EP0062363B1 - Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozesswärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien - Google Patents

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EP0062363B1
EP0062363B1 EP82200261A EP82200261A EP0062363B1 EP 0062363 B1 EP0062363 B1 EP 0062363B1 EP 82200261 A EP82200261 A EP 82200261A EP 82200261 A EP82200261 A EP 82200261A EP 0062363 B1 EP0062363 B1 EP 0062363B1
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fluidized bed
combustion
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stage
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Hans Beisswenger
Georg Dr. Daradimos
Martin Hirsch
Ludolf Dr. Plass
Harry Dr. Serbent
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Metallgesellschaft AG
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Definitions

  • the invention relates to a process for the simultaneous generation of fuel gas and process heat from carbon-containing materials by gasification in a first fluidized bed and subsequent combustion of the combustible constituents remaining in the gasification in a second fluidized bed, the gasification being carried out at a pressure of at most 5 bar and one Temperature of 800 to 1100 ° C by means of oxygen-containing gases in the presence of water vapor and 40 to 80 wt .-% of the carbon contained in the starting material are reacted, and then the residue from the gasification together with the by-products from gas cleaning are fed to a further fluidized bed becomes.
  • DE A 27 29 764 relates to a process for the gasification of carbon-containing material by means of oxygen-containing gases and water vapor, in which the gasification residue is then burned and the combustion gas is used as an additional gasification agent and heat transfer medium in the gasification reactor. Both gasification and combustion take place in the "classic fluidized bed", ie in a fluidized state which is completely different compared to the "circulating fluidized beds” used in the application.
  • the process envisages entering the by-products from mechanical gas cleaning (dust) and gas cooling (water) into the combustion stage. There is no detailed information on the desulfurization of the gases produced.
  • US Pat. No. 4,026,679 deals with the production of fuel gas by two-stage gasification of carbon-containing material using two expanded fluidized beds connected in a crosswise manner. The desulfurization of the gas produced takes place for the most part in the gasification reactor itself. A combustion and thus generation of process heat is not provided.
  • 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 owns and thus enables a short-term adjustment to the respective energy form requirement.
  • the object is achieved by designing the method of the type mentioned at the outset in accordance with the invention in such a way that both the gasification and the combustion take place in a separate, circulating fluidized bed and the two gas streams obtained are cleaned, cooled and dedusted separately, the in the gasification stage generated fuel gas at a temperature in the range of 800 to 1000 ° C i. Whirl state is freed of sulfur compounds with the aid of CaS-forming materials and the combustion of the remaining combustible constituents takes place at an air ratio of ⁇ 1.05 to 1.40.
  • 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 coal of inferior quality, such as coal washing mountains, mud coal, coal with a high salt content. However, lignite and oil shale can also be used.
  • the principle of the circulating fluidized bed used in the gasification and combustion stages It 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, there are distribution states without a 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 solids discharge in 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.
  • 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 procedure does not rule out that the entry of minor amounts of water vapor can also take place together with the oxygen-containing secondary gas and the entry of minor amounts of oxygen-containing gases together with water vapor as the fluidizing gas.
  • the residence time of the gases above the entry point of the carbon-containing material is 1 to 5 seconds in the gasification stage.
  • This condition is usually realized by entering the carbonaceous material at a higher level in the gasification stage.
  • this creates a gas that is richer in smoldering products and has a correspondingly higher calorific value, and on the other hand it ensures that the gas has practically no hydrocarbons with more than 6 carbon atoms.
  • the gas can be desulfurized using the usual desulfurization agents.
  • a preferred embodiment consists of 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 tim, and for this purpose an average suspension density of 0.1 to 10 kg / m in the fluidized bed reactor 3 , preferably 1 to 5 kg / m 3; and to set 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 Oas 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 desulphurization 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 combustion of the combustible constituents not converted in the gasification stage takes place in a further circulating fluidized bed, at the same time also eliminating the by-products obtained in gas cleaning in an environmentally friendly manner.
  • the loaded desulphurization agents coming from the gas purification 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, and the other by-products, such as dust from gas dedusting and gas water, are also removed.
  • process heat is a heat transfer medium, the energy content of which can be used in various ways to carry out processes. It can be gas for heating or, if it is an oxygen-containing gas, for the operation of combustion devices of various types.
  • the generation of saturated steam or superheated steam is also particularly advantageous for heating, for example of reactors or for driving electrical generators, or for heating heat transfer salts, for example for heating tubular reactors or autoclaves.
  • the combustion is in two stages with different levels supplied oxygen-containing gases performed.
  • Their advantage lies in "soft" combustion, in which local overheating phenomena are avoided and NO o 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 part has already been largely consumed.
  • an advantageous embodiment of the invention consists in creating an average suspension density of 15 to 100 kg / m3 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 gas supply within the dissipate cooling surfaces in 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 diameter to 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.
  • 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 resultant specific average bus pension 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. With the increased heat transfer at practically constant combustion temperature, it is possible to dissipate the amounts of heat generated with increased combustion output.
  • the increased oxygen requirement required due to the higher combustion output is here virtually automatically present 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 conveniently via one or more lances, e.g. by pneumatic blowing.
  • Another expedient, more universally applicable design of the combustion process consists in creating an average suspension density of 10 to 40 kg / m 3 above the upper gas supply by adjusting the amounts of fluidization and secondary gas, removing hot solids from the circulating fluidized bed and in the fluidized state by direct and indirect heat exchange cool and return at least a partial flow of cooled solid into 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 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 controlled by recycling 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 introducing cooled solid matter, which is fed, for example, to a pneumatic conveyor line or a floating exchanger stage, the solid matter which is later 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 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 enables the heat of combustion to be bound to a comparatively small amount of coolant.
  • the universality of the last-mentioned embodiment is particularly given by the fact that almost any heat transfer media can be heated in the fluidized bed cooler. Of particular importance from a technical point of view is the generation of steam in various forms and the heating of heat transfer salt.
  • 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 as desired in the combustion stage without influencing the combustion gas generation in the gasification stage.
  • air or oxygen-enriched air or technically pure oxygen can be used as the oxygen-containing gases.
  • 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, up to about 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 added 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 I3, a filter device 14 and a further 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 as fluidizing gas and as secondary gas.
  • a separate addition of fuel is possible via line 26 and of desulfurizing agent via line 27.
  • desulphurization agents, sludge and gas water are also introduced, which are introduced via lines 11, 42 and 43, respectively.
  • 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.
  • a partial flow of solid circulated via fluidized bed reactor 21, separating cyclone 22 and return line 23 is withdrawn from return line 23 by means of line 33 and cooled in fluidized bed cooler 34.
  • the dust which is 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 which is supplied to the fluidized bed cooler 34 via line 41 and heated there passes via line 39 as secondary gas into the fluidized bed reactor 21 Solid is fed to the fluidized bed reactor 21 via line 40 to absorb the heat of combustion.
  • the desulfurized gas together with the loaded desulfurizing agent emerged at a temperature of 920 ° 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 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 Nm 3 / h of fuel gas were removed via line 44. The calorific value of the fuel gas generated was 10.6 MJ / Nm 3 .
  • the gasification circulating fluidized bed of gasification residue was removed via line 18 and fed to the fluidized bed reactor 21 via line 20 together with the loaded desulphurizing agent discharged via line 11 and the filter residue discharged via line 43.
  • the total feed rate was 1869 kg / h.
  • the fluidized bed reactor 21 was also supplied with 34 3400 Nm 3 of air via the fluidizing gas line 24 and 25 4900 Nm 3 / h of air via the secondary gas line.
  • 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 Nm 3 / h. The latter air flow was at a temperature of 500 ° C.
  • the combustion temperature was 850 ° C and above the top secondary gas line an average suspension density of 30 kg / m 3 .
  • the exhaust gas from the fluidized bed reactor was freed from the solids discharged in the downstream recycle cyclone 22, dusted in the downstream cyclone separator 29 and finally introduced into the waste heat boiler 30.
  • the temperature of the exhaust gases was reduced from 850 ° C. to 140 ° C. 3.6 t / h of superheated steam of 45 bar and 480 ° C. were generated.
  • the gas was then introduced into the separator 31 and freed from further ash there. Finally, it was fed to the chimney at a temperature of 140 ° C. via line 32.
  • 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 gasification circulating fluidized bed of gasification residue was removed via line 18 and fed to the fluidized bed reactor 21 via line 20 together with the loaded desulphurizing agent discharged via line 11 and the filter residue discharged via line 43.
  • the total feed rate was 2068 kg / h.
  • the fluidized bed reactor 21 was further supplied with air via the fluidizing gas line 24 3075Nm 3 / h air and secondary gas line 25 7325Nm 3 / 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 Nm 3 / h. The latter air flow was at a temperature of 500 ° C.
  • the combustion temperature was 850 ° C and above the uppermost secondary gas line an average suspension density of 30 kg / m 3 .
  • the exhaust gas from the fluidized bed reactor was freed from the solids discharged in the downstream recycle cyclone 22, dusted in the downstream cyclone separator 29 and finally introduced into the waste heat boiler 30.
  • the temperature of the exhaust gases was reduced from 850 ° C. to 140 ° C. 4.4 t / h of superheated steam of 45 bar and 480 ° C. were generated.
  • the gas was then introduced into the separator 31 and freed from further ash there. Finally, it was fed to the chimney at a temperature of 140 ° C. via line 32.
  • 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 heat transfer salt heated up to 420 ° C.
  • the ashes cooled in the cooler 34 to 400 ° C. were returned to the fluidized bed reactor 21 via line 40 to absorb the heat of combustion.
  • the fluidized bed cooler 34 which has four separate cooling chambers, was in turn fluidized with 1900 Nm 3 / h of air, which heated up to a mixing temperature of 500 ° C. As already mentioned above, it was fed via line 39 to the fluidized bed reactor 21 as secondary gas.
  • the energy parts which were used according to this example were divided as follows:
  • Example 2 was varied insofar as the energy generation in the combustion stage was increased by additional coal combustion without any change within the gasification stage.
  • the one led over the fluidized bed cooler 34 Increase the amount of solids to 73 t / h. 760 kg / h of ash and 284 kg / h of sulfated desulfurizing agent were obtained. Based on the total amount of coal added, the harnessed energy was divided as follows:

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Description

  • Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur gleichzeitigen Erzeu-gung von Brenngas und prozeßwärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien durch Vergasung in einer ersten Wirbelschicht und anschließende Verbrennung der bei der Vergasung verbliebenen brennbaren Bestandteile in einer zweiten Wirbelschicht, wobei die Vergasung bei einem Druck von maximal 5 bar und einer Temperatur von 800 bis 1100°C mittels sauerstoffhaltiger Gase in Gegenwart von Wasserdampf erfolgt und hierbei 40 bis 80 Gew.-% des im Ausgangsmaterial enthaltenen Kohlenstoffes umgesetzt werden, und anschließend der Rückstand aus der Vergasungzusammen mit den bei der Gasreinigung anfallenden Nebenprodukten einer weiteren Wirbelschicht zugeführt wird.
  • Bei der Herstellung industrieller Produkte wird Energie inverschiedenen 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 neuerTechnoiogien, mit deren Hilfe die festen Brennstoffe so umgewandelt werden können, daß sie im Rahmen bestehender Ver-fahren 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 Primarenergie in zunehmendem Maße auch zum Einsatz hochasche-und hoch-schwefelhaltiger Kohlen zwingt.
  • Die Industrie benötigt je nach Art des jeweiligen Verfahrens-schrittes bei der Erzeugung eines bestimmten Produktes die Energie in unterschiedlicher Form, so z.B. als Dampf fur Beheizungszwecke, in Form anderer Hochtemperaturwärme und in Form sauberer Brenngase, bei deren Verbrennung die Pro-duktgualität nicht negativ beeinflußt wird.
  • Es ist zwar grundsätzlich möglich, die verschiedenen Energie-formen, 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 istder Betrieb von unabhängig voneinander arbeitenden Energieumwandlungsanlagen mit erhöhten Verlusten und verstärktemAufwand für den Umweltschutz verbunden.
  • Um die mit der separaten Herstellung unterschiedlicher Ener-gieformen 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 Vergasungs-rückstand zur Erzeugung von Dampf verbrannt wird (Processing, November 1980, Seite 23).
  • Obgleich mit diesem Verfahren ein Schritt in die erfolgver-sprechende 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 Flexi-bilität 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 Beseitigungder bei der Brenngasreinigung entstehenden lästigen Nebenprodukte.
  • Die DE A 27 29 764 betrifft ein Verfahren zur Vergasungvon kohlenstoffhaltigem Material mittels sauerstoffhaltiger Gase und Wasserdampf, bei dem der Vergasungsrückstand anschlie-ßend verbrannt und das Verbrennungsgas als zusätzliches Vergasungsmittel und Wärmeträger im Vergasungsreaktor einge-setzt wird. Sowohl Vergasung als auch Verbrennung erfolgen jeweils in der "klassischen Wirbelschicht", also bei einem Wirbelzustand, der verglichen mit den anmeldungsgemäß zur Anwendung kommenden "zirkulierenden Wirbelschichten" gänzlich verschieden ist. Das Verfahren sieht vor, die bei dermechanischen Gasreinigung (Stäube) und Gaskühlung (Wasser) anfallenden Nebenprodukte in die Verbrennungsstufe einzu-tragen. Detaillierte Angaben zur Entschwefelung der erzeugten Gase sind nicht vorhanden.
  • Für dieses Verfahren geiten im wesentliche, die bereits vor-stehend genannten Nachteile.
  • Die US A 4 026 679 befaßt sich mit der Erzeukung von Brenngas durch zweistufige Vergasung von kohlenstoffhaltigem Material unter Verwendung zweier über Kreuz miteinander ver-bundener expanierter Wirbelschichten. Die Entschwefelung des erzeugten Gases erfolgt zum überwiegenden Teil im Vergasungsreaktor selbst. Eine Verbrennung und damit Erzeugung von Prozeßwärme ist nicht vorgesehen. Aufgabe der Erfindung ist es, ein Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozeßwärme aus kohlenstoff- haltigen Materialien bereitzustellen, das die bekannten,insbesondere vorgenannten Nachteile nicht aufweist, eine hohe Flexibilität bei der Umwandlung des Energieinhaltes des Aus-gangsmaterials in Brenngas einerseits und Prozeßwärme andererseits besitzt und damit eine kurzfristige Anpassung an denjeweiligen Energieformbedarf ermöglicht.
  • Die Aufgabe wird gelöst, indem das Verfahren der eingangs genannten Art entsprechend der Erfindung derart ausgestaltet wird, daß sowohl die Vergasung als auch die Verbrennung in je einer separaten, zirkulierenden Wirbelschicht erfolgen und beide erhaltenen Gasströme separat gereinigt, gekühlt und entstaubt werden, wobei das in der Vergasungsstufe erzeugte Brenngas bei einer Temperatur im Bereich von 800 bis 1000° C i. Wirbelzustand mit Hilfe von CaS-bildenden Materialien von Schwefelverbindungen befreit wird und die Verbrennung der verbliebenen brennbaren Bestandteile bei einer Luftverhält-niszahl von λ≈ 1,05 bis 1,40 erfolgt.
  • 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 Verteilungszustände ohne definierte Grenzschicht vorliegen. Ein Dichtesprung zwischen dichter Phase und darüber befindlichem Staubraum ist nicht existent; jedoch nimmt innerhalb des Reaktorsdie 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:
  • Figure imgb0005
  • Demgegenüber kann die Entschwefelung des erzeugten Gases bei einem beliebigen Wirbelzustand, z.B. in einer Venturi-Wirbelschicht mit Feststoffaustrag in einen nachgeschalteten Abschei-der, erfolgen. Mit Vorteil kann jcdoch auch für die Entschwefelung eine zirkulierende Wirbelschicht eingesetzt werden.
  • Eine besonders vorteilhafte Ausgestaltung der Erfindungbesteht darin, bei der Vergasung 40 bis 60 Gew.-% des im Ausgangsmaterial enthaltenen Kohlenstoffes umzusetzen. Hierdurchläßt 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 Vergasungerforderliche Wasserdampfmenge nicht bereits selbst in Form von Feuchtigkeit aufweist, ist es erforderlich, für die Ver-gasungsreaktion Wasserdampf zuzusetzen. Dabei sollten Wasserdampf und das erforderliche sauerstoffhaltige Gas in unter-schiedlicher 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, daßder Eintrag untergeordneter Wasserdampfmengen auch zusammen mit dem sauerstoffhaltigen Bekundärgas und der Eintrag von untergeordneten Mengen sauerstoffhaltiger Gase zusammen mit Wasserdampf als Fluidisierungsgas erfolgen kann.
  • Weiterhin ist es vorteilhaft, in der Vergasungsstufe die Ver-weilzeit der Gase oberhalb der Eintrittsstelle des kohlenstoffhaltigen Materials gerechnet auf 1 bis 5 Sekundeneinzustellen. Diese Bedingung wird üblicherweise realisiert, indem man das kohlenstoffhaltige Material auf höherem Niveau in die Vergasungsstufe einträgt. Hierdurch entsteht einerseits ein an Schwelprodukten reicheres Gas mit entsprechendhöjerem 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 Entschwe-felungsmitteln erfolgen. Eine bevorzugte Ausgestaltung besteht darin, die aus der Vergasungsstufe austretenden Gase ineinerzirkulierenden Wirbelschicht mittels Kalk oder Dolomit bzw. den entsprechenden gebrannten Produkten einer Teilchengröße dp 50 von 30 bis 200 tim zu entschwefeln und hierzu im Wirbelschichtreaktor eine mittlere Suspensionsdichte von 0,1 bis 10kg/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 Oasdurchsätzen und bei sehr konstanterTemperatur 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, dadas Verhältnis von Oberfläche zu Volumen für die im wesentlichen durch die Diffusionsgeschwindigkeit bestimmte Bin-dungsgeschwindigkeit des Schwefels besonders günstig ist.
  • Die Dosierung des Entschwefelungsmittels sollte mindestens das 1,2-bis 2,0-fache des stöchiometrischen Bedarfs gemäß
    Figure imgb0006
    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 Wirbelschicht-reaktor erfolgt am zweckmäßigsten über eine oder mehrere Lanzen, z.B. durch pneumatisches Einblasen.
  • Besonders günstige Betriebsbedingungen werden erzielt, wenn man 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 Verbrennungs-stufe erforderliche Entschwefelungsmittel der Stufe der Gasentschwefelung zuzugeben. Auf diese Weise wird die zur Auf-heizung und gegebenenfalls zur Entsäuerung erforderliche Wärmeenergie dem Gas entzogen und damit der Verbrennungsstufe erhalten.
  • Die Verbrennung der in der Vergasungsstufe nicht umgesetztenbrennbaren Bestandteile erfolgt in einer weiteren zirkulierenden Wirbelschicht, wobei gleichzeitig auch die bei der Gas-reinigung 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 Wärmeträgermediumverstanden, 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, beispiels-weise von Reaktoren oder zum Antrieb von elektrischen Generatoren bzw. die Aufheizung von Wärmeträgersalzen, beispiels-weise zur Beheizung von Rohrreaktoren oder Autoklaven.
  • In bevorzugter Ausgestaltung der Erfindung wird die Verbren-nung zweistufig mit in unterschiedlicher Höhe zugeführten sauerstoffhaltigen Gasen durchgeführt. Ihr Vorzug liegt in einer "weichen" Verbrennung, bei der lokale Überhitzungserscheinungen vermieden werden und eine NOo 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 Btelle 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/m3durch 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 Rauch-gas (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 Aus-führungsform 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 ober-halb der Sekundärgaszuführung befindlichen Ofenraum des Wirbelschichtreaktors möglich ist.
  • Mit einem herrschenden Betriebszustand unter vorgegebenenFluidisierungsgas-und Sekundärgasvolumina und daraus resultierender bestimmter, mittlerer Buspensionsdichte ist ein be-stimmter 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 Verbrennungstem-peratur die Möglichkeit zur Abfuhr der bei erhöhter Verbrennungsleistung entstehenden Wärmemengen gegeben. Der aufgrundder höheren Verbrennungsleistung erforderliche erhöhte Sauerstoffbedarf ist hierbei durch die zur Erhöhung der Suspensionsdichte verwendeten höheren Fluidisierungsgas-und gegebenenfalls Sekundärgasmengen guasi automatisch vorhanden.
  • Analog läßt sich zur Anpassung an einen verringerten Prozeß-wärmebedarf die Verbrennungsleistung durch Verringerung der Suspensionsdichte im oberhalb der Sekundärgasleitung befind-lichen Ofenraum des Wirbelschichtreaktors regeln. Durch die Erniedrigung der Suspensionsdichte wird auch der Wärmeüber-gang 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 Ausgestal-tung 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 derzirkulierenden 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 Tempera-turkonstanz praktisch ohne Änderung der im Wirbelschichtreaktor herrschenden Betriebszustände, also etwa ohne Verän-derung der Suspensionsdichte u.a., allein durch geregelte Rückführung des gekühlten Feststoffes erreichen. Je nach Ver-brennungsleistung 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 Verbrennungs-rückstände 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 Wärme-übergang auf im Wirbelschichtreaktor befindliche Kühlregister, der eine hinreichend hohe Suspensionsdichte zur Vor-aussetzung 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 Wärme-übergang, etwa im Bereich von 400 bis 500 Watt/m2. °C, bewirken.
  • Die Verbrennungsüemperatur im Wirbelschichtreaktor wirdgeregelt, indem mindestens ein Teilstrom gekühlten Feststoffes aus dem Wirbelschichtkühler zurückgeführt wird. Bei-spielsweise kann der erforderliche Teilstrom gekühlten Feststoffes direkt in den Wirbelschichtreaktor eingetragen wer-den. Es kann zusätzlich auch das Abgas durch Eintrag gekühten Feststoffes, der beispielsweise einer pneumatischen För-derstrecke oder einer Schwebeaustauscherstufe aufgegeben wird, gekühlt werden, wobei der vom Abgas später wieder abge-trennte Feststoff dann in den Wirbelschichtkühler zurückgeleitet wird. Dadurch gelangt auch die Abgaswärme letztlichin 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 Gas-verweilzeiten, 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 Wirbelschicht-reaktors sollte in einem Wirbelschichtkühler mit mehreren nacheinander durchflossenen Kühlkammern, in die miteinander verbundene Kühlregister eintauchen, im Gegenstrom zum Kühlmittel erfolgen. Hierdurch gelingt es, die Verbrennungswärmean eine vergleichsweise kleine Kühlmittelmenge zu binden.
  • Die Universalität der zuletzt genannten Ausgestaltung ist insbesondere dadurch gegeben, daß sich im Wirbelschichtkühler nahezu beliebige Wärmeträgermedien aufheizen lassen. Von beson-derer Bedeutung aus technischer Sicht ist die Erzeugung von Dampf unterschiedlichster Form und die Aufheizung von Warmeträgersalz.
  • Die Flexibilität des erfindungsgemäßen Verfahrens kann wei-terhin 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 dieBrenngaserzeugung in der Vergasungsstufe die Produktion von Prozeßwärme nach Belieben in der Verbrennungsstufe erhöht werden kann.
  • Innerhalb des erfindungsgemäßen Verfahrens können als sau-erstoffhaltige 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. Schließlichkann 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, guadratischem oder kreisförmigem Querschnitt sein. Der untere Bereich des Wirbelschichtreaktors kann auch konisch ausgebildet sein, was insbesondere bei großen Reaktorquerschnitten und damit hohen Gasdurchsätzen vorteilhaft ist.
  • Die Erfindung wird anhand der Figur, die ein Fließschema deserfindungsgemäßen Verfahrens darstellt, und der Ausführungsbeispiele beispielsweise und näher erläutert.
  • Kohlenstoffhaltiges Material wird der aus dem Wirbelschicht-reaktor 1, dem Zyklonabscheider 2 sowie der Rückführleitung 3 gebildeten zirkulierenden Wirbelschicht über Leitung 4 aufge-gebeh und dort durch Zugabe von Sauerstoff über Sekundärgasleitung 5 und Wasserdampf über Fluidisierungsgasleitung 6 ver-gast. 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 Lei-tung 11 abgeführt. Das Gas gelangt in einen Wäscher 12, in dem es von restlichem Staub befreit wird. Die Waschflüssig-keit wird hierbei über die Leitung I3,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 Wirbel-schichtreaktor 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 Staubbefreit 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 Teil-strom 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 Abhitzekes-sel 30 niedergeschkgene 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 sauer-stoffhaltige 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. Gleichzeitigwurden 913 Nm3 sauerstoffhaltiges Gas mit 95 Vol.-% 02 über Leitung 5 und 280 kg Dampf von 400°C über Leitung 6 eingetragen. Aufgrund der gewählten Betriebsbedingungen stellte sich im Wirbelschichtreaktor 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° Cwurde im Zyklonabscheider 7 weiter entstaubt und in eine Venturi-Wirbelschicht 9 eingetragen, die außerdem einen Zusatz von 238 kg/h Kalk (CaC03-Gehalt 95 Gew.-%) erhielt. Das entschwefelte Gas trat zusammen mit dem beladenen Entschwefe- lungsmittel mit einer Temperatur von 920° C 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° C abgkühlt wurde. Nach Durchgang durch ein Naß-Elektrofilter 17 wurden über Leitung 44 3940Nm3 /h Brenn-gas abgeführt. Der Heizwert des erzeugten Brenngases betrug 10,6 MJ/Nm3.
  • Über Leitung 18 wurde der der Vergasung dienenden zirkulie-renden Wirbelschicht Vergasungsrückstand entnommen und zusammen mit dem über Leitung 11 abgeführten beladenen Entschwefe-lungsmittel 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 Nm3 Luft und über Sekundärgasleitung 25 4900Nm3 /h Luft zugeführt. Eine weitere Sekundärgaszuführung in Form von im Wirbelschichtkühler 34 aufgeheizter Lufterfolgte über Leitung 39 in einer Menge von 1900Nm3 /h. Der letztgenannte Luftstrom besaß eine Temperatur von 500° C. Im Wirbelschichtreaktor stellte sich eine Verbrennungstemperatur von 850° C und oberhalb der obersten Sekundärgasleitungeine mittlere Suspensionsdichte von 30 kg/m3 ein. Das Abgas des Wirbelschichtreaktors wurde im nachgeschalteten Rückführzyklon 22 von den mit ausgetragenen Feststoffen befreit, imnachgeschalteten Zyklonabscheider 29 entstaubt und schließlich in den Abhitzekessel 30 eingetragen. Im Abhitzekessel 30erfolgte eine Absenkung der Temperatur der Abgase von 850° C auf 140° C. Dabei wurden 3,6 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 Ent-schwefelungsmittel 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 Wärme-trägersalz 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 1900Nm3 /h Luft fluidisiert, die sich auf 500° C Mischtemperatur aufheizte. Sie wurdewie bereits oben erwähnt über Leitung 39 dem Wirbelschicht-reaktor 21 als Sekundärgas zugeführt. Bei dem vorstehend genannten Beispiel teilte sich die nutz-bar/gemachte Energie wie folgt auf:
    Figure imgb0007
    • 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 776Nm3 sauerstoffhaltiges Gas mit 95 Vol.-0,'o 02 über Leitung 5 und 132 kg Dampf von 400° G über Leitung 6 eingetragen. Aufgrund der gewählten Betriebsbedingungen stellte sich im Wirbelschichtreaktor 1 eine Temperatur von 1000° 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 1000° C wurde im Zyklonabscheider 7 weiter entstaubt und in eine Venturi-Wirbelschicht 9 eingetragen, die außer-dem einen Zusatz von 236 kg/h Kalk (CaC03-Gehalt 95 Gew.-%) erhielt. Das entschwefelte Gas trat zusammen mit dem bela-denen Entschwefelungsmittel mit einer Temperatur von 900° C 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 auf5° C abgekühlt wurde. Nach Durchgang durch ein Naß-Elektrofilter 17 wurden über Leitung 44 3400Nm3 /h Brenngas abge-MJ/Nm3.
  • Über Leitung 18 wurde der der Vergasung dienenden zirkulie-renden Wirbelschicht Vergasungsrückstand entnommen und zusammen mit dem über Leitung 11 abgeführten beladenen Entschwefe-lungsmittel 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 3075Nm3 /h Luft ung über Sekundärgasleitung 25 7325Nm3 /h Luft zugeführt. Eine weitere Sekundärgaszuführung in Form von im Wirbelschichtkühler 34 aufgeheizter Lufterfolgte über Leitung 39 in einer Menge von 1900Nm3 /h. Der letztgenannte Luftstrom besaß eine Temperatur von 500 °C Im Wirbelschichtreaktor stellte sich eine Verbrennungstemperatur von 850° C und oberhalb der obersten Sekundärgasleitungeine mittlere Suspensionsdichte von 30 kg/m3 ein. Das Abgas des Wirbelschichtreaktors wurde im nachgeschalteten Rückführzyklon 22 von den mit ausgetragenen Feststoffen befreit, imnachgeschalteten Zyklonabscheider 29 entstaubt und schließlich in den Abhitzekessel 30 eingetragen. Im Abhitzekessel 30erfolgte eine Absenkung der Temperatur der Abgase von 850° C auf 140° C. 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 zuzätzlich 247 kg/h sulfatisiertes Ent-schwefelungsmittel 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° C 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° C abgekühlte Asche wurde über Leitung 40 zur Aufnahme der Verbrennungswärme in den Wirbelschicht-reaktor 21 zurückgeführt. Der Wirbelschichtkühler 34, der vier getrennte Kühlkammern aufweist, wurde seinerseits mit 1900Nm3 /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.Die nach diesem Beispiel nutzbar gemachte Energieteilte sich wie folgt auf:.
    Figure imgb0008
    • Beispiel 3
  • Das Beispiel 2 wurde insofern variiert, als ohne Verände-rung 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 Eeschaffenheit) sowie über Leitung 27 35 kg/h Kalkstein (95 Gew.-%CaC03) zugegeben. Die durch die Leitung 24 zuzuführende Fluidisierungsluftmenge war auf 4100Nm3 /h und die durch Leitung 25 zuzuführende Sekundärluftmenge auf 10 300Nm3 /h erhöht worden. Durch die gegenüber Beispiel 2 veränderte Arbeitsweise wurden im Abhitzekessel 30 5,7 t/h Dampf von 45 bar und 480° C erzeugt und im Kühler 34 302 t/h Wärmeträgersalz von 350 auf 420 C aufgeheizt. Hierzu war die über den Wirbel-schichtkühler 34 geführte Feststoffmenge auf 73 t/h zu erhöhen. Es fielen 760 kg/h Asche und 284 kg/h sulfatisier-tes Entschwefelungsmittel an. Bezogen auf die gesamte zugegebene Kohlemenge teilte sich die nutzbar gemachte Energie wie folgt auf.:
    Figure imgb0009

Claims (11)

1. Verfahren zur gleichzeitigen Erzeugung von Brenngas und Prozeßwärme aus kohlenstoffhaltigen Materialien durch Vergasung in einer ersten Wirbelschicht und anschließende Verbrennung der bei der Vergasung verbliebenen brennbaren Bestandteile in einer zweiten Wirbel schicht, wobei die Vergasung bei einem Druck von maximal 5 bar und einer Temperatur von 800 bis 1100° C mittels sauerstoffhaltiger Gase in Gegenwart von Wasserdampf erfolgt und hierbei 40 bis 80 Gew.-% des im Ausgangsmaterial enthaltenen Kohlenstoffes umgesetzt werden, und anschließend der Rückstandaus der Vergasung zusammen mit den bei der Gasreinigung anfallenden Nebenprodukten einer weiteren Wirbelschicht zugeführt wird, dadurch gekennzeichnet,daß sowohl die Vergasung als auch die Verbrennung in je einer separaten, zirkulierenden Wirbelschicht erfolgen und beide erhaltenen Gasströme separat gereinigt, gekühlt und entstaubt werden, wobei das in der Vergasungsstufe erzeugte Brenngas bei einer Temperatur im Bereich von 800 bis 1000° C im Wirbelzustand mit Hilfe von CaS-bildenden Materialien von Schwefelverbin-dungen befreit wird und die Verbrennung der verbliebenen brennbaren Bestandteile bei einer Luftverhältniszahl von λ = 1,05 bis 1,40 erfolgt.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch iekennzeichnet, daß man bei der Vergasung 40 bis 60 Gew.-% des im Ausgangsmaterial enthaltenen Kohlenstoffes umsetzt.
3. Verfahren nach Anspruch 1 und 2, dadurch iekennzeichnet,daß man in der Vergasungsstufe (1, 2, 3) Wasserdampf, und zwar überwiegend in Form von Fluidisierungs-gas (6), und sauerstoffhaltiges Gas, überwegend in Form von Sekundärgas (5), zuführt.
4. Verfahren nach Anspruch 1, 2 und 3, dadurch iekennzeichnet, daß man in der Vergasungsstufe (1, 2, 3) die Verweilzeit der Gase oberhalb der Eintrittsstelle (4) des kohlenstoff-haltigen Materials gerechnet auf 1 bis 5 Sekunden einstellt.
5. Verfahren nach einem oder mehreren der Ansprüche bis 4,dadurch iekennzeichnet, daß man die aus der Vergasungsstufe (I. 2, 3) austretenden Gase in einer zirkulierendenWirbelschicht mittels Kalk oder Dolomit bzw. den entsprechenden gebrannten Produkten einer Teilchengröße dp 50von 30 bis 200 µm entschwefelt und hierzu im Wirbelschichtreaktor eine mittlere Suspensionsdichte von 0,1 bis 10kg/m3 , vorzugsweise 1 bis 5 kg/m3 , und eine stündliche Feststoffumlaufrate, die mindestens das 5-fache des im Reak-torschacht 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 Leer-rohrgeschwindigkeit) 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 sauerstoffhal-tigen 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 iekennzeichnet, daß man der Verbrennungsstufe zusätzlich kohlenstoffhaltige Materialien aufgibt.
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Families Citing this family (106)

* 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
DE3300867A1 (de) * 1983-01-13 1984-07-19 Mannesmann AG, 4000 Düsseldorf Verfahren zur erzeugung von stahl durch einschmelzen von eisenschwamm im lichtbogenofen
DE3310220A1 (de) * 1983-03-22 1984-09-27 Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zum vergasen fester brennstoffe im wanderbett und im wirbelbett
DE3428782A1 (de) * 1984-08-04 1986-02-13 Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zur erzeugung von eisenschwamm
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
EP0227196B1 (de) * 1985-12-27 1990-08-08 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Oxydation von Flugasche
DE3612888A1 (de) * 1986-04-17 1987-10-29 Metallgesellschaft Ag Kombinierter gas-/dampfturbinen-prozess
AT392079B (de) * 1988-03-11 1991-01-25 Voest Alpine Ind Anlagen Verfahren zum druckvergasen von kohle fuer den betrieb eines kraftwerkes
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
DE69100679T2 (de) * 1990-07-23 1994-04-28 Mitsubishi Heavy Ind Ltd Vergasende Verbrennungsmethode und vergasende Energieerzeugungsmethode.
FR2669099B1 (fr) * 1990-11-13 1994-03-18 Stein Industrie Procede et dispositif de combustion de materiaux carbones divises.
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
CA2127394A1 (en) * 1993-07-12 1995-01-13 William Martin Campbell Transport gasifier
JP2981288B2 (ja) * 1994-08-23 1999-11-22 フォスター ホイーラー エナージア オサケ ユキチュア 流動床反応器装置の操作方法及び装置
CH690790A5 (de) * 1995-01-10 2001-01-15 Von Roll Umwelttechnik Ag Verfahren zur thermischen Behandlung von Abfallmaterial.
DE19503438A1 (de) * 1995-02-03 1996-08-08 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Vergasen von brennbare Bestandteile enthaltendem Material in der zirkulierenden Wirbelschicht
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
WO2000069994A1 (en) * 1999-05-14 2000-11-23 Kemestrie Inc. Process and apparatus for gasification of refuse
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
AU2006201957B2 (en) * 2006-05-10 2008-06-05 Outotec Oyj Process and plant for producing char and fuel gas
US7922782B2 (en) * 2006-06-01 2011-04-12 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic steam gasification process with recovery and recycle of alkali metal compounds
CA2697355C (en) * 2007-08-02 2012-10-02 Greatpoint Energy, Inc. Catalyst-loaded coal compositions, methods of making and use
US20090090056A1 (en) * 2007-10-09 2009-04-09 Greatpoint Energy, Inc. Compositions for Catalytic Gasification of a Petroleum Coke
US20090090055A1 (en) * 2007-10-09 2009-04-09 Greatpoint Energy, Inc. Compositions for Catalytic Gasification of a Petroleum Coke
EA017444B1 (ru) * 2007-12-12 2012-12-28 Оутотек Ойй Способ и установка для производства полукокса и горючего газа
WO2009086374A2 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification process with recovery of alkali metal from char
CA2709924C (en) * 2007-12-28 2013-04-02 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification process with recovery of alkali metal from char
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
WO2009086407A2 (en) 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Steam generating slurry gasifier for the catalytic gasification of a carbonaceous feedstock
US20090165384A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-02 Greatpoint Energy, Inc. Continuous Process for Converting Carbonaceous Feedstock into Gaseous Products
US7901644B2 (en) * 2007-12-28 2011-03-08 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification process with recovery of alkali metal from char
WO2009086366A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Processes for making synthesis gas and syngas-derived products
WO2009086361A2 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification process with recovery of alkali metal from char
WO2009086367A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Petroleum coke compositions for catalytic gasification and preparation process thereof
WO2009086363A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Coal compositions for catalytic gasification and process for its preparation
JP2011508066A (ja) * 2007-12-28 2011-03-10 グレイトポイント・エナジー・インコーポレイテッド 触媒ガス化のための石油コークス組成物
US20090165361A1 (en) * 2007-12-28 2009-07-02 Greatpoint Energy, Inc. Carbonaceous Fuels and Processes for Making and Using Them
US8366795B2 (en) * 2008-02-29 2013-02-05 Greatpoint Energy, Inc. Catalytic gasification particulate compositions
US20090217582A1 (en) * 2008-02-29 2009-09-03 Greatpoint Energy, Inc. Processes for Making Adsorbents and Processes for Removing Contaminants from Fluids Using Them
US8349039B2 (en) * 2008-02-29 2013-01-08 Greatpoint Energy, Inc. Carbonaceous fines recycle
US8297542B2 (en) * 2008-02-29 2012-10-30 Greatpoint Energy, Inc. Coal compositions for catalytic gasification
WO2009111331A2 (en) * 2008-02-29 2009-09-11 Greatpoint Energy, Inc. Steam generation processes utilizing biomass feedstocks
US8286901B2 (en) * 2008-02-29 2012-10-16 Greatpoint Energy, Inc. Coal compositions for catalytic gasification
US7926750B2 (en) * 2008-02-29 2011-04-19 Greatpoint Energy, Inc. Compactor feeder
US8114177B2 (en) * 2008-02-29 2012-02-14 Greatpoint Energy, Inc. Co-feed of biomass as source of makeup catalysts for catalytic coal gasification
US20090220406A1 (en) * 2008-02-29 2009-09-03 Greatpoint Energy, Inc. Selective Removal and Recovery of Acid Gases from Gasification Products
US20090217575A1 (en) * 2008-02-29 2009-09-03 Greatpoint Energy, Inc. Biomass Char Compositions for Catalytic Gasification
US8361428B2 (en) * 2008-02-29 2013-01-29 Greatpoint Energy, Inc. Reduced carbon footprint steam generation processes
CN101983228A (zh) * 2008-04-01 2011-03-02 格雷特波因特能源公司 从气流中除去一氧化碳的酸性变换方法
CN101981163B (zh) * 2008-04-01 2014-04-16 格雷特波因特能源公司 从气体物流中分离甲烷的方法
US20090324461A1 (en) * 2008-06-27 2009-12-31 Greatpoint Energy, Inc. Four-Train Catalytic Gasification Systems
WO2009158579A2 (en) * 2008-06-27 2009-12-30 Greatpoint Energy, Inc. Three-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
US20090324462A1 (en) * 2008-06-27 2009-12-31 Greatpoint Energy, Inc. Four-Train Catalytic Gasification Systems
CN102076829B (zh) * 2008-06-27 2013-08-28 格雷特波因特能源公司 用于合成气制备的四列催化气化系统
AU2009293087B2 (en) 2008-09-19 2012-11-15 Sure Champion Investment Limited Processes for gasification of a carbonaceous feedstock
KR101330894B1 (ko) * 2008-09-19 2013-11-18 그레이트포인트 에너지, 인크. 차르 메탄화 촉매를 사용한 기체화 방법
KR101290477B1 (ko) 2008-09-19 2013-07-29 그레이트포인트 에너지, 인크. 탄소질 공급원료의 기체화 방법
US20100120926A1 (en) * 2008-09-19 2010-05-13 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
US8734547B2 (en) 2008-12-30 2014-05-27 Greatpoint Energy, Inc. Processes for preparing a catalyzed carbonaceous particulate
CN102272268B (zh) * 2008-12-30 2014-07-23 格雷特波因特能源公司 制备催化的煤微粒的方法
US8268899B2 (en) * 2009-05-13 2012-09-18 Greatpoint Energy, Inc. Processes for hydromethanation of a carbonaceous feedstock
WO2010132549A2 (en) 2009-05-13 2010-11-18 Greatpoint Energy, Inc. Processes for hydromethanation of a carbonaceous feedstock
US8728182B2 (en) * 2009-05-13 2014-05-20 Greatpoint Energy, Inc. Processes for hydromethanation of a carbonaceous feedstock
WO2010141629A1 (en) * 2009-06-02 2010-12-09 Thermochem Recovery International, Inc. Gasifier having integrated fuel cell power generation system
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
US8479834B2 (en) * 2009-10-19 2013-07-09 Greatpoint Energy, Inc. Integrated enhanced oil recovery process
CA2773718C (en) * 2009-10-19 2014-05-13 Greatpoint Energy, Inc. Integrated enhanced oil recovery process
AU2010339952B8 (en) * 2009-12-17 2013-12-19 Greatpoint Energy, Inc. Integrated enhanced oil recovery process
US20110146978A1 (en) * 2009-12-17 2011-06-23 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
KR101440710B1 (ko) 2010-04-26 2014-09-17 그레이트포인트 에너지, 인크. 바나듐 회수를 동반한 탄소질 공급원료의 히드로메탄화
US20110265697A1 (en) * 2010-04-29 2011-11-03 Foster Wheeler North America Corp. Circulating Fluidized Bed Combustor and a Method of Operating a Circulating Fluidized Bed Combustor
US8653149B2 (en) 2010-05-28 2014-02-18 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
EP2635662A1 (de) 2010-11-01 2013-09-11 Greatpoint Energy, Inc. Hydromethanierung eines kohlenstoffhaltigen rohstoffes
US8648121B2 (en) 2011-02-23 2014-02-11 Greatpoint Energy, Inc. Hydromethanation of a carbonaceous feedstock with nickel recovery
FI124422B (fi) * 2011-03-14 2014-08-29 Valmet Power Oy Menetelmä tuhkan käsittelemiseksi ja tuhkan käsittelylaitos
DE102011100490A1 (de) 2011-05-04 2012-11-08 Outotec Oyj Verfahren und Anlage zur Erzeugung und Weiterbehandlung von Brenngas
CN103582693A (zh) 2011-06-03 2014-02-12 格雷特波因特能源公司 碳质原料的加氢甲烷化
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
CN103974897A (zh) 2011-10-06 2014-08-06 格雷特波因特能源公司 碳质原料的加氢甲烷化
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
WO2014055351A1 (en) 2012-10-01 2014-04-10 Greatpoint Energy, Inc. Agglomerated particulate low-rank coal feedstock and uses thereof
KR101576781B1 (ko) 2012-10-01 2015-12-10 그레이트포인트 에너지, 인크. 응집된 미립자 저등급 석탄 공급원료 및 그의 용도
CN104685039B (zh) 2012-10-01 2016-09-07 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
WO2014055365A1 (en) 2012-10-01 2014-04-10 Greatpoint Energy, Inc. Use of contaminated low-rank coal for combustion
FI125951B (en) * 2012-12-20 2016-04-29 Amec Foster Wheeler En Oy A method for adjusting a circulating fluidized bed gasifier
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

Family Cites Families (12)

* 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
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
SE7503313L (sv) * 1975-03-21 1976-09-22 Stora Kopparbergs Bergslags Ab Sett for omvandling av kolhaltiga material innehallande svavel till i huvudsak svavelfri brennbar gas samt anordning for genomforande av settet
US4165717A (en) * 1975-09-05 1979-08-28 Metallgesellschaft Aktiengesellschaft Process for burning carbonaceous materials
US4069304A (en) * 1975-12-31 1978-01-17 Trw Hydrogen production by catalytic coal gasification
DE2624302C2 (de) * 1976-05-31 1987-04-23 Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zur Durchführung exothermer Prozesse
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
DE2729764A1 (de) * 1977-07-01 1979-01-04 Davy Bamag Gmbh Verfahren zur vergasung von kohlenstoffhaltigem material
JPS5851989B2 (ja) * 1977-11-01 1983-11-19 工業技術院長 石炭類のガス化方法
DE2836175A1 (de) * 1978-08-18 1980-02-28 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum vergasen fester, feinkoerniger brennstoffe

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