EP0123161A1 - Verfahren zur Hydrierung von Kohle - Google Patents

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EP0123161A1
EP0123161A1 EP84103345A EP84103345A EP0123161A1 EP 0123161 A1 EP0123161 A1 EP 0123161A1 EP 84103345 A EP84103345 A EP 84103345A EP 84103345 A EP84103345 A EP 84103345A EP 0123161 A1 EP0123161 A1 EP 0123161A1
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EP
European Patent Office
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oil
grinding
coal
via line
product
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EP84103345A
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English (en)
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Klaus Dr. Dipl.-Chem. Fuhrmann
Ulrich Dr. Dipl.-Ing. Graeser
Ludwig Dr. Dipl.-Ing. Merz
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Veba Oel Technologie und Automatisierung GmbH
Original Assignee
Veba Oel Technologie und Automatisierung GmbH
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G1/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal
    • C10G1/002—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal in combination with oil conversion- or refining processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G1/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal
    • C10G1/08—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal with moving catalysts
    • C10G1/083—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal with moving catalysts in the presence of a solvent

Definitions

  • German Offenlegungsschrift 32 09 143 describes a process for the multi-stage hydrogenation of coal, in which finely ground coal is rubbed with oil and at pressures of 100-400 bar, preferably 250-350 bar and temperatures of 400-520 ° C., preferably 440-490 ° C, optionally hydrogenated with hydrogen in a bottom phase in the presence of catalysts, from the gaseous hydrogenation product after separation of the phase containing solids which is liquid at the reaction temperature using the pressure given by the bottom phase by means of fractional condensation by means of heat exchange with feedstocks of the hydrogenation stages 'Phases are obtained, at least one of which is further hydrogenated in the gas phase in the presence of catalysts using the pressure given by the bottom phase.
  • the fractions used for the gas phase hydrogenation should have a boiling range of 180-450 ° C., preferably 200-350 ° C., while the fractions of the bottom phase product boiling at temperatures of more than 250 ° C., preferably more than 350 ° C., at least partially after relaxation be recycled as rubbing oil.
  • the temperature data for boiling ranges relate to the values obtained at atmospheric pressure (1 bar).
  • the hydrocarbon mixture used as grinding oil should have an initial boiling point above 200 ° C., preferably above 300 ° C.
  • the process-derived oils returned as grinding oil should also have an initial boiling point of more than 200 ° C., preferably more than 300 ° C.
  • non-process oils e.g. B. to use as starting oils in the coal hydrogenation.
  • the constant supply of certain quantities of suitable "foreign oils” has also already been practiced, the foreign oil use not significantly exceeding 20% of the total grinding oil requirement.
  • the proportion of non-process hydrocarbon mixtures in the grinding oil is more than 30% by weight, preferably more than 50% by weight, and can increase up to 95% by weight.
  • particularly suitable hydrocarbon mixtures such as heavy, very low-paraffin oils, it is even possible to use them alone as a grinding oil.
  • the process according to the invention is optimized in terms of reaction technology by the direct conversion of the gaseous bottom phase product into the gas phase without intermediate relaxation: in addition to the energetic advantages, undesirable reactions of the thermally unstable and reactive oil-like products of the bottom phase hydrogenation during atomic distillation are avoided.
  • fractional condensation of the gaseous sump or gas phase product allows the amount and quantity of oil to be returned as grating oils to be adjusted to the amount and type of grinding oils not used in the process.
  • the oil which is obtained in the thickening of the bottom phase products which are solid or liquid at the reaction temperature and pressure or at slightly lower temperatures and, as mentioned above , are separated before the gas phase hydrogenation or the fractional condensation of the gaseous bottom phase product.
  • the thickening is carried out in the usual way, for example by vacuum distillation, smoldering or coking.
  • the oil obtained during the thickening can also be used alone as part of the grinding oil of process origin.
  • Fig. 1 Two embodiments of the method according to the invention are described below with reference to the flow diagrams Fig. 1 and 2.
  • Fig. 1 the procedure is shown in which only a part of the bottom phase product is subjected to hydrogenation in the gas phase.
  • Finely ground and dried coal is converted via line 1, possibly with the addition of a catalyst via line 2, with a non-process-derived liquid hydrocarbon mixture in container 4, possibly with the addition of one or more process-derived oils from line 5, to one Mixture of coal and liquid hydrocarbons.
  • Process oil can be used as a thickener of the bottom product of the hot separator 6, e.g. B. by means of vacuum distillation 7, vacuum gas oil fraction obtained via line 8 or as an oil condensed in the separator 9 via line 10, optionally after separating light components in an atmospheric distillation 28 via line 11.
  • the slurry is fed via line 12 to the pump 13, brought to a pressure of 300 to 700 bar there and via line 14 through the heat exchangers 15, 16 and, after addition of hydrogen via line 18, through the heat exchanger 17 and after heating in the preheater 19 pumped into the bottom phase hydrogenation 20, which usually consists of several reactors connected in series.
  • reaction products leave the reaction part via line 21 and are separated in the hot separator 6.
  • the bottom product of the hot separator which is composed of unumge -, composed modifying coal might catalysts, asphaltenes and high boiling oils, exits the hot separator via line 22 in a suitable manner, eg. B. by vacuum distillation (7) or coke processes (7) to be worked up to high-boiling oils and a residual product.
  • the oil-like product either via the lines 8 and passed into the Anreibe essenceer 4 5 or via the lines 23 and 53 and intermediaries Kompres - sion with pump 25 to the pressure of the gas phase of the gas phase 24 is supplied.
  • Compressed product after pump 25 can be heated via line 57 in preheater 26 and introduced via lines 44 and 53 into the gas phase hydrogenation.
  • oil-like product can be removed from the process via line 27.
  • the residual product of the hot separator sump processing leaves the process via line 29.
  • the resulting liquid fraction is fed to the mashing tank 4 after condensation and a discharge of the gases released via lines 10 and 5, which is not shown in the flow diagram. If necessary, this fraction can reach an atmospheric distillation 28 via line 32, in which further light fractions are distilled off and removed from the process via line 33. The heavy fractions remaining in atmospheric distillation 28 are fed via lines 11 and 5 to the mashing container 4 or leave the process via line 34.
  • the fraction remaining in gaseous form in the separator 9 is fed to the separator 36 via line 35 by further heat exchange with the fresh mash in the heat exchanger 16.
  • the resulting liquid fraction is via line 37, after addition of hydrogen via line 38 and after heat exchange with products of the bottom and gas phase in the heat exchangers 39 and 31, via lines 58, 44 and 53, or after a possibly necessary Heating in the preheater 26 via lines 56, 44 and 53, into the gas phase hydrogenation 24.
  • the process pressure given by the bottom phase hydrogenation is thus used for the gas phase hydrogenation.
  • the reaction products leave the gas phase reactor 24 and are fed via the heat exchanger 39 and line 40 after expansion of the distillation 41.
  • the resulting heavy products leave the process via line 42.
  • the gaseous products obtained in the distillation 41 are removed from the process via line 45, the lighter liquid products via line 46.
  • the gaseous products obtained in the separator 36 are fed to the separator 48 via line 47 and heat exchange with the fresh mash in the heat exchanger 15.
  • the resulting liquid products leave the process via line 49.
  • the gaseous products obtained in the separator 48 leave the process via line 50 and are released into a gas processing unit.
  • the separators 9 and 36 are designed to improve the separation effect as amplifier columns with return 51, 52. '
  • F ig. 2 shows the mode of operation in which the entire gaseous bottom phase product is further hydrogenated in the gas phase.
  • finely ground and dried coal is mixed via line 1, possibly with the addition of a catalyst via line 2, with a non-process-derived liquid hydrocarbon mixture supplied via line 3 and in container 4, possibly with the addition of a thickened bottom product the hot separator 6, e.g. B. by means of vacuum distillation 7, obtained oil via line 5, to a mixture of coal and liquid hydrocarbons.
  • the mixture has a solids content of 5-50% by weight.
  • the slurry passes via line 12 to the pump 13, which brings it to a pressure of 300-700 bar and via line 14 through the heat exchangers 15, 16 and 17 and after heating in the preheater 19 into the bottom phase hydrogenation 20, which generally pumps out there are several reactors connected in series. Hydrogen is added to the slurry in line 14 via line 18. The reaction products leave the reaction part via line 21 and are separated in the hot separator 6.
  • the bottom product of the hot separator is composed of unreacted coal, possibly catalysts, asphaltenes and high-boiling oils. It comes via line 22 to a workup 7, z. B. a vacuum distillation or a coker to be worked up in a suitable manner to high-boiling oils and a residual product.
  • the oily product is passed via line 5 into the Anreibe essenceer 4 or via the lines 23 and 53 and inter - connected with compression pump 25 to the pressure of the gas phase hydrogenation G 24 asphasenhydrtechnik supplied. If necessary, compressed product after the pump 25 can be brought via line 57 to the preheater 26, heated there and fed via lines 44 and 53 into the gas phase hydrogenation 24. Oil-like product can also be removed from the process via line 27.
  • the products present in gaseous form under the conditions prevailing in the hot separator leave the hot separator 6 and are conveyed via lines 43, 44 and 53 using the pressure and heat content given by the phase-phase hydrogenation, if necessary after heating in the preheater 26 via lines 56, 44 and 53, the gas phase hydrogenation 24 fed.
  • the products of the gas phase hydrogenation 24 are partially condensed via line 55 by heat exchange with the fresh mash in the heat exchangers 15, 16 and 17 under the pressure given by the gas phase hydrogenation.
  • the liquid fraction obtained preferably a fraction of the medium oil and vacuum gas oil boiling range, is led out of the process via line 59.
  • the fraction remaining in gaseous form in the separator 9 is fed to the separator 3 6 via line 35 and further heat exchange with the fresh mash in the heat exchanger 16.
  • the resulting liquid fraction preferably a fraction of the naphthase boiling range, is removed from the process via line 54.
  • Gaseous product obtained in the separator 36 is fed to the separator 48 via line 47 and heat exchanger 15, condensed portions leave the process via line 49, and gaseous products obtained in separator 48 are led out of the process via line 50 and put into gas processing.

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Abstract

Feingemahlene Kohle wird mit einem Öl angerieben, das zu 30-100 Gew.%, vorzugsweise 50-95 Gew.% aus prozeßfremden Kohlenwasserstoffgemischen mit einem Siedebeginn oberhalb 200°C, vorzugsweise oberhalb 300°C, der Rest aus prozeßstämmigem Öl mit einem Siedebeginn oberhalb 200°C, vorzugsweise oberhalb 300°C besteht, bei Drücken von 100 - 700 bar, vorzugsweise 250 - 350 bar und Temperaturen von 350 - 520°C, vorzugsweise 440 - 490°C, gegebenenfalls in Gegenwart von Katalysatoren mit Wasserstoff in einer Sumpfphase hydriert. Die flüssigen und festen Produkte werden abgetrennt, das gasförmige Produkt, gegebenfalls nach Zwischenkondendation, ohne Entspannung in einer Gasphase über fest angeordneten Katalysatoren weiterhydriert und flüssiges produkt durch fraktionierte Kondensation gewonnen. Kohle und Anreibeöl werden insbesondere im Gewichtsverhältnis 1:20 bis 1:1, vorzugsweise 1:5 bis 5:4 eingesetzt. Als prozeßfremder Teil des Anreibeöls werden z.B. Naphthen bzw. aromatenreiche Mineralöle, mineralölstämmige Top- und/oder Vakuumrückstände, Schwer- oder Schwerstöle oder Schwelöl aus Ölschiefer und/oder Teersand verwendet. Als prozeßstämmiger Teil des Anreibeöls wird z.B. ein durch fraktionierte Kondensation des gasförmigen Produktes oder das bei der Eindickung der abgetrennten flüssigen und festen Produkte gewonnene Öl verwendet.

Description

  • Die deutsche Offenlegungsschrift 32 09 143 beschreibt ein Verfahren zur mehrstufigen Hydrierung von Kohle, bei dem feingemahlene Kohle mit Öl angerieben und bei Drücken von 100 - 400 bar, vorzugsweise 250 - 350 bar und Temperaturen von 400 - 520 °C, vorzugsweise 440 - 490 °C, gegebenenfalls in Gegenwart von Katalysatoren mit Wasserstoff in einer Sumpfphase hydriert wird, aus dem gasförmigen Hydrierprodukt nach Abtrennung der bei der Reaktionstemperatur flüssigen, Feststoffe enthaltenden Phase unter Ausnutzung des durch die Sumpfphase gegebenen Druckes mittels fraktionierter Kondensation durch Wärmeaustausch mit Einsatzprodukten der Hydrierstufen mindestens 3 flüssige ' Phasen gewonnen werden, von denen mindestens eine unter Ausnutzung des durch die Sumpfphase gegebenen Druckes in einer Gasphase in Gegenwart von Katalysatoren weiter hydriert wird. Die für die Gasphasenhydrierung eingesetzten Fraktionen sollen einen Siedebereich von 180 - 450 °C, vorzugsweise von 200 - 350 °C besitzen, während die bei Temperaturen von mehr als 250 °C, vorzugsweise mehr als 350 °C siedenden Fraktionen des Sumpfphaseproduktes zumindest teilweise nach Entspannung als Anreibeöl zurückgeführt werden. Hierbei sowie im folgenden beziehen sich die Temperaturangaben für Siedebereiche auf die bei Atmosphärendruck (1 bar) gewonnenen Werte.
  • Als Anreibeöle werden bei dem genannten Verfahren ausschließlich prozeßstämmige Öle eingesetzt gemäß der Lehre, daß die Anreibeöle den Kohlehydrierölen artähnlich sein sollen (vgl. W. Krönig "Die katalytische Druckhydrierung von Kohlen, Teeren und Mineralölen" Berlin/Göttingen/ Heidelberg 1950, Seite 76). Demgegenüber wurde gefunden, daß man mit Vorteil prozeßfremde Kohlenwasserstoffgemische als Anreibeöl verwenden kann. Da somit beim Hydrierverfahren nicht mehr eine vorgegebene Menge Anreibeöl gewonnen werden muß, kann das Verfahren besser anderen Forderungen, wie Qualität oder Produktzusammensetzung, angepaßt werden.
  • Das als Anreibeöl eingesetzte Kohlenwasserstoffgemisch soll einen Siedebeginn oberhalb 200 °C, vorzugsweise oberhalb 300 °C aufweisen. Auch die als Anreibeöl zurückgeführten prozeßstämmigen Öle sollen einen Siedebeginn von mehr als 200 °C, vorzugsweise mehr als 300 °C besitzen.
  • Es war zwar bereits bekannt (W. Krönig, l.c. Seite 42), prozeßfremde Öle, z. B. als Startöle bei der Kohlehydrierung einzusetzen. Auch hat man bereits die ständige Zufuhr gewisser Mengen geeigneter "Fremdöle" praktiziert, wobei der Fremdöl-Einsatz nicht wesentlich über 20 % des gesamten Anreibeöl-Bedarfs hinausging. Gemäß vorliegender Erfindung hingegen beträgt der Anteil der prozeßfremden Kohlenwasserstoffgemische am Anreibeöl mehr als 30 Gew.%, vorzugsweise mehr als 50 Gew.%, und kann bis zu 95 Gew.% steigen. Bei besonders geeigneten Kohlenwasserstoffgemischen, wie schweren, sehr paraffinarmen Ölen, ist es sogar möglich, diese allein als Anreibeöl einzusetzen.
  • Es zeigte sich, daß naphthen- bzw. aromatenreiche Mineralöle im allgemeinen und speziell Schwer- und Schwerstöle sowie mineralölstämmige Top- und/oder Vakuumrückstände sowie Schwelöle der ölschiefer- und Teersandaufbereitung überraschend gute Anreibeölkomponenten darstellen, die über ein gutes Asphaltlösungsvermögen verfügen. Die Einsatzmenge an prozeßstämmigem Öl als Anreibekomponente kann daher, abhängig von der Beschaffenheit des prozeßfremden Kohlenwasserstoffgemisches, reduziert werden. Damit ist es möglich, sonst der Anreibung zurückgeführtes Hydrierprodukt der Sumpfphase bzw. Gasphase als wertvolles Produkt zu gewinnen und durch weniger wertvolle Produkte in der Anreibung zu ersetzen. Im Extremfall kann die gesamte Anreibeölmenge durch prozeßfremde Öle bereitgestellt werden, die in den Hydrierstufen zu hochwertigen Produkten aufgearbeitet werden.
  • Es ergibt sich ein neuartiges Hydrierverfahren, das aufgrund der eingeschränkten bzw. fehlenden Prozeßölrückführung wirtschaftlich optimiert ist und sich durch eine zuvor nicht bekannte Flexibilität hinsichtlich der Einsatz-. stoffe auszeichnet.
  • Durch die direkte überführung des gasförmigen Sumpfphaseproduktes in die Gasphase ohne Zwischenentspannung wird das erfindungsgemäße Verfahren reaktionstechnisch optimiert: Neben den energetischen Vorteilen werden damit unerwünschte Reaktionen der thermisch instabilen und reaktionsfreudigen ölartigen Produkte der Sumpfphasehydrierung während der atomosphärischen Destillation vermieden.
  • Dies ist besonders wichtig bei Einsatz leicht verkokender schwerer mineralölstämmiger Kohlenwasserstoffgemische, Schwer- und Schwerstölen sowie Ölschiefer- oder Teersandschwerölen als Anreibeöle, deren Produkte aus der Sumpfphasenhydrierung zu Instabilität und Gumbildung neigen. Die Gemische aus kohlen- und mineralölstämmigen Ölen können zu Entmischungen neigen, insbesondere wenn die Ausgangsstoffe in der Sumpfphasenhydrierung weniger stark aufhydriert wurden.
  • Zudem gestattet die fraktionierte Kondensation des gasförmigen Sumpf- oder Gasphasenproduktes die Anpassung der als Anreibeöle zurückzuführenden Ölmenge und Ölqualität an die Menge und Art der prozeßfremden Anreibeöle.
  • Bei den bekannten, nur prozeßstämmiges Produkt als Anreibeöl einsetzenden Verfahren versucht man, das Verhältnis von Kohle zu Anreibeöl so groß wie technisch möglich zu machen, um den aufwendigen Reaktionsraum der Sumpfphasenhydrierung klein halten zu können. Man erreicht Gewichtsverhältnisse von 1 : 2 bis 1 : 1. Beim vorliegenden Verfahren hingegen, bei dem nicht nur aus Kohle, sondern auch aus dem eingesetzten prozeßfremden Kohlenwasserstoffgemisch wertvolle Hydrierprodukte erzeugt werden, kann es angebracht sein, niedrigere Kohlengehalte bis herab auf 1 : 20 zu wählen. Bevorzugt werden Gewichtsverhältnisse von Kohle und Anrei-- - beöl von 1 : 5 bis 4 : 5.
  • Neben dem durch fraktionierte Kondensation aus dem gasförmigen Produkt der Sumpfphasenhydrierung gewonnenen prozeßstämmigen Öl kann auch das Öl verwendet werden, das bei der Eindickung der Sumpfphasenprodukte anfällt, die bei Reaktionstemperatur und -druck bzw. bei etwas darunterliegenden Temperaturen fest oder flüssig sind und, wie oben erwähnt, vor der Gasphasenhydrierung bzw. der fraktionierten Kondensation des gasförmigen Sumpfphaseproduktes abgeschieden werden. Die Eindickung erfolgt in üblicher Weise, zum Beispiel durch Vakuumdestillation, Schwelung oder Verkokung. Neben geeigneten prozeßfremden Kohlenwasserstoffgemischen kann das bei der Eindickung gewonnene Öl auch allein als prozeßstämmiger Teil des Anreibeöles eingesetzt werden.
  • Zwei Ausführungsformen des erfindungsgemäßen Verfahrens werden nachfolgend unter Bezugnahme auf die Fließbilder Fig 1 und 2 beschrieben. In Fig. 1 ist die Arbeitsweise dargestellt, bei der nur ein Teil des Sumpfphasenproduktes der Hydrierung in der Gasphase unterworfen wird.
  • Feingemahlene und getrocknete Kohle wird über die Leitung 1, evtl. unter Zusatz eines Katalysators über Leitung 2, mit einem über Leitung 3 zugeführten nicht-prozeßstämmigem flüssigen Kohlenwasserstoffgemisch im Behälter 4, evtl. unter Zusatz eines oder mehrerer prozeßstämmiger Öle aus Leitung 5, zu einem Gemisch aus Kohle und flüssigen Kohlenwasserstoffen angesetzt.
  • Prozeßstämmiges Öl kann als ein bei der Eindickung des Sumpfproduktes des Heißabscheiders 6, z. B. mittels Vakuumdestillation 7, gewonnener Vakuumgasölanteil über Leitung 8 oder als ein im Abscheider 9 kondensiertes Öl über Leitung 10, gegebenenfalls nach Antrennung leichter Komponenten in einer atmosphärischen Destillation 28 über Leitung 11 bereitgestellt werden.
  • Der Brei wird über Leitung 12 der Pumpe 13 zugeführt, dort auf einen Druck von 300 bis 700 bar gebracht und über Leitung 14 durch die Wärmetauscher 15, 16 und, nach Zusatz von Wasserstoff über Leitung 18, durch den Wärmetauscher 17 sowie nach Aufheizung im Vorheizer 19 in die Sumpfphasenhydrierung 20 gepumpt, die in der Regel aus mehreren hintereinandergeschalteten Reaktoren besteht.
  • Die Reaktionsprodukte verlassen über Leitung 21 den Reaktionsteil und werden im Heißabscheider 6 aufgetrennt.
  • Das Sumpfprodukt des Heißabscheiders, das sich aus unumge- setzter Kohle, evtl. Katalysatoren, Asphaltenen und hochsiedenden Ölen zusammensetzt, verläßt den Heißabscheider über Leitung 22, um in geeigneter Weise, z. B. durch Vakuumdestillation (7) oder Coke-Prozesse (7), zu hochsiedenden Ölen und einem Restprodukt aufgearbeitet zu werden. Das ölartige Produkt wird entweder über die Leitungen 8 und 5 in den Anreibebehälter 4 geleitet oder über die Leitungen 23 und 53 und zwischengeschalteter Kompres- sion mit Pumpe 25 auf den Druck der Gasphasenhydrierung der Gasphasenhydrierung 24 zugeführt. Dabei kann komprimiertes Produkt nach Pumpe 25 über die Leitung 57 im Vorheizer 26 erwärmt und über die Leitungen 44 und 53 in die Gasphasenhydrierung eingebracht werden. Zusätzlich kann ölartiges Produkt über Leitung 27 aus dem Prozeß entfernt werden.
  • Das Restprodukt der Heißabscheidersumpfaufarbeitung verläßt über Leitung 29 den Prozeß.
  • Die bei den im Heißabscheider 6 herrschenden Bedingungen gasförmig vorliegenden Produkte verlassen diesen nach Durchgang durch den Wärmetauscher 31 über Leitung 30 und werden durch Wärmeaustausch mit der frischen Maische in den Wärmetauschern 17, 16 und 15 bei dem durch die Sumpf- - phasenhydrierung vorgegebenen Druck partiell kondensiert.
  • Aus dem dem Wärmetauscher 17 nachgeschalteten Abscheider 9 wird die anfallende flüssige Fraktion nach Entspannung und einer im Fließbild nicht dargestellten Abführung der freiwerdenden Gase über Leitung 10 und 5 dem Anmaischbehälter 4 zugeführt. Gegebenenfalls kann diese Fraktion über Leitung 32 zu einer atmosphärischen Destillation 28 gelangen, in der weitere leichte Anteile abdestilliert und über Leitung 33 aus dem Prozeß entfernt werden. Die in der atmosphärischen Destillation 28 verbleibenden schweren Anteile werden über die Leitungen 11 und 5 dem Anmaischbehälter 4 zugeführt oder verlassen über Leitung 34 den Prozeß.
  • Die im Abscheider 9 gasförmig verbleibende Fraktion wird über Leitung 35 durch weiteren Wärmeaustausch mit der frischen Maische im Wärmetauscher 16 dem Abscheider 36 zugeführt. Die hierbei anfallende flüssige Fraktion wird über Leitung 37, nach Zusatz von Wasserstoff über Leitung 38 sowie nach Wärmeaustausch mit Produkten der Sumpf- und Gasphase in den Wärmeaustauschern 39 und 31, über die Leitungen 58, 44 und 53, bzw. nach einer evtl. notwendigen Aufheizung im Vorheizer 26 über die Leitungen 56, 44 und 53, in die Gasphasenhydrierung 24 geführt. Damit wird der von der Sumpfphasenhydrierung gegebenen Prozeßdruck für die Gasphasenhydrierung ausgenutzt. Die Reaktionsprodukte verlassen den Gasphasenreaktor 24 und werden über den Wärmetauscher 39 und Leitung 40 nach Entspannung der Destillation 41 zugeführt.
  • Die dabei anfallenden schweren Produkte verlassen über Leitung 42 den Prozeß. Die in der Destillation 41 anfallenden gasförmigen Produkte werden dem Prozeß über Leitung 45, die leichteren flüssigen über Leitung 46 entnommen.
  • Die im Abscheider 36 anfallenden gaförmigen Produkte werden über Leitung 47 und Wärmeaustausch mit der frischen Maische im Wärmetauscher 15 dem Abscheider 48 zugeführt. Die dabei anfallenden flüssigen Produkte verlassen über Leitung 49 den Prozeß. Die im Abscheider 48 anfallenden gasförmigen Produkte verlassen über Leitung 50 den Prozeß und werden in eine Gasaufarbeitung abgegeben. Die Abscheider 9 und 36 sind zur Verbesserung des Trenneffektes als Verstärkerkolonnen mit Rücklauf 51, 52 ausgelegt. '
  • Fig. 2 zeigt die Arbeitsweise, bei der das gesamte gasförmige Sumpfphasenprodukt in der Gasphase weiter hydriert wird. Auch hierbei wird fein gemahlene und getrocknete Kohle über die Leitung 1, evtl. unter Zusatz eines Katalysators über die Leitung 2, mit einem über Leitung 3 zugeführten nicht prozeßstämmigen flüssigen Kohlenwasserstoffgemisch versetzt und im Behälter 4, evtl. unter Zusatz eines bei der Eindickung des Sumpfproduktes des Heißabscheiders 6, z. B. mittels Vakuumdestillation 7, gewonnenen Öls über Leitung 5, zu einem Gemisch aus Kohle und flüssigen Kohlenwasserstoffen angesetzt. Die Mischung hat einen Feststoffgehalt von 5 - 50 Gew.%.
  • Der Brei gelangt über Leitung 12 zur Pumpe 13, die ihn auf einen Druck von 300 - 700 bar bringt und über Leitung 14 durch die Wärmeaustauscher 15, 16 und 17 sowie nach Aufheizung im Vorheizer 19 in die Sumpfphasenhydrierung 20 pumpt, die in der Regel aus mehreren hintereinandergeschalteten Reaktoren besteht. Wasserstoff wird über Leitung 18 dem Brei in Leitung 14 zugesetzt. Die Reaktionsprodukte verlassen über Leitung 21 den Reaktionsteil und werden im Heißabscheider 6 aufgetrennt.
  • Das Sumpfprodukt des Heißabscheiders setzt sich aus unumgesetzter Kohle, evtl. Katalysatoren, Asphaltenen und hochsiedenden Ölen zusammen. Es gelangt über Leitung 22 zu einer Aufarbeitung 7, z. B. einer Vakuumdestillation oder einem Coker, um in geeigneter Weise zu hochsiedenden Ölen und einem Restprodukt aufgearbeitet zu werden. Das ölartige Produkt wird über die Leitung 5 in den Anreibebehälter 4 geleitet oder über die Leitungen 23 und 53 und zwischen- - geschaltete Kompression mit Pumpe 25 auf den Druck der Gasphasenhydrierung der Gasphasenhydrierung 24 zugeführt. Erforderlichenfalls kann komprimiertes Produkt nach der Pumpe 25 über die Leitung 57 zum Vorheizer 26 gebracht, dort erwärmt und über die Leitungen 44 und 53 in die Gasphasenhydrierung 24 geführt werden. Auch kann ölartiges Produkt über Leitung 27 aus dem Prozeß entfernt werden.
  • Das Restprodukt der Heißabscheideraufarbeitung 7 verläßt über Leitung 29 den Prozeß.
  • Die bei den im Heißabscheider herrschenden Bedingungen gasförmig vorliegenden Produkte verlassen den Heißabscheider 6 und werden über die Leitungen 43, 44 und 53 unter Ausnutzung des durch die Sumpfphasenhydrierung gegebenen Druckes und Wärmeinhaltes, gegebenenfalls nach einer evtl. notwendigen Aufheizung im Vorheizer 26 über die Leitungen 56, 44 und 53, der Gasphasenhydrierung 24 zugeführt.
  • Die Produkte der Gasphasenhydrierung 24 werden über Leitung 55 durch Wärmeaustausch mit der frischen Maische in den Wärmetauschern 15, 16 und 17 unter dem durch die Gasphasenhydrierung gegebenen Druck partiell kondensiert.
  • Aus dem dem Wärmetauscher 17 nachgeschalteten Abscheider 9 wird die anfallende flüssige Fraktion, bevorzugt eine Fraktion des Mittelöl und Vakuum-Gasöl-Siedebereiches, über Leitung 59 aus dem Prozeß geführt.
  • Die im Abscheider 9 gasförmig verbleibende Fraktion wird über Leitung 35 und weiteren Wärmeaustausch mit der frischen Maische im Wärmetauscher 16 dem Abscheider 36 zugeführt. Die hierbei anfallende flüssige Fraktion, bevorzugt eine Fraktion des Naphthasiedebereiches, wird über Leitung 54 aus dem Prozeß entnommen.
  • Im Abscheider 36 anfallendes gasförmiges Produkt wird über Leitung 47 und Wärmetauscher 15 dem Abscheider 48 zugeführt, kondensierte Anteile verlassen den Prozeß über Leitung 49, in Abscheider 48 anfallenden gasförmige Produkte werden über Leitung 50 aus dem Prozeß geführt und in eine Gasaufarbeitung gegeben.

Claims (8)

1. Verfahren zur Hydrierung von Kohle, bei dem fein gemahlene Kohle mit Öl angerieben und bei Drücken von 100 bis 700 bar, vorzugsweise 250 - 350 bar und Temperaturen von 350 - 520 °C, vorzugsweise 440 - 490 °C, gegebenenfalls in Gegenwart von Katalysatoren, mit Wasserstoff in einer Sumpfphase hydriert wird, die bei diesen Drükken und Temperaturen flüssigen und festen Produkte abgetrennt werden und gasförmiges Produkt, gegebenenfalls nach Zwischenkondensation, ohne Entspannung in einer Gasphase über fest angeordneten Katalysatoren weiterhydriert wird und flüssiges Produkt durch fraktionierte Kondensation gewonnen wird, dadurch gekennzeichnet, daß das Anreibeöl zu 30 - 100 Gew.%, vorzugsweise 50 - 95 Gew.%, aus prozeßfremden Kohlenwasserstoffgemischen mit einem Siedebeginn oberhalb 200 °C, vorzugsweise oberhalb 300 °C, und der Rest aus prozeßstämmigem Öl mit einem Siedebeginn oberhalb 200 °C, vorzugsweise oberhalb 300 °C besteht.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß Kohle und Anreibeöl im Gewichtsverhältnis 1 : 20 bis 1 : 1, vorzugsweise 1 : 5 bis 4 : 5 eingesetzt werden.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeich- net, daß als prozeßfremder Teil des Anreibeöles zumindest zum Teil naphthen- bzw. aromatenreiches Mineralöl verwendet wird.
4. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, daß als prozeßfremder Teil des Anreibeöles zumindest zum Teil mineralölstämmiger Top- und/oder Vakuumrückstand verwendet wird.
5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, daß als prozeßfremder Teil des Anreibeöles zumindest zum Teil Schwer- oder Schwerstöl verwendet wird.
6. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, daß als prozeßfremder Teil des Anreibeöles zumindest zum Teil Schwelöl aus Ölschiefer und/oder Teersand verwendet wird.
7. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, daß als prozeßstämmiger Teil des Anreibeöls zumindest zum Teil ein durch fraktionierte Kondensation des gasförmigen Produktes gewonnenes Öl verwendet wird.
8. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, daß als prozeßstämmiger Teil des Anreibeöls zumindest zum Teil das bei der Eindickung der abgetrennten flüssigen und festen Produkte gewonnene öl verwendet wird.
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