DE2521189C2 - Verfahren zur Herstellung eines methanreichen Gases - Google Patents

Verfahren zur Herstellung eines methanreichen Gases

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Description

(a) das gekühlte und gereinigte Generatorgas auf Temperaturen von 200 bis 2600C vorerhitzt und anschießend in einer ersten Methanisierungszone bei Temperaturen von 770 bis 86O0C methanisiert, das Gasgemisch aus dieser ersten Methamsierungszone abzieht, sobald es einen Gehalt von 40 bis 60 MoI-Va CH4 (trocken) aufweist und in drei aufeinanderfolgenden Stufen zur Entfernung von Wasser auf eine Temperatur unterhalb des Taupunkts abkühlt, wobei im Wärmetausch in der ersten Stufe mit Heißwasser überhitzter Wasserdampf in der zweiten Stufe mit Generatorgas die der ersten Methanisierungszone zu unterwerfenden vorerhitzten Prozeßgase, und in der dritten Stufe mit Wasser Heißwasser erzeugt werden,
(b) das methanreiche, auf 200 bis 2600C vorerhitzte Prozeßgas aus der ersten Methanisierungszone in einer zweiten Methanisierungszone bei Temperaturen von 570 bis 6500C methanisiert und das erhaltene Produktgas abzieht, sobald es einen CH4-Gehalt von 65 bis 83% (trecken) aufweist und in drei aufeinanderfolgenden Stufen auf eine Temperatur unterhalb des Taupunktes abkühlt, wobei im Wärmeaustausch in der ersten Stufe mit Heißwasser überhitzter Wasserdampf mit Temperaturen von 310 bis 3700C, in der zweiten Stufe mit Produktgas der ersten Methanisierungszone die der zweiten Methanisierung zu unterwerfenden vorerhitzten Prozeßgasen und in der dritten Stufe mit Wasser Heißwasser erzeugt werden, und
(c) das methanreiche, auf 200 bis 260° C vorerhitzte Prozeßgas aus der zweiten Methanisierungszone in einer dritten Methanisierungszone bei Temperaturen von 370 bis 4600C methanisiert und das erhaltene Produktgas mit einem CH4-Gehalt von 90 bis über 98 Mol-% (trocken) abzieht und in drei aufeinanderfolgenden Stufen abkühlt, wobei im Wärmeaustausch in der ersten Stufe mit Heißwasser überhitzter Wasserdampf mit Temperaturen von 288 bis 343"C, in der zweiten Stufe mit Produktgas der zweiten Methanisierungszone die der dritten Methanisierung zu unterwerfenden vorerhitzten Prozeßgase und in der dritten Stufe mit Wasser Heißwasser erzeugt werden.
Die vorliegende Erfindung betrifft ein kontinuierliches Verfahren zur Herstellung von reinem, methanrei-
,5 chen Gas aus kohlenwasserstoffhaltigen Brennstoffen, insbesondere zur Herstellung von methanreichen Brenngasen, die frei von nichtumgesetzten Kohlenstoffteilchen sind. Die weltweite Brennstoffverknappung hai die Suche nach neuen Energiequellen beschleunigt. Diese erstreckt sich insbesondere auf preiswerte, gasförmige Brennstoffe, die bei der Verbrennung nicht die Atmosphäre verschmutzen. Nach US-PS 36 88 438 ist es bekannt, Synthesegas durch Partialoxidation von kohlen- wasserstoffhaltigem Brennstoff mit bis zu 26 VoL-% Methan herzustellen, wobei mit einem vergleichsweise hohen Gewichtsverhältuis von Dampf zu Brennstoff und ohne nachfolgende katalytische Methanisierungsstufe gearbeitet wird. Weiterhin ist es nach US-PS 37 09 669 bekannt, daß das Synthesegas nach Verlassen des Partialoxidaf'onsgasgenerators in einer zusätzlichen Verfahrensstufe behandelt wird, in der in einer Wassergasreaktion vor der katalytischen Methanisierung das H2/C0-M0I-Verhältnis auf vorzugsweise 3 eingestellt wird. Bei diesem yerfshren tritt jedoch unerwünscht
Rußbildung auf, sobald der Methangehalt des Einspei-
sungsgases für den katalytischen Methanisierungsreak tor über 10 MoI.-% (trocken, CO2-frei) ansteigt.
Aufgabe der vorliegenden Erfindung ist es, ein saube-
res, methanhaltiges Gas mit eint.p Methangehalt von über 99 Mol.-% herzustellen, das einen Heizwert von 28765 bis 41033 kJ/Nm3 aufweist Das Verfahren während der Methanisierung soll dabei ohne Rußbildung ablaufen um zu verhindern, daß Kohlenstoffabiagerun gen die Wirksamkeit des Prozesses herabsetzen oder die Lebensdauer der Katalysatoren verkürzen. Es soll ein wirtschaftliches und umweltfreundliches Verfahren zur Methangasgewinnung bereitgestellt werden.
Die Aufgabe wird erfindungsgemäß durch ein Verfah-
ren zur Herstellung eines methanreichen Gases durch Partialoxidation von kohlen wasserstoffhaltigem Brennstoff mit im wesentlichen reinem Sauerstoff und Wasserdampf in der Reaktionszone eines strörnungshindernisfreien, nichtkatalytischen Synthesegasgenerators, wobei die Partialoxidation bei einer sich selbst einstellenden Temperatur von etwa 650 bis 12000C und einem Druck von 25 bis 246 bar abläuft, das Atomverhältnis von Sauerstoff im Sauerstoffspeisegas zu Kohlenstoff im Brennstoff (O/C-Verhältnis) im Bereich von 0,6 bis 1,2 liegt und das Gewichtsverhältnis von Dampf zu Brennstoff im Bereich von 3 bis 5 :1 eingestellt ist, und das erhaltene Rohgeneratorgas mit einem H2/C0-M0I-verhältnis von 2,6 bis 4 (trocken) und einem Methangehalt von 10 bis 30 Mol-% (trocken, COrfrei) zur Entfcr- nung von Kohlenstoffteilchen, H2O und Säuregas in einer Kühl- und Reinigungszone behandelt wird, und anschließend in Gegenwart von Übergangselementen der VIII. Gruppe des Periodensystems, insbesondere Eisen,
Nickel oder Kobalt enthaltenden Katalysatoren bei Temperaturen von ober 2OQ0C und einem Pruck von 25 ist 246 bar metbanisiert sowis das gebildete Wasser durch Abkühlen kondensiert wird, gelöst, das dadurch gekennzeichnet ist, daß man
(a) das gekühlte und gereinigte Generatorgas auf Temperaturen von 200 bis 2600C vorerhitzt und anschließend in einer ersten Methanisierungszone bei Temperaturen von 770 bis 8600C methanisiert, das Gasgemisch aus dieser ersten Methanisiemngszone abzieht, sobald es einen Gehalt von 40 bis 60 Mol-% CH4 (trocken) aufweist und in drei aufeinanderfolgenden Stufen zur Entfernung von Wasser auf eine Temperatur unterhalb des Taupunktes abkühlt, wobei im Wärmetausch in der ersten Stufe mit Heißwasser überhitzter Wasserdampf, in: der zweiten Stufe mit Generatorgas die der ersten Methanisierungszone zu unterwerfenden vorerhitzten Prozeßgase und in der dritten Stufe mit Wasser Heißwasser erzeugt werden,
(b) das methanreiche, auf 200 bis 260° C vorerhitzte Prozeßgas aus der ersten Methanisierungszorie in einer zweiten Methanisierungszone bei Temperaturen von 570 bis 6500C, methanisiert und das erhaltene Produktgas abzieht, sobald es einen CH4-Gehalt von 65 bis 83% (trocken) aufweist und in drei aufeinanderfolgenden Stufen auf eine Temperatur unterhalb des Taupunktes abkühlt, wobei im Wärmeaustausch in der ersten Stufe mit Heißwasser überhitzter Wasserdampf mit Temperaturen von 310 bis 3700C, in der zweiten Stufe mit Produktgas der ersten Methanisierungszone die der zweiten Methanisierungs zu unterwerfenden vorerhitzten Prozeßgasen und in der dritten Stufe mit Wasser Heißwasser erzeugt werden, und
(c) das methanreiche, auf 200 bis 2600C vorerhitzte Prozeßgas aus der zweiten Methanisierungszone in einer dritten Methanisierungszone bei Temperaturen von 370 bis 460° C methanisiert und das erhaltene Produktgas mit einem CH4-Gehalt von 90 bis über 98 Mol-% (trocken) abzieht und in drei aulfeinanderfolgenden Stufen abkühlt, wobei im Wärmeaustausch in der ersten Stufe mit Heißwasser überhitzter Wasserdampf mit Temperaturen von 288 bis 3430C, in der zweiten Stufe mit Produktgas der zweiten Methanisierungszone die der dritten Methanisierung zu unterwerfenden vorerhitzten Prozeßgase und in der dritten Stufe mit Wasser Heißwasser erzeugt werden.
Nach abschließender Reinigung und Entfernung der Säuregase mittels eines Säuregasabscheiders wird ein reines Produktgas mit 98 bis 99 Mol-% Methan und mehr erhalten. Vorteilhafterweise ist der Druck bei der Durchführung der verschiedenen Verfahrensstufen wie Kühlung, Reinigung, Methanisierung und Wasserabzug aus dem Prozeßgas im wesentlichen gleich dem Druck in der Reaktionszone des Synthesegasgenerators. Der Katalysator enthält dabei zweckmäßigerweise 33 bis 38 Gew.-% an Nickeloxid und 12 bis 25 Gew.-% Aluminiumoxid.
Das Verfahren gemäß vorliegender Erfindung erlaubt es, die Ausbeute bei der Methanisierung kohlenstoffhaltigen Brennstoffes auf über 99% CH4 zu steigern, wobei durch Rückgewinnung und Rückführung einer Öl/Ruß-Aufschlämmung der Wirkungsgrad des Verfahrens beträchtlich gesteigert werden kann. Daneben wird durch die Einführung des dreistufigen Kühlverfahrens ein besonders wirksames und wirtschaftliches Verfahren zur Abkühlung des ProzeQgases bereitgestellt, das es erlaubt, überhitzten Wasserdampf zu gewinnen und im Prozeß als Wärmequelle wiederzuverwenden. Damit wird auch die Umwelt durch Verminderung der Verfahrensabwärme weniger belastet
Durch Steuerung der Verfahrensbedingungen und Zusammensetzung des Gases in dem erfindungsgemä-
Ben kritischen Bereich wurde überraschenderweise gefunden, daß unerwünschte Rußbildung in jeder einzelnen katalytischen Methanisierungszone verhindert wird, obwohl der CH4-Gehalt des Methanisierungsgases von Methanisierungsstufe zu Methanisierungsstufe angeho-
ben wird und hohe Temperaturen eingesetzt werden. Das erfindungsgemäß hergestellte Produktgas ist frei von Kohlenstoffteilchen und Schwefelverbindungen, so daß es ohne Verunreinigung der Atmosphäre verbrannt werden kann.
Bei dem erfindungsgemäßen Verfahren wird zunächst Synthesegas durch nichtkatalytische Partialoxidation von kohlenwasserstoffhaltigem Bren ^iofi mit im wesentlichen reinem Sauerstoff und Dampf in der Reaktionszone eines Strömungshindernisfreien Synthesegas-
generators hergestellt Der Begriff Synthesegas umfaßt prinzipiell Wasserstoff, Kohlenmonoxid, Kohlendioxid, Wasserdampf, Methan sowie weitere Gase wie Stickstoff, Argon, Carbonylschwefel und/oder Schwefelwasserstoff und auch mitgerissene Kohlenstoffteilchen. Die Zusammensetzung des Ausgangsmaterials und die Reaktionsbedingungen werden so gesteuert, daß ein Generatorgas mit einem Mol-Verhältnis H2: CO von 2,6 bis 4,0, einem CH4-Gehalt von 10 bis 30 Mol-% (trocken, Crfreie Basis) und einem Gehalt an mitgerissenen Kohlenstoffteilchen von 0,1 bis 13 Gew.-% (bezogen auf das Basisgewicht des Kohlenstoffs in dem Kohlenwasserstoff-Brennstoff) hergestellt wird.
Kohlenwasserstoffhaltige Brennstoffe, die als Ausgangsmaterialien für den Gasgenerator geeignet sind, sind Kohlenwasserstoffe wie z. B. Erdöldestillate- und Erdölrückstände, Gasöl, Brennstoffrückstände, Rohöl und reduziertes Rohöl, Asphalt, Kohleteere, Teeröle, Schieferöle und Teersandöle. Leicht destillierende Erdöäe mit einem Siedepunkt bis zu 204°C, z.B. Naphta, Gasolin und Kerosin, können benutzt werden, jedoch ist das Verfahren besonders wirtschaftlich; wenn preisgünstige, schwefelhaltige Erdölbrennstoffe eingesetzt werden, die einen Siedepunkt von 204 bis 482° C und einen Schwefelgehalt von 1 bis 7 Gew.-% aufweisen. Es können auch pumpbare Aufschlämmungen von festen kohlenwasserstoffhaltigen Brennstoffen verwendet werden, z. B. von Kohle, Koks, Kohlenstoffteilchen und Petroleumkoks, in einem der oben aufgeführten Kohlenwaserstoff-Brennstoffe oder in Wasser. Zur Steuerung der Temperatur im Synthesegasgenerator wird Wasser oder Dampf benutzt. Sie können getrennt zugeführt oder vermischt werben mit Sauerstoff oder mit kohlenwasserstoffhaltigem Speisegas oder beidem. Es werden 3 bis 5 kg H2O pro 1 kg kohlenwasserstoffhaltigem Brennstoff in die Reaktionszone eingeführt. Im wesentlichen reiner Sauerstoff mit einem Sauerstoffgehalt von über 95 Mol-%, Rest N2 und seltene Gase, kann als Oxidationsmittel in die Reaktionszone eingeführ1 werden, wobei sich der Temperaturbereich voll Raumtemperatur bis 6490C erstreckt. Das Verhältnis von Sauerstoff zu Kohlenstoff im Speisegas (O/C-Verhältnis) beträgt 0,6 bis 1,2, vorzugiweist 0,8 bis 1,0. Die Mengt an Sauerstoff wird kontrolliert zugeführt, um die voll-
ständige Verbrennung des Kohlenstoffs zu verhindern und die Temperatur in der Reaktionszone zu steuern.
Das Sauerstoffgas wird gleichzeitig mit H2O und kohlenwasserstoffhaltigem Brennstoff in die Reaktionszone des Synthesegasgenerators eingeführt. Hierbei kann ein Ringbrenner benutzt werden, wie er in den US-Patentschriften 29 29 460 und 37 43 606 beschrieben ist. Der Generator besteht aus einem zylindrisch geformten, senkrecht angeordneten Stahldruckkessel, dessen Innenwand mit feuerfestem Material, z. B. Aluminiumoxid, ausgekleidet ist. In den US-Patentschriften 28 18 326 und 30 00 711 sind geeignete Gasgeneratoren beschrieben. Die Größe der Reaktionskammer ist so gemessen, daß die durchschnittliche Verweilzeit der Reaktanden und der Reaktionsprodukte im Bereich von 0,5 bis 20 Sek., vorzugsweise I bis 8 Sek., liegt. Am Kopf und am Fuß des Gasgenerators sind axial fluchtend Einlaß und Auslaß angebracht. Die Einspeisung in den Gasgenerator kann bei 38 bis 540°C vorgenommen werden. In einer oevurzugien /MiSiunfüngSiörin ΐ5ΐ am ϊνορΐ gcs Gasgenerators ein Ringbrenner in axialer Ausrichtung zur Einspeisung und Vermischung des Beschickungsstromes an den Generatoreinlaß geflanscht.
In der Reaktionszone des nichtkatalytischen, strömungshindernisfreien Synthesegasgenerators läuft die Reaktion bei einer autogenen Temperatur von 650 bis 930° C ab. Dabei liegt der Druck im Bereich von 24,5 bis 147 bar. Das Abgas des Gasgenerators hat die folgende Zusammensetzung in Mol-% Trockenbase: H2: 30-50, CO: 8-18, CO2: 30-40, CH4: 6-20, H2S: 0-2,0, COS: 0-0,1, N2:0-03, A: 0-0,3, Kohlenstoffteilchen 0,1 -13 Gew.-% bezogen auf die Basis C im Brennstoff. Methan: 10-30 Mol-% (trocken, COrfreie Basis), H2:CO: 2,6-4,0.
Mit Hilfe üblicher Verfahren wird das Rohgasgeneratorgas gekühlt. Die Kohlcr.stoffteilchen und gasförmigen Verunreinigungen werden entfernt. Das Generatorgas kann durch einen Abhitzekessel geführt werden und durch indirekten Wärmeaustausch mit Wasser auf eine Temperatur im Bereich von 150 bis 430°C abgekühlt werden. Dabei wird überhitzter Wasserdampf von 400 bis 450° C erzeugt, der im Gasgenerator, an anderer Stelle im Prozoß oder auch außerhalb eingesetzt werden kann.
Kohlenstoffteilchen, z. B. freier Kohlenstoff und Ruß, sowie andere mitgerissene Festkörper, können aus dem Rohgeneratorgas durch bekannte Waschtechniken in einer Gas/Flüssig-Waschzone entfernt werden. Die Kohlenstoffteilchen können mit einem Öl/Wasser-Gemisch aus dem Prozeßgas ausgewaschen werden. Die Aufschlämmung der Waschflüssigkeit mit Kohlenstoffteilchen kann iii den Gasgenerator als Teil der Kohlenwasserstoff-Einspeisung zurückgeführt werden.
Wenn öl als Waschflüssigkeit eingesetzt wird, sollte die Temperatur des Waschöls unterhalb der Cracktemperatur und oberhalb des Taupunktes von Wasser im Prozeßgas gehalten werden. Das Rohgeneratorgas kann auch in eine Flüssiggaskolonne vom Glockenbodentyp im Gegenstrom mit flüssigem Kohlenwaserstofföl eingeführt werden, wie in Perry's Chemical Engineers' Handbook, 4. Auflage, McGraw Hill 1963, Kap. 18, Seiten 3 bis 5, beschrieben. Eine Aufschlämmung von Kohlenstoffteilchen und flüssigem Kohlenwasserstofföl wird dann von dem Boden der Waschkolonne bei einer geeigneten Vorwärmtemperatur als Teil der Kohlenwasserstoffeinspeisung in die Reaktionszone des Synthesegasgenerators gegeben.
Falls erforderlich, kann der Waschvorgang fortgesetzt werden, z. B. indem das Gas in Kohlenwasserstofföl abgeschreckt oder in einem flüssigen Kohlenwasserstoff mittels einer Waschdüse oder eines Venturiwäscher gewaschen wird (Perry's Chemical Engineers'
Handbook, 4. Auflage, Kap. 18, Seiten 54 bis 56).
Wenn das Prozeßgas den Waschturm verläßt, ist es praktisch frei von Kohlenstoffteilchen und weist eine Temperatur von 149 bis 343" C auf. Es wird dann kondensiert, und verdampfte Kohlenwasserstoffe und Was-
ο ser werden abgetrennt (siehe dazu US- PS 36 39 261).
In einer nächsten Verfahrensstufe wird säurehaltiges Gas, das aus CO3, HjS und COS oder Mischungen davon besteht, aus dem Prozeßgas in einer Gasreinigungszone entfernt. Dieses kann durch physikalische oder chemisehe Absorption mit geeigneten Lösungsmitteln, wie Methylalkohol, N-Methylpyrrolidon, Triäthanolamin. Propylencarbonat und Kaliumcarbonat, geschehen. Das Lösungsmittel sollte für Methan, Wasserstoff und CO unlöslich sein. Der größte Teil des CO2, der im Lösungs-
2Q rriit'.s! adsorbiert ist, wird durch Verdampfen freigesetzt. Das CO2-GaS hat einen Reinheitsgrad von 98,5% und kann zur organischen Synthese eingesetzt oder dem Gasgenerator als Temperaturmoderator zugeführt werden. Das gereinigte Lösungsmittel wird in die Absorp-
tionskolonne zur Wiederverwendung zurückgeführt. Falls erforderlich kann das Prozeßgas durch Eisenoxid oder aktivierte Kohle geleitet werden, um Restspuren von H2S oder organischen Sulfiden zu entfernen.
Übungsmittel, die H2S oder COS enthalten, können durch zusätzliche Verdampfung regeneriert werden. Aus H2S und COS kann dann, z. B. nach dem Claus-Verfahren, reiner Schwefel gewonnen werden, wie in Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology, 2. Aufgabe, Band 19, John Wiley 1969, Seite 352 beschrieben.
Nach der Gasreinigungszone hat das im wesentlichen trnrk.pp.e Generatorgas foleende Zusammensetzung in Mol-%: H2: 45-757 CO: U -30, CH4: 10-30, CO2: 0-0,5 und weniger als 0,1 ppm Schwefel (H2S + COS). Der obere Heizwert liegt im Bereich 419-561 k|/Nm3, und die Temperatur liegt im Bereich von 37 bis 100°C, nachdem das Säuregas entfernt wurde. Danach wird das Generatorgas auf eine Temperatur von 200 bis 240° C durch indirekten Wärmeaustausch mit dem Prozeßgas aus dem ersten katalytischen Methanisator aufgeheizt.
Die katalytische Herstellung von Methan aus Wasserstoff und Kohlenoxid verläuft in der Regel in exothermer Reaktion. Hohe Temperaturen im Katalysatorbett, die zur Zerstörung der Aktivität des Katalysators und zur Herabsetzung der Methanausbeute führen, können durch die Anwendung bekannter Steuerverfahren verhindert werden.
Übergangselemente der Gruppe VIII, hau, sächlich Eisen, Nickel und kobalt, sind sehr geeignete Katalysatoren für die Methanisierung. Die Lebensdauer des Katalysators kann dadurch verlängert werden, daß der Schwefelgehalt im Reaktionsgas unter 2,85 mg/Nm3 Schwefel gehalten wird.
Es ist bekannt, daß bei Einhaltung bestimmter kritischer Verfahrensbedingungen die Reaktionskomponenten CO und H2 im Prozeßgas auf katalytischem Wege unter Erhöhung des Methangehaltes umgesetzt werden können, ohne daß dabei unerwünschte Nebenprodukte wie Ruß entstehen. Während der Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens wird auch kein freier
Kohlenstoff auf dem Katalysator abgelagert Gleichzeitig wird wertvoller überhitzter Wasserdampf hergestellt. Die Verfahrenstemperatur in der ersten katalytischen Methanisierungszone beträgt 770 bis 860° C Die
Raumströmungsgeschwindigkeit beträgt zwischen 100 bis 10 000 Raumteile Gas pro Raumteile Katalysator und Stunde, wobei der Druck 24,5 bis 147 bar beträgt. Die Verfahrenstemperatur in der zweiten Methanisierungszone betragt 570 bis 6500C und in der dritten Methanisierungszone 370 bis 4600C.
Im folgenden wird das erfindungsgemäße Verfahren an Hand eines Ausführungsbeispiels sowie einer Zeichnung näher erläutert:
Dar« kohlenwasserstoffhaltige Ausgangsmaterial wird to über eine Speiseleitung 1 bei einer Temperatur von 11O0C vom Tank 2 mit 1090 kg/h abgezogen. Aus der Leitung 4 tritt überhitzter Wasserdampt bei einer Temperatur von 430°C und in einer Menge von 3860 kg/h in die Leitung 3 ein und wird dort mit dem Kohlenwasser-Stoffausgangsmaterial gemischt. Die Mischung gelangt durch Ringraum 5 in den Ringbrenner 6, der an dem Einlaß 7 eines vertikal angeordneten Gasgenerators 8 angeflanscht ist. Der Gasgenerator ist strömungshindernisfrei und besitzt eine Reaktionskammer 9 mit 0,62 m3 Rauminhalt. Das kohlenwasserstoffhaltige Ausgangsmaterial im Tank 2 enthält 525 kg Brennstoff mit einem oberen Heizwert von 43 335 kj/kg und 17°C API. Während der Brennstoff durch Leitung 10 in den Tank eingeführt wird, gelangt eine ÖL/Ruß-Aufschlämmung durch Leitung 11 dorthin. Die Öl/Ruß-Aufschlämmung im Tank hat ein Gewicht von 569 kg und besteht aus 44 kg Kohlenstoffteilchen sowie 525 kg hochsiedendem Waschöl. Von Leitung 20 gelangen 1065 kg Sauerstoff (99,5 MoI-0Zn) mit einer Temperatur von 44"C durch das Zentralrohr 21 des Brenners 6 in die Reaktionskammer 9. Oort läuft die Partialoxidation bei einer sich selbst einstellenden Temperatur von etwa 93O0C und einem Druck von 103,5 bar ab.
Die Verweilzeit in der feuerfest ausgekleideten Reaktionszone beträgt ungefähr 12 Sek. Durch Auslaß 22 des Synthesegasgenerators 8 gelangen 248 Nm3 Synthesegas in die Leitung 23. Die Zusammensetzung des Synthesegases und der obere Heizwert sind ά Tabelle I angegeben. Die Temperatur des methanreichen Rohgeneratorgases wird im Abhitzekessel 24 durch indirekten Wärmeaustausch auf 316° C gesenkt, wobei das Kühlwasser durch Leitung 25 mit etwa 650C in den Abhitzekessel 24 eintritt und diesen durch Leitung 26 mit etwa 427°C als überhitzter Dampf verläßt. Ein Teil des überhitzten Dampfes wird zum Synthesegasgenerator über Leitung 4 zurückgeführt. Die Rußbestandteile des Rohgeneratorgases werden durch ölwäsche im Venturiwäscher 27 mit Hilfe von Waschöl entfernt, das durch Leitung 28 aus der Leitung 12 zugeführt wird. Die Öl/Ruß-Mischung wird durch Leitung 29 in die Waschkolonne 30 eingeleitet und dort unter Zusatz von weiterem Waschöl, das durch Leitung 31 eintritt, aufbereitet. Am Boden der Waschkolonne 30 wird eine Öl/Kohlenstoff Aufschlämmung durch Leitung 11 abgezogen. Diese Aufschlämmung ist während des Waschprozesses aufgeheizt worden und wird nun im Tank 2 gespeichert, um dem Synthesegasgenerator als Teil des Kohlenstoffausgangsmaterials wieder zugeführt zu werden. Das gereinigte Generatorgas strömt vom oberen Ende der Waschkolonne 30 durch die Leitung 35 in den Kühler 36. Dort wird das Generatorgas auf eine Temperatur von etwa 38° C abgekühlt, um Wasser und restliche, nicht flüchtige Bestandteile zu kondensieren und durch die Leitung 38 auszuscheiden. Das Kühlwasser tritt mit Raumtemperatur durch die Leitung 37 in den Kühler 36 ein.
Das trockene, festkörperfreie Generatorgas wird durch Leitung 39 in einen gewöhnlichen Säuregasabscheider 40 eingeleitet, wo CO2 und H2S durch Leitungen 41 und 42 abgezogen werden.
Tabelle I gibt die Zusammensetzung und den oberen Heizwert des Generatorgases nach Verlassen des Säuregasabscheiders 40 durch Leitung 43 an. Das Generatorgas wird dann im Wärmeaustauscher 45 auf eine Temperatur von 26O0C aufgeheizt. Die Aufheizung geschieht durch indirekten Wärmeaustausch mit Prozeßgas, das die erste katalytische Methanisierungszone 46 verlassen hat und zum Teil im Abhitzekessel 47 abgekühlt wurde.
Das aufgeheizte, methanreiche Generatorgas wird durch Leitung 48 in die Methanisierungszone 46 bei einer Raumströmungsgeschwindigkeit von 7000 Raumteile Gas pro Raumteile Katalysator und Stunde eingeführt. Der Katalysator in der Methanisierungszone 46 enthält NiO · AL2O3, der auf Kaolin aufgebracht und mit Wasserstoff reduziert wurde.
Durch die Leitung 49 verläßt das Prozeßgehäuse die ivieihanisierungszoiie 46 iiiii einer Temperatur von 827° C und wird dann in drei Stufen auf eine Temperatur von 37,8°C abgekühlt, um Wasser auszukondensieren. In einer ersten Stufe des Kühlverfahrens wird das Prozeßgas im Abhitzekessel 47 auf 260°C durch indirekten Wärmeaustausch mit Wasser abgekühlt, das durch Leitung 50 in den Abhitzekessel eingeführt und ihn durch Leitung 51 mit einer Temperatur von 371°C als überhitzter Wasserdampf verläßt. In der zweiten Stufe wird das Prozeßgas durch die Leitung 52 in den Wärmeaustauscher 45 geführt und dadurch auf eine Temperatur von 93" C abgekühlt, wodurch gleichzeitig das Speiseglas für die erste Methanisierungszone 46 aufgeheizt wird.
In der dritten Kühlstufe wird das Prozeßgas durch Leitung 53 in den Kühler 54 eingeführt und dort unter den Taupunkt gekühlt durch indirekten Wärmeaustausch mit dem Kühlwasser, das durch die Leitung 55 mit Raumtemperatur von 21,7°C eintritt und den Kühler 54 durch die Leitung 50 mit 65,6°C verläßt. Kondensiertes Wasser wird durch die Leitung 56 abgezogen.
Die Zusammensetzung und der obere Heizwert d*s Prozeßgases, das nun durch Leitung 60 die erste Methanisierungszone verläßt, wird in Tabelle I gezeigt. Im Erhitzer 61 wird das Prozeßgas auf eine Temperatur von 2600C aufgeheizt und dann in einer zweiten katalytischer! Methanisierungszone 62 durch die Leitung 63 eingeführt. Der Katalysator in der Methanisierungszone 62 ist von derselben Beschaffenheit wie der Katalysator in der Methanisieningszone 46. In der Methanisierungszone 62 reagieren CO und H2, um Methan und Wasser zu bilden. Das Prozeßgas wird durch Leitung 64 mit einer Temperatur von 627° C abgezogen. Wie bereits bei der ersten Methanisierungszone beschrieben, wird Wärme von dem Prozeßgas in einem Abhitzekessel 65 abgezogen und dabei überhitzter Wasserdampf mit einer Temperatur von 343° C gebildet, der durch Leitung 66 den Abhitzekessel verläßt. Ein zweites Mal wird Wärme aus dem Prozeßgas im Erhitzer 61 gezogen, um den gasförmigen Speisestrom für die zweite Methanisierungszone 62 vorzuheizen, und ein drittes Mal wird Wärme im Wärmeaustauscher 67 gewonnen, die das Kühlwasser von Raumtemperatur auf 65,6° C anwärmt Das Prozeßgas wird dabei auf 37,8° C abgekühlt (unterhalb des Taupunktes), und das kondensierende Wasser wird durch Leitung 68 abgezogen.
Das Prozeßgas gelangt nun durch Leitung 69 in eine dritte Methanisierungszone. Es weist dabei eine Zusam-
ίο
mensetzung und einen Heizwert auf. die wie in Tabelle I gezeigt. Das ProzeDgas wird im Wärmeaustauscher 75 auf eine Temperatur von 5600C erwärmt und dann in der dritten Methanisierungszone 76 durch Leitung 77 eingeführt. Der Katalysator in der Methanisierungszone 76 hat dieselbe Beschaffenheit wie der Katalysator der Methanisierungszonen 46 und 62. Ebenso ist die Raumströmungsgeschwindigkeit in den Methanisierungszonen 46,62 und 76 '.n etwa gleich hoch.
In der Methanisierungszone 76 reagieren CO und H2 miteinander, und es entstehen Methan und Wasser. Das Prozeßgas verläßt die Methanisierungszone durch Leitung 78 mit einer Temperatur von 4270C. Wie schon vorher beschrieben, wird im Abhitzekessel 79 überhitzter Dampf hergestellt mit einer Temperatur von 316°C. der den Kessel durch Leitung 80 verläßt. Im Wärmeaustauscher 75 wird das Prozeßgas vorgewärmt, worauf in
Tabelle I
Zusammensetzung und oberer ! !eizwert der Prozeßgase: bzw. des Produktgases in MoI-P7?. !rocken
einem Wärmeaustauscher 81 das Kühlwasser von Raumtemperatur auf etwa 65,6°C erwärmt wird. Das Prozeßgas wird a if 37,8°C abgekühlt, und das kondensierte Wasser durch die Leitung 82 abgezogen.
Die Zusammensetzung und der obere Heizwert des Produktgases beim Verlassen der dritten Methanisierungszone wird in Tabelle I gezeigt. Das Prozeßgas verläßt den Wärmeaustauscher 81 durch Leitung 83 und wird dann in einen gewöhnlichen Säuregasabscheider 84 eingeführt. Dort wird die Restmenge CO2 durch Leitung 85 abgezogen, und ein sauberes Produktgas wird durch Leitung 86 in einer Menge von 789 NmJ gewonnen. Das Produktgas hat einen Methangehall von 9<1 MoI-% und einen oberen Heizwert von 41 409 KJ/NmJ. In Tabelle I ist die Zusammensetzung und der obere Heizwert des Produktgases in Leitung 86 gezeigt.
Leitung Nr.
23
43
60 69
CO 13,3 19,5 9.5 2.0 0,1 0.1
i H2 35.0 50,6 29.3 8,6 0,8 0,8
1 CH4 20,5 29,8 57,4 84,3 94.1 99.0
CO2 30,8 0 3.7 5,0 4.9 0
I H2 S+ COS 0,3 0 0 0 0 0
3 A + N 0,1 0,1 0,1 0,1 0.1 0.1
% oberer Heiz
wert in KJ/Nm3 14 948 21 689 29 016 36 218 39 148 41 4
Hierzu 1 Blatt Zeichnungen

Claims (1)

  1. Patentanspruch;
    Verfahren zur Herstellung eines methanreichen Gases durch PartJaloxidation von kohlenwasserstoffhaltigero Brennstoff mit im wesentlichen reinem Sauerstoff und Wasserdampf in der Reaktionszone eines Strömungshindernisfreien, nichtkatalytischen Synthesegasgenerators, wobei die Partialoxidation bei einer sich selbst einstellenden Temperatur von etwa 650 bis 1200"C und einem Druck von 25 bis bar abläuft, das Atomverhältnis von Sauerstoff im Sauerstoffspeisegas zu Kohlenstoff im Brennstoff (O/C-Verhältnis) im Bereich von 0,6 bis 1,2 liegt und das Gewichtsverhältnis von Dampf zu Brennstoff im Bereich von 3 bis 5 :1 eingestellt ist, und das erhaltene Rohgeneratorgas mit einem H2/CO-MoIverhältnis von 2,6 bis 4 (trocken) und einem Methangehalt von 10 bis 30 Moi-% (trocken, CO^frei) zur Entfernung von Kohlenstoffteilchen, H2O und Säuregas in einer Kühl· und Reinigungszone behandelt wird, und anschließend in Gegenwart von Obergangselementen der VIII. Gruppe des Periodensystems, insbesondere Eisen, Nickel oder Kobalt enthaltenden Katalysatoren bei Temperaturen von Ober 2000C und einem Druck von 25 bis 246 bar methanisiert sowie das gebildete Wasser durch Abkühlen kondensiert wird, dadurch gekennzeichnet, daß man
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Families Citing this family (53)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4016189A (en) * 1974-07-27 1977-04-05 Metallgesellschaft Aktiengesellschaft Process for producing a gas which can be substituted for natural gas
DE2440456C3 (de) * 1974-08-23 1978-06-08 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur Reinigung eines mit Kohlendioxid verunreinigten methanreichen Gases
AR205595A1 (es) * 1974-11-06 1976-05-14 Haldor Topsoe As Procedimiento para preparar gases rico en metano
US4184322A (en) * 1976-06-21 1980-01-22 Texaco Inc. Partial oxidation process
US4099383A (en) * 1976-06-21 1978-07-11 Texaco Inc. Partial oxidation process
US4099382A (en) * 1976-06-21 1978-07-11 Texaco Inc. By-product superheated steam from the partial oxidation process
US4074981A (en) * 1976-12-10 1978-02-21 Texaco Inc. Partial oxidation process
US4064156A (en) * 1977-02-02 1977-12-20 Union Carbide Corporation Methanation of overshifted feed
US4134908A (en) * 1977-04-28 1979-01-16 Foster Wheeler Energy Corporation Methanation process
US4196100A (en) * 1978-01-10 1980-04-01 The International Nickel Co., Inc. Catalyst useful for methanation and preparation thereof
US4208191A (en) * 1978-05-30 1980-06-17 The Lummus Company Production of pipeline gas from coal
DK143162C (da) * 1978-12-12 1981-12-14 Topsoee H A S Fremgangsmaade og anlaeg til fremstilling af en metanrig gas
US4235044A (en) * 1978-12-21 1980-11-25 Union Carbide Corporation Split stream methanation process
US4341531A (en) * 1980-12-08 1982-07-27 Texaco Inc. Production of methane-rich gas
US6588504B2 (en) 2000-04-24 2003-07-08 Shell Oil Company In situ thermal processing of a coal formation to produce nitrogen and/or sulfur containing formation fluids
US6715548B2 (en) 2000-04-24 2004-04-06 Shell Oil Company In situ thermal processing of a hydrocarbon containing formation to produce nitrogen containing formation fluids
US6715546B2 (en) 2000-04-24 2004-04-06 Shell Oil Company In situ production of synthesis gas from a hydrocarbon containing formation through a heat source wellbore
US20030075318A1 (en) * 2000-04-24 2003-04-24 Keedy Charles Robert In situ thermal processing of a coal formation using substantially parallel formed wellbores
US6877554B2 (en) 2000-04-24 2005-04-12 Shell Oil Company In situ thermal processing of a hydrocarbon containing formation using pressure and/or temperature control
US6915850B2 (en) 2001-04-24 2005-07-12 Shell Oil Company In situ thermal processing of an oil shale formation having permeable and impermeable sections
MY128179A (en) * 2001-10-05 2007-01-31 Shell Int Research System for power generation in a process producing hydrocarbons
CN100540843C (zh) 2001-10-24 2009-09-16 国际壳牌研究有限公司 利用自然分布型燃烧器对含烃岩层进行就地热处理的方法
CA2502843C (en) 2002-10-24 2011-08-30 Shell Canada Limited Staged and/or patterned heating during in situ thermal processing of a hydrocarbon containing formation
US7121342B2 (en) 2003-04-24 2006-10-17 Shell Oil Company Thermal processes for subsurface formations
US20040258592A1 (en) * 2003-06-23 2004-12-23 Anthony Edward J. Regeneration of calcium oxide or calcium carbonate from waste calcium sulphide
US20070031311A1 (en) * 2003-06-23 2007-02-08 Anthony Edward J Regeneration of calcium oxide or calcium carbonate from waste calcium sulphide
WO2005106194A1 (en) 2004-04-23 2005-11-10 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Reducing viscosity of oil for production from a hydrocarbon containing formation
NZ562364A (en) 2005-04-22 2010-12-24 Shell Int Research Reducing heat load applied to freeze wells using a heat transfer fluid in heat interceptor wells
KR101434259B1 (ko) 2005-10-24 2014-08-27 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 탄화수소 함유 지층을 처리하기 위한 병합 발생 시스템 및방법
NZ571509A (en) 2006-04-21 2012-06-29 Shell Int Research High strength metal alloy composition
CA2665869C (en) 2006-10-20 2015-06-16 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. In situ heat treatment process utilizing a closed loop heating system
US8791396B2 (en) 2007-04-20 2014-07-29 Shell Oil Company Floating insulated conductors for heating subsurface formations
CA2700998C (en) 2007-10-19 2014-09-02 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Irregular spacing of heat sources for treating hydrocarbon containing formations
WO2009077866A2 (en) * 2007-10-22 2009-06-25 Osum Oil Sands Corp. Method of removing carbon dioxide emissions from in-situ recovery of bitumen and heavy oil
WO2009098597A2 (en) 2008-02-06 2009-08-13 Osum Oil Sands Corp. Method of controlling a recovery and upgrading operation in a reservor
US20090260823A1 (en) 2008-04-18 2009-10-22 Robert George Prince-Wright Mines and tunnels for use in treating subsurface hydrocarbon containing formations
CA2718885C (en) * 2008-05-20 2014-05-06 Osum Oil Sands Corp. Method of managing carbon reduction for hydrocarbon producers
CA2822128A1 (en) * 2008-07-07 2010-01-14 Osum Oil Sands Corp. Carbon removal from an integrated thermal recovery process
US9132401B2 (en) * 2008-07-16 2015-09-15 Kellog Brown & Root Llc Systems and methods for producing substitute natural gas
US8220539B2 (en) 2008-10-13 2012-07-17 Shell Oil Company Controlling hydrogen pressure in self-regulating nuclear reactors used to treat a subsurface formation
US8024930B2 (en) * 2009-01-06 2011-09-27 General Electric Company Heat integration in coal gasification and methanation reaction process
CA2758192A1 (en) 2009-04-10 2010-10-14 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Treatment methodologies for subsurface hydrocarbon containing formations
CN101985574B (zh) * 2009-07-29 2015-12-02 华东理工大学 一种利用合成气制备天然气的工艺方法
US8354082B2 (en) * 2010-03-17 2013-01-15 General Electric Company System for heat integration with methanation system
US8631866B2 (en) 2010-04-09 2014-01-21 Shell Oil Company Leak detection in circulated fluid systems for heating subsurface formations
US9033042B2 (en) 2010-04-09 2015-05-19 Shell Oil Company Forming bitumen barriers in subsurface hydrocarbon formations
US8820406B2 (en) 2010-04-09 2014-09-02 Shell Oil Company Electrodes for electrical current flow heating of subsurface formations with conductive material in wellbore
US8701768B2 (en) 2010-04-09 2014-04-22 Shell Oil Company Methods for treating hydrocarbon formations
DE102010040757A1 (de) 2010-09-14 2012-03-15 Man Diesel & Turbo Se Rohrbündelreaktor
US9016370B2 (en) 2011-04-08 2015-04-28 Shell Oil Company Partial solution mining of hydrocarbon containing layers prior to in situ heat treatment
WO2013052561A2 (en) 2011-10-07 2013-04-11 Shell Oil Company Thermal expansion accommodation for circulated fluid systems used to heat subsurface formations
CA2862463A1 (en) 2012-01-23 2013-08-01 Genie Ip B.V. Heater pattern for in situ thermal processing of a subsurface hydrocarbon containing formation
CN104513679A (zh) * 2013-10-08 2015-04-15 中国石油化工股份有限公司 一种焦炉气甲烷化制天然气的新工艺

Family Cites Families (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2818326A (en) * 1956-08-07 1957-12-31 Texas Co Method of shutting down the gas generator
GB1152009A (en) * 1966-02-24 1969-05-14 Gas Council Process for Preparing Methane-Containing Gases
US3639261A (en) * 1968-03-27 1972-02-01 Texaco Inc Process for the generation of synthesis gas from oil
US3743606A (en) * 1970-01-23 1973-07-03 Texaco Development Corp Synthesis gas generation
US3709669A (en) * 1970-12-28 1973-01-09 Texaco Development Corp Methane production
US3688438A (en) * 1970-12-28 1972-09-05 Texaco Development Corp Production of a methane-rich synthesis gas
JPS5320481B2 (de) * 1972-01-24 1978-06-27
GB1443735A (en) * 1972-09-08 1976-07-21 Parsons Co Ralph M Production of substitute natural gas

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Publication number Publication date
ZA752480B (en) 1976-03-31
AU8044875A (en) 1976-11-04
US3922148A (en) 1975-11-25
IN144761B (de) 1978-07-01
DE2521189A1 (de) 1975-11-27
BR7502943A (pt) 1976-03-23
FR2271272B1 (de) 1982-08-13
ES437703A1 (es) 1977-01-16
JPS50146602A (de) 1975-11-25
FR2271272A1 (de) 1975-12-12
IT1038148B (it) 1979-11-20

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