EA013194B1 - Способ получения этанола - Google Patents

Способ получения этанола Download PDF

Info

Publication number
EA013194B1
EA013194B1 EA200802105A EA200802105A EA013194B1 EA 013194 B1 EA013194 B1 EA 013194B1 EA 200802105 A EA200802105 A EA 200802105A EA 200802105 A EA200802105 A EA 200802105A EA 013194 B1 EA013194 B1 EA 013194B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
syngas
steam
methanol
biomass
hydrogen
Prior art date
Application number
EA200802105A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200802105A1 (ru
Inventor
Лэрри Джек Мельничук
Кэрен Венита Келли
Роберт С. Дейвис
Original Assignee
Вудлэнд Байофьюэлс Инк.
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Вудлэнд Байофьюэлс Инк. filed Critical Вудлэнд Байофьюэлс Инк.
Publication of EA200802105A1 publication Critical patent/EA200802105A1/ru
Publication of EA013194B1 publication Critical patent/EA013194B1/ru

Links

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/24—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique
    • B01J8/44—Fluidisation grids
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/15—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively
    • C07C29/151—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively with hydrogen or hydrogen-containing gases
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/15—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/132—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of an oxygen containing functional group
    • C07C29/136—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of an oxygen containing functional group of >C=O containing groups, e.g. —COOH
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/132—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of an oxygen containing functional group
    • C07C29/136—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of an oxygen containing functional group of >C=O containing groups, e.g. —COOH
    • C07C29/147—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of an oxygen containing functional group of >C=O containing groups, e.g. —COOH of carboxylic acids or derivatives thereof
    • C07C29/149—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of an oxygen containing functional group of >C=O containing groups, e.g. —COOH of carboxylic acids or derivatives thereof with hydrogen or hydrogen-containing gases
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/15—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively
    • C07C29/151—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively with hydrogen or hydrogen-containing gases
    • C07C29/1516—Multisteps
    • C07C29/1518—Multisteps one step being the formation of initial mixture of carbon oxides and hydrogen for synthesis
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C31/00—Saturated compounds having hydroxy or O-metal groups bound to acyclic carbon atoms
    • C07C31/02—Monohydroxylic acyclic alcohols
    • C07C31/08—Ethanol
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/10—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide
    • C07C51/12—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide on an oxygen-containing group in organic compounds, e.g. alcohols
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/43—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation
    • C07C51/44—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C67/00—Preparation of carboxylic acid esters
    • C07C67/36—Preparation of carboxylic acid esters by reaction with carbon monoxide or formates
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J3/00—Production of combustible gases containing carbon monoxide from solid carbonaceous fuels
    • C10J3/46—Gasification of granular or pulverulent flues in suspension
    • C10J3/48—Apparatus; Plants
    • C10J3/482—Gasifiers with stationary fluidised bed
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J3/00—Production of combustible gases containing carbon monoxide from solid carbonaceous fuels
    • C10J3/72—Other features
    • C10J3/721—Multistage gasification, e.g. plural parallel or serial gasification stages
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10K—PURIFYING OR MODIFYING THE CHEMICAL COMPOSITION OF COMBUSTIBLE GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE
    • C10K1/00—Purifying combustible gases containing carbon monoxide
    • C10K1/02—Dust removal
    • C10K1/026—Dust removal by centrifugal forces
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10K—PURIFYING OR MODIFYING THE CHEMICAL COMPOSITION OF COMBUSTIBLE GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE
    • C10K1/00—Purifying combustible gases containing carbon monoxide
    • C10K1/08—Purifying combustible gases containing carbon monoxide by washing with liquids; Reviving the used wash liquors
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10K—PURIFYING OR MODIFYING THE CHEMICAL COMPOSITION OF COMBUSTIBLE GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE
    • C10K1/00—Purifying combustible gases containing carbon monoxide
    • C10K1/08—Purifying combustible gases containing carbon monoxide by washing with liquids; Reviving the used wash liquors
    • C10K1/10—Purifying combustible gases containing carbon monoxide by washing with liquids; Reviving the used wash liquors with aqueous liquids
    • C10K1/12—Purifying combustible gases containing carbon monoxide by washing with liquids; Reviving the used wash liquors with aqueous liquids alkaline-reacting including the revival of the used wash liquors
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10K—PURIFYING OR MODIFYING THE CHEMICAL COMPOSITION OF COMBUSTIBLE GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE
    • C10K3/00—Modifying the chemical composition of combustible gases containing carbon monoxide to produce an improved fuel, e.g. one of different calorific value, which may be free from carbon monoxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/09—Details of the feed, e.g. feeding of spent catalyst, inert gas or halogens
    • C10J2300/0903—Feed preparation
    • C10J2300/0909—Drying
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/09—Details of the feed, e.g. feeding of spent catalyst, inert gas or halogens
    • C10J2300/0913—Carbonaceous raw material
    • C10J2300/0916—Biomass
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/09—Details of the feed, e.g. feeding of spent catalyst, inert gas or halogens
    • C10J2300/0953—Gasifying agents
    • C10J2300/0956—Air or oxygen enriched air
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/12—Heating the gasifier
    • C10J2300/1246—Heating the gasifier by external or indirect heating
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/16—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant
    • C10J2300/1603—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant with gas treatment
    • C10J2300/1606—Combustion processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/16—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant
    • C10J2300/1603—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant with gas treatment
    • C10J2300/1621—Compression of synthesis gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/16—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant
    • C10J2300/164—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant with conversion of synthesis gas
    • C10J2300/1656—Conversion of synthesis gas to chemicals
    • C10J2300/1665—Conversion of synthesis gas to chemicals to alcohols, e.g. methanol or ethanol
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/18—Details of the gasification process, e.g. loops, autothermal operation
    • C10J2300/1853—Steam reforming, i.e. injection of steam only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/18—Details of the gasification process, e.g. loops, autothermal operation
    • C10J2300/1861—Heat exchange between at least two process streams
    • C10J2300/1876—Heat exchange between at least two process streams with one stream being combustion gas
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02E—REDUCTION OF GREENHOUSE GAS [GHG] EMISSIONS, RELATED TO ENERGY GENERATION, TRANSMISSION OR DISTRIBUTION
    • Y02E50/00—Technologies for the production of fuel of non-fossil origin
    • Y02E50/10—Biofuels, e.g. bio-diesel
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02E—REDUCTION OF GREENHOUSE GAS [GHG] EMISSIONS, RELATED TO ENERGY GENERATION, TRANSMISSION OR DISTRIBUTION
    • Y02E50/00—Technologies for the production of fuel of non-fossil origin
    • Y02E50/30—Fuel from waste, e.g. synthetic alcohol or diesel
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency
    • Y02P20/129—Energy recovery, e.g. by cogeneration, H2recovery or pressure recovery turbines
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/141—Feedstock
    • Y02P20/145—Feedstock the feedstock being materials of biological origin
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Catalysts (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)

Abstract

Раскрыты способ и установка для синтеза этанола, производимого посредством методов синтеза с промежуточным производством сингаза. Кроме того, описаны способ и установка для газификации биомассы, например, в паровом газификаторе, в котором используется псевдоожиженный слой и нагревание с помощью горячих топочных газов, полученных при сжигании сингаза. Описаны также способы и установка для превращения сингаза в этанол с постадийным проведением каталитических реакций с превращением монооксида углерода и водорода в этанол, используя катализатор, включающий ацетат иридия.

Description

Перекрестная ссылка на родственные заявки
По заявке на данное изобретение испрашивается приоритет по предварительной заявке 60/789067, поданной 5 апреля 2006 г., и по предварительной заявке 60/881189, поданной 1 января 2007 г.
Область техники, к которой относится изобретение
Настоящее изобретение относится к переработке сингаза и, в частности, к способу производства этанола из биомассы. Предложенный способ относится к производству этанола (этилового спирта) из материалов биомассы. Выход этанола достигает максимума за счет выбора эффективных стадий ступеней катализа.
Сведения о предшествующем уровне техники
Синтез-газ или «сингаз» - название, которое получила газовая смесь, содержащая различные количества оксидов углерода (например, монооксида углерода) и водорода. Происхождение указанного названия связано с использованием указанных веществ в качестве промежуточных при производстве синтетического природного газа, аммиака, метилового спирта (метанола) или топлив.
Сингаз может быть произведен многими путями, например посредством газификации углеродсодержащего топлива до получения газообразного продукта, имеющего определенную теплотворную способность, например, посредством газификации угля, биомассы или городских отходов. Другие примеры включают паровой риформинг природного газа, метана, полученного из различных источников или жидких углеводородов. Сингаз является горючим газом и часто его используют в качестве топливного источника или как промежуточное соединение при производстве других химических соединений. Сингаз используют также как промежуточное соединение при производстве синтетической нефти, предназначенной для применения в качестве топлива или смазки, посредством катализа с использованием катализатора процесса Фишера-Тропша. Сингаз, служащий в качестве топлива, наиболее часто получают путем газификации угля или городских отходов.
Используемый в качестве промежуточного соединения (полупродукта) в крупномасштабном промышленном производстве водорода и аммиака сингаз производится также из природного газа (посредством реакции, осуществляемой при паровом риформинге). Сингаз, произведенный в крупных газификационных установках, в которых энергию получают из отходов (т.е. работающих на отходах), используют в качестве топлива для выработки электрической энергии. Процессы газификации угля являются достаточно эффективными и в течение многих лет, как известно, проводились для производства светильного, или угольного, газа, используемого для освещения в уличных лампах и домах, прежде чем электричество стало широко доступным.
Синтез-газ широко применяют для производства метанола. Синтез-газ, полученный из угля, используют также для производства множества химических соединений. Определенный класс дизельных топлив, называемых «топлива Фишера-Тропша», может быть получен из сингаза в присутствии катализаторов.
Недавно были созданы специальные бактерии для превращения синтез-газа в смесь этанола и уксусной кислоты. В этих одноступенчатых процессах путь получения этанола посредством химической реакции не является эффективным.
Известен также ряд способов синтеза этанола непосредственно из биомассы с использованием ферментации или других биологических процессов. Хотя эти процессы и были использованы для производства этанола из целлюлозы, содержащейся в биомассе, в значительной степени такие процессы ограничены, помимо прочего, их неспособностью превращать лигнины, содержащиеся в лигноцеллюлозной биомассе, в полезные продукты.
Описан процесс, посредством которого синтез-газ эффективно превращается в этанол, требуя для этого незначительной очистки и удаления воды. Этот этанол является подходящим в качестве альтернативного топлива для промышленного применения, а также как химическое соединение-предшественник или в качестве добавки, используемой в лекарственных препаратах и напитках.
Этиловый спирт (этанол) является всеобщим продуктом, который используют для напитков, в промышленных технологических процессах и в последнее время в качестве топлива для двигателей внутреннего сгорания, и является, по сравнению с бензином, более чистым топливом с точки зрения сжигания.
Поскольку мировой спрос на этанол достаточно велик и теперь будет неимоверно возрастать со стремлением здесь, в Северной Америке, использовать этанол в промышленном масштабе в качестве топливной добавки, общий произведенный объем этанола в мире можно повысить посредством технологического процесса, в котором используется биомасса.
Объектом настоящего изобретения является способ, с помощью которого произведенный из биомассы синтез-газ может быть эффективно превращен в этанол.
- 1 013194
Сущность изобретения
Настоящее изобретение относится к способу производства этанола из сингаза, включающему следующие стадии:
обеспечение сингаза;
введение в реакцию метанола, монооксида углерода и водорода в присутствии катализатора и промотора с получением смеси, содержащей метилацетат, водород, уксусную кислоту и воду;
разделение смеси для отделения промотора, смеси, содержащей метилацетат и метанол, и смеси, содержащей уксусную кислоту и воду;
добавление водорода к смеси, содержащей метилацетат и метанол, введение в реакцию этой смеси в присутствии катализатора гидрогенизации для производства этанола.
Раскрыт другой процесс превращения сингаза в этанол. Сингаз превращают в смесь, содержащую метанол, монооксид углерода и водород; проводят реакцию в смеси, содержащей метанол и монооксид углерода, с использованием катализатора для получения уксусной кислоты и монооксида углерода; уксусную кислоту вводят в реакцию с этанолом в присутствии катализатора с получением смеси, содержащей этилацетат и воду; и этилацетат вводят в реакцию с водородом с использованием катализатора гидрогенизации с получением этанола.
Раскрыт процесс превращения сингаза, полученного из материала биомассы, в этиловый спирт. Биомассу газифицируют с производством сингаза в паровом газификаторе; сингаз сжимают, и он в присутствии одного или более катализаторов реагирует с образованием этанола. Газификатор биомассы в настоящем изобретении представляет собой резервуар в форме короба (параллелепипеда), имеющего днище, которое является распределительной плитой, и снабженного трубами, через которые проходят горячие газы для того, чтобы обеспечивать нагревание псевдоожиженного слоя. Каждая каталитическая стадия может быть осуществлена с использованием самого эффективного известного способа и является такой каталитической стадией, для проведения которой необходим катализатор, резервуар и соответствующие давление и подвод теплоты.
Раскрыт способ производства сингаза из высушенной биомассы, осуществляемый с использованием паровой газификации и псевдоожиженного слоя. Псевдоожиженый слой находится в резервуаре, выполненном наподобие короба и имеющем в качестве днища распределительную плиту, горячие газы транспортируются через резервуар по трубам, и для проведения газификации с генерированием сингаза в резервуар подают биомассу. Еще в одном варианте воплощения изобретения процесс газификации проводят с нагреванием за счет сжигания низкокалорийного (с низкой теплотворной способностью) сингаза, полученного во втором газификаторе, работающем с дутьем воздуха.
Кроме того, описана установка для производства этанола из сингаза, содержащая метаноловый реактор, метилацетатный реактор с металлическим катализатором, перегонный аппарат, предназначенный для разделения метилацетата, уксусной кислоты, водорода и метилйодида, а также этаноловый реактор, который производит метанол. В другом воплощении настоящего изобретения в установку для производства этанола поступает сингаз из парового газификатора с псевдоожиженным слоем, при этом в качестве топлива используют высушенную биомассу.
Описан также способ производства этанола из биомассы, который включает получение сингаза, превращение сингаза в смесь, содержащую метанол, химическое введение в реакцию смеси, содержащей метанол, с получением смеси, содержащей метилацетат и метанол; и введение в реакцию смеси, содержащей метилацетат и метанол, с водородом для получения этанола.
Краткое описание чертежей
Вышеизложенные особенности изобретения будут более понятными из нижеследующего подробного описания со ссылками на сопровождающие чертежи.
Фиг. 1А - схема предпочтительного воплощения процесса производства сингаза из биомассы, способ согласно настоящему изобретению.
Фиг. 1В - схема предпочтительного воплощения процесса сжатия и риформинга сингаза, способ согласно настоящему изобретению.
Фиг. 1С - схема предпочтительного воплощения процесса производства этанола из сжатого и риформированного сингаза, способ согласно настоящему изобретению.
Фиг. 2А- схематическое изображение парового газификатора, устройство согласно настоящему изобретению, вид сбоку.
Фиг. 2В - схематическое изображение парового газификатора, устройство согласно настоящему изобретению, вид с другого бока.
Фиг. 3 - схематическое изображение газификатора с дутьем воздуха, устройство в соответствии с настоящим изобретением.
Фиг. 4 - схематическое изображение распределительной плиты, используемой в газификаторе с воздушным дутьем и паровом газификаторе, применяемых в способе согласно настоящему изобретению.
Фиг. 5 - схематическое изображение закрытого колпачком цилиндра, установленного в распределительной плите, используемой в газификаторе с воздушным дутьем и паровом газификаторе согласно настоящему изобретению.
- 2 013194
Фиг. 6 - схема предпочтительного воплощения производства этанола из сингаза, способ согласно настоящему изобретению.
Фиг. 7 - вид с частичным отображением внутренней части нагревательной трубы парового газификатора.
Фиг. 8 - схема, иллюстрирующая использование жидкого теплоносителя для распределения тепловых потоков при осуществлении способа согласно изобретению.
Сведения, подтверждающие возможность осуществления изобретения
Определения.
Нижеприведенные термины, используемые в этом описании и на сопровождающих чертежах, будут иметь лишь указанные значения, если контекст описания не требует иного.
Используемые здесь термины содержит и содержащий следует толковать как включающий и свободный от ограничений, а не ограничивающий. В частности, при использовании в этом описании, включающем пункты формулы изобретения, термин «содержит» и «содержащий» и их видоизменения означают, что включены характерные особенности, стадии и элементы. Эти термины не следует интерпретировать как ограничивающие наличие других особенностей, стадий и элементов.
Согласно первому воплощению биомассу превращают в этанол. В соответствии с фиг. 1А оборудование 101 для обработки биомассы и сушилка 102 являются первыми ступенями в технологическом процессе. Оборудование 101 для обработки биомассы, например машина для измельчения, принимает исходную биомассу и измельчает ее до размера, подходящего для газификации. В большинстве случаев биомасса должна быть нарублена, размолота, измельчена или нарезана на кубики размером 5 см или менее.
Обработанная указанным образом биомасса может быть высушена до влажности от 30 до 1% (предпочтительно до 20% и менее) с помощью сушилки 102, использующей для сушки водяной пар под давлением, например паровой сушилки, поставляемой ВМА (Νίτο). Сушилка 102 обеспечивает давление пара, составляющее приблизительно 275 кПа (в интервале от 225 до 325 кПа). Высушенную биомассу с влажностью менее 30% затем выгружают с помощью конвейера в бункер для хранения сухого исходного материала (бункер не показан). Водяной пар 104, выделившийся из влажной биомассы, удаляют из паровой сушилки 102 при давлении 275 кПа, перегревают его и подают в паровой газификатор 106 в качестве пара 105 для псевдоожижения. Перегрев может осуществляться путем пропускания пара через парогенератор - утилизатор, в котором пар нагревают горячими топочными газами 110, выходящими из парового газификатора 106.
Часть высушенной биомассы направляют в газификатор 107, работающий с дутьем воздуха, где производится сингаз 107а с низкой теплотворной способностью. Этот сингаз 107а с низкой теплотворной способностью может быть очищен в двух циклонах 108а и 108Ь с целью удаления каких-либо твердых частиц. Очищенный сингаз 107Ь с низкой теплотворной способностью затем сжигают в горелке 109 для сжигания газа с низкой теплотворной способностью с получением высокотемпературного топочного газа 110. Этот топочный газ, который выходит из горелки с температурой приблизительно 1090°С (в интервале от 1000 до 1200°С), обеспечивает нагревание парового газификатора 106 при прохождении через размещенный внутри него теплообменник 202. В качестве альтернативы в горелке 109 с целью получения топочного газа можно сжигать другие топлива, включающие метан, газ из органических отходов, природный газ или метан и другие легкие углеводороды, производимые посредством анаэробной ферментации органического удобрения или твердого вещества биологического происхождения.
Одно воплощение используемого в заявленном изобретении газификатора с воздушным дутьем, иллюстрируемого на фиг. 3, с успехом (1000 т в день) реализовано в промышленной газификационной установке, работающей в Квинси, Флорида. Газификатор с воздушным дутьем может представлять собой резервуар 301, выполненный с внешней оболочкой из металла, например углеродистой стали, и с внутренней жаропрочной футеровкой, достаточной для того, чтобы выдерживать созданную внутри температуру. В одном воплощении резервуар 301 имеет цилиндрическую форму с вертикальными стенками 310 и свод 306. В предпочтительном воплощении свод имеет куполообразную форму. Типичный резервуар может быть выполнен приблизительно диаметром 2,4 м и высотой 12 м, хотя его конструкция может иметь большие или меньшие размеры.
В предпочтительном воплощении резервуар 301 снабжен распределительной плитой 305 в качестве его днища и выпускным патрубком 304, установленным или в своде или в верхней части вертикальной стенки 310. На указанном днище реактора размещен слой 303 (?) из кварцевого песка или подобного минерала, при этом размер частиц кварцевого песка составляет от 300 до 400 мкм. Камеру газификатора загружают слоем материала, оставляя свободное пространство 307 между верхом массы топлива и сводом.
Распределительная плита 305 имеет ряд просверленных в ней отверстий, в каждом из которых закреплен (с помощью резьбового соединения, сварки или другой технологии, обеспечивающей надежное крепление) цилиндр 309, закрытый сверху колпачком. Каждый из упомянутых цилиндров выполнен полым с низа с тем, чтобы обеспечивать отвод воздуха 308а под давлением из распределительной камеры 308, расположенной ниже плиты 305.
- 3 013194
Распределительная камера 308 представляет собой камеру, посредством которой сжатый воздух подают под распределительную плиту 305. В типичном воплощении это будет камера, имеющая инвертированную (относительно свода) куполообразную форму, охватывающую всю распределительную плиту и имеющую входной патрубок для подачи воздуха.
Находящийся под давлением воздух 308а направляют в распределительную камеру, расположенную ниже распределительной плиты, и нагнетают его в слой через покрытые колпачком цилиндры 309, что приводит к псевдоожижению слоя. Цилиндры на распределительной плите 305 расположены таким образом, чтобы псевдоожижение материала было равномерным по всему слою. Для достижения этой цели может быть использован ряд схем взаимного расположения цилиндров. Одним из возможных вариантов является установка цилиндров 309 по схеме с образованием рисунка наподобие сетки, при этом на плите 305 может быть образована сетка из прямоугольников, треугольников или иной рисунок.
Газификатор с воздушным дутьем, кроме того, может характеризоваться наличием пусковых горелок 302а, 302Ь и 302с, которые нагревают резервуар приблизительно до температуры в интервале от 750 до 900°С, представляющем собой рабочий диапазон указанного газификатора с дутьем воздуха. Пусковые горелки 302а и 302Ь могут быть размещены снаружи стенок газификатора, хотя горелка 302с может быть установлена непосредственно в слое. Эти пусковые горелки выключают, когда слой достигает своей рабочей температуры и температура слоя поддерживается за счет добавления в резервуар сухой биомассы и воздуха. Газификатор с дутьем воздуха предпочтительно работает при атмосферном давлении или давлении около атмосферного в интервале от 100 до 175 кПа.
Биомассу можно подавать в резервуар 301, предназначенный для газификации воздушным дутьем, с помощью конического шнекового питателя, который направляет высушенную биомассу в середину слоя 302, когда этот слой находится в псевдоожиженном состоянии, и на верх слоя, когда он не псевдоожижен. Конический шнековый питатель 311 выполнен таким, что биомасса по мере прохождения через такой питатель уплотняется, что приводит к образованию пробки из материала биомассы (например, древесного материала), предотвращающей действие в резервуаре противодавления.
Слой 303, при его псевдоожижении, поддерживается на уровне ниже свода 306 для сохранения достаточного свободного объема 307 с тем, чтобы через выпускной патрубок 304 вместе с выпуском низкокалорийного сингаза не происходила утечка материалов слоя, например кварцевого песка. В идеале, условия в резервуаре поддерживают такими, чтобы образовавшиеся топочные газы перед их выходом через выпускной патрубок находились в указанном свободном объеме по меньшей мере 2 с, предпочтительно в интервале от 1 до 5 с. В типичном воплощении, в котором диаметр резервуара составляет 2,4 м, а высота 12 м, слой, при его псевдоожижении, будет иметь высоту менее 4,5 м и менее 1,8 м при его нахождении в неподвижном состоянии.
Возвращаясь к предпочтительному воплощению установки, показанной на фиг. 1А, следует отметить, что топочный газ 110, произведенный горелкой 109, транспортируется в теплообменник 202, размещенный внутри парового газификатора 106.
В предпочтительном воплощении паровой газификатор 106 для биомассы представляет собой специально изготовленный аппарат с псевдоожиженным слоем, иллюстрируемый на фиг. 2В. Конструкция этого реактора включает резервуар 201 в форме короба, имеющего стенки 210 и свод 206, при этом в типичном примере воплощения длина резервуара составляет 6 м, ширина 3 м и высота от 9 до 12 м, хотя возможны многие другие конфигурации и размеры резервуара. Днищем служит распределительная плита 205. В типичном воплощении свод 206 имеет куполообразную форму или форму полуцилиндра. В распределительной плите 205 просверлены отверстия, в которых установлены цилиндры 209, покрытые сверху колпачком, способные транспортировать водяной пар, поступающий из распределительной камеры 208, расположенной ниже распределительной плиты 205, в слой 203 в направлении, параллельном плоскости расположения распределительной плиты. Как и в случае газификаторов, работающих с воздушным дутьем, эти покрытые колпачками полые цилиндры имеют входы, сообщающиеся с объемом ниже распределительной плиты, и одно или множество выпускных отверстий, расположенных поперек направления продольной оси цилиндра. В этом воплощении перегретый водяной пар с температурой в интервале от 500 до 600°С нагнетают в распределительную камеру 208, расположенную ниже распределительной плиты, и затем подают из закрытых колпачком цилиндров 209 в слой 203 таким образом, что пар ожижает слой равномерно. В других воплощениях для псевдоожижения слоя и активизации процесса газификации может быть использован не перегретый пар. Закрытые колпачками цилиндры могут быть закреплены в отверстиях распределительной плиты с помощью резьбового соединения, сварки или иным образом.
Распределительная камера 208 представляет собой камеру, в которой перегретый пар подают под распределительную плиту. В типичном воплощении указанная камера имеет инвертированную (относительно свода) куполообразную форму, охватывающую всю распределительную плиту, и снабжена патрубком для входа пара.
Пример такого цилиндра, который может быть использован в конструкции газификатора, работающего с воздушным дутьем, или в паровом газификаторе, представлен на фиг. 5, на которой показано поперечное сечение распределительной плиты и распределительной камеры. В плите 503 имеется отвер
- 4 013194 стие, в котором установлен цилиндр 501. Как правило, цилиндр 501 имеет длину приблизительно 152 мм, при этом цилиндр выступает над распределительной плитой на высоту от 25,4 до 102 мм указанной всей длины. Распределительная плита обычно изготовлена из углеродистой стали, толщина плиты составляет приблизительно 17,5 мм. Цилиндр в рассматриваемом воплощении установлен в плите с помощью резьбы 502, хотя могут быть использованы и другие средства соединения, такие как сварка. Цилиндр снабжен колпачком 506, который навинчен на цилиндр сверху. Под плитой находится распределительная камера 508, посредством которой перегретый пар или воздух распределяется по цилиндрам. Пар или воздух проходит внутри цилиндра через выполненный в нем сквозной канал 505, который имеет внутренний диаметр в интервале от 6,4 до 25,4 мм, предпочтительно 12,7 мм. Этот внутренний канал проходит вдоль цилиндра в направлении к одному или множеству небольших отверстий 506, просверленных поперек оси цилиндра так, чтобы обеспечить проход пара или воздуха в слой 507 в направлении, параллельном плоскости расположения распределительной плиты 505. В рассматриваемом воплощении колпачок 509 цилиндра и, как следствие, выпускные отверстия 506 проходят где-то в пределах от 25,4 до 127 мм выше распределительной плиты 503. Выпускные отверстия в предпочтительном воплощении имеют диаметр от 1,6 до 6,4 мм. За счет сужения выходящего потока газа цилиндр обеспечивает кинетическую энергию потока, достаточную для псевдоожижения слоя материала.
Возвращаясь вновь к фиг. 2А, следует отметить, что слой 203 образован из минерала, например из гранулированного кварцевого песка, и/или доломита (который препятствует образованию дегтя), или оливина, или комбинации указанных минералов, при этом на верху слоя, кроме того, могут быть размещены керамические шарики для удерживания упомянутого кварцевого песка в резервуаре на месте. Исходную биомассу подают в слой 203 парового газификатора с помощью конического шнекового питателя 211. Этот конический шнековый питатель за счет его действия по сжатию биомассы создает пробку из биомассы 211а на его выходе, которая предотвращает вход воздуха в резервуар 201 и предотвращает действие противодавления, создаваемого газами внутри резервуара. Для предотвращения нежелательных химических реакций с участием азота в течение всего технологического процесса важно, чтобы биомасса, по существу, не содержала воздух Шнековый питатель ориентирован так, чтобы биомасса поступала в середину слоя, когда этот слой псевдоожижен, и на верх слоя 203, когда слой не псевдоожижен.
Для поддержания оптимального уровня в резервуар газификатора добавляют материал слоя и исходный древесный материал. Величина свободного объема 207 между слоем 203 и сводом 206 поддерживается на определенном уровне так, чтобы при псевдоожижении ни один из образующих слой минералов не выходил из резервуара. Оптимальное время нахождения газов в упомянутом свободном объеме составляет от одной до пяти секунд и предпочтительно составляет две секунды. Более продолжительное время нахождения газов в резервуаре позволяет осуществлять такие реакции, как конверсия водяного газа (в результате которой СО превращается в Н2 и СО2) и паровой риформинг, обеспечивая тем самым максимум производства водорода. Для предотвращения нежелательных химических реакций с участием азота в течение всего технологического процесса важно, чтобы биомасса, по существу, не содержала воздух.
Перегретый пар 105, нагретый до температуры в интервале от 500 до 600°С (предпочтительно 550°С), который может поступать из парогенератора-утилизатора 103, подают в слой парового газификатора через распределительную камеру 208, находящуюся под распределительной плитой 205, и через закрытые колпачком цилиндры 209. Пар подают при давлении, достаточном для равномерного псевдоожижения слоя. Для псевдоожижения слоя и активизации процесса газификации может быть также использован не перегретый пар.
Пример взаимного расположения закрытых колпачками цилиндров 209 на распределительной плите 205 можно видеть на фиг. 4, которая отображает вид распределительной плиты 205 снизу. Цилиндры 209 равномерно размещены по всей плите с образованием рисунка в виде сетки, которая может быть образована из прямоугольников, как показано на фиг. 4, или треугольников, или некоторой другой регулярной структуры сетки. Как правило, закрытые колпачком цилиндры расположены друг от друга на расстоянии от 25,4 до 152 мм, предпочтительно на расстоянии 51 мм. При таком расположении весь занятый слоем объем псевдоожижается равномерно. Подобная структура расположения может быть использована и для распределительной плиты 305 газификатора с воздушным дутьем.
Возвращаясь вновь к фиг. 2А, следует отметить, что слой 203 нагревают посредством размещенного внутри резервуара теплообменника 202, который образован из множества труб, выполненных из нержавеющей стали, проходящих поперек оси псевдоожиженного слоя и служащих для передачи теплоты от горячего топочного газа 110, который выходит из горелки при температуре приблизительно 1090°С (вообще, в интервале от 1000 до 1200°С), псевдоожиженному слою 203 парового газификатора. В результате слой поддерживается при температуре, приблизительно равной 815°С (в интервале от 750 до 900°С). На фиг. 2А (вид сбоку) можно видеть упомянутые трубы 202 теплообменника, которые проходят по ширине газификатора и транспортируют горячие топочные газы от горелки 109.
На фиг. 2В, на которой паровой газификатор изображен на виде с другого бока (с торцов труб), показано, как расположены трубы в слое. Трубы 202 размещены пучками 202а, которые проходят поперек ширины резервуара 201. Эти пучки удерживаются вместе с помощью опор 202Ь, которые закреплены в
- 5 013194 стенках или в своде и удерживают трубы в заданном положении. Трубы удерживаются все вместе с помощью опор таким образом, что они легко могут быть удалены из газификатора в виде отдельной группы труб для очистки и проведения ремонта. Трубы, как правило, выполнены из нержавеющей стали или подобных материалов и имеют внутренний диаметр в интервале от 12,7 до 102 мм, предпочтительно от 38,1 до 76,2 мм.
В предпочтительном воплощении пучки 202а труб скомпонованы из рядов труб, причем эти ряды смещены относительно друг друга таким образом, что если смотреть со стороны торцов труб, то трубы по отношению друг к другу образуют рисунок в виде сетки из треугольников. При такой конфигурации трубы способствуют не только нагреванию псевдоожиженного слоя, но и протеканию газов через слой. Это достигается за счет того, что восходящий поток газов, при их движении вверх, вынужден непрерывно ударяться о поверхности труб, при этом разбиваются большие газовые пузыри и формируются пузыри меньших размеров, что улучшает перемешивание газов с материалами слоя по всему слою.
В предпочтительном воплощении первый пучок труб устанавливают на расстоянии приблизительно в интервале от 0,6 до 1,2 м от нижней границы слоя, образованной распределительной плитой. Второй пучок, при необходимости, размещают над первым пучком на расстоянии от 0,6 до 1,2 м, а третий пучок (если он необходим) - на расстоянии от 0,6 до 1,2 м выше второго пучка. Количество необходимых пучков труб зависит от многих факторов, включая размер резервуара, коэффициент теплоотдачи, температуру топочного газа. При вышеуказанном расположении труб теплообменника псевдоожиженный слой нагревается по всей его высоте. В типичном воплощении ряды труб отделены один от другого так, что расстояние между осями труб составляет приблизительно 152 мм, при этом в резервуаре газификатора шириной 3 м могут быть размещены ряды из 20 труб. Пучки труб могут включать где-то от 2 до 6 таких рядов, смещенных один относительно другого так, как указано выше, с тем, чтобы обеспечить максимальную поверхность контакта с восходящими газами. Необходимое количество труб в значительной степени зависит от входной температуры топочного газа, а также от природы биомассы, коэффициентов теплоотдачи труб, материала слоя и от желательной температуры слоя. Количество требуемых труб можно уменьшить за счет ввода внутрь труб лентообразных полосок, как показано на фиг. 7. На этой фигуре видно, что в трубе 701, показанной с частичным разрезом, размещена полоска 702, которая закручена с образованием по длине трубы конфигурации в виде винтовой спирали. Эта вставленная в трубу полоска может быть изготовлена из теплопроводного металла и может увеличивать коэффициент теплоотдачи трубы от 2 до 10 раз, что в результате позволяет уменьшить количество труб, необходимых для реализации надлежащего теплообмена.
Резервуар поддерживают приблизительно при атмосферном давлении в интервале от 10 до 175 кПа. Многие парогенераторы, работающие со сжиганием угля в псевдоожиженнном слое, такие, например, как изготавливаемые фирмой ВаЬсоск & ХУПсох аиб АВВ/СошЬикйоп Епдшеегшд, для генерирования пара используют теплопередающие трубы, размещенные в псевдоожиженном слое. Какие-либо присутствующие легко испаряемые органические соединения превращаются в паровом газификаторе в экологически безопасные компоненты. В соответствии с фиг. 2А синтез-газ 114, произведенный в паровом газификаторе, выходит через установленный в своде 206 выпускной патрубок 204 при температуре 815°С (вообще, в интервале от 750 до 900°С).
Возвращаясь вновь к фиг. 1, следует отметить, что топочный газ 110, выходящий из теплообменника 202, размещенного внутри парового газификатора 106, и имеющий температуру 815°С (вообще, в интервале от 750 до 900°С), направляют, как показано на фиг. 1А, в парогенератор-утилизатор 103 теплоты. Этот парогенератор 103 производит и нагревает водяной пар за счет утилизации теплоты топочных газов. Полученный пар может быть использован с целью производства перегретого пара 105 для парового газификатора посредством перегрева водяного пара 104, выходящего из сушилки, или он может производить пар промежуточного (среднего) давления 113 для использования в сушилке 102. В качестве альтернативы или дополнительно полученный водяной пар может быть использован внешним потребителем или в последующих ступенях синтеза, например, в установке для риформинга паром 117, предназначенной для проведения парового риформинга, или в метаноловом реакторе.
Сингаз 114 выходит из парового газификатора через выпускной патрубок 204 и проходит через два циклонных сепаратора 111а и 111Ь для извлечения из него, по существу, всех частиц твердого материала. Освобожденный от твердых частиц сингаз охлаждают во втором парогенераторе - утилизаторе 112 с получением дополнительного технологического пара. Этот технологический пар может быть использован для сушилки 113, парового газификатора 120 или может быть использован при проведении технологических процессов, внешних по отношению к данной установке. В предпочтительном воплощении водяной пар 112а, полученный во втором парогенераторе 112, направляют в первый парогенератор 103 для его дальнейшего нагревания и получения перегретого пара, предназначенного для использования в паровом газификаторе 106. Нагретый сингаз затем дополнительно очищают при прохождении через аппарат 113 газоочистки. Очистка может быть осуществлена с помощью мокрого скруббера Вентури, или защитного слоя, или их комбинации. Газоочистка проводится таким образом, что сингаз освобождается от твердых частиц и соединений, потенциально вредных для катализаторов, используемых в последовательно осуществляемых процессах, относящихся к синтезу. В частности, сингаз может быть освобожден от соеди
- 6 013194 нений серы, металлов и азота. Кроме того, желательно, чтобы в состав сингаза входила значительная часть, включающая монооксид углерода и водород, и незначительная часть с двуокисью углерода, метаном и другими возможными углеводородами. Если необходимо, сингаз может быть, кроме того, осушен с целью удаления воды. Наконец, сингаз может быть очищен в щелочном скруббере 113а для удаления из него дополнительного количества включений.
При очистке сингаз, состоящий, главным образом, из монооксида углерода и водорода, с меньшим количеством двуокиси углерода и незначительным количеством углеводородов, таких как метан, является подходящим для использования в качестве топлива или исходного материала для осуществления ряда способов синтеза.
Произведенный таким образом сингаз может быть использован для синтеза этанола с применением ряда известных методов синтеза. В одном воплощении сингаз, полученный в результате проведения процесса газификации биомассы, приводят в контакт с катализатором процесса Фишера-Тропша с получением смесей этанола и углеводородных продуктов, из которых извлекают этанол, используя известную технологию разделения. Катализаторы, которые могут быть использованы в этом воплощении, включают хорошо известные катализаторы на основе кобальта и железа, но, кроме того, включают другие соединения, например сульфид молибдена, сульфид вольфрама, сульфид рения, карбид молибдена.
В следующем воплощении сингаз, полученный в процессе газификации биомассы, приводят в контакт с определенным катализатором для производства смеси, содержащей метанол, монооксид углерода и водород. Затем осуществляют химические реакции в смеси из метанола, монооксида углерода и водорода в присутствии катализатора гомологизации метанола, например ацетата рутения с получением смеси, содержащей этанол. В этой связи в настоящее описание включены посредством ссылки патентные документы υδ 4954665, И8 4133966, И8 4111837, И8 4233466 и И8 4239924.
В качестве некоторых примеров катализаторов, которые могут быть использованы в этом процессе, можно назвать 1г4(СО)12, 1гС13, дикарбонилдийодид родия, ККС13, КЫ3, ВЫ2(СО)2.
В качестве альтернативы вышеуказанному следующему воплощению осуществляют реакцию смеси, содержащей метанол, монооксид углерода и водород, в присутствии катализатора карбонилирования с получением смеси, частично содержащей уксусную кислоту и водород. Катализатором карбонилирования может быть гетерогенный или гомогенный катализатор на основе металлов группы VIII Периодической таблицы. В этой связи в настоящее описание включен посредством ссылки патентный документ ϋδ 5488143. Уксусная кислота и водород затем реагируют в присутствии катализатора гидрогенизации, например катализатора Эеди^а с получением этанола.
Согласно другой альтернативе смесь, образующая сингаз, может реагировать в присутствии катализатора из галогенида родия при температуре в интервале от 150 до 300°С и давлении в интервале от 6900 до 17000 кПа с получением уксусного альдегида, который затем может контактировать с катализатором гидрогенизации с производством этанола. В этой связи в описание включен посредством ссылки патентный документ И8 4482647.
В предпочтительном воплощении, иллюстрируемом на фиг. 1В и 1С, синтез-газ, произведенный посредством газификации биомассы, подвергают риформингу, используя водяной пар, с превращением в метанол и с последующим превращением, посредством карбонилирования, в метилацетат (с меньшим количеством уксусной кислоты). Реакцию полученного метилацетата с водородом осуществляют в присутствии катализатора гидрогенизации с получением метанола и этанола.
Поток 115 очищенного сингаза (в котором преобладают СО и Н2 и содержится меньшее количество СО2 и метана) подвергают затем дальнейшей переработке, в результате которой в этом технологическом процессе достигается максимальный выход этанола. Сингаз сжимают в компрессорном агрегате 116 до давления в интервале от 2400 до 3500 кПа, предпочтительно до давления 3200 кПа и нагревают с помощью теплообменника 116Ь до температуры в интервале от 220 до 450°С (предпочтительно до 225°С). Компрессорный агрегат выполнен в виде четырехступенчатого компрессора поршневого типа с промежуточным охлаждением на всех ступенях. Каждая ступень снабжена водяным сепаратором для удаления воды, сконденсированной в каждой из ступеней. Источником энергии для компрессоров служат два электродвигателя с расчетной мощностью 2240 кВт. В рассматриваемом технологическом процессе получают сконденсированную воду 116а, которую отводят из потока и подают на рециркуляцию, на дальнейшую обработку или выводят из процесса.
Сингаз затем направляют в установку для риформинга паром 117 для проведения парового риформинга, в котором метан и другие присутствующие в сингазе легкие углеводороды превращаются в дополнительное количество монооксида углерода и водорода, вместе с дополнительным водяным паром. Паровой риформинг проводят в присутствии катализатора из обычного неблагородного металла и при давлении 3200 кПа (вообще, в интервале 2900-3500 кПа) и температуре 225°С (вообще, в интервале 220450°С). Паровой риформинг представляет собой известный технологический процесс с использованием известных технических средств, которые могут быть выбраны из числа ряда известных промышленных конструкций и могут быть приобретены у известных производителей такого оборудования, например, На1бот Торкое Α/δ, Ьидд1 АО или 1С1. Катализаторы, подходящие для этой цели, включают хорошо известные катализаторы риформинга из группы VIII Периодической таблицы, включающие окислы никеля
- 7 013194 и/или кобальта, магния, циркония. В этой связи в настоящее описание включены посредством ссылки патентные документы И8 7090789 и И8 7074347. В других воплощениях необходимость в установке для риформинга паром для проведения парового риформинга может отсутствовать, в зависимости от состава сингаза, произведенного из конкретной исходной биомассы.
На этой стадии процесса из сингаза, в зависимости от его состава, может быть удалена двуокись углерода с использованием для этого системы 119 удаления двуокиси углерода, например систему удаления СО2 растворами этаноламинов, созданную компанией Ргах1а1. На этой стадии из сингаза извлекают столько двуокиси углерода 119а, сколько ее может быть извлечено с помощью современного оборудования. Извлеченную двуокись углерода направляют на хранение с последующим использованием в какомнибудь технологическом процессе или же выпускают в атмосферу, в зависимости от условий окружающей среды. В другом воплощении стадию удаления двуокиси углерода проводят после второй ступени сжатия в компрессорном агрегате 118.
Сингаз, выходящий из установки для риформинга паром 177, предназначенной для проведения парового риформинга, затем дополнительно сжимают до давления в интервале от 4700 до 5500 кПа (предпочтительно до 4900 кПа) и нагревают до температуры в интервале от 220 до 300°С (предпочтительно до 225°С), и какие-либо сконденсированные жидкости 118а отводят на рециркуляцию, дальнейшую обработку или выводят из технологического процесса. Подобно компрессорному агрегату 116 компрессорный агрегат 118 представляет собой четырехступенчатый компрессор поршневого типа с промежуточным охлаждением на всех ступенях. Каждая ступень компрессора снабжена водяным сепаратором для удаления воды, сконденсированной в каждой ступени. Источником энергии для компрессоров служат два электродвигателя с расчетной мощностью 2240 кВт. Для нагревания газа до рабочей температуры используется теплообменник 118а.
На этой стадии процесса сжатый сингаз 116а, покидающий компрессорный агрегат 116, находится под давлением, составляющим 4900 кПа (вообще, в интервале давлений 4700-5500 кПа), и имеет температуру 225°С (вообще, в интервале температур 220-300°С). При этом давление и температура сингаза являются оптимальными для первой каталитической стадии процесса. Сингаз затем направляют на первую ступень проведения последовательного ряда химических реакций, которая представляет собой превращение сингаза, проводимое до получения метанола 120. Процесс превращения сингаза в метанол является общепринятым процессом и может быть реализован с помощью газофазных или жидкофазных реакторов. Метанол, обычно производимый из сингаза, получают посредством проведения парового риформинга природного газа, и в настоящее время для этого существует много действующих промышленных установок.
В этом воплощении метанолового реактора монооксид углерода и водород соединяют при соотношении 1:2 соответственно с образованием метанола. В предпочтительном воплощении используют суспензионный реактор. В воплощении с использованием суспензионного реактора метаноловый реактор 120 представляет собой подходящий промышленный метаноловый реактор, предоставляемый фирмой Λίτ Ртойисй, что может обеспечить дополнительное преимущество, которое заключается в наличии промышленной фирмы-производителя реактора и гарантии эксплуатационных характеристик реактора. Технологический процесс с применением реактора от Λίτ Ртойисй является крайне эффективным и реализуется в самой крупной в мире установке для превращения угля в метанол, действующей в Кшдкрой, Теннеси. В предпочтительном воплощении реактор 120 представляет собой вертикальный реактор с установленными внутри реактора вертикальными трубами. Катализатор в этом метаноловом реакторе выполнен из цветных металлов и работает при давлении, составляющем 4900 кПа (интервал давлений: 4700-5500 кПа), и температуре 225°С (интервал температур 220-300°С). Одно из воплощений включает окислы меди и цинка на носителе из оксида алюминия, взвешенные в химически инертном минеральном масле. Находящийся под давлением сингаз барботирует через содержащий катализатор резервуар с минеральным маслом и вытекает через верх вертикального резервуара. В предпочтительном воплощении сингаз, поступающий в резервуар, будет содержать некоторое количество метанола. Этот дополнительный метанол обеспечивается за счет рециркуляции метанола, извлекаемого из этанолового реактора. В этой связи в настоящее описание включены посредством ссылки патентные документы И8 3888896, И8 4031123, И8 4639470, И8 4910227, И8 4628066, И8 4567204 и И8 4628066. Поскольку реакция является экзотермической, обеспечивается охлаждающая вода, используемая для генерирования пара в трубах теплообменника.
В информации, опубликованной Λίτ Ргойис®. сообщается, что для производства метанола может быть использовано отношение содержаний водорода и окиси углерода от 0,6 до 4,0. Метаноловый реактор способен обеспечивать превращение в нем от 20 до 90% окиси углерода в метанол, хотя, как правило, это превращение составляет от 40 до 70%.
В этом воплощении метанолового реактора сингаз находится в метаноловом реакторе в течение определенного периода времени, и требуемую концентрацию водорода можно регулировать путем добавления водяного пара к газам, поступающим в метаноловый реактор, и, кроме того, путем извлечения двуокиси углерода. Эта стадия (регулирование) может быть желательной, поскольку для высокого уровня выхода этанола отношение содержаний водорода и двуокиси углерода в сингазе может быть не опти
- 8 013194 мальным. В рассматриваемом воплощении катализатор для метанола будет, в присутствии водяного пара, способствовать превращению монооксида углерода в водород и двуокись углерода, в результате чего отношение содержаний водорода и монооксида углерода увеличивается. Превращение осуществляется при давлениях и температурах, подобных реализуемым при проведении конверсии метанола, и, как известно, может быть завершено в одну стадию. В патентном документе и8 4946477, включенном в это описание посредством ссылки, раскрыт такой тип реакций синтеза метанола и конверсии водяного газа. Кроме того, в этой связи посредством ссылки в описание включен патентный документ И8 4980145.
В воплощении, объединяющем упомянутые реакции синтеза метанола и конверсии водяного газа, система 121 удаления двуокиси углерода размещена на выходе из метанолового реактора 120 и обеспечивает удаление двуокиси углерода, образованной при конверсии водяного газа. Концентрацию водорода на выходе из метанолового реактора можно регулировать путем извлечения окиси углерода и регулирования количества подводимого водяного пара, а также путем регулирования количеств метанола и водорода, возвращаемых обратно на вход метанолового реактора 127.
Существуют и другие воплощения метанолового реактора. Например, может быть использован плотный слой на инертном материале, и сингаз проходит через этот плотный сплошной слой. В таком способе может быть использован обычный для метанола катализатор.
В других воплощениях могут быть использованы альтернативные катализаторы. Катализатор синтеза метанола, используемый в способе, соответствующем изобретению, может включать окись по меньшей мере одного элемента, выбранного из группы, в которую входят медь, серебро, цинк, бор, магний, алюминий, ванадий, хром, марганец, галлий, палладий, осмий и цирконий. Катализатор может быть выбран на основе меди, например окись меди. В процессе может быть использован катализатор на основе меди, включающий также окись по меньшей мере одного элемента, выбранного из группы, в которую входят серебро, цинк, бор, магний, алюминий, ванадий, хром, марганец, галлий, палладий, осмий и цирконий.
Смесь из метанола, СО и водорода согласно настоящему изобретению, которая может, кроме того, содержать пары воды, полученные в результате реакции конверсии водяного газа, протекает из метанолового реактора в метилацетатный реактор 122. Метилацетатный реактор 122 в настоящем изобретении представляет собой реактор с плотным слоем, содержащий одну или множество вертикальных труб диаметром приблизительно 25 мм (вообще, в интервале от 12,7 до 50,8 мм) и длиной 6 м (вообще, в интервале от 4,5 до 9 м). Катализатор, используемый в предпочтительном воплощении реактора 122, выполнен из ацетата иридия, адсорбированного на активированном угле, и плотно уложен в вертикальные трубы. Реактор работает в интервале температур от 200 до 300°С (оптимальная температура составляет 220°С) и при давлении в интервале от 1000 до 1200 кПа (оптимальное давление 1034 кПа). В качестве промотора к газам перед их входом во впускной патрубок реактора добавляют метилйодид, и реакция протекает в трубах с получением на выходе смеси, в которой преобладает метилацетат вместе с водородом и небольшими количествами уксусной кислоты и воды. Реакция является экзотермической, и резервуар реактора косвенно охлаждают с использованием теплоносителя, такого как даутерм, который протекает или через резервуар по трубам, или в кожухе, охватывающем трубы, внутри которых уложен катализатор.
В других воплощениях может быть использовано широкое разнообразие гетерогенных катализаторов. Эти катализаторы являются подходящими при карбонилировании метанола, а именно:
ЯЬХ3, ЯйХ3-3Н2О, КК2(СО)4Х2, [ΒΗ(0Ο)Χ4]Υ, Я12(СО)8, ΚΚ(ΝΟ3), [ΚΗ(00)2Χ2]Υ, ΗΙ1.Ό;. КК(СНзСОО)з, I КВ(С2Н.|)2Х|2- Вй[(СбН5)зР]2(СО)Х, Яй(металл), Ш1Х|(С.Ш;Р|;(С1 IX®
ВЙ(8иХ3)[(СбН5)Р]3, Н11.\(СО)|(Сб1Р);О|, (1С/)|Ш1(СО);.\|;. (В42)2ВЙ(СО)Х4], ΗΙι.\|(ΟΡ);Ρ.|;.
КЬХ[(СвН5)зР]Н2, [(СбН5)3Р]3Вй(СО)Н аиб ΥΧΙυ.νΧιι.ΥΡ.
где Х - С1, Вг или I;
Υ - Να, Ь1 или К;
Ζ - Ν, А§ или Р;
О - Ай, Р или 8Ь и
Я - С1-С12-алкильная или арильная группа.
В следующих возможных воплощениях может быть также использован второй сокатализатор. Такие вторые катализаторы могут быть выбраны из числа следующих: СоС12, ЯиС13, РбС12, Р1С12, СиС12, А^О;,, АиС13, СбС1у Ζηϋ^, ОйС13, 1гС13, N1012, МпС12, РсСР. СгС13, МоС13, №С1Ь УС13, ЫЬСк ТаС15, Т1С14, ΖιΌΡμ Н£С14, Ы1, Να1, К1, ЯЬС1, ВеС12, МдС12, СаС12, 8тС12, ВаС12. В этой связи посредством ссылки в описание включен патентный документ И8 5414161.
В последующих воплощениях, помимо метилйодида, может быть использовано широкое разнообразие промоторов. Эти промоторы включают, не в качестве ограничения, СН3 Вг, СН3 С1, 12, Вг2, С12, Н1, НВг, НС1.
В других альтернативных воплощениях может быть использован жидкофазный реактор. В одном воплощении твердый катализатор, например, из числа вышеперечисленных может быть псевдоожижен в инертной жидкости, такой как минеральное масло. В таком воплощении газообразные реагенты могут барботировать через указанную инертную жидкость.
- 9 013194
В следующем воплощении с проведением реакции карбонилирования катализатор представляет собой гомогенный катализатор, образованный комплексом из одного или более металлов группы VIII, растворенных в определенном растворе. В этом воплощении газообразные реагенты растворяются в растворе, содержащем катализатор, и вступают в реакцию при подходящих условиях. В рассматриваемом воплощении реакционный раствор подвергают однократной или более чем однократной перегонке для отделения раствора, содержащего катализатор, от продуктов карбонилирования.
В данном воплощении подходящими в качестве гомогенных катализаторов карбонилирования являются ряд комплексов группы VIII. Эти катализаторы включают следующие: 1гС13, 1г13, 1гВг3, [1г(СО)21]2, [1г(СО)2С1]2, [ЩСОЦВгЬ, [ЩСОЦЦ]-, [ЩСОЦВ^]-, [ЩСОЦЦ]-, [ЩСНДЫСОЦ]-, ЩССОЬ, !гС1;-4Н;О. ПВг3-4Н2О, ЕДСО)^, иридий(металл), ЩО^ !гО2, ЩацетилацетонДСОЦ, Щацетилацетон)^ [ЩО^Ас^ЩО^ПОАс] и гексахлориридиевая кислота |Η2I^С16|. [Вй(СО)2С1]2, [ВЦСО)^, [К.й(Сой)С1]2, родий (III) хлорид, родий (III) хлорид тригидрат, бромид родия (III), йодид родия (III), родий (III) ацетат, родий дикарбонилацетилацетонат, ВйС13(РРй3)3 и ВйС1(СО)(РРй3)2. В этой связи в описание посредством ссылки включены патентные документы ИЗ 5773642, ИЗ 5883289, ИЗ 5877348, ИЗ 5917089, ИЗ 5750007, И8 5874610, ИЗ 5883295, ИЗ 5663430, ИЗ 5625094 и ИЗ 7115774, в которых раскрыты способы гомогенного карбонилирования спиртов, например от метанола до эфиров.
В следующих воплощениях реакция карбонилирования может быть проведена в реакционном резервуаре для перегонки. Реагенты в этом случае охлаждают и подают в такой реакционный резервуар, в котором размещен катализатор. Химическая реакция приводит к нагреванию резервуара и расщеплению более легкокипящих продуктов, таких как метилацетат, так, что реакция проходит в направлении получения этих продуктов.
В других воплощениях используют альтернативные промоторы катализаторов, например галогенизированные алканы вместо метилйодида, такие как этилбромид или этилйодид.
Обращаясь вновь к фиг. 1С, следует отметить, что смесь 122а, выходящую из метилацетатного реактора 122, необходимо отделить от промотора. Смесь, выходящую из указанного метилацетатного реактора, сначала подвергают однократной перегонке в аппарате 123 однократной перегонки или другом подходящем разделительном аппарате, в котором водород отделяют от остальной смеси. Водород 123а подают непосредственно в этаноловый реактор 127. Остальную часть смеси 123Ь, содержащую метилацетат, метанол, воду и уксусную кислоту, направляют в перегонную колонну 124, где смесь 124а из метилйодида, метилацетата, водорода и метанола отделяют от смеси 124Ь уксусной кислоты и воды. Смесь 124а, содержащую метилйодид, метилацетат, водород и метанол, направляют в перегонную колонну 125, в которой метилйодид 125а извлекают и отделяют в виде азеотропной смеси в паровой фазе. Промотор 125а, включающий метилйодид, затем направляют на рециркуляцию и присоединяют к газам, поступающим в метилацетатный реактор 122. Смесь 125Ь из метилацетата и метанола направляют в этаноловый реактор 127.
В другом воплощении смесь, выходящую из метилацетатного реактора, направляют в перегонную колонну, в которой происходит разделение жидкой части, включающей воду и уксусную кислоту, и паровой части, включающей метилацетат, метилйодид, водород и метанол. Смесь из метилацетата, метилйодида и метанола направляют во второй перегонный аппарат, в котором метилйодид отделяют в паровой фазе и возвращают его обратно в реактор для получения метилацетата. Оставшиеся метилацетат, метанол и водород подают в этаноловый реактор 127.
В предпочтительном воплощении уксусную кислоту и воду направляют в другую перегонную колонну 126, в которой осуществляют удаление из уксусной кислоты 126Ь большей части воды. Испаренную затем уксусную кислоту 126Ь подают в этаноловый реактор 127. Воду отводят для использования в рассматриваемом технологическом процессе или выводят из процесса вовне.
Этаноловый реактор 127 представляет собой реактор с плотным слоем, работающий в интервале температур от 160 до 300°С (оптимальная температура составляет около 260°С) и в интервале давления от 3500 до 4500 кПа (оптимальное давление 4000 кПа). Катализатором является доступный для приобретения известный катализатор гидрогенизации, образованный из хрома, никеля и меди, поставляемый компанией Эсди^а. Катализатор загружают в виде плотного слоя вместе с инертным материалом. Резервуаром в этом воплощении служит одна или множество вертикальных труб, имеющих внутренний диаметр, приблизительно равный от 12,7 до 50,8 мм, и длину приблизительно 6 м (вообще, в интервале от 4,5 до 9 м). В реакторе используют избыточное количество водорода; в предпочтительном воплощении соотношение содержаний водорода и метилацетата составляет 10:1 (указанное соотношении может находиться в интервале от соотношений без избытка водорода до соотношения 15:1). Водород присутствует в смеси реагентов всегда. Если водорода недостаточно, может быть использован внешний источник водорода. Реакция в этаноловом реакторе является экзотермической, и резервуар реактора охлаждается косвенным путем с использованием теплоносителя, такого как даутерм, который протекает по трубам, проходящим через резервуар, или в кожухе, окружающем трубы, образующие резервуар.
- 10 013194
В других воплощениях может быть использовано множество катализаторов гидрогенизации. Катализатор гидрогенизации, который может быть использован в реакции гидрогенизации, включает соединения, содержащие медь, например Си--Со--2и, Си--2и--Ре, Си--Со--2и--Ре, Си--Со--2и--Ре--Са, Си--Со-Ζη--Μο--Να и Си--Со-^и--Ре. Катализатор может быть приготовлен путем добавления раствора (ΝΗ4)2 СО3, растворенного в дистиллированной воде, к раствору, включающему по меньшей мере одно соединение металла, выбранное из группы, включающей Ζη(ΘΛο)2·2Η2Θ. Со(ОАс)3-Н2О, Си(ОЛс)2-Н2О, Ре^О3)3-9Н2О, ^ЭеМозО^ШО, Са^О3)24Н2О, ΝαΟΗ, К2Р1С14, РбС12, КЬС13, ВиС13, №С12, СгС13, ^С13, О§С13 и А1С13, и высушивания полученной смеси в течение дня при температуре приблизительно 120°С с последующим обжигом высушенного материала при температуре, приблизительно равной 450°С, в течение 16 ч. Соединение металла может быть использовано в количестве, находящемся в интервале от 0,01 до 95 мас.%, более предпочтительно от 0,1 до 80 мас.% и наиболее предпочтительно от 1 до 50 мас.%. Следует отметить, что многие другие катализаторы для такого типа реакции с превращением от эфира до кислоты доступны для приобретения и описаны в уровне техники. В этой связи в описание посредством ссылки включены патентные документы И8 5414161, И8 5233099, И8 5233100 и И8 6002054.
Возвращаясь к фиг. 1С, следует отметить, что поток 127а продуктов, отводимых из реактора гидрогенизации, содержит метанол, этанол, водород и воду. Водород 128а отделяют от этой смеси в перегонной колонне 128 посредством однократной перегонки за счет быстрого понижения давления или другого вида перегонки, а водород 128а возвращают обратно на вход метанолового реактора 120. Остальную часть смеси 128Ь из этанола, метанола и воды подвергают перегонке в перегонном аппарате 129, и метанол 129а в паровой фракции возвращают на вход метанолового реактора.
Оставшуюся фракцию 129Ь этанола, вместе менее чем с 20% воды, затем направляют в аппарат 130 для первапорации (разделения жидкостей посредством испарения через мембрану), такой, например, как разработанный компанией 8икег, в котором отделяют воду 130Ь и получают этанол, качества которого соответствуют техническим требованиям. Безводный этиловый спирт 130а из указанного аппарата 130, предназначенного для получения этанола посредством первапорации, направляют затем в емкости для хранения. Для хранения этанола используют две емкости с общим объемом, равным 4700000 л (что соответствует функционированию установки в течение 21 дней). Предварительно в емкость подают бензин для денатурирования. Произведенный с помощью бензина денатурат смешивают с чистым этанолом из расчета 5,263 об.%. Емкость для хранения бензина имеет объем 235000 л, что является достаточным для работы установки в течение приблизительно 16 дней.
В другом воплощении изобретения, иллюстрируемом на фиг. 6, может быть использован путь получения этанола с помощью четырех реакторов карбонилирования. В этом воплощении осуществляют конверсию потока сингаза 115 в метаноловом реакторе 120 так, как это было в общих чертах описано выше. Полученные газы транспортируют в жидкофазный реактор 601, где они контактируют с катализатором, например с иридием на угле-носителе. Кроме того, для этой реакции в качестве катализатора может быть эффективным родий, а также другие металлы группы VIII на твердых носителях. В число некоторых известных эффективных катализаторов, которые могут быть использованы в процессе этого карбонилирования, входят 1г4(СО)|2,1гС13, дикарбонилдийодид родия, ВйСЬ, КЫ3, ВЫ2(СО)2. В этом воплощении реагенты реагируют при давлении в интервале от 965 до 1100 кПа и температуре от 215 до 250°С, в растворе промотора, такого как алкилгалид. Таким промотором может быть метилйодид, хотя возможны и другие, например СН3Вг, СН3С1, 12, Вг2, С12, ΗΙ, НВг, НС1.
Продуктами данной реакции являются уксусная кислота, водород и вода. Водород необходимо удалить из раствора путем перегонки в перегонном аппарате 602. Водород 602а направляют в этаноловый реактор 127. На следующей стадии уксусную кислоту и воду направляют в реактор 603, в который в присутствии катализатора окисления, например окиси серы, добавляют этанол. Реакция протекает в жидкой фазе, при давлении около атмосферного (от 103 до 172 кПа) и температуре в интервале от 90 до 110°С (предпочтительно при 100°С). Последняя стадия может проходить после того, как температура продуктов, этилацетата и воды повышается в нагревателе 605 до температуры в интервале от 250 до 270°С и осуществляется их сжатие в компрессоре 604 до давления в интервале от 4000 до 4210 кПа, т. е. до параметров, имеющих место в этаноловом реакторе 606. К реагентам, включающим этилацетат и воду, добавляют водород 602а с производством этанола и воды. Здесь могут быть использованы катализаторы гидрогенизации, подобные используемым для процесса получения метилацетата, такие как используемый в плотном слое катализатор Си-Ст-Νί.
Результирующий поток из этанола и воды разделяют на два потока, из которых поток 606а направляют в этилацетатный реактор 603 для получения этилацетата, а остальной поток 606а подвергают первапорации в аппарате 130 Зульцера с отделением оставшейся части воды от этанола. Таким путем из сингаза в результате получают этанол.
Ранее было отмечено, что в этаноловом реакторе 127, метилацетатном реакторе 122 и метаноловом реакторе 120, показанных на фиг. 1С, осуществляются экзотермические реакции, при этом в метилацетатном и этаноловом реакторах для отвода теплоты реакций используют жидкий теплоноситель, такой
- 11 013194 как даутерм. Следовательно, этот жидкий теплоноситель может быть использован для передачи отводимой теплоты другим технологическим процессам, которые требуют подвода теплоты. Поэтому можно создать контур циркуляции жидкого теплоносителя, который может передавать теплоту в разных направлениях объектам, находящимся вблизи установки. Подобная схема передачи теплоты иллюстрируется на фиг. 8. Эта иллюстрация показывает поток жидкого теплоносителя 801, отводимого в разных направлениях от данной установки. Различное технологическое оборудование, установленное вдоль этого контура, например перегонные аппараты или реакторы, выполнено с теплообменными поверхностями, способными контактировать с теплоносителем и передавать теплоносителю теплоту или отводить ее от теплоносителя. В одной стадии процесса жидкий теплоноситель передает теплоту сушилке 104, показанной на фиг. 1А. Сушилка за счет охлаждения выходящего из нее отработавшего водяного пара также обеспечивает теплоту для теплоносителя - топочных газов за счет их контакта с жидким теплоносителем. В то же время указанная сушилка требует подвода теплоты для производства водяного пара, используемого для сушки биомассы, и может использовать для этой цели жидкий теплоноситель.
В этом воплощении контур, который может быть создан посредством трубопроводов, транспортирующих теплоноситель между элементами этой установки, может быть соединен с направлением теплоносителя в компрессорные агрегаты 116 и 118 промежуточного сжатия, показанные на фиг. 1В, в которых выделяется теплота, которую можно передать теплоносителю. Таким же путем теплоноситель 801 передает теплоту за счет контактирования с теплообменниками 116а и 118а на фиг. 1В. Кроме того, этот теплоноситель может передавать теплоту системе 119 для извлечения СО2.
Еще в одном варианте выполнения жидкий теплоноситель может получать теплоту за счет контактирования с топочными газами, отводимыми из парового газификатора 106, метанолового реактора 120, метилацетатного реактора 122 и этанолового реактора 127 (фиг. 1С). Подобным образом, теплоноситель может передавать теплоту перегонным аппаратам 124, 125, 126, 129 и 130, показанным на фиг. 1С.
В других воплощениях жидкий теплоноситель может быть использован для нагревания пара в теплообменнике 802 с целью его использования во внешних технологических процессах. Этот пример является лишь иллюстративным и не исключает возможность использования жидкого теплоносителя. Процесс перегонки включает стадию охлаждения для получения жидкой реакционной композиции, и эта стадия охлаждения может быть использована для передачи теплоты теплоносителю. Использование такого теплоносителя, конечно, будет в значительной степени зависеть от конкретной установки и должно быть отработано для обеспечения наилучшего баланса тепловых потоков в установке.
При таком поведении технологического процесса, с утилизацией теплоты топочных газов и сингаза, очевидно, что процесс превращения биомассы в этанол осуществляется с наибольшим использованием располагаемой теплоты, и таким образом сводится к минимуму количество подводимого извне топлива, затрачиваемого на проведение рассматриваемого технологического процесса.
Для всей установки во время ее работы необходимы различные вспомогательные системы обслуживания технологического процесса. Эти системы включают системы обеспечения пара высокого давления, пара промежуточного давления, пара низкого давления, охлаждающей воды, воздуха для пневмопривода, системы контрольно-измерительных приборов, систему регулирования, электрическую систему, горючий газ и вспомогательный факел, доведение получаемой воды до требуемых параметров, доведение питательной воды до требуемых параметров. Охлаждающая вода необходима в этаноловой системе перегонки. Даутерм используют для подвода теплоты в перегонных колоннах, а также для отвода теплоты от метанолового, метилацетатного и этанолового реакторов. Два соединенные между собой воздушных компрессора, работающие при избыточном давлении 760 кПа, обеспечивают подачу воздуха для пневмосистем. Сушилки, работающие на основе технологии осушения воздуха с помощью силикагеля, будут обеспечивать подачу для пневмосистем воздуха, имеющего точку росы минус 50°С (при избыточном давлении 700 кПа). Воздух для пневмосистем, подводимый в течение 60 мин, будет аккумулирован в ресивере для сухого воздуха при нормальном и минимальном давлениях. Управление технологическим процессом будет осуществляться с помощью распределенной системы управления (РСУ) и использованием контрольно-измерительных приборов (датчиков/передатчиков), размещенных по всей установке, смонтированных на технологическом оборудовании. Функционирование аварийной сигнализации и управление остановом процесса будет осуществляться с помощью сигналов, направляемых в РСУ или получаемых из РСУ, находящейся в пункте управления и контроля, и будет сопровождаться записью электрических сигналов с помощью регистратора данных с целью их последующего анализа. Устройства для измерения расхода будут направлять информацию в РСУ для локального отображения текущего расхода и суммарных расходов. Входные и выходные сигналы контрольно-измерительных приборов и работа оборудования непрерывно контролируются и управляются с помощью РСУ, размещенной в пункте управления и контроля работы установки. Весь технологический процесс направляется из шкафов электроавтоматики, которые работают при Ι/О (входной и выходной сигнал), подходящих для данной области действия. Вся внешняя электропроводка будет, по существу, безопасной за счет использования в указанных шкафах электроавтоматики устройств ограничения тока. Аналоговые и цифровые сигналы, направляемые к этим электрическим устройствам (шкафам) и от них, будут иметь, по существу, безопасные величины Ι/О. Система управления будет использовать для электрических контрольно
- 12 013194 измерительных приборов контур управления постоянного тока при напряжении 24 В. Аварийное питание от аккумулятора для системы управления будет обеспечено посредством прерываемой системы энергоснабжения, работающей в режиме реального времени (нагрузка всегда подключена к инвертору), которая способна поддерживать работу системы в течение 1 ч. Качество процесса будет устанавливаться анализаторами, которые в режиме реального времени будут обеспечивать индикацию требуемых данных, относящихся к технологическому процессу. Полученные данные будут архивированы для проведения последующего их анализа. Вся система управления и переменные параметры процесса, кроме того, будут приспособлены для непрерывного дистанционного контроля оператором с целью обеспечения поддержания механической эффективности оборудования и эффективности технологического процесса.
Следует принимать во внимание, что вышеприведенное описание раскрывает лишь пример осуществления настоящего изобретения. Специалистам в данной области техники будут очевидны многие варианты воплощения изобретения, и такие очевидные варианты находятся в пределах объема изобретения, изложенного в описании, независимо от того, раскрыты они в описании в явном виде или нет.

Claims (16)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Способ производства этанола из сингаза, включающий обеспечение сингаза;
    превращение сингаза в присутствии катализатора с получением смеси, содержащей метанол, монооксид углерода и водород;
    получение смеси, содержащей метилацетат, водород, метанол, уксусную кислоту и воду, посредством реакции метанола, монооксида углерода и водорода в присутствии промотора и металлического катализатора, включающего металл, выбранный из группы, состоящей из иридия, железа, кобальта, никеля, рутения, палладия, осмия, платины, и промотор;
    разделение смеси, содержащей метилацетат, водород, метанол, уксусную кислоту и воду, с получением смеси, содержащей метилацетат и метанол, и фракции, состоящей из водорода, промотора, уксусной кислоты и воды;
    получение смеси, включающей этанол, посредством введения в реакцию смеси из метилацетата и метанола с водородом в присутствии катализатора гидрогенизации.
  2. 2. Способ по п.1, в котором катализатор, включающий металл, представляет собой иридиевый катализатор.
  3. 3. Способ по любому из пп.1, 2, в котором превращение сингаза дополнительно включает сжатие сингаза с получением сжатого сингаза;
    нагревание сжатого сингаза с получением нагретого сжатого сингаза; паровой риформинг нагретого сжатого сингаза с получением риформированного сингаза; повторное сжатие риформированного сингаза с получением сжатого риформированного сингаза и превращение сжатого риформированного сингаза в смесь, содержащую метанол, монооксид углерода, двуокись углерода и водород.
  4. 4. Способ по любому из пп.1-3, в котором превращение сингаза дополнительно включает извлечение из указанной смеси двуокиси углерода.
  5. 5. Способ по любому из пп.3, 4, в котором превращение сжатого риформированного сингаза в указанную смесь, содержащую метанол, дополнительно включает барботирование сжатого риформированного сингаза через суспензию с получением метанола, причем указанная суспензия включает металлический катализатор, взвешенный в инертной жидкости.
  6. 6. Способ по любому из пп.1-5, в котором для получения смеси, содержащей этанол, используют реактор с плотным слоем, причем указанный реактор с плотным слоем содержит катализатор, состоящий из меди, никеля, хрома или их комбинации, адсорбированных на инертном материале.
  7. 7. Способ по любому из пп.1-6, в котором производство смеси, содержащей этанол, осуществляют при отношении содержаний водорода и метилацетата от 0:1 до 15:1.
  8. 8. Способ по любому из пп.1-7, в котором производство смеси, содержащей этанол, осуществляют при отношении содержаний водорода и метилацетата, приблизительно равном 10:1.
  9. 9. Способ по любому из пп.1-8, в котором производство смеси, содержащей метилацетат, водород, метанол, уксусную кислоту и воду, осуществляют в реакторе карбонилирования с плотным слоем, причем указанный реактор заполнен активированным углеродистым материалом, на котором адсорбирован металлический катализатор.
  10. 10. Способ по любому из пп.1-9, в котором обеспечение сингаза дополнительно включает газификацию биомассы в паровом газификаторе с псевдоожиженным слоем с производством потока сингаза.
  11. 11. Способ по п.10, в котором обеспечение сингаза дополнительно включает сушку биомассы в паровой сушилке до влагосодержания от 1 до 30%, производимую перед газификацией биомассы.
  12. 12. Способ по любому из пп.10-11, в котором газификация биомассы в паровом газификаторе дополнительно включает производство горячих топочных газов за счет сжигания топлива; подачу горячих топочных газов в ряд труб, погруженных в псевдоожиженный слой парового газификатора для нагрева
    - 13 013194 ния псевдожиженного слоя, причем указанное топливо представляет собой сингаз с низкой теплотворной способностью, производимый путем газификации биомассы в газификаторе с воздушным дутьем, а указанные трубы снабжены одним или более металлических вставных элементов, размещенных внутри каждой трубы и проходящих по длине каждой трубы.
  13. 13. Способ по любому из пп.10-12, в котором газификация биомассы в паровом газификаторе дополнительно включает подвод горячих топочных газов в парогенератор, утилизирующий теплоту топочных газов;
    превращение пара, отводимого из парогенератора, утилизирующего теплоту сингаза, в пар, генерируемый в парогенераторе, утилизирующем теплоту топочных газов;
    транспортирование указанного пара для газификации биомассы в паровом газификаторе.
  14. 14. Способ по п.13, в котором обеспечение сингаза дополнительно включает сушку биомассы в паровой сушилке до влагосодержания от 1 до 30% или менее, производимую перед газификацией биомассы в паровом газификаторе;
    подачу конденсата из паровой сушилки в парогенератор, утилизирующий теплоту топочных газов, для генерирования пара;
    подачу пара, произведенного в парогенераторе, утилизирующем теплоту топочных газов, для сушки биомассы в паровой сушилке.
  15. 15. Способ по любому из пп.10-14, в котором указанное топливо выбирают из группы, состоящей из метана, природного газа, газа из органических отходов или газа, полученного путем анаэробной ферментации органического удобрения или твердых веществ биологического происхождения.
  16. 16. Способ по п.1, дополнительно включающий превращение сингаза в метанол посредством барботирования сингаза через инертную жидкость под давлением от 4700 до 5500 кПа и при температуре от 220 до 300°С;
    производство смеси, содержащей метилацетат, водород, метанол, уксусную кислоту и воду, в реакторе с плотным слоем в присутствии промотора, причем металлическим катализатором является ацетат иридия, адсорбированный на активированном угле, а реакцию осуществляют при давлении от 900 до 1500 кПа и температуре от 200 до 300°С;
    производство смеси, содержащей этанол, в реакторе с плотным слоем, причем катализатор гидрогенизации состоит из меди, никеля и хрома, адсорбированных на инертном материале, причем производство смеси, содержащей этанол, осуществляют при температуре от 160 до 300°С и давлении от 3500 до 4500 кПа;
    разделение смеси, содержащей метилацетат, водород, метанол, уксусную кислоту и воду, с получением фракции уксусной кислоты;
    добавление указанной фракции уксусной кислоты в реактор для производства этанола; причем обеспечение сингаза дополнительно включает сушку биомассы в паровой сушилке до влагосодержания от 1 до 30%;
    газификацию биомассы в паровом газификаторе с получением сингаза, причем указанный газификатор представляет собой резервуар, имеющий вид короба с вертикальными стенками, сводом и псевдоожиженным слоем, содержащим кварцевый песок, доломит или оливин или их комбинацию; имеющий днище, образованное распределительной плитой с поверхностью, обращенной внутрь газификатора, и множеством сквозных отверстий, в которых установлены цилиндры, имеющие колпачки, причем указанные цилиндры с колпачками выполнены внутри полыми так, что имеют канал, проходящий от распределительной камеры, расположенной под распределительной плитой, по которому протекает водяной пар и который проходит и сужается в направлении одного или более выпускных отверстий, просверленных в указанных колпачках, причем выпускные отверстия выполнены поперек продольной оси указанных цилиндров, так что водяной пар поступает из распределительной камеры через сквозные отверстия в слой так, что обеспечивает равномерное псевдоожижение этого слоя при прохождении через выпускные отверстия в направлении, параллельном плоскости, образованной обращенной внутрь поверхностью распределительной плиты; причем указанный резервуар дополнительно содержит множество труб, погруженных в слой, через которые протекают горячие топочные газы с тем, чтобы нагревать слой; и причем указанные трубы расположены параллельно плоскости распределительной плиты и размещены в группы, причем трубы в указанных группах параллельны друг другу и расположены так, что если смотреть со стороны торцов труб, то трубы по отношению друг к другу образуют рисунок в виде сетки из треугольников, причем газификацию осуществляют при температуре от 750 до 900°С и давлении от 100 до 175 кПа и причем указанные горячие топочные газы получают посредством газификации биомассы в газификаторе с воздушным дутьем, с получением сингаза с низкой теплотворной способностью и сжигания указанного сингаза с низкой теплотворной способностью.
EA200802105A 2006-04-05 2007-04-05 Способ получения этанола EA013194B1 (ru)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US78906706P 2006-04-05 2006-04-05
US88118907P 2007-01-19 2007-01-19
PCT/US2007/008560 WO2007117590A2 (en) 2006-04-05 2007-04-05 System and method for converting biomass to ethanol via syngas

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200802105A1 EA200802105A1 (ru) 2009-04-28
EA013194B1 true EA013194B1 (ru) 2010-02-26

Family

ID=38473088

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200802105A EA013194B1 (ru) 2006-04-05 2007-04-05 Способ получения этанола

Country Status (10)

Country Link
US (3) US8088832B2 (ru)
EP (1) EP2004583B1 (ru)
JP (1) JP2009532483A (ru)
KR (1) KR20080108605A (ru)
AU (1) AU2007235322A1 (ru)
BR (1) BRPI0710578B1 (ru)
CA (1) CA2682778C (ru)
EA (1) EA013194B1 (ru)
ES (1) ES2539761T3 (ru)
WO (1) WO2007117590A2 (ru)

Families Citing this family (207)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR20080108605A (ko) 2006-04-05 2008-12-15 우드랜드 바이오퓨엘스 인크. 합성 가스에 의해 바이오매스를 에탄올로 전환시키는 시스템 및 방법
US20080280338A1 (en) * 2007-05-11 2008-11-13 Hall Kenneth R Biofuel Processing System
FI122786B (fi) * 2007-07-20 2012-06-29 Upm Kymmene Oyj Synteettisten hiilivetyketjujen valmistuksessa syntyvän hiilidioksidin käyttö
EP2072492A1 (en) * 2007-12-17 2009-06-24 BP p.l.c. Process for the conversion of hydrocarbons to ethanol
EP2072491A1 (en) 2007-12-17 2009-06-24 BP p.l.c. Process for the conversion of alcohol(s) into alcohol(s) with increased carbon-chain
EP2072490A1 (en) * 2007-12-17 2009-06-24 BP p.l.c. Process for the conversion of hydrocarbons to alcohols
US20090221725A1 (en) * 2008-02-28 2009-09-03 Enerkem, Inc. Production of ethanol from methanol
US20110108409A1 (en) * 2008-07-07 2011-05-12 Brown Christopher J Use of superheated steam dryers in an alcohol distillation plant
DE102008032166A1 (de) * 2008-07-08 2010-01-14 Karl-Heinz Tetzlaff Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von teerfreiem Synthesgas aus Biomasse
US8637714B2 (en) 2008-07-31 2014-01-28 Celanese International Corporation Process for producing ethanol over catalysts containing platinum and palladium
US7608744B1 (en) 2008-07-31 2009-10-27 Celanese International Corporation Ethanol production from acetic acid utilizing a cobalt catalyst
US7816565B2 (en) 2008-07-31 2010-10-19 Celanese International Corporation Direct and selective production of acetaldehyde from acetic acid utilizing a supported metal catalyst
US8309773B2 (en) 2010-02-02 2012-11-13 Calanese International Corporation Process for recovering ethanol
US7863489B2 (en) * 2008-07-31 2011-01-04 Celanese International Corporation Direct and selective production of ethanol from acetic acid utilizing a platinum/tin catalyst
US8304586B2 (en) 2010-02-02 2012-11-06 Celanese International Corporation Process for purifying ethanol
US8309772B2 (en) 2008-07-31 2012-11-13 Celanese International Corporation Tunable catalyst gas phase hydrogenation of carboxylic acids
US8680317B2 (en) 2008-07-31 2014-03-25 Celanese International Corporation Processes for making ethyl acetate from acetic acid
US8546622B2 (en) 2008-07-31 2013-10-01 Celanese International Corporation Process for making ethanol from acetic acid using acidic catalysts
US8338650B2 (en) 2008-07-31 2012-12-25 Celanese International Corporation Palladium catalysts for making ethanol from acetic acid
US8501652B2 (en) 2008-07-31 2013-08-06 Celanese International Corporation Catalysts for making ethanol from acetic acid
US8471075B2 (en) 2008-07-31 2013-06-25 Celanese International Corporation Processes for making ethanol from acetic acid
US7884253B2 (en) * 2008-12-11 2011-02-08 Range Fuels, Inc. Methods and apparatus for selectively producing ethanol from synthesis gas
US8192854B2 (en) * 2009-02-06 2012-06-05 Ut-Battelle, Llc Microbial fuel cell treatment of ethanol fermentation process water
JP4979818B2 (ja) * 2009-02-12 2012-07-18 有限会社市川事務所 エタノールの製造方法
US20100275823A1 (en) * 2009-05-04 2010-11-04 I Power Energy Systems, Llc Special Pyrogen Waste treatment and electrical generation combination of systems
US8450535B2 (en) 2009-07-20 2013-05-28 Celanese International Corporation Ethanol production from acetic acid utilizing a cobalt catalyst
KR101588057B1 (ko) * 2009-07-29 2016-01-22 에스케이이노베이션 주식회사 바이오 디젤의 생산 방법
US8680321B2 (en) 2009-10-26 2014-03-25 Celanese International Corporation Processes for making ethanol from acetic acid using bimetallic catalysts
US8710277B2 (en) 2009-10-26 2014-04-29 Celanese International Corporation Process for making diethyl ether from acetic acid
US8460405B2 (en) 2010-02-02 2013-06-11 Celanese International Corporation Ethanol compositions
US8575403B2 (en) 2010-05-07 2013-11-05 Celanese International Corporation Hydrolysis of ethyl acetate in ethanol separation process
US8858659B2 (en) 2010-02-02 2014-10-14 Celanese International Corporation Processes for producing denatured ethanol
US8680343B2 (en) 2010-02-02 2014-03-25 Celanese International Corporation Process for purifying ethanol
US8541633B2 (en) 2010-02-02 2013-09-24 Celanese International Corporation Processes for producing anhydrous ethanol compositions
US8222466B2 (en) 2010-02-02 2012-07-17 Celanese International Corporation Process for producing a water stream from ethanol production
US8668750B2 (en) 2010-02-02 2014-03-11 Celanese International Corporation Denatured fuel ethanol compositions for blending with gasoline or diesel fuel for use as motor fuels
US8747492B2 (en) 2010-02-02 2014-06-10 Celanese International Corporation Ethanol/fuel blends for use as motor fuels
US8344186B2 (en) 2010-02-02 2013-01-01 Celanese International Corporation Processes for producing ethanol from acetaldehyde
US8552225B2 (en) 2010-02-02 2013-10-08 Celanese International Corporation Process for vaporizing acetic acid for hydrogenation processes to produce ethanol
US8552226B2 (en) * 2010-02-02 2013-10-08 Celanese International Corporation Process for heat integration for ethanol production and purification process
US8728179B2 (en) 2010-02-02 2014-05-20 Celanese International Corporation Ethanol compositions
US8394985B2 (en) 2010-02-02 2013-03-12 Celanese International Corporation Process for producing an ester feed stream for esters production and co-production of ethanol
US8932372B2 (en) 2010-02-02 2015-01-13 Celanese International Corporation Integrated process for producing alcohols from a mixed acid feed
US8394984B2 (en) 2010-02-02 2013-03-12 Celanese International Corporation Process for producing an ethyl acetate solvent and co-production of ethanol
US8318988B2 (en) 2010-05-07 2012-11-27 Celanese International Corporation Process for purifying a crude ethanol product
US8314272B2 (en) 2010-02-02 2012-11-20 Celanese International Corporation Process for recovering ethanol with vapor separation
US8552224B2 (en) 2010-05-07 2013-10-08 Celanese International Corporation Processes for maximizing ethanol formation in the hydrogenation of acetic acid
WO2011100720A2 (en) * 2010-02-13 2011-08-18 Roy Eward Mcalister Carbon recyling and reinvestment using thermochemical regeneration
DE102010009936A1 (de) * 2010-03-02 2011-09-08 Heinz Spliethoff Verfahren zur allothermen Vergasung von kohlenstoffhaltigen Vergasungsbrennstoffen
US8569551B2 (en) 2010-05-07 2013-10-29 Celanese International Corporation Alcohol production process integrating acetic acid feed stream comprising water from carbonylation process
US8575404B2 (en) 2010-05-07 2013-11-05 Celanese International Corporation Process for recycling gas from acetic acid hydrogenation
US8704011B2 (en) 2010-05-07 2014-04-22 Celanese International Corporation Separating ethanol and ethyl acetate under low pressure conditions
US8754267B2 (en) 2010-05-07 2014-06-17 Celanese International Corporation Process for separating acetaldehyde from ethanol-containing mixtures
US8680342B2 (en) 2010-05-07 2014-03-25 Celanese International Corporation Process for recovering alcohol produced by hydrogenating an acetic acid feed stream comprising water
US8604255B2 (en) 2010-05-07 2013-12-10 Celanese International Corporation Process for recovering ethanol with sidedraws to regulate C3+ alcohols concentrations
US8704010B2 (en) 2010-05-07 2014-04-22 Celanese International Corporation Alcohol production process with impurity removal
JP2012001441A (ja) * 2010-06-14 2012-01-05 Sekisui Chem Co Ltd エタノール製造方法、およびエタノール製造システム
US8846986B2 (en) 2011-04-26 2014-09-30 Celanese International Corporation Water separation from crude alcohol product
US8710279B2 (en) 2010-07-09 2014-04-29 Celanese International Corporation Hydrogenolysis of ethyl acetate in alcohol separation processes
US8846988B2 (en) 2010-07-09 2014-09-30 Celanese International Corporation Liquid esterification for the production of alcohols
US9150474B2 (en) 2010-07-09 2015-10-06 Celanese International Corporation Reduction of acid within column through esterification during the production of alcohols
US8710280B2 (en) 2010-07-09 2014-04-29 Celanese International Corporation Weak acid recovery system for ethanol separation processes
US8901358B2 (en) 2010-07-09 2014-12-02 Celanese International Corporation Esterification of vapor crude product in the production of alcohols
US8859827B2 (en) 2011-11-18 2014-10-14 Celanese International Corporation Esterifying acetic acid to produce ester feed for hydrogenolysis
US9272970B2 (en) 2010-07-09 2016-03-01 Celanese International Corporation Hydrogenolysis of ethyl acetate in alcohol separation processes
US8884080B2 (en) 2010-07-09 2014-11-11 Celanese International Corporation Reduced energy alcohol separation process
US9126125B2 (en) 2010-07-09 2015-09-08 Celanese International Corporation Reduced energy alcohol separation process having water removal
MX2012013920A (es) 2010-07-09 2012-12-17 Celanese Int Corp Reactor de terminacion para la purificacion de etanol.
US8809597B2 (en) 2010-07-09 2014-08-19 Celanese International Corporation Separation of vapor crude alcohol product
US8536384B2 (en) 2010-07-09 2013-09-17 Celanese International Corporation Recovering ethanol sidedraw by separating crude product from hydrogenation process
WO2012148509A1 (en) 2011-04-26 2012-11-01 Celanese International Corporation Process for producing ethanol using a stacked bed reactor
US8664454B2 (en) 2010-07-09 2014-03-04 Celanese International Corporation Process for production of ethanol using a mixed feed using copper containing catalyst
EP2450449A1 (en) * 2010-11-09 2012-05-09 Ineos Commercial Services UK Limited Process and apparatus for the production of alcohols
WO2012061742A1 (en) 2010-11-05 2012-05-10 ThermoChem Recovery International Solids circulation system and method for capture and conversion of reactive solids
US8350098B2 (en) 2011-04-04 2013-01-08 Celanese International Corporation Ethanol production from acetic acid utilizing a molybdenum carbide catalyst
NL2006535C2 (en) * 2011-04-04 2012-10-08 Btg Biomass Technology Group B V Method for the manufacture of methanol.
US20120277482A1 (en) * 2011-04-26 2012-11-01 Celanese International Corporation Removing Water from an Acetic Acid Stream in the Production of Alcohols
US9024082B2 (en) 2011-04-26 2015-05-05 Celanese International Corporation Using a dilute acid stream as an extractive agent
US8927783B2 (en) 2011-04-26 2015-01-06 Celanese International Corporation Recovering ethanol with sidestreams to regulate C3+ alcohols concentrations
US8754268B2 (en) 2011-04-26 2014-06-17 Celanese International Corporation Process for removing water from alcohol mixtures
US9000232B2 (en) 2011-04-26 2015-04-07 Celanese International Corporation Extractive distillation of crude alcohol product
US8927788B2 (en) 2011-04-26 2015-01-06 Celanese International Corporation Process to recover alcohol with reduced water from overhead of acid column
US8748675B2 (en) 2011-06-16 2014-06-10 Celanese International Corporation Extractive distillation of crude alcohol product
US9073816B2 (en) 2011-04-26 2015-07-07 Celanese International Corporation Reducing ethyl acetate concentration in recycle streams for ethanol production processes
US8927784B2 (en) 2011-04-26 2015-01-06 Celanese International Corporation Process to recover alcohol from an ethyl acetate residue stream
US8461399B2 (en) 2011-04-26 2013-06-11 Celanese International Corporation Separation process having an alcohol sidestream
US9024085B2 (en) 2011-04-26 2015-05-05 Celanese International Corporation Process to reduce ethanol recycled to hydrogenation reactor
US8907141B2 (en) 2011-04-26 2014-12-09 Celanese International Corporation Process to recover alcohol with secondary reactors for esterification of acid
US8592635B2 (en) 2011-04-26 2013-11-26 Celanese International Corporation Integrated ethanol production by extracting halides from acetic acid
US8927780B2 (en) 2011-04-26 2015-01-06 Celanese International Corporation Process for removing aldehydes from ethanol reaction mixture
WO2012149137A1 (en) 2011-04-26 2012-11-01 Celanese International Corporation Process for the production of ethanol from an acetic acid feed and a recycled ethyl acetate feed
US9024084B2 (en) 2011-04-26 2015-05-05 Celanese International Corporation Reduced energy alcohol separation process having controlled pressure
US8686200B2 (en) 2011-04-26 2014-04-01 Celanese International Corporation Process to recover alcohol from an acidic residue stream
US8686199B2 (en) 2011-04-26 2014-04-01 Celanese International Corporation Process for reducing the concentration of acetic acid in a crude alcohol product
US8927787B2 (en) 2011-04-26 2015-01-06 Celanese International Corporation Process for controlling a reboiler during alcohol recovery and reduced ester formation
US8933278B2 (en) 2011-04-26 2015-01-13 Celanese International Corporation Process for producing ethanol and reducing acetic acid concentration
US9000233B2 (en) 2011-04-26 2015-04-07 Celanese International Corporation Process to recover alcohol with secondary reactors for hydrolysis of acetal
US8884081B2 (en) 2011-04-26 2014-11-11 Celanese International Corporation Integrated process for producing acetic acid and alcohol
US8704012B2 (en) 2011-06-16 2014-04-22 Celanese International Corporation Distillation of crude alcohol product using entrainer
US8895786B2 (en) 2011-08-03 2014-11-25 Celanese International Corporation Processes for increasing alcohol production
US8748676B2 (en) 2011-08-03 2014-06-10 Celanese International Corporation Process for purifying a crude ethanol product
US8575405B2 (en) 2011-08-03 2013-11-05 Celanese International Corporation Reducing acetals during ethanol separation process
US8440866B2 (en) 2011-08-03 2013-05-14 Celanese International Corporation Process for separating ethanol having low acid
US8927782B2 (en) 2011-08-03 2015-01-06 Celanese International Corporation Vapor separation in alcohol production
US8877986B2 (en) 2011-08-03 2014-11-04 Celanese International Corporation Process for recovering alcohol
US8877987B2 (en) 2011-08-03 2014-11-04 Celanese International Corportation Process for producing anhydrous ethanol using extractive distillation column
US8884079B2 (en) 2011-08-03 2014-11-11 Celanese International Corporation Reducing impurities in hydrogenation processes with multiple reaction zones
US8853466B2 (en) 2011-08-19 2014-10-07 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol from methanol
US8853467B2 (en) 2011-08-19 2014-10-07 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol
US8829253B2 (en) 2011-08-19 2014-09-09 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol from methanol
WO2013049368A1 (en) 2011-09-27 2013-04-04 Thermochem Recovery International, Inc. System and method for syngas clean-up
US8536382B2 (en) 2011-10-06 2013-09-17 Celanese International Corporation Processes for hydrogenating alkanoic acids using catalyst comprising tungsten
US8658843B2 (en) 2011-10-06 2014-02-25 Celanese International Corporation Hydrogenation catalysts prepared from polyoxometalate precursors and process for using same to produce ethanol while minimizing diethyl ether formation
WO2013062800A1 (en) * 2011-10-26 2013-05-02 Rentech, Inc. Gasifier fluidization
US8686201B2 (en) 2011-11-09 2014-04-01 Celanese International Corporation Integrated acid and alcohol production process having flashing to recover acid production catalyst
US8704013B2 (en) 2011-11-09 2014-04-22 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol
US8809598B2 (en) 2011-11-09 2014-08-19 Celanese International Corporation Producing ethanol using two different streams from acetic acid carbonylation process
US8614359B2 (en) 2011-11-09 2013-12-24 Celanese International Corporation Integrated acid and alcohol production process
US8809599B2 (en) 2011-11-09 2014-08-19 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol and water balance control
WO2013070213A1 (en) * 2011-11-09 2013-05-16 Celanese International Corporation Iintegrated process for producing ethanol from methanol with water balance control
WO2013070211A1 (en) * 2011-11-09 2013-05-16 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol from methanol
US8829249B2 (en) 2011-11-18 2014-09-09 Celanese International Corporation Integrated esterification and hydrogenolysis process for producing ethanol
US9024089B2 (en) 2011-11-18 2015-05-05 Celanese International Corporation Esterification process using extractive separation to produce feed for hydrogenolysis
US8829251B2 (en) 2011-11-18 2014-09-09 Celanese International Corporation Liquid esterification method to produce ester feed for hydrogenolysis
US8748673B2 (en) 2011-11-18 2014-06-10 Celanese International Corporation Process of recovery of ethanol from hydrogenolysis process
US8853468B2 (en) 2011-11-18 2014-10-07 Celanese International Corporation Vapor esterification method to produce ester feed for hydrogenolysis
US8802901B2 (en) 2011-11-18 2014-08-12 Celanese International Corporation Continuous ethyl acetate production and hydrogenolysis thereof
CN103946200A (zh) 2011-11-22 2014-07-23 国际人造丝公司 使乙醇和乙酸混合物酯化以生产用于氢解的酯进料
US8703868B2 (en) 2011-11-28 2014-04-22 Celanese International Corporation Integrated process for producing polyvinyl alcohol or a copolymer thereof and ethanol
US20130133222A1 (en) * 2011-11-30 2013-05-30 General Electric Company Particulate fluidization system
US20130143973A1 (en) * 2011-12-02 2013-06-06 Celanese International Corporation Biomass gasification and integrated processes for making industrial chemicals through an ester intermediate
US9029614B2 (en) 2011-12-14 2015-05-12 Celanese International Corporation Phasing reactor product from hydrogenating acetic acid into ethyl acetate feed to produce ethanol
US8927790B2 (en) 2011-12-15 2015-01-06 Celanese International Corporation Multiple vapor feeds for hydrogenation process to produce alcohol
US8575406B2 (en) 2011-12-22 2013-11-05 Celanese International Corporation Catalysts having promoter metals and process for producing ethanol
US8907139B2 (en) 2011-12-28 2014-12-09 Celanese International Corporation Process for acetal removal in the purification of a crude ethanol product
US9079172B2 (en) 2012-03-13 2015-07-14 Celanese International Corporation Promoters for cobalt-tin catalysts for reducing alkanoic acids
US9333496B2 (en) 2012-02-29 2016-05-10 Celanese International Corporation Cobalt/tin catalyst for producing ethanol
US8907142B2 (en) 2011-12-29 2014-12-09 Celanese International Corporation Process for promoting catalyst activity for ethyl acetate conversion
US8455702B1 (en) 2011-12-29 2013-06-04 Celanese International Corporation Cobalt and tin catalysts for producing ethanol
US8802902B2 (en) 2011-12-30 2014-08-12 Celanese International Corporation Pressure driven distillation for ethanol production and recovery from hydrogenation process
US9024086B2 (en) 2012-01-06 2015-05-05 Celanese International Corporation Hydrogenation catalysts with acidic sites
CN104039448B (zh) 2012-01-06 2016-11-16 国际人造丝公司 具有钴改性载体的加氢催化剂
US8802588B2 (en) 2012-01-23 2014-08-12 Celanese International Corporation Bismuth catalyst composition and process for manufacturing ethanol mixture
US9242219B2 (en) 2012-01-30 2016-01-26 PHG Energy, LLC Fluidized bed biogasifier and method for gasifying biosolids
US10738249B2 (en) 2012-01-30 2020-08-11 Aries Gasification, Llc Universal feeder for gasification reactors
US9051235B2 (en) 2012-02-07 2015-06-09 Celanese International Corporation Process for producing ethanol using a molar excess of hydrogen
US9353034B2 (en) 2012-02-07 2016-05-31 Celanese International Corporation Hydrogenation process with reduced residence time for vapor phase reactants
CA2862554C (en) * 2012-02-09 2015-08-18 Lanzatech New Zealand Limited Improved carbon capture in fermentation
US8729311B2 (en) 2012-02-10 2014-05-20 Celanese International Corporaton Catalysts for converting acetic acid to acetone
US20140223908A1 (en) * 2012-02-14 2014-08-14 Coldunell Limited Waste Management System
US8729317B2 (en) 2012-02-15 2014-05-20 Celanese International Corporation Ethanol manufacturing process over catalyst with cesium and support comprising tungsten or oxides thereof
US9126194B2 (en) 2012-02-29 2015-09-08 Celanese International Corporation Catalyst having support containing tin and process for manufacturing ethanol
US8802903B2 (en) 2012-03-13 2014-08-12 Celanese International Corporation Stacked bed reactor with diluents for producing ethanol
US8927786B2 (en) 2012-03-13 2015-01-06 Celanese International Corporation Ethanol manufacturing process over catalyst having improved radial crush strength
US9073042B2 (en) 2012-03-14 2015-07-07 Celanese International Corporation Acetic acid hydrogenation over a group VIII metal calcined catalyst having a secondary promoter
US8536383B1 (en) 2012-03-14 2013-09-17 Celanese International Corporation Rhodium/tin catalysts and processes for producing ethanol
US9126173B2 (en) * 2012-03-26 2015-09-08 Sundrop Fuels, Inc. Pretreatment of biomass using thermo mechanical methods before gasification
JP5099939B1 (ja) * 2012-05-02 2012-12-19 春男 上原 活性炭製造システム
WO2013186886A1 (ja) * 2012-06-13 2013-12-19 三井造船株式会社 エタノール製造方法およびエタノール製造装置
WO2014017470A1 (ja) 2012-07-23 2014-01-30 積水化学工業株式会社 酸素化物の製造システム及び酸素化物の製造方法
US9279365B2 (en) * 2012-09-04 2016-03-08 General Electric Company Power augmentation systems and methods for grid frequency control
US10005963B2 (en) 2012-09-20 2018-06-26 University Of South Florida Systems and methods for producing liquid fuels from landfill gases
KR101407979B1 (ko) 2012-10-10 2014-06-17 한국에너지기술연구원 알코올 제조용 금속 촉매의 제조방법 및 이에 따라 제조된 금속 촉매
US8772553B2 (en) 2012-10-26 2014-07-08 Celanese International Corporation Hydrogenation reaction conditions for producing ethanol
US8729318B1 (en) 2012-11-20 2014-05-20 Celanese International Corporation Process for producing ethanol from methyl acetate
US8957262B2 (en) 2012-11-20 2015-02-17 Celanese International Corporation Olefin hydration for hydrogenation processes
CN102942446B (zh) * 2012-12-03 2015-09-23 大唐国际化工技术研究院有限公司 一种回收氢再循环的醋酸酯加氢制乙醇的方法
EP2928590B1 (en) * 2012-12-10 2021-01-20 Southern Company Second stage gasifier in staged gasification
US9000237B2 (en) 2012-12-20 2015-04-07 Celanese International Corporation Ethanol refining process using intermediate reboiler
KR101890952B1 (ko) * 2012-12-26 2018-08-22 에스케이이노베이션 주식회사 기류 건조기를 포함하는 탄소 연료의 가스화 복합 설비
MX363829B (es) 2013-03-15 2019-04-03 Celanese Int Corp Proceso para separar gas de producto usando proceso de carbonilación.
US8975451B2 (en) 2013-03-15 2015-03-10 Celanese International Corporation Single phase ester feed for hydrogenolysis
US8926718B2 (en) 2013-03-15 2015-01-06 Celanese International Corporation Thermochemically produced ethanol compositions
BR112015032593A8 (pt) * 2013-06-26 2020-01-07 Air Liquide método de aquecimento por chama direta e unidade para sua condução
US20150211378A1 (en) * 2014-01-30 2015-07-30 Boxer Industries, Inc. Integration of plasma and hydrogen process with combined cycle power plant, simple cycle power plant and steam reformers
US10138378B2 (en) 2014-01-30 2018-11-27 Monolith Materials, Inc. Plasma gas throat assembly and method
US10370539B2 (en) 2014-01-30 2019-08-06 Monolith Materials, Inc. System for high temperature chemical processing
US11939477B2 (en) 2014-01-30 2024-03-26 Monolith Materials, Inc. High temperature heat integration method of making carbon black
US10100200B2 (en) 2014-01-30 2018-10-16 Monolith Materials, Inc. Use of feedstock in carbon black plasma process
CA2937909C (en) 2014-01-31 2023-09-19 Monolith Materials, Inc. Plasma torch design
CN103897743B (zh) * 2014-03-28 2016-02-03 上海锅炉厂有限公司 固体燃料分级气化-燃烧双床多联产系统与方法
US9108894B1 (en) 2014-07-22 2015-08-18 Iogen Corporation Process for using biogenic carbon dioxide derived from non-fossil organic material
WO2016011555A1 (en) 2014-07-22 2016-01-28 Iogen Corporation Process for producing fuel using two fermentations
US10619173B2 (en) 2014-07-22 2020-04-14 Iogen Corporation Process for using biogenic carbon dioxide derived from non-fossil organic material
EP3018094A1 (en) * 2014-11-06 2016-05-11 Casale SA Process for producing a synthesis gas
US11434509B2 (en) 2014-12-08 2022-09-06 Iogen Corporation Process for using biogenic carbon dioxide derived from non-fossil organic material
WO2016114306A1 (ja) * 2015-01-13 2016-07-21 積水化学工業株式会社 ブタジエン製造システム及びブタジエンの製造方法
KR20170129713A (ko) 2015-02-03 2017-11-27 모놀리스 머티어리얼스 인코포레이티드 카본 블랙 생성 시스템
BR112017016692A2 (pt) 2015-02-03 2018-04-10 Monolith Materials, Inc. método e aparelho para resfriamento regenerativo
WO2017019683A1 (en) 2015-07-29 2017-02-02 Monolith Materials, Inc. Dc plasma torch electrical power design method and apparatus
EP3350855A4 (en) 2015-09-14 2019-08-07 Monolith Materials, Inc. CARBON BLACK FROM NATURAL GAS
CN106807367A (zh) * 2015-12-02 2017-06-09 中国科学院大连化学物理研究所 一种碳基材料负载的铱基催化剂及其制备方法和应用
CN109070156B (zh) 2016-02-16 2021-08-17 国际热化学恢复股份有限公司 两阶段能量集成产物气体发生系统和方法
MX2018011589A (es) 2016-03-25 2019-09-18 Thermochem Recovery Int Inc Sistema y metodo de generacion de gas producto de energia ntegrada de tres etapas.
MX2018013161A (es) 2016-04-29 2019-06-24 Monolith Mat Inc Metodo y aparato para inyector de antorcha.
CN109562347A (zh) 2016-04-29 2019-04-02 巨石材料公司 颗粒生产工艺和设备的二次热添加
US10364398B2 (en) 2016-08-30 2019-07-30 Thermochem Recovery International, Inc. Method of producing product gas from multiple carbonaceous feedstock streams mixed with a reduced-pressure mixing gas
CA3055830A1 (en) 2017-03-08 2018-09-13 Monolith Materials, Inc. Systems and methods of making carbon particles with thermal transfer gas
EP3612600A4 (en) 2017-04-20 2021-01-27 Monolith Materials, Inc. PARTICULAR SYSTEMS AND PROCEDURES
US9920926B1 (en) 2017-07-10 2018-03-20 Thermochem Recovery International, Inc. Pulse combustion heat exchanger system and method
US10099200B1 (en) 2017-10-24 2018-10-16 Thermochem Recovery International, Inc. Liquid fuel production system having parallel product gas generation
CA3116989C (en) 2017-10-24 2024-04-02 Monolith Materials, Inc. Particle systems and methods
CN109812832A (zh) * 2017-11-21 2019-05-28 吴鲜家 高效能燃烧控制系统及其方法
US11512260B2 (en) 2018-06-11 2022-11-29 Donald Gene Taylor Pulse detonation shockwave gasifier
US11555157B2 (en) 2020-03-10 2023-01-17 Thermochem Recovery International, Inc. System and method for liquid fuel production from carbonaceous materials using recycled conditioned syngas
US11466223B2 (en) 2020-09-04 2022-10-11 Thermochem Recovery International, Inc. Two-stage syngas production with separate char and product gas inputs into the second stage
CN115747263B (zh) * 2022-12-05 2023-10-20 华南农业大学 一种通过混合纤维素发酵提升乙醇产率的方法

Citations (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4395495A (en) * 1979-08-02 1983-07-26 D.U.T. Pty Ltd. Production of methanol
US4454358A (en) * 1981-01-21 1984-06-12 Basf Aktiengesellschaft Continuous production of ethanol and plural stage distillation of the same
EP0167300A1 (en) * 1984-06-06 1986-01-08 Humphreys & Glasgow Limited Process for the production of alcohols
GB2162172A (en) * 1984-07-26 1986-01-29 Davy Mckee Process for the production of ethanol
EP0335625A2 (en) * 1988-03-26 1989-10-04 BP Chemicals Limited Process for preparing carboxylic acids
PT100794A (pt) * 1992-08-20 1994-05-31 Ineti Inst Nac Engenh E Tecnol Gaseificador em leito fluidizado
US5414161A (en) * 1992-06-30 1995-05-09 Korea Institute Of Science And Technology Process for the preparation of ethanol from methanol
US20030115800A1 (en) * 2001-12-18 2003-06-26 Muneyoshi Yamada Method for gasifying biomass and catalyst used for said method
US20030138365A1 (en) * 2001-12-19 2003-07-24 Strudes Inc. Pyrolysis system
US20050107482A1 (en) * 2003-11-19 2005-05-19 Van Egmond Cornelis F. Methanol and ethanol production for an oxygenate to olefin reaction system

Family Cites Families (169)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP3153091B2 (ja) * 1994-03-10 2001-04-03 株式会社荏原製作所 廃棄物の処理方法及びガス化及び熔融燃焼装置
US3972952A (en) * 1975-03-14 1976-08-03 Celanese Corporation Vapor-phase conversion of methanol and ethanol to higher linear primary alcohols by heterogeneous catalysis
EP0036724A1 (en) 1980-03-18 1981-09-30 The British Petroleum Company p.l.c. Process for the production of ethanol by the liquid phase hydrocarbonylation of methanol
US4498909A (en) * 1982-11-02 1985-02-12 Dm International, Inc. Process for the gasification of fuels
US4971599A (en) 1985-06-11 1990-11-20 Cordell Henry L Apparatus for gasifying solid organic materials
US4954665A (en) * 1985-11-07 1990-09-04 Union Carbide Chemicals And Plastics Company Inc. Methanol homologation
CA1285375C (en) * 1986-01-21 1991-07-02 Takahiro Ohshita Thermal reactor
US5138982A (en) * 1986-01-21 1992-08-18 Ebara Corporation Internal circulating fluidized bed type boiler and method of controlling the same
US4628066A (en) * 1986-02-12 1986-12-09 Air Products And Chemicals, Inc. Process for the production of methanol
US4747355A (en) * 1986-02-14 1988-05-31 Berkum Robert A Van Combustion apparatus and method of generating gas
US4767543A (en) 1986-11-13 1988-08-30 Universite De Sherbrooke Oxidation of wastewaters
US4761185A (en) 1986-11-14 1988-08-02 Universite De Sherbrooke Rapid starch depolymerization via spray reactors
US4766154A (en) * 1987-02-06 1988-08-23 Air Products And Chemicals, Inc. Liquid phase methanol reactor staging process for the production of methanol
DK158221C (da) * 1987-06-30 1990-09-10 Haldor Topsoe As Fremgangsmaade til fremstilling af eddikesyre, metylacetat, eddikesyreanhydrid eller blandinger deraf
CA1300884C (en) 1987-08-24 1992-05-19 John W. Black Fluidized bed gasifier
US4848249A (en) * 1987-11-30 1989-07-18 Texas A&M University System and process for conversion of biomass into usable energy
DE3828534A1 (de) * 1988-08-23 1990-03-08 Gottfried Dipl Ing Roessle Verfahren zur verwertung von energiehaltiger masse, vorrichtung zur durchfuehrung des verfahrens und verwendung eines bei der verwertung anfallenden produkts
US5059404A (en) 1989-02-14 1991-10-22 Manufacturing And Technology Conversion International, Inc. Indirectly heated thermochemical reactor apparatus and processes
US4929254A (en) * 1989-07-13 1990-05-29 Set Technology B.V. Down-draft fixed bed gasifier system
US5079267A (en) * 1989-09-16 1992-01-07 Xytel Technologies Partnership Methanol production
HU9201539D0 (en) 1990-09-11 1992-08-28 Kortec Ag Method and device for gasifying gasifiable materials and/or transforming gas as well as heat exchanger of high temperature for executing said method
US5120885A (en) * 1990-09-21 1992-06-09 Kao Corporation Process for producing alcohol
JPH0699337B2 (ja) * 1990-12-27 1994-12-07 花王株式会社 アルコールの製造方法
MY107920A (en) * 1990-12-27 1996-06-29 Kao Corp Process for producing alcohol
US5226927A (en) * 1991-02-13 1993-07-13 Southern California Edison Wood gasifier
FI89535C (fi) 1991-04-11 1997-07-22 Tampella Power Oy Foerbraenningsanlaeggning
US5218931A (en) * 1991-11-15 1993-06-15 Foster Wheeler Energy Corporation Fluidized bed steam reactor including two horizontal cyclone separators and an integral recycle heat exchanger
ES2090854T3 (es) * 1992-02-04 1996-10-16 Air Prod & Chem Procedimiento para producir metanol en fase liquida con reciclado rico en co.
US5334755A (en) 1992-04-24 1994-08-02 Chiyoda Corporation Process for the production of acetic acid from methanol and carbon monoxide using supported rhodium catalyst
CA2134871C (en) 1992-05-08 2001-12-18 Terence R. Johnson Integrated carbonaceous fuel drying and gasification process and apparatus
US5488143A (en) * 1992-06-30 1996-01-30 Korea Institute Of Science And Technology Processes for the carbonylation of methanol to form acetic acid, methyl acetate and acetic anhydride
US5279234A (en) * 1992-10-05 1994-01-18 Chiptec Wood Energy Systems Controlled clean-emission biomass gasification heating system/method
US5607487A (en) * 1993-03-17 1997-03-04 Taylor; Leland T. Bottom feed - updraft gasification system
GB9306409D0 (en) * 1993-03-26 1993-05-19 Bp Chem Int Ltd Process
FR2703351A1 (fr) * 1993-03-31 1994-10-07 Rhone Poulenc Chimie Procédé de préparation d'acides carboxyliques ou des esters correspondants en présence d'un catalyseur à base de rhodium et d'iridium.
US5334848A (en) * 1993-04-09 1994-08-02 Trw Inc. Spacecraft docking sensor system
US5344848A (en) 1993-05-27 1994-09-06 Meyer Steinberg Process and apparatus for the production of methanol from condensed carbonaceous material
KR960006546B1 (ko) * 1993-07-28 1996-05-17 한국과학기술연구원 초산에스테르의 제조 방법
US5484465A (en) 1993-08-02 1996-01-16 Emery Recycling Corporation Apparatus for municipal waste gasification
CA2114965C (fr) 1994-02-04 2004-07-27 Denis Ngoy Bangala Catalyseur de reformage a la vapeur et sa methode de preparation
US5922090A (en) * 1994-03-10 1999-07-13 Ebara Corporation Method and apparatus for treating wastes by gasification
AU2571095A (en) * 1994-05-13 1995-12-05 Pardies Acetiques Method for the preparation of carboxylic acids or corresponding esters in the presence of a soluble iridium-based catalyst
US5589599A (en) 1994-06-07 1996-12-31 Mcmullen; Frederick G. Pyrolytic conversion of organic feedstock and waste
US5666890A (en) * 1994-06-22 1997-09-16 Craig; Joe D. Biomass gasification system and method
FR2725443B1 (fr) * 1994-10-05 1996-12-20 Rhone Poulenc Chimie Preparation d'acides carboxyliques ou des esters correspondants par carbonylation en presence d'iridium
GB9503385D0 (en) * 1995-02-21 1995-04-12 Bp Chem Int Ltd Process
CA2146192C (en) 1995-04-03 1999-04-06 Universite De Sherbrooke Polyionic insoluble hydrogels comprising xanthan
US5599976A (en) * 1995-04-07 1997-02-04 Hoechst Celanese Corporation Recovery of acetic acid from dilute aqueous streams formed during a carbonylation process
WO1996033965A1 (fr) * 1995-04-27 1996-10-31 Daicel Chemical Industries, Ltd. Procede de production d'acide acetique
US6683224B1 (en) * 1995-05-03 2004-01-27 Cognis Deutschland Gmbh & Co. Kg Process for the production of fatty alcohols
CN1073065C (zh) 1995-06-20 2001-10-17 花王株式会社 用于制造醇的方法
US5696284A (en) 1995-06-21 1997-12-09 Bp Chemicals Limited Process for the carbonylation of alkyl alcohols and/or reactive derivatives thereof
GB9517184D0 (en) * 1995-08-22 1995-10-25 Bp Chem Int Ltd Process
FR2746795B1 (fr) * 1996-03-27 1998-06-19 Rhone Poulenc Chimie Procede de preparation d'acide acetique et/ou d'acetate de methyle par isomerisation et carbonylation
DK40796A (da) * 1996-04-10 1997-10-11 Haldor Topsoe As Fremgangsmåde til fremstilling af eddikesyre
US5980858A (en) 1996-04-23 1999-11-09 Ebara Corporation Method for treating wastes by gasification
US5900224A (en) * 1996-04-23 1999-05-04 Ebara Corporation Method for treating wastes by gasification
WO1998010225A1 (fr) * 1996-09-04 1998-03-12 Ebara Corporation Procede de gazeification de dechets utilisant un four de fusion rotatif
DK136196A (da) 1996-11-29 1998-05-30 Haldor Topsoe As Fremgangsmåde til fremstilling af eddikesyre
GB9625335D0 (en) * 1996-12-05 1997-01-22 Bp Chem Int Ltd Process
GB9626429D0 (en) * 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
GB9626428D0 (en) * 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
US5900505A (en) * 1997-02-04 1999-05-04 Eastman Chemical Company Heterogeneous vapor phase carbonylation process
US6028119A (en) * 1997-02-27 2000-02-22 Mitsui Chemicals, Inc. Process for methanol production
EP0868943B1 (en) * 1997-03-31 2002-10-30 Director-General Of The Agency Of Industrial Science And Technology Copper, zinc and aluminium based catalyst for methanol synthesis and reforming
DE19730939A1 (de) * 1997-07-18 1999-01-21 Basf Ag Verfahren zur Hydrierung von Carbonylverbindungen
US6048374A (en) * 1997-08-18 2000-04-11 Green; Alex E. S. Process and device for pyrolysis of feedstock
CA2215251C (en) 1997-10-01 2003-02-25 Kemestrie Inc. Industrial preparation of high purity gallic acid
KR100643253B1 (ko) 1997-12-18 2006-11-13 가부시키가이샤 에바라 세이사꾸쇼 가스화 노
US6521783B1 (en) * 1998-01-29 2003-02-18 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation Processes for preparing oxygenates
US6127432A (en) * 1998-01-29 2000-10-03 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation Processes for preparing oxygenates and catalysts therefor
CA2259481A1 (en) 1998-02-09 1999-08-09 Kemestrie Inc. Direct extraction and/or purification of high purity maltol and essential oils by sublimation process
CA2313261C (en) 1998-05-14 2002-02-12 Kemestrie Inc. Process for preparing a high purity chemical-free microcrystalline cellulose from a chemically produced cellulose
US5993751A (en) 1998-06-02 1999-11-30 Moriarty; Jack Pyrolizer
CA2243619A1 (fr) 1998-07-17 2000-01-17 Universite De Sherbrooke Hydrogels polyioniques a base de xanthane et chitosane pour stabilisation et relargage controle des vitamines
US20010027737A1 (en) 1998-08-21 2001-10-11 Stan E. Abrams Gasifier system and method
US6211405B1 (en) * 1998-10-23 2001-04-03 Celanese International Corporation Addition of iridium to the rhodium/inorganic iodide catalyst system
FR2785606B1 (fr) * 1998-11-05 2001-01-26 Acetex Chimie Preparation d'acide acetique et/ou d'acetate de methyle en presence d'iridium et de platine
FI105499B (fi) 1998-11-20 2000-08-31 Foster Wheeler Energia Oy Menetelmä ja laite leijupetireaktorissa
DZ2966A1 (fr) 1999-02-15 2004-03-15 Shell Int Research Procédé de préparation d'hydrocarbures à partir demonoxyde de carbone et d'hydrogène.
PL207932B1 (pl) * 1999-03-11 2011-02-28 Zeachem Inc Sposób wytwarzania etanolu
ES2172367B1 (es) 1999-04-07 2003-10-16 Kemestrie Inc Aparato de filtracion de lecho granular movil para el acondicionado de gases calientes
CA2367534C (en) 1999-04-07 2006-12-05 Kemestrie Inc. Mobile granular bed filtration apparatus for hot gas conditioning
AU3799700A (en) 1999-04-07 2000-11-14 Kemestrie Inc. Mobile granular bed filtration apparatus for hot gas conditioning
ES2176127T1 (es) 1999-05-14 2002-12-01 Kemestrie Inc Procedimiento y aparato para gasificacion de desechos.
ES2183662B1 (es) 1999-05-14 2003-12-16 Kemestrie Inc Recipiente de reaccion de gasificacion y procedimiento correspondiente
CA2372111A1 (en) 1999-05-14 2000-11-23 Kemestrie Inc. Process and apparatus for gasification of refuse
US7087097B1 (en) * 1999-06-09 2006-08-08 Technische Universitat Munchen Lehrstuhl Fur Thermische Kraftanlagen Facility for the gasification of carbon-containing feed materials
US6355837B1 (en) * 1999-08-25 2002-03-12 Eastman Chemical Company Vapor phase carbonylation process using group 4 metal promoted iridium catalyst
US6353132B1 (en) * 1999-08-25 2002-03-05 Eastman Chemical Company Vapor phase carbonylation process using group 5 metal promoted iridium catalyst
US6355595B1 (en) * 1999-08-25 2002-03-12 Eastman Chemical Company Group 5 metal promoted iridium carbonylation catalyst
TWI241392B (en) * 1999-09-20 2005-10-11 Japan Science & Tech Agency Apparatus and method for gasifying solid or liquid fuel
DE19948332B4 (de) * 1999-10-07 2005-09-22 Steer, Thomas, Dr.-Ing. Verfahren und Vorrichtung zum Gewinnen heizwertreicher Brennstoffe
US6723886B2 (en) * 1999-11-17 2004-04-20 Conocophillips Company Use of catalytic distillation reactor for methanol synthesis
KR20010062259A (ko) 1999-12-24 2001-07-07 추후제출 폐기물, 특히 산업 폐기물, 바이오매스 또는 이와 유사한가스화 물질의 가스화를 위한 방법 및 가스화 플랜트
US6133328A (en) 2000-02-22 2000-10-17 Lightner; Gene E. Production of syngas from a biomass
AU755244B2 (en) * 2000-02-29 2002-12-05 Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. Biomass gasifying furnace and system for methanol synthesis using gas produced by gasifying biomass
ES2307595T3 (es) 2000-03-06 2008-12-01 Woodland Biofuels Inc. Un proceso para convertir material celulosico en hidrocarburos liquidos.
FI114289B (fi) 2000-04-07 2004-09-30 Foster Wheeler Energia Oy Laite hiukkasten erottamiseksi kuumista kaasuista
JP2004502722A (ja) 2000-07-07 2004-01-29 ケメストリー・インコーポレーテッド 難水溶性薬剤の薬剤送達システム
AT409413B (de) * 2000-08-11 2002-08-26 Rotec Engineering Gmbh & Co Kg Verfahren zum vergasen von abfall
US6647903B2 (en) 2000-09-14 2003-11-18 Charles W. Aguadas Ellis Method and apparatus for generating and utilizing combustible gas
WO2002036875A1 (en) 2000-11-03 2002-05-10 Penwest Pharmaceutical Company Process for producing microcrystalline cellulose with a desired dp
EP1338335A4 (en) * 2000-11-08 2005-01-19 Idemitsu Kosan Co REFORMING CATALYST FOR HYDROCARBONS AND CORRESPONDING REFORMING METHOD
US6680137B2 (en) * 2000-11-17 2004-01-20 Future Energy Resources Corporation Integrated biomass gasification and fuel cell system
US6613111B2 (en) 2000-11-17 2003-09-02 Future Energy Resources Corporation Small scale high throughput biomass gasification system and method
EP1348011B1 (en) * 2000-12-04 2010-03-17 Emery Energy Company L.L.C. Multi-faceted gasifier and related methods
WO2002050214A2 (en) 2000-12-21 2002-06-27 Future Energy Resources Corporation Biomass gasification system and method
JP2004526686A (ja) 2000-12-23 2004-09-02 デグサ アクチエンゲゼルシャフト カルボニル化合物の水素化によるアルコールの製法
JP2002193858A (ja) 2000-12-28 2002-07-10 Mitsubishi Heavy Ind Ltd バイオマス原料によるメタノール製造方法及びその装置
JP3973840B2 (ja) * 2001-01-18 2007-09-12 独立行政法人科学技術振興機構 固形燃料ガス化装置
FR2820422B1 (fr) * 2001-02-08 2003-04-25 Acetex Chimie Modification du systeme catalytique dans un procede industriel de fabrication d'acide acetique et/ou d'acetate de methyle
US6972114B2 (en) 2001-02-16 2005-12-06 Pope Leroy B Biomass gasifier apparatus and method
US6617471B2 (en) * 2001-06-20 2003-09-09 Eastman Chemical Company Method for carbonylation of lower aliphatic alcohols using tin promoted iridium catalyst
FR2826960B1 (fr) 2001-07-03 2005-10-21 Acetex Chimie Procede de controle d'une production d'acide acetique et/ou d'acetate de methyle en continu
US6863878B2 (en) * 2001-07-05 2005-03-08 Robert E. Klepper Method and apparatus for producing synthesis gas from carbonaceous materials
JP4959074B2 (ja) * 2001-07-19 2012-06-20 三菱重工業株式会社 メタノールの製造方法
JP4259777B2 (ja) 2001-07-31 2009-04-30 井上 斉 バイオマスのガス化方法
AU2002356086B2 (en) 2001-08-24 2007-11-29 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for the preparation of hydrocarbons
CA2357527C (en) * 2001-10-01 2009-12-01 Technology Convergence Inc. Methanol recycle stream
EP1308671A1 (en) * 2001-10-30 2003-05-07 Alstom (Switzerland) Ltd A circulating fluidized bed reactor device
AU2002353156A1 (en) * 2001-12-18 2003-06-30 Jerrel Dale Branson System and method for extracting energy from agricultural waste
FI112952B (fi) * 2001-12-21 2004-02-13 Foster Wheeler Energia Oy Menetelmä ja laitteisto hiilipitoisen materiaalin kaasuttamiseksi
JP4224240B2 (ja) 2002-02-07 2009-02-12 株式会社荏原製作所 液体燃料合成システム
JP3980382B2 (ja) 2002-03-13 2007-09-26 新日本製鐵株式会社 バイオマス熱分解方法及びその装置
DE10214003B4 (de) * 2002-03-27 2005-12-22 Lurgi Ag Verfahren zur Erzeugung von Kohlenmonoxid und Methanol
US7244399B2 (en) 2002-04-26 2007-07-17 Foster Wheeler Energia Oy Grid construction for a fluidized bed reactor
US6596781B1 (en) * 2002-05-02 2003-07-22 Chevron U.S.A. Inc. Integrated process for preparing Fischer-Tropsch products and acetic acid from synthesis gas
CA2383279A1 (fr) 2002-05-06 2003-11-06 Sylvain Cloutier Reacteur
CN1315771C (zh) * 2002-05-06 2007-05-16 伊斯曼化学公司 连续羰基化工艺
CA2484850A1 (en) 2002-05-06 2003-11-13 Kemestrie Inc. Apparatus for treating lignocellulose material and method associated thereto
US8317886B2 (en) * 2002-05-22 2012-11-27 Nexterra Systems Corp. Apparatus and method for gasifying solid organic materials
AU2003241606A1 (en) * 2002-05-22 2003-12-12 Manufacturing And Technology Conversion International, Inc. Pulse gasification and hot gas cleanup apparatus and process
FR2839972B1 (fr) 2002-05-23 2005-08-19 Inst Francais Du Petrole Procede de carbonylation des alcools utilisant un catalyseur a base de rhodium ou d'iridium dans un liquide ionique non-aqueux,avec un recyclage efficace du catalyseur
JP4227771B2 (ja) 2002-07-17 2009-02-18 三菱重工業株式会社 バイオマスのガス化方法
US7008967B2 (en) 2002-10-28 2006-03-07 Sasol Technology (Proprietary) Limited Production of synthesis gas and synthesis gas derived products
JP2004149556A (ja) 2002-10-28 2004-05-27 Nishinippon Environmental Energy Co Inc バイオマスのガス化方法及びそのガス化装置
US7527781B2 (en) * 2003-04-01 2009-05-05 Haldor Topsoe A/S Process for the preparation of a hydrogen-rich stream
FI114115B (fi) * 2003-04-15 2004-08-13 Foster Wheeler Energia Oy Menetelmä ja laite lämmön talteenottamiseksi leijupetireaktorissa
JP4452273B2 (ja) 2003-04-30 2010-04-21 株式会社荏原製作所 可燃性原料供給装置、可燃性原料ガス化装置及び可燃性原料ガス化方法
CN1477090A (zh) 2003-05-16 2004-02-25 中国科学院广州能源研究所 生物质间接液化一步法合成二甲醚的方法
US20040265158A1 (en) * 2003-06-30 2004-12-30 Boyapati Krishna Rao Co-producing hydrogen and power by biomass gasification
TW200519073A (en) * 2003-08-21 2005-06-16 Pearson Technologies Inc Process and apparatus for the production of useful products from carbonaceous feedstock
US8394863B2 (en) * 2003-08-21 2013-03-12 Pearson Technologies, Inc. Process and apparatus for the production of useful products from carbonaceous feedstock
JP4085160B2 (ja) * 2003-08-27 2008-05-14 独立行政法人産業技術総合研究所 バイオマスの自己触媒作用を利用したガス化法
JP2005112956A (ja) 2003-10-06 2005-04-28 Nippon Steel Corp バイオマスのガス化方法
US6846951B1 (en) * 2003-10-09 2005-01-25 Acetex (Cyprus) Limited Integrated process for acetic acid and methanol
JP4487175B2 (ja) 2003-10-28 2010-06-23 正康 坂井 バイオマスからのメタノール製造方法
US20050095183A1 (en) * 2003-11-05 2005-05-05 Biomass Energy Solutions, Inc. Process and apparatus for biomass gasification
US7241322B2 (en) 2003-11-21 2007-07-10 Graham Robert G Pyrolyzing gasification system and method of use
US7244400B2 (en) * 2003-11-25 2007-07-17 Foster Wheeler Energy Corporation Fluidized bed reactor system having an exhaust gas plenum
CN1279311C (zh) 2004-04-06 2006-10-11 东南大学 多喷嘴喷动流化床气化炉
US7384987B2 (en) * 2004-06-01 2008-06-10 Syntec Biofuel, Inc. Catalysts and processes for the manufacture of lower aliphatic alcohols from syngas
CN2745924Y (zh) 2004-08-06 2005-12-14 中国林业科学研究院林产化学工业研究所 生物质细颗粒物料气化炉
JP2006083293A (ja) 2004-09-16 2006-03-30 Fuji Electric Systems Co Ltd バイオマス燃料のガス化装置
US7287477B2 (en) * 2004-10-13 2007-10-30 Foster Wheeler Energy Corporation Cyclone bypass for a circulating fluidized bed reactor
JP2006131820A (ja) 2004-11-09 2006-05-25 Ishikawajima Harima Heavy Ind Co Ltd 流動層ガス化方法及び装置
CN2789258Y (zh) 2005-05-31 2006-06-21 董颖 生物质气化炉
CN2813616Y (zh) 2005-07-15 2006-09-06 合肥天焱绿色能源开发有限公司 组合生物质气化炉
MX343301B (es) 2005-07-19 2016-11-01 Inbicon As Metodo y aparato para conversion de material celulosico a etanol.
US7579383B2 (en) * 2005-07-27 2009-08-25 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Fluid bed methanol synthesis
CN100345940C (zh) 2005-08-24 2007-10-31 南京工业大学 利用热管供热的流化床生物质气化炉
KR20080108605A (ko) 2006-04-05 2008-12-15 우드랜드 바이오퓨엘스 인크. 합성 가스에 의해 바이오매스를 에탄올로 전환시키는 시스템 및 방법
RU2009128198A (ru) 2006-12-22 2011-01-27 Энержи Афина Инк./Афина Энерджи Инк. (Ca) Способ газификации тяжелых нефтяных остатков в режиме пониженной жесткости процесса
US8080693B2 (en) 2008-02-28 2011-12-20 Enerkem, Inc. Production of ethanol from methanol
US20090221725A1 (en) 2008-02-28 2009-09-03 Enerkem, Inc. Production of ethanol from methanol
US8137655B2 (en) 2008-04-29 2012-03-20 Enerkem Inc. Production and conditioning of synthesis gas obtained from biomass
US8192647B2 (en) 2008-12-19 2012-06-05 Enerkem Inc. Production of synthesis gas through controlled oxidation of biomass
US9353042B2 (en) 2010-08-20 2016-05-31 Enerkem, Inc. Production of acetates from acetic acid and alcohols

Patent Citations (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4395495A (en) * 1979-08-02 1983-07-26 D.U.T. Pty Ltd. Production of methanol
US4454358A (en) * 1981-01-21 1984-06-12 Basf Aktiengesellschaft Continuous production of ethanol and plural stage distillation of the same
EP0167300A1 (en) * 1984-06-06 1986-01-08 Humphreys & Glasgow Limited Process for the production of alcohols
GB2162172A (en) * 1984-07-26 1986-01-29 Davy Mckee Process for the production of ethanol
EP0335625A2 (en) * 1988-03-26 1989-10-04 BP Chemicals Limited Process for preparing carboxylic acids
US5414161A (en) * 1992-06-30 1995-05-09 Korea Institute Of Science And Technology Process for the preparation of ethanol from methanol
PT100794A (pt) * 1992-08-20 1994-05-31 Ineti Inst Nac Engenh E Tecnol Gaseificador em leito fluidizado
US20030115800A1 (en) * 2001-12-18 2003-06-26 Muneyoshi Yamada Method for gasifying biomass and catalyst used for said method
US20030138365A1 (en) * 2001-12-19 2003-07-24 Strudes Inc. Pyrolysis system
US20050107482A1 (en) * 2003-11-19 2005-05-19 Van Egmond Cornelis F. Methanol and ethanol production for an oxygenate to olefin reaction system

Non-Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
DATABASE WPI Week 199421, Derwent Publications Ltd., London, GB; AN 1994-174396, XP002475261 & PT 100794 A (LNETI LAB NACIONAL ENGENHARIA & TECNOLOG), 31 May, 1994 (1994-05-31). Figure 1, abstract *
WALSH J.H.: "Synthesis of atmospherically-neutral methanol integrated with the generation of electricity in processes equipped for the capture and sequestering of carbon dioxide". ENERGY CONVERSION AND MANAGEMENT, ELSEVIER SCIENCE PUBLISHERS, OXFORD, GB, 1993, pages 1031-1049, XP002087641, ISSN: 0196-8904, the whole document *

Also Published As

Publication number Publication date
JP2009532483A (ja) 2009-09-10
CA2682778C (en) 2017-03-07
CA2682778A1 (en) 2007-10-18
AU2007235322A2 (en) 2009-01-08
EP2004583A2 (en) 2008-12-24
US8710107B2 (en) 2014-04-29
EA200802105A1 (ru) 2009-04-28
US20140256993A1 (en) 2014-09-11
KR20080108605A (ko) 2008-12-15
EP2004583B1 (en) 2015-06-03
US20070270511A1 (en) 2007-11-22
US20120283341A1 (en) 2012-11-08
AU2007235322A1 (en) 2007-10-18
WO2007117590A3 (en) 2008-06-19
BRPI0710578A2 (pt) 2011-08-16
BRPI0710578B1 (pt) 2016-11-29
US8088832B2 (en) 2012-01-03
WO2007117590A2 (en) 2007-10-18
ES2539761T3 (es) 2015-07-03
WO2007117590A9 (en) 2008-11-06

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA013194B1 (ru) Способ получения этанола
EP2350233B1 (en) Method and apparatus for producing liquid biofuel from solid biomass
JPWO2008069251A1 (ja) バイオマスからの液体燃料製造装置および製造方法
US20110152593A1 (en) Production of hydrocarbon liquids
CN108779050A (zh) 生产甲醇产物的集成系统和方法
CN101896580A (zh) 用于生产合成气和醇的方法和装置
CN102333748A (zh) 乙醇的制造方法
WO2008019079A2 (en) Gasification process
EP0820497A1 (en) Catalytic supercritical gasification of wet biomass
JP4644831B2 (ja) バイオマスからの液体燃料製造装置
Bhaskar et al. Thermochemical route for biohydrogen production
CN101454264A (zh) 通过合成气将生物质转变为乙醇的系统和方法
US8318112B2 (en) System and process of light chain hydrocarbon synthesis
US20150005399A1 (en) Method and device for producing synthetic gas and method and device for synthesizing liquid fuel
EA018619B1 (ru) Способ получения синтез-газа и метанола из органических отходов
JP2010031187A (ja) 植物系バイオマスをガス化して移送や貯留が容易な液体燃料を製造するための方法。
JP4711980B2 (ja) バイオマスからの液体燃料製造装置
US9499753B2 (en) Gasification process and system using dryer integrated with water-gas shift catalyst
WO2012017893A1 (ja) 廃棄物処理システム
GB2310865A (en) Pyrolysis of wet cellulose containing biomass to produce hydrogen
KR100519386B1 (ko) 제지슬러지를 이용한 합성가스 제조방법
Basile et al. Biomass gasification for second-generation fuel production