DD151180A5 - Kombiniertes verfahren zur kohleverfluessigung und-vergasung - Google Patents

Abstract

Ziel der Erfindung ist die Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades des Verfahrens. Erfindungsgemaesz wird die Verbesserung erreicht durch Anwendung von auf den Merkmalen der Ausgangskohle basierenden Formeln zur Berechnung der in der Verfluessigungszone herzustellenden und in die Vergasungszone ueberzufuehrenden Menge an normalerweise fester, geloester Kohle, welche die Vergasungszone in der Lage versetzt, nicht nur den gesamten Wasserstoffbedarf der Verfluessigungszone zu decken, sondern auch Synthesegas zur Verwendung als Brennstoff in der Verfluessigungszone zu erzeugen. Diese Formel lautet fuer Steinkohle R = 13 + (8-O) - 3(Fe-1,5) worin bedeuten: Fe = Eisengehalt der Ausgangskohle in Gew.-%; O = Sauerstoffgehalt der Ausgangskohle in Gew.-%; R = Bereich der Ausbeuten an geloester Kohle im Ueberschusz ueber die Ausbeute an geloester Kohle, welche zur Deckung des Verfahrens-Wasserstoffbedarfs erforderlich ist, wobei die Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Ausgangskohle ausgedrueckt sind.

Description

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Kombiniertes Verfahren zur. Kohleverflüssigung und -vergasung «

Anwendungsgebiet der Erfindung

Die Erfindung betrifft ein Verfahren, in welchem die Prozesse der Kohleverflüssigung und oxidierenden Gaserzeugung kombiniert sind. Als Ausgangskohlen für das erfindungsgemäße Verfahren eignen sich z. B. Steinkohlen, subbituminöse Kohlen (Moorkohlen oder schwarze Lignite) und/oder Lignite.

Charakteristik der bekannten technischen Lösungen

Die Umwandlung von Rohkohle in Destillatflüssigkeit und gasförmige Kohlenwasserstoffprodukte durch Lösungsmittelverflüssigung in Gegenwart von molekularem Y/asserstoff unter Rückführung des Mineralrückstandes wird üblicherweise bei höherem thermischem Wirkungsgrad als die Umwandlung von Kohle in Pördergas mit Hilfe eines Teiloxidationsund Methanisierungereaktionen anwendenden Vergasungsprozesses durchgeführt. Zum Stand der Technik gehört ein unter Rückführung des MineralrUckstandes in die Verflüssigungszone arbeitendes kombiniertes Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren, bei dem die gesamte in der Verflüssi·*™ gungszone erzeugte, normalerweise feste, gelöste Kohle in eine Vergasungszone zur Umwandlung in Wasserstoff übergeführt wird, wobei die hergestellte und in die Vergasungszone übergeführte Menge an normalerweise fester, gelöster Kohle gerade dafür ausreicht, die Vergasungszone in die Lage zu versetzen, den exakten Yfesserstoffbedarf des Verfahrens zu decken*

Gemäß dem Stand der Technik wurde die Kombination der Koh-

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leverflüssigung und -vergasung auf Basis eines Wasserstoff-Materialausgleichs vorgenommen. In dem Aufsatz "The SRC-II Process - Presented at the Third Annual International Conference on Coal Gasification and Liquefaction, University of Pittsburgh" (3· bis 5. August 1976) von B.K.Schmid und D.M.Jackson, wird betont, daß die Menge des von der Verflüssigungszone zur Vergasungszone .geleiteten organischen Materials bei einem kombinierten 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

Ziel der Erfindung ist die Bereitstellung eines wirtschaftlichen kombinierten Kohleverflüssigungs- und -vergasungsverfahrens, bei dem der Wirkungsgrad wesentlich erhöht ist.

Darlegung des Wesens der Erfindung

Der Erfindung liegt die Aufgabe zugrunde, eine Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades zu erreichen durch Anwendung von auf den Merkmalen der Ausgangskohle basierenden Pormeln zur Berechnung 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 Synthesegas zur Verwendung als Brennstoff in

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der Verflüssigungszone zu erzeugen.

.Das erfindungsgemäße Verfahren wird in der Weise ausgeführt, daß man

a) eine mineralhaltige Ausgangs-Steinkohle, Wasserstoff, zurückgeführtes gelöstes flüssiges Lösungsmittel, zurückgeführte normalerweise feste, gelöste Kohle und zurückgeführten Mineralrückstand in eine Kohleverflüssigungszone leitet, um kohlenwasserstoffhaltiges Material aus dem Mineralrückstand herauszulösen und das kohlenwasserstoff haltige Material zu hydrokracken und dadurch ein Gemisch zu erzeugen, welches Kohlenwasserstoffgase, gelöste Flüssigkeit, normalerweise feste, gelöste Kohle und suspendierten Mineralrückstand enthält,

b) Destillatflüssigkeit und Kohlenwasserstoffgase von einer Aufschlämmung abtrennt, welche die genannte normalerweise feste, gelöste Kohle, Lösungsmittel und Mineral-

' rückstand enthält,

c) einen Teil der Aufschlämmung zur Verflüssigungszone zurückführt,

d) den Rest der Aufschlämmung für die Destillation in eine Destilliervorrichtung leitet, welche eine Vakuumdestillationskolonne einschließt, wobei die als Sumpfprodukt aus der Vakuumdestillationskolonne erhaltene Aufschlämmung eine Vergaserbeschickungsaufschlämmung umfaßt, welche praktisch die gesamte normalerweise feste, gelöste Kohle (454 ⁰C+; 85O⁰P+) und die Mineralrückstandsausbeute der Verflüssigungszone, im wesentlichen ohne normalerweise flüssige Kohle und Kohlenwasserstoff-

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gase enthält,

e) die Vergaserbeschickungsaufschlämmung in eine Vergasungszone überführt, wobei die Vergaserbeschickungsaufschlämmung im wesentlichen das gesamte kohlenwasseretoffhaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone Umfaßt und wobei die Vergasungszone eine Oxidationszone für die Umwandlung des darin befindlichen kohlenwasserstoff haltigen Materials zu Synthesegas beinhaltet,

f) einen Teil des Synthesegases durch eine (katalytische) Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) in einen wasserstoffreichen Gasstrom umwandelt und diesen Strom zur Verflüssigungszone leitet, um deren Verfahrens-Wasserstoffbedarf zu decken, wobei der Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle (454 ⁰C+; 850⁰P+) in der Vergaserbeschickungsauf3chlämmung höher ist als der zur Deckung des Verfahrena-Wasserstoffbedarfs der Verflüssigungszone erforderliche Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle, und wobei der Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle in der Vergaseraufschlämmung, welcher die zur Deckung des Verfahrens-Wasserstoff bedarf s erforderliche Menge übersteigt, den thermischen Wirkungsgrad des Verfahrens durch Bildung einer überschüssigen Menge an Synthesegas zur Verbrennung als Brennstoff im Verfahren erhöht und in dem durch die nachstehende Formel definierten Bereich liegt

R = 13 + (8 - 0) - 3(Pe - 1,5) worin bedeuten:

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Fe = Eisengehalt der Ausgangskohle in Gew.-%, 0 = Sauerstoffgehalt der Ausgangskohle in Gew.-% und , R = Bereich der Ausbeuten an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850⁰P+) im Überschuß über die Ausbeute an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 85O⁰P+), welche zur Deckung des Verfahrens-Wasseretoffbedarfs erforderlich ist, wobei die Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Ausgangskohle ausgedrückt sind,

wobei der Verbrennungsheizwert des überschüssigen Synthesegasanteils 5 bis 100 % des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens ausmacht, und

g) den überschüssigen Synthesegasanteil als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verbrennt.

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 aufgrund der darin stattfindenden Hydrier- und Hydrokrackreaktxonen höher als die maximale Temperatur im Vorerhitzer. Die vom Auflöser oder von irgendeiner anderen Stelle des Verfahrens stammende Rückstandsaufschlämmung, welche flüssiges Lösungsmittel und normalerweise feste, gelöste Kohle und suspendierte Mineralrückstände enthält, wird durch die Vorerhitzer- und Auflöserstufe rezirkuliert. Gasförmige Kohlenwasserstoffe und ein flüssiges kohlenwasserstoffhaltiges

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Destillat werden vom System zur Auftrennung des Produkts 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 Rückstandsauf schlämmung 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 Raumtemperatur normalerweise flüssig ist, wobei das Verfahrenslösungsmittel inbegriffen ist. Die konzentrierte Aufschlämmung enthält die gesamten anorganischen Minerale und das gesamte ungelöste organische Material (UOM), welche Komponenten zusammen hier als "Mineralrückstand" bezeichnet werden. Der UOM-Anteil beträgt stets weniger als 10 oder 15 Gew.-% der Ausgangskohle. Die konzentrierte Aufschlämmung enthält ferner die eine Temperatur von mindestens 454 ⁰C (85O⁰P+) 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/Plüssig-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 Wasserstoff darstellt, umgewandelt. Die Aufschlämmung ist das einzige der Vergasungszone

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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 (katalytischen) Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) unterworfen. Das Kohlendioxid wird dann zusammen mit Schwefelwasserstoff in ein Sauergas-Beseitigungssystern abgezogen. Praktisch der gesamte, auf diese Weise erzeugte wasserstoffreiche Gasstrom wird im Verflüssigungsprozeß eingesetzt. Es ist ein kritisches Merkmal des erfindungsgemäßen Verfahrens, daß mehr Synthesegas erzeugt als zu einem wasserstoffreichen Strom umgewandelt wird. Mindestens 60, 70 oder 80 Mol-% dieses überschüssigen Synthesegasanteils werden als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verbrannt, so daß mindestens 60, 70 oder 80.% (bis zu 100 %) seines V/ärmeinhalts durch Verbrennung innerhalb des Verfahrens gewonnen werden. Das im Verfahren als Brennstoff verbrannte Synthesegas wird vor der Verbrennung innerhalb des Verfahrens keiner Methanisierungsstufe oder sonstigen Wasserstoff verbrauchenden Reaktion, wie der Methanolerzeugung, unterworfen. Der nicht als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verwendete Anteil' des Synthesegasüberschusses beträgt, stets weniger als 40, 30 oder 20 % und kann einer Methanisierungs- oder Methanolumwandlungsetufe unterworfen werden.-Die Methanisierung ist ein gebräuchliches Verfahren, das zur Erhöhung des Heizwertes des Synthesegases durch Umwandlung von CO in CH. dient. Erfindungsgemäß wird der in den Vergaser gelangende Anteil des kohlenwasserstoffhaltigen Materials der VTB-Aufschlämmung auf einen Wert eingeregelt, der nicht nur zur Bereit-

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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 genannte Energie in Form von Brennstoff für den Vorerhitzer, Wasserdampf für die Pumpen, innerhalb der Anlage erzeugter oder fremdbezogener elektrischer Energie u. a. vorliegt.

Im Rahmen 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 Oxidationsgase Reaktionsprodukte des Vergasers und stellen kein Rauch- 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 Synthesegasstammende Verfahrensenergie wird direkt von ausgewählten, keine besondere Qualität aufweisenden (non-premium) gasförmigen und/oder flüssigen kohlenwasserstoffhaltigen Brennstoffen, welche in der Verflüasigungszone erzeugt werden, und/oder dixrch aus einer außerhalb des Verfahrens befindlichen Quelle stammende Energie, wie elektrische Ener-

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gie, bereitgestellt. Die Vergasungszone ist gänzlich in den Verflüssigungsprozeß integriert, da das gesamte kohlenwasserstoffhaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone aus der Verfliissigungszone stammt und das meiste oder gesamte gasförmige Produkt der Vergasungszone durch die Verfliissigungszone entweder als Reaktionsteilnehmer oder als Brennstoff verbraucht wird.

Die Schärfe der in der Auflöserstufe der Verfliissigungszone 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 Materialsausgleich. Die Schärfe der Bedingungen in der Auflöserstufe wird durch die Temperatur, den Wasserstoffdruck, die Verweilzeit und die Mineralrückstands-Kreislaufgeschwindigkeit bestimmt. Die Durchführung des kombinierten Verfahrens auf Basis eines Materialausgleichs stellt ein ganz anderes Verfahrensprinzip dar. Das Verfahren wird auf Materialausgleichbasis betrieben, wenn der Anteil des kohlenwasserstoffhaltigen Materials in der Vergaserbeschickung so eingestellt wird, daß das gesamte im Vergaser erzeugte Synthesegas nach der Konvertierung einen den genauen Wasserbedarf des kombinierten Verfahrens beinhaltenden wasserstoffreichen Strom bilden kann. Die Optimierung des Verfahrens auf Basis des thermischen Wirkungsgrades erfordert ein dahingehend flexibles Verfahren, daß der V_ergaseraus- · stoß nicht nur den vollen Wasserstoffbedarf des Verfahrens, sondern auch einen beträchtlichen Teil des Energiebedarfs oder den gesamten Energiebedarf der Verflüssigungszone deckt. Außer der Bereitstellung des vollen Verfahrens-Wasserstoff bedarf s durch die Konvertierung-erzeugt der Vergaser genügend überschüssiges Synthesegas, welches bei di~"

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rekter 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 nicht-aliquoter 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 und als Fördergas (pipeline gas) verwendet v/erden- Obwohl der Verflüssigungsprozeß im allgemeinen einen höheren 'Wirkungsgrad als der Vergasungsprozeß aufweist und die nachstehenden Beispiele zeigen, daß die Verlagerung eines Teils der Verfahrensbelastung von der Verflüssigungszone in die Vergasungszone zur Methanerzeu- · gung den Verfahrenswirkungsgrad erwartungsgemäß verringert, geht aus den nachstehenden Beispielen überraschenderweise hervor, daß die Verlagerung eines Teils der Verfahrensbelastung von der Verflüssigungs- in die Vergasungszone zur Herstellung von Synthesegas für die Verbrennung innerhalb des Verfahrens überraschenderweise den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens erhöht.

Aus der Beschreibung &u Figur 1 geht hervor, daß die Optimierung des Wirkμngsgrades die Überleitung von Energie als Brennstoff zwischen den Zonen erfordert und nicht durch einen V/asserstoffausgleich ohne Energieübertragung erzielt werden kann.

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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 (Absitzenlasaen), durch ein Lösungsmittel unterstützte Schwerkraft-Sedimentation, Lösungsmittelextraktion wasserstoffreicher Verbindungen von 'dem wasserstoffarme Verbindungen enthaltenden Mineralrückstand, Zentrifugierung oder ähnliche maßnähme» 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 Fließkokserzeugung (fluid coking) erforderlich. Die Beseitigung jeder dieser Maßnahmen erhöht den thermischen Wirkungsgrad des Verfahrens beträchtlich.

Die Rückführung eines Teils der den Mineralrückstand enthaltenden Aufschlämmung durch die Verflüssigungszone erhöht die Konzentration des Mineralrückstands in der Auflöserstufe. Da die anorganischen Minerale im Mineralrückstand einen Katalysator für die in der Auflöserstufe stattfindenden Hydrier- und Hydrokrackreaktionen und. auch einen Katalysator für die Umwandlung von Schwefel zu Schwefelwasserstoff sowie von Sauerstoff zu Wasser darstellen, werden die Auflösergröße und Verweilzeit durch den Mineralkreislauf vermindert, wodurch der hohe Wirkungsgrad 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

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an wertvolleren flüssigen und gasförmigen Kohlenwasserstoff produkt en erhöht und die Menge der Beschickung für die Vergaserzone vermindert werden. Aufgrund des Mineralkreislaufs wird das Verfahren autokatalytisch gemacht und es kann auf einen äußeren Katalysator verzichtet werden, wodurch der Verfahrenswirkungsgrad weiter verbessert v/erden kann. Ein spezielles erfindungsgemäßes Merkmal besteht darin, daß das Kreielauflösungsmittel keine Hydrierung in -Gegenwart eines äußeren Katalysators für die Auffrischung seines Wasserstoffdonatorvermögens 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 200⁰P) (oder noch mehr) über die Höchsttemperatur im Vorerhitzer ansteigen läßt. Eine Abkühlung des Auflösers zur Verhinderung eines solchen Tempera türgefalles würde die Bildung von zusätzlichem Abschreckwasserstoff (quench hydrogen) bei der Konvertierung oder eine zusätzliche Wärmezufuhr zur Vorerhitzerstufe zwecks Aufhebung jeglichen Temperaturunterschieds zwischen den beiden Zonen erfordern. In jedem Falle würde ein höherer Kohleanteil im Verfahren verbraucht v/erden, was eine Verminderung des thermischen Verfahrenswirkungsgrades zur Folge haben könnte.

Die gesamte dem kombinierten Verfahren zugeführte rohe Ausgangskohle wird zur Verflüssigungszone geleitet, während keine Ausgangskohle direkt in die Vergasungszone gelangte Die den Mineralrückstand enthaltende VTB-Aufschlämmung umfaßt das gesamte, der Vergasersone zugeführte kohlenwasser-

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stoffhaltige 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 darinj daß ein Teilcxidations-Vergasungsprozeß Synthesegas (CO und Hp) erzeugt und entweder eine anschließende (katalytische) Konvertierung zur Umwandlung des Kohlenmonoxids mit zugesetztem V/asserdampf zu Wasserstoff (wenn Wasserstoff das gasförmige Endprodukt sein soll) oder eine anschließende Konvertierung und Methanisierung (wenn das gasförmige Endprodukt Fördergas sein soll) erfordert. Vor einer Methanisierung ist eine Konvertierung zur Erhöhung des CO/ Hp-Verhältnisses von etwa 0,6:1 auf etwa 3:1 zur Herstellung des Gases für die Methanisierung erforderlich. Der Durchgang der gesamten rohen Ausgangskohle durch die Verflüssigungszone gestattet die Umwandlung eines Teils der Kohlebestandteile zu hochwertigen Produkten bei dem höheren Wirkungsgrad der Verflüssigungszone, bevor die .nicht-hochwertige, normalerweise feste, gelöste Kohle zur Vergasungszone für die Umwandlung mit geringerem"Wirkungsgrad geleitet wird.

Bei dem vorgenannten herkömmlichen kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsprozeß wird das gesamte erzeugte Synthesegas durch einen Konverter (shift reactor) zur Erzeugung der genauen erforderlichen Menge an Verfahrenswasserstoff geleitet. Daher ist das herkömmliche Verfahren den Beschränkungen eines rigorosen Material- bzw. Stoffausgleichs unterworfen. Durch die Erfindung wird das Verfahren dagegen von diesem Erfordernis einer genauen Stoffausgleichkontrolle befreit, indem der Vergaser mit einer höheren als

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für die Erzeugung des Verfahrenswasserstoffs erforderlichen Menge an kohlenv/asserstoffhaltigem 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 Methanisierunga- oder sonstige Hydrierstufe als Brennstoff für das Verfahren verwendet« Ein stets weniger als 40 % ausmachender Bruchteil des abgezogenen Anteils (wenn überhaupt so verfahren wird) kann durch einen Konverter zur Herstellung von überschüssigem handelsfähigem Wasserstoff geleitet, · methanisiert und als Fb'rdergas verwendet oder zu Methanol oder einem anderen Brennstoff umgewandelt werden. Dadurch wird der gesamte oder meiste Vergaserausstoß innerhalb des Verfahrens entweder als Reaktionsteilnehmer oder als Energiequelle verbraucht. Jeglicher restlicher Brennstoffbedarf des Verfahrens wird durch im Verflüssigungsprozeß erzeugten Brennstoff und durch von außen zugeführte Energie gedeckt.

Die Verwendung von Synthesegas oder eines kohlenmonoxidreichen Stromes als Brennstoff im Verflüssigungsprozeß stellt ein kritisches Merkmal der Erfindung dar und trägt zum hohen Wirkungsgrad des Verfahrens bei. Synthesegas oder ein kohlenmonoxidreicher Strom stellt keinen handelsfähigen Brennstoff dar, da der hohe Kohlenmonoxidgehalt toxisch ist und der Heizwert geringer als ^ener 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 AnIa-

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ge zur Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens bereits eine Synthesegasvorrichtung beinhaltet, ist sie erstens mit einem Schutz gegenüber der Toxisität 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 Fordergases werden durch das Gasvolumen und nicht den 'tfärmeinhalt bestimmt. Auf Heizwertbasis würden daher die Pumpkosten für die Förderung von Synthesegas oder Kohlenmonoxid wesentlich höher als für den Methantransport sein. Da erfindungsgemäß jedoch Synthesegas oder Kohlenmonoxid als Brennstoff in der Anlage verwendet wird, sind die Förderkosten unbedeutend. Da im erfindungsgemäßen Verfahren eine Verwertung des Synthesegases oder Kohlenmonoxids als Brennstoff an Ort und Stelle ohne Methanisierung oder sonstige Hydrierung erfolgt, wird erfindungsgemäß der thermische Wirkungsgrad verbessert. Nachstehend wird gezeigt, daß die Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades verringert oder aufgehoben wird, wenn eine übermäßige Synthesegasmenge methanisiert und als Fördergas verwendet wird. Ferner wird nachstehend gezeigt, daß, wenn Synthesegas durch den Vergaser in einer den Verfahrens-Wasserstoff bedarf übersteigenden Menge erzeugt und das gesamte überschüssige Synthesegas methanisiert wird, sich die Kombination des Verflüssigungs- und Vergasungsprozesses negativ auf den thermischen Wirkungsgrad auswirkt.

Der thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen Verfahrens wird erhöht, v/eil 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

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der thermische Wirkungsgrad 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 Kohleumwandlungsmethode als die Kohleverflüssigung darstellt. Es müßte daher erwartet werden, daß eine zusätzliche Belastung der Vergasungszone durch die ihr auferlegte Anforderung, Verfahrensenergie außer dem Verfahrenswasserstoff zu erzeugen, den Wirkungsgrad des Kombinationsverfahrens vermindern würde. Ferner müßte man erwarten, daß es besonders uneffizient sein würde, einen Vergaser mit einer Kohle zu beschicken, welche bereits der Hydrierung unterworfen wurde (im Gegensatz zur Rohkohle), da die Reaktion in der Vergaserzone eine Oxidation darstellt. Trotz dieser Vermutungen wurde überraschenderweise festgestellt, daß der thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen kombinierten Verfahrens erhöht wird, wenn der Vergaser den gesamten Verfahrensbrennstoff (oder einen beträchtlichen Anteil davon) sowie Verfahrenswasserstoff erzeugt. Die Erfindung demonstriert, daß bei einem kombinier-.ten Kohleverflüssigungs-Vergasungsprozeß die Verlagerung eines Teils der Verfahrensbelastung von der wirksameren Verflüssigungszone zur weniger wirksamen Vergasungszone in der beschriebenen Weise und in dem erwähnten Ausmaß überraschenderweise ein kombiniertes Verfahren mit höherem Wirkungsgrad schaffen kann.

Um den erfindungsgemäßen Vorteil eines verbesserten thermischen Wirkungsgrades zu realisieren, muß die kombinierte Kohleverflüssigungs-Vergasungsanlage eine Leitung zur Förderung eines Teils des in der Teiloxidationszone erzeugten

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Synthesegases zu einer oder mehreren Verbrennungszonen innerhalb des Verfahrens, welche mit Einrichtungen zur Verbrennung des Synthesegases ausgestattet sind, aufweisen« Zuerst wird das Synthesegas durch ein Sauergasbeseitigungseystem 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-Methanisierung oder sonstige Hydrierstufe leiten.

Ein Merkmal des erfindungsgemäßen Verfahrens besteht darin, daß man bei Vergasertemperaturen im Bereich von 1204 bis 1982 ⁰C (2200 bis 3600 ⁰P) arbeitet. Diese hohen Temperaturen erhöhen den Verfahrenswirkungsgrad, indem sie die Vergasung praktisch des gesamten dem Vergaser zugeführten kohlenstoffhaltigen Materials fördern. Die hohen Vergasertemperaturen werden durch richtige Einstellung und Kontrol-, Ie der Geschwindigkeiten des Einblasens von Wasserdampf und Sauerstoff in den Vergaser ermöglicht. Die Dampfzuführgeschwindigkeit beeinflußt die endotherme Reaktion des Wasserdampfs mit Kohlenstoff unter Bildung von CO und Hp, während die Sauerstoffzufuhrgeschwindigkeit die exotherme Reaktion von Kohlenstoff mit Sauerstoff zu CO beeinflußt. Wegen der vorgenannten hohen Temperaturen weist das erfindμngsgemäß erzeugte Synthesegas H₀/C0-Molverhältnisse von weniger als 1 : 1 und sogar von weniger als 0,9 J 1» 0,8 : 1 oder 0,7 J 1 auf. Aufgrund der gleichen Verbren-

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nungswärmen von Hp und CO ist die Verbrennungswärme des erzeugten Synthesegases jedoch nicht geringer als jene eines Synthesegases mit höheren Hp/CO-Molverhältnissen. Die erfindungsgemäß angewendeten hohen Vergasertemperaturen leisten daher einen vorteilhaften Beitrag zu einem hohen thermischen 7/irkungsgrad, 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 H^/CO-Molverhältnisses dar. Bei den Verfahren, bei welchen das gesamte Synthesegas einer hydrierenden Umwandlung unterworfen wirdj wurden geringe Hp/CO-Molverhältnisse einen schwerwiegenden Nachteil darstellen.

Das Synthesegas kann im Verfahren auf Basis einer aliquoten oder nicht-aliquoten Verteilung seines Hp- und CO-Gehalts aufgeteilt bzw. dosiert werden. 7/enn .das Synthesegas auf nicht-aliquoter Basis aufgeteilt werden soll, kann man einen Teil des Synthesegases zur Abtrennung des Kohlenmonoxids vom 7/asserstoff in eine Tieftemperaturtrennvorrichtung oder Adsorptionsvorrichtung leiten. Dabei wird ein v/asserstoffreicher Strom gewonnen und dem zur Verflüssigungszone geleiteten Frischwasserstoffstrom zugeschlagen. Ferner wird ein kohlenmonoxidreicher Strom gewonnen und mit einem aliquote Anteile von Hp und CO enthaltenden Vollbereich-Synthesegasbrennstoff vermischt oder unabhängig als Verfahrensbrennstoff verwendet.

Die Anwendung einer Tieftemperatür- oder Adsorptionsvorrichtung oder einer beliebigen anderen Vorrichtung zur Abtrennung von Y/asserstoff von Kohlenmonoxid trägt zu einem

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hohen Verfahrenswirkungsgrad bei, da Wasserstoff -und Kohlenmonoxid etwa dieselbe Verbrennungswärme aufweisen, Wasserstoff jedoch als Reaktant wertvoller als Brennstoff ist. Die Abtrennung des Wasserstoffs von Kohlenmonoxid ist bei einem Verfahren besonders vorteilhaft, bei welchem genügend Kohlenmonoxid zur Befriedigung des meisten Verfahrensbrennstoff bedarf s verfügbar ist. Die Abtrennung des Wasserstoffs vom Synthesegasbrennstoff kann den Heizwert des verbleibenden kohleninonoxidreichen Stroms tatsächlich erhöhen. Ein Synthesegasstrom mit einem Heizwert von 2670 cal.kg/nr (300 BTU/SCF) wies nach Abtrennung seines Wasserstoffanteils einen erhöhten Heizwert von 2857 cal.kg/nr (321 BTU/ SCP) auf. Die Fähigkeit des erfindungsgemäßen Verfahrens zur alternativen Verwertung eines Vollbereich-Synthesegases oder kohlenmonoxidreichen Stromes als Verfahrensbrennstoff erlaubt vorteilhafterweise die Gewinnung der wertvolleren Wasserstoffkomponente des Synthesegases ohne nachteilige Verschlechterung des verbleibenden kohlenmonoxidreichen Stromes· Dieser Strom kann somit direkt ohne jegliche Veredelungsstufe als Verfahrensbrennstoff eingesetzt werden.

Die Art und Weise, mit welcher die überraschende Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades erfindungsgemäß in einem kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren erzielt wird, wird nachstehend unter Bezugnahme auf Fig. 1 näher erläutert. Figur 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 VerflUssigungszone eine mittlere .

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Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle erzeugt, welche zur Gänze in der Vergasungszone verbraucht wird. Die mittlere Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle läßt sich sehr leicht durch eine Aufschlämmungsrückführung erzielen, da die in der zurückgeführten Aufschlämmung enthaltenden Minerale eine katalytische Wirkung aufweisen und da die zurückgeführte, gelöste Kohle die Gelegenheit zur weiteren Umsetzung hat. Der thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen kombinierten Verfahrens würde daher geringer als jener eines Vergasungsprozesses allein sein, wenn die Schärfe des Verflüssigungsprozesses so gering und der zur Vergasungsanlage geleitete Anteil an fester Kohle so hoch wären, daß die Anlage wesentlich mehr Wasserstoff und Synthesegasbrennstoff erzeugen würde, als sie verbrauchen könnte; dies würde nämlich der direkten Vergasung der Kohle ähnlich sein. Beim anderen Extremfall, wenn die Schärfe des Verflüssigungsprozesses so hoch und der Anteil der zur Vergasungsanlage geleiteten festen Kohle so gering wären, daß der Vergaser nicht einmal den 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, 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 Weise realisierbar sein.

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Der thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen kombinierten Verfahrens wird aus der Eingangs- und Ausgangsenergie des Verfahrens berechnet. Die Ausgangsenergie dea Verfahrens entspricht dem hohen Heizwert (Kilokalorien) sämtlicher aus dem Verfahren gewonnener Produktbrennstoffe. Die Eingangsenergie entspricht dem hohen Heizwert der dem Verfahren zugeführten Ausgangskohle plus dem Heizwert jeglichen dem Verfahren von einer äußeren Quelle zugeflihrten Brennstoffs plus der zur Erzeugung von elektrischer Fremdenergie erforderlichen Wärme. Unter der Annahme eines Wirkungsgrades von 34 % bei der elektrischen Energieerzeugung ist die zur Bereitstellung elektrischer Fremdenergie erforderliche Wärme gleich dem Wärmeäquivalent der elektrischen Premdenergie dividiert durch 0,34· Der hohe Heizwert der Ausga-ngskohle und der Produktbrennstoffe des Verfahrens werden für die Berechnungen herangezogen. Beim hohen Heizwert wird angenommen, daß der Brennstoff trocken ist und daß der Wärmeinhalt des durch Umsetzung von Sauerstoff und Wasserstoff gebildeten V/assers durch Kondensation gewonnen wird. Der thermische Wirkungsgrad kann wie folgt berechnet werden:

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Thermischer Ausgangs- Y/ärmeinhalt sämtlicher gewonnener Wirkungs- _ energie _ Produktbrennstoffe

Eiηgangs-	(Wärme- +	(Wärmeinhalt	+ (zur Er
energie	inhalt	jeglichen	zeugung
	der Aus	von außer	von elek
	gangs	halb zuge	trischer
	kohle)	führten	Fremdener
		Brenn	gie erfor
		stoffs)	derliche
			Wärme)

Die gesamte im Verfahren eingesetzte Rohkohle wird pulverisiert, .getrocknet und mit heißer lösungsmittelhaltiger zurückgeführter Aufschlämmung vermischt. Die rezirkulier.te Aufschlämmung ist beträchtlich stärker verdünnt als die der Vergaserzone zugeführte Aufschlämmung, da sie nicht zuerst im Vakuum destilliert wird und einen beträchtlichen Anteil an bei 193 bis 454 ⁰C (380 big 850 ⁰F) 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 Auflb'serzone geleitet. Der auf die Rohkohle bezogene Wasserstoffanteil beträgt 0,62 bis 2,48 m³/kg (20 000 bis 80 000 SCT/ton) vorzugsweise 0,93 bis 1,86 nrVkg (30 000 bis 60 000 SCP/ton).

Im Vorerhitzer steigt die Temperatur der Reaktanten allmählich derart an, daß die Temperatur am Vorerhitzerauslaß im Bereich von 360 bis 438 ⁰C (680 bis 820 ⁰P), vorzugsweise von etwa 371 bis 404 ⁰C (etwa 700 bis 760 ⁰F) 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

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gut rückvermischt wird und eine im allgemeinen gleichmäßige Temperatur aufweist, erzeugte Wärme erhöht die Temperatur der Reaktanten weiter bis zu einem Bereich von 427 bis 482 ⁰C (800 bis 900 ⁰P), vorzugsweise von 449 bis 466 ⁰C (840 bis 870 ⁰E)· Die Verweilzeit in der Auflöserzone ist langer 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 Auslaßtemperatur des Vorerhitzers. Der ".Yasserstoffdruck in der Vorheiz- und Auflösungsstufe liegt im Bereich von 70 bis 280 kg/cm² (1000 bis 4000 psi), vorzugsweise von 105 bis 175 kg/cm² (1500 bis 2500 psi). Der Wasserstoff wird der Aufschlämmung an einer oder mehreren Stellen einverleibt. Zumindest ein Teil des Wasserstoffs wird der Aufschlämmung vor dem Einlaß des Vorerhitzers zugeschlagen. Weiterer Wasserstoff kann zwischen dem Vorerhitzer und Auf» löser und/oder als Abschreck- bzw. Löschwasserstoff im Auflöser selbst zugeführt werden. Abs.chreckwasserstoff wird an verschiedenen Stellen eingeblasen, wenn er im Auflöser dazu benötigt wird, die Reaktionstemperatur bei einem spürbare Verkokungsreaktionen vermeidenden Wert zu halten.

Da der Vergaser vorzugsweise unter Druck gesetzt und dafür ausgebildet ist, eine zugeführte Aufschlämmung aufzunehmen und zu verarbeiten, stellt das Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt ein ideales Vergasereinsatzmaterial dar und sollte keiner Kohlenwasserstoffumwandlung oder sonstigen Verfahrensstufe unterworfen werden, welche die Aufschlämmung vor dem Eintritt in den Vergaser beeinträchtigen würde. Beispielsweise sollte das VTB vor dem Vergaser weder durch einen "verzögerten" oder Pließverkoker (delayed or fluid coker) zur Herstellung eines Verkokerdestillats geleitet werden₉ da

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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 Verschlußtrichter-Zufuhrmechanismus und sind daher komplizierter als zur Aufnahme einer Aufschlämmung ausgebildete Vergaser. Die zur Herstellung einer brauchbaren und pumpfähigen Koksaufschlämmung erforderliche Wassermenge ist wesentlich höher als jene Wassermenge, welche dem erfindungsgemäß verwendeten Vergaser zugeführt werden sollte. Die dem erfindungsgemäß verwendeten Vergaser zugeführte Aufschlämmung ist im wesentlichen wasserfrei, obwohl geregelte Mengen von Wasser oder Wasserdampf dem Vergaser unabhängig von der Aufschlämmung zur Bildung von CO und Hp 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 Vergasungspro-Beß, bei dem H₂ das bevorzugte Vergaserprodukt (anstelle von CO) darstellt, wie in Fällen, bei welchen sich eine Konvertierung (shift reaction), Methanisierung oder Methano!umwandlung 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 einer nahezu vollständigen Oxidation des kohlenstoffhaltigen Einsatzmaterials bei den nachstehend angegebenen erhöhten Temperaturen betrieben werden, obwohl diese hohen. Temperaturen zu einem Synthesegasprodukt mit einem H^/CO-Molverhältnis von weniger als 1:1, Vorzugs-

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'weise weniger als 0,8 : 1 oder 0,9 i 1, insbesondere weniger als 0,6 : 1 oder 0,7 : 1, führen.

Da die Vergaser im allgemeinen nicht in der Lage sind, den gesamten ihnen zugeführten kohlenwasserstoffhaltigen Brennstoff zu oxidieren und eine bestimmte Brennstoffmenge unvermeidlich als Koks in der abgezogenen Schlacke verlorengeht, besteht die Tendenz, daß die Vergaser bei einem in flüssigem Zustand vorliegenden kohlenwasserstoffhaltigen Einsatzmaterial mit höherem Wirkungsgrad als bei einem festen kohlenstoffhaltigen Einsatzmaterial (wie Koks) arbeiten· Da Koks ein fester abgebauter Kohlenwasserstoff ist, kann er nicht (wie ein flüssiges kohlenwasserstoffhaltiges Einsatzmaterial) mit einem Wirkungsgrad von nahezu 100 % vergast werden. Daher geht ein höherer Anteil in der im Vergaser gebildeten geschmolzenen Schlacke verloren als im Falle eines flüssigen Vergasereinsatzmaterials, was einen unnötigen Verlust an kohlenstoffhaltigem Material aus dem System darstellen würde. Unabhängig davon, welche Vergaserbeschickung man verwendet, wird deren Oxidation bei ansteigenden .Vergasertemperaturen verstärkt. Pur 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 ⁰P), vorzugsweise von 1260 bis 1760 ⁰C (2300 bis 3200 ⁰P), insbesondere bei 1316 oder 1371 bis 1760 ⁰C (2400 oder 2500 bis 3200 ⁰P). Bei diesen Temperaturen wird der lÄineralrückstand in geschmolzene Schlacke verwandelt, welche vom Boden des Vergasers abgezogen wird·

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Die Einschaltung eines Verkokers zwischen die Auflöser- und 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 um. Die Auflöserzone wandelt die normalerweise feste, gelöste Kohle ebenfalls in Destillatbrennstoff und Kohlenwasserstoffgase um, jedoch bei einer niedrigeren Temperatur und mit minimaler Koksausbeute. Da die Auflöserzone allein jene Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle liefern kann, welche für die Erzielung eines optimalen thermischen Wirkungsgrades im erfindungsgemäßen Kombinationsprozeß erforderlich ist, wird keine zwischen die Verflüssigungs- und Vergasungszone eingeschaltete Verkokungsstufe benötigt. Die Wirksamkeit einer erforderlichen Reaktion in einer einzigen Verfahrensstufe mit minimaler Koksausbeute ist größer als jene, die bei Anwendung von zwei Stufen erzielt wird. Im erfindungsgemäßen Verfahren liegt die gesamte Ausbeute an Koks, welcher nur in Form von geringeren Ablagerungen im Auflöser in Erscheinung tritt, deutlich unterhalb 1 Gew.-% (bezogen auf die Ausgangs- bzw. Einsatzkohle), gewöhnliche; unterhalb 0,1 Gew.-%.

Der Verflüssigungsprozeß erzeugt eine beträchtliche Menge von handelsfähigen flüssigen Brennstoffen und Kohlenwasserstoffgasen. Der thermische Gesamtwirkungsgrad des Verfahrens wird durch Anwendung von Verfahrensbedingungen erhöht, welche die Erzeugung beträchtlicher Mengen von sowohl Kohlenwasserstoff gasen als auch flüssigen Brennstoffen gewährleisten (im Vergleich zu Verfahrensbedingungen, welche die Bildung von entweder ausschließlich Kohlenwasserstoffgasen oder ausschließlich Flüssigkeiten gestatten). Die Verflüssigungszone sollte z. B. mindestens 8 oder 10 Gew.-% an

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gasförmigen C.-C.-Brennstoffen und mindestens 15 bis 20 Gew.-55 eines bei 193 bis 454 ⁰C (380 bis 850 ⁰F) siedenden flüssigen Destillatbrennstoffs (bezogen auf die Ausgangskohle) erzeugen. Ein Gemisch von Methan und Äthan wird gewonnen und als Fördergas in den Handel gebracht. Ferner wird ein Gemisch von Propan und Butan gewonnen und als LPG verkauft. Beide Produkte sind hochwertige Brenn- bzw. Kraftstoffe« Aus dem Verfahren gewonnenes Heizöl mit einem Siedebereich von 193 bis 454 ⁰C (380 bis 850 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 C₅ bis 193 °C (380 ⁰F) kann durch Vorbehandlung und Reformierung zu einem hochwertigen Benzin bzw. Ottokraftstoff veredelt werden. Schwefelwasserstoff wird aus dem Verfahrensausfluß in einem Sauergas-Beseitigungssystem gewonnen und zu elementarem Schwefel umgewandelt.

Die erfindungsgemäßen Vorteile gehen aus Figur 1 hervor, welche eine graphische Darstellung des thermischen Wirkungsgrades für ein kombiniertes Kohleverflüssigungs-Vergasungsverfahren wiedergibt, das an einer Kentucky-Steinkohle bei Auflösertemperaturen von 427 bis 460 ⁰C (800 bis 860 ⁰F) und einem Auflöser-Wasserstoffdruck von 119 kg/cm (1700 psi) durchgeführt wird« Die Auflösertemperatur ist höher als die maximale Vorerhitzertemperatur. Die Verflüssigungszone wird mit Rohkohle bei festgelegter Geschwindigkeit beschickt und der Mineralrückstand wird in einer Aufschlämmung mit Destillatflüssigkeitslösungsmittel und normalerweise fester, gelöster Kohle bei einer Geschwindigkeit rezirkuliert, welche.so festgelegt wird, daß der Gesamtfeststoff gehalt der zugeführten Aufschlämmung 48 Gew.-% beträgt

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(was nahe beim Grenzwert des Peststoffgehalts hinsichtlich der Pumpfähigkeit, welcher etwa 50 bis 55 Gew.-% ausmacht, liegt).

Figur 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 Verflüssigungszone erhaltene Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt darstellt« Dieses Sumpfprodukt ist die einzige kohlenstoffhaltige Beschickung für die Vergasungszone und wird dieser Zone direkt ohne Zwischenbehandlung zugeführt. Der Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle im Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt kann dadurch variiert werden, daß man die Temperatur, den Wasserstoffdruck oder die Verweilzeit in der Auflöserzone oder das Verhältnis der Ausgangskohle zum zurückgeführten Mineralrückstand ändert. Wenn sich der Anteil an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰P+) im Vakuumkolonnen-Sumpfprodukt ändert, ändert sich auch automatisch die Zusammensetzung der zurückgeführten Aufschlämmung. Die Kurve A in Figur I ist die Kurve des thermischen Wirkungsgrades für das kombinierte Verflüssigungs-Vergasungsverfahren, während die Kurve B den thermischen Wirkungsgrad für ein typisches Vergasungsverfahren allein wiedergibt. Der Punkt C stellt den allgemeinen Bereich des maximalen thermischen Wirkungsgrades des Kombinationsverfahrens dar, welcher im gezeigten Beispiel etwa 72,4 % beträgt.

Das Vergasungssystem der Kurve B beinhaltet eine Oxidationszone zur Synthesegaserzeugung, eine Kombination aus einem Konverter und einer Sauergasbeseitigungsvorrichtung zur

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Umwandlung eines Teils des Synthesegases in einen wasserstoffreichen Strom, eine gesonderte Sauergas-Beseitigungsvörrichtung 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 Methanisiervorrichtung in Kombination beinhaltenden Vergasungssysteme liegen gewöhnlich im Bereich von 50 bis 65 % und sind niedriger als die thermischen Wirkungsgrade für VerflÜ3sigungsprozesse mit mäßigen Ausbeuten an normalerweise fester, gelöster Kohle. Die Oxidationsvorrichtung in einem Vergasungssystem erzeugt in einer ersten Stufe Synthesegas. Da Synthesegas Kohlenmonoxid enthält, stellt es - wie erwähnt keinen handelsfähigen Brenn- bzw. Kraftstoff dar und erfordert eine hydrierende Umwandlung, wie eine Methanisierung oder Methanolumw-andlung, 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 Verbrennungsheizwertes 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.

Damit das Synthesegas erfindungsgemäß innerhalb der Anlage als Brennstoff verwertet werden kann, muß ein Leitungssystem für die Förderung des Synthesegases oder eines nicht-

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aliquoten Anteils seines CO-Gehalts zur Verflüssigungszone nach der Sauergasentfernung vorhanden sein. Perner muß die Verflüssigungszone eine Verbrennungseinrichtung aufweisen, die zur Verbrennung des Synthesegases oder eines kohlenmonoxid.? eichen Anteils davon als Brennstoff ohne zwischengeschaltete Synthesegas-Hydriervorrichtung ausgebildet ist· Wenn die Synthesegasmenge nicht zur Deckung des gesamten Brennstoffbedarf9 des Verfahrens ausreicht, sollte auch ein Leitungssystem für den Transport von anderem in der Auflöeerzone erzeugtem Brennstoff, wie von Naphtha(Schwerbenzin), LPG oder gasförmigen Brennstoffen (z. B. Methan oder Äthan), zu Verbrennungseinrichtungen innerhalb des Verfahrens, welehe zur Verbrennung des anderen Brennstoffs ausgebildet sind, vorhanden sein·

Figur 1 zeigt, daß der thermische Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens bei Ausbeuten an gelöster Kohle (454 C+; 850 ⁰P+) von mehr als 45 % so gering ist, daß der Kombina-. tionsprozeß bei so hohen Ausbeuten an normalerweise fester, gelöster Kohle gegenüber der VergasEUig allein keine Wirkungsgradverbesserung ergibt. Wie aus Pigur 1 hervorgeht, führt die Abwesenheit von zurückgeführtem Mineralrückstand, welcher die Verflüssigungsreaktion in einem Verflüssigungsprozeß katalysiert, zu einer Ausbeute an gelöster Kohle (454 °c+j 850 ⁰P+) im Bereich von 60 % (bezogen auf die Ausgangskohle). Pigur 1 zeigt, daß die Ausbeute an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰P+) bei Rückführung des Mineralrückstandes in den Bereich von 20 bis 25 %, welcher dem Bereich des maximalen thermischen Wirkungsgrades des Kombinationsprozesses entspricht, gesenkt wird* Bei Rückführung des Mineralrückstandes kann eine feine Einstellung der Ausbeute

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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 Aufschiam- ' mung bei einem konstanten Feststoffgehalt hält.

Der Punkt D₁ an der Kurve A ist der Punkt des chemischen Wasserstoffausgleichs für das kombinierte Verfahren. Bei einer Ausbeute an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) von 15 % (Punkt D₁) erzeugt der Vergaser den exakten chemischen Wasserstoffbedarf des Verflüssigungsprozesses. Der thermische Wirkungsgrad bei der dem Punkt D₁ entsprechenden Ausbeute an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) entspricht dem thermischen Wirkungsgrad bei der dem Punkt Dp entsprechenden höheren Ausbeute an gelöster Kohle (454 °C+; 850 ⁰F+). Wenn das Verfahren im Bereich der geringeren Ausbeute des Punktes D₁ betrieben wird, ist die Auflöserzone relativ groß, um das erforderliche Ausmaß an Hydrokrackung zu bewältigen, während die Vergaserzone aufgrund der relativ geringen ihr zugeführten Menge an kohlenstoffhaltigem Material relativ klein ist. Wenn das Verfahren im Bereich des Punktes Dp betrieben wird, ist die Auflöserzone aufgrund des am Punkt D₂ erforderlichen herabgesetzten Hydrokrackausmaßes relativ klein, während die Vergaserzone relativ groß ist. Im Bereich zwischen den Punkten D₁ und Dp werden die relativen Größen der Auflöser- und Vergaserzone ausgeglichen und der thermische Wirkungsgrad liegt nahe beim Maximum.

Der Punkt E₁ an der Kurve A ist der Punkt des Verfahrenswasserstoff ausgleiche, welcher WasserstoffVerluste im Ver-

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fahren einschließt. Der Punkt E.. zeigt die Menge an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) 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 Ep erzeugte relativ große Menge an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) ergibt denselben thermischen Wirkungsgrad wie am Punkt E-· Unter den Bedingungen des Punktes E₁ ist der Auflöser relativ groß, um das an diesem· Punkt erforderliche hohe Ausmaß an Hydrokrackung zu bewältigen, während der Vergaser eine entsprechend geringe relative Größe hat. Unter den Bedingungen des Punktes Ep besitzt andererseits der Auflöser aufgrund des geringeren Hj'drokrackausmaßes eine relativ geringe Größe, während der Vergaser relativ groß ist. Zwischen den Punkten E^ und Ep, d. h. zwischen Ausbeuten an Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) von etwa 17,5 und 27 Gew.-%, werden die Größen der Auflöserund. Vergaserzone relativ zueinander ausgeglichen; in dieser Zwischenzone v/erden die höchsten thermischen Wirkungsgrade erzielt.

Am Punkt X an der Linie E₁E₂ 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+; 850 ⁰F+) zwischen den Punkten E₁ und X wird das gesamte, nicht für den Verfahrenswasserstoff'benötigte Synthesegas als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verwertet, so daß keine .... Hydrierende Umwandlung des Synthesegases erforderlich ist und ein hoher thermischer Wirkungsgrad erzielt wird. Bei Ausbeuten an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) im Bereich

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zwischen den Punkten X und E£ kann dagegen die Punkt J. 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 handelsfähigem Pördergas.

Figur 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 Pördergas erforderlich v/ird. Figur 1 zeigt, daß die verbesserten thermischen Wirkungsgrade des erfindungsgemäßen Verfahrens erzielt werden, wenn die Menge der erzeugten gelösten Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰P) dafür ausreicht, jeden beliebigen Anteil (z. B. etwa 5, 10 oder 20 bis zu etwa 90 oder 100 %) des Brennstoffbedarfs des Verfahrens zu decken. Aus Figur 1 geht jedoch hervor, daß die erfindungsgemäße Erhöhung des thermischen Wirkungsgrades immer noch (wenn auch in einem verminderten Ausmaß) erzielt wird, wenn die Hauptmenge des erzeugten Synthesegases ohne Methanisierung zur Deckung des Verfahrens-Brennstoffbedarfs verwendet wird, obwohl ein begrenzter Überschuß an Synthesegas erzeugt wird, welcher zur Umwandlung in ein handelsfähiges Produkt einer Methanisierung bedarf. Wenn die erzeugte Synthesegasmenge, welche eine Methanisierung erfordert, zu hoch wird (wie "am Punkt Z angezeigt ist) geht der erfindungsgemäße Vorteil einer Wirkungsgraderhöhung verloren.

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Es ist bemerkenswert, daß eine *\%lge Wirkungsgradsteigerung 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 (454 ⁰C+; 850 ⁰P+), bezogen auf die trockene Ausgangskohle, einen beliebigen Wert zwischen 15 und 45 % (breiter Bereich), 15 und 30 % (weniger breiter Bereich) und 17 und 27 % (schmaler 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. Es ist vorteilhaft, wenn der kein Synthesegas darstellende Anteil des Anlagebrennstoffs vom Verflüssigungsprozeß anstatt aus der Rohkohle stammt, da die vorhergehende Behandlung der Kohle im Verflüssigungsprozeß die Extraktion wertvoller Anteile daraus bei dem erhöhten Wirkungsgrad des Kombinationsprozesses erlaubt·

Die Kurve A von Figur 1 zeigt die thermischen Wirkungsgrade eines kombinierten Kohleverflüssigungs-Vergasungsprozesses, bei dem eine Kentucky-Steinkohle eingesetzt v/ird und die Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 P+) von dem hohen Wert von 60 Gew.-% bis zu dem gerin-

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gen Wert von 10 Gew.-% (jeweils bezogen auf die trockene Ausgangskohle) schwankt. Während die gemäß Figur 1 verwendete Kentucky-Steinkohle leicht einer Hydrokrackung bis zu einer Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle von nur 10 % unterworfen werden kann, sind bestimmte andere Kohlen für eine derart niedrige Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle ergebenden Hydrokrackung nicht leicht zugänglich. Die hitzebeständige Natur dieser anderen Kohlen ist vermutlich auf ihre Kohlenwasserstoffstruktur und/oder ihren Mineralgehalt zurückzuführen. Beispielsweise wurde festgestellt, daß der Eisengehalt einer Kohle al3 Hydrokrackkatalysator fungiert und daß diese katalytische Wirkung in einem mit Mineralrückstandkreislauf arbeitenden Verflüssigungsprozeß vergrößert wird. Es wurde gefunden, daß ein erhöhter Eisengehalt der Ausgangskohle in einem mit Mneralrückstandkreislauf arbeitenden Verfahren dazu neigt, das Ausmaß der Hydrokrackung zu erhöhen. Weiterhin wurde festgestellt, daß der Sauerstoffgehalt einer trockenen Ausgangskohle das Ausmaß der während eines Verflüssigungsprozesses stattfindenden Hydrokrackung stark beeinflußt, wobei geringe Sauerstoffgehalte der Ausgangskohle eine hitzebeständige Kohlenwasserstoffstruktur anzeigen. Offensichtlich ist ein an zwei Kohlenstoffatome in einer Molekülstruktur gebundenes Sauerstoffatom der Hydrokrackung besonders zugänglich, und die relative Abwesenheit solcher Sauerstoffatome deutet auf eine hitzebeständige (refractory) Molekülstruktur hin»

Für das erfindungsgemäße Verfahren wurden mathematische Beziehungen oder Formen gefunden, mit deren Hilfe aus dem Eisen- und Sauerstoffgehalt der Ausgangskohle die Ausbeute an gelöster Kohle (454 °C+; 850 ⁰F+) vorausgesagt werden "

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kann, welche in der Verflüssigungszone erzeugt und in die Vergasungszone übergeführt werden muß, damit der erhöhte thermische Wirkungsgrad des erfindungsgemäßen Kombinationsprozesses erreicht werden kann« Es wurde festgestellt, daß eine erste (nachstehend angegebene) Formel bzw. Gleichung eine genaue Vorausberechnung für eingesetzte Steinkohlen erlaubt, während eine zweite (nachstehend angegebene) Formel eine genaue Vorhersage für sowohl subbituminöse Kohlen (Moorkohlen bzw. schwarze Lignite) als auch Lignite gestat. tet. Mit Hilfe dieser Formeln kann die Bestimmung der zahlreichen Daten umgangen werden, welche zur Aufstellung einer Kurve (wie der Kurve A von Figur 1) für jede Ausgangskohle erforderlich sind.

Die "obigen Formeln basieren auf der Feststellung, daß die Hydrokrackempfänglichkeit im Verflüssigungsprozeß mit ansteigendem Sauerstoffgehalt und/oder ansteigendem Eisengehalt der Ausgangskohle höher wird. Wenn die Hydrokrackempfänglichkeit ansteigt, wird der Bereich des optimalen Wirkungsgrades (angezeigt durch die Länge der Linie E^E₂ in Figur 1) etwas kleiner, während der Bereich des optima-.len Wirkungsgrades bei abnehmender Hydrokrackempfänglichkeit größer wird. Der Grund für diese Bereichsvergrößerung ist der, daß schwieriger zu hydrokrackende Kohlen im allgemeinen für eine Umwandlung bis zu einer vorgegebenen Schärfe mehr Energie benötigen. In den Formeln schlagen sich diese Schwankungen in quantitativer Form nieder.

Da die allgemeinen Bereiche des Sauerstoff« und Eisengehalts zwischen Steinkohlen als eine Gruppe und subbituminösen Kohlen und Ligniten als andere Gruppe beträchtlich schwanken, sind für jede Kohlengruppe gesonderte Formeln .

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erforderlich. Der Hauptgrund für die Anwendung gesonderter Formeln für jede Gruppe ist der, daß die Molekülstruktur von subbituininösen Kohlen und Ligniten stark von der Molekülstruktur von Steinkohlen abweicht, insbesondere hinsichtlich der Sauerstoffbindungen.

Punkt E.. in Kurve A von Figur 1 ist der Punkt des Verfahrenswasserstoffausgleichs. Wie erwähnt, kann man einen höheren thermischen Wirkungsgrad als am Punkt E- erzielen, indem man in der Verflüssigungszone einen höheren Anteil an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) erzeugt, als am Punkt E- angegeben ist, wobei man jedoch nicht die am Punkt E₂ angegebene Menge überschreitet, vorausgesetzt, daß der höhere Anteil an gelöster Kohle mindestens 5 % des gesamten Energiebedarfs des Verflüssigungsprozesses bereitstellt. \Yenn der Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle die am Punkt Ep angegebene Menge übersteigt (wie am Punkt Z an der Kurve A angezeigt), geht ferner die erfindungsgemäße Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades, wie erwähnt, verloren. Die nachstehenden Formeln zeigen den der Linie E-E₂ der Kurve A von Figur 1 entsprechenden Bereich der Ausbeuten an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) für Steinkohlen als eine Gruppe und subbituminöse Kohlen und Lignite als andere Gruppe an:

Formel für Steinkohlen:

R = 13 + (8 - 0) - 3 (Fe - 1,5)

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Formel für subbituminöse Kohlen oder Lignite: R - 13 + (18 - O) - 3 (Fe - 0,5)

worin bedeuten!

Fe = Gewichtsprozent Eisen in der trockenen Ausgangskohle

O = Gewichtsprozent Sauerstoff in der trockenen Ausgangskohle"¹"⁴"

R = Bereich der Ausbeute an gelöster Kohle (454 °C+; 850 ⁰P+) im Überschuß über die Ausbeute an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰P+) am Punkt des Verfahrenswasserstoff ausgleiche, wobei die Ausbeuten in Gewichtsprozent der trockenen Ausgangskohle angegeben sind»

⁺Der Eisengehalt der Ausgangskohle ist das Produkt des Gewichtsanteils der Asche in der trockenen Kohle χ 0,7 χ Gewichtsanteil des ΡθρΟ. in der trockenen Asche (0,7 ist der Anteil des Eisens in ^PepO^).

Der Sauerstoffgehalt einer Ausgangskohle wird im Rahmen einer Elementaranalyse der Kohle durch Differenzbildung bestimmt (auf trockener Basis). Man bestimmt zunächst die Anteile an Kohlenstoff, Wasserstoff, Schwefel, Stickstoff und Asche und erhält den Sauerstoffgehalt durch Sub traktion der gesamten erwähnten Bestandteile von 100.

Die in Kurve A von Figur 1 wiedergegebene und in den Beispielen 1, 2 und 3 verwendete Kentucky-Steinkohle hat einen Eisengehalt von 2 und einen Sauerstoffgehalt von 9»6. Die Anwendung der obigen Formel für Steinkohle auf diese Kohle ergibt folgendes Resultat:

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R = 13 + (8 - 9,6) - 3 (2,0 - 1,5) R = 9,9

Dieser Wert für R steht mit dem Bereich der Linie E^E₂ von Figur 1 in gutem Einklang. Die Kurve A von Figur 1 zeigt, daß der Punkt des Verfahrenswasserstoffausgleichs bei einer Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle von etwa 17,4 % liegt. Diese Berechnung zeigt, daß der thermische Wirkungsgrad des kombinierten Verflüssigungs-Vergasungsverfahrens bei Verwendung der vorgenannten Kentucky-Steinkohle höher ist als der bei einer Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle von 17,4 % vorherrschende thermische Wirkungsgrad, wenn die Ausbeute an normalerweise fester, gelöster Kohle über 17,4 %, jedoch.nicht über 37,3 % (17»4 + 9,9) liegt, so daß das erzeugte überschüssige Synthesegas zur Bereitstellung von mindestens 5 % des gesamten Verfahrensenergiebedarfs ausreicht.

Wie erwähnt, sind hohe thermische Wirkungsgrade mit mäßigen Ausbeuten an normalerweise fester, gelöster Kohle verbunden, welche ihrerseits mit mäßigen Verflüssigungsbedingungen einhergehen. Bei mäßigen Bedingungen werden beträchtliche Ausbeuten an in der Verflüssigungszone gebildeten Kohlenwasserstoffgasen und flüssigen Brennstoffen erzielt, während die Erzielung sehr hoher und sehr geringer Ausbeuten an normalerweise fester, gelöster Kohle nicht begünstigt wird. 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» Y/enn

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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 Verfiüssigungszone oder zu einem anderen Ort im Verfahren an einer oder mehreren Stellen, welche mit Brenneinrichtungen zur Verbrennung des Synthesegases oder eines kohlenmonoxidreichen Anteils davon als Anlagebrennstoff ausgerüstet sind. Im allgemeinen ist ein anderer Brennertyp für die Verbrennung von Synthesegas oder Kohlenmonoxid als für die Verbrennung von Kohlenwasserstoffgasen erforderlich. Nur in einer solchen Anlage kann ein optima™ ler 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 erzielen, daß man den Auflöser das Reaktionsgleichgewicht erreichen läßt, welches er zu begünstigen neigt, ohne die Reaktionen zu hemmen oder in einem Übermaß ablaufen zu lassen. Hydrokrackreaktionen sollten beispielsweise nicht bis zu einem solchen Übermaß ablaufen, daß nur sehr wenig oder keine normalerweise feste, gelöste Kohle erzeugt wird. Andererseits, sollten die Hydrokrackreaktionen nicht übermäßig gehemmt werden, da in diesem Falle ein stark verminderter Wirkungsgrad mit sehr hohen 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

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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 erforderlichist. 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 Wasserstoffs 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.

Der im Verfahren erzeugte Mineralrückstand stellt einen Hydrier- und Hydrokrackkatalysator dar. Seine Rückführung innerhalb des Verfahrens zur Erhöhung seiner Konzentration erhöht die Geschwindigkeiten der Reaktionen, für deren Ablauf eine natürliche Tendenz besteht, wodurch die erforderliche Verweilzeit im Auflöser vermindert und/oder die nötige Größe der Auflöserzone herabgesetzt wird. Der Mineralrückstand wird in der Produktaufschlämmung in Form von sehr kleinen Teilchen (1 bis 20 um) suspendiert; die geringe Größe der Teilchen erhöht vermutlich ihre katalytisch^ Aktivität. Die Rückführung des katalytischen Materials vermindert die notwendige Lösungsmittelmenge beträchtlich. Da-

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her besteht bei einer Rückführung des Mineralrückstandes des Verfahrens in einer Aufschlämmung mit flüssigem Destillatlösungsmittel in einer ausreichenden Menge zur Erzielung einer geeigneten katalytischen Gleichgewichtsaktivität die Tendenz zur Erhöhung des thermischen Wirkungsgrades des Verfahrens.

Die durch die Rückführung des Mineralrückstandes des Verfahrens bedingten katalytischen und sonstigen Wirkungen können die Ausbeute an der normalerweise festen, gelösten Kohle in der Verflüssigungszone aufgrund von Hydrokrackreaktionen um etwa die Hälfte oder noch stärker reduzieren sowie eine verstärkte Schwefel- und Sauerstoffentfernung verursachen. Wie aus Figur 1 hervorgeht, ergibt eine 20- bis 25$>ige Ausbeute an Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰P+) bei einem kombinierten Verflüsaigungs-Vergasungsverfahren im wesentlichen den maximalen thermischen Wirkungsgrad. Ein entsprechendes Ausmaß an Hydrokrackung kann nicht in zufriedenstellender Weise erzielt v/erden, indem man die Temperatur im Auflöser ohne Hemmung durch die darin stattfindenden exothermen Reaktionen ansteigen läßt, da dabei eine übermäßige Verkokung eintreten würde.

Die Verwendung eines äußeren Katalysators im Verflüssigungsproaeß 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.

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Wie erwähnt, bezieht ölen die die Optimierung des thermischen Wirkungsgrades wiedergebende Kurve von Figur 1 speziell auf die Wirkungsgradoptimierung im Verhältnis zur Ausbeute der normalerweise festen, gelösten Kohle und erfordert, daß die gesamte erhaltene, normalerweise feste, gelöste Kohle ohne jegliche flüssige Kohle oder Kohlenwasserstoff gase zum Vergaser geleitet wird. Für irgendeine Anlage, in v/elcher die vorgenannte Kurve der Wirkungsgradoptimierung realisiert werden soll, ist es daher ausschlaggebend, daß sie mit einer Vakuumdestillationskolonne (vorzugsweise in Verbindung mit einer bei Atmosphärendruck arbeitenden Kolonne) ausgestattet ist, mit deren Hilfe eine vollständige Abtrennung der normalerweise festen, gelösten Kohle von flüssiger Kohle und Kohlenwasserstoffgasen erreicht wird. Eine bei Atmosphärendruck arbeitende Kolonne allein ist nicht dazu in der Lage, eine vollständige Abtrennung der Destillatflüssigkeit von der normalerweise festen, gelösten Kohle zu erzielen. Die bei Atmosphärendruck arbeitende Kolonne kann nach Bedarf weggelassen werden. Bei Zufuhr von flüssiger Kohle zum Vergaser wird der Wirkungsgrad vermindert, da die flüssige Kohle im Gegensatz zur normalerweise festen, gelösten Kohle 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 Verfahrens'.virkungsgrad vermindert werden würde.

Figur 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

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Aufschlämmungs-Mischbehälter 12 geleitet, wo sie mit .der aus der Leitung 14 zuströmenden heißen lösungsmittelhaltigen Kreislaufaufschlämmung des Verfahrens vermischt wird* Das lösungsmittelhaltige Gemisch der Kreislaufaufschlämmung (1,5 bis 2,5 Gew.-Teile Aufschlämmung pro Gew.-Teil Kohle) v/ird durch die Leitung 16 mit Hilfe der Kolbenpumpe 18 abgepumpt und mit durch die Leitung 20 zuströmendem Kreislaufwasserstoff sowie mit durch die Leitung 92 zuströmendem Frischwasserstoff vermischt, bevor sie durch den rohrförmigen Vorerhitzer 22 geleitet wird, aus welchem sie durch die Leitung 24 in den Auflöser 26 gelangt. Der auf die Ausgangskohle bezogene Wasserstoffanteil beträgt etwa 1,24 m /kg (etwa 40 000 SCP/ton).

Die Temperatur der Reaktanten am Auslaß des Vorerhitzers 22 beträgt etwa 371 bis 404 ⁰C (etwa 700 bis 760 ⁰F) Bei dieser Temperatur v/ird die Kohle teilweise im Kreislauflösungsmittel gelöst, und die exothermen Hydrier- und Hydrokrackreaktionen setzen gerade ein. Während die Temperatur allmählich längs des Vorerhitzers 22 ansteigt, befindet sich die Temperatur .innerhalb des gesamten Auflösers 26 bei einem im allgemeinen gleichmäßigen Wert. Die durch die Hydrokrackreaktionen im Auflöser 26 erzeugte Wärme erhöht die Temperatur der Reaktanten bis auf 449 bis 466 ⁰C (840 bis 870 ⁰F). Durch die Leitung 28 zugeflihrter Abschreck- bzw. Löschwasserstoff wird in den Auflöser 26 an verschiedenen Stellen eingeblasen, um die Reaktionstemperatur zu regeln und die Intensität der exothermen Reaktionen zu mildern.

Der Ausfluß des Auflö3ers 26 strömt durch die Leitung 29 zum Dampf/Flüssigkeits-Trennsystem 30. Der vom Kopf dieser Separatoren abgehende heiße Dampfstrom wird in mehreren

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Wärmeaustauschern und zusätzlichen Dampf/Flüssigkeits-Trennstufen abgekühlt und durch die Leitung 32 abgezogen. Das aus den genannten Separatoren erhaltene flüssige Destillat strömt durch die Leitung 34 zu der bei Atmosphärendruck arbeitenden Fraktionierkolonne 36. Das nichtkondensierte Gas in der Leitung 32 enthält nicht-umgesetzten Wasserstoff, Methan und andere leichte Kohlenwasserstoffe sowie HpS und CO₂ und wird zur Sauergas-Beseitigungsvorrichtung 38 zur Abtrennung von H₉S und CO₉ geleitet. Der gewonnene Schwefelwasserstoff wird zu elementarem Schwefel umgewandelt, welcher durch die Leitung 40 aus dem Verfahren abgezogen wird. Ein Teil des gereinigten Gases wird durch die Leitung 42 zur Weiterverarbeitung in der Tieftemperaturvorrichtung 44 geleitet, wo ein Großteil des Methans und Xthans als durch die Leitung 46 abziehendes Fördergas und das Propan und Butan als durch die Leitung 48 abziehendes LPG abgetrennt werden. Der gereinigte Wasserstoff (Reinheitsgrad 90 %) in der Leitung 50 wird mit dem 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. Der Strom in Leitung 58 umfaßt die Kreislaufaufschlämmung, welche Lösungsmittel, normalerweise feste, gelöste Kohle und katalytischen Mineralrückstand enthält. Der nicht-zurUckgeführte Anteil dieser Aufschlämmung strömt durch die Leitung 60 zu der bei Atmosphärendruck arbeitenden Fraktionierkolonne 36, wo die Hauptprodukte des Verfahrens abgetrennt werden·

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In der Fraktionierkolonne 36 wird das Aufschlämmungsprodukt bei Atmosphärendruck destilliert, wobei ein Naphtha- bzw. Schwerbensinstrom 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 zugeführten Materials wird normalerweise bei einem genügend hohen Wert gehalten, daß keine zusätzliche Vorerhitzung (außer für Startvorgänge) erforderlich ist. Eine Mischung des durch die Leitung 64 von der bei Atmosphärendruck arbeitenden Kolonne abgezogenen .Heizöls und des von der Vakuumdestillationskolonne 68 durch die Leitung 70 abgezogenen Mitteldestillats bildet das Hauptheizölprodukt des Verfahrens und wird durch die Leitung 72 abgezogen. Der Strom in der Leitung 72 umfaßt ein Destillatheizölprodukt (193 bis 454 ⁰C; 380 bis 850 ⁰F); ein Teil davon kann durch die Leitung 73 zum Aufschlämmungs-Mischbehälter 12 zurückgeführt werden, wo er zur Einstellung der Feststoffkonzentration in der eingesetzten Aufschlämmung und des Kohle/Lösungsmittel-Verhältnisses dient. Der Kreislaufstrom 73 verleiht dem Verfahren insofern Flexibilität, indem er eine Variierung des Verhältnisses des Lösungsmittels zu der zurückgeführten Aufschlämmung gestattet, so daß dieses Verhältnis nicht durch das in der Leitung 58 herrschende Verhältnis für das Verfahren festgelegt wird. Er kann ferner die Pumpfähigkeit der Aufschlämmung verbessern.

Das aus.der Vakuumdestillationskolonne 68 erhaltene Sumpfprodukt, welches aus der gesamten normalerweise festen, gelösten Kohle, ungelösten organischen Substanzen und mineralischen Substanzen ohne jegliche Destillatflüssigkeit

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oder Kohlenwasserstoffgase besteht, wird durch die Leitung 74 zur Teiloxidations-Vergaserzone 76 übergeführt. Da der Vergaser 76 zur Aufnahme und Verarbeitung.eines kohlenwasserstoff haltigen Aufschlämmungs-Beschickungsstromes ausgebildet ist, sollte zwischen der Vakuumdestillationskolonne 68 und dem Vergaser 76 keinerlei Kohlenwasserstoffumwandlungsstufe' (wie ein Verkoker) vorhanden sein, welche die Aufschlämmung zerstören und eine Wiederaufschlämmung in V/asser erforderlich machen würde. 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 Sauerstoffanl'age 78 erzeugt und durch die leitung 80 dem Vergaser 76 zugeführt. Wasserdampf wird dem Vergaser 76 durch die Leitung 82 zugeführt. Der gesamte Mineralgehalt der durch die Leitung 10 zugeführten Ausgangskohle v/ird vom Verfahren als inerte Schlacke durch die Leitung 84 abgezogen, welche vom Boden des Vergasers 76 ausgeht. Im Vergaser 76 wird Synthesegas erzeugt} ein Teil davon wird durch die Leitung 86 in die Konverterzone &. 88 zur Konvertierung, bei der Wasserdampf und CO zu Hg und COp umgewandelt werden, und anschließend zur Sauergas-Beseitigungszone 89 zur Abtrennung von HpS und COp 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 Frischwasserstoff für den-Vorerhitzer 22 und den Auflöser 26 abgeführt«. Wie erwähnt, wird die in dem Vergaser 76 erzeugte Wärme nicht als Energieverbrauch innerhalb des Verfahrens angesehen, sondern nur als zur Herstellung eines

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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 Methanisierungsstufe) von 5 bis 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 CO₂ und HpS entfernt werden. Aufgrund der HpS-Abtrennung erfüllt das Synthesegas die an einen Brennstoff gestellten ökologischen Normanforderungen, während durch die COo~Abtrennung der '«Yärmeinhalt des Synthesegases erhöht wird, so daß bei Verwendung des Gases als Brennstoff eine feinere Wärmeregelung erzielt werden kann. Ein Strom von gereinigtem Synthesegas strömt durch die Leitung 98 sum Kessel (Boiler) 100. Der Kessel 100 ist mit Einrichtungen zur Verbrennung des Synthesegases als Brennstoff ausgerüstet. V/asser strömt durch die Leitung 102 in den Boiler 100, wo es in Dampf umgewandelt wird, der durch die Leitung 104 als Energieversorgung für das Verfahren, wie zum Antrieb der Kolbenpumpe 18, abgezogen wird. Ein getrennter Synthesegasstrom wird von der Sauergas-Beseitigungsvorrichtung 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. V/enn 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 nichthochv/ertigen Brennstoffstrom,

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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 H₂/CO-Verhältnisses von 0,6 : 1 auf 3 J 1 geleitet werden. Dieses angereicherte Wasserstoffgemisch wird dann durch die Leitung 116 zur Methanisierungsvorrichtung 118 geleitet, in der es in PÖrdergas umgewandelt wird, welches durch die Leitung 120 zur Vermischung mit dem durch die Leitung 46 strömenden Fördergas abgeführt wird. Der auf den Heizwert bezogene Anteil des durch die Leitung 120 strömenden Fördergases ist geringer als der als Verfahrensbrennstoff dienende Synthesegasanteil, weloher durch die Leitungen 98 und 106 geleitet wird, um die erfindungsgemäße Verbesserung des thermischen Wirkungsgrades zu erzielen.

Ein Teil des gereinigten Synthesegasstromes wird durch die Leitung 122 zur Tieftemperaturtrennvorrichtung 124 geleitet, wo Wasserstoff und Kohlenmonoxid voneinander getrennt werden. Anstelle der Tieftemperatur-Trennvorrichtung 124 kann eine Adsorptionsvorrichtung verwendet werden. Ein 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. Ein kohlenmonoxidreicher Strom wird durch die Leitung

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128 abgezogen und kann mit dein als Verfahrensbrennstoff verwendeten Synthesegas in der Leitung 98 oder in der Leitung 106 vermischt, als Handelsprodukt abgezogen oder unabhängig als Verfahrensbrennstoff oder Ausgangsmaterial für die chemische Industrie verwendet werden.

Figur 2 zeigt, daß der Vergaserabschnitt des Verfahrens weitgehend in dem VerflUssigungsabschnitt integriert ist. Die Gesamtbeschickung des Vergaserabschnitts (VTB) stammt vom Verflüssigungsabschnitt, und das gesamte gasförmige Produkt des Vergaserabschnitts (oderdessen Hauptmenge) wird innerhalb des Verfahrens entweder als Reaktant oder als Brennstoff verbraucht.

Ausführung bei spiel

Die nachstehenden Beispiele erläutern die Erfindung.

Beispiel 1

Rohe Kentucky-Steinkohle wird pulverisiert, getrocknet und mit vom Verfahren.stammender heißer, lösungsmittelhaltiger Kreislaufaufschlämmung vermischt. Die Mischung aus Kohle und zurückgeführter Aufschlämmung (1,5 bis 2,5 Gew.-Teile Aufschlämmung pro Gew.-Teil Kohle) wird zusammen mit Wasserstoff durch eine beheizte Vorerhitzerzone in eine Auflöserzone gepumpt. Der auf Kohle bezogene Wasserstoffenteil beträgt etwa 1,24 m³/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

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Stelle wird die Kohle teilweise in der Kreislaufaufschlämmung gelöst, und die exothermen Hydrier- und Hydrokrackreaktionen haben gerade begonnen. Die durch diese Reaktionen in der Auflöserzone erzeugte Wärme erhöht die Temperatur der Reaktanten weiter bis in den Bereich von 438 bis 466 ⁰C (820 bis 870 ⁰F). Abschreckwasserstoff wird an verschiedenen Stellen in den Auflöser zur Verminderung der Intensität der exothermen Reaktionen 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 (454 ⁰C+; 850 ⁰F+), welcher den gesamten ungelösten Mineralrückstand sow.ie 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 Hp/CO-Verhältnis von etwa 0,6 ϊ 1 auf und strömt durch einen Konverter, in welchem Y/asserdampf 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 zugeführte 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

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Energiebedarf des Verfahrens wird durch Verbrennung der leichten Kohlenwasserstoffgase oder des Naphthas (Schwerbenzins), welche in der Verflüssigungszone erzeugt werden, und elektrische Fremdenergie gedeckt.

nachstehend wird die Analyse der Auagangskohle angegeben:

Kentucky-Steinkohle

Gew.	—%
(trockene Basis)
71,5
5,1
3,2
1,3
9,6
8,9

Kohlenstoff Wasserstoff Schwefel ' Stickstoff Sauerstoff Asche Feuchtigkeit -

In der nachstehenden Gegenüberstellung sind die Produkte der Verflüssigungszone angeführt. Man erkennt, daß die Verflüssigungszone außer dem aschehaltigen Rückstand (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) sowohl ein flüssiges als auch ein gasförmiges Produkt erzeugt. Das Hauptprodukt des Verfahrens ist ein aschefreies Heiz- bzw. Brennstoffe^ mit einem Schwefelgehalt von 0,3 Gew.-%, welches in Treibwerken bzw. Kraftanlagen und Industrieanlagen einsetzbar ist«

2 1287 1

16.11.1979 APCIOg/212 55 526 18

Produkte der Hydrierstufe (Auflöser) -Ausbeuten in Gew.-%, bezogen auf trockene Kohle

16,2

Naphtha; C₅-I93 ⁰C (380 ⁰F? 11,6

Destillatheizölj 193 bis 454 °C (380 bis 850 ⁰F) 31,6

feste, gelöste Kohle; 454 °C+ (850 ⁰F+) 17,7

ungelöstes organisches Material 5,4

Mineralsubstanzen 9,3

H₂S 2,1

CO + CO₂ 1,9

H₂O ^U 7,8

RH₃ 0,9

gesamt 104,5 Wasserverbrauch (Gew«-%) 4,5

Die nachstehend angegebenen Ausbeuten beziehen sich auf die für den Verkauf verbleibenden Produkte nach Abzug des Brennstoffbedarfs einer Anlage (wie beschrieben).

Ausbeuten der Anlageprodukte

Kohlezufuhrgeschwindigkeit, trockene Basis, kg/d (t/d)

Produkte -> Fördergas: mm nr/d (mm SCF/d) LPG: m³/d (B/d) Naphtha: m³/d (B/d) Destillatheizöl: m³/d (3/d)

27,2	χ 106	(30	000)
0,	66	(23,	2)
2	563	(21	362)
2	874	(23	949)
6	497	(54	140)

2 1OAfI

16.11.1979 APC10g/212 871 55 526 18

Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.

Thermischer Wirkungsgrad der Anlage

mm cal.kg/d mm BTU/d

Eingang ·

Kohle (27,2 χ 10⁶ kg/d) 193 410 773 640

(30 000 t/d) elektrische Energie

(132 Megawatt Γ 7 900 31 600

gesamt 201 310 805 240

Ausgang

Fördergas

LPG

Naphtha

Destillatheizöl

gesamt Thermischer Wirkungsgrad (%) · 71,9

7	688	30	753
21	431	85	722
32	773	131	092
82	926	331	705
144	818	579	272

χ bezogen auf einen thermischen Wirkungsgrad der Kraftanlage von 34 %

xx 11 590 cal.kg/m³ (1317 BTU/SCP)

Wenn das kombinierte Verflüssigungs-Vergasungsverfahren so betrieben wird, daß die Menge des von der Verfliissigungssone zur Vergaserzone übergeführten kohlenwasserstoffhalti-.gen Materials dafür ausreicht, daß der Vergaser eine dafür genügende Synthesegasmenge erzeugt, daß der Wasserstoffbedarf des Verfahrens und nur etwa 5 % de3 Gesamtenergiebedarfs des Verfahrens gedeckt werden, beträgt der thermische

212871

- 55 -

16.11.1979 APC10g/212 871 55 526 18

Wirkungsgrad des Kombinationsprozesses somit 71»9 %·

Beispiel 2

Ein kombiniertes Verflüssigun-gs-Vergasungsverfahren wird analog Beispiel 1 unter Verwendung derselben Kentucky-Steinkohle durchgeführt, außer daß die von der Verflüssigungszone zur Vergasungszone übergeführte Menge an kohlenwasserstoffhaltigem Material dafür ausreicht, daß. die\,,Vergasungszone den gesamten Wasserstoffbedarf des Verfahrens (einschließlich Verfahrensverluste) sowie eine dafür ausreichende Synthesegasmenge erzeugt, daß etwa 70 % des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens bei direkter Verbrennung im Verfahren gedeckt werden. .

Die nachstehende Gegenüberstellung zeigt die Produkte der Verflüssigungszone:

Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Kohle

C₁-C₄-GaS 12,8

Naphtha; C₅-I93 ⁰C (380 ⁰P) 9,9

Destillatheizöl; 193 bis 454 ⁰C (380 bis 850 ⁰P) 28,8

feste, gelöste Kohle; 454 ⁰C+ (850 ⁰P+) 25,3

ungelöstes organisches Material 5,5

Mineralsubstanzen 9,3

H₂S 2,0

CO + CO₂ 1,8

H₂O 7,7

NH₃ 0,7

gesamt 103,8 Wasserstoffverbrauch · 3,8

2 12 8 7 1 - 56 -

16.11.1979 APCiOg/212 871 55 526 18

Die nachstehend angeführten Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche zum Verkauf nach Abzug des Verfahrens-Brennstoff bedarf s für eine Anlage (wie beschrieben) verbleiben.

Ausbeuten der Anlageprodukte

Kohlenzufuhrgeschwindigkeit (trockene Basis), kg/d (t/d)	27,2	2	χ 106	(30	000)
Produkte		2
Fördergas, mm m3/d (mm SCP/d)	2	,16	(77)
LPG, m3/d (B/d)	5	026	(16	883)
Naphtha, m3/d (B/d)	453	(20	440)
Destillatheizöl, m3/d (B/d)	921	(49	343)

Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.

Thermischer 7/irkungsgrad der Anlage

mm calokg/d mm BTU/d

Eingang Kohle r

(27,24 x 10^b kg/d) (30 000 t/d) 193 410 773 640 elektrische Energie

(132 Megawatt) 7 900 31 600

gesamt 201 310 805 240

Ausgang Fördergas^x

LPG

Haphtha

25	364	101	457
16	933	67	731
27	970	111	880

2 1287 1 - 57 -

16,11.1979 APC10g/212 871 55 526 18

Destillatheizöl 75 579 302 314

gesamt 145 846 583 382 Thermischer Wirkungsgrad (%) 72,4

χ 11 590 cal.kg/m³ (1 317 BTU/SCP)

Der thermische Wirkungsgrad dieses Beispiels (72,4 %) ist höher als jener von Beispiel 1 (71,9 %), obwohl in beiden Beispielen dieselbe Kentucky-Steinkohle eingesetzt wird (der Unterschied macht 0,5 % aus)» Somit wird ein höherer thermischer Wirkungsgrad erzielt, wenn der Vergaser den gesamten V/asserstoffbedarf 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.

Beispiel 3

Ein 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 Brennstoff bedarf des Verfahrens wird durch das in der Verflüssigungsstufe erzeugte CL-Cp-Gas gedeckt.

Nachstehend werden die Produkte der Verflüssigungszone angeführt: ·.

2 1287 1

16.11.1979 APC10g/212 55 526 18

Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Kohle

₁₄ 12,8

Naphtha; C₅-I93 ⁰C (380 ⁰F) 9,9

Destillatheizöl; 193 bis 454 ⁰C (380 bis 850 ⁰P) 28,8

feste, gelöste Kohle; 454 ⁰C+ (850 ⁰P+) 25,3

ungelöstes organisches Material 5,5

Mineralsubstanzen . 9»3

H₂S 2,0

CO + CO₂ 1,8

H₂O 7,7

HH₃ 0,7

gesamt 103,8 Wasserstoffverbrauch 3,8

Die nachstehenden Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche für den Verkauf nach Abzug der Brennstofferfordernisse einer Anlage (wie beschrieben) verbleiben.

Ausbeuten der Anlageprodukte

Kohlenzufuhrgeschwindigkeit (trockene Basis), kg/d (t/d)

Produkte

Fördergas, mm m /d (mm SCP/d) LPG, m³/d (B/d) Naphtha, in³/d (B/d) Destillatheizöl, nrVd (B/d)

Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des korn-

27	,2 χ 106	(30	000)
	2,21	(78)
CVJ	026	(16	883)
2	453	(20	440)
5	921	(49	343)

2 12 8 7 1 . 59

16.11.1979 APCIOg/212 871 55 526 18

binierten Verfahrens.

Thermischer Wirkungsgrad der Anlage

mm cal.kg/d nun BTU/d

Eingang Kohle r

(27,2 χ 10^b) (30 000 t/d) 193 410 773 640

elektrische Energie

(132 Megawatt) 7 900 31 600

gesamt 201 310 805 240

Ausgang Fördergas ;^x LPG

Naphtha Destillatheizöl

gesamt Thermischer Wirkungsgrad (%)

20 16 27 75	368 933 970 579	81 67 111 302	70,0	472 731 880 314
140	850	563	397

^x 9 205 cal.kg/m³ (1 046 BTU/SCF) . ·

Während in den Beispielen 1 und 2 thermische Wirkungsgrade von 71,9 und 72,4 % erzielt werden, wenn überschüssiges Synthesegas über jene Menge hinaus 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 Brenn-

2 1287 1

16.11.1979

APC10g/212 871 55 526 18

Beispiel 4

Es wird ein kombinierter Verflüssigungs-Vergasungsprozeß analog Beispiel 1 durchgeführt, mit der Ausnahme, daß als Ausgangskohle eine West Virginia Pittsburgh-Schichtsteinkohle (seam bituminous coal) verwendet wird. Die von der Verflüssigungszone zu der Vergasungszone geleitete Menge an kohlenwasserstoffhaltigem Material reicht dafür aus, daß die Vergasungszone den gesamten 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 Ausgangskohle angeführt:

West Virginia Pittsburgh-Schichtkohle

Gew.-^ (trockene Basis)

Kohlenstoff 67,4

Wasserstoff 4,6

Schwefel ' 4,2

Stickstoff 1,2

Sauerstoff 7,5

Asche 15,1

Nachstehend werden die Produkte der Verflüssigungszone angeführt :

2 12871

16.11.1979 APC10g/212 55 526 18

Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Kohle

C₁-C₄17,5

Naphtha; C₅-I93 ⁰C (380 ⁰P) 10,6

Destillatheizöl; 193 bis 454 ⁰C (380 bis 850 ⁰P) 26,3

feste, gelöste Kohle; 454 ⁰C+ (850 ⁰P+) 18,0

ungelöstes organisches Material 6,8

Mineralsubstanzen 15,1

H₂S 3,0

CO + CO₂ 1,2

H₂O 5,7

0,5

gesamt 104,7

Wasserstoffverbrauch 4,7

Die nachstehenden Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche für den Verkauf nach Abzug der Brennstofferfordernisee einer Anlage (wie beschrieben) verbleiben.

Ausbeuten der Anlageprodukte

Kohlenzufuhrgeschwindigkeit 27,2 χ 10 (30 000) (trockene Basis), kg/d (t/d)

Produkte

Fördergas, mm nrVd (mm SCF/d) 0,74 (26,2)

LPG, 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 O6O)

2 12 8 7 1.. 62 -

16.11.1979 APCIOg/212 871 55 526 18

Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen 7/irkungsgrad des kombinierten Verfahrens.

Thermischer Wirkungsgrad der Anlage

mm cal.kg/d mm BTU/d

Eingang	183	525	734	100
Kohle r (27,2 χ 10b kg/d) (30 000 t/d)	7	900	31	600
elektrische Energie (132 Megawatt)

8	611	34	445
23	145	92	579
29	948	119	791
69	018	276	071

gesamt 191 425 765 700

Ausgang

Fordergas IPG

Naphtha Destillatheizöl

gesamt" 130 722 522 886

Thermischer Wirkungsgrad (%) 68,3

Beispiel 5 .

Ein weiterer kombinierter Verflüssigungs-Vergasungsprozeß wird analog Beispiel 4 unter Verwendung derselben West .Virginia Pittsburgh-Schichtkohle durchgeführt, außer daß die von der Verfllissigungszone zur Vergasungszone geleitete Menge-an kohlenwasserstoffhaitigem Material dafür ausreicht, daß die Vergasungszone den gesamten Wasserstoffbedarf des Verfahrens decken sowie eine genügende Synthesegasmenge er-

2 12871 ,,

16.11.1979 APC10g/212 55 526 18

zeugen 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 Kohle

C₁-C₄-GaS 16,0

Naphtha; C₅-I93 ⁰C (380 ⁰F) 9,8

Destillatheizöl; 193 bis 454 ⁰C (380 bis 850 ⁰P) 25,1

feste, gelöste Kohle; 454 ⁰C+ (850 ⁰P+) 21,7

ungelöstes organisches Material 6,5

Mineralsubstanzen 15»1

H₂S 2,9

CO + CO₂ 1,3

H₂O 5,4

NH₃ 0,4

gesamt 104,2 Wasserstoffverbrauch 4,2

Die nachstehenden Ausbeuten beziehen sich auf die Produkte, welche für den Verkauf nach Abzug der Brennstofferfordernisse einer Anlage (wie beschrieben) verbleiben.

Ausbeuten der Anlageprodukte

Kohlenzufuhrgeschwindigkeit r

(trockene Basis), kg/d (t/d) 27,2 χ 10° (30 000)

2 12 8 7 1 . 64

	nun nr/d	(mm	SCP/d)	2	1,83	16.11.1979
	(B/d)			2	200	APC10g/212 871
	3/d (B/d)			5	428	55 526 18
Produkte	Destillatheizöl, nr	/d	(B/d)		160
Fördergas,					64,8
LPG, m3/d					18 338
Naphtha, m					20 233
				43 004

Die nachstehenden Daten veranschaulichen die Eingangs- und Ausgangsenergie sowie den thermischen Wirkungsgrad des kombinierten Verfahrens.

Thermischer 'ffirkungsgrad der Anlage

Eingang Kohle · r

(27,2 χ 10^b) (30 000 t/d) elektrische Energie (132 Megawatt)

mm cal	.kg/d	mm BTU/d
183	525	734 100
7	900	31 600

gesamt 191 425 765 700

21	319	85	276
18	391	73	564
27	688	110	750
65	869	263	475

Ausgang Fördergas LPG Naphtha Destillatheizöl

gesamt 133 267 573 065 Thermischer Wirkungsgrad (%) 69,6

Der thermische Wirkungsgrad ist in diesem Beispiel höher als in Beispiel 4, obwohl in beiden Beispielen dieselbe ,

2 12 8 7 1 -' 65 -

16.11.1979 APC10g/212 871 55 526 18

Pittsburgh-Schichtkohle verwendet wird (der Unterschied beträgt 1,3 %)· Der höhere thermische Wirkungsgrad dieses Beispiels veranschaulicht den Vorteil, welcher erzielt wird, wenn man den Vergaser mit genügend gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 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 (17)

1. 212871

   16.11.1979 APC10g/212 871 55 526 18

   Erfindungsanspruch
2. 1. Kombiniertes Steinkohle-Verflüssigungs-Vergasungsverfahren, gekennzeichnet dadurch, daß man

   a) eine mineralhaltige Ausgangs-Steinkohle, Y/asserstoff, zurückgeführtes gelöstes flüssiges Lösungsmittel, zurückgeführte normalerweise feste, gelöste Kohle und zurückgeführten Mineralrückstand in eine Kohleverflüssigungszone leitet, um kohlenwasserstoffhaltiges Material aus dem Mineralrückstand herauszulösen und das kohlenwasserstoffhaltige Material zu hydrokracken und dadurch ein Gemisch zu erzeugen, welches Kohlenwasserstoffgase, gelöste Flüssigkeit, normalerweise feste, gelöste Kohle und suspendierten Mineralrückstand enthält,

   b) Destillatflüssigkeit und Kohlenwasserstoffgase von einer Aufschlämmung abtrennt, welche die getrennte normalerweise feste, gelöste Kohle, Lösungsmittel und Mineralrückstand enthält,

   c) einen Teil der Aufschlämmung zur Verflüssigungszone zurückführt,

   d) den Rest der Aufschlämmung für die Destillation in eine Destilliervorrichtung leitet, welche eine Vakuumdestillationskolonne einschließt, wobei die als Sumpfprodukt aus der Vakuumdestillationskolonne erhaltene Aufschlämmung eine Vergaserbeschickungsaufschlämmung umfaßt, welche praktisch die gesamte normalerweise feste, gelöste Kohle (.454 ⁰G+; 850 ⁰F+)

   2 12 8 7 1 - 67 -
3. 16.11.1979 APC10g/212 871 55 526 18

   und die Mineralrückstandsausbeute der Verflüssigungszone im wesentlichen ohne normalerweise flüssige Kohle und Kohlenwasserstoffgase enthält,

   e) die Yergaserbeschickungsaufschlämmung in eine Vergasungszone überführt, wobei die Vergaserbeschickungsaufschlämmung im wesentlichen das gesamte kohlenwasserstoffhaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone umfaßt und wobei die Vergasungszone eine Oxidationszone für die Umwandlung des darin befindlichen kohlenwasserstoffhaltigen Materials zu Synthesegas beinhaltet,

   f) einen Teil des"Synthesegases durch eine (katalyti-' sehe) Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) in einen wasserstoffreichen Gasstrom umwandelt und diesen Strom zur Verflüssigungszone leitet, um deren Verfahrens-Wasserstoffbedarf zu decken, wobei der Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) in der Vergaserbeschickungsaufschlämmung höher ist als der zur Deckung des Verfahrens-Wasserstoffbedarfs der Verflüssigungszone erforderliche Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle, und wobei der Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle in der Vergaseraufschlämmung, welcher die zur Deckung des Verfahrens-Wasserstoffbedarfs erforderliche Menge übersteigt, den thermischen Wirkungsgrad des Verfahrens durch Bildung einer überschüssigen Menge an Synthesegas zur Verbrennung als Brennstoff im Verfahren erhöht und in dem durch die nachstehende Formel definierten Bereich liegt:

   2 12 8 7 1
4. 16.11.1979 APC10g/212 871 55 526 18

   R « 13 + (8 - O) - 3(Pe - 1,5)

   worin bedeuten:

   Pe = Eisengehalt der Ausgangskohle in Gew.-%,

   0 = Sauerstoff gehaltt-der Ausgangskohle in Gew.-% und

   R = Bereich der Ausbeuten an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) im Überschuß Über die Ausbeute an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+), welche zur Deckung des Verfahrens-'/asserstoffbedarfs erforderlich ist, wobei die Ausbeuten in Gew.~% der trockenen Ausgangskohle ausgedrückt sind,

   wobei der Verbrennungsheizvvert des überschüssigen Synthesegasanteils 5 bis 100 % des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens ausmacht, und

   g) den überschüssigen Synthesegasanteil als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verbrennt.
5. 2. Verfahren nach Punkt 1, gekennzeichnet dadurch, daß man den Mineralrückstand als Schlacke aus der Vergaserzone entfernt.

   3· Verfahren nach Punkt 1 oder 2, gekennzeichnet dadurch, daß es keine Stufe zur Abtrennung des Mineralruckstand.es von der normalerweise festen, gelösten Kohle beinhaltet.

   2 1287 1 ₆₉
6. 16.11.1979 APC10g/212 871 55 526 18
7. 4. Verfahren nach Punkt 1 bis 3» gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone bis 1982 ⁰C (2200 bis 3600 ⁰P) beträgt.
8. 5. Verfahren nach Punkt 4, gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone 1371 bis ⁰C (2500 bis 3600 ⁰P) beträgt.
9. 6. Verfahren nach Punkten 1 bis 5» gekennzeichnet dadurch, daß die gesamte Koksausbeute in der Verfllissigungszone weniger als 1 Gevv.-%, bezogen auf die Ausgangskohle, beträgt.
10. 7. Verfahren nach Punkten 1 bis 6, gekennzeichnet dadurch, daß man etwas Synthesegas in einen anderen Brenn- oder Kraftstoff umwandelt.
11. 8. Kombiniertes Kohle-Verflüssigungs-Vergasungsverfahren, gekennzeichnet dadurch, daß man

    a) mineralhaltige subbituminöse Ausgangskohle oder mineralhaltige Lignit-Ausgangskohle, zurückgeführtes gelöstes flüssiges Lösungsmittel, zurückgeführte normalerweise feste, gelöste Kohle und zurückgeführten Mineralrückstand in eine Kohleverflüssigungszone leitet, um kohlenwasserstoffhaltiges Material aus dem -Mineralrückstand herauszulösen und das kohlenwasserstoffhaltige Material zu hydrokracken und dadurch, ein Gemisch zu erzeugen, welches Kohlenwasserstoff gase, gelöste Flüssigkeit, normalerweise feste, gelöste Kohle und suspendierten Mineralrückstand enthält,

    2 1287 1 . ₇₀ .
12. 16.11.1979 APC10g/212 871 55 526 18

    b) Destillatflussigkeit und Kohlenwasserstoffgase von einer Aufschlämmung abtrennt, welche die genannte normalerweise feste, gelöste Kohle, Lösungsmittel und Mineralrückstand enthält,

    c) einen Teil der Aufschlämmung zur Verflüssigungszone zurückführt,

    d) den Rest der Aufschlämmung für die Destillation in eine Destilliervorrichtung leitet, welche eine Vakuumdestillationskolonne einschließt, wobei die als Sumpfprodukt aus der Vakuumdestillationskolonne erhaltene Aufschlämmung eine Vergaserbeschickungsaufschlämmung umfaßt, welche praktisch die gesamte normalerweise feste, gelöste Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰P+) und die Mineralrückstandsausbeute der Verflüssigungszone im wesentlichen ohne normalerweise flüssige Kohle und Kohlenwasserstoffgase enthält,

    e) die Vergaserbeschickungsaufschlämmung in eine Vergasungszone überführt, wobei die Vergaserbeschickungsauf schlämmung im wesentlichen das gesamte kohlenstoffhaltige Einsatzmaterial für die Vergasungszone umfaßt und wobei die Vergasungszone eine Oxidationszone für die Umwandlung des darin befindlichen kohlenwasserstoff haltigen Materials zu Synthesegas beinhaltet,

    f) einen Teil des Synthesegases durch eine (katalytische) Kohlenoxid-Konvertierung (shift reaction) in einen waeserstof'freichen Gasstrom umwandelt und diesen Strom zur Verflüssigungszone leitet, um deren Verfahrens-Wasserstoff bedarf zu decken, wobei der Anteil

    2Λ2871

    .16.11.1979

    APCIOg/212 871 55 526 18

    der normalerweise festen, gelösten Kohle (454 ⁰C+; 850 P+) in der Vergaserbeschickungsaufschlämmung höher ist als der zur Deckung des Verfahrens-7/asserstoffbedarfs der Verfliissigungszone erforderliche Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle, und Y/obei der Anteil der normalerweise festen, gelösten Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰P+) in der Vergaseraufschlämmung, welcher die zur Deckung des Verfahrens-7/asserstoffbedarfs erforderliche Menge übersteigt, den thermischen 7/irkungsgrad des Verfahrens durch Bildung einer Überschüssigen Menge an Synthesegas zur Verbrennung als Brennstoff im Verfahren erhöht und in dem durch die nachstehende Pormel definierten Bereich liegt:

    R = 13 + (8 - 0) - 3(Pe - 0,5)

    worin bedeuten:

    Pe = Eisengehalt der Ausgangskohle in Gew.-%, 0 = Sauerstoffgehalt der Ausgangskohle in Gew.-% und

    R a Bereich der Ausbeuten an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰F+) im Überschuß über die Ausbeute an gelöster Kohle (454 ⁰C+; 850 ⁰P+), welche zur Deckung des Verfahrens-ffasserstoffbedarfs erforderlich ist, wobei die Ausbeuten in Gew.-% der trockenen Ausgangskohle ausgedrückt sind,

    wobei der Verbrennungsheizwert des überschüssigen Synthesegasanteils 5 bis 100 % des gesamten Energiebedarfs des Verfahrens ausmacht» und

    2 1 2 8 7 1 „ ₇₂
13. 16.11.1979 APC10g/212 871 55 526 18

    g) den überschüssigen Synthesegasanteil als Brennstoff innerhalb des Verfahrens verbrennt.

    9t Verfahren nach Punkt 8, gekennzeichnet dadurch, daß man den Mineralrückstand als Schlacke aus der Vergaserzone entfernt.
14. 10. Verfahren nach Punkt 8 oder 9, gekennzeichnet dadurch, daß es keine Stufe zur Abtrennung des Mineralrückstandes von der normalerweise festen, gelösten Kohle beinhaltet.
15. 11. Verfahren nach Punkten 8 bis 10, gekennzeichnet dadurch, daß die maximale· Temperatur in der Vergasungszone

    1204 bis 1982 ⁰C (2200 bis 3600 ⁰P) beträgt.
16. 12. Verfahren nach Punkt 11, gekennzeichnet dadurch, daß die maximale Temperatur in der Vergasungszone 1371 bis 1982 ⁰C (2500 bis 3600 ⁰F) beträgt.

    13· Verfahren nach Punkten 8 bis 12, gekennzeichnet dadurch, daß die gesamte Koksausbeute in der Verflüssigungszone weniger als 1 Gew.-%, bezogen auf die Ausgangskohle, beträgt.
17. 14. Verfahren nach Punkten 8 bis 13, gekennzeichnet dadurch, daß man etwas Synthesegas in einen anderen Brennoder Kraftstoff umwandelt·

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