composition de l'hydrocarbure de départ, et il est possible de mettre à profit ces facteurs en vue d'obtenir un gaz renfermant des propor- tions voulues d'oxyde de carbone et d'hydrogène.
La température du courant quittant la zone de réaction est rapidement réduite par un refroidissement plus ou moins brusque ou extinction à l'eau . Il est désirable d'en réduire la température par exemple d'en- viron 1427 jusqu'à environ 538 à 8160 en un temps non supérieur à une seconde, afin d'éviter des réactions secondaires nuisibles, dont certaines peuvent conduire à ce stade à la formation de carbone
On utilise un oxygène de pureté relativement élevée, d'au moins 80 % et de préférence non înfé- rieure à 95 %,afin de ne pas introduire une grosse quantité d'azote introduit par les réactifs de départ dans le gazogène . On diminue ainsi notablement la chaleur requise et on obtient en outre un gaz de syn- thèse convenant mioux à l'opération de synthèse .
La proportion d'oxygène introduit dans le gazogène, par rapport à l'hydrocarbure introduit, parait présen- ter une valeur critique, en ce qu'il est nécessaire d'éviter la formation de carbone libre et aussi une formation exagérée de gaz carbonique et d'eau .
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On réalise des conditions de fonctionnement satisfaisan- tes, à la température minimum préférée de 1093 , en assurant à l'oxygène chargé dans le gazogène ou si l'on préfère le rapport 0/C (rapport atomique de l'oxygène total au carbone total dans le produit de départ), une valeur comprise entre les limites, relativement larges, de 1,0 et 1,2 et en réglant le rapport 0/C entre ces limites de telle sorte que la teneur en méthane résiduel du gaz quittant le gazogène soit comprise entre 0,5 et 5 molécules grammes % et de préférence entre 2 et 3 mol-g. %. Cette règle s'applique dans le cas où le 0 provient d'oxygène sensiblement pur, d'un gaz enrichi en oxygène ou de l'air, et où le C provient d'un hydro- carbure solide tel que le charbon, liquide tel que la maxout ou gazeux tels que les gaz naturels.
Lorsque la teneur en méthane résiduel du courant gazeux,quittant le générateur, dépasse 5 molécules g. % environ dans les conditions spécifiées ci-dessus, on observe une formation de carbone libre en proportions au moins appréciables, ce qui est mis en évidence par une coloration sensible de l'eau utilisée pour le re- froidissement brusque du courant gazeux sortant. L'eau de refroidissement parait ne subir aucune coloration lorsque la teneur en méthane résiduel ne dépasse pas 5 molécules-g.%. Il est donc désirable de maintenir la teneur en méthane résiduel du courant gazeux sortant dans une marge comprise entre 0,5 et 5 mol.g % , ce que l'on réalise en maintenant le rapport 0/C entre 1,0 et 1,2 et en le réglant à l'intérieur de cette marge.
Si l'on introduit assez d'oxygène pour que le gaz sortant ne contienne pas de méthane, une proportion relativement élevée de l'oxygène disparaît sous la forme de gaz carbonique et d'eau . De plus, les tem- pératures de réactions tendent à s'élever exagérément.
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D'autre part, pour réaliser un degré de conver- sion maximum du carbone du gaz de départ en gaz synthéti- que (oxyde de carbone et oxygène), ainsi que pour former une quantité de carbone libre faible ou nulle, il est avantageux de maintenir la teneur en méthane du courant gazeux quittant le gazogène entre 0,5 et 2 mol.g. % en- viron . En-dessous du premier de ces deux chiffres, la proportion de gaz carbonique et d'eau formée parait excessive .D'autre part, le degré de transformation maximum de l'oxygène en gaz de synthèse parait se pro- duire lorsque la teneur en méthane est maintenue à une valeur comprise entre 2 et 3 %, le rendement diminuant rapidement lorsqu'on s'écarte de cette marge.
Dans les conditions de température et de pression envisagées, et lorsque l'hydrocarbure de départ consiste essentiellement en méthane par exemple, la pronortion d'oxygène se monte d'ordinaire à une valeur dépassant de 5 à 15 molécules gramme pour-cent la proportion stoechiométrique nécessaire pour transformer la totalité du carbone dans le gaz hydrocarboné en oxyde de carbone, sans formation d'aucun autre composé oxygéné. La concen- tration en oxygène est telle que, dans les conditions de température et de pression envisagées dans le gazogène et lorsqu'on procède au préchauffage des réactifs comme on l'a dit plus haut, la réaction s'effectue sans qu'il soit nécessaire de recourir à un apport de calories exté- rieur à la zone de réaction.
En préchauffant séparément les gaz qui doivent réagir, et en assurant le mélange des gaz ainsi préchauffés entièrement à l'intérieur de la zone de réaction, on évite tout retour de flamme dans les conduites d'alimentation et dans les préchauffeurs.
On assure l'accomplissement du mélange des gaz de la réaction entièrement à l'intérieur de la zone de réac-
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tion , en introduisant les courants séparés d'hydrocar- bure et d'oxygène de telle manière qu'ils se rencontrent l'un l'autre dans la zone de réaction pendant qu'ils sont animés d'une vitesse d'écoulement élevée, par exemple de 30 mètres par seconde ou encore dans la marge comprise entre 10 et 65 mètres par seconde.
Une fraction de la quantité totale de l'oxygène introduit peut être préchauffée avec l'hydrocarbure gazeux, pourvu que le mélange qui en résulte soit incombustible dans les conditions de préchauffage existantes. Par exem- ple , l'oxygène ou le gaz enrichi enoxygène peut être divisé en un courant principal et un courant secondaire, la.premier renfermant entre 55 et 85 % de la proportion totale d'oxygène fourni, tandis que le courant secondaire contient entre 15 et 45 % de la proportion totale d'oxy- gène . De préférence, cette division est effectuée de telle sorte que le courant principal constitue les 60 à 75 % environ de l'oxygène total et le courant secondaire de 25 à 40 %. environ .
On réunit le courant oxygéné principal à l'hydro-carbure tel que le méthane et on le préchauffe à une température d'environ 538 à 650 , cette température étant utilisable en raison des proportions du mélange , On garantit un mélange adéquat en constituant le pré-chauffeur de manière à assurer une turbulence des deux réactifs.
Le courant secondaire d'oxygène ou de gaz riche en oxygène est chauffé dans un pré-chauffeur séparé, la limite du degré de pré-chauffe étant déterminée par la matière dont sont établis les préchauffeurs et les tuyau- teries. L'acier au carbone ordinaire permet de chauffer l'oxygène jusqu'à 427 environ seulement, tandis qu'un alliage réfractaire tel que le"Hastalloy"permet de chauffer l'oxygène jusqu'à 816 environ, pourvu qu'il
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n'y ait qu'une faible différence de pression entre l'in- térieur et l'extérieur du tube ou de la tuyauterie où l'oxygène est pré-chauffé.
On accomplit le mélange des deux courants dans la zone de réaction en les introduisant de manière qu'ils se rencontrent pendant qu'ils sont animés d'une vitesse éle- vée comme on l'a déjà indiqué.
Une autre caractéristique importante de l'invention réside dans l'utilisation d'une zone de réaction non garnie de remplissage permettant un libre rayonnement d'é- nergie entre les parois voisines,toutes les surfaces des parois étant largement à portée de la ou des sources de l'énergie rayonnante émise par la fraction des réac- tions qui subit la réaction exothermique , c'est-à-dire la réaction primaire.
Dans le cas où l'hydrocarbure est constitué par du méthane,une fraction de ce méthane pou- vant s'élever jusqu'à 25 % peut subir la combustion pour former du gaz carbonique et de la vapeur d'eau, ces pro- duits réagissant à leur tour endothermiquement avec le méthane supplémentaire dans la zone de réaction pour former de l'oxyde de carbone et de l'hydrogène . Cette combustion exothermique primaire qui fournit l'énergie nécessaire pour les réactions endothermiques secondaires paraît s'accomplir principalement dans la zone restreinte où se fatale contact initial entre le gaz et l'oxygène à l'entrée .
On a constaté qu'en ce qui concerne l'utilisation optimum de l'énergie de la réaction exothermique primaire aux réactions endothermiques secondaires, il faut que non seulement le gazogène soit exempt de garnissage mais encore qu'il présente une forme telle que sa surface interne soit faible par rapport à son volume interne, comme c'est le cas d'une sphère .Cependant, en raison
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d'autres exigences de construction, la forme sphérique n'est pas toujours pratique et l'on préfère en général une forme telle qu'un cylindre ayant une ou deux extrémi- tés concaves ou convexes.
Le rapport de la surface au volume d'un tel gazo- gène peut se définir le plus commodément en-le rapportant à celui d'une sphère de volume équivalent, étant évident que le rapport surface/volume du gazogène se rapprochera sans toutefois jamais atteindre le rapport surface/volu- me de la sphère de volume équivalente . Le degré auquel le rapport surface-volume du gazogène s'approche de celui- de ladite sphère, peut s'exprimer par une constante K, en fonction du rapport de la longueur totale au rayon de tout gazogène de forme générale cylindrique, que l'une ou les deux extrémités de celuikci soient plane, conca- ves ou coniques. La constante K peut se définir comme étant le rapport de la surface d'une sphère à celle d'un générateur, les deux corps étant d'égal volume .
La valeur de la constante K en fonction de la longueur totale et du rayon d'un gazogène purement cy- lindrique, en considérant les orifices d'entrée et d'é- vacuation des produits comme faisant partie de la surface dans laquelle ils sont pratiqués, peut se déterminer de la manière suivante :
Surface du gazogène (Sg) = 2 # R2 + 2 # RL
Volume du gazogène (Vg) = # R2 L
R étant le rayon du gazogène et L sa longueur totale.
La surface et le volume de la sphère de volume équivalent sont d'autre part :
Surface de la sphère (Ss) = 4 # R12 Volume de la sphère (Vs) @ 4/@ # R3 3 1
R1 étant le rayon de la sphère, Mais comme on suppose que Vg = Vs,
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# R2L = 4 # R3
3 1 R3 = 3 R2L 1 4 R1 = (3R2L) 1/@ (4) 3
Comme on suppose que le volume de la sphère est égal à celui du gazogène, K sera donné par
EMI10.1
¯ Surface de la sphère ¯ Ss Surface du gazogène S- g
EMI10.2
En substituant la valeur trouvée pour Rl, on obtient
EMI10.3
enfin (.3 \ ) 2/3 (R ?i ) 2/3 2-R'J) (4 R2 + RL
Le tableau suivant indique les valeurs de K pour les gazogènes cylindriques et pour certaines valeurs choisies du rapport de la longueur totale au rayon :
EMI10.4
<tb> L <SEP> total
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<tb> R <SEP> L <SEP> R
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Ces valeurs de K et de L/R
sont indiquées par la cour- be en traits pleins de la figure 3,les abscisses étant tra- cées à une échelle logarithmique. On constatera que lorsque l'on fait varier le rapport L/R,le facteur K, dans le cas du cylindre à extrémités planes,s'approche de la valeur 1 puis s'en éloigne,le rapport S/V de la sphère n'étant jamais atteint.
Les courbes de la fig. 3 représentent les variations de K en fonction de L/R, pour des gazogènes cylindriques à deux extrémités hémisphériques H, à une extrémité plate et à une extrémité hémisphérique PH, à deux extrémités coniques C,à une extrémité plate et à une extrémité conique PC,à deux extrémi- tés plates P, ainsi que pour un gazogène de section carrée SC; dans ce dernier cas,c'est le rayon du cercle inscrit dans la section carrée qui est pris pour la variable R. Dans le cas des cylindres n'ayant pas des extrémités) planes, R est le rayon de la section cylindrique.Dans le cas des générateurs à extrémités coniques,l'angle au sommet double est pris égal à 60 .Toutes ces courbes peuvent aisément se détermi- ner dans le cas de chaque cylindre par les formules sui- vantes.
-Gazogène cylindrique ayant une extrémité hémisphérique:
EMI11.1
L étant la longueur de la section cylindrique pure.
-Gazogène cylindrique à deux extrémités hémisphériques:
EMI11.2
L étant la longueur de la section cylindrique pure.
-Gazogène cylindrique ayant une extrémité conique à 60 :
EMI11.3
L étant la longueur de la section cylindrique pure.
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- Gazogène cylindrique à deux extrémités coniques à 60
EMI12.1
L étant la longueur de la section pylindrique pure.
- Parallélipinède rectangle de section carrée de côté W,
EMI12.2
Dans le cas du gazogène cylindrique à une extrémité hémisphérique, la valeur L dans le rapport L/R est prise égale à la longueur totale du gazogène, c'est-à-dire à L + R, la courbe correspondante de la fige 3 étant tra- cée par points d'après les chiffres suivants :
EMI12.3
<tb> R <SEP> L <SEP> de <SEP> la <SEP> formule <SEP> L <SEP> total <SEP> K
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<tb> 1 <SEP> 100 <SEP> 101 <SEP> 0.3520
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Dans le cas du gazogène cylindrique à deux extrémi- tés hémisphériques la valeur de L dans le rapport L/R est prise égale à la longueur totale du gazogène, c'est-à dire à L + 2R, la courbe correspondante de la fig. 3 étant tracée d'après les chiffres suivants :
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EMI13.1
<tb> R <SEP> L <SEP> de <SEP> la <SEP> formule <SEP> L <SEP> total <SEP> K
<tb>
<tb> R
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<SEP> 9979
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<tb> 1 <SEP> 100 <SEP> 102 <SEP> 0.3518
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Dans le cas du gazogène cylindrique ayant une extré- mité conique à 60 , la valeur de L dans L/R est prise égale à L + 1,73205R la courbe correspondante de la fig.3 étant tracée d'après les chiffres suivants :
EMI13.2
<tb> R <SEP> L <SEP> de <SEP> la <SEP> formule <SEP> L <SEP> total <SEP> K
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<tb> ###########R
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<tb>
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<tb> 1 <SEP> 0.1 <SEP> 1.83205 <SEP> 0.7958
<tb>
<tb>
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<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.2 <SEP> 1.93205 <SEP> 0.8210
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<tb> 1 <SEP> 0. <SEP> 5 <SEP> 2.23205 <SEP> 0.8675
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<tb> 1 <SEP> 5 <SEP> 6.73205 <SEP> 0.7988
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<tb> 1 <SEP> 100 <SEP> 101.73205 <SEP> 0.3516
<tb>
Pour le gazogène cylindrique à deux extrémités coniques à 60 , la valeur de L dans L/R est,prise égale à L + 3,46410R, la courbe correspondante de la fig' 3 étant tracée d'après les chiffres suivants :
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EMI14.1
<tb> R <SEP> L <SEP> de <SEP> la <SEP> formule <SEP> L <SEP> total <SEP> K
<tb>
<tb> R
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<tb> 1 <SEP> 0 <SEP> 3.4641 <SEP> 0.9085
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<tb>
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<tb> 1 <SEP> 0.1 <SEP> 3.5641 <SEP> 0.9145
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<tb> 1 <SEP> 0 <SEP> .
<SEP> 2 <SEP> 3.6641 <SEP> 0.9188
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<tb> 1 <SEP> 0.5 <SEP> 3.9641 <SEP> 0.9239
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<tb> 1 <SEP> 1 <SEP> 4.4641 <SEP> 0.9181
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<tb> 1 <SEP> 5 <SEP> 8.4641 <SEP> 0.7921
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<tb> 1 <SEP> 10 <SEP> 13.4641 <SEP> 0.6868
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<tb>
<tb>
<tb>
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<tb> 1 <SEP> 20 <SEP> 23.4641 <SEP> 0.5740
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<tb> 1 <SEP> 50 <SEP> 53.4641 <SEP> 0.4375
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<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 100 <SEP> 103.4641 <SEP> 0.3514
<tb>
Pour un parallélipipède de section carrée, la longueur d'un des côtés du carré W, a été prise comme diamètre d'un cercle inscrit.
Dans le calcul des chiffres suivants pour le tracé de la courbe de la fig. 3, le rayon a été pris égal à 0,5 w.
EMI14.2
<tb> w <SEP> 1 <SEP> de <SEP> la <SEP> formule <SEP> L <SEP> total <SEP> K
<tb>
<tb> 0. <SEP> 5 <SEP> w
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 0.01 <SEP> 0.01 <SEP> 0.07000
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 0.1 <SEP> 0.
<SEP> 1 <SEP> 0.293
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<tb>
<tb>
<tb>
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<tb> 2 <SEP> 0.2 <SEP> 0.2 <SEP> 0.4341
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 0.5 <SEP> 0.5 <SEP> 0.6397
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 1 <SEP> 1 <SEP> 0.7616
<tb>
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<tb> 2 <SEP> 2 <SEP> 2 <SEP> 0.8060
<tb>
<tb>
<tb>
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<tb> 2 <SEP> 5 <SEP> 5 <SEP> 0.7423
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 10 <SEP> 10 <SEP> 0.6427
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 20 <SEP> 20 <SEP> 0.5344
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 50 <SEP> 50 <SEP> 0.4054
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 100 <SEP> 100 <SEP> 0.3249
<tb>
D'après les courbes ainsi tracées représentées sur la fig.
3 il est évident qu'il est possible de déterminer la valeur de K pour tout récipient de réaction présentant
<Desc/Clms Page number 15>
l'une des différentes formes spécifiées, pourvu que l'on connaisse la valeur de L/R . Les dimensions réelles de l'appareil sont sans importance.
Si par exemple , on veut utiliser un gazogène dont la forme est celle d'un cylindre à une extrémité plane et une extrémité hémisphérique, ce qui constitue l'une des formes les plus commodes, on se reportera à la courbe correspondant à cette forme et l'on verra que c'est pour K = 0,93 environ que le rapport surface/volume du gazogène se rapproche le plus de la valeur de ce rapport dans le cas de la sphère de volume équivalent. La valeur correspondante de ce rapport est d'environ 2.0 . Ainsi,si le réacteur choisi doit avoir une longueur totale de 3 mè- tres par exemple, son rayon devra étr-e de 1,50 mètre.
Pour le but que se propose l'invention, il est désirable que L/R soit compris entre 0,67 et 10 environ, la marge préférée étant comprise entre 1 et 4.
En tous cas, il est désirable que la zone de réaction ouverte soit suffisamment compacte pour que la température soit uniforme dans toute la zone de réaction.
Le fait que l'on évite tout chauffage extérieur de la zone de réaction, et d'autre part l'absence de tout bour- rage réfractaire à l'intérieur de cette zone, éliminent de graves difficultés d'appareillage, de construction et d'exploitation rencontrées dans le passé. L'absence de tout bourrage s'évite pas seulement une perte de charge ou de pression importante à travers la zone de réaction, mais réduit également d'une manière notable la tendance à la formation et au dépôt de carbone ; il semble , en effet, que la formation du carbone libre est favorisée par la présence d'une grande étendue superficiel- le . Le dépôt de carbone a aussi pour effet d'augmenter la perte de pression à travers la zone de réaction.
Un autre avantage de l'avantage de tout bourrage
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et de la valeur du rapport surface/volume ou volume/rayon déjà mentionné, provient de ce que l'espace libre et non obstrué ainsi formé, et dont le volume est important par rapport à sa surface interne, assure une transmission sensi- blement totale de l'énergie de la réaction primaire exo- thermique aux réactions secondaires par rayonnement. Toute énergie pouvant être transmise par rayonnement de la réac- tion exothermique vers la paroi de l'appareil située alen- tour, est aussitôt réfléchie.vers la zone de réaction, très peu d'énergie étant perdue, la surface des parois étant de préférence prévue de manière à assurer une ré- flection maximum des radiations .
De plus, tous les produits de la réaction primaire, qu'ils se trouvent sous la forme de radicaux, de molécules activées, etc., peu- vent librement passer vers la réaction secondaire dans un état de mélange et d'activation poussée sans être gênées par la présence d'une matière de bourrage . L'absen- ce du bourrage, assure un libre parcours à la fois à l'énergie rayonnante provenant de la réaction primaire et à l'énergie rayonnante réfléchie sur les parois de la zone de réaction secondaire, de sorte que la ou les réac- tions secondaires progressent plus rapidement et à un niveau thermodynamique ou à une température plus élevée et plus uniforme, permettant d'obtenir une meilleure com- position du produit final.
Ces conditions se distinguent d'une manière radicale de celles qui règnent dans un appareil de réaction garni d'un bourrage dans lequel : (1) les produits de la réac- tion exothermique entrent en contact avec le garnissage presque dès leur formation, ce qui les oblige à réagir pour donner des molécules plus stables, entraînant un dépôt de carbone sur les surfaces du bourrage et la désactivation des molécules actives, perdant ainsi une énergie qui serait autrement disponible pour la réaction
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secondaire ; (2) les produits entrant dans la réaction secondaire sont protégés dans une mesure notable de la cha- leur rayonnée par la réaction exothermique et réfléchie par la paroi ;
(3) les produits de la réaction exothermique tendent à se loger dans les interstices de la matière de bourrage produisant un dépôt de carbone et une perte de produit final.
Dans la fig. l, la référence 1 désigne un récipient cylindrique dont les parois sont garnies d'une matière réfractaire 2. Un système de chicanes comprenant deux cloi- sons 3a et 3b est prévu dans le récipient pour le diviser en deux sections dont l'une est la zone de réaction 5 qui peut par exemple avoir une longueur d'environ 2,50 mètres suivant son axe horizontal tandis que l'autre section 6 sert à refroidir le produit gazeux résultant, Le rayon de l'appareil étant de 0,78 mètre , le rapport L/R est d'environ 3,2, chiffre qui se trouve largemente compris dans la marge préférée .
Les cloisons 3a et 3b sont conçues de manière à permettre au gaz de réaction de les traverser sans perte de charge appréciable, tout en protégeant l'intérieur de la section de refroidissement du rayonnement direct émis par la section de réaction et en assurantla réflection de la chaleur rayonnée, vers la zone de réaction, ces résultats étant réalisés grâce à la disposi- tion décalée des orifices 3c .
Un serpentin réfrigérant 7 est encastré dans le garnis- sage réfractaire de la section de réaction et est agencé en vue d'une circulation d'eau ou de tout autre véhicule thermique fluide, ceci afin d'éviter une surchauffe de la paroi métallique . Les calories ainsi absorbées peuvent servir au pré-chauffage ou pour engendrer de la vapeur ou de l'énergie destinée à être utilisée éventuellement à un autre stade du traitement.
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Les gaz qui doivent réagir sont introduits dans la zone de réaction par l'intermédiaire de plusieurs buses ou injecteurs d'alimentation décrits en plus grand détail un peu plus loin.
Les produits de la réaction quittent le gazogène par les passades 3c et entrent dans la section de refroidisse- ment 6 ou leur température est ramenée à une valeur permet- tant de les introduire dans un réservoir de stockage inter- médiaire ou dans l'appareil de synthèse, ce refroidisse- ment étant assuré par une pluie d'eau 9. L'eau de refroi- dissement par mélange sort par l'orifice 6a avec le gaz de synthèse. Lorsque le catalyseur de synthèse est du type ferreux, la température de ces gaz est réduite par l'eau de refroidissement et pendant que leur pression est encore d'environ 14 à 17,5 kg/cm2, ils passent au contact du cata- lyseur de synthèse à cette température, de manière à provocuer la conversion de l'oxyde de carbone et de l'hy- drogène en hydrocarbures, en composés oxygénés, etc..
Les injecteurs 8 représentés sur la fig. 2 sont essentiellement constitués par deux tubes concentriques 11 et 12 aboutissant à une buse 13 refroidie par un che- misage d'eau . A cet effet, la buse 13 a une double paroi comprenant un chemisage d'eau 14 dans lequel on introduit l'eau par un tube 15, cette eau étant évacuée par un tube 16.
L'un des gaz de réaction passe par l'espace annulaise compris les tubes 11 et 12 et l'autre passe par l'intérieur du tube interne 12 . Ainsi, on nour- ra introduire le méthane par l'espace annul.aire et l'oxy- gène par le passage intérieur ou réciproquement .Les courants de méthane et d'oxygène se rencontrent ainsi à la sortie de la buse 13 qui se trouve juste à l'intérieur de la zone de réaction. Comme l'indique la fige 1, les buse; des injecteurs peuvent affleurer sensiblement la surface
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intérieure du garnissage réfractaire de l'appareil 1.
En fonctionnement, on observe une petite zone com- prenant une flamme bleue (ou d'écoulement gazeux ou de rayonnement bleu) au voisinage immédiat de la buse, tandis que dans le reste de la zope de réaction, il n'y a aucune flamme apparente . C'est dans cette région restreinte où règne la flamme bleue, que jusquhà 25 % du méthane introduit peuvent subir une combustion relativement com- plète pour former du gaz carbonique et de la vapeur d'eau, ces produits réagissant ultérieurement avec le méthane supplémentaire dans la zone de réaction pour former de l'oxyde de carbone et de l'hydrogène.
Il peut y avoir plusieurs injecteurs 8 prévus. Par exemple, ceux-ci peuvent être uniformément répartis dans l'extrémité du récipient 1.
A titre d'exemple, un gaz d'alimentation comprenant essentiellement du méthane est préchauffé à une température d'environ 500 , et un courant d'oxygène sensiblement pur est chauffé séparément à une température d'environ 427 , les deux courants gazeux préchauffés étant envoyés dans une zone de réaction sans garnissage ayant un rapport L/R d'environ 2,7 qui se trouve danc compris dans ladite marge préférée de 1 à 4, la pression étant d'environ 17,5 kg/cm2 et ces gaz subissant la combustion dans la chambre à une température d'environ 993 , en l'absence d'un catalyseur.
L'hydrocarbure ou gaz de départ est introduit à raison d'environ 2. 000 m3 par heure par m3 du volume total de la zone de réaction. La quantité totale d'oxygène introduit dans l'appareil est maintenue à 39,3 % mol.g. environ du gaz total (oxygène et hydrocarbure) introduit. Le gaz final se monte à environ 3,2 mol. g. de gaz total par mol.g. d'hydro- carbure initial.
La composition de l'hydrocarbure initial et du gaz final est la suivante :
<Desc/Clms Page number 20>
EMI20.1
<tb> Mol.g. <SEP> Gaz <SEP> de <SEP> départ <SEP> Gaz <SEP> final
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> CH4 <SEP> 83,6 <SEP> 2,8
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> C2H6 <SEP> 10.2 <SEP> -
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> C3H8 <SEP> 4. <SEP> 5
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> C4H10 <SEP> 0.1 <SEP> -
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Co2 <SEP> 1.0 <SEP> 1.4
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<tb> Air <SEP> 0.6 <SEP> -
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> co <SEP> - <SEP> 32.9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> H2 <SEP> - <SEP> 56.9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> N2 <SEP> - <SEP> 0.9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> H20 <SEP> - <SEP> 5.1
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 100.
<SEP> 0 <SEP> 100.0
<tb>
Dans ces conditions, une proportion supérieure à 80 % de l'oxygène introduit est transformée en oxyde de carbone et l'eau de mélange utilisée pour refroidir le gaz final chaud est sensiblement exempte de carbone libre.
Par contre, lorsqu'on fait fonctionner l'appareil sen- siblement dans les mêmes conditions de température et de pression, mais en réglant la teneur en oxygène de telle sorte qu'elle se monte à environ 35 mol.g. % du gaz total introduit, la teneur en méthane du gaz produit est d'au moins 10 mol.g. % et la formation de carbone solide devient exagérée , ce que met en évidence le fait que l'eau de refroidissement se colore nettement en noir par suite de sa haute teneur en carbone libre.
Quand, d'autre part, on fait fonctionner l'appareil de telle sorte que l'oxygène se monte à 42,2 mol.g. % du gaz introduit total, en quel cas le gaz final ne con- tient qu'une trace de méthane, la proportion d'oxygène transformé en oxyde de carbone est sensiblement inférieure à 80 % , le pourcentage du gaz carbonique et de l'eau étant augmenté.
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L'exemple suivant montre la relation existant entre la teneur en méthane du courant gazeux sortant du gazogène et le rendement quantitatif en oxyde de carbone et en hydrogène ,lorsqu'on introduit un gaz hydro-carboné ayant la même composition que décrit précédemment, le gazogène fonctionnant sous une pression d'environ 17,5 kg/cm2 et à une température d'environ 1093 , le gaz hydrocarboné était préchauffé à 4430 environ, et l'oxygène étant pré- chauffé à part à 315 environ. L'oxygène était introduit dans la proportion d'environ 53 à 62 volumes pour 85 volumes de gaz hydrocarboné : % en mol. g. de CH4 dans % de CO+H2 produit en le courant gazeux sortant. mol.g.% par rapport au % maximum théorique.
EMI21.1
<tb>
6.0 <SEP> 71. <SEP> 9
<tb>
<tb> 3.2 <SEP> 75. <SEP> 6
<tb>
<tb>
<tb> 0.4 <SEP> 70. <SEP> 9
<tb>
<tb>
<tb> 0.1 <SEP> 69.0
<tb>
On voit d'après ces chiffres que l'on obtient un rendement de 75,6 % par rapport au rendement théorique lorsque l'on maintient les conditions telles que le cou- rant gazeux sortant renferme 3,2 % de méthane . Lorsque la teneur du courant gazeux sortant en méthane est ou bien nettement inférieure à 3 mol.g. % ou bien nettement supérieure à cette valeur, le rendement en gaz de synthèse est plus faible . Le rendement de 75,6 % correspond à un degré de conversion d'environ 80,5 % d'oxygène en oxyde de carbone.
On a fait état du refroidissement du gaz final par l'eau mettant en oeuvre un procédé de mélange; on pourrait cependant appliquer d'autres méthodes de refroidissement comportant une production de vapeur.
Dans la description qui précède, on a supposé que le gazogène était alimenté en méthane ou un gaz consistant
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essentiellement en méthane .Néanmoins , suivant l'in- vention, le gaz hydrocarboné introduit dans le gazogène peut comprendre des hydrocarbures à haut poids moléculai- re gazeux ou liquide dans les conditions normales. Ce mélange hydrocarboné peut consister essentiellement en hydrocarbures liquides ou en un mélange d'hydrocarbures gazeux et/ou liquides. Suivant l'invention, les hydrocar- bures liquides peuvent comprendre non seulement des hy- drocarbures à point d'ébullition relativement élevé, compris dans la marge du fuel-oil, mais également des hydrocarbures solides bitumineux et autres, fondants et devenant fluides par chauffage .
A titre d'exemples de matières carbonées solides pouvant réagir avec l'oxygène pour former un gaz de synthèse dans une zone de réaction du type décrit, on peut citer le charbon et la lignite.
On peut introduire ces matières dans le gazogène sous la forme de particules finement divisées en suspension dans de la vapeur d'eau ou dans un autre gaz, une injection de vapeur étant de préférence effectuée pour fournir l'hydrogène nécessaire lorsqu'on veut obtenir un mélange d'hydrogène et d'oxyde de carbone . Il est évi- dent qu'un tel gazogène doit être mécaniquement agencé en vue d'assurer une alimentation satisfaisant en matières solides telle que du charbon, et de l'évacuation des machefers.
Lorsqu'on introduit dans l'appareil des hydro-carbu- res liquides, ceux-ci subissent une certaine composition pour donner des hydrocarbures légers comprenant du mé- thane . De plus , les gaz dans l'appareil tendent à pro- duire un peu de méthane suivant la réaction :
CO + 3 H2 = CH4 + H2O
Par suite, lorsqu'on introduit des hydrocarbures liquides il semble aussi que le fait de régler la propor- tion d'oxygène introduit de telle sorte que le gaz final
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ne contienne pas de méthane en excès par rapport à ladite proportion restreinte, évite la formation de carbone li- bre.
Ainsi qu'on l'a mentionné'précédemment, l'invention vise les différents procédés qui n'utilisent le préchauffa- ge d'aucun des produits de départ ou qui mettent en oeu- vre le préchauffage de l'hydrocarbure seul ou le pré- chauffage séparé des courants d'hydrocarbures et d'oxygène.
On peut préchauffer ces courants gazeux à des températures aussi élevées que possible eu égard aux limitations inhé- rentes aux matériaux de construction existants. Le pré- chauffage d'un courant d'oxygène à une température relati- vement élevée exige an effet l'emploi d'un appareil de préchauffage construit en une matière résistante à l'oxygène à ces températures. Il est préférable de pré- chauffer séparément le courant d'oxygène à une température de 315 à 4270 et davantage si possible et le courant d'hydrocarbure à 427-650 environ.
En préchauffant à une température supérieure on aboutit à des températures de réaction effectives plus élevées, ce qui est désirable, car l'on réalise des rendements globaux meilleurs,on réduit la formation indésirable de gaz carbonique et de méthane et d'autre part, la tendance à la formation de carbone diminue pour les valeurs faibles du rapport 0/C.
S'il est nécessaire, on peut traiter l'hydrocarbure de départ pour en éliminer les composés soufrés avant de l'introduire dans le gazogène . Ceci est avantageux en vue de produire un gaz de synthèse exempt ou sensible- ment exempt de composés soufrés.
On pourra bien entendu apporter de nombreuses modi- fications et variantes à l'invention sans s'écarter de son esprit.
<Desc / Clms Page number 1>
Process for the manufacture of a synthesis gas ".
The present invention relates to a process for the manufacture of a gas containing carbon oxide and hydrogen intended more particularly to be sent to a synthesis reaction zone for the manufacture of hydrocarbons, of compounds. oxygenates, etc.
The invention relates to a process ensuring the conversion of carbonaceous materials and in particular of hydrocarbons or other compounds containing carbon and hydrogen, into carbon monoxide and hydrogen by reaction with oxygen, under a pressure greater than the pres-
AT
<Desc / Clms Page number 2>
atmospheric pressure and at a relatively high temperature, substantially without any formation of carbon and with formation of relatively small amounts of carbon dioxide and water.
According to one embodiment of the invention, a starting hydrocarbon such as methane is preferably separately preheated with oxygen or a gas comprising mainly free oxygen to a high temperature substantially exceeding that at which - the hydrocarbon and oxygen mixed under preheating conditions would react violently with each other. Satisfactory results can be obtained by preheating the hydrocarbon alone or by not preheating either of the two reagents.
The reactants, preheated or not, are then passed separately to a reaction zone of a gasifier substantially free of any filling and preferably exerpt of catalysts, operating at a temperature of the order of about 1100 or less. -above, and under a pressure of the order of 14 to 21 kg./cm relative- The proportion of oxygen sent into the reaction zone is maintained relative to that of hydrocarbon at a ratio such that the reaction of the hydrocarbons to form carbon monoxide and hydrogen is carried out without any external heat being supplied to the reaction zone, except in the form of sensible heat of the starting reactants , and that the free carbon is almost completely absent from the final gas leaving the reaction zone.
In the accompanying drawing, FIG. 1 is a section along the horizontal axis of a gasifier, in somewhat schematic form.
Fig. 2 is a longitudinal section of a preferred form. a gas supply device.
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Fig. 3 is a graph showing the variations, for gasifiers of different shapes, of the ratio of the area of the gasifier to the area of the sphere of equivalent volume.
According to one embodiment of the invention, a hydrocarbon comprising essentially methane is reacted with oxygen without injection of steam and in the absence of any catalyst, at a temperature of about 1100 to 1430 C and within the pressure range indicated above, in a reaction zone in which the ratio of the interior surface to the interior volume is relatively reduced, as will be explained later.
The gaseous hydrocarbon, optionally preheated separately to 427, and more preferably to about 649, preferably without cracking, is introduced at a rate of about 1000 to 3000 m 3 per hour per m 3 of the reaction space. If preheating of the oxygen is provided, this is carried out at least to 315 and preferably 427, or even higher, and is introduced into the reaction zone in an amount such as combustion, or what may be termed the primary reaction, complements with a substantially non-illuminating flame in the reaction zone, except in the relatively small region which approaches the point of initial contact between the gas streams and d oxygen introduced, this primary reaction being substantially exothermic.
A portion of the products of the primary reaction accompanied by excess hydrocarbons then reacts to give one or more side reactions which are substantially endothermic. The end products of the reaction are continuously removed from the reaction zone as a stream consisting essentially of carbon monoxide and hydrogen and containing about 5% mol-g. water at most, and significantly less than 2%
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mol-g. of carbon monoxide counted relative to the anhydrous product. The emerging stream is substantially free of suspended carbon, containing less than
0.035 gram per m 'of gas measured under normal conditions. The content of the gas obtained in residual methane does not exceed 4 or 5% mol-g.
It contains carbon monoxide and hydrogen in the ratio of about
1 mol-g. of carbon monoxide per 2 mol-g. of hydrogen.
However, the molecular proportions depend on other factors, such as the composition of the starting hydrocarbon, and it is possible to take advantage of these factors in order to obtain a gas containing the desired proportions of sodium oxide. carbon and hydrogen.
The temperature of the stream leaving the reaction zone is rapidly reduced by more or less abrupt cooling or quenching with water. It is desirable to reduce the temperature thereof, for example from about 1427 to about 538 to 8160 in a time of not more than one second, in order to avoid harmful side reactions, some of which may at this stage lead to damage. carbon formation
Oxygen of relatively high purity, at least 80% and preferably not less than 95%, is used so as not to introduce a large amount of nitrogen introduced by the starting reactants into the gasifier. The heat required is thus considerably reduced and, moreover, a synthesis gas is obtained which is suitable for the synthesis operation.
The proportion of oxygen introduced into the gasifier, relative to the hydrocarbon introduced, appears to have a critical value, in that it is necessary to avoid the formation of free carbon and also an exaggerated formation of carbon dioxide and of water.
<Desc / Clms Page number 5>
Satisfactory operating conditions are achieved at the preferred minimum temperature of 1093, ensuring the oxygen charged in the gasifier or, if preferred, the 0 / C ratio (atomic ratio of total oxygen to total carbon in the starting material), a value between the relatively wide limits of 1.0 and 1.2 and adjusting the 0 / C ratio between these limits so that the residual methane content of the gas leaving the gasifier or between 0.5 and 5 molecules grams% and preferably between 2 and 3 mol-g. %. This rule applies in the case where the 0 comes from substantially pure oxygen, from an oxygen-enriched gas or from the air, and where the C comes from a solid hydrocarbon such as carbon, liquid such as as maxout or gaseous such as natural gas.
When the residual methane content of the gas stream, leaving the generator, exceeds 5 molecules g. About% under the conditions specified above, a formation of free carbon is observed in at least appreciable proportions, which is evidenced by a substantial coloration of the water used for the abrupt cooling of the outgoing gas stream. The cooling water does not appear to undergo any coloration when the residual methane content does not exceed 5 molecules-g.%. It is therefore desirable to maintain the residual methane content of the outgoing gas stream within a margin of between 0.5 and 5 mol.g%, which is achieved by maintaining the 0 / C ratio between 1.0 and 1, 2 and setting it within this range.
If enough oxygen is introduced so that the outgoing gas does not contain methane, a relatively high proportion of the oxygen is lost in the form of carbon dioxide and water. Moreover, the reaction temperatures tend to rise excessively.
<Desc / Clms Page number 6>
On the other hand, in order to achieve a maximum degree of conversion of the carbon of the starting gas into synthetic gas (carbon monoxide and oxygen), as well as to form a small or no quantity of free carbon, it is advantageous to maintain the methane content of the gas stream leaving the gasifier between 0.5 and 2 mol.g. % about . Below the first of these two figures, the proportion of carbon dioxide and water formed appears excessive. On the other hand, the maximum degree of transformation of oxygen into synthesis gas appears to occur when the content of methane is maintained at a value between 2 and 3%, the yield decreasing rapidly when one deviates from this margin.
Under the conditions of temperature and pressure envisaged, and when the starting hydrocarbon consists essentially of methane for example, the proportion of oxygen usually amounts to a value exceeding by 5 to 15 molecules gram percent the stoichiometric proportion. necessary to convert all of the carbon in the hydrocarbon gas to carbon monoxide, without the formation of any other oxygenated compound. The oxygen concentration is such that, under the temperature and pressure conditions envisaged in the gasifier and when the reactants are preheated as mentioned above, the reaction takes place without it being necessary. it is necessary to resort to a supply of calories from outside the reaction zone.
By preheating the gases which are to react separately, and by ensuring the mixture of the gases thus preheated entirely within the reaction zone, any flashback in the supply lines and in the preheaters is avoided.
Mixing of the reaction gases is ensured entirely within the reaction zone.
<Desc / Clms Page number 7>
tion, by introducing the separate streams of hydrocarbon and oxygen in such a way that they meet each other in the reaction zone while undergoing a high flow velocity, for example 30 meters per second or in the range between 10 and 65 meters per second.
A fraction of the total amount of the oxygen introduced can be preheated with the gaseous hydrocarbon, provided that the resulting mixture is incombustible under the existing preheating conditions. For example, the oxygen or oxygen-enriched gas can be divided into a main stream and a sidestream, the former containing between 55 and 85% of the total proportion of oxygen supplied, while the sidestream contains between 15 and 45% of the total proportion of oxygen. Preferably, this division is carried out such that the main stream constitutes about 60 to 75% of the total oxygen and the secondary stream constitutes 25 to 40%. about .
The main oxygen stream is combined with the hydro-carbide such as methane and it is preheated to a temperature of approximately 538 to 650, this temperature being usable due to the proportions of the mixture, an adequate mixture is guaranteed by constituting the pre -heater so as to ensure turbulence of the two reactants.
The secondary stream of oxygen or oxygen-rich gas is heated in a separate preheater, the limit of the degree of preheating being determined by the material of which the preheaters and piping are made. Ordinary carbon steel will heat oxygen to about 427 or so, while a refractory alloy such as "Hastalloy" will heat oxygen to about 816, provided it
<Desc / Clms Page number 8>
there is only a small pressure difference between the inside and outside of the tube or piping where the oxygen is preheated.
The mixing of the two streams in the reaction zone is accomplished by introducing them so that they meet while they are being driven at a high velocity as already indicated.
Another important characteristic of the invention resides in the use of a reaction zone without filling allowing a free radiation of energy between the neighboring walls, all the surfaces of the walls being largely within reach of the one or more. sources of the radiant energy emitted by the fraction of the reactions which undergo the exothermic reaction, ie the primary reaction.
In the case where the hydrocarbon consists of methane, a fraction of this methane which can rise up to 25% can undergo combustion to form carbon dioxide and water vapor, these products in turn reacting endothermically with additional methane in the reaction zone to form carbon monoxide and hydrogen. This primary exothermic combustion, which provides the energy necessary for the secondary endothermic reactions, seems to take place mainly in the restricted zone where the initial contact between gas and oxygen at the inlet is fatal.
It has been found that with regard to the optimum use of the energy from the primary exothermic reaction to the secondary endothermic reactions, it is necessary that not only the gasifier is free of packing but also that it has a shape such that its surface internal volume is small in relation to its internal volume, as is the case with a sphere.
<Desc / Clms Page number 9>
Other construction requirements, the spherical shape is not always practical, and a shape such as a cylinder having one or two concave or convex ends is generally preferred.
The ratio of the surface area to the volume of such a gasifier can be defined most conveniently by relating it to that of a sphere of equivalent volume, it being obvious that the surface / volume ratio of the gasifier will approach without, however, ever reaching the surface / volume ratio of the sphere of equivalent volume. The degree to which the surface-to-volume ratio of the gasifier approaches that of said sphere, can be expressed by a constant K, as a function of the ratio of the total length to the radius of any gasifier of generally cylindrical shape, which the one or both ends of it are planar, concave or conical. The constant K can be defined as being the ratio of the surface of a sphere to that of a generator, the two bodies being of equal volume.
The value of the constant K as a function of the total length and the radius of a purely cylindrical gasifier, considering the inlet and outlet openings of the products as being part of the surface in which they are made , can be determined as follows:
Gasifier area (Sg) = 2 # R2 + 2 # RL
Volume of the gasifier (Vg) = # R2 L
R being the radius of the gasifier and L its total length.
The area and the volume of the sphere of equivalent volume are on the other hand:
Surface of the sphere (Ss) = 4 # R12 Volume of the sphere (Vs) @ 4 / @ # R3 3 1
R1 being the radius of the sphere, But since we assume that Vg = Vs,
<Desc / Clms Page number 10>
# R2L = 4 # R3
3 1 R3 = 3 R2L 1 4 R1 = (3R2L) 1 / @ (4) 3
As we assume that the volume of the sphere is equal to that of the gasifier, K will be given by
EMI10.1
¯ Surface of the sphere ¯ Ss Surface of the gasifier S- g
EMI10.2
By substituting the value found for Rl, we get
EMI10.3
finally (.3 \) 2/3 (R? i) 2/3 2-R'J) (4 R2 + RL
The following table shows the values of K for cylindrical gasifiers and for certain selected values of the ratio of the total length to the radius:
EMI10.4
<tb> L <SEP> total
<tb>
<tb> R <SEP> L <SEP> R
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.01 <SEP> 0.01 <SEP> 0. <SEP> 0759
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.1 <SEP> 0.1 <SEP> 0.3234
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.2 <SEP> 0.2 <SEP> 0.4706
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.5 <SEP> 0.5 <SEP> 0.6934
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 1 <SEP> 1 <SEP> 0.8254
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 2 <SEP> 2 <SEP> 0.8736
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 5 <SEP> 5 <SEP> 0.8046
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 10 <SEP> 10 <SEP> o.6966
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 20 <SEP> 20 <SEP> 0.5793
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 50 <SEP> 50 <SEP> 0.4394
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 100 <SEP> 100 <SEP> '<SEP> 0.3522 <SEP>
<tb>
<Desc / Clms Page number 11>
These values of K and L / R
are indicated by the solid line curve in Figure 3, the abscissas being plotted on a logarithmic scale. It will be noted that when the L / R ratio is varied, the K factor, in the case of the cylinder with flat ends, approaches the value 1 then moves away from it, the S / V ratio of the sphere n 'being never reached.
The curves in fig. 3 represent the variations of K as a function of L / R, for cylindrical gasifiers with two hemispherical ends H, at a flat end and at a hemispherical end PH, at two conical ends C, at a flat end and at a conical end PC , with two flat ends P, as well as for a gasifier of square section SC; in the latter case, it is the radius of the circle inscribed in the square section which is taken for the variable R. In the case of cylinders not having flat ends, R is the radius of the cylindrical section. In the case of generators with conical ends, the angle at the double apex is taken equal to 60. All these curves can easily be determined for each cylinder by the following formulas.
-Cylindrical gasifier having a hemispherical end:
EMI11.1
L being the length of the pure cylindrical section.
-Cylindrical gas generator with two hemispherical ends:
EMI11.2
L being the length of the pure cylindrical section.
-Cylindrical gas generator having a conical end at 60:
EMI11.3
L being the length of the pure cylindrical section.
<Desc / Clms Page number 12>
- Cylindrical gasifier with two conical ends at 60
EMI12.1
L being the length of the pure pylindrical section.
- Rectangular parallelepine of square section on side W,
EMI12.2
In the case of the cylindrical gasifier at a hemispherical end, the value L in the L / R ratio is taken equal to the total length of the gasifier, that is to say to L + R, the corresponding curve of fig 3 being dotted with the following figures:
EMI12.3
<tb> R <SEP> L <SEP> of <SEP> the <SEP> formula <SEP> L <SEP> total <SEP> K
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0 <SEP> 1 <SEP> 0.8399
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0. <SEP> 01 <SEP> 1.01 <SEP> 0.8427
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.1 <SEP> 1.1 <SEP> 0.8643
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.2 <SEP> 1. <SEP> 2 <SEP> 0.8828
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.5 <SEP> 1.
<SEP> 5 <SEP> 0.9148
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 1 <SEP> 2 <SEP> 0.9283
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 2 <SEP> 3 <SEP> 0.9071
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 5 <SEP> 6 <SEP> 0.8073
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 10 <SEP> 11 <SEP> 0.6957
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 20 <SEP> 21 <SEP> 0.5783
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 50 <SEP> 51 <SEP> 0.4389
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 100 <SEP> 101 <SEP> 0.3520
<tb>
In the case of the cylindrical gasifier with two hemispherical ends, the value of L in the L / R ratio is taken equal to the total length of the gasifier, that is to say to L + 2R, the corresponding curve of FIG. 3 being plotted according to the following figures:
<Desc / Clms Page number 13>
EMI13.1
<tb> R <SEP> L <SEP> of <SEP> the <SEP> formula <SEP> L <SEP> total <SEP> K
<tb>
<tb> R
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0 <SEP> 2 <SEP> 1.000
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.01 <SEP> 2.01 <SEP> 0. <SEP> 999
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.1 <SEP> 2.1 <SEP> 0.9994
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.2 <SEP> 2.2 <SEP> 0.
<SEP> 9979
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.5 <SEP> 2.5 <SEP> 0.9892
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 1 <SEP> 3 <SEP> 0.9681
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 2 <SEP> 4 <SEP> 0.9210
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 5 <SEP> 7 <SEP> 0.8073
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 10 <SEP> 12 <SEP> 0.6942
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 20 <SEP> 22 <SEP> 0.5722
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 50 <SEP> 52 <SEP> 0.4385
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 100 <SEP> 102 <SEP> 0.3518
<tb>
In the case of the cylindrical gasifier having a conical end at 60, the value of L in L / R is taken equal to L + 1.73205R the corresponding curve of fig. 3 being drawn from the following figures:
EMI13.2
<tb> R <SEP> L <SEP> of <SEP> the <SEP> formula <SEP> L <SEP> total <SEP> K
<tb>
<tb> ########### R
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> o <SEP> 1.73205 <SEP> 0.7631
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.01 <SEP> 1.74205 <SEP> 0.7668
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.1 <SEP> 1.83205 <SEP> 0.7958
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.2 <SEP> 1.93205 <SEP> 0.8210
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0. <SEP> 5 <SEP> 2.23205 <SEP> 0.8675
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 1 <SEP> 2. <SEP> 73205 <SEP> 0.8948
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 2 <SEP> 3.-73205 <SEP> 0.8867
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 5 <SEP> 6.73205 <SEP> 0.7988
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 10 <SEP> Il.73205 <SEP> o.6918
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 20 <SEP> 21.73205 <SEP> 0.
<SEP> 5766
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 50 <SEP> 51.73205 <SEP> 0.4384
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 100 <SEP> 101.73205 <SEP> 0.3516
<tb>
For the cylindrical gasifier with two conical ends at 60, the value of L in L / R is, taken equal to L + 3.46410R, the corresponding curve of fig '3 being plotted according to the following figures:
<Desc / Clms Page number 14>
EMI14.1
<tb> R <SEP> L <SEP> of <SEP> the <SEP> formula <SEP> L <SEP> total <SEP> K
<tb>
<tb> R
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0 <SEP> 3.4641 <SEP> 0.9085
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.01 <SEP> 3.4741 <SEP> 0.9092
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.1 <SEP> 3.5641 <SEP> 0.9145
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0 <SEP>.
<SEP> 2 <SEP> 3.6641 <SEP> 0.9188
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 0.5 <SEP> 3.9641 <SEP> 0.9239
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 1 <SEP> 4.4641 <SEP> 0.9181
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 2 <SEP> 5.4641 <SEP> o.8878
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 5 <SEP> 8.4641 <SEP> 0.7921
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 10 <SEP> 13.4641 <SEP> 0.6868
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 20 <SEP> 23.4641 <SEP> 0.5740
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 50 <SEP> 53.4641 <SEP> 0.4375
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 1 <SEP> 100 <SEP> 103.4641 <SEP> 0.3514
<tb>
For a parallelepiped of square section, the length of one side of the square W, was taken as the diameter of an inscribed circle.
In calculating the following figures for the plot of the curve in fig. 3, the radius was taken equal to 0.5w.
EMI14.2
<tb> w <SEP> 1 <SEP> of <SEP> the <SEP> formula <SEP> L <SEP> total <SEP> K
<tb>
<tb> 0. <SEP> 5 <SEP> w
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 0.01 <SEP> 0.01 <SEP> 0.07000
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 0.1 <SEP> 0.
<SEP> 1 <SEP> 0.293
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 0.2 <SEP> 0.2 <SEP> 0.4341
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 0.5 <SEP> 0.5 <SEP> 0.6397
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 1 <SEP> 1 <SEP> 0.7616
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 2 <SEP> 2 <SEP> 0.8060
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 5 <SEP> 5 <SEP> 0.7423
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 10 <SEP> 10 <SEP> 0.6427
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 20 <SEP> 20 <SEP> 0.5344
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 50 <SEP> 50 <SEP> 0.4054
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 2 <SEP> 100 <SEP> 100 <SEP> 0.3249
<tb>
According to the curves thus traced represented in FIG.
3 it is obvious that it is possible to determine the value of K for any reaction vessel having
<Desc / Clms Page number 15>
one of the different shapes specified, provided the value of L / R is known. The actual dimensions of the device are irrelevant.
If, for example, we want to use a gasifier whose shape is that of a cylinder with a flat end and a hemispherical end, which is one of the most convenient shapes, we refer to the curve corresponding to this shape and it will be seen that it is for K = 0.93 approximately that the surface / volume ratio of the gasifier is closest to the value of this ratio in the case of the sphere of equivalent volume. The corresponding value of this ratio is approximately 2.0. Thus, if the chosen reactor is to have a total length of 3 meters for example, its radius should be 1.50 meters.
For the purpose of the invention, it is desirable that L / R be between 0.67 and 10 approximately, the preferred margin being between 1 and 4.
In any event, it is desirable that the open reaction zone be sufficiently compact that the temperature is uniform throughout the reaction zone.
The fact that any external heating of the reaction zone is avoided, and on the other hand the absence of any refractory stuffing inside this zone, eliminates serious difficulties in apparatus, construction and installation. exploitation encountered in the past. The absence of any plugging not only avoids a significant pressure or pressure drop across the reaction zone, but also significantly reduces the tendency for carbon formation and deposition; it seems, in fact, that the formation of free carbon is favored by the presence of a large surface area. The deposition of carbon also has the effect of increasing the pressure loss across the reaction zone.
Another advantage of the advantage of any jam
<Desc / Clms Page number 16>
and the value of the surface / volume or volume / radius ratio already mentioned, comes from the fact that the free and unobstructed space thus formed, and whose volume is large with respect to its internal surface, ensures a substantially total transmission from the energy of the primary exothermic reaction to the secondary radiation reactions. Any energy which can be transmitted by radiation from the exothermic reaction to the surrounding wall of the apparatus is immediately reflected back to the reaction zone, very little energy being lost, the surface of the walls preferably being designed to ensure maximum reflection of radiation.
In addition, all the products of the primary reaction, whether in the form of radicals, activated molecules, etc., can freely pass to the secondary reaction in a state of mixing and extensive activation without being hampered by the presence of a stuffing material. The absence of the stuffing ensures a free path for both the radiant energy coming from the primary reaction and the radiant energy reflected on the walls of the secondary reaction zone, so that the reaction (s) The secondary reactions progress more rapidly and at a thermodynamic level or at a higher and more uniform temperature, allowing a better composition of the final product to be obtained.
These conditions are radically different from those which prevail in a reaction apparatus packed with a stuffing in which: (1) the products of the exothermic reaction come into contact with the packing almost as soon as they are formed. causes them to react to give more stable molecules, resulting in deposition of carbon on the surfaces of the stuffing and deactivation of active molecules, thus losing energy that would otherwise be available for the reaction
<Desc / Clms Page number 17>
secondary; (2) the products entering the secondary reaction are protected to a considerable extent from the heat radiated by the exothermic reaction and reflected by the wall;
(3) The products of the exothermic reaction tend to lodge in the interstices of the stuffing material producing carbon deposition and loss of end product.
In fig. 1, the reference 1 designates a cylindrical container the walls of which are lined with a refractory material 2. A baffle system comprising two partitions 3a and 3b is provided in the container to divide it into two sections, one of which is the reaction zone 5 which may for example have a length of about 2.50 meters along its horizontal axis while the other section 6 serves to cool the resulting gaseous product, the radius of the apparatus being 0.78 meters, the L / R ratio is about 3.2 which is well within the preferred range.
The partitions 3a and 3b are designed in such a way as to allow the reaction gas to pass through them without appreciable pressure drop, while protecting the interior of the cooling section from the direct radiation emitted by the reaction section and ensuring the reflection of the gas. heat radiated to the reaction zone, these results being achieved by the staggered arrangement of the orifices 3c.
A refrigerant coil 7 is embedded in the refractory lining of the reaction section and is arranged for the circulation of water or any other fluid thermal vehicle, in order to avoid overheating of the metal wall. The calories thus absorbed can be used for pre-heating or for generating steam or energy intended to be used optionally at another stage of the treatment.
<Desc / Clms Page number 18>
The gases which are to react are introduced into the reaction zone via several nozzles or feed injectors described in greater detail a little later.
The products of the reaction leave the gasifier through the passages 3c and enter the cooling section 6 where their temperature is brought back to a value allowing them to be introduced into an intermediate storage tank or into the apparatus of. synthesis, this cooling being provided by a rain of water 9. The cooling water by mixing exits through the orifice 6a with the synthesis gas. When the synthesis catalyst is of the ferrous type, the temperature of these gases is reduced by the cooling water and while their pressure is still about 14 to 17.5 kg / cm2, they come into contact with the catalyst. synthesis at this temperature, so as to cause the conversion of carbon monoxide and hydrogen into hydrocarbons, oxygenates, etc.
The injectors 8 shown in FIG. 2 are essentially constituted by two concentric tubes 11 and 12 leading to a nozzle 13 cooled by a water jacket. To this end, the nozzle 13 has a double wall comprising a water jacket 14 into which the water is introduced through a tube 15, this water being discharged through a tube 16.
One of the reaction gases passes through the annulus space including the tubes 11 and 12 and the other passes through the interior of the inner tube 12. Thus, the methane will be fed through the annul.air space and the oxygen through the internal passage or vice versa. The methane and oxygen streams thus meet at the outlet of the nozzle 13 which is located just inside the reaction zone. As shown in fig 1, the nozzles; injectors can be substantially flush with the surface
<Desc / Clms Page number 19>
interior of the refractory lining of the appliance 1.
In operation, a small area with a blue flame (or gas flow or blue radiation) is observed in the immediate vicinity of the nozzle, while in the rest of the reaction zone there is no flame. apparent. It is in this restricted region, where the blue flame reigns, that up to 25% of the methane introduced can undergo relatively complete combustion to form carbon dioxide and water vapor, these products subsequently reacting with the additional methane in the gas. the reaction zone to form carbon monoxide and hydrogen.
There may be several injectors 8 provided. For example, these can be evenly distributed in the end of the container 1.
By way of example, a feed gas comprising essentially methane is preheated to a temperature of about 500, and a stream of substantially pure oxygen is separately heated to a temperature of about 427, the two preheated gas streams being sent to an unpacked reaction zone having an L / R ratio of about 2.7 which falls within said preferred range of 1 to 4, the pressure being about 17.5 kg / cm2 and these gases undergoing combustion in the chamber at a temperature of about 993, in the absence of a catalyst.
The hydrocarbon or starting gas is introduced at a rate of approximately 2,000 m 3 per hour per m 3 of the total volume of the reaction zone. The total quantity of oxygen introduced into the apparatus is maintained at 39.3% mol.g. approximately of the total gas (oxygen and hydrocarbon) introduced. The final gas amounts to about 3.2 mol. g. of total gas per mol.g. initial hydrocarbon.
The composition of the initial hydrocarbon and the final gas is as follows:
<Desc / Clms Page number 20>
EMI20.1
<tb> Mol.g. <SEP> Gas <SEP> from <SEP> starting <SEP> Gas <SEP> final
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> CH4 <SEP> 83.6 <SEP> 2.8
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> C2H6 <SEP> 10.2 <SEP> -
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> C3H8 <SEP> 4. <SEP> 5
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> C4H10 <SEP> 0.1 <SEP> -
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Co2 <SEP> 1.0 <SEP> 1.4
<tb>
<tb>
<tb> Air <SEP> 0.6 <SEP> -
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> co <SEP> - <SEP> 32.9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> H2 <SEP> - <SEP> 56.9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> N2 <SEP> - <SEP> 0.9
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> H20 <SEP> - <SEP> 5.1
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 100.
<SEP> 0 <SEP> 100.0
<tb>
Under these conditions, a proportion greater than 80% of the oxygen introduced is transformed into carbon monoxide and the mixing water used to cool the hot final gas is substantially free of free carbon.
On the other hand, when the apparatus is operated under substantially the same temperature and pressure conditions, but with the oxygen content adjusted so that it amounts to about 35 mol.g. % of the total gas introduced, the methane content of the gas produced is at least 10 mol.g. % and the formation of solid carbon becomes exaggerated, which is evidenced by the fact that the cooling water turns distinctly black due to its high free carbon content.
When, on the other hand, the apparatus is operated so that the oxygen amounts to 42.2 mol.g. % of the total gas introduced, in which case the final gas contains only a trace of methane, the proportion of oxygen transformed into carbon monoxide is appreciably less than 80%, the percentage of carbon dioxide and water being increased.
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The following example shows the relationship between the methane content of the gas stream leaving the gasifier and the quantitative yield of carbon monoxide and of hydrogen, when a hydro-carbon gas having the same composition as described above is introduced, the gasifier operating at a pressure of about 17.5 kg / cm2 and a temperature of about 1093, the hydrocarbon gas was preheated to about 4430, and the oxygen being preheated separately to about 315. The oxygen was introduced in the proportion of about 53 to 62 volumes per 85 volumes of hydrocarbon gas: mol%. g. of CH4 in% CO + H2 produced in the outgoing gas stream. mol.g.% with respect to the theoretical maximum%.
EMI21.1
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6.0 <SEP> 71. <SEP> 9
<tb>
<tb> 3.2 <SEP> 75. <SEP> 6
<tb>
<tb>
<tb> 0.4 <SEP> 70. <SEP> 9
<tb>
<tb>
<tb> 0.1 <SEP> 69.0
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It can be seen from these figures that a yield of 75.6% relative to the theoretical yield is obtained when conditions are maintained such that the outgoing gas stream contains 3.2% methane. When the methane content of the outgoing gas stream is either clearly less than 3 mol.g. % or much higher than this value, the synthesis gas yield is lower. The yield of 75.6% corresponds to a degree of conversion of approximately 80.5% of oxygen to carbon monoxide.
It has been reported that the final gas is cooled by water using a mixing process; however, other cooling methods could be applied involving the production of steam.
In the foregoing description, it was assumed that the gasifier was supplied with methane or a gas consisting
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essentially methane. However, according to the invention, the hydrocarbon gas introduced into the gasifier may comprise high molecular weight hydrocarbons gaseous or liquid under normal conditions. This hydrocarbon mixture can consist essentially of liquid hydrocarbons or of a mixture of gaseous and / or liquid hydrocarbons. According to the invention, the liquid hydrocarbons can comprise not only relatively high boiling point hydrocarbons, included in the fuel oil margin, but also bituminous and other solid hydrocarbons, melting and becoming fluid on heating. .
As examples of solid carbonaceous materials which can react with oxygen to form a synthesis gas in a reaction zone of the type described, there may be mentioned coal and lignite.
These materials can be introduced into the gasifier in the form of finely divided particles suspended in water vapor or other gas, with vapor injection preferably being carried out to provide the necessary hydrogen when it is desired to obtain a gas. mixture of hydrogen and carbon monoxide. It is evident that such a gasifier must be mechanically arranged in order to ensure a satisfactory supply of solids such as coal, and the removal of slag.
When liquid hydrocarbons are introduced into the apparatus, these undergo a certain composition to give light hydrocarbons comprising methane. In addition, the gases in the apparatus tend to produce a little methane depending on the reaction:
CO + 3 H2 = CH4 + H2O
Consequently, when liquid hydrocarbons are introduced, it also seems that adjusting the proportion of oxygen introduced so that the final gas
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does not contain excess methane in relation to said restricted proportion, avoids the formation of free carbon.
As mentioned above, the invention relates to the various processes which do not use the preheating of any of the starting products or which involve the preheating of the hydrocarbon alone or the preheating. - separate heating of the streams of hydrocarbons and oxygen.
These gas streams can be preheated to temperatures as high as possible having regard to the limitations inherent in existing building materials. Preheating a stream of oxygen to a relatively high temperature requires the use of a preheater constructed of material resistant to oxygen at these temperatures. It is preferable to separately preheat the oxygen stream to a temperature of 315 to 4270 and higher if possible and the hydrocarbon stream to about 427-650.
Preheating to a higher temperature results in higher effective reaction temperatures, which is desirable because better overall yields are achieved, unwanted formation of carbon dioxide and methane is reduced, and on the other hand, the generation of carbon dioxide and methane is reduced. tendency to carbon formation decreases for low values of the 0 / C ratio.
If necessary, the starting hydrocarbon can be treated to remove the sulfur compounds therefrom before it is introduced into the gasifier. This is advantageous for the purpose of producing synthesis gas free or substantially free of sulfur compounds.
Many modifications and variations can of course be made to the invention without departing from its spirit.