Verfahren zur thermisch- oxydierenden Spältung von Kohlen-Wasserstoffen
In den bekannten Ölvergasungsverfahren werden vorzugsweise hochsiedende Kohlenwasserstoffe
in einem leeren, ausgemauerten Reaktor bei etwa 13500C mit Sauerstoff; Luft oder
Gemischen davon, gegebenenfalls' unter Zusatz von Dampf und auch von Kohlendioxyd
partiell oxidiert, wobei ein überwiegend aus CO und H@ bestehendes Rohgas erzeugt
wird. Einsatzbtoffe dieser thermischen Spaltverfahren sind beispielsweise Heizöle,
Destillationsrückstände und dergl. die meist schwefelhaltig sind. Das Öl und der
Sauerstoff sowie die weiteren Vergasungsmittel werden getrennt vorgewärmt und durch
eine Mischkammer in den eigentlichen Reaktionsraum eingeführt. Aus dieser wird das
erzeugte Spaltgas an dem der Mischkammer gegenüberliegenden Ende abgeleitet. Diese
Arbeitsweise ist im Folgenden als Gleichstromverfahren bezeichnet. Diese Verfahren
haben den Nachteil, daß bei der Reaktion beträchtliche Mengen Ruß entstehen. Die
im praktischen Betrieb anfallende Rußmenge beträgt 1- 3 Gew. % vom Einsatzstoff.
Dieser Ruß :-wird durch Berieselung des Rohgases mit Wasser ausgewaschen Die Aufarbeitung
des anfallenden Rußwassers erfolgt auf verschiedene Weise, z. B. durch Zugabe von
Benzin oder. Öl. In
jedem Fall ist ein umfangreiche zusätzliche
Aufarbetnngsanlage für das Rußwasser erforderlich, mit deren Hilfe es im Normalbetrieb
gelingt, ein praktisch rußfreies Wasser zu erhalten" das z. B. in den Prozeß zurückgeführt
wird und dessen Überschuß in die Kanalisation gegeben werden kann. Die Abtrennung
und Aufarbeitung des Rußes ist mit hohen Anlage- und Betriebskosten verbunden, während
der Ruß selbst ein Abfallprodukt von geringem Wert ist. Es ist bekannt, daß man
den Rußanfall durch Anheben der Temperatur verr:ingerr kann. Hierdurch steigt jedoch
der Sauerstoffverbrauch, was aus wirtschaftlicher Gründen unerwünscht ist. Außerdem
setzt die Temperaturbeständigkeit des Mauerwerks dieser Methode eine Grenze'. Bei
Erhöhung des Dampfzu"satzes-zum Vergasungsmittel wird ebenfalls weniger Ruß erzeugt.
Der wirtschaftliche Nachteil dieses Verfahrens besteht darin, daß derWasserdampf
auf die Reaktionstcnperatur von 1400°C erwärmt .werden muß und deshalb ein höherier
Sauerstoffbedarf entsteht. Außerdem wird der vorhandene Dampfüberschuß des Verfahrens
verringert. Völlig -vermeiden läßt sich der Rußanfall auf diese Weise auch nicht.
Durch Druckzerstäubung soll eine fe. nereTröpfchengröße erreicht werden. Diese Methode
erfordert teuere Pumpen und einen hohen Energieaufwand.
Es wurde
nun gefunden, daß man den Rußanfall völlig vermeiden kann.wenn der umzusetzünde
Brennstoff und der für die Reaktion benötigte freie Sauerstoff im Reaktionsraum
im Gegenstrom zueinander geführt werden. Wenn der Brennstoff an der Seite des Spaltgasaustr
ittes in den Reaktionsraum eintritt und der freie SaueA@off von der gegenüberliegenden
Seite. zugeführt wird, dann läßt sich erreichen, daß an der Einführungsstelle des
Brennstoffs praktisch kein freier Sauerstoff mehr vorhanden ist, sondern eine wasserstoffreiche,
die Rußbildung verhindeAde Atmosphäre entsteht. Die Reaktionsten peratur an dieser
Stelle liegt oberhalb von 850°C. Die Relativgeschwindigkeit zwischen Brennstoff
und Gas soll höher als 10 : 1 liegen. Das Verfahren eignet sich nicht nur für die
Umsetzung ' von flüssigen Kohlenwasserstoff en, sondern auch für die oxydierende
Spaltung von gasförmigen Kohlenwasserstoffen und wird vorzugsweise unter erhöhtem
Druck ausgeführt, Mit dem erfindungsgemäßen Verfahren können aus schweren Kohlenwasserstoffölen
unterschiedlicher Prove_@enz Gase hergestellt werden, die zu 80 bis 90 % aus
CO und H2 bestehen, und die sich durch einen sehr_geringen Methangehalt auszeichnen.
Sie können durch Konvertierung des Kohlenmonoxyd mit Wasserdampf zu Kohlendioxyd
und Wasserstoff und Auswaschen des Kohlendioxyds und des Schwefelwasserstoffes zu
einem Rohwassoerstoffmit äußerst geringem Inertgasgehalt umgewandelt werden. ZurHerstellung
methanarmer Gase wird die Austrittstemperatur des Spaltgases aus dem Katalysator
zweckmäßig
über 850°C gehalten, Gegenstand der Erfindung ist ein
Verfahren zur Umsetzung von Kohlenwasserstoffen mit freien Sauerstoff enthaltenden
Gasen und gegebenenfalls Wasserdampf und/oder C02 zu Gasen, die auf stickstüfffreier
Zusammensetzung berechnet, mehr als 80 % Wasserstoff und Kohleninonoxi-l
enthalten unter erhöhtem Druck. Das erfindungsgemäße Verfahren ist dadurch gekennzeichnet,
daß die Kohlenwasserstofeund die Sauerstoff enthaltenden Gase im Gegenstrom zueinander
durch den Reaktor geführt werden, wobei die Kohlenwasserstoffe an der Seite des
Spaltgasabzugs in den Reaktor eingeleitet werden. Dabei sollen sich die Strömungsgeschwindigkeiten
des eintretenden Brennstoffes und des abziehenden Spaltgases wie 10 : 1 verhalten.
Zusätzliche Vergasungsmittel wie Wasserdampf und bzw. oder Kohlendiox.i-d können
mit dem, Sauerstoff und bzw. oder mit den Kohlenwasserstoffen in den Reaktor eingeführt
werden. Ihre Verteilung auf die beiden Eintrittsstellen kann zur Einstellung des
-\krhältnisses der Strömungsgeschwindigkeiten und der Temperatur iiu Bereich des
Eintrittes der Kohlenwasserstoffe und des Austrittes des Spaltgases herangezogen
werden. Diese erfindungsgemäße rußfreie Arbeitsweise bietet eine ganze Reihe von
Vorteilen im Vergleich zu der bisher üblichen Arbeitsweise ini Gleichst Eine erfindungsgein.:iße
Anlage arbeitet St @5l'unggfrei. lGine nennenswerte Ihnwandlung
von
Öl in. Ruß tritt nicht ein. Die. Kosterjür die Anlage und .den Betrieb der Rußwasseraufbereitung
tILen fort. Durch die Rußfreiheit des .Spaltgases wird es möglich, der RE.ktionszone
eine Katalysatorzone unmittelbar nachzuschalten.. Brennkammern, denen Brennstoff
und Verbrennungsluft von entgegengesetzten Seiten her zugeführt werden, wobei, der
Brennstoff eintritt an der Seite des Rauchgasabzuges liegt, sind z. B.. aus der
deutschen Patentschrift 968 652 zur Verbrennung von Ablaugender Papierfabrikation
bekannt. Da auf hierbei/ eine vollständige Verbrennung unter gleichzeitiger Verdampfung
vergleichsweise großer Wassermengen ankommt, war nicht vorauszusehen, daß das Prinzip
für eine partielle Verbrennung brauchbar ist und insbesondere eine Lösung des bisher
in Kauf genommenen Problems der Rußbildung bei der oxydierenden, Spaltung von Köhl.enwasserstoffen
bieten würde. In der Zeichnung ist eine Vor richtung zur Ausführung des erfindungsgemäßen
Verfahrens beispielsweise und schematisch dargestellt. Der Reaktor ist ein zy7nzdrischer,
ausgemauerter, von Einbauten freier Schacht 1 an en dessen Stirnseiten einander
gegenüberliegend die Zuleitungß des sauerstoffhaltigen Vergasungsmittels bzw...die
Ableitung 5 des. Spaltgases angeordnet Sind.. Die Kohlenwasserstoffe werden in den
Reaktor 1 unter hohem Dru-k
durch die -Leitung 2 aus einer zexatral
angeordneten Düse 6 eingeführt und strömen in einem schlanken Kegel, der durch die
gestrichelten Pfeile .angedeutet ist, mit hohe Geschwindigkeit von unten nach -oben.
Das sauerstoffhaltige Vergasungsmittel, das durch eine oder mehrere Zuleitungen
3 an der oberen Stirnseite des Reaktors eingeführt wird, strömt im Gegenstrom den
Kohlenwasserstoffen von oben nach unten. Dabei nimmt dev Sauerstoffgehalt des sich
bildenden Gasgemisches in Richtung von oben nachAnten ab. so daß an der Eintrittsstelle
des Brennstoffs eine wasserstoffreiche Atmosphäre besteht. Die ausgezoganen Pfeile
deuten die möglichen Wege einzelnier Brennstofftröpfchen von der Düse 6 durch den
Reaktionsrauen zur Kat4sator-Schicht 4 an. Die zusätzlichen Vergasungsmittel Wasserdampf
und bzw. oder Kohlendioxid können mit dem den Sauerstoff enthaltenden Vergasungsmittel
durch die Leitung oder Leitungen3und bzw. oder mit den Kohlenwasserstoffen durch
die Leitung 2 und die Düse 6 iaingeführt werden. Im Unterteil des Reaktors unterhalb
des Kohlenwasserstoffeintrittes kann eine Katalysator-Schicht 4 angeordnet werden,
in der das thermodynamische Gleichgewicht der Reaktion eingestellt wird. Ein geeigneter
Katalysator enthält beispielsweise 2 - 20 % Nickel oder Oxyde des Chroms auf einem
hitzebeständigen oxidischen oder silikatischen Träger. Das erzeugte Gas verläßt
den Reaktor durch den Stutzen 5. Das erfindungsgemäße Verfahren wird durch nachstehnde
Beispiele näher erläutert: Beispiel 1
Durch die Leitung ,2 wird dem Reaktionsraum
ein flüssiger Brennstoff der folgenden Zusammensetzung zugeführt. A
C 84, 6 Gew. %
FT 11, 3 # 1
S 3,511
0,4"
O 0,7-
Durch die Leitung 2 und / oder 3 werden je 100 kg Brennstoff gleichzeitig 40 kg
`Vasserdanipf zugeführt. Durch die Leitung 3 werden, ebenfalls auf 100 kg Brennstoff
bezogen, 76, 7 Nm 3 technisch reiner Sauerstoff mit einer Zusammensetzung von
02 95 Vol. %
N 2 2"
Ar 3 "
zugeführt. Das im Reaktionsraum 1 erzeugte Gas strömt durch die katalytische Schüttung
4 und verläßt den Reaktor durch die Leitung 5 praktisch r ußfrei mit einer Temperatur
von 1350°C und hat folgende Zusammensetzung:
C02 4,15 Vol. %
CO 47, 70 "
11Z 45, 50 "
11 25 0,78"
COS 0, 03 Vol.
CH 4 _ 004011
N 2 0' 6 4
Ar 0,80"
Dabei ergeben sich folgende Erzeugungszahlen:
Nm 3 CO -h H2100 kg Einsatzstoff 281,. 5
Nm 3- CO + H2lNm3 02 100 %ig 3, 6 7
Führt man die Vergasung von Öl der gleichen Zusammensetzung mit den gleichen Vergasungsmittelmengen
nach dem bekannten Gleichstrom-Verfahren dur-cz, wobei Brennstoff, Sauerstoff und
Dampf über eine entsprechende Mischeinrichtung durch Leitung 3zugeführt werden,
und ohne die Anordnung eines Katalysators im Unterteil des Reaktors vor dem Spaltgas-austritt,
dann verläßt das erzeugte Gas den Reaktor 5i. Urar mit derselben Reaktionsendtemperatur
von 1350°C und auch mit etwa gleicher Zusammensetzung durch die Leitung 5.Process for the thermal-oxidative cracking of hydrocarbons In the known oil gasification processes, high-boiling hydrocarbons are preferably mixed with oxygen in an empty, brick-built reactor at about 13500C; Air or mixtures thereof, optionally 'partially oxidized with the addition of steam and also of carbon dioxide, a raw gas consisting predominantly of CO and H @ being generated. Materials used in this thermal cracking process are, for example, heating oils, distillation residues and the like, which mostly contain sulfur. The oil and oxygen as well as the other gasification agents are preheated separately and introduced into the actual reaction chamber through a mixing chamber. The cracked gas generated is diverted from this at the end opposite the mixing chamber. This mode of operation is referred to below as the direct current method. These processes have the disadvantage that considerable amounts of soot are produced in the reaction. The amount of soot that occurs in practical operation is 1 to 3% by weight of the starting material. This soot: is washed out by sprinkling the raw gas with water. B. by adding gasoline or. Oil. In any case, an extensive additional processing system for the soot water is required, with the help of which it is possible in normal operation to obtain practically soot-free water which, for example, is fed back into the process and the excess of which can be discharged into the sewer system and reprocessing of soot is associated with high plant and operating costs, while soot itself is a waste product of little value.It is known that the amount of soot can be reduced by increasing the temperature, but this increases the consumption of oxygen, which is more economical Reasons is undesirable. In addition, the temperature resistance of the masonry places a limit on this method. If the amount of steam added to the gasifying agent is increased, less soot is also produced. The economic disadvantage of this process is that the water vapor has to be heated to the reaction temperature of 1400 ° C and therefore a higher demand for oxygen arises. In addition, the existing excess steam in the process is reduced. The soot build-up cannot be completely avoided in this way. By pressure atomization a fe. ner droplet size can be achieved. This method requires expensive pumps and a high expenditure of energy. It has now been found that the accumulation of soot can be completely avoided if the fuel to be converted and the free oxygen required for the reaction are fed in countercurrent to one another in the reaction chamber. When the fuel enters the reaction chamber on the side of the cracked gas outlet and the free SaueA @ off from the opposite side. is supplied, then it can be achieved that practically no more free oxygen is present at the point of introduction of the fuel, but a hydrogen-rich atmosphere that prevents soot formation is created. The reaction temperature at this point is above 850 ° C. The relative speed between fuel and gas should be higher than 10: 1. The process is not only suitable for the conversion of liquid hydrocarbons, but also for the oxidative cleavage of gaseous hydrocarbons and is preferably carried out under increased pressure 80 to 90% consist of CO and H2, and which are characterized by a very low methane content. They can be converted to a raw hydrogen with an extremely low inert gas content by converting the carbon monoxide with water vapor to carbon dioxide and hydrogen and washing out the carbon dioxide and hydrogen sulfide. To produce low-methane gases, the outlet temperature of the cracked gas from the catalyst is expediently kept above 850 ° C. The invention relates to a process for converting hydrocarbons with gases containing free oxygen and, if necessary, water vapor and / or CO 2 to form gases calculated on a nitrogen-free composition, more Contains more than 80 % hydrogen and carbon dioxide under increased pressure. The process according to the invention is characterized in that the hydrocarbons and the oxygen-containing gases are passed through the reactor in countercurrent to one another, the hydrocarbons being introduced into the reactor on the side of the cracked gas vent. The flow velocities of the entering fuel and the withdrawing fission gas should be 10: 1. Additional gasification agents such as water vapor and / or carbon dioxide can be introduced into the reactor with the, oxygen and / or with the hydrocarbons. Their distribution over the two entry points can be used to set the ratio of the flow velocities and the temperature in the range of the entry of the hydrocarbons and the exit of the fission gas. This soot-free mode of operation according to the invention offers a whole series of advantages compared to the previously customary mode of operation in a system according to the invention. lGine significant conversion of oil into. Soot does not occur. The. Kosterj for the plant and the operation of the soot water treatment continue. The fact that the cracked gas is soot-free makes it possible to connect a catalyst zone immediately after the RE.ktionszone. Combustion chambers to which fuel and combustion air are supplied from opposite sides. B .. from the German patent specification 968 652 for the combustion of waste liquors in the paper industry. Since this depends on complete combustion with simultaneous evaporation of comparatively large amounts of water, it could not be foreseen that the principle would be useful for partial combustion and, in particular, would offer a solution to the previously accepted problem of soot formation during the oxidizing, splitting of hydrocarbons would. In the drawing, a device for performing the method according to the invention is shown for example and schematically before. The reactor is a cylindrical, brick-lined shaft 1 free of internals on its end faces opposite to each other the supply line for the oxygen-containing gasification agent and the discharge line 5 of the fission gas are arranged. The hydrocarbons are placed in the reactor 1 under high pressure Introduced through the line 2 from a zexatral nozzle 6 and flow in a slender cone, which is indicated by the dashed arrows, at high speed from the bottom to the top. The oxygen-containing gasification agent, which is introduced through one or more feed lines 3 at the upper end of the reactor, flows in countercurrent to the hydrocarbons from top to bottom. The oxygen content of the gas mixture that forms decreases in the direction from above towards the antennae. so that there is a hydrogen-rich atmosphere at the point of entry of the fuel. The solid arrows indicate the possible paths of individual fuel droplets from the nozzle 6 through the reaction groove to the catalyst layer 4. The additional gasification agents water vapor and / or carbon dioxide can generally be introduced with the gasification agent containing the oxygen through the line or lines 3 and / or with the hydrocarbons through the line 2 and the nozzle 6. A catalyst layer 4, in which the thermodynamic equilibrium of the reaction is established, can be arranged in the lower part of the reactor below the hydrocarbon inlet. A suitable catalyst contains, for example, 2-20% nickel or oxides of chromium on a heat-resistant oxidic or silicate carrier. The gas produced leaves the reactor through the nozzle 5. The process according to the invention is explained in more detail by the following examples: Example 1 A liquid fuel of the following composition is fed to the reaction chamber through line 2. A. C 84.6% by weight
FT 11, 3 # 1
S 3.511
0.4 "
O 0.7-
Through line 2 and / or 3, 40 kg of Vasserdanipf are fed in at the same time for every 100 kg of fuel. Through line 3, also based on 100 kg of fuel, 76.7 Nm 3 of technically pure oxygen with a composition of 02 95 vol.%
N 2 2 "
Ar 3 "
fed. The gas generated in the reaction space 1 flows through the catalytic bed 4 and leaves the reactor through the line 5 practically soot-free at a temperature of 1350 ° C and has the following composition: C02 4.15 % by volume
CO 47.70 "
11Z 45, 50 "
11 25 0.78 "
COS 0.03 vol.
CH 4 _ 004011
N 2 0 '6 4
Ar 0.80 "
This results in the following generation figures: Nm 3 CO -h H2100 kg feedstock 281 ,. 5
Nm 3- CO + H2lNm3 02 100% 3, 6 7
If the gasification of oil of the same composition with the same amounts of gasifying agent is carried out according to the known cocurrent process, fuel, oxygen and steam are supplied through line 3 via an appropriate mixing device, and without the arrangement of a catalyst in the lower part of the reactor before the Fission gas exit, then the gas generated leaves the reactor 5i. Urar with the same final reaction temperature of 1350 ° C and also with approximately the same composition through line 5.
Dabei werden aber je 100 kg Einsatzstoff 3 kg Ruß aus dem Reaktionsraum
ausgetragen, die vor einerWeiterverarbeitung des Gases mit erheblichen Aufwand entfernt
werden müssen und auch die Anordnung eines Katalysators im Reaktor vor dem Spaltgasaustritt
unmöglich machen.
Die Ausbeute ist entsprechend schlechter, wie
die Erzeugungszahlen zeigen; -
Nm 3 CO + H2100 kg Einsatzstoff = 273, 8
Nm 3 CO + H2/Nm3 0 9. 100 %ig = 3, 65
Beispiel 2
Durch die Leitung 2 wird dem Reaktionsraum ein flüssiger Brennstoff
der gleichen Zusammensetzung zügeführt-wie in -Beispiel 1 genannt, Jedoch werden
statt 40 kg Wasserdampf 150 kg Wasserdampf je 100 kg Brennstoff eingesetzt: Die
Sauerstoffzugabe durch Leitung 3 beträgt 6-9, 4Nnz (auf reinen Sauerstoff berechnet)
und ist so bemessen, daß das erzeugte Gas rußfrei ist und nach Durchströmen der
Katalysatorschicht 4 den Reaktionsraum durch Leitung 5 mit einer Temperatur von
nur 1000°C und mit folgender Zusammensetzung verläßt:
C02 12, 88 Vol. %
CO 32,17"
H 2 52, 49 '#
Fit S 0, 6 8
COS 0, 03 "
CH 4 0, 60 «
N2 0, 52 "
"
Ar 0,63
Die Erzeugungszahlen sind
Nm3 CO H2 j 100 kg Einsatzstoff .= 292, 7
Nm 3 CO H2! Nm 302 100 %ig - . 4, 22
Eine Arbeitsweise bei so tiefen Reaktionstsniperautr läßt sich bei einem Gleichstromverfahren,
wobei der Einsatzstoff und die Vergasungsmittel Sauerstoff und Wasserdagnpf durch
Leitung 3 über eine Mischeinrichtung zugeführ werden, nicht ausführen; weil der
Rußanfall so hoch wird, daß in den nachgeschalteten Apparaten Verstopfungen eintreten.
Außerdem iet diese Arbeitsweise aus wirtschaftlichen Erwärungen nicht verwendbar,
weil nur etwa 90 % der eingesetzten Kohlenwasserstoffe in Gas umgewandelt werden.
Beispiel 3
Durch die Leitung 2 wird dem Reaktionsraum ein flüssiger Brennstoff
der im Beispiel 1 genannten Zusammensetzung zugeführt. Jedoch werden statt. 40 kg
Wasserdampf 100 kg Wasserdampf und 30 kg Kohlendioxid je 100 kg Brennstoff eingesetzt.
Die Sauerstoffzugabe durch die Leitungen 3 beträgt 55, 9 Nni3 (auf reinen Sauer
stoff berechnet) und ist so bemessen, daß das erzeugte Gas rußfrei ist und nach
Durchströmen der Katalysatorenschicht 4 den Reaktinnsrauin durch
Leitung
5 mit einer Temperatur von nur 1000°C und mit folgender Zusammensetzung verläßt;
C02 3, 44 Vol. .%
CO« . 39,41 "
H2 49, 95 "
H2S 0, 66 @@
COS 0, 6 0 "
CH 4 0, 42 "
"
N2 0042
Ar 0#49
Die Erzeugungszahlen sind;
Nni3 CO H27100 kg Einsatzstoff--= 319, 3
Nina CO H,/Nm 302 100. %ig = 5, 71
Dieses Gas kann nach Abkühlung und einer herkömmlichen Reinigung zwecks Ausscheidung
von Kohlendioxyd und Schwefelverbindungen z. B. in der Oxosynthese Verwendung finden.In this case, however, 3 kg of soot are discharged from the reaction space per 100 kg of feedstock, which must be removed with considerable effort before further processing of the gas and also make it impossible to arrange a catalyst in the reactor before the cracked gas outlet. The yield is correspondingly worse, as the production figures show; - Nm 3 CO + H2100 kg feedstock = 273.8
Nm 3 CO + H2 / Nm3 0 9. 100% ig = 3, 65
Example 2 is passed through line 2 to the reaction space a liquid fuel of the same composition trains leads-as mentioned in -Example 1, but are used per 100 kg fuel instead of 40 kg of steam 150 kg water vapor: The oxygen addition through line 3 is 6-9, 4Nnz (calculated on pure oxygen) and is dimensioned so that the gas produced is free of soot and, after flowing through the catalyst layer 4, leaves the reaction space through line 5 at a temperature of only 1000 ° C and with the following composition: C02 12.88% by volume
CO 32.17 "
H 2 52.49 '#
Fit S 0.6 8
COS 0.03 "
CH 4 0, 60 "
N2 0.52 "
"
Ar 0.63
The generation numbers are Nm3 CO H2 j 100 kg feedstock. = 292.7
Nm 3 CO H2! Nm 302 100% -. 4, 22
A mode of operation with such a deep reaction temperature cannot be carried out in a cocurrent process, the feedstock and the gasifying agents oxygen and water vapor being supplied through line 3 via a mixing device; because the amount of soot is so high that the downstream equipment becomes blocked. In addition, this method of operation cannot be used for economic reasons, because only about 90% of the hydrocarbons used are converted into gas. Example 3 A liquid fuel of the composition mentioned in Example 1 is fed to the reaction chamber through line 2. However, instead. 40 kg of water vapor, 100 kg of water vapor and 30 kg of carbon dioxide per 100 kg of fuel are used. The addition of oxygen through the lines 3 is 55.9 Nni3 (calculated on pure oxygen) and is dimensioned so that the gas generated is free of soot and after flowing through the catalyst layer 4 the reactin smoke through line 5 at a temperature of only 1000 ° C and with leaves the following composition; C02 3, 44 vol.%
CO «. 39.41 "
H2 49.95 "
H2S 0, 66 @@
COS 0, 6 0 "
CH 4 0.42 "
"
N2 0042
Ar 0 # 49
The generation numbers are; Nni3 CO H27 100 kg feedstock - = 319.3
Nina CO H, / Nm 302 100.% ig = 5, 7 1
This gas can after cooling and a conventional cleaning for the purpose of excretion of carbon dioxide and sulfur compounds z. B. find use in oxo synthesis.