EP0062363A1 - Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozesswärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien - Google Patents

Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozesswärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien Download PDF

Info

Publication number
EP0062363A1
EP0062363A1 EP82200261A EP82200261A EP0062363A1 EP 0062363 A1 EP0062363 A1 EP 0062363A1 EP 82200261 A EP82200261 A EP 82200261A EP 82200261 A EP82200261 A EP 82200261A EP 0062363 A1 EP0062363 A1 EP 0062363A1
Authority
EP
European Patent Office
Prior art keywords
gas
fluidized bed
gasification
stage
combustion
Prior art date
Legal status (The legal status 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 status listed.)
Granted
Application number
EP82200261A
Other languages
English (en)
French (fr)
Other versions
EP0062363B1 (de
Inventor
Hans Beisswenger
Georg Dr. Daradimos
Martin Hirsch
Ludolf Dr. Plass
Harry Dr. Serbent
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
GEA Group AG
Original Assignee
Metallgesellschaft AG
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 Metallgesellschaft AG filed Critical Metallgesellschaft AG
Priority to AT82200261T priority Critical patent/ATE17866T1/de
Publication of EP0062363A1 publication Critical patent/EP0062363A1/de
Application granted granted Critical
Publication of EP0062363B1 publication Critical patent/EP0062363B1/de
Expired legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • 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
    • C10J3/82—Gas withdrawal means
    • C10J3/84—Gas withdrawal means with means for removing dust or tar from the 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
    • C10J3/00—Production of combustible gases containing carbon monoxide from solid carbonaceous fuels
    • C10J3/46—Gasification of granular or pulverulent flues in suspension
    • C10J3/463—Gasification of granular or pulverulent flues in suspension in stationary fluidised beds
    • 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
    • C10J3/54—Gasification of granular or pulverulent fuels by the Winkler technique, i.e. by fluidisation
    • 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
    • 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
    • C10J3/86—Other features combined with waste-heat boilers
    • 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
    • C10K1/002—Removal of contaminants
    • C10K1/003—Removal of contaminants of acid contaminants, e.g. acid gas removal
    • C10K1/004—Sulfur containing contaminants, e.g. hydrogen sulfide
    • 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
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F23—COMBUSTION APPARATUS; COMBUSTION PROCESSES
    • F23C—METHODS OR APPARATUS FOR COMBUSTION USING FLUID FUEL OR SOLID FUEL SUSPENDED IN  A CARRIER GAS OR AIR 
    • F23C10/00—Fluidised bed combustion apparatus
    • F23C10/005—Fluidised bed combustion apparatus comprising two or more beds
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F23—COMBUSTION APPARATUS; COMBUSTION PROCESSES
    • F23C—METHODS OR APPARATUS FOR COMBUSTION USING FLUID FUEL OR SOLID FUEL SUSPENDED IN  A CARRIER GAS OR AIR 
    • F23C10/00—Fluidised bed combustion apparatus
    • F23C10/02—Fluidised bed combustion apparatus with means specially adapted for achieving or promoting a circulating movement of particles within the bed or for a recirculation of particles entrained from the bed
    • F23C10/04—Fluidised bed combustion apparatus with means specially adapted for achieving or promoting a circulating movement of particles within the bed or for a recirculation of particles entrained from the bed the particles being circulated to a section, e.g. a heat-exchange section or a return duct, at least partially shielded from the combustion zone, before being reintroduced into the combustion zone
    • F23C10/08—Fluidised bed combustion apparatus with means specially adapted for achieving or promoting a circulating movement of particles within the bed or for a recirculation of particles entrained from the bed the particles being circulated to a section, e.g. a heat-exchange section or a return duct, at least partially shielded from the combustion zone, before being reintroduced into the combustion zone characterised by the arrangement of separation apparatus, e.g. cyclones, for separating particles from the flue gases
    • F23C10/10—Fluidised bed combustion apparatus with means specially adapted for achieving or promoting a circulating movement of particles within the bed or for a recirculation of particles entrained from the bed the particles being circulated to a section, e.g. a heat-exchange section or a return duct, at least partially shielded from the combustion zone, before being reintroduced into the combustion zone characterised by the arrangement of separation apparatus, e.g. cyclones, for separating particles from the flue gases the separation apparatus being located outside the combustion chamber
    • 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
    • C10J2300/0959—Oxygen
    • 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
    • C10J2300/1807—Recycle loops, e.g. gas, solids, heating medium, water
    • 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
    • C10J2300/1884—Heat exchange between at least two process streams with one stream being synthesis gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F23—COMBUSTION APPARATUS; COMBUSTION PROCESSES
    • F23C—METHODS OR APPARATUS FOR COMBUSTION USING FLUID FUEL OR SOLID FUEL SUSPENDED IN  A CARRIER GAS OR AIR 
    • F23C2206/00—Fluidised bed combustion
    • F23C2206/10—Circulating fluidised bed
    • F23C2206/101—Entrained or fast fluidised bed

Definitions

  • the invention relates to a method for the simultaneous generation of fuel gas and process heat from carbon-containing materials by gasification in a first fluidized bed stage and subsequent combustion of the combustible constituents remaining in the gasification in a second fluidized bed stage.
  • the object of the invention is to provide a method for the simultaneous generation of fuel gas and process heat from carbon-containing materials, which does not have the known, in particular the aforementioned disadvantages, high flexibility in converting the energy content of the starting material into fuel gas on the one hand and process heat on the other hand and thus has enables short-term adaptation to the respective energy form requirement.
  • the method according to the invention can be used for all carbon-containing materials which can be gasified and burned independently. It is suitable for all types of coal, but is particularly attractive for low-quality coal, such as coal washing mountains, mud coal, coal with a high salt content. tiv. However, lignite and oil shale can also be used.
  • the principle of the circulating fluidized bed used in the gasification and combustion stage is characterized in that - in contrast to the " classic" fluidized bed, in which a dense phase is separated from the gas space above by a clear density jump - distribution states without defined boundary layer. A leap in density between the dense phase and the dust space above it does not exist; however, the solids concentration within the reactor decreases continuously from bottom to top.
  • the desulfurization of the gas produced can take place in any vortex state, e.g. in a Venturi fluidized bed with solid matter discharge into a downstream separator.
  • a circulating fluidized bed can also advantageously be used for desulfurization.
  • a particularly advantageous embodiment of the invention consists in converting 40 to 60% by weight of the carbon contained in the starting material into the gasification. In this way, a fuel gas with a particularly high calorific value can be generated. In addition, it is possible to dispense with the use of otherwise significantly higher amounts of water vapor, which in the subsequent process steps are again produced as gas water which is undesirable per se.
  • the carbonaceous material does not already have the amount of water vapor required for gasification itself in the form of moisture, it is necessary to add water vapor for the gasification reaction.
  • Water vapor and the required oxygen-containing gas should be entered at different levels.
  • An expedient embodiment of the invention consists in that in the gasification stage water vapor, predominantly in the form of fluidizing gas, and oxygen-containing gas, predominantly in the form of secondary gas, are supplied. This method of operation does not rule out that the entry of subordinate amounts of water vapor can also take place together with the oxygen-containing secondary gas and the entry of subordinate amounts of oxygen-containing gases together with water vapor as the fluidizing gas.
  • the residence time of the gases in the gasification stage - calculated above the entry point of the carbon-containing material - is usually realized by entering the carbonaceous material at a higher level in the gasification stage. This results on the one hand in a gas richer in smoldering products with a correspondingly higher calorific value, and on the other hand it is ensured that the gas has practically no hydrocarbons with more than 6 carbon atoms.
  • the gas can be desulfurized using the usual desulfurizing agents.
  • a preferred embodiment consists in desulfurizing the gases emerging from the gasification stage in a circulating fluidized bed by means of lime or dolomite or the corresponding fired products with a particle size dp 50 of 30 to 200 ⁇ m and for this purpose an average suspension density of 0.1 to in the fluidized bed reactor 10 kg / m 3 , preferably 1 to 5 kg / m 3 , and an hourly solids circulation rate which is at least 5 times the solids weight in the reactor shaft.
  • This procedure is characterized in that the desulfurization can be carried out at high gas throughputs and at a very constant temperature.
  • the high temperature stability has a positive effect on the desulfurization in that the desulfurizing agent retains its activity and thus its absorption capacity against sulfur.
  • the high degree of granularity of the desulfurization agent complements this advantage, since the ratio of surface area to volume is particularly favorable for the binding rate of the sulfur, which is essentially determined by the rate of diffusion.
  • the desulfurization agent dosage should be at least 1.2 to 2.0 times the stoichiometric requirement be. It should be noted that when using dolomite or burnt dolomite, practically only the calcium component reacts with the sulfur compounds.
  • the desulfurizing agent is most advantageously introduced into the fluidized bed reactor via one or more lances, e.g. by pneumatic blowing.
  • a preferred embodiment of the invention consists in adding all of the desulfurization agent also required for the combustion stage to the gas desulfurization stage. In this way, the thermal energy required for heating and possibly for deacidification is withdrawn from the gas and thus preserved in the combustion stage.
  • the combustible constituents not converted in the gasification stage are burned in a further circulating fluidized bed, and at the same time the by-products obtained during gas cleaning are removed in an environmentally friendly manner.
  • the loaded desulphurizing agents coming from the gas cleaning stage in particular insofar as they are in sulfidic form, such as calcium sulfide, are sulfated and thereby converted into landfill-compatible compounds, such as calcium sulfate.
  • the heat of reaction released in the sulfation process is also obtained as process heat.
  • the other by-products, such as dust from gas dedusting and gas water, are also removed.
  • process heat is understood to be a heat transfer medium, the energy content of which can be used in various ways for carrying out processes. It can be gas for heating or - if it is an oxygen-containing gas - for the operation of various types of combustion devices.
  • the generation of saturated steam or superheated steam - likewise for heating, for example reactors - or for driving electrical generators or the heating of heat transfer salts, for example for heating tubular reactors or autoclaves, is particularly advantageous.
  • the combustion is carried out in two stages with oxygen-containing gases supplied at different levels.
  • Their advantage lies in " soft" combustion, in which local overheating phenomena are avoided and NO x formation is largely suppressed.
  • the upper supply point for oxygen-containing gas should be so far above the lower one that the oxygen content of the gas supplied at the lower point has already been largely consumed.
  • an advantageous embodiment of the invention consists in creating an average suspension density of 15 to 100 kg / m 3 above the upper gas supply by adjusting the amounts of fluidization and secondary gas and at least a substantial part of the heat of combustion by means of above the upper one Gas supply to remove cooling surfaces located within the free reactor space.
  • the gas velocities prevailing in the fluidized bed reactor above the secondary gas supply are generally above 5 m / s at normal pressure and can be up to 15 m / s and the ratio of the diameter to the height of the fluidized bed reactor should be chosen such that gas residence times of 0.5 to 8 , 0 s, preferably 1 to 4 s, are obtained.
  • any gas which does not impair the nature of the exhaust gas can be used as the fluidizing gas.
  • Inert gases such as recirculated flue gas (exhaust gas), nitrogen and water vapor, are suitable. With a view to intensifying the combustion process, however, it is advantageous to use oxygen-containing gas as the fluidizing gas.
  • a plurality of supply openings for secondary gas are advantageous within each entry level.
  • the advantage of this procedure is in particular that a change in the production of process heat is possible in the simplest way by changing the suspension density in the furnace space of the fluidized bed reactor located above the secondary gas supply.
  • a certain heat transfer is associated with a prevailing operating state under predetermined fluidizing gas and secondary gas volumes and the resulting, certain, average suspension density.
  • the heat transfer to the cooling surfaces can be increased by increasing the suspension density by increasing the amount of fluidizing gas and possibly also the amount of secondary gas.
  • the increased heat transfer at a practically constant combustion temperature there is the possibility of dissipating the amounts of heat generated with increased combustion output.
  • the increased oxygen requirement required due to the higher combustion capacity is here virtually automatically due to the higher fluidization gas and possibly secondary gas quantities used to increase the suspension density.
  • the combustion output can be regulated by reducing the suspension density in the furnace space of the fluidized bed reactor located above the secondary gas line. By lowering the suspension density, the heat transfer is also reduced, so that less heat is removed from the fluidized bed reactor.
  • the combustion performance can be reduced essentially without a change in temperature.
  • the entry of the carbonaceous material is also most expedient here - via one or more lances, e.g. by pneumatic blowing.
  • Another expedient, universally applicable design of the combustion process consists in creating an average suspension density of 10 to 40 kg / m3 above the upper gas supply by adjusting the amounts of fluidization and secondary gas, removing hot solids from the circulating fluidized bed and cooling in the fluidized state by direct and indirect heat exchange and return at least a partial flow of cooled solid to the circulating fluidized bed.
  • the temperature constancy can be achieved practically without changing the operating conditions prevailing in the fluidized bed reactor, that is to say, for example, without changing the suspension density, among other things, solely by controlled recycling of the cooled solid.
  • the recirculation rate is more or less high.
  • the combustion temperatures can range from very low temperatures, which are close above the ignition limit, to very high temperatures Set temperatures as required, which are limited by softening the combustion residues. They can be between 450 ° C and 950 ° C.
  • the combustion temperature in the fluidized bed reactor is regulated by recirculating at least a partial stream of cooled solid from the fluidized bed cooler.
  • the required partial flow of cooled solid can be fed directly into the fluidized bed reactor.
  • the exhaust gas can also be cooled by entry-cooled solid which is, for example, given to a pneumatic conveyor line or a floating exchanger stage, the solid which is subsequently separated off from the exhaust gas then being returned to the fluidized bed cooler.
  • the exhaust gas heat ultimately ends up in the fluidized bed cooler. It is particularly advantageous to enter cooled solid as a partial stream directly and as another indirectly after cooling the exhaust gases in the fluidized bed reactor.
  • the gas residence times and gas velocities are above the secondary gas Line at normal pressure and type of fluidization or secondary gas supply in accordance with the same parameters of the previously discussed embodiment.
  • the recooling of the hot solid of the fluidized bed reactor should take place in a fluidized bed cooler with several cooling chambers flowing through one after the other, into which interconnected cooling registers are immersed, in countercurrent to the coolant. This makes it possible to bind the heat of combustion to a comparatively small amount of coolant.
  • the flexibility of the method according to the invention can be further increased if, in a further advantageous embodiment of the invention, the combustion stage is additionally fed with carbon-containing materials.
  • This embodiment has the advantage that the production of process heat can be increased at will in the combustion stage without influencing the fuel gas generation in the gasification stage.
  • Air or oxygen-enriched air or technically pure oxygen can be used as oxygen-containing gases in the process according to the invention.
  • the use of an oxygen-rich gas is recommended.
  • an increase in performance can be achieved within the combustion stage by carrying out the combustion under pressure, for example up to 20 bar.
  • the fluidized bed reactors used in carrying out the method according to the invention can be of rectangular, square or circular cross section.
  • the lower region of the fluidized bed reactor can also be conical, which is particularly advantageous in the case of large reactor cross sections and thus high gas throughputs.
  • Carbon-containing material is fed to the circulating fluidized bed formed from the fluidized bed reactor 1, the cyclone separator 2 and the return line 3 via line 4 and gasified there by adding oxygen via secondary gas line 5 and water vapor via fluidizing gas line 6.
  • the gas generated is dedusted in a second cyclone separator 7 and introduced into a Venturi reactor 8, which is supplied with desulfurizing agent via line 9.
  • the desulfurization agent is introduced together with the gas into a waste heat boiler 10, separated there and discharged via line 11.
  • the gas enters a scrubber 12, in which it is freed of residual dust.
  • the washing liquid is pumped through line 13, a filter device 14 and another line 15. Finally, the gas arrives in a condenser 16 for water separation and is then discharged via line 44 after passing through a wet electrostatic precipitator 17.
  • the gasification residue is taken from the circulating fluidized bed 1, 2, 3 via line 18, via a cooler 19 and line 20 of the second circulating fluidized bed used for combustion and formed from a fluidized bed reactor 21, cyclone separator 22 and return line 23.
  • Oxygen-containing gas is supplied via lines 24 and 25, respectively Fluidizing gas or supplied as a secondary gas.
  • a separate addition of fuel and line 27 of desulfurizing agent is possible via line 26.
  • desulphurization agents, sludge and gas water are also introduced, which are introduced via lines 11 or 42 or 43.
  • the gas emerging from the separator 22 of the fluidized bed reactor 21 is freed of dust in a further cyclone separator 29 and cooled in a waste heat boiler 30. Further ash is extracted from the exhaust gas in the separator 31.
  • the exhaust gas is finally discharged via line 32.
  • the return line 23 becomes by means of line. 33 a partial stream of solid circulated via fluidized bed reactor 21, separating cyclone 22 and return line 23 was removed and cooled in the fluidized bed cooler 34.
  • the dust deposited in the separating cyclone 29 and in the waste heat boiler 30 is fed via lines 35, 36 and 37, respectively.
  • a heat transfer salt is used as the coolant, which is passed in countercurrent through the fluidized bed cooler 34 by means of cooling registers 38.
  • the oxygen-containing fluidizing gas fed via line 41 to the fluidized bed cooler 34 and heated there passes via line 39 as a secondary gas into the fluidized bed reactor 21.
  • Recooled solid is fed to the fluidized bed reactor 21 via line 40 to absorb the heat of combustion.
  • saturated steam of 45 bar was produced in an amount of 1.75 t / h.
  • the dedusted and cooled gas then reached the scrubber 12, in which it was cleaned with washing liquid pumped over line 13, filter device 14 and line 15. It was then transferred to the condenser 16 by being cooled to 35 ° C. by indirect cooling. After passing through a wet electrostatic precipitator 17, 3940 m 3 N / h of fuel gas were discharged via line 44. The calorific value of the fuel gas generated was 10.6 MJ / m 3 N.
  • the gasification circulating fluidized bed of gasification residues was removed via line 18 and together with the loaded desulphurized via line 11 and the filter residue discharged via line 43 are fed via line 20 to the fluidized bed reactor 21 '.
  • the total feed rate was 1869 kg / h.
  • the fluidized bed reactor 21 was further supplied with 34 3400 m 3 N / h of air via the fluidizing gas line 24 and 4900 m 3 N / h of air via the secondary gas line 25.
  • Another secondary gas supply in the form of air heated in the fluidized bed cooler 34 was carried out via line 39 in an amount of 1900 m3N / h.
  • the latter airflow was at a temperature of 500 ° C.
  • the combustion temperature in the fluidized bed reactor was 850 ° C.
  • 660 kg / h of ash and an additional 247 kg / h of sulfated desulfurizing agent were obtained.
  • the ash quantity of 660 kg / h corresponds to the total ash production in the combustion stage.
  • the desulfurized gas emerged together with the loaded desulfurization agent at a temperature of 900 ° C. and was introduced into the waste heat boiler 10. 155 kg / h of loaded desulfurizing agent were obtained in the waste heat boiler 10, and saturated steam of 45 bar was also produced in a quantity of 1.52 t / h.
  • the dedusted and cooled gas then reached the scrubber 12, in which it was cleaned with washing liquid pumped over line 13, filter device 14 and line 15. It was then transferred to the condenser 16 by being cooled to 35 ° C. by indirect cooling. After passing through a wet electrostatic precipitator 17, 3400 m 3 N / h of fuel gas were removed via line 44. The calorific value of the fuel gas generated was 10.6 MJ / m 3 N.
  • the gasification circulating fluidized bed of gasification residue was removed via line 18 and, together with the loaded desulfurizing agent discharged via line 11 and filter residue discharged via line 43, was passed via line 20 to the fluidized bed reactor 21.
  • the total feed rate was 2068 kg / h.
  • the fluidized bed reactor 21 was further supplied with air via the fluidizing gas line 24 3075 m 3 N / h and air via secondary gas line 25 7325 m 3 N / h.
  • Another secondary gas supply in the form of air heated in the fluidized bed cooler 34 was carried out via line 39 in an amount of 1900 m 3 N / h.
  • the last-mentioned air stream had a temperature of 500 o C.
  • 660 kg / h of ash and an additional 247 kg / h of sulfated desulfurizing agent were obtained.
  • the ash quantity of 660 kg / h corresponds to the total ash production in the combustion stage.
  • the fluidized bed cooler 34 which has four separate cooling chambers, was in turn fluidized with 1900 m 3 N / h of air, which heated up to a mixing temperature of 500 ° C. As already mentioned above, it was fed to the fluidized bed reactor 21 as a secondary gas via line 39.
  • the energy used according to this example was divided as follows:
  • Example 2 was varied in that the energy generation in the combustion stage was increased by additional coal combustion without any change within the gasification stage.
  • Example 2 changing operation were t / h steam at 45 bar and 480 o C and produced in the radiator 34 302 t / h heat transfer salt of 350 to 420 ° C heated in the waste heat boiler 30 5.7.
  • the amount of solids passed through the fluidized bed cooler 34 had to be increased to 73 t / h '. 760 kg / h of ash and 284 kg / h of sulfated desulfurization agent were obtained.

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Fluidized-Bed Combustion And Resonant Combustion (AREA)
  • Carbon And Carbon Compounds (AREA)

Abstract

Bei einem Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozesswärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien durch Vergasung in einer ersten Wirbelschichtstufe (1, 2, 3) und anschliesende Verbrennung der bei der Vergasung verbliebenen brennbaren Bestandteile in einer zweiten Wirbelschichtstufe (21, 22, 23) wird zwecks Erhöhung der Durchsatzleistung und der Flexibilität die Vergasung bei einem Druck von maximal 5 bar und einer Temperatur von 800 bis 1100°C in einer zirkulierenden Wirbelschicht (1, 2, 3) durchgeführt und hierbei 40 bis 80 Gew.-% des im Ausgangsmaterial enthaltenen Kohlenstoffes umgesetzt das hierbei gebildete Gas im Wirbelzustand (9) von Schwefelverbindungen befreit, danach gekühlt und entstaubt, der Rückstand aus der Vergasung zusammen mit den bei der Gasreinigung anfallenden Nebenprodukten einer weiteren zirkulierenden Wirbelschicht (21, 22, 23) zur Verbrennung der brennbaren Bestandteile zugeführt.

Description

  • Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozeßwärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien durch Vergasung in einer ersten Wirbelschichtstufe und anschließende Verbrennung der bei der Vergasung verbliebenen brennbaren Bestandteile in einer zweiten Wirbelschichtstufe.
  • Bei der Herstellung industrieller Produkte wird Energie in verschiedenen Formen benötigt. Zu deren Erzeugung dienen häufig hochwertige Primärenergieträger, wie Gas und Öl. Deren zunehmende Verknappung sowie die wachsende politische Unsicherheit bei der Versorgung zwingen in steigendem Maße zur Substitution dieser Energieträger durch feste-Brennstoffe. Diese Notwendigkeit erfordert die Entwicklung neuer Technologien, mit deren Hilfe die festen Brennstoffe so umgewandelt werden können, daß sie im Rahmen bestehender Verfahren die traditionellen Energieträger ablösen können. Dabei müssen die mit dem Einsatz fester Brennstoffe verbundenen Umweltbelastungen zuverlässig vermieden werden. Dies insbesondere deshalb, weil die Verknappung der Primärenergie in zunehmendem Maße auch zum Einsatz hochasche- und hochschwefelhaltiger Kohlen zwingt.
  • Die Industrie benötigt je nach Art des jeweiligen Verfahrensschrittes bei der Erzeugung eines bestimmten Produktes die-Energie in unterschiedlicher Form, so z.B. als Dampf für Beheizungszwecke, in Form anderer Hochtemperaturwärme und in Form sauberer Brenngase, bei deren Verbrennung die Produktqualität nicht negativ beeinflußt wird.
  • Es ist zwar grundsätzlich möglich, die verschiedenen Energieformen, wie z.B. Brenngas und Dampf, jeweils getrennt zu erzeugen, jedoch erfordert dies einen Investititions- und Betriebskostenaufwand, wie er im Rahmen üblicher industrieller Anlagegrößen nicht zu vertreten ist. Darüber hinaus ist der Betrieb von unabhängig voneinander arbeitenden Energieumwandlungsanlagen mit erhöhten Verlusten und verstärktem Aufwand für den Umweltschutz verbunden.
  • Um die mit der separaten Herstellung unterschiedlicher Energieformen verbundenen Nachteile zu.vermeiden, ist bereits ein Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Dampf vorgestellt worden, bei dem Kohle praktisch beliebiger Beschaffenheit in einem Wirbelbett vergast und der Vergasungsrückstand zur Erzeugung von Dampf verbrannt wird (Processing, November 1980, Seite 23).
  • Obgleich mit diesem Verfahren ein Schritt in die erfolgversprechende Richtung getan ist, ist nachteilig, daß dessen Durchsatzleistung - bezogen auf vorgegebene Reaktorabmes-- sungen - gering ist und daß wegen der gewählten Verfahrensbedingungen, insbesondere für die Vergasungsstufe, die Flexibilität hinsichtlich der Produktion von Brenngas und Dampf gering ist. Auch löst dieses Verfahren nicht die mit der erforderlichen Brenngasreinigung auftretenden Probleme, insbesondere das Problem der Entschwefelung und der Beseitigung der bei der Brenngasreinigung entstehenden lästigen Nebenprodukte.
  • Aufgabe der Erfindung ist es, ein Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozeßwärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien bereitzustellen, das die bekannten,insbesondere vorgenannten Nachteile nicht aufweist, eine hohe Flexibilität bei der Umwandlung des Energieinhaltes des Ausgangsmaterials in Brenngas einerseits und Prozeßwärme andererseits besitzt und damit eine kurzfristige Anpassung an den jeweiligen Energieformbedarf ermöglicht.
  • Die Aufgabe wird gelöst, indem das Verfahren der eingangs genannten Art entsprechend der Erfindung derart ausgestaltet wird, daß man
    • a) die Vergasung bei einem Druck von maximal 5 bar und einer Temperatur von 800 bis 1100 °C mittels sauerstoffhaltiger Gase in Gegenwart von Wasserdampf in einer zirkulierenden Wirbelschicht (1, 2, 3) durchführt und hierbei 40 bis 80 Gew.-% des im Ausgangsmaterial enthaltenen Kohlenstoffes umsetzt;
    • b) das hierbei gebildete Gas bei einer Temperatur im Bereich von 800 bis 1000 °C im Wirbelzustand (9) von Schwefelverbindungen befreit, danach kühlt und entstaubt;
    • c) den Rückstand aus der Vergasung zusammen mit den bei der Gasreinigung anfallenden Nebenprodukten, wie beladenes Entschwefelungsmittel, Staub und Gaswasser, einer weiteren zirkulierenden Wirbelschicht (21, 22, 23) zuführt und dort die verbliebenen brennbaren Bestandteile bei einer Luftverhältniszahl von Ä = 1,05 bis 1,40 verbrennt.
  • Das erfindungsgemäße Verfahren ist für alle kohlenstoffhaltigen Materialien, die selbstgängig vergast und verbrannt werden können, anwendbar. Es eignet sich für Kohlen aller Art, ist jedoch insbesondere für Kohlen minderer Qualität, wie Kohlewaschberge, Schlammkohle, Kohle mit hohem Salzgehalt, attrak-. tiv. Es sind jedoch auch Braunkohle und Ölschiefer einsetzbar. Das in der Vergasungs- und in der Verbrennungsstufe angewendete Prinzip der zirkulierenden Wirbelschicht zeichnet sich dadurch aus, daß - im Unterschied zur "klassischen" Wirbelschicht, bei der eine dichte Phase durch einen deutlichen Dichtesprung von dem darüber befindlichen Gasraum getrennt ist - Verteilungs-zustände ohne definierte Grenzschicht vorliegen. Ein Dichtesprung zwischen dichter Phase und darüber befindlichem Staubraum ist nicht existent; jedoch nimmt innerhalb des Reaktors die Feststoffkonzentration von unten nach oben ständig ab.
  • Bei Definition der Betriebsbedingungen über die Kennzahlen von Froude und Archimedes ergeben sich die Bereiche:
    Figure imgb0001
    mit
    Figure imgb0002
    bzw.
    Figure imgb0003
    wobei
    Figure imgb0004
    ist.
  • Es bedeuten:
    • u die relative Gasgeschwindigkeit in m/s
    • Ar die Archimedeszahl
    • Fr die Froudezahl
    • Figure imgb0005
      g die Dichte des Gases in kg/m3
    • Figure imgb0005
      k die Dichte des Feststoffteilchens in kg/m3
    • dk den Durchmesser des kugelförmigen Teilchens in m
    • v die kinematische Zähigkeit in m2/s
    • g die Gravitationskonstante in m/s
  • Demgegenüber kann die Entschwefelung des erzeugten Gases bei einem beliebigen Wirbelzustand, z.B. in einer Venturi-Wirbeischicht mit Feststoffaustrag in einen nachgeschalteten Abscheider, erfolgen. Mit Vorteil kann jedoch auch für die Entschwefelung eine zirkulierende Wirbelschicht eingesetzt werden.
  • Eine besonders vorteilhafte Ausgestaltung der Erfindung besteht darin, bei der Vergasung 40 bis 60 Gew.-% des im Ausgangsmaterial enthaltenen Kohlenstoffes umzusetzen. Hierdurch läßt sich ein Brenngas mit besonders hohem Heizwert erzeugen. Außerdem kann auf den Einsatz von sonst wesentlich höheren Wasserdampfmengen, die in hinteren Verfahrensschritten wieder als an sich unerwünschtes Gaswasser anfallen, verzichtet werden.
  • Sofern. das kohlenstoffhaltige Material die für die Vergasung erforderliche Wasserdampfmenge nicht bereits selbst in Form von Feuchtigkeit aufweist, ist es erforderlich, für die Vergasungsreaktion Wasserdampf zuzusetzen. Dabei sollten Wasserdampf und das erforderliche sauerstoffhaltige Gas in unterschiedlicher Höhe eingetragen werden. Eine zweckmäßige Ausgestaltung der Erfindung besteht darin, daß man in der Vergasungsstufe Wasserdampf, überwiegend in Form von Fluidisierungsgas,und sauerstoffhaltiges Gas, überwiegend in Form von Sekundärgas,zuführt. Diese Arbeitsweise schließt nicht aus, daß der Eintrag untergeordneter Wasserdampfmengen auch zusammen mit dem sauerstoffhaltigen Sekundärgas und der Eintrag von untergeordneten Mengen sauerstoffhaltiger Gase zusammen mit Wasserdampf als Fluidisierungsgas erfolgen kann.
  • Weiterhin ist es vorteilhaft, in der Vergasungsstufe die Verweilzeit der Gase - oberhalb der Eintrittsstelle des kohlenstoffhaltigen Materials gerechnet - auf 1 bis 5 Sekunden einzustellen. Diese Bedingung wird üblicherweise realisiert, indem man das kohlenstcEhaltige Material auf höherem Niveau in die Vergasungsstufe einträgt. Hierdurch entsteht einerseits ein an Schwelprodukten reicheres Gas mit entsprechend höherem Heizwert, andererseits ist gewährleistet, daß das Gas praktisch keine Kohlenwasserstoffe mit mehr als 6 C-Atomen aufweist.
  • Die Entschwefelung des Gases kann mit den üblichen Entschwefelüngsmitteln erfolgen. Eine bevorzugte Ausgestaltung be-steht darin, die aus der Vergasungsstufe austretenden Gase in einer zirkulierendenWirbelschicht mittels Kalk oder Dolomit bzw. den entsprechenden gebrannten Produkten einer Teilchengröße dp 50 von 30 bis 200 µm zu entschwefeln und hierzu im Wirbelschichtreaktor eine mittlere Suspensionsdichte von 0,1 bis 10 kg/m3, vorzugsweise 1 bis 5 kg/m3, und eine stündliche Feststoffumlaufrate, die mindestens das 5-fache des im Reaktorschacht befindlichen Feststoffgewichtes ausmacht, einzustellen. Diese Arbeitsweise zeichnet sich dadurch aus, daß die Entschwefelung bei hohen Gasdurchsätzen und bei sehr konstanter Temperatur durchgeführt werden kann. Die hohe Temperaturkonstanz wirkt sich für die Entschwefelung insofern positiv aus, als das Entschwefelungsmittel seine Aktivität und damit sein Aufnahmevermögen gegenüber Schwefel behält. Die hohe Feinkörnigkeit des Entschwefelungsmittels ergänzt diesen Vorteil, da das Verhältnis von Oberfläche zu Volumen für die im wesentlichen durch die Diffusionsgeschwindigkeit bestimmte Bindungsgeschwindigkeit des Schwefels besonders günstig ist.
  • Die Dosierung des Entschwefelungsmittels sollte mindestens das 1,2- bis 2,0-fache des stöchiometrischen Bedarfs gemäß
    Figure imgb0007
    betragen. Dabei ist zu berücksichtigen, daß bei Verwendung von Dolomit oder gebranntem Dolomit praktisch nur die Kalziumkomponente mit den Schwefelverbindungen reagiert.
  • Der Eintrag von Entschwefelungsmittel in den Wirbelschichtreaktor erfolgt am zweckmäßigsten über eine oder mehrere Lanzen, z.B. durch pneumatisches Einblasen.
  • Besonders günstige Betriebsbedingungen werden erzielt, wennman die Gasgeschwindigkeit bei der Entschwefelung auf 4 bis 8 m/sec (gerechnet als Leerrohrgeschwindigkeit) einstellt.
  • Insbesondere wenn die Abgase der Vergasungsstufe mit hohen Temperaturen austreten, .besteht eine bevorzugte Ausgestaltung der Erfindung darin, das gesamte auch für die Verbrennungsstufe erforderliche Entschwefelungsmittel der Stufe der Gasentschwefelung zuzugeben. Auf diese Weise wird die zur Aufheizung und gegebenenfalls zur Entsäuerung erforderliche Wärmeenergie dem Gas entzogen und damit der Verbrennungsstufe erhalten.
  • Die Verbrennung der in der Vergasungsstufe nicht umgesetzten brennbaren Bestandteile erfolgt in einer weiteren zirkulierenden Wirbelschicht, wobei gleichzeitig auch die bei der Gasreinigung angefallenen Nebenprodukte umweltfreundlich beseitigt werden. Die aus der Gasreinigungsstufe kommenden bela- - denen Entschwefelungsmittel, insbesondere soweit sie in sulfidischer Form vorliegen, wie Kalziumsulfid, werden sulfatisiert und dabei in deponiefähige Verbindungen, wie Kalziumsulfat, überführt. Außerdem wird die beim Sulfatisierungsprozeß freiwerdende Reaktionswärme mit als Prozeßwärme gewonnen. Auch die weiteren Nebenprodukte, wie Staub aus der Gasentstaubung und Gaswasser, werden beseitigt.
  • Unter dem Begriff Prozeßwärme ist ein Wärmeträgermedium verstanden, dessen Energieinhalt in unterschiedlichster Weise zur Durchführung von Prozessen ausgenutzt werden kann. Es kann sich dabei um Gas zur Beheizung oder - sofern es sich um sauerstoffhaltige Gase handelt - zum Betrieb von Verbrennungsvorrichtungen unterschiedlichster Bauart handeln. Besonders vorteilhaft ist die Erzeugung von Sattdampf oder überhitztem Dampf - ebenfalls zur Beheizung, beispielsweise von Reaktoren - oder zum Antrieb von elektrischen Generatoren bzw. die Aufheizung von Wärmeträgersalzen, beispielsweise zur Beheizung von Rohrreaktoren oder Autoklaven.
  • In bevorzugter Ausgestaltung der Erfindung wird die Verbrennung zweistufig mit in unterschiedlicher Höhe zugeführten sauerstoffhaltigen Gasen durchgeführt. Ihr Vorzug liegt in einer "weichen" Verbrennung, bei der lokale Überhitzungserscheinungen vermieden werden und eine NOX-Bildung weitgehendzurückgedrängt wird. Bei der zweistufigen Verbrennung sollte die obere Zufuhrstelle für sauerstoffhaltiges Gas so weit über der unteren liegen, daß der Sauerstoffgehalt des an der unteren Stelle zugeführten Gases bereits weitgehend verzehrt ist..
  • Ist als Prozeßwärme Dampf erwünscht, besteht eine vorteilhafte Ausführungsform der Erfindung darin, oberhalb der oberen Gaszuführung eine mittlere Suspensionsdichte von 15. bis 100 kg/m3 durch Einstellung der Fluidisierungs- und Sekundärgasmengen zu schaffen und mindestens einen wesentlichen Teil der Verbrennungswärme mittels oberhalb der oberen Gaszuführung innerhalb des freien Reaktorraumes befindlicher Kühlflächen abzuführen.
  • Eine derartige Arbeitsweise ist in der DE-AS 25 39 546 bzw. in der entsprechenden US-PS 4 165 717 näher beschrieben.
  • Die im Wirbelschichtreaktor oberhalb der Sekundärgaszuführung herrschenden Gasgeschwindigkeiten liegen bei Normaldruck im Regelfall über 5 m/s und können bis zu 15 m/s betragen und das Verhältnis von Durchmesser zu Höhe des Wirbelschichtreaktors sollte derart'gewählt werden, daß Gasverweilzeiten von 0,5 bis 8,0 s, vorzugsweise 1 bis 4 s, erhalten werden.
  • Als Fluidisierungsgas kann praktisch jedes beliebige, die Beschaffenheit des Abgases nicht beeinträchtigende Gas eingesetzt werden. Es sind z.B. Inertgase, wie rückgeführtes Rauchgas (Abgas), Stickstoff und Wasserdampf, geeignet. Im Hinblick auf die Intensivierung des Verbrennungsprozesses ist es jedoch vorteilhaft, bereits als Fluidisierungsgas sauerstoffhaltiges Gas zu verwenden.
  • Es ergeben sich mithin folgende Möglichkeiten:
    • 1. Als Fluidisierungsgas Inertgas zu verwenden. Dann ist es unerläßlich, das sauerstoffhaltige Verbrennungsgas als Sekundärgas in mindestens zwei übereinanderliegenden Ebenen einzutragen.
    • 2. Als Fluidisierungsgas bereits sauerstoffhaltiges Gas zu verwenden. Dann genügt der Eintrag von Sekundärgas in einer Ebene. Selbstverständlich kann auch bei dieser Ausführungsform noch eine Aufteilung des Sekundärgaseintrags in mehrere Ebenen,erfolgen.
  • Innerhalb jeder Eintragsebene sind mehrere Zuführungsöffnungen für Sekundärgas vorteilhaft.
  • Der Vorteil dieser Arbeitsweise besteht insbesondere darin, daß in einfachster Weise eine Veränderung in der Gewinnung von Prozeßwärme durch Veränderung der Suspensionsdichte im oberhalb der Sekundärgaszuführung befindlichen Ofenraum des Wirbelschichtreaktors möglich ist.
  • Mit einem herrschenden Betriebszustand unter vorgegebenen Fluidisierungsgas- und Sekundärgasvolumina und daraus resultierender bestimmter, mittlerer Suspensionsdichte ist ein bestimmter Wärmeübergang verbunden. Der Wärmeübergang auf die Kühlflächen kann erhöht werden, indem durch Erhöhung der Fluidisierungsgasmenge und gegebenenfalls auch der Sekundärgasmenge die Suspensionsdichte erhöht wird. Mit dem erhöhten Wärmeübergang ist bei praktisch konstanter Verbrennungstemperatur die Möglichkeit zur Abfuhr der bei erhöhter Verbrennungsleistung entstehenden Wärmemengen gegeben. Der aufgrund der höheren Verbrennungsleistung erforderliche erhöhte Sauerstoffbedarf ist hierbei durch die zur Erhöhung der Suspensionsdichte verwendeten höheren Fluidisierungsgas- und gegebenenfalls Sekundärgasmengen quasi automatisch vorhanden. Analog läßt sich zur Anpassung an einen verringerten Prozeßwärmebedarf die Verbrennungsleistung durch Verringerung der Suspensionsdichte im oberhalb der Sekundärgasleitung befindlichen Ofenraum des Wirbelschichtreaktors regeln. Durch die Erniedrigung der Suspensionsdichte wird auch der Wärmeübergang verringert, so daß aus dem Wirbelschichtreaktor weniger Wärme abgeführt wird. Im wesentlichen ohne Temperaturänderung läßt sich dadurch die Verbrennungsleistung zurücknehmen.
  • Der Eintrag des kohlenstoffhaltigen Materials erfolgt auch hier am zweckmäßigsten-über eine oder mehrere Lanzen, z.B. durch pneumatisches Einblasen.
  • Eine weitere zweckmäßige,universelleranwendbare Ausgestaltung des Verbrennungsprozesses besteht darin, oberhalb der oberen Gaszuführung eine mittlere Suspensionsdichte von 10 bis 40 kg/m3 durch Einstellung der FluidisierungsundSekundärgasmengen zu schaffen, heißen Feststoff der zirkulierenden Wirbelschicht zu entnehmen und im Wirbelzustand durch direkten und indirekten Wärmeaustausch zu kühlen und mindestens einen Teilstrom gekühlten Feststoffes in die zirkulierende Wirbelschicht zurückzuführen.
  • 'Diese Ausführungsform ist in der DE-OS 26 24 302 bzw. in der entsprechenden US-PS 4 111 158 näher erläutert.
  • Bei dieser Ausgestaltung der Erfindung läßt sich die Temperaturkonstanz praktisch ohne Änderung der im Wirbelschichtreaktor herrschenden Betriebszustände, also etwa ohne Veränderung der Suspensionsdichte u.a., allein durch geregelte Rückführung des gekühlten Feststoffes erreichen. Je nach Verbrennungsleistung und eingestellter Verbrennungstemperatur ist die Rezirkulationsrate mehr oder minder hoch. Die Verbrennungstemperaturen lassen sich von sehr niedrigen.Temperaturen, die nahe oberhalb der Zündgrenze liegen, bis zu sehr hohen Temperaturen, die etwa durch Erweichung der Verbrennungsrückstände begrenzt sind, beliebig einstellen. Sie können etwa zwischen 450 °C und 950 °C liegen.
  • Da die Entnahme der bei der Verbrennung des brennbaren Bestandteiles gebildeten Wärme überwiegend im feststoffseitig nachgeschalteten Wirbelschichtkühler erfolgt und ein Wärmeübergang auf im Wirbelschichtreaktor befindliche Kühlregister, der eine hinreichend hohe Suspensionsdichte zur Voraussetzung hat, von untergeordneter Bedeutung ist, ergibt sich als weiterer Vorteil dieses Verfahrens, daß die Suspensionsdichte im Bereich des Wirbelschichtreaktors oberhalb der Sekundärgaszuführung niedrig gehalten werden kann und mithin-der Druckverlust im gesamten Wirbelschichtreaktor vergleichsweise gering ist. Statt dessen erfolgt der Wärmeentzug im Wirbelschichtkühler unter Bedingungen, die einen extrem hohen Wärmeübergang, etwa im Bereich von 400 bis 500 Watt/m2 °C, bewirken.
  • Die Verbrennungstemperatur im Wirbelschichtreaktor wird geregelt, indem mindestens ein Teilstrom gekühlten Feststoffes aus dem Wirbelschichtkühler zurückgeführt wird. Beispielsweise kann der erforderliche Teilstrom gekühlten Feststoffes direkt in den Wirbelschichtreaktor eingetragen werden. Es kann zusätzlich auch das Abgas durch Eintrag-gekühlten Feststoffes, der beispielsweise einer pneumatischen Förderstrecke oder einer Schwebeaustauscherstufe aufgegeben wird, gekühlt werden, wobei der vom Abgas später wieder abgetrennte Feststoff dann in den Wirbelschichtkühler zurückgeleitet wird. Dadurch gelangt auch die Abgaswärme letztlich in den Wirbelschichtkühler. Besonders vorteilhaft ist es, gekühlten Feststoff als einen Teilstrom direkt und als einen weiteren indirekt nach Kühlung der Abgase in den Wirbelschichtreaktor einzutragen.
  • Auch bei dieser Ausgestaltung der Erfindung sind die Gasverweilzeiten, Gasgeschwindigkeiten oberhalb der Sekundärgasleitung bei Normaldruck und Art der Fluidisierungs- bzw. Sekundärgaszuführung in Übereinstimmung mit den gleichen Parametern der zuvor behandelten Ausführungsform.
  • Die Rückkühlung des heißen Feststoffes des Wirbelschichtreaktors sollte in einem Wirbelschichtkühler mit mehreren nacheinander durchflossenen Kühlkammern, in die miteinander verbundene Kühlregister eintauchen, im Gegenstrom zum Kühlmittel erfolgen. Hierdurch gelingt es, die Verbrennungswärme an eine vergleichsweise kleine Kühlmittelmenge zu binden.
  • Die Universalität der zuletzt genannten Ausgestaltung ist sich insbesondere dadurch gegeben, daß sich Wirbelschichtkühler nahezu beliebige Wärmeträgermedien aufheizen lassen. Von besonderer Bedeutung aus technischer Sicht ist die Erzeugung von Dampf unterschiedlichster Form und die Aufheizung von Wärmeträgersalz.
  • Die Flexibilität des erfindungsgemäßen Verfahrens kann weiterhin erhöht werden, wenn in einer weiteren vorteilhaften Ausgestaltung der Erfindung der Verbrennungsstufe zusätzlich kohlenstoffhaltige Materialien aufgegeben werden. Diese Ausführungsform hat den Vorzug, daß ohne Einflußnahme auf die Brenngaserzeugung in der Vergasungsstufe die Produktion von Prozeßwärme nach Belieben in der Verbrennungsstufe erhöht werden kann.
  • Innerhalb des erfindungsgemäßen Verfahrens können als sauerstoffhaltige Gase Luft oder mit Sauerstoff angereicherte Luft oder technisch reiner Sauerstoff eingesetzt werden. Insbesondere in der Vergasungsstufe empfiehlt sich die Verwendung eines möglichst sauerstoffreichen Gases. Schließlich kann innerhalb der Verbrennungsstufe eine Leistungssteigerung erzielt werden, indem die Verbrennung unter Druck, etwa bis 20 bar, durchgeführt wird.
  • Die bei der Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens zur Anwendung kommenden Wirbelschichtreaktoren können von rechteckigem, quadratischem oder kreisförmigem Querschnitt sein. Der untere Bereich des Wirbelschichtreaktors kann auch konisch ausgebildet sein, was insbesondere bei großen Reaktor-querschnitten und damit hohen Gasdurchsätzen vorteilhaft ist.
  • Die Erfindung wird anhand der Figur, die ein Fließschema des erfindungsgemäßen Verfahrens darstellt, und der Ausführungsbeispiele beispielsweise und näher erläutert.
  • Kohlenstoffhaltiges Material wird der aus dem Wirbelschichtreaktor 1, dem Zyklonabscheider 2 sowie der Rückführleitung 3 gebildeten zirkulierenden Wirbelschicht über Leitung 4 aufgegeben und dort durch Zugabe von Sauerstoff über Sekundärgasleitung 5 und Wasserdampf über Fluidisierungsgasleitung 6 vergast. Das erzeugte Gas wird in einem zweiten Zyklonabscheider7 entstaubt und in einen Venturi-Reaktor 8 eingetragen, der über Leitung 9 mit Entschwefelungsmittel versorgt wird. Das Entschwefelungsmittel wird zusammen mit dem Gas in einen Abhitzekessel 10 eingetragen, dort abgeschieden und über Leitung 11 abgeführt. Das Gas gelangt in einen Wäscher 12, in dem es von restlichem Staub befreit wird. Die Waschflüssigkeit wird hierbei über die Leitung 13,eine Filtereinrichtung 14 und eine weitere Leitung 15 umgepumpt. Schließlich gelangt das Gas zwecks Wasserabscheidung in einen Kondensator 16 und wird dann nach Durchgang durch ein Naß-Elektrofilter 17 über Leitung 44 abgeführt.
  • Der Vergasungsrückstand wird der zirkulierenden Wirbelschicht 1, 2, 3 über Leitung 18 entnommen, über einen Kühler 19 sowie Leitung 20 der der Verbrennung dienenden und aus Wirbelschichtreaktor 21, Zyklonabscheider 22 und Rückführleitung 23 gebildeten zweiten zirkulierenden Wirbelschicht aufgegeben. Über die Leitungen 24 bzw. 25 wird sauerstoffhaltiges Gas als Fluidisierungsgas bzw. als Sekundärgas zugeführt. Über die Leitung 26 ist eine separate Zugabe von Brennstoff'und über Leitung 27 von Entschwefelungsmittel möglich. Zusammen mit dem Vergasungsrückstand über Leitung 20 erfolgt auch die Aufgabe von Entschwefelungsmittel, Schlamm und Gaswasser, die über Leitungen 11 bzw. 42 bzw. 43- herangeführt werden. Das aus dem Abscheider 22 des Wirbelschichtreaktors 21 austretende Gas wird in einem weiteren Zyklonabscheider 29 von Staub befreit und in einem Abhitzekessel 30 gekühlt. Weitere Asche wird im Abscheider 31 dem Abgas entzogen. Das Abgas wird schließlich über Leitung 32 abgeführt.
  • Aus der Rückführleitung 23 wird mittels Leitung. 33 ein Teilstrom von über Wirbelschichtreaktor 21, Abscheidezyklon 22 und Rückführleitung 23 zirkuliertem Feststoff entnommen undim Wirbelschichtkühler 34 gekühlt. Außerdem wird im Wirbelschichtkühler 34 auch der im Abscheidezyklon 29 und im Abhitzekessel 30 niedergeschlagene Staub über Leitungen 35, 36 bzw. 37 zugeführt. Als Kühlmittel dient ein Wärmeträgersalz, das im Gegenstrom durch den Wirbelschichtkühler 34 vermittels von Kühlregistern 38 hindurchgeführt wird. Das über Leitung 41 dem Wirbelschichtkühler 34 zugeführte und dort aufgeheizte sauerstofthaltige Fluidisierungsgas gelangt über Leitung 39 als Sekundärgas in den Wirbelschichtreaktor 21. Rückgekühlter Feststoff wird zur Aufnahme der Verbrennungswärme dem Wirbelschichtreaktor 21 über Leitung 40 zugeführt.
    • Beispiel 1
  • Zum Einsatz gelangte eine Kohle mit
    • 20 Gew.-% Ascheanteil und
    • 8 Gew.-% Feuchte.

    Ihr Heizwert betrug 25,1 MJ/kg (Mega-Joule).
  • 3300kg der vorstehend genannten Kohle wurde stündlich dem Wirbelschichtreaktor 1 über Leitung 4 aufgegeben. Gleichzeitig wurden 913 m3 Nsauerstoffhaltiges Gas mit 95 Vol.-% O2 über Leitung 5 und 280 kg Dampf von 400 °C über Leitung 6 eingetragen. Aufgrund der gewählten Betriebsbedingungen stellte sich im Wirbelschichtreaktor 1 eine Temperatur von 1020 °C und eine mittlere Suspensionsdichte (oberhalb der Leitung 5 gemessen) von 200 kg/m3 Reaktorvolumen ein. Das im Zyklonabscheider 2 vom Feststoff weitgehend befreite Gas von 1020 °C wurde im Zyklonabscheider 7 weiter entstaubt und in eine Venturi-Wirbelschicht 9 eingetragen, die außerdem einen Zusatz von 238 kg/h Kalk (CaCO3-Gehalt 95 Gew.-%) erhielt. Das entschwefelte Gas trat zusammen mit dem beladenen Entschwefelungsmittel mit einer Temperatur von 920 oC aus und wurde in den Abhitzekessel 10 eingetragen. Im Abhitzekessel 10.wurden 155 kg/h beladenes Entschwefelungsmittel erhalten, außerdem Sattdampf von 45 bar in einer Menge von 1,75 t/h erzeugt. Das entstaubte und abgekühlte Gas gelangte dann in den Wäscher 12, in dem es mit über Leitung 13, Filtereinrichtung 14 und Leitung 15 umgepumpter Waschflüssigkeit gereinigt wurde. Es wurde dann in den Kondensator 16 überführt, indem es durch indirekte Kühlung auf 35 oC abgekühlt wurde. Nach Durchgang durch ein Naß-Elektrofilter 17 wurden über Leitung 44 3940 m3 N/h Brenngas abgeführt. Der Heizwert des erzeugten Brenngases betrug 10,6 MJ/m3 N.
  • Über Leitung 18 wurde der der Vergasung dienenden zirkulierenden Wirbelschicht Vergasungsrückstand entnommen und zusammen mit dem über Leitung 11 abgeführten beladenen Entschwefelungsmittel sowie über Leitung 43 ausgetragenen Filterrückstand über Leitung 20 dem Wirbelschichtreaktor 21'aufgegeben. Die gesamte Aufgabemenge betrug 1869 kg/h. Dem Wirbelschichtreaktor 21 wurden weiterhin über die Fluidisierungsgasleitung 24 3400 m3 N/h Luft und über Sekundärgasleitung 25 4900 m3 N/h Luft zugeführt. Eine weitere Sekundärgaszuführung in Form von im Wirbelschichtkühler 34 aufgeheizter Luft erfolgte über Leitung 39 in einer Menge von 1900 m3N/h. Der letztgenannte Luftstrom besaß eine Temperatur von 500 °C. Im Wirbelschichtreaktor stellte sich eine Verbrennungstemperatur von 850 °C und oberhalb der obersten Sekundärgasleitung eine mittlere Suspensionsdichte von 30 kg/m3 ein. Das Abgas des Wirbelschichtreaktors wurde im nachgeschalteten Rückführzyklon 22 von den mit ausgetragenen Feststoffen befreit, im nachgeschalteten Zyklonabscheider 29 entstaubt und schließlich in den Abhitzekessel 30 eingetragen. Im Abhitzekessel 30 erfolgte eine Absenkung der Temperatur der Abgase von 850 °C auf 140 oC. Dabei wurden 3,6 t/h überhitzter Dampf von 45 bar und 480 oC erzeugt. Das Gas wurde anschließend in den Abscheider 31 eingeleitet und dort von weiterer Asche befreit. Schließlich wurde es mit einer Temperatur von 140 oC über Leitung 32 dem Kamin zugeführt. Im Abscheider 30 fielen 660 kg/h Asche und zusätzlich 247 kg/h sulfatisiertes Entschwefelungsmittel an. Die Aschemenge von 660 kg/h entspricht dabei der gesamten Ascheproduktion in der Verbrennungsstufe.
  • Von dem in der zirkulierenden Wirbelschicht 21, 22, 23 im Kreislauf gefahrenen Feststoff wurden über Leitung 33 45 t/h Feststoff in den Wirbelschichtkühler 34 eingetragen und dort im Gegenstrom zu einem Wärmeträgersalz, das mit 350 C in einer Menge von 185 t/h zugeführt wurde, gekühlt. Das Wärmeträgersalz heizte sich dabei auf 420 °C auf. Die im Kühler 34 auf 400 °C abgekühlte Asche wurde über Leitung 40 zur Aufnahme der Verbrennungswärme in den Wirbelschichtreaktor 21 zurückgeführt. Der Wirbelschichtkühler 34, der vier getrennte Kühlkammern aufweist, wurde seinerseits mit 1900 m3 N/h Luft fluidisiert, die sich auf 500 °C Mischtemperatur aufheizte. Sie wurde - wie bereits oben erwähnt - über Leitung 39 dem Wirbelschichtreaktor 21 als Sekundärgas zugeführt.
  • Bei dem vorstehend genannten Beispiel teilte sich die nutzbar4emachte Energie wie folgt auf:
    Figure imgb0008
    • Beispiel 2
  • Zum Einsatz gelangte wiederum eine Kohle mit
    • 20 Gew.-% Ascheanteil .und
    • 8 Gew.-% Feuchte,

    deren Heizwert 25,1 MJ/kg betrug.
  • 3300 kg der vorstehend genannten Kohle wurde stündlich.dem Wirbelschichtreaktor 1 über Leitung 4 aufgegeben. Gleichzeitig wurden 776 m3 N sauerstoffhaltiges Gas mit 95 Vol.-% 02 über Leitung 5 und 132 kg Dampf von 400 °C über Leitung 6 eingetragen. Aufgrund der gewählten Betriebsbedingungen stellte sich im Wirbelschichtreaktor 1 eine Temperatur von 1000 oC und eine mittlere Suspensionsdichte (oberhalb der Leitung 5 gemessen) von 200 kg/m3 Reaktorvolumen ein. Das im Zyklonabscheider 2 vom Feststoff weitgehend befreite Gas von 1000 °C wurde im Zyklonabscheider 7 weiter entstaubt und in eine Venturi-Wirbelschicht 9 eingetragen, die außerdem einen Zusatz von 238 kg/h Kalk (CaCO3-Gehalt 95 Gew.-%) erhielt. Das entschwefelte Gas trat zusammen mit dem beladenen Entschwefelungsmittel mit einer Temperatur von 900 oC aus und wurde in den Abhitzekessel 10 eingetragen. Im - Abhitzekessel 10 wurden 155 kg/h beladenes Entschwefelungsmittel erhalten, außerdem Sattdampf von 45 bar in einer- - Menge von 1,52 t/h erzeugt. Das entstaubte und abgekühlte Gas gelangte dann in den Wäscher 12, in dem es mit über Leitung 13, Filtereinrichtung 14 und Leitung 15 umgepumpter Waschflüssigkeit gereinigt wurde. Es wurde dann in den Kondensator 16 überführt, indem es durch indirekte Kühlung auf 35 oC abgekühlt wurde. Nach Durchgang durch ein Naß-Elektrofilter 17 wurden über Leitung 44 3400 m3 N/h Brenngas abgeführt. Der Heizwert des erzeugten Brenngases betrug 10,6 MJ/m3 N.
  • Über Leitung 18 wurde der der Vergasung dienenden zirkulierenden Wirbelschicht Vergasungsrückstand entnommen und zusammen mit dem über Leitung 11 abgeführten beladenen Entschwefelungsmittel sowie über Leitung 43 ausgetragenen Filterrückstand über Leitung 20 dem Wirbelschichtreaktor 21 aufgegeben. Die gesamte Aufgabemenge betrug 2068 kg/h. Dem Wirbelschichtreaktor 21 wurden weiterhin über die Fluidisierungsgasleitung 24 3075 m3 N/h Luft und über Sekundärgasleitung 25 7325 m3 N/h Luft zugeführt. Eine weitere Sekundärgaszuführung in Form von im Wirbelschichtkühler 34 aufgeheizter Luft erfolgte über Leitung 39 in einer Menge von 1900 m3 N/h. Der letztgenannte Luftstrom besaß eine Temperatur von 500 oC. Im Wirbelschichtreaktor stellte sich eine Verbrennungstemperatur von 850 °C und oberhalb der obersten Sekundärgasleitung eine mittlere Suspensionsdichte von 30 kg/m3 ein. Das Abgas des Wirbelschichtreaktors wurde im nachgeschalteten Rückführzyklon 22 von den mit ausgetragenen Feststoffen befreit, im nachgeschalteten Zyklonabscheider 29 entstaubt und schließlich in den Abhitzekessel 30 eingetragen. Im Abhitzekessel 30 erfolgte eine Absenkung der Temperatur der Abgase von 850 oC auf 140 oC. Dabei wurden 4,4 t/h überhitzter Dampf von 45 bar und 480 °C erzeugt. Das Gas wurde anschließend in den Abscheider 31 eingeleitet und dort von weiterer Asche befreit. Schließlich wurde es mit einer Temperatur von 140 °C über Leitung 32 dem Kamin zugeführt. Im Abscheider 30 fielen 660 kg/h Asche und zusätzlich 247 kg/h sulfatisiertes Entschwefelungsmittel an. Die Aschemenge von 660 kg/h entspricht dabei der gesamten Ascheproduktion in der Verbrennungsstufe.
  • Von dem in der zirkulierenden Wirbelschicht 21, 22, 23 im Kreislauf gefahrenen Feststoff wurden über Leitung 33 54 t/h Feststoff in den Wirbelschichtkühler 34 eingetragen und dort im Gegenstrom zu einem Wärmeträgersalz, das mit 350 oC in einer Menge von 223 t/h zugeführt wurde, gekühlt. Das Wärmeträgersalz heizte sich dabei auf 420 °C auf. Die im Kühler 34 auf 400 oC abgekühlte Asche wurde über Leitung-40 zur Aufnahme der Verbrennungswärme in den Wirbelschichtreaktor 21 zurückgeführt.
  • Der Wirbelschichtkühler 34, der vier getrennte Kühlkammern aufweist, wurde seinerseits mit 1900 m3 N/h Luft fluidisiert, die sich auf 500 oC Mischtemperatur aufheizte. Sie wurde - wie bereits oben erwähnt - über Leitung 39 dem Wirbelschichtreaktor 21 als Sekundärgas zugeführt.
  • Die nach diesem Beispiel nutzbar gemachte Enengie teilte sich wie folgt auf:
    Figure imgb0009
    • Beispiel 3
  • Das Beispiel 2 wurde insofern variiert, als ohne Veränderung innerhalb der Vergasungsstufe die Energiegewinnung in der Verbrennungsstufe durch zusätzliche Kohleverbrennung erhöht wurde.
  • Hierzu wurden im Wirbelschichtreaktor 21 über Leitung 26 zusätzlich 500 kg/h Kohle (der eingangs genannten. Beschaffenheit) sowie über Leitung 27 35 kg/h Kalkstein (95 Gew.-% CaCO3) zugegeben. Die durch die Leitung 24 zuzuführende Fluidisierungsluftmenge war auf 4100 m3 N/h und die durchLeitung 25 zuzuführende Sekundärluftmenge auf 10 300 m3N/h erhöht worden.
  • Durch die gegenüber Beispiel 2 veränderte Arbeitsweise wurden im Abhitzekessel 30 5,7 t/h Dampf von 45 bar und 480 oC erzeugt und im Kühler 34 302 t/h Wärmeträgersalz von 350 auf 420 °C aufgeheizt. Hierzu war die über den Wirbelschichtkühler 34 geführte Feststoffmenge auf 73 t/h'zu erhöhen. Es fielen 760 kg/h Asche und 284 kg/h sulfätisiertes Entschwefelungsmittel an.
  • Bezogen auf die gesamte zugegebene Kohlemenge teilte sich die nutzbar gemachte Energie wie folgt auf:
    Figure imgb0010

Claims (11)

1. Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozeßwärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien durch Vergasung in einer ersten Wirbelschichtstufe und anschLießende Verbrennung der bei der Vergasung verbliebenen brennbaren Bestandteile in einer zweiten Wirbelschichtstufe, dadurch gekennzeichnet, daß man
a) die Vergasung bei einem Druck von maximal 5 bar und einer-Temperatur von 800 bis 1100 °C mittels sauerstoffhaltiger Gase in Gegenwart von Wasserdampf in einer zirkulierenden Wirbelschicht (1, 2. 3) durchführt und hierbei 40 bis 80 Gew.-% des im Ausgangsmaterial enthaltenen Kohlenstoffes umsetzt;
b) das hierbei gebildete Gas bei einer Temperatur im Bereich von 800 bis 1000 °C im Wirbelzustand (9) von Schwefelverbindungen befreit, danach kühlt und entstaubt;
c) den Rückstand aus der Vergasung zusammen mit den bei der Gasreinigung anfallenden Nebenprodukten, wie beladenes Entschwefelungsmittel, Staub und Gaswasser, einer weiteren zirkulierenden Wirbelschicht (21, 22, 23) zuführt und dort die verbliebenen brennbaren Bestandteile bei einer Luftverhältniszahl von 1,05 bis 1,40 verbrennt.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß man bei der Vergasung 40 bis 60 Gew.-% des im Ausgangsmaterial enthaltenen Kohlenstoffes umsetzt.
3. Verfahren nach Anspruch 1 und 2, dadurch gekennzeichnet, daß man in der Vergasungsstufe (1, 2, 3) Wasserdampf, und zwar überwiegend in Form von Fluidisierungsgas (6), und sauerstoffhaltiges Gas, überlegend in Form von Sekundärgas (5), zuführt.
4. Verfahren nach Anspruch 1, 2 und 3, dadurch gekennzeichnet, daß man in der Vergasungsstufe (1, 2, 3) die Verweilzeit der Gase - oberhalb der Eintrittsstelle (4) des kohlenstoffhaltigen Materials gerechnet - auf 1 bis 5 Sekunden einstellt.
5. Verfahren nach einem oder mehreren der Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, daß man die aus der Vergasungsstufe (1, 2, 3) austretenden Gase in einer zirkulierenden Wirbelschicht mittels Kalk oder Dolomit bzw. den entsprechenden gebrannten Produkten einer Teilchengröße dp 50 von 30 bis 200 µm entschwefelt und hierzu im Wirbelschichtreaktor eine mittlere Suspensionsdichte von 0,1 bis 10 kg/m3, vorzugsweise 1 bis 5 kg/m3, und eine stündliche Feststoffumlaufrate, die mindestens das 5-fache des im Reaktorschacht befindlichen-Feststoffgewichtes ausmacht, einstellt.
6. Verfahren nach einem oder mehreren der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, daß man die Gasgeschwindigkeit bei der Entschwefelung auf 4 bis 8 m/sec (gerechnet als Leerrohrgeschwindigkeit) einstellt.
7. Verfahren nach einem oder mehreren der Ansprüche 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, daß man das gesamte, auch für die Verbrennungsstufe erforderliche Entschwefelungsmittel der Stufe der Gasentschwefelung zugibt.
8. Verfahren nach einem oder mehreren der Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, daß man die Verbrennung zweistufig mit in unterschiedlicher Höhe zugeführten sauerstoffhaltigen Gasen (24, 25) durchführt.
9. Verfahren nach Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, daß man oberhalb der oberen Gaszuführung (25) eine mittlere Suspensionsdichte von 15 bis 100 kg/m3 durch Einstellung der Fluidisierungs- und Sekundärgasmengen schafft und man mindestens einen wesentlichen Teil der Verbrennungswärme mittels oberhalb der oberen Gaszuführung innerhalb des freien Reaktorraumes befindlicher Kühlflächen abführt.
10. Verfahren nach Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, daß man oberhalb der oberen Gaszuführung (25) eine mittlere Suspensionsdichte von 10 bis 40 kg/m3 durch Einstellung der Fluidisierungs- (24) und Sekundärgasmengen (25) schafft, heißen Feststoff der zirkulierenden Wirbelschicht (21, 22, 23) entnimmt und im Wirbelzustand (34) durch direkten und indirekten Wärmeaustausch kühlt und mindestens einen Teilstrom gekühlten Feststoffes in die zirkulierende Wirbelschicht (21, 22, 23) zurückführt.(40).
11. Verfahren nach einem oder mehreren der Ansprüche 1 bis 10, dadurch gekennzeichnet, daß man der Verbrennungsstufe zusätzlich kohlenstoffhaltige Materialien aufgibt.
EP82200261A 1981-04-07 1982-03-02 Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozesswärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien Expired EP0062363B1 (de)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
AT82200261T ATE17866T1 (de) 1981-04-07 1982-03-02 Verfahren zur gleichzeitigen erzeugung von brenngas und prozesswaerme aus kohlenstoffhaltigen materialien.

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DE3113993 1981-04-07
DE3113993A DE3113993A1 (de) 1981-04-07 1981-04-07 Verfahren zur gleichzeitigen erzeugung von brenngas und prozesswaerme aus kohlenstoffhaltigen materialien

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EP0062363A1 true EP0062363A1 (de) 1982-10-13
EP0062363B1 EP0062363B1 (de) 1986-02-05

Family

ID=6129565

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EP82200261A Expired EP0062363B1 (de) 1981-04-07 1982-03-02 Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozesswärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien

Country Status (19)

Country Link
US (1) US4444568A (de)
EP (1) EP0062363B1 (de)
JP (1) JPS57179290A (de)
AR (1) AR227714A1 (de)
AT (1) ATE17866T1 (de)
AU (1) AU545446B2 (de)
BR (1) BR8201974A (de)
CA (1) CA1179846A (de)
CS (1) CS250214B2 (de)
DE (2) DE3113993A1 (de)
ES (1) ES8306785A1 (de)
FI (1) FI73724C (de)
GR (1) GR75461B (de)
IE (1) IE52546B1 (de)
IN (1) IN152949B (de)
MX (1) MX159901A (de)
NO (1) NO155545C (de)
NZ (1) NZ199930A (de)
ZA (1) ZA822345B (de)

Cited By (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP0117928A1 (de) * 1983-01-13 1984-09-12 Metallgesellschaft Ag Verfahren zur Erzeugung von Stahl durch Einschmelzen von Eisenschwamm im Lichtbogenofen
EP0119648A2 (de) * 1983-03-22 1984-09-26 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Vergasen fester Brennstoffe im Wanderbett und im Wirbelbett
EP0171097A1 (de) * 1984-08-04 1986-02-12 Metallgesellschaft Ag Verfahren zur Erzeugung von Eisenschwamm
EP0227196A2 (de) * 1985-12-27 1987-07-01 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Oxydation von Flugasche
EP0334833A1 (de) * 1988-03-11 1989-09-27 VOEST-ALPINE INDUSTRIEANLAGENBAU GESELLSCHAFT m.b.H. Verfahren zum Druckvergasen von Kohle für den Betrieb eines Kraftwerkes
EP0468357A1 (de) * 1990-07-23 1992-01-29 Mitsubishi Jukogyo Kabushiki Kaisha Vergasende Verbrennungsmethode und vergasende Energieerzeugungsmethode
FR2669099A1 (fr) * 1990-11-13 1992-05-15 Stein Industrie Procede et dispositif de combustion de materiaux carbones divises.
EP0634470A1 (de) * 1993-07-12 1995-01-18 M. W. Kellogg Company Flugstromvergaser
WO1996021824A1 (de) * 1995-01-10 1996-07-18 Von Roll Umwelttechnik Ag Verfahren zur thermischen behandlung von abfallmaterial
EP0725127A1 (de) * 1995-02-03 1996-08-07 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Vergasen von brennbare Bestandteile enthaltendem Material in der zirkulierenden Wirbelschicht
WO2007128370A1 (en) * 2006-05-10 2007-11-15 Outotec Oyj Process and plant for producing char and fuel gas
EP2500401A1 (de) * 2011-03-14 2012-09-19 Metso Power OY Verfahren zur Verarbeitung von Asche sowie eine Ascheverarbeitungsanlage
DE102011100490A1 (de) 2011-05-04 2012-11-08 Outotec Oyj Verfahren und Anlage zur Erzeugung und Weiterbehandlung von Brenngas
WO2011135518A3 (en) * 2010-04-29 2013-04-04 Foster Wheeler North America Corp. Circulating fluidized bed combustor and a method of operating a circulating fluidized bed combustor
WO2014096524A1 (en) * 2012-12-20 2014-06-26 Foster Wheeler Energia Oy Method of and apparatus for controlling a gasifier
US9175226B2 (en) 2007-12-12 2015-11-03 Outotec Oyj Process and plant for producing char and fuel gas

Families Citing this family (90)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6117199A (en) * 1982-04-26 2000-09-12 Foster Wheeler Energia Oy Method and apparatus for gasifying solid carbonaceous material
DE3439600A1 (de) * 1984-10-30 1986-05-07 Carbon Gas Technologie GmbH, 4030 Ratingen Verfahren zur erzeugung von schwefelarmem gas aus feingemahlenen kohlenstoffhaltigen feststoffen
US4676177A (en) * 1985-10-09 1987-06-30 A. Ahlstrom Corporation Method of generating energy from low-grade alkaline fuels
EP0220342A1 (de) * 1985-11-01 1987-05-06 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Behandeln von wasserhaltigem Kondensat
DE3612888A1 (de) * 1986-04-17 1987-10-29 Metallgesellschaft Ag Kombinierter gas-/dampfturbinen-prozess
US4880439A (en) * 1988-05-05 1989-11-14 Texaco Inc. High temperature desulfurization of synthesis gas
DE3929926A1 (de) * 1989-09-08 1991-03-21 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum behandeln der gase aus der vergasung fester, feinkoerniger brennstoffe
US5403366A (en) * 1993-06-17 1995-04-04 Texaco Inc. Partial oxidation process for producing a stream of hot purified gas
US5375408A (en) * 1993-07-06 1994-12-27 Foster Wheeler Development Corporation Combined-cycle power generation system using a coal-fired gasifier
US5447702A (en) * 1993-07-12 1995-09-05 The M. W. Kellogg Company Fluid bed desulfurization
ES2124011T3 (es) * 1994-08-23 1999-01-16 Foster Wheeler Energia Oy Procedimiento de funcionamiento de un sistema reactor de lecho fluidizado y sistema asociado.
FI110266B (fi) * 1999-01-25 2002-12-31 Valtion Teknillinen Menetelmä hiilipitoisen polttoaineen kaasuttamiseksi leijukerroskaasuttimessa
ES2183662B1 (es) * 1999-05-14 2003-12-16 Kemestrie Inc Recipiente de reaccion de gasificacion y procedimiento correspondiente
EP1198541A1 (de) * 1999-05-14 2002-04-24 Kemestrie Inc. Verfahren und vorrichtung zur vergasung von abfällen
ES2190689B1 (es) * 2000-03-15 2004-10-16 Luis M. Santi De Azcoitia Y Villanueva Procedimiento de obtencion de gas combustible a partir de materiales combustibles.
US20050084434A1 (en) * 2003-10-20 2005-04-21 Enviroserve Associates, L.L.C. Scrubbing systems and methods for coal fired combustion units
DE102004030370B3 (de) * 2004-06-23 2005-12-15 Kirchner, Hans Walter, Dipl.-Ing. Verfahren zur Abkühlung und Entteerung von Brenngas aus Biomassevergasungen
FI120162B (fi) * 2005-02-17 2009-07-15 Foster Wheeler Energia Oy Leijupetikattilalaitos ja menetelmä rikkipitoisen polttoaineen polttamiseksi leijupetikattilalaitoksessa
US8114176B2 (en) * 2005-10-12 2012-02-14 Great Point Energy, Inc. Catalytic steam gasification of petroleum coke to methane
US7922782B2 (en) * 2006-06-01 2011-04-12 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic steam gasification process with recovery and recycle of alkali metal compounds
US8163048B2 (en) * 2007-08-02 2012-04-24 Greatpoint Energy, Inc. Catalyst-loaded coal compositions, methods of making and use
US20090090055A1 (en) * 2007-10-09 2009-04-09 Greatpoint Energy, Inc. Compositions for Catalytic Gasification of a Petroleum Coke
WO2009048724A2 (en) * 2007-10-09 2009-04-16 Greatpoint Energy, Inc. Compositions for catalytic gasification of a petroleum coke and process for their conversion to methane
WO2009086367A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Petroleum coke compositions for catalytic gasification and preparation process thereof
CA2709520C (en) * 2007-12-28 2013-06-25 Greatpoint Energy, Inc. Petroleum coke compositions for catalytic gasification
CN101910371B (zh) * 2007-12-28 2014-04-02 格雷特波因特能源公司 用于制备合成气衍生产物的方法
US20090165383A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-02 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic Gasification Process with Recovery of Alkali Metal from Char
US20090165379A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-02 Greatpoint Energy, Inc. Coal Compositions for Catalytic Gasification
WO2009086377A2 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification process with recovery of alkali metal from char
US7897126B2 (en) * 2007-12-28 2011-03-01 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification process with recovery of alkali metal from char
WO2009086408A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Continuous process for converting carbonaceous feedstock into gaseous products
WO2009086372A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Carbonaceous fuels and processes for making and using them
CA2713656C (en) 2007-12-28 2014-07-08 Greatpoint Energy, Inc. Steam generating slurry gasifier for the catalytic gasification of a carbonaceous feedstock
WO2009086366A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Processes for making synthesis gas and syngas-derived products
WO2009086374A2 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification process with recovery of alkali metal from char
WO2009111331A2 (en) * 2008-02-29 2009-09-11 Greatpoint Energy, Inc. Steam generation processes utilizing biomass feedstocks
US8361428B2 (en) * 2008-02-29 2013-01-29 Greatpoint Energy, Inc. Reduced carbon footprint steam generation processes
US8297542B2 (en) * 2008-02-29 2012-10-30 Greatpoint Energy, Inc. Coal compositions for catalytic gasification
WO2009111330A1 (en) * 2008-02-29 2009-09-11 Greatpoint Energy, Inc. Processes for making adsorbents and processes for removing contaminants from fluids using them
US8286901B2 (en) * 2008-02-29 2012-10-16 Greatpoint Energy, Inc. Coal compositions for catalytic gasification
US8652222B2 (en) * 2008-02-29 2014-02-18 Greatpoint Energy, Inc. Biomass compositions for catalytic gasification
US20090220406A1 (en) * 2008-02-29 2009-09-03 Greatpoint Energy, Inc. Selective Removal and Recovery of Acid Gases from Gasification Products
US7926750B2 (en) * 2008-02-29 2011-04-19 Greatpoint Energy, Inc. Compactor feeder
US8366795B2 (en) * 2008-02-29 2013-02-05 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification particulate compositions
CA2716135C (en) * 2008-02-29 2013-05-28 Greatpoint Energy, Inc. Particulate composition for gasification, preparation and continuous conversion thereof
US8114177B2 (en) * 2008-02-29 2012-02-14 Greatpoint Energy, Inc. Co-feed of biomass as source of makeup catalysts for catalytic coal gasification
US8999020B2 (en) * 2008-04-01 2015-04-07 Greatpoint Energy, Inc. Processes for the separation of methane from a gas stream
KR101231444B1 (ko) * 2008-04-01 2013-02-18 그레이트포인트 에너지, 인크. 일산화탄소를 가스 흐름으로부터 제거하기 위한 사우어 전환 방법
WO2009158583A2 (en) * 2008-06-27 2009-12-30 Greatpoint Energy, Inc. Four-train catalytic gasification systems
CN102076828A (zh) * 2008-06-27 2011-05-25 格雷特波因特能源公司 用于合成气制备的四列催化气化体系
WO2009158582A2 (en) * 2008-06-27 2009-12-30 Greatpoint Energy, Inc. Four-train catalytic gasification systems
WO2009158576A2 (en) * 2008-06-27 2009-12-30 Greatpoint Energy, Inc. Two-train catalytic gasification systems
US20090324459A1 (en) * 2008-06-27 2009-12-31 Greatpoint Energy, Inc. Three-Train Catalytic Gasification Systems
US20100120926A1 (en) * 2008-09-19 2010-05-13 Greatpoint Energy, Inc. Processes for Gasification of a Carbonaceous Feedstock
CN102159687B (zh) * 2008-09-19 2016-06-08 格雷特波因特能源公司 使用炭甲烷化催化剂的气化方法
US8328890B2 (en) 2008-09-19 2012-12-11 Greatpoint Energy, Inc. Processes for gasification of a carbonaceous feedstock
US8647402B2 (en) 2008-09-19 2014-02-11 Greatpoint Energy, Inc. Processes for gasification of a carbonaceous feedstock
WO2010048493A2 (en) 2008-10-23 2010-04-29 Greatpoint Energy, Inc. Processes for gasification of a carbonaceous feedstock
WO2010078298A1 (en) * 2008-12-30 2010-07-08 Greatpoint Energy, Inc. Processes for preparing a catalyzed coal particulate
CN102272267A (zh) 2008-12-30 2011-12-07 格雷特波因特能源公司 制备催化的碳质微粒的方法
WO2010132551A2 (en) * 2009-05-13 2010-11-18 Greatpoint Energy, Inc. Processes for hydromethanation of a carbonaceous feedstock
EP2430126A2 (de) 2009-05-13 2012-03-21 Greatpoint Energy, Inc. Verfahren zur hydromethanierung eines kohlenstoffhaltigen ausgangsstoffs
US8268899B2 (en) * 2009-05-13 2012-09-18 Greatpoint Energy, Inc. Processes for hydromethanation of a carbonaceous feedstock
EP2438280A4 (de) * 2009-06-02 2014-03-19 Thermochem Recovery Int Inc Vergaser mit integriertem brennstoffzellen-stromerzeugungssystem
CN102597181B (zh) * 2009-08-06 2014-04-23 格雷特波因特能源公司 碳质原料的氢化甲烷化方法
WO2011049861A2 (en) * 2009-10-19 2011-04-28 Greatpoint Energy, Inc. Integrated enhanced oil recovery process
WO2011049858A2 (en) * 2009-10-19 2011-04-28 Greatpoint Energy, Inc. Integrated enhanced oil recovery process
AU2010339953A1 (en) * 2009-12-17 2012-07-05 Greatpoint Energy, Inc. Integrated enhanced oil recovery process injecting nitrogen
AU2010339952B8 (en) * 2009-12-17 2013-12-19 Greatpoint Energy, Inc. Integrated enhanced oil recovery process
US8669013B2 (en) 2010-02-23 2014-03-11 Greatpoint Energy, Inc. Integrated hydromethanation fuel cell power generation
US8652696B2 (en) * 2010-03-08 2014-02-18 Greatpoint Energy, Inc. Integrated hydromethanation fuel cell power generation
US8557878B2 (en) 2010-04-26 2013-10-15 Greatpoint Energy, Inc. Hydromethanation of a carbonaceous feedstock with vanadium recovery
AU2011258204B2 (en) 2010-05-28 2013-11-07 Greatpoint Energy, Inc. Conversion of liquid heavy hydrocarbon feedstocks to gaseous products
KR101424941B1 (ko) 2010-08-18 2014-08-01 그레이트포인트 에너지, 인크. 탄소질 공급원료의 히드로메탄화
JP6124795B2 (ja) 2010-11-01 2017-05-10 グレイトポイント・エナジー・インコーポレイテッド 炭素質フィードストックの水添メタン化
CA2827916C (en) 2011-02-23 2016-06-21 Greatpoint Energy, Inc. Hydromethanation of a carbonaceous feedstock with nickel recovery
WO2012166879A1 (en) 2011-06-03 2012-12-06 Greatpoint Energy, Inc. Hydromethanation of a carbonaceous feedstock
WO2012168945A1 (en) * 2011-06-10 2012-12-13 Bharat Petroleum Corporation Limited Process for co-gasification of two or more carbonaceous feedstocks and apparatus thereof
US9012524B2 (en) 2011-10-06 2015-04-21 Greatpoint Energy, Inc. Hydromethanation of a carbonaceous feedstock
US20140065559A1 (en) * 2012-09-06 2014-03-06 Alstom Technology Ltd. Pressurized oxy-combustion power boiler and power plant and method of operating the same
US9328920B2 (en) 2012-10-01 2016-05-03 Greatpoint Energy, Inc. Use of contaminated low-rank coal for combustion
US9273260B2 (en) 2012-10-01 2016-03-01 Greatpoint Energy, Inc. Agglomerated particulate low-rank coal feedstock and uses thereof
CN104685038B (zh) 2012-10-01 2016-06-22 格雷特波因特能源公司 附聚的颗粒状低煤阶煤原料及其用途
KR101534461B1 (ko) 2012-10-01 2015-07-06 그레이트포인트 에너지, 인크. 응집된 미립자 저등급 석탄 공급원료 및 그의 용도
CN103742899B (zh) * 2014-01-23 2016-05-04 上海锅炉厂有限公司 一种富氧燃烧循环流化床多联产系统及工艺
US10464872B1 (en) 2018-07-31 2019-11-05 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification to produce methanol
US10344231B1 (en) 2018-10-26 2019-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Hydromethanation of a carbonaceous feedstock with improved carbon utilization
US10435637B1 (en) 2018-12-18 2019-10-08 Greatpoint Energy, Inc. Hydromethanation of a carbonaceous feedstock with improved carbon utilization and power generation
US10618818B1 (en) 2019-03-22 2020-04-14 Sure Champion Investment Limited Catalytic gasification to produce ammonia and urea
FR3130944B1 (fr) * 2021-12-17 2023-12-15 Ifp Energies Now Installation et procede de combustion en boucle comportant un reacteur air cyclonique

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB665077A (en) * 1949-01-03 1952-01-16 Standard Oil Dev Co Improvements in or relating to the production of water gas
US2588075A (en) * 1945-12-18 1952-03-04 Standard Oil Dev Co Method for gasifying carbonaceous fuels
US4026679A (en) * 1975-03-21 1977-05-31 Stora Kopparbergs Bergslags Aktiebolag Apparatus for and process of converting carbonaceous materials containing sulphur to an essentially sulphur-free combustible gas
US4111158A (en) * 1976-05-31 1978-09-05 Metallgesellschaft Aktiengesellschaft Method of and apparatus for carrying out an exothermic process
DE2729764A1 (de) * 1977-07-01 1979-01-04 Davy Bamag Gmbh Verfahren zur vergasung von kohlenstoffhaltigem material
US4165717A (en) * 1975-09-05 1979-08-28 Metallgesellschaft Aktiengesellschaft Process for burning carbonaceous materials
EP0008469A1 (de) * 1978-08-18 1980-03-05 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Vergasen fester, feinkörniger Brennstoffe

Family Cites Families (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3807090A (en) * 1970-12-02 1974-04-30 Exxon Research Engineering Co Purifications of fuels
GB1542862A (en) * 1975-02-14 1979-03-28 Exxon Research Engineering Co Combustion or part-combustion in fluidized beds
US4069304A (en) * 1975-12-31 1978-01-17 Trw Hydrogen production by catalytic coal gasification
JPS5354202A (en) * 1976-10-27 1978-05-17 Ube Ind Ltd Gasification of coal or its mixture with heavy liquid hydrocarbon influidized beds and gasifying furnaces
JPS5851989B2 (ja) * 1977-11-01 1983-11-19 工業技術院長 石炭類のガス化方法

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2588075A (en) * 1945-12-18 1952-03-04 Standard Oil Dev Co Method for gasifying carbonaceous fuels
GB665077A (en) * 1949-01-03 1952-01-16 Standard Oil Dev Co Improvements in or relating to the production of water gas
US4026679A (en) * 1975-03-21 1977-05-31 Stora Kopparbergs Bergslags Aktiebolag Apparatus for and process of converting carbonaceous materials containing sulphur to an essentially sulphur-free combustible gas
US4165717A (en) * 1975-09-05 1979-08-28 Metallgesellschaft Aktiengesellschaft Process for burning carbonaceous materials
US4111158A (en) * 1976-05-31 1978-09-05 Metallgesellschaft Aktiengesellschaft Method of and apparatus for carrying out an exothermic process
DE2729764A1 (de) * 1977-07-01 1979-01-04 Davy Bamag Gmbh Verfahren zur vergasung von kohlenstoffhaltigem material
EP0008469A1 (de) * 1978-08-18 1980-03-05 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Vergasen fester, feinkörniger Brennstoffe

Cited By (23)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP0117928A1 (de) * 1983-01-13 1984-09-12 Metallgesellschaft Ag Verfahren zur Erzeugung von Stahl durch Einschmelzen von Eisenschwamm im Lichtbogenofen
EP0119648A2 (de) * 1983-03-22 1984-09-26 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Vergasen fester Brennstoffe im Wanderbett und im Wirbelbett
EP0119648A3 (de) * 1983-03-22 1985-07-10 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Vergasen fester Brennstoffe im Wanderbett und im Wirbelbett
EP0171097A1 (de) * 1984-08-04 1986-02-12 Metallgesellschaft Ag Verfahren zur Erzeugung von Eisenschwamm
EP0227196A2 (de) * 1985-12-27 1987-07-01 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Oxydation von Flugasche
EP0227196A3 (en) * 1985-12-27 1988-01-20 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Oxidation of flyash
EP0334833A1 (de) * 1988-03-11 1989-09-27 VOEST-ALPINE INDUSTRIEANLAGENBAU GESELLSCHAFT m.b.H. Verfahren zum Druckvergasen von Kohle für den Betrieb eines Kraftwerkes
EP0468357A1 (de) * 1990-07-23 1992-01-29 Mitsubishi Jukogyo Kabushiki Kaisha Vergasende Verbrennungsmethode und vergasende Energieerzeugungsmethode
US5224338A (en) * 1990-07-23 1993-07-06 Mitsubishi Jukogyo Kabushiki Kaisha Gasifying combustion method and gasifying power generation method
FR2669099A1 (fr) * 1990-11-13 1992-05-15 Stein Industrie Procede et dispositif de combustion de materiaux carbones divises.
EP0634470A1 (de) * 1993-07-12 1995-01-18 M. W. Kellogg Company Flugstromvergaser
WO1996021824A1 (de) * 1995-01-10 1996-07-18 Von Roll Umwelttechnik Ag Verfahren zur thermischen behandlung von abfallmaterial
CH690790A5 (de) * 1995-01-10 2001-01-15 Von Roll Umwelttechnik Ag Verfahren zur thermischen Behandlung von Abfallmaterial.
EP0725127A1 (de) * 1995-02-03 1996-08-07 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Vergasen von brennbare Bestandteile enthaltendem Material in der zirkulierenden Wirbelschicht
WO2007128370A1 (en) * 2006-05-10 2007-11-15 Outotec Oyj Process and plant for producing char and fuel gas
US9175226B2 (en) 2007-12-12 2015-11-03 Outotec Oyj Process and plant for producing char and fuel gas
US9371487B2 (en) 2007-12-12 2016-06-21 Outotec Oyj Process and plant for producing char and fuel gas
WO2011135518A3 (en) * 2010-04-29 2013-04-04 Foster Wheeler North America Corp. Circulating fluidized bed combustor and a method of operating a circulating fluidized bed combustor
EP2500401A1 (de) * 2011-03-14 2012-09-19 Metso Power OY Verfahren zur Verarbeitung von Asche sowie eine Ascheverarbeitungsanlage
US8833278B2 (en) 2011-03-14 2014-09-16 Valmet Power Oy Method for processing ash, and an ash processing plant
DE102011100490A1 (de) 2011-05-04 2012-11-08 Outotec Oyj Verfahren und Anlage zur Erzeugung und Weiterbehandlung von Brenngas
WO2012150097A1 (en) 2011-05-04 2012-11-08 Outotec Oyj Process and plant for the production and further treatment of fuel gas
WO2014096524A1 (en) * 2012-12-20 2014-06-26 Foster Wheeler Energia Oy Method of and apparatus for controlling a gasifier

Also Published As

Publication number Publication date
BR8201974A (pt) 1983-03-15
CS250214B2 (en) 1987-04-16
GR75461B (de) 1984-07-20
AR227714A1 (es) 1982-11-30
AU545446B2 (en) 1985-07-11
NO155545C (no) 1987-04-15
EP0062363B1 (de) 1986-02-05
JPH0466919B2 (de) 1992-10-26
JPS57179290A (en) 1982-11-04
FI73724C (fi) 1987-11-09
MX159901A (es) 1989-09-29
IE52546B1 (en) 1987-12-09
NO821072L (no) 1982-10-08
ES511221A0 (es) 1983-06-01
DE3113993A1 (de) 1982-11-11
FI821104L (fi) 1982-10-08
US4444568A (en) 1984-04-24
CA1179846A (en) 1984-12-27
IN152949B (de) 1984-05-05
NO155545B (no) 1987-01-05
AU8238982A (en) 1982-10-14
IE820796L (en) 1982-10-07
FI73724B (fi) 1987-07-31
NZ199930A (en) 1985-07-31
ZA822345B (en) 1983-11-30
DE3268909D1 (en) 1986-03-20
ATE17866T1 (de) 1986-02-15
ES8306785A1 (es) 1983-06-01
FI821104A0 (fi) 1982-03-30

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EP0062363B1 (de) Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozesswärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien
DE2624302C2 (de) Verfahren zur Durchführung exothermer Prozesse
EP0249255B1 (de) Kombinierter Gas-/Dampfturbinen-Prozess
EP0206066B1 (de) Verbrennungsvorrichtung mit zirkulierender Wirbelschicht
DE3874548T2 (de) Verbrennung von alkali enthaltenden brennstoffen.
EP0118931B1 (de) Verfahren zur Nachverbrennung und Reinigung von Prozessabgasen
AT398619B (de) Zweistufiges verbrennungsverfahren
DE69303821T2 (de) Verfahren und vorrichtung zur vergasung von schwarzlauge in einem zirkulierenden wirbelbett
DE2539546B2 (de) Verfahren zur Verbrennung kohlenstoffhaltiger Materialien
DE2246407C2 (de) Verfahren zum Erzeugen elektrischer Energie
DE2819419A1 (de) Betriebsverfahren fuer eine kohlevergasungsanlage
EP0171097B1 (de) Verfahren zur Erzeugung von Eisenschwamm
DE3880253T2 (de) Reinigung von rohgas.
EP1337607B1 (de) Verfahren zur vergasung von flüssigen bis pastösen organischen stoffen und stoffgemischen
DE69415579T2 (de) Verfahren und Vorrichtung zum Reinigen heisser Brennstoffgase
EP0304111A1 (de) Verfahren zur Durchführung exothermer Prozesse
DE3744565A1 (de) Leistungserzeugungssystem und verfahren zur verwendung der hydropyrolyse
DE3123809A1 (de) "verfahren zur vergasung von kohle mit steuerung des schwefeldioxidgehaltes"
DE69100679T2 (de) Vergasende Verbrennungsmethode und vergasende Energieerzeugungsmethode.
DE69521248T2 (de) Kombikraftwerk mit einem Druckreaktor mit zirkulierendem Wirbelbett
EP0749349A1 (de) Verfahren zur kühlung und reinigung von rauchgasen
EP0410118B1 (de) Kombinierter Gas/Dampfturbinen-Prozess
DE3220229A1 (de) Verfahren zur herstellung eines an wasserstoff und kohlenmonoxid reichen gasstroms aus kohle
DE3015232C2 (de) Verbrennungseinrichtung zum Verbrennen von schwefelhaltigem Brennstoff
DE2129231A1 (de) Verfahren zur Abscheidung von Schwe feldioxyd aus den Rauchgasen der Ver brennung schwefelhaltiger Brennstoffe

Legal Events

Date Code Title Description
PUAI Public reference made under article 153(3) epc to a published international application that has entered the european phase

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009012

AK Designated contracting states

Designated state(s): AT BE CH DE FR GB IT LU NL SE

17P Request for examination filed

Effective date: 19830225

ITF It: translation for a ep patent filed
GRAA (expected) grant

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009210

AK Designated contracting states

Designated state(s): AT BE CH DE FR GB IT LI LU NL SE

REF Corresponds to:

Ref document number: 17866

Country of ref document: AT

Date of ref document: 19860215

Kind code of ref document: T

REF Corresponds to:

Ref document number: 3268909

Country of ref document: DE

Date of ref document: 19860320

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: LU

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 19860331

ET Fr: translation filed
PLBE No opposition filed within time limit

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009261

STAA Information on the status of an ep patent application or granted ep patent

Free format text: STATUS: NO OPPOSITION FILED WITHIN TIME LIMIT

26N No opposition filed
ITTA It: last paid annual fee
PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: CH

Payment date: 19940420

Year of fee payment: 13

EAL Se: european patent in force in sweden

Ref document number: 82200261.4

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: LI

Effective date: 19950331

Ref country code: CH

Effective date: 19950331

REG Reference to a national code

Ref country code: CH

Ref legal event code: PL

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: GB

Payment date: 20010214

Year of fee payment: 20

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: AT

Payment date: 20010226

Year of fee payment: 20

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: NL

Payment date: 20010228

Year of fee payment: 20

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: SE

Payment date: 20010305

Year of fee payment: 20

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: BE

Payment date: 20010309

Year of fee payment: 20

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: FR

Payment date: 20010313

Year of fee payment: 20

Ref country code: DE

Payment date: 20010313

Year of fee payment: 20

BE20 Be: patent expired

Free format text: 20020302 *METALLGESELLSCHAFT A.G.

REG Reference to a national code

Ref country code: GB

Ref legal event code: IF02

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: GB

Free format text: LAPSE BECAUSE OF EXPIRATION OF PROTECTION

Effective date: 20020301

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: AT

Free format text: LAPSE BECAUSE OF EXPIRATION OF PROTECTION

Effective date: 20020302

Ref country code: NL

Free format text: LAPSE BECAUSE OF EXPIRATION OF PROTECTION

Effective date: 20020302

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: SE

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 20020303

REG Reference to a national code

Ref country code: GB

Ref legal event code: PE20

Effective date: 20020301

NLV7 Nl: ceased due to reaching the maximum lifetime of a patent

Effective date: 20020302

EUG Se: european patent has lapsed

Ref document number: 82200261.4