JPH0517279B2 - - Google Patents
Info
- Publication number
- JPH0517279B2 JPH0517279B2 JP58091413A JP9141383A JPH0517279B2 JP H0517279 B2 JPH0517279 B2 JP H0517279B2 JP 58091413 A JP58091413 A JP 58091413A JP 9141383 A JP9141383 A JP 9141383A JP H0517279 B2 JPH0517279 B2 JP H0517279B2
- Authority
- JP
- Japan
- Prior art keywords
- reaction
- coal
- hydrogen
- reaction chamber
- temperature
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Expired - Lifetime
Links
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 claims description 52
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 34
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 claims description 33
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 claims description 33
- 239000007789 gas Substances 0.000 claims description 28
- 239000000376 reactant Substances 0.000 claims description 22
- 239000003245 coal Substances 0.000 claims description 18
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 claims description 17
- 239000007787 solid Substances 0.000 claims description 12
- 238000005984 hydrogenation reaction Methods 0.000 claims description 10
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims description 8
- 239000000463 material Substances 0.000 claims description 7
- 238000002156 mixing Methods 0.000 claims description 2
- 239000011236 particulate material Substances 0.000 claims 3
- 239000000446 fuel Substances 0.000 description 15
- 238000000034 method Methods 0.000 description 14
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 12
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 12
- 239000002245 particle Substances 0.000 description 10
- 239000000047 product Substances 0.000 description 10
- OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N Carbon Chemical compound [C] OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 9
- 229910052799 carbon Inorganic materials 0.000 description 9
- 230000008569 process Effects 0.000 description 9
- 239000004449 solid propellant Substances 0.000 description 8
- QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N atomic oxygen Chemical compound [O] QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 description 7
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 description 7
- 239000001301 oxygen Substances 0.000 description 7
- 229910052760 oxygen Inorganic materials 0.000 description 7
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 description 5
- 238000002347 injection Methods 0.000 description 5
- 239000007924 injection Substances 0.000 description 5
- 230000008901 benefit Effects 0.000 description 4
- 239000003610 charcoal Substances 0.000 description 4
- 238000013461 design Methods 0.000 description 4
- 238000011161 development Methods 0.000 description 3
- UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N Carbon monoxide Chemical class [O+]#[C-] UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910002090 carbon oxide Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000003575 carbonaceous material Substances 0.000 description 2
- 238000007796 conventional method Methods 0.000 description 2
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 2
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 description 2
- 238000002309 gasification Methods 0.000 description 2
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 description 2
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 2
- 239000012263 liquid product Substances 0.000 description 2
- 230000036284 oxygen consumption Effects 0.000 description 2
- 238000011160 research Methods 0.000 description 2
- 238000012546 transfer Methods 0.000 description 2
- 230000032258 transport Effects 0.000 description 2
- 239000011800 void material Substances 0.000 description 2
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Chemical compound O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000005054 agglomeration Methods 0.000 description 1
- 230000002776 aggregation Effects 0.000 description 1
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 1
- 239000000969 carrier Substances 0.000 description 1
- 238000002485 combustion reaction Methods 0.000 description 1
- 239000000470 constituent Substances 0.000 description 1
- 238000010276 construction Methods 0.000 description 1
- 238000010924 continuous production Methods 0.000 description 1
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 1
- 230000003090 exacerbative effect Effects 0.000 description 1
- 238000005243 fluidization Methods 0.000 description 1
- 239000002737 fuel gas Substances 0.000 description 1
- 230000000977 initiatory effect Effects 0.000 description 1
- 238000009434 installation Methods 0.000 description 1
- 239000003077 lignite Substances 0.000 description 1
- 239000003345 natural gas Substances 0.000 description 1
- 230000003647 oxidation Effects 0.000 description 1
- 238000007254 oxidation reaction Methods 0.000 description 1
- 239000002243 precursor Substances 0.000 description 1
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 1
- 238000013341 scale-up Methods 0.000 description 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 1
- 239000013589 supplement Substances 0.000 description 1
- 239000000725 suspension Substances 0.000 description 1
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 description 1
Classifications
-
- 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
- C10G1/06—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal by destructive hydrogenation
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Life Sciences & Earth Sciences (AREA)
- Wood Science & Technology (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
- Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)
Description
【発明の詳細な説明】
本発明は固形炭素系燃料の水素化、更に詳しく
は連行流路系（entrained flow system）内で、
水素含有ガスとの反応によつて固形炭素系燃料か
ら炭化水素含有燃料ガス及び（又は）炭化水素液
体を製造する方法に関する。DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION The present invention relates to the hydrogenation of solid carbon-based fuels, more particularly in an entrained flow system.
The present invention relates to a method for producing hydrocarbon-containing fuel gases and/or hydrocarbon liquids from solid carbon-based fuels by reaction with hydrogen-containing gases.
石炭、木炭、褐炭のような固形炭素系燃料が、
加圧下に加熱されると、水素と発熱的に反応する
ことは知られている。この発熱反応は、一旦開始
されると、断熱反応器内で自己持続（self−
susta−ining）性である。その反応速度は、温度
及び圧力の両者と共に増大し、産業的応用に充分
な、高い反応速度が700℃以上の温度及び25バー
ル以上の圧力において得られる。固形燃料の性
質、反応器のデザイン及び反応器内における水素
分圧、温度及び滞留時間のような各種条件によつ
て、炭化水素生成物は、高温及び長い滞留時間に
もとずく（主としてメタンからなる）ガス状物か
ら、低温及び短い滞留時間によつて生成される
（その大部分の炭化水素液体は凝縮されうる）よ
うな混合物まで、変動する。 Solid carbon fuels such as coal, charcoal, and lignite are
It is known to react exothermically with hydrogen when heated under pressure. Once initiated, this exothermic reaction is self-sustaining within an adiabatic reactor.
susta-ining). The reaction rate increases with both temperature and pressure, and high reaction rates, sufficient for industrial applications, are obtained at temperatures above 700° C. and pressures above 25 bar. Depending on the nature of the solid fuel, the reactor design and various conditions such as hydrogen partial pressure, temperature and residence time in the reactor, hydrocarbon products (mainly from methane to They range from gaseous substances (which consist of a large amount of hydrocarbons) to mixtures (of which the majority hydrocarbon liquid can be condensed) produced by low temperatures and short residence times.
石炭及び石炭様物質は、周知のように均質なも
のではない。その構成物質のあるものは、残りの
ものよりも、容易に水素と反応する傾向がある。
その結果、水素化により、普通残渣が残り、これ
を更に反応させるためにはもつと厳しい条件を必
要である。それにもかかわらず、こうした燃料が
微細に分割された状態であつて、かつ迅速に反応
温度に上げられると、こうした燃料中の炭素の大
部分の迅速な反応が可能となり、かつ促進される
のである。このような理由及びその他の理由によ
り、強力な、ガス−固体接触のおこるサスペンシ
ヨンガス化装置（suspension gasifiers）（即ち流
動化された連行流路系）が、石炭の水素化技術の
開発に好まれて来た。またこれらのガス化装置は
高温、高圧下で数秒から数分の１秒というガス滞
留時間を用いて作動された。 Coal and coal-like materials are, as is well known, not homogeneous. Some of its constituents tend to react more readily with hydrogen than others.
As a result, hydrogenation usually leaves a residue, which requires more severe conditions for further reaction. Nevertheless, if these fuels are finely divided and rapidly brought to reaction temperature, rapid reaction of most of the carbon in these fuels is possible and facilitated. . For these and other reasons, strong, gas-solid contacting suspension gasifiers (i.e., fluidized entraining channel systems) are preferred for the development of coal hydrogenation technologies. I came here. These gasifiers were also operated at high temperatures and pressures with gas residence times ranging from a few seconds to a fraction of a second.
流動化ガス化装置においては、床内の固体の再
循環は良好な熱安定性をもたらし、そのため比較
的僅かな反応体の予備加熱でもつて反応を開始さ
せることが出来る。従つて、その予備加熱は、単
に全体としての熱収支を考慮することだけでもつ
て決定しうる。また、典型的には0.03〜1.5ml／
秒という表面速度は、連行流路系における4.5
ml／秒以上に比較して低く、これは迅速な反応速
度を利用しかつ高いガス化生産量を達成しようと
する流動化ガス化装置の能力を制限する。流動化
ガス化装置はまた、微細物質の過剰なキヤリー・
オーバー（carry−over）を避けるために、供給
物の粒径範囲において極微細物質の割合にも、制
限を有する。 In fluidized gasifiers, the recirculation of solids within the bed provides good thermal stability, so that the reaction can be started with relatively little preheating of the reactants. Therefore, the preheating can be determined simply by considering the overall heat balance. Also, typically 0.03-1.5ml/
The surface velocity in seconds is 4.5
ml/sec or more, which limits the ability of fluidized gasifiers to take advantage of rapid reaction rates and achieve high gasification outputs. Fluidization gasifiers also remove excess carriers of fine materials.
There are also limits on the proportion of very fine material in the particle size range of the feed to avoid carry-over.
連行流路ガス化装置には、そのような制限はな
い。実際に極めて小さい粒子の存在は、ガス化速
度に関しプラスの利点である。極めて高い比生産
量は、連行流路系の特長であり、13.5Kg・m-2・
sec-1までもの装入（loading）報告されており、
これは固定床の1.35Kg・m-2・sec-1及び流動床ガ
ス化装置の2.7Kg・m-2・sec-1と対比し著しく異
なるものである。高い生産量（容量）を与えるこ
とに加え、高い線速度は、反応器が比較的小さな
径であつてもよいことを可能にする。設計者にと
つて、このような態様の魅力は、小さい反応器は
安価であるということばかりでなく、機械的設計
の問題を、より簡素化するということにある。設
計とスケールアツプは、流動床よりも概念的によ
り一層容易であり、連行流路系の、より単純な流
動力学は、より多くの潜在的な好ましからざるこ
と（turndown）に対する融通性を与える。しか
しながら開発の現段階において連行流路系は、流
動床に比較して、反応体の共流（co−current）
が、生成物と流入する反応体との間の内部熱交換
を良好に行わないという点において確かに欠点を
もつている。その結果、反応を開始するために、
より高い予備加熱温度が必要であり、かつガス排
出温度も比較的高くなる。 Entrained channel gasifiers have no such limitations. The presence of very small particles is in fact a positive advantage with respect to the gasification rate. Extremely high specific production is a feature of the entrainment channel system, with a production capacity of 13.5Kg・m -2・
Loading up to sec -1 has been reported,
This is significantly different from 1.35Kg·m -2 ·sec -1 for a fixed bed and 2.7Kg·m -2 ·sec -1 for a fluidized bed gasifier. In addition to providing high throughput (capacity), high linear velocity allows the reactor to be of relatively small diameter. For designers, the appeal of such an embodiment is not only that smaller reactors are less expensive, but also that mechanical design problems are simpler. Design and scale-up are conceptually much easier than fluidized beds, and the simpler flow dynamics of entraining channel systems provides flexibility for more potential turndowns. However, at this stage of development, entrained channel systems do not allow co-current flow of reactants compared to fluidized beds.
However, it does have the disadvantage that it does not provide good internal heat exchange between the product and the incoming reactants. As a result, to start the reaction,
Higher preheating temperatures are required and the gas discharge temperature is also relatively high.
石炭水素化を利用するために行われてきた開発
研究の多くは、近年打替天然ガス（SNG）の製
造に重点を置き、高いBtuガスの製造に向けられ
てきた。ロツクウエル インターナシヨナル コ
ーポレーシヨン（Rockwell International
Corporation）は連行流路技術の開発において著
名であり、第10回パイプライン合成ガス・シンポ
ジウム〔I.G.T.10th Synthetic Pipeline Gas
Sympo−sinm（Chicago，1978年10月）〕に提出
された論文（The Rockwell Advanced SNG
Gasifier by J.Triedman，L.P.Combs and J.
Silverman）には、彼等の研究を要約している。
この論文において、著者等は反応体、即ち粉末化
石炭及び水素に富んだガスが反応を開始するため
には約760℃又はそれ以上の温度に加熱されねば
ならないと主張している。しかしながらケーキン
グした石炭は、凝集及び不揮発化というような厳
しい問題を生じることなく、約200℃以上に加熱
されることはない。従つて石炭は反応器に低温で
注入され、ついで注入された熱い水素と迅速に混
合することによつて加熱されている。そこで必要
とする熱量は、ガス状水素を、継続された水素化
を開始するのに必要な混合反応体温度よりずつと
高い注入温度に予熱することでもつて供給してい
る。 Much of the development research that has been conducted to utilize coal hydrogenation has been directed toward producing high Btu gases, with an emphasis on alternative natural gas (SNG) production in recent years. Rockwell International Corporation
IGT10th Synthetic Pipeline Gas Symposium (IGT10th Synthetic Pipeline Gas
Sympo-sinm (Chicago, October 1978)] (The Rockwell Advanced SNG
Gasifier by J.Triedman, LPCombs and J.
Silverman) summarizes their research.
In this paper, the authors claim that the reactants, namely powdered coal and hydrogen-rich gas, must be heated to a temperature of about 760° C. or higher to initiate the reaction. However, caked coal cannot be heated above about 200° C. without severe problems such as agglomeration and non-volatization. Coal is thus injected into the reactor at low temperature and then heated by rapid mixing with the injected hot hydrogen. The required amount of heat is provided by preheating the gaseous hydrogen to an injection temperature that is slightly higher than the mixed reactant temperature required to initiate continued hydrogenation.
水素化反応で消費されるよりも実質的に多くの
水素が、反応器に供給される。過剰な水素は、メ
タン合成を有利にし、石炭加熱機能を補なうため
に必要とされる。 Substantially more hydrogen is fed to the reactor than is consumed in the hydrogenation reaction. Excess hydrogen is required to favor methane synthesis and supplement coal heating functions.
慣用の熱交換器が、水素を約815℃に予熱する
ために使用され、かつ熱量の最後の（増加）部分
は、少量注入された酸素による、部分酸化でもつ
て供給される。 A conventional heat exchanger is used to preheat the hydrogen to about 815° C., and the final (increase) part of the heat is provided by partial oxidation with a small injection of oxygen.
連行流路ガス化装置内における反応体の共流
は、若干の不利なことの原因であり、それ故その
不利なことの除去は、その方法の効率を著しく改
善するであろう。こうした不利なことの一つ、即
ち非効率の明白な源は、反応を開始させる粉末化
石炭を加熱するために、過剰に予熱された水素を
含むガスを使用することである。それ故この過剰
分を減少させることによつて、より高い予熱温度
に導くことが提案されよう。もう一つの不利なこ
とは、酸素の注入である。しかしながら、予熱の
必要要件が、一般に、慣用の間接加熱器で可能で
あるところのものを越えるために、酸素注入の必
要性が生じるのである。すなわち、水素の設備を
最小にしようとすることは酸素の消費を増大さ
せ、かつガス化装置と結合された酸素生産ユニツ
トに関する投下資本と燃料の必要性とを、増大さ
せるということがごく普通におこなわれているの
である。更に酸素を用いた部分燃料は、著量の炭
素酸化物の生成をもたらし、そのために炭素のメ
タンへの転換の程度を減少させる。またより低い
メタンの生産は、反応の発熱性を減少させ、その
ために更に予熱の必要性が増大し、既に述べた酸
素消費量の増大という欠点をさらに悪化させるこ
とになるのである。 Co-current flow of reactants within an entrained channel gasifier is a source of some disadvantage, so eliminating that disadvantage would significantly improve the efficiency of the process. One of these disadvantages, an obvious source of inefficiency, is the use of excessively preheated hydrogen-containing gas to heat the powdered coal that initiates the reaction. It would therefore be proposed to reduce this excess, leading to higher preheating temperatures. Another disadvantage is the injection of oxygen. However, the need for oxygen injection arises because preheating requirements generally exceed what is possible with conventional indirect heaters. That is, it is common that attempting to minimize hydrogen installations increases oxygen consumption and increases the capital investment and fuel requirements for the oxygen production unit associated with the gasifier. It is being done. Furthermore, partial fueling with oxygen results in the production of significant amounts of carbon oxides, thereby reducing the extent of carbon conversion to methane. Lower methane production also reduces the exothermic nature of the reaction, which further increases the need for preheating, further exacerbating the disadvantage of increased oxygen consumption already mentioned.
本発明の目的は、連行流路ガス化装置における
反応体の共流的な流れから生じる欠点を回避する
ことにある。 It is an object of the invention to avoid the disadvantages resulting from the cocurrent flow of reactants in an entrained channel gasifier.
従つて、本発明は、炭素系燃料と水素からなる
ガスとを無端行路を構成するように作られた断熱
反応室中に連続的に導入し、その無端行路に沿つ
て反応体及び反応生成物がその室内を循環するこ
とができ、しかもその燃料と水素からなるガスは
混合され、オリフイス装置を通して少くとも１つ
のジエツトの形に於て反応室内へ導入され、著し
い量の反応体と反応生成物との混合物をその無端
行路をめぐり連続的に循環させるような、炭素系
燃料の水素化のための、連続的方法を提供するこ
とにあり、その方法は、その燃料が200℃を越え
ない温度の水素含有ガスの流れの中に送りこまれ
る固形の粒状炭素性物質であり、かつその反応生
成物の一部は連続的に室から取出され、室内に残
つた充分量のものが燃料粒子の反応を保持し、
700℃以上の温度の反応生成物を生ずるように適
正に再循環すること、を可能にしたことを特徴と
するものである。 Therefore, in the present invention, a carbon fuel and a gas consisting of hydrogen are continuously introduced into an adiabatic reaction chamber configured to form an endless path, and reactants and reaction products are introduced along the endless path. can be circulated through the chamber, and the gas consisting of the fuel and hydrogen is mixed and introduced into the reaction chamber in the form of at least one jet through an orifice device, producing significant amounts of reactants and reaction products. The object of the present invention is to provide a continuous process for the hydrogenation of carbon-based fuels, in which a mixture of solid particulate carbonaceous material that is introduced into the hydrogen-containing gas stream, and a portion of the reaction products is continuously removed from the chamber, leaving a sufficient amount to react with the fuel particles. hold,
It is characterized by making it possible to properly recirculate the reaction product to produce a reaction product with a temperature of 700°C or higher.
本発明に於て、“反応生成物”という用語は、
不完全な反応の生成物、及び未反応の反応体を含
む。発熱反応の生成物を再循環させることによつ
て、反応室内の操作温度はあまり高くない予熱温
度を用いるだけで、酸素注入することなく維持可
能である。断熱が十分になされた壁を有する大き
な反応室を用いるので、反応室の単位内部容積当
りの壁を通しての熱の損失速度は小さく、その燃
料と水素からなるガスとの混合物の温度は、慣用
の連行流路ガス化装置において、反応を開始し維
持するのに必要とされるよりも、低いものとな
る。また、流入する反応体は、より熱い再循環生
成物と混合されるようになるので、反応を開始す
るのに十分な高温に上昇される。 In the present invention, the term "reaction product" refers to
Includes products of incomplete reactions and unreacted reactants. By recycling the products of the exothermic reaction, the operating temperature within the reaction chamber can be maintained using only modest preheating temperatures and without oxygen injection. Because a large reaction chamber with well-insulated walls is used, the rate of heat loss through the walls per unit internal volume of the reaction chamber is small, and the temperature of the fuel and hydrogen gas mixture remains at In an entrained channel gasifier, this will be lower than that required to initiate and maintain the reaction. Also, the incoming reactants become mixed with the hotter recycled products and are thus raised to a high enough temperature to initiate the reaction.
更に水素含有ガスの固形炭素系燃料に対する割
合が減少するので、一定の量の燃料の反応によつ
て生ずる熱量は、流入する反応体の温度をより高
範囲に上昇させうる。その結果、反応を開始する
ためには、より少ない反応体の予熱で十分とな
る。これに対して慣用のガス化装置では、より多
くの予熱が必要であろう。 Furthermore, as the proportion of hydrogen-containing gas to solid carbon-based fuel decreases, the amount of heat generated by the reaction of a given amount of fuel can raise the temperature of the incoming reactants to a higher range. As a result, less preheating of the reactants is sufficient to initiate the reaction. In contrast, conventional gasifiers may require more preheating.
本発明の方法において、反応を開始するのに必
要な予熱を行なうだけの、過剰な水素含有ガスを
用いることは、不要となる。従つて慣用法に関連
して、本発明の方法は改良された熱効率をもつも
のということができる。 In the process of the invention, it is no longer necessary to use an excess of hydrogen-containing gas to provide the necessary preheating to initiate the reaction. In relation to conventional methods, the process according to the invention can therefore be said to have improved thermal efficiency.
比較的低い出口温度で操作したい場合、例えば
石炭から主として液状の生成物を生産する場合に
は、別の利点が生じる。慣用のガス化装置は、そ
の場合予熱の程度を減少させるが、反応開始温度
を維持するという相反する必要条件のために、或
る限られた範囲の、水素／石炭比に亘つてのみ操
作可能となる。しかしながら本発明の方法を用い
ると、慣用法で達成しうるよりも低い水素／燃料
比で、出口温度を最低にすることができる。 Another advantage arises if one wishes to operate at relatively low outlet temperatures, for example when producing predominantly liquid products from coal. Conventional gasifiers then reduce the degree of preheating, but can only operate over a limited range of hydrogen/coal ratios due to the conflicting requirements of maintaining the reaction initiation temperature. becomes. However, using the method of the present invention, the lowest exit temperatures can be achieved at lower hydrogen/fuel ratios than can be achieved with conventional methods.
本発明の方法での使用に好適な水素含有ガス
は、既知の方法、例えば炭化水素又は炭素系物質
と水蒸気又は水蒸気と酸素との反応によつて、水
素と炭素酸化物との混合物を与えるような方法に
よつて供給されうる。所望によつては、こうした
混合物の水素含有量を増大させるために、既知の
方法を使用しうる。また、本発明の方法自体から
得られる固形燃料の不完全反応粒子も水素化ガス
を供給するように反応させうると考えられる。 Hydrogen-containing gases suitable for use in the process of the invention can be produced by known methods, such as by reaction of hydrocarbons or carbonaceous materials with water vapor or water vapor and oxygen to give a mixture of hydrogen and carbon oxides. It can be supplied by any method. If desired, known methods can be used to increase the hydrogen content of such mixtures. It is also contemplated that incompletely reacted particles of solid fuel obtained from the process itself may be reacted to provide hydrogenation gas.
供給されるべき水素の固形燃料に関する割合
は、固形燃料の組成、水素化ガスの組成、所望の
生成物の性質及び固形燃料の反応程度に依存する
が、0.1：１〜１：１の重量比範囲内である。 The proportion of hydrogen to be supplied with respect to the solid fuel depends on the composition of the solid fuel, the composition of the hydrogenation gas, the nature of the desired product and the degree of reaction of the solid fuel, but may range from 0.1:1 to 1:1 by weight. Within range.
本発明の方法を、例えば石炭からSNGの製造
に使用し、かつ条件を反応の炭化水素生成物が主
としてメタンからなるようにする場合、水素／石
炭比は0.2：１〜0.5：１の範囲内にあることが好
ましい。 If the process of the invention is used for example for the production of SNG from coal and the conditions are such that the hydrocarbon product of the reaction consists primarily of methane, the hydrogen/coal ratio is in the range 0.2:1 to 0.5:1. It is preferable that the
固形燃料の粒子を反応室へ移送する、水素含有
ガスの流れは、最高温度200℃まで緩かに予熱し
うるが、そのように緩かにすることは必らずしも
必要ではない。200℃以上の温度では、固形燃料
粒子に及ぼす熱の効果は、それらの移送を困難に
し、かつ最終的には不可能にする。他方、水素か
らなるガスの予熱温度に対する制限は、高圧下操
作のための燃焼ヒータの構造を支配する設計基準
からだけ生じる。水素からなるガスの所要の予熱
温度が、知られている現在の技術を用いて構成さ
れる、ヒータの能力の範囲内に、容易に入るよう
にしうることは本発明の一特長である。即ち予熱
温度は約800℃を越える必要はなく、それにより
はるかに低くしうる。例えば石炭からSNGの製
造において、水素からなるガスを600〜800℃の範
囲内の温度に予熱することが好適である。 The stream of hydrogen-containing gas that transports the solid fuel particles to the reaction chamber can be gently preheated to a maximum temperature of 200°C, but such gradual heating is not necessarily necessary. At temperatures above 200° C., the thermal effect on solid fuel particles makes their transport difficult and eventually impossible. On the other hand, limitations on the preheating temperature of gases consisting of hydrogen arise only from the design criteria governing the construction of combustion heaters for high pressure operation. It is an advantage of the present invention that the required preheating temperature of the gas consisting of hydrogen can be easily made to fall within the capabilities of heaters constructed using known current technology. That is, the preheating temperature need not exceed about 800°C and can therefore be much lower. For example, in the production of SNG from coal, it is suitable to preheat the gas consisting of hydrogen to a temperature within the range of 600-800°C.
反応室内のガス循環は、反応室へ入つて来る反
応体の急速に運動する流れ（単数又は複数）か
ら、反応室内に既にある反応生成物への、運動量
の移行によつて引き起こされる。循環効果の大き
さは、再循環比、即ち循環運動の１（完全）期間
における、反応室内を循環するガスの容量の、反
応室から取出されるガスの容量に対する比によつ
て、特定される。 Gas circulation within the reaction chamber is caused by the transfer of momentum from the rapidly moving stream(s) of reactants entering the reaction chamber to the reaction products already within the reaction chamber. The magnitude of the circulation effect is determined by the recirculation ratio, i.e. the ratio of the volume of gas circulating in the reaction chamber to the volume of gas removed from the reaction chamber during one (complete) period of circulation movement. .
２：１というようなごく低い再循環比が、混合
された反応体と生成物との温度を、発熱反応が開
始される温度より充分に高くするのに充分であ
る。もつと高い再循環比の使用は、反応室内での
より高い温度の均一性をもたらし、その結果、反
応生成物の性質に影響を与える。比較的高い再循
環比の使用が好ましいかどうかは、その工程がど
んな生成物を生産するかに大きく依存する。石炭
からSNGを製造する場合、再循環比が２：１〜
10：１の範囲内にあることが好適である。 A very low recycle ratio, such as 2:1, is sufficient to raise the temperature of the mixed reactants and products well above the temperature at which the exothermic reaction begins. The use of higher recirculation ratios results in higher temperature uniformity within the reaction chamber, thus affecting the properties of the reaction products. Whether it is preferable to use a relatively high recycle ratio depends largely on what product the process produces. When producing SNG from coal, the recirculation ratio is 2:1 ~
Preferably, the ratio is within the range of 10:1.
本発明の方法は、ガス状及び液状のいずれの生
成物を製造する場合においても、圧力に敏感に影
響されるものではないが、その工程が５バール以
上の圧力下で行われることが好ましい。 Although the process of the invention is not pressure sensitive for the production of both gaseous and liquid products, it is preferred that the process is carried out under pressures of 5 bar or more.
ガス状生成物、例えばSNG前駆体を製造する
には、通常１秒以上の滞留時間、890℃以上の温
度で操作することが好ましい。 For the production of gaseous products, such as SNG precursors, it is generally preferred to operate at temperatures of 890°C or higher, with residence times of 1 second or higher.
しかしながら、反応温度及び炭素系燃料の性質
の両者に依存し、0.5〜５秒間の滞留時間で（700
〜1000℃の反応温度）であることが好ましい。 However, depending on both the reaction temperature and the nature of the carbon-based fuel, residence times of 0.5 to 5 seconds (700
-1000°C reaction temperature) is preferred.
本発明の方法で使用するのに適した装置が英国
特許第1031717号及び第1074932号明細書に開示さ
れている。その反応室は、有利にはその内部に共
軸状に中空円柱状構成体を備えた円柱状の断熱さ
れた容器とオリフイス装置とからなる。この構成
体は、必要によりベンチユリ（venturi）状をし
ており、それは容器の内部の長さより短く、かつ
反応室の内部を円柱状構成体内の内部領域と環状
断面をもつ外部領域とに分割し、またこの２つの
領域は、中空の円柱状構成体の両端を越えて互い
に連結して上述の無端行路を形成している。また
そのオリフイス装置は、容器の一端又はその近く
に、容器の他端に向つて軸方向に反応体を導入す
るように配列されている。この形の反応室を用い
ると反応室に入つて来る反応体の、急速に移動す
る流れは、室の内部領域に沿つて通過し、既に室
内にある反応生成物を一緒に運び、かつガスの移
動体と連行粒子とは、そこで室の外部領域に沿つ
てオリフイス装置の近傍にもどり、そこでオリフ
イス装置を離れる反応体の流れから新たな力
（impetus）を受け取り、更に循環運動のサイク
ルを開始する。 Apparatus suitable for use in the method of the invention is disclosed in GB 1031717 and GB 1074932. The reaction chamber consists of a cylindrical insulated vessel, preferably with a hollow cylindrical structure coaxially inside it, and an orifice arrangement. This structure is optionally venturi-shaped, which is shorter than the length of the interior of the vessel and which divides the interior of the reaction chamber into an inner region within the cylindrical structure and an outer region with an annular cross section. , and these two regions are connected to each other beyond both ends of the hollow cylindrical structure to form the above-mentioned endless path. The orifice arrangement is also arranged at or near one end of the vessel to introduce reactants axially toward the other end of the vessel. With this type of reaction chamber, the rapidly moving stream of reactants entering the reaction chamber passes along the interior region of the chamber, carrying with it the reaction products already in the chamber and the gaseous The mobile body and entrained particles then return along the external region of the chamber to the vicinity of the orifice device where they receive a new impetus from the flow of reactants leaving the orifice device and begin a further cycle of circular motion. .
反応生成物から、流入する反応体への熱の移動
は、循環物質が不完全反応粒子は固体燃料（炭）
を含むか含まないかには著しく依存しないことが
判明している。これは反応室内に、確立された希
薄相連行流路系が、高い空隙部分（void
fraction）をもつことによる。固形粒子の濃度が
最大である流入反応体のジエツトの近くにおいて
すら、その空隙部分は95％以上である。勿論、再
循環反応生成物中では、もつと高い。従つて、必
要により、ジエツトから隔つた中空の円柱状構成
体の一端において、炭を分離し、除去し、固形粒
子を実質上含まないガス状反応生成物を再循環す
るように構成することもできる。この選択は、適
当量の炭が、例えば、水素含有ガスの製造に使用
するために得られることを保証するように、行な
われうる。 The transfer of heat from the reaction products to the incoming reactants occurs when the circulating materials are incompletely reacted particles are solid fuel (charcoal)
It has been found that there is no significant dependence on whether or not it is included. This is due to the fact that the established dilute phase entrainment channel system within the reaction chamber has high void areas.
fraction). Even near the incoming reactant jet, where the concentration of solid particles is maximum, the void fraction is greater than 95%. Of course, it is even higher in recycled reaction products. Accordingly, if desired, the hollow cylindrical structure may be arranged at one end, remote from the jet, to separate and remove the charcoal and to recycle the gaseous reaction product substantially free of solid particles. can. This selection can be made to ensure that a suitable amount of charcoal is obtained for use in the production of hydrogen-containing gas, for example.
Claims (1)
い水素含有ガスとの混合物を少なくとも１つのジ
エツトの形において、ジエツトオリフイス装置を
通して熱的に絶縁された反応室内へ連続的に導入
し、 (ii) 該反応室から反応生成物の一部を連続的に取
り出すこと を含む石炭または石炭様物質を水素化する連続的
方法において、 (a) 反応室が無端行路を規定する手段を有し、そ
の反応室中において反応体が水素化反応生成物
を生成するように反応し、かつその反応体と反
応生成物が混合し反応生成物の一部が連続的に
循環し、 (b) 該石炭または石炭様物質が、反応室内を循環
するガス流へ連行される固形粒状物質であり、 (c) 該固形粒状物質が200℃を越えない温度の水
素を含むガスの流れにおいてジエツトオリフイ
ス装置へ送りこまれ、 (d) 別の水素含有ガスの流れが、該石炭または石
炭様物質を運んでくる流れと混合する前にジエ
ツトオリフイス装置の入口において、該水素化
反応を維持する所望の温度より低く、且つ600
℃〜800℃の範囲の温度に予熱され、 (e) 反応室内に十分な量の反応生成物が残つてお
り、反応を保持するように十分な熱を提供し且
つ温度が700℃〜1000℃の範囲の反応生成物を
生じるように再循環し、かつ (f) 水素の該固形粒状物質に対する割合が0.1：
１〜１：１（重量基準）であること を特徴とする前記の方法。[Claims] 1. (i) Continuing a mixture of coal or coal-like material and an oxygen-free hydrogen-containing gas in the form of at least one jet through a jet orifice device into a thermally insulated reaction chamber; (ii) continuously withdrawing a portion of the reaction product from the reaction chamber, wherein: (a) the reaction chamber defines an endless path; The reactant reacts in the reaction chamber to produce a hydrogenated reaction product, and the reactant and the reaction product are mixed and a portion of the reaction product is continuously circulated. (b) the coal or coal-like material is a solid particulate material entrained in a gas stream circulating within the reaction chamber; and (c) the solid particulate material is a hydrogen-containing gas stream at a temperature not exceeding 200°C. (d) another hydrogen-containing gas stream undergoes the hydrogenation reaction at the inlet of the jet orifice before mixing with the stream carrying the coal or coal-like material; Maintain the desired temperature lower than 600
(e) a sufficient amount of reaction product remains in the reaction chamber to provide sufficient heat to sustain the reaction and the temperature is between 700°C and 1000°C; and (f) the ratio of hydrogen to said solid particulate material is 0.1:
1 to 1:1 (by weight).
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| GB15088 | 1982-05-24 | ||
| GB08215088A GB2121426A (en) | 1982-05-24 | 1982-05-24 | Hydrogenated carbonaceous solids |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS58215484A JPS58215484A (en) | 1983-12-14 |
| JPH0517279B2 true JPH0517279B2 (en) | 1993-03-08 |
Family
ID=10530579
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP58091413A Granted JPS58215484A (en) | 1982-05-24 | 1983-05-24 | Carbonic fuel hydrogenation |
Country Status (5)
| Country | Link |
|---|---|
| EP (1) | EP0095237B1 (en) |
| JP (1) | JPS58215484A (en) |
| DE (1) | DE3367251D1 (en) |
| GB (1) | GB2121426A (en) |
| ZA (1) | ZA832545B (en) |
Families Citing this family (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| GB2180464A (en) * | 1985-09-18 | 1987-04-01 | British Gas Corp | Gas-solid phase reactions and apparatus therefor |
| GB2180465A (en) * | 1985-09-18 | 1987-04-01 | British Gas Corp | Gas solid phase reactions & apparatus therefor |
| GB2253406B (en) * | 1991-03-06 | 1994-11-16 | British Gas Plc | Electrical power generation |
| GB2253407B (en) * | 1991-03-06 | 1994-11-16 | British Gas Plc | Electrical power generation |
| US5269899A (en) * | 1992-04-29 | 1993-12-14 | Tosoh Smd, Inc. | Cathode assembly for cathodic sputtering apparatus |
Family Cites Families (7)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| GB477867A (en) * | 1937-02-12 | 1938-01-07 | Ceskoslovenske Tovarny Na Dusi | Improvements in or relating to processes and apparatus for the hydrogenation of carbonaceous materials |
| BE629454A (en) * | 1962-03-12 | |||
| GB1074932A (en) * | 1964-03-05 | 1967-07-05 | Gas Council | Improvements in or relating to methods of carrying out reactions |
| ZA757407B (en) * | 1974-12-27 | 1976-11-24 | Union Carbide Corp | Process for the continuous hydrocarbonization of coal |
| AU506536B2 (en) * | 1976-05-24 | 1980-01-10 | Rockwell International Corp. | Coal hydrogenation |
| US4206032A (en) * | 1978-03-17 | 1980-06-03 | Rockwell International Corporation | Hydrogenation of carbonaceous materials |
| GB2086411B (en) * | 1980-10-27 | 1984-03-28 | British Gas Corp | Efg process |
-
1982
- 1982-05-24 GB GB08215088A patent/GB2121426A/en not_active Withdrawn
-
1983
- 1983-04-06 EP EP83301913A patent/EP0095237B1/en not_active Expired
- 1983-04-06 DE DE8383301913T patent/DE3367251D1/en not_active Expired
- 1983-04-12 ZA ZA832545A patent/ZA832545B/en unknown
- 1983-05-24 JP JP58091413A patent/JPS58215484A/en active Granted
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS58215484A (en) | 1983-12-14 |
| ZA832545B (en) | 1984-06-27 |
| DE3367251D1 (en) | 1986-12-04 |
| EP0095237B1 (en) | 1986-10-29 |
| EP0095237A3 (en) | 1985-01-16 |
| EP0095237A2 (en) | 1983-11-30 |
| GB2121426A (en) | 1983-12-21 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US3985519A (en) | Hydrogasification process | |
| Lin et al. | Continuous experiment regarding hydrogen production by coal/CaO reaction with steam (I) gas products | |
| US4146359A (en) | Method for reacting nongaseous material with a gaseous reactant | |
| US3782913A (en) | Two-stage gasification of coal with forced reactant mixing and steam treatment of recycled char | |
| US2694623A (en) | Process for enrichment of water gas | |
| US4315758A (en) | Process for the production of fuel gas from coal | |
| US2683657A (en) | Gasification of carbonaceous solids | |
| US7507266B2 (en) | Method for obtaining combustion gases of high calorific value | |
| US2689787A (en) | Volatile fuel production and apparatus therefor | |
| US20120241677A1 (en) | Various methods and apparatuses for a radiant-heat driven chemical reactor | |
| US2662816A (en) | Gasification of carbonaceous materials containing volatile constituents | |
| CN103571541B (en) | A kind of co-production of methane and the catalysis gasification method of tar | |
| US5674308A (en) | Spouted bed circulating fluidized bed direct reduction system and method | |
| US4021366A (en) | Production of hydrogen-rich gas | |
| JPH021878B2 (en) | ||
| CN107849462A (en) | Produced by metal oxide circulating reduction and the synthesis gas of oxidation | |
| JPS6239194B2 (en) | ||
| US2871114A (en) | Process for the gasification of solid fuels | |
| US3876392A (en) | Transfer line burner using gas of low oxygen content | |
| US2558746A (en) | Production of carbon monoxide and other gases from carbonaceous materials | |
| PL166128B1 (en) | Method of processing a material containing carbon into a finely grained carbon and methyl alcohol | |
| EP0050905A1 (en) | Improvements in or relating to coal gasification process | |
| JPH0517279B2 (en) | ||
| US2868631A (en) | Gasification process | |
| US3968052A (en) | Synthesis gas manufacture |