PL124862B1 - Method of combined liquefaction and gasification of coal - Google Patents
Method of combined liquefaction and gasification of coal Download PDFInfo
- Publication number
- PL124862B1 PL124862B1 PL1979215512A PL21551279A PL124862B1 PL 124862 B1 PL124862 B1 PL 124862B1 PL 1979215512 A PL1979215512 A PL 1979215512A PL 21551279 A PL21551279 A PL 21551279A PL 124862 B1 PL124862 B1 PL 124862B1
- Authority
- PL
- Poland
- Prior art keywords
- zone
- hydrogen
- synthesis gas
- liquefaction
- fuel
- Prior art date
Links
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims description 324
- 238000002309 gasification Methods 0.000 title claims description 101
- 239000003245 coal Substances 0.000 title claims description 80
- 230000008569 process Effects 0.000 claims description 281
- 239000007789 gas Substances 0.000 claims description 178
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 claims description 128
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 claims description 124
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 105
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 claims description 103
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 claims description 103
- 239000000446 fuel Substances 0.000 claims description 98
- OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N Carbon Chemical compound [C] OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 85
- 229910052799 carbon Inorganic materials 0.000 claims description 85
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 claims description 71
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 claims description 71
- 239000007787 solid Substances 0.000 claims description 60
- 239000002002 slurry Substances 0.000 claims description 59
- 229910052500 inorganic mineral Inorganic materials 0.000 claims description 45
- 239000011707 mineral Substances 0.000 claims description 44
- 239000007788 liquid Substances 0.000 claims description 41
- 229910002091 carbon monoxide Inorganic materials 0.000 claims description 37
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 claims description 30
- UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N Carbon monoxide Chemical compound [O+]#[C-] UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 30
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 26
- 239000000463 material Substances 0.000 claims description 25
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 23
- OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N Methanol Chemical compound OC OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 21
- 239000002904 solvent Substances 0.000 claims description 19
- 238000004517 catalytic hydrocracking Methods 0.000 claims description 18
- 150000002431 hydrogen Chemical class 0.000 claims description 18
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims description 17
- 238000007254 oxidation reaction Methods 0.000 claims description 15
- 230000003647 oxidation Effects 0.000 claims description 14
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 claims description 13
- 239000000571 coke Substances 0.000 claims description 11
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims description 11
- 239000000126 substance Substances 0.000 claims description 11
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims description 10
- 239000002893 slag Substances 0.000 claims description 5
- 238000001179 sorption measurement Methods 0.000 claims description 4
- 238000005292 vacuum distillation Methods 0.000 claims description 3
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 description 55
- 239000000047 product Substances 0.000 description 38
- 238000004090 dissolution Methods 0.000 description 34
- 238000002485 combustion reaction Methods 0.000 description 22
- CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N Carbon dioxide Chemical compound O=C=O CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 20
- 230000001965 increasing effect Effects 0.000 description 18
- 239000010771 distillate fuel oil Substances 0.000 description 15
- 238000009434 installation Methods 0.000 description 14
- 239000002253 acid Substances 0.000 description 13
- RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N Dihydrogen sulfide Chemical compound S RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 12
- 238000005984 hydrogenation reaction Methods 0.000 description 12
- 229910002092 carbon dioxide Inorganic materials 0.000 description 10
- 230000005611 electricity Effects 0.000 description 10
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 description 9
- 229910000037 hydrogen sulfide Inorganic materials 0.000 description 9
- 229910052717 sulfur Inorganic materials 0.000 description 9
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 8
- QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N atomic oxygen Chemical compound [O] QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 8
- 239000002802 bituminous coal Substances 0.000 description 8
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 8
- 238000004939 coking Methods 0.000 description 8
- 239000001301 oxygen Substances 0.000 description 8
- 229910052760 oxygen Inorganic materials 0.000 description 8
- 239000003208 petroleum Substances 0.000 description 8
- 239000000376 reactant Substances 0.000 description 8
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 8
- 230000008901 benefit Effects 0.000 description 7
- 239000001569 carbon dioxide Substances 0.000 description 7
- 239000011368 organic material Substances 0.000 description 7
- IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N Atomic nitrogen Chemical compound N#N IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 6
- 229910010272 inorganic material Inorganic materials 0.000 description 6
- 239000011147 inorganic material Substances 0.000 description 6
- 230000036961 partial effect Effects 0.000 description 6
- 239000011593 sulfur Substances 0.000 description 6
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 description 5
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 239000003575 carbonaceous material Substances 0.000 description 4
- 238000002156 mixing Methods 0.000 description 4
- 238000005457 optimization Methods 0.000 description 4
- 230000009467 reduction Effects 0.000 description 4
- 230000002829 reductive effect Effects 0.000 description 4
- 239000000725 suspension Substances 0.000 description 4
- 101100348341 Caenorhabditis elegans gas-1 gene Proteins 0.000 description 3
- OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N Ethane Chemical compound CC OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 101100447658 Mus musculus Gas1 gene Proteins 0.000 description 3
- 229910052757 nitrogen Inorganic materials 0.000 description 3
- 239000003921 oil Substances 0.000 description 3
- 230000002411 adverse Effects 0.000 description 2
- 239000001273 butane Substances 0.000 description 2
- 239000003153 chemical reaction reagent Substances 0.000 description 2
- 150000001875 compounds Chemical class 0.000 description 2
- 239000010779 crude oil Substances 0.000 description 2
- 230000007613 environmental effect Effects 0.000 description 2
- 230000002349 favourable effect Effects 0.000 description 2
- 239000000295 fuel oil Substances 0.000 description 2
- 238000002347 injection Methods 0.000 description 2
- 239000007924 injection Substances 0.000 description 2
- 239000012263 liquid product Substances 0.000 description 2
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical compound CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N n-pentane Natural products CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000011022 opal Substances 0.000 description 2
- 238000006213 oxygenation reaction Methods 0.000 description 2
- 239000010909 process residue Substances 0.000 description 2
- 239000001294 propane Substances 0.000 description 2
- 230000002269 spontaneous effect Effects 0.000 description 2
- 231100000331 toxic Toxicity 0.000 description 2
- 230000002588 toxic effect Effects 0.000 description 2
- 241000272814 Anser sp. Species 0.000 description 1
- PNEYBMLMFCGWSK-UHFFFAOYSA-N aluminium oxide Inorganic materials [O-2].[O-2].[O-2].[Al+3].[Al+3] PNEYBMLMFCGWSK-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 210000003484 anatomy Anatomy 0.000 description 1
- 230000009286 beneficial effect Effects 0.000 description 1
- 150000001721 carbon Chemical class 0.000 description 1
- 230000015556 catabolic process Effects 0.000 description 1
- 238000005119 centrifugation Methods 0.000 description 1
- 230000008859 change Effects 0.000 description 1
- 239000013064 chemical raw material Substances 0.000 description 1
- 230000006835 compression Effects 0.000 description 1
- 238000007906 compression Methods 0.000 description 1
- 238000001816 cooling Methods 0.000 description 1
- 238000000354 decomposition reaction Methods 0.000 description 1
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 1
- 230000007812 deficiency Effects 0.000 description 1
- 238000006731 degradation reaction Methods 0.000 description 1
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 1
- 230000003292 diminished effect Effects 0.000 description 1
- 238000001035 drying Methods 0.000 description 1
- 230000008030 elimination Effects 0.000 description 1
- 238000003379 elimination reaction Methods 0.000 description 1
- 238000005265 energy consumption Methods 0.000 description 1
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 description 1
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 1
- 239000012467 final product Substances 0.000 description 1
- 239000010419 fine particle Substances 0.000 description 1
- 238000005243 fluidization Methods 0.000 description 1
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 description 1
- 230000002068 genetic effect Effects 0.000 description 1
- 230000005484 gravity Effects 0.000 description 1
- 230000001939 inductive effect Effects 0.000 description 1
- 230000007774 longterm Effects 0.000 description 1
- 239000011159 matrix material Substances 0.000 description 1
- 230000007246 mechanism Effects 0.000 description 1
- 239000005416 organic matter Substances 0.000 description 1
- 230000010355 oscillation Effects 0.000 description 1
- 230000001151 other effect Effects 0.000 description 1
- 230000001590 oxidative effect Effects 0.000 description 1
- 239000002245 particle Substances 0.000 description 1
- 238000011112 process operation Methods 0.000 description 1
- 230000001681 protective effect Effects 0.000 description 1
- 238000005086 pumping Methods 0.000 description 1
- 238000010791 quenching Methods 0.000 description 1
- 230000000171 quenching effect Effects 0.000 description 1
- 239000002516 radical scavenger Substances 0.000 description 1
- 238000011084 recovery Methods 0.000 description 1
- 238000002407 reforming Methods 0.000 description 1
- 230000008929 regeneration Effects 0.000 description 1
- 238000011069 regeneration method Methods 0.000 description 1
- 230000001105 regulatory effect Effects 0.000 description 1
- 230000000717 retained effect Effects 0.000 description 1
- 102200118166 rs16951438 Human genes 0.000 description 1
- 239000011343 solid material Substances 0.000 description 1
- 239000012265 solid product Substances 0.000 description 1
- 238000000638 solvent extraction Methods 0.000 description 1
- 239000003476 subbituminous coal Substances 0.000 description 1
- 239000011885 synergistic combination Substances 0.000 description 1
- 231100000419 toxicity Toxicity 0.000 description 1
- 230000001988 toxicity Effects 0.000 description 1
- 239000002912 waste gas Substances 0.000 description 1
- 239000002699 waste material Substances 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
- C10G1/065—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 in the presence of a solvent
-
- 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
- C10G1/006—Combinations of processes provided in groups C10G1/02 - C10G1/08
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)
Description
***** Int. Cl.3 C10G 1/04 Twórca wynalazku Uprawniony z patentu: Gulf Oil Corporation, .Pittsburgh (Stany Zjednoczone Ameryki) Sposób lacznego uplynniania i zgazowywania wegla Przedmiotem wynalazku jest sposób lacznego uplyn¬ niania i zgazowywania wegla, w którym dzieki syner- gistycznemu polaczeniu operacji uplynniania i zgazo¬ wywania uzyskano podwyzszenie sprawnosci cieplnej.W sposobie wedlug wynalazku mozna przetwarzac s wegle bitumiczne i subbitumiczne oraz lignity.Wedlug wynalazku sposób lacznego uplynniania i zgazowywania wegla, polegajacy na wprowadzaniu zawierajacego substancje mineralna wsadu wegla, wo¬ doru, obiegowego cieklego rozpuszczalnika, obiegowego 10 normalnie stalego produktu uplynniania wegla i obie¬ gowej mineralnej pozostalosci do strefy uplynniania w celu uplynniania materialu weglowodorowego z po¬ zostawieniem mineralnej pozostalosci i hydrokrakingu materialu weglowodorowego z wytworzeniem miesza- 15 niny gazowych weglowodorów, cieklego produktu uplynniania wegla, normalnie stalego produktu uplyn¬ niania wegla i zawiesiny mineralnej pozostalosci, przy czym produkt strefy uplynniania rozdziela sie na ciekly destylat i gazowe weglowodory oraz zawiesine zawiera- 20 jaca normalnie staly produkt uplynniania wegla, roz¬ puszczalnik i nieorganiczna pozostalosc, czesc zawiesiny zawraca do strefy uplynniania, a pozostalosc wprowadza kolumne destylacyjna w celu rozdestylowania, zas » zawiesine dolowa z kolumny destylacyjnej zawierajaca zasadniczo calosc normalnie stalego produktu uplyn¬ niania wegla i mineralna pozostalosc ze strefy uplynnia¬ nia, zasadniczo nie zawierajaca normalnie cieklego produktu uplynniania wegla i gazowych weglowodorów, so przekazuje do strefy zgazowania, jako jedyne weglo¬ wodorowe zasilanie tej strefy, przy czym do strefy zgazowania wtryskuje sie wode lub pare wodna, uzys¬ kujac gaz syntezowy o stosunku molowym H2 do CO ponizej 1 i czesc gazu syntezowego poddaje sie konwersji w reaktorze konwertujacym z wytworzeniem pierwszego* strumienia gazu wzbogaconego w wodór, kierowanego do strefy uplynniania dla pokrycia zapotrzebowania tej strefy na wodór, charakteryzuje sie tym, ze proces w strefie zgazowania obejmujacej strefe utleniania prowadzi sie w maksymalnej temperaturze 1190—1980*C korzystnie 1260—1980°C, zwlaszcza 1310—17ó0oC najkorzystniej 1370—1980 °C stosujac weglowodorowy material przekazywany do strefy zgazowania w ilosci wystarczajacej do wytworzenia w tej strefie dodatkowej ilosci gazu syntezowego ponad wymagana do wytwo¬ rzenia wodoru technologicznego, oddziela sie H3 od CO w co najmniej czesci dodatkowej ilosci gazu syn¬ tezowego, uzyskujac drugi strumien gazu wzbogaconego w wodór i strumien gazu wzbogaconego w tlenek wegla i spala jako paliwo w procesie co najmniej 60% molo* wych sumy CO i H2 zawartych w dodatkowej ilosci gazu syntezowego, pokrywajac 5 do 100% równowaznika cieplnego calkowitego zapotrzebowania procesu na energie, przy czym co najmniej czesc spalanego paliwa stanowi strumien gazu wzbogaconego w tlenek wegla..W sposobie wedlug wynalazku czesc dodatkowe) ilosci gazu syntezowego spala sie jako paliwo w procesie* albo przetwarza sie w inne paliwo. Jako paliwo w pro¬ cesie korzystnie spala sie co najmniej 70% molowych 124 862/ 3 • -» CO i H3 zawartych w dodatkowej ilosci gazu syntezo¬ wego. Natomiast innym paliwem moze byc metan lub metanol.W sposobie wedlug wynalazku stosuje sie normalnie ' staly produkt uplynniania wegla w zawiesinie zasilajacej generator zgazowujacy w ilosci 15—45% wagowych, korzystnie 15—30% wagowych, zwlaszcza 17—27% wagowych, przy czym stosuje sie zasadniczo bezwodna zawiesine zasilajaca generator zgazowujacy.W sposobie wedlug wynalazku mieszanine H2 - CO korzystnie rozdziela sie kriogenicznie albo adsorpcyjnie.Uzyskany przy tym drugi strumien gazu wzbogaconego w wodór przekazuje sie do strefy uplynniania wegla.Korzystnie stosuje sie stosunek molowy H2 do CO w gazie syntezowym mniejszy od 0,9, zwlaszcza mniej¬ szy od 0,8.Mmerftlna pozottalolc w- sposobie wedlug wynalazku usuwa sie jako zuzel ze strefy zgazowania.Sumaryczna wydajnosc koksu w strefie uplynniania wynosi ponizej 1% wagowego w odniesieniu do wegla zasilajacego.Strefa uplynniania w procesie wedlug wynalazku obejmuje endotermiczny etap podgrzewania wstepnego i egzotermiczny etap uplynniania. Temperatura w eta¬ pie uplynniania jest wyzsza od maksymalnej tempera¬ tury podgrzewania wstepnego, z powodu zachodzacych w operacji uplynniania reakcji uwodorniania i hydro- krakingu. Pozostala zawiesina z etapu uplynniania lub z innych operacji procesu, zawierajaca ciekly i normalnie staly produkt uplynniania wegla jest ponownie prze¬ prowadzana przez etapy podgrzewania wstepnego i uplynniania. Gazowe weglowodory i ciekly destylat weglowodorowy sa odzyskiwane z ukladu seperacyjnego strefy uplynniania. Czesc rozcienczonej zawiesiny nie jest zawracana do obiegu, lecz wraz z zawartymi w niej skladnikami mineralnymi wprowadzana dd kolumn destylacyjnych, pracujacych pod cisnieniem atmosfe¬ rycznym lub obnizonym. Wszelkie normalnie ciekle i gazowe produkty sa odbierane z kolumn od góry, w zwiazku z czym sa one zasadniczo wolne od skladni¬ ków mineralnych, natomiast stezona zawiesina jest od¬ prowadzana, z zawartymi w niej skladnikami mineral¬ nymi, jako wyciek dolowy z kolumny prózniowej (VTB).Stezona zawiesina zawiera calosc materialu nieorganicz¬ nego i calosc nierozpuszczonego materialu organicznego (UOM), które lacznie oznaczane sa terminem „mine¬ ralnej pozostalosci". Ilosc UOM jest zawsze mniejsza niz 10 lub 15% wagowych doprowadzanego wegla.Stezona zawiesina zawiera równiez skladniki wegla rozpuszczone w podwyzszonej temperaturze (454 °C+ ), które sa stale w temperaturze pokojowej i które w ni¬ niejszym opisie okresla sie terminem „normalnie staly, rozpuszczony wegiel". Zawiesine te w calosci przekazuje sie, nie saczac jej i nic poddajac innym operacjom od¬ dzielania skladników starych od cieczy i bez koksowania lub podobnych operacji, do strefy zgazowania z czescio¬ wym utlenianiem, dostosowanej do przyjmowania za¬ silania w postaci zawiesiny, w celu konwersji w gaz syntezowy, który jest mieszanina tlenku wegla i wodoru.Tazawiesina jest jedynym materialem weglistym dopro¬ wadzanym do strefy zgazowania.W sklad instalacji wchodzi tlenownia, w której na¬ stepuje usuniecie azotu z tlenu doprowadzanego do. generatora, tak, ze wytwarzany gaz syntezowy jest zasadniczo wolny od azotu. i 862 . ... ;": 4 ¦ i /". ' Czesc gazu syntezowego jest poddawana reakcji wymiany, której produktem jest wodór i' dwutlenek wegla. Dwutlenek wegla jest lacznie z siarkowodorem usuwany w ukladzie oddzielajacym gazy kwasne. Za- 5 sadniczo calosc tak wytworzonego strumienia bogatego w wodór gazu jest zuzywana w procesie uplynniania.Istotna cecha wynalazku jest to, ze instalacja jest dosto¬ sowana do odzyskiwania, poprzez spalanie, bez prze¬ prowadzania metanizacji lub innej konwersji hydro- 10 genatywnej, jak konwersja do metanolu, ciepla zawar¬ tego w co najmniej 60, 70, 80 az do 100% molowych nadmiaru gazu syntezowego, pozostalego po konwersji w strumien gazu bogatego w wodór. Ta ilosc nadmiaru gazu syntezowego, która nie jest stosowana w procesie 15 jako paliwo, jest zawsze mniejsza niz 40, 30 lub 20% molowych nadmiaru. Te czesc gazu syntezowego mozna poddac metanizacjfr lub przetworzyc w- metaaoL Meta- nizacja jest procesem zwykle stosowanym W celu pod¬ wyzszenia wartosci opalowej gazu syntezowego, przez 20 konwersje tlenku wegla w metan.Wedlug wynalazku, ilosc materialu weglowodorowego wprowadzanego do generatora w zawiesinie VTB jest utrzymywana na poziomie wystarczajacym nie tylko do wytworzenia, w drodze czesciowego utlenienia 25 i reakcji konwersji, wodoru zuzywanego w strefie uplynniania, lecz równiez do wytworzenia gazu syn¬ tezowego w ilosci pokrywajacej 5 do 100% sumy zapo^* trzebowania procesu na energie, w postaci paliwa do podgrzewacza wstepnego, pary do pomp, energii elek- 30 trycznej wytwarzanej w instalacji lub doprowadzane) z zewnatrz itp.W kontekscie wynalazku, energia zuzytkowywana w obrebie wlasciwej strefy generatora nie jest uwazana za energie zuzytkowywana w procesie. Calosc materialu 35 weglowego doprowadzanego do generatora jest uwa¬ zana nie za paliwo, lecz za zasilanie generatora. Wpraw-- dzie zasilanie generatora jest poddawane czesciowemu utlenieniu, jednakze gazy z procesu utleniania sa pro¬ duktami reakcji zachodzacych w generatorze, a nie' 40 gazami odlotowymi. Oczywiscie energia wymagana do wytworzenia pary doprowadzanej do generatora jest uwazana za energie zuzywana w procesie, poniewaz energia ta jest zuzytkowywana poza generatorem.Korzystna cecha sposobu wedlug wynalazku jest to, ze. 45 zapotrzebowanie generatora na pare jest stosunkowa niskie, z przyczyn nizej przedstawionych.Wszelka energia procesowa nie pochodzaca z gazu syntezowego wytwarzanego w generatorze jest dopro¬ wadzana bezposrednio w wybranych, niskogatunkowych gazowych i/lub cieklych paliwach weglowodorowych* wytwarzanych w strefie uplynniania lub z energii spoza procesu, jak energia elektryczna lub z obu tych zródel.Strefa zgazowania jest calkowicie zintegrowana z ope¬ racja uplynniania, poniewaz calosc zasilania weglo¬ wodorowego strefy zgazowania pochodzi ze strefy uplynniania, a calosc lub wiekszosc produktów gazo¬ wych ze strefy zgazowania jest zuzytkowywana w strefie uplynniania, jako reagent lub jako paliwo. 60 Natezenie reakcji uwodorniania i hydrokrakingu zachodzacych w etapie rozpuszczania strefy uplynnia¬ nia, wedlug wynalazku dobiera sie z punktu widzenia optymalizacji sprawnosci cieplnej zintegrowanego pro- cesu, a nie z punktu widzenia bilansu materialowego. 65 Warunki rozpuszczania dobiera sie temperatura, cisnie- \124 S62 5 niem wodoru, czasem rezydencji i zawracaniem do obiegu mineralnej pozostalosci.Prowadzenie zintegrowanego procesu na bazie bilansu materialowego jest calkowicie rózna koncepcja opera¬ cyjna. Proces jest prowadzony na bazie bilansu ma- 5 terialowego wówczas, gdy ilosc materialu weglowodo¬ rowego doprowadzanego do generatora dobiera sie tak, by z gazu syntezowego wytwarzanego w generatorze otrzymac strumien bogatego w wodór gazu dokladnie odpowiadajacy zuzytkowywaniu wodoru w procesie, 10 po poddaniu gazu syntezowego reakcji konwersji.Optymalizacja procesu na bazie sprawnosci cieplnej wymaga elastycznosci procesu, tak, by wydajnosc generatora nie tylko w pelni pokrywala zapotrzebowanie procesu na wodór, lecz równiez znaczna czesc sumy 15 zapotrzebowania na energie w strefie uplynniania.Oaz syntezowy wytwarzany w generatorze nie tylko w pelni pokrywa zapotrzebowanie na wodór, wytwarza¬ ny w reakcji konwersji, lecz równiez, przez spalanie nadmiaru, co najmniej okolo 5, 10, 20, 30 lub 50, do 20 100% sumarycznego zapotrzebowania na energie w pro¬ cesie, w tym równiez na energie elektryczna lub inne rodzaje kupowanej energii, lecz z wylaczeniem energii wytwarzanej w generatorze. Co najmniej 6)0, 80 lub 90, do 100% molowych sumy zawartego w gazie syntezo- 25 wym H2 i CO jest spalane w procesie jako paliwo, bez metanizacji lub poddania innego rodzaju konwersji hydrogenatywnej. Ponizej 40% nadmiaru, jezeli nie jest potrzebne jako paliwo w procesie, moze byc meta- nizowane i zuzytkowywane jako gaz sieciowy. Choc 30 proces uplynniania zwykle jest sprawniejszy od procesu zgazowania, a ponizsze przyklady wykazuja, ze prze¬ suniecie czesci ladunku procesowego ze strefy uplyn¬ niania do strefy zgazowania, dla wytworzenia metanu, powoduje obnizenie sprawnosci procesu, co bylo ocze- 35 kiwane^ ponizsze przyklady nieoczekiwanie wykazuja, ze przesuniecie czesci ladunku procesowego ze strefy uplynniania do strefy zgazowania, w celu wytworzenia gazu syntezowego spalanego w procesie, nieoczekiwanie zwieksza sprawnosc cieplna zintegrowanego procesu. 40 Uprzednio opisano polaczenie uplynniania wegla i zgazowywania na bazie bilansu materialowego wodoru."W. artykule przedstawionym na Trzeciej Dorocznej Miedzynarodowej Konferencji Zgazowywania i Uplyn¬ niania Wegla (Third Annual International Conference 45 on Coal Gasification and Liauefaction) Uniwersytet w Pittsburgu, 3—5 sierpnia 1976, zatytulowanym „The SRC-II Process", autorzy B. K. Schmid i D. M. Jackson podkrskmo, ze w zintegrowanym procesie uplynnianie- -zgazowywanie ilosc materialu organicznego przekazy- 50 wanego ze strefy uplynniania do strefy zgazowania winna byc akurat wystarczajaca do wytworzenia wodoru wymaganego w procesie. Artykul nie sugeruje przekazy¬ wania energii jako paliwa miedzy strefami uplynniania i zgazowania i w zwiazku z tym nie przewiduje mozli- 55 wosci optymalizacji sprawnosci w sposób przedstawiony na fig. 1 i omówiony ponizej.Omówienie fig. 1 wykazuje, ze optymalizacja spraw¬ nosci wymaga przekazywania energii jako paliwa miedzy strefami i nie moze byc osiagnieta przez zbilansowanie 60 wodoru, bez przekazywania energii.Poniewaz VTB zawiera calosc mineralnej pozostalosci procesu w zawiesinie, z caloscia normalnie stalego, rozpuszczonego wegla wytworzonego w procesie i po¬ niewaz VTB jest w calosci przekazywane do strefy 65 6 zgazowania, nie jest konieczna separacja mineralne) pozostalosci z rozpuszczonego wegla, w drodze saczenia, osadzania, osadzania grawitacyjnego wspomaganego rozpuszczalnikiem, oddzielania bogatych w wodór zwiazków od zwiazków ubogich w wodór, zawierajacych mineralna pozostalosc, w drodze ekstrakcji rozpuszczal¬ nikiem, wirowania i podobnych operacji. W zintegro¬ wanym procesie nie jest konieczne przeprowadzanie takich operacji jak suszenie mineralnej pozostalosci, oziebianie i przetwarzanie normalnie stalego, rozpusz¬ czonego wegla lub koksowanie, przedluzone lub w zlozu fluidalnym. Eliminacja kazdej z tych operacji znacznie poprawia sprawnosc cieplna procesu.Zawracanie do obiegu czesci zawiesiny z, zawarta w niej mineralna pozostaloscia, poprzez strefe uplyn¬ niania, zwieksza stezenie mineralnej pozostalosci w czlo¬ nie rozpuszczania. Poniewaz nieorganiczna materia mineralna w mineralnej pozostalosci jest katalizatorem w reakcjach uwodorniania i hydrokrakingu zachodza¬ cych w czlonie rozpuszczania, jak równiez katalizatorem konwersji siarki do siarkowodoru i konwersji tlenu w wode, dzieki zawracaniu do obiegu mineralnej po¬ zostalosci zmniejsza sie wielkosc czlonu rozpuszczania i czas rezydencji w tym czlonie, co umozliwia uzyskanie wysokiej sprawnosci w sposobie wedlug wynalazku.Zawracanie do obiegu mineralnej pozostalosci moze korzystnie zmniejszyc wydajnosc normalnie stalego, rozpuszczonego wegla o okolo polowe i przez to zwie- szyc wydajnosc cenniejszych cieklych i gazowych pro¬ duktów weglowodorowych i zmniejszyc ilosc zasilania doprowadzanego do strefy zgazowania. Wskutek za¬ wracania mineralnej pozostalosci proces staje sie auto- katalityczny i nie wymaga doprowadzania katalizatora z zewnatrz, co dalej wplywa dodatnio na sprawnosc procesu.Szczególna cecha wynalazku jest to, ze zawracany do obiegu rozpuszczalnik nie wymaga uwodorniania w obec¬ nosci zewnetrznego katalizatora dla regeneracji jego wlasciwosci wodorodonorowych.Poniewaz reakcje zachodzace w czlonie rozpuszczania sa egzotermiczne, dla uzyskania wysokiej sprawnosci procesu konieczne jest dopuszczenie do wzrostu tem¬ peratury w tym czlonie do co najmniej 11,1, 27,8, 55,5 lub nawet 111 °C powyzej maksymalnej temperatury podgrzewacza wstepnego. Oziebianie czlonu rozpusz¬ czania dla zapobiezenia wystapieniu takiej róznicy temperatury wymagaloby wytwarzania wodoru w reakcji konwersji w zwiekszonej ilosci lub zwiekszenia ilosci ciepla doprowadzanego do podgrzewacza wstepnego dla zniwelowania róznicy temperatury miedzy obiema strefami. W kazdym przypadku znaczna czesc wegla bylaby zuzywana w procesie, zmniejszajac jego spraw¬ nosc cieplna.Calosc surowego wegla wprowadzanego do procesu dochodzi do strefy uplynniania, natomiast do strefy zgazowania wegiel nie jest wprowadzany. W zawierajacej mineralna pozostalosc zawiesinie VTB zawarta jest calosc weglowodorowego zasilania strefy zgazowania.Proces uplynniania moze byc prowadzony z wyzsza sprawnoscia cieplna niz proces zgazowania, przy umiar¬ kowanej wydajnosci stalego, rozpuszczonego wegla.Nizsza sprawnosc procesu zgazowania spowodowana jest w czesci tym, ze proces zgazowania z. czesciowym utlenianiem wytwarza gaz syntezowy (CO i H2) i wy¬ maga badz to nastepnej reakcji konwersji tlenku wegla124 862 7 do Wodoru, przy udziale pary wodnej, jezeli ostatecznym produktem ma byc wodór, badz metanizacji, jezeli ostatecznym produktem gazowym ma byc gaz sieciowy.Przed metanizacja konieczna jest konwersja, zwieksza¬ jaca wartosc stosunku CO do H2 z okolo 0,6 do okolo 3 i przygotowujaca gaz do metanizacji. Przepuszczenie calosci zasilania surowym weglem przez strefe uplyn¬ niania umozliwia konwersje niektórych skladników kregla do wysokogatunkowych produktów przy wyzszej sprawnosci strefy uplynniania, przed przekazaniem nizej gatunkowego, normalnie stalego rozpuszczonego wegla do ttrery zgazowania, dla konwersji z nizsza' sprawnoscia.W zintegrowanym procesie uplynniania-zgazowywa¬ nia wegla wedlug dotychczasowego stanu techniki calosc wytworzonego gazu syntezowego przechodzi przez reaktor konwertujacy, z wytworzeniem wodoru w ilosci dokladnie odpowiadajacej wymaganiom pro¬ cesu. Dla tej przyczyny proces wedlug dotychczasowego stanu techniki opiera sie na scislym bilansie materialo¬ wym.Spótób wedlug wynalazku uwalnia proces z braku elastycznosci spowodowanego scislym bilansem ma¬ terialowym, $rzez zasilanie generatora materialem weglo¬ wodorowym w ilosci wiekszej niz wymagana do wy¬ tworzenia wodoru procesowego. Gaz syntezowy wy¬ twarzany w nadmiarze w stosunku do ilosci wymaganej dla wytworzenia wodoru jest odprowadzany z ukladu zgazowania, np. z punktu umiejscowionego miedzy strefa czesciowego utleniania a strefa reakcji konwersji.Calosc lub co najmniej 60%, w przeliczeniu na wartosc opalowa, odprowadzane} czesci gazu, po obróbce usu¬ wajacej kwasne skladniki gazu jest stosowana jako paliwo w procesie, bez poddawania metanizaq'i lub uwodornianiu. Pozostale 40% lub mniej odprowadzonej czesci moze byc przepuszczone przez reaktor konwer¬ tujacy, W celu wytworzenia nadmiaru wodoru na sprze¬ daz, który to wodór poddaje sie metanizacji i zuzytko- wuje jako gaz sieciowy lub przeprowadza w metanol lub inne paliwo. W ten sposób calosc lub wiekszosc produktu generatora jest zuzytkowywana w procesie, badz to jako reagent, badz tez jako zródlo energii.Pozostale zapotrzebowanie procesu na paliwo jest pokrywane paliwem wytwarzanym w procesie uplyn¬ niania i energia doprowadzana ze zródel zewnetrznych.Stosowanie gazu syntezowego lub strumienia boga¬ tego w tlenek wegla jako paliwa w procesie uplynniania jest krytyczna cecha wynalazku i przyczynia sie do wysokiej sprawnosci proce&u. Gaz syntezowy lub strumien bogaty w tlenek wegla nie jest sprzedaznym paliwem handlowym, poniewaz tlenek wegla jest tok¬ syczny, a wartosc opalowa tego gazu jest nizsza od wartosci opalowej metanu. Te zastrzezenia zwiazane z handlowym itosowanierh gazu syntezowego lub tlenku W*#a jato paliwa nie dotycza procesu wedlug wyna- kzku, przede wszystkim dlatego, ze instalacja pracujaca procesem wedhlg Wynalazku zawiera wytwornice gazu syntezowego i W zwiazku z tfrm jest wyposazona w urza¬ dzenia chroniace przed toksycznoscia tlenku weghu Jest malo prawodopodobne, hj ochrona taka byla stosowana w zakladzie nie produkujacym gazu syntezo¬ wego. Po drugie, poniewaz gaz syntezowy jest stosowany jafcó paliwo w samej instalacji, nie wymaga przekazywa¬ nia na duza odleglosc. Koszty pompowania ia zalezne od objetosci gszu, a nie zawartego w nim ciepla, tak 8 wiec koszty przekazywania gazu syntezowego lub tlenku? wegla bylyby znacznie wyzsze niz koszty przekazywania metanu. Poniewaz jednakze gaz syntezowy lub tlenek wegla sa w procesie wedlug wynalazku zuzytkowywane 5 w samej instalacji, koszty transportu nie maja znaczenia.Poniewaz sposób wedlug wynalazku obejmuje zuzyt- kowywanie gazu syntezowego lub tlenku wegla jako* paliwa bez metanizacji lub innej operacji uwodorniaja¬ cej, sprawnosc cieplna procesu ulega podwyzszeniu. 10 Ponizej wykazano, ze korzysci zwiekszenia sprawnosci cieplnej zostaja zmniejszone lub utracone, jezeli zbyt duza ilosc gazu syntezowego jest metanizowana i zuzyt¬ kowywana jako gaz sieciowy. Ponizej wykazano równiez, ze jezeli gaz syntezowy jest wytwarzany w generatorze 15 w ilosci przekraczajacej zapotrzebowanie na wodór procesowy i calosc nadmiaru gazu syntezowego jest metanizowana, to nur to ujemny wplyw na sprawnosc cieplna zintegrowanego procesu uplynniania i zgazo- wywania wegla. 20 Sprawnosc cieplna procesu wedlug wynalazku jest zwiekszona, poniewaz 5 do 100% sumy zapotrzebowa¬ nia procesu na energie, wlaczajac w to paliwo i energie elektryczna, jest pokrywane bezposrednim spalaniem gazu syntezowego wytworzonego w strefie zgazowania. 25 Jest zaskakujace, ze sprawnosc cieplna procesu uplyn* niania mozna podwyzszyc zgazowywaniem normalnie stalego, rozpuszczonego wegla otrzymanego w strefie uplynniania, zamiast poddania tego wegla dalszej konwersji w strefie uplynniania, poniewaz wiadomym 30 jest, ze zgazowywanie wegla jest mniej sprawnym: sposobem konwersji wegla niz uplynnianie. Tak wiec mozna bylo oczekiwac, ze wprowadzenie dodatkowego- ladunku do strefy zgazowania, dla wytworzenia w niej energii procesowej, oprócz procesowego wodoru, zmniej- 35 szy sprawnosc zintegrowanego procesu.Ponadto mozna bylo oczekiwac, ze szczególnie nie¬ korzystne bedzie wprowadzanie do generatora wegla który juz zostal poddany uwodornianiu, a nie wegla surowego, poniewaz reakcja zachodzaca w strefie gene- 40 ratora jest reakcja utleniania. Pomimo tych zastrzezen nieoczekiwanie stwierdzono, ze sprawnosc cieplna zin¬ tegrowanego procesu wedlug wynalazku ulega zwiek¬ szeniu, jezeli generator wytwarza calosc lub znaczna czesc paliwa procesowego, oprócz procesowego wodoru. 45 Niniejszy wynalazek wykazuje, ze w zintegrowanym, procesie uplynniania-zgazowywania wegla przesuniecie czesci ladunku procesowego ze sprawniejszej strefy uplynniania do mniej sprawnej strefy zgazowania, w podanym wymiarze i w opisany sposób, nieoczekiwa- 50 nie zwieksza sprawnosc zintegrowanego procesu.Dla wykorzystania odkrytej mozliwosci podwyzszenia, sprawnosci cieplnej sposobem wedlug wynalazku -zintegrowana instalacja uplynniania-zgazowywania wegla musi byc wyposazona w przewody do transportowania 55 czesci gazu syntezowego wytworzonego W strefie czescio¬ wego utleniania do jednej lub wiekszej liczby stref spalania w procesie, wyposazonych w urzadzania do* spalania gazu syntezowego. Wpierw gaz syntezowy jest przepuszczany przez uklad usuwania skladnfrów 60 kwasnych, w celu usuniecia Zawartego w nim siarko¬ wodoru i dwutlenku wegla.Usuwanie siarkowodoru jest wymagane ze wzgledów srodowiskowych, a usuwanie dwutlenku wegla pod* wyzsza wartosc opalowa gadu syntezowego i umozliwia 65 dokladniejsza regulacje temperatury w palniku stosu-124161 to iacym gaz syntezowy jako pallwo* £la Uzyskania wyka¬ zanego podwyzszenia sprawnosci cieplnej, gaz syntezo¬ wy musi byc wprowadzony do strefy spalania bez poddawania metanizadji lub innym operacjom uwodor¬ niania.Cecha wynalazku jest stosowanie zgazowattia w wy¬ sokiej temperaturze (1204 do 198Z°C). tak wysoka temperatura zwieksza sprawnosc cieplna procesu* ula¬ twiajac zgazoWanie zasadniczo calosci weglowego za¬ silania generatora. Uzyskanie wysokiej temperatury w generatorze jest mozliwe przez odpowiednia regulacje szybkosci doprowadzania tlenu i pary wodnej* ' Szybkosc doprowadzania pary Wodnej wplywa na ^ndotermiczria reakcje pary wodnej z weglem, z wy¬ tworzeniem CO i H3, natomiast szybkosc dopfowa- z tlenem, której produktem jest CO. Z powodu wy -o^lej temperatura, gaz syntezowy wytwarzany w Lpo.obte wedlug Wynalazku bedzie mial wartosc stosunku H2 4o CO ponizej 1, a nawet ponizej 0,9, 0,-8 lub 0,7.Poniewaz jednakze wartosci ciepla spalania tt2 i CÓ sA zblizone, cieplo Spalania wytworzonego gazu syn¬ tezowego bedzie nie nizsze niz cieplo spalania g&zu syntezowego ó wyzszym stosunku H2 dó CO. Tak wiec wysoka temperatura w gcfleratófze fest kdfzystna, pfzyczynidjac sie do WySóSiej sprawnosci cieplnej, tfrzez umoziiwfenic przetworzenia prawie calosci weglo¬ wego materialu w generatorze, a obnizona wartosc stosunku tt2 dó CO nie stanowi powaznej Wady, po¬ niewaz znaczna czesc gazu syntezowego fest zuzytkowy- wana jako paliwo. W procesach, w których calosc gazu syntezowego jest poddawana konwersji z wytworzeniem Wodoru, niska wartosc stosunku H2 do CO stanowilaby powazna wade.Gaz syntezowy moze byc rozdzielony w procesie na podstawie podwielokrotnego lub nie-podwielokrotnego rozkladu zawartosci Ha i CO. Jezeli gaz ma byc roz¬ dzielany na podstawie nie-podwielokrotnosci, jego czesc moze byc skierowywana do kriogenicznego separatora lub do adsorbera, w celu oddzielenia tlenku wegla od wodoru. Uzyskany strumien bogatego w wodór gazu jest wprowadzany do strumienia wodoru uzupelniaja¬ cego, a z nim do strefy uplynniania. Strumien gazu bogatego w tlenek wegla fest mieszany z gazem synte¬ zowym o pelnym skladzie, stanowiacym paliwo i za¬ wierajacym podwielokrotne ilosci H2 i CO lub stosowany niezaleznie, jako paliwo proGesowe.Stosowanie kriogenicznego lub adsorpcyfnegd sepa¬ ratora oddzielajacego wodór od tlenku wegla ma -wplyw na sprawnosc procesu, poniewaz wodór i tlenek wegla maja wprawdzie w przyblizeniu taka sama wartosc opalowa, Jednakze Wodór jest cenniejszy jako reagent niz jato paliwo. Usuwanie wodortf z tlenku wegla fest szGzególak k«fzystne w ptoce&ie* w którym ilosc dostep¬ nego tlenku wogfc wystarcza do pokrycia wiekszosci zapotrzebowania procesu na paliwo. Usuniecie wodoru ze spalanego gazu syntezowe£o moze podwyzszyc ^rartoisc opalowa pozostalego strumienia bogatego w tlenek, wegla. Ga* ayntezowy o Wartosci opalówef 11 200 kj/as^ pfr *stwiie«ta wodoru ma wartosc opalowa 12O00KJ/m3.Zdolnosc procesu wedlug wynalazku do wytaiesnege uzytk^wanlo gaiztf stynt«zow«g# # ptl&jm &#mte lub stftjrtiieifia feogatigt* W tfenek W^gla fak& pa^w**1 daje 10 zalete moznosci odzyskiwania cenniejszego skladnika wodorowego gazu syntezowego bez ponoszenia strat wskutek degradacji pozostalego strumienia bogatego w tlenek wegla. Pozostaly strumien bogaty w tlenek 5 wegla moze byc stosowany bezposrednio jako paliwo procesowe, bez poddawania operacji podwyzszania jakosci.Sposób, w jaki uzyskuje sie nieoczekiwane pódwyzv szenie sprawnosci w zintegrowanym procesie uplyn4- niania-zgazowania wegla wedlug wynalazku jest wyja¬ sniony szczególowo w nawiazaniu do wykresu z fig. 1.Fig. 1 wykazuje, ze sprawnosc cieplna zintegrowac nego procesu Uplynniania-zgazowania wegla wytwa* 16 rzajacego jedynie ciekle i gazowe paliwo jest Wyzsz* od sprawnosci Samego prooedu* zgazcfWania. tfetfwytstA sprawnosc osiaga sie, gdy strefa uplynniania wytwarza normalnie staly* rozpuszczony wegiel z wyd#no$ei$ posrednia, a calosc tego produktu fest zttfytkowywatt* 20 w strefie zgazowania. Posrednia wartosc nór&alnie stalego, rozpuszczonego wegla uzyskuje si* sto^ttj^ recyrkulacje jzawsjaiiufo dzieki katalitycznemu tfektoWi zawartych w nidf skladników mmerahfyeh i rfiofliwosci dalsiej reakcji rozpuszczonego Wegla* Sprawnosc cie^mt U zintegrowanego procesu bylaby nizsza #d ftp*aWMtisci samego procesu zgazowania, gdyby operacja uplynniania byla tak ntalo intensywna, a ilosc stalego wegla Prze¬ kazywanego do zjazowani* ta* Wysoka* ze ilosc wytWG* rzonago wodoru i gazu syntezowego zfliozttid fcrze** II kraczaiaby mozliwosc ich zuzytkwywania W s*rlicj instalacji) w takim bowiem pizypadfctt proces bylby podobny do bezposredniego zgazowania wegla. Jtffófi natomiast intensywnosc procesu uplynniania bylaby tak duza, a ilosc stalego wggla przekazywanego do zga- w zowywania tak mala, ze ilosc wytworzonego Wodoru nie pokrywalaby zapotrzebowania procesu (Wytwarza¬ nie wodoru fest podstawowym zadaniem zgazowania), braki wodoru musialyby byc pokryte z innych zro^ef.Jedynym innym praktycznym zródlem wodoru w pro* «• ceare bylby refortning para Wodna lzejszych gazów, jak metan fob produktów Cieklych ze strefy uprynniania.Jednakze taki sposób postepowania spowodowalby zTnritefszetrie dgóinej sprawnosci, poniewaz obejmowalby prowadzona W znacznym zakresie konwersje metanu 49 óo wodoru i z pówfotern, có poza tym mogloby byc tfUdne do przeprowadzenia.Sprawnosc cieplna zintegrowanego procesu wedlwg wynalazku oblicza sie z energii wprowadzonej do pro* 50 cesu i uzyskanej z niego. Energia uzyskana z procesu jest równa cieplu spalania (w kilkokaloriach) wszystkich paliw odprowadzonych z procesu. Energia wprowadzona jest równa sumie ciepla spalania Wprowadzonego do- procesu wegla* ciepia spalania paliw wprowadzonych do 5l procesu ze zródel zewnetrznych i eiepla? potrzebnego wytworzenia doprowadzonej energii elektrycznej.Jezeli przyjmie r.ie, ze ftpfawtftfsc wytWafUtifc erisrlri elektrycznej wynosi 34%, te* depta wymagani do\ wy¬ tworzenia* doptoWadzoriet energii efektryczrtet feSt 6f równowaznikiem eiepinymf ettetgri deitryezrief rtecTzte- ldflym fim. 0,34. W erbficzerihi cietfte s^alatrra" przyf- mu^e &k ie ^afiwo^jeat strchc, a cieplo' zdarte W4 W^tfdzfe powstaj^el W wyrf*ti! feóftcjr wttdóftt z rfetfetn feSf od^^kliwa§e* ^rzez Ukttiphstd*. SpmttkAc Ogofn^ ntoifia. 65 wyfiezyd z na^te^af^cegb* WzOrU:124 862 11 Energia uzyskana Sprawnosc =— : - = Energia wprowadzona Cieplo zawarte we wszystkich odprowadzonych pali¬ wach ieplo zawar- ' w weglu isilajacym _ + [Cieplo zawar¬ te w paliwie doprowadzo¬ nym spoza .procesu + Cieplo wyma-1 gane do wy¬ tworzenia ku¬ pionej energii .elektrycznej J Calosc surowego wegla wprowadzonego do procesu jest proszkowana i mieszana z zawracana do obiegu goraca zawiesina zawierajaca rozpuszczalnik. Zawracana do obiegu zawiesina jest znacznie bardziej rozcienczona niz zawiesina wprowadzana do strefy zgazowania, poniewaz nie jest poddawana destylacji prózniowej i zawiera znaczna ilosc goracej (193—454°C) cieczy destylatowej, która spelnia role rozpuszczalnika. Na jedna czesc surowego wegla stosuje sie 1—4, korzystnie 1,5—2,5 czesci wagowych zawracanej do obiegu za¬ wiesiny. Zawiesine, wodór i surowy wegiel przepuszcza sie przez opalana strefe rurowego podgrzewacza wstep¬ nego, a nastepnie wprowadza do reaktora lub strefy rozpuszczania. Stosunek wodoru do surowego wegla wynosi 0,62 do 2,48, korzystnie 0,93 do 1,86 m3/kg.W podgrzewaczu wstepnym temperatura reagentów stopniowo wzrasta, osiagajac na wyjsciu 360 do 438, korzystnie 371 do 404°C W tej temperaturze wegiel jest czesciowo rozpuszczony i rozpoczynaja sie egzo¬ termiczne reakcje uwodorniania i hydrokrakingu. Cieplo powstajace w tych egzotermicznych reakcjach w czlonie rozpuszczajacym jest dokladnie przemieszane i ma ogólnie równomierna temperature. Podwyzsza ono dalej temperature reagentów do 427—482, korzystnie 449— —466 °C. Czas rezydencji w strefie rozpuszczania jest dluzszy niz czas rezydencji w strefie podgrzewania wstepnego. Temperatura w czlonie rozpuszczania jest co najmniej o 11,1» 27,8, 55,5 lub nawet 111,1 °C wyzsza od temperatury na wylocie z podgrzewacza wstepnego.Cisnienie wodoru w etapach podgrzewania wstepnego i rozpuszczania wynosi 70 do 280, korzystnie 105 do 175 kg/cm2. Wodór jest dodawany do zawiesiny w jed¬ nym lub w kilku punktach. Co najmniej czesc wodoru jest dodawana do zawiesiny przed wejsciem do pod¬ grzewacza wstepnego. Dodatkowy, wodór moze byc doprowadzany miedzy podgrzewaczem wstepnym a czlo¬ nem rozpuszczajacym i/lub w samym czlonie rozpusz¬ czajacym. Wodór jest doprowadzany do czlonu roz¬ puszczajacego w róznych punktach, w miare potrzeby, dla utrzymania temperatury na poziomie, na jakim intensywnosc reakcji koksowania jest mala.Poniewaz generator zgazowujacy korzystnie pracuje pod cisnieniem i jest dostosowany do przyjmowania i przetwarzania zawiesiny, wycieki dolowe z kolumny prózniowej stanowia dla niego idealny material zasila¬ jacy i nie musza byc uprzednio poddawane konwersji weglowodorów lub innej obróbce.Przykladowo, nie nalezy poddawac VTB koksowaniu przedluzonemu lub w zlozu fluidalnym przed wprowa¬ dzeniem do generatora, dla uzyskania destylatu kok¬ sowniczego, poniewaz wytworzony koks wymagalby przetworzenia w zawiesine wodna, by ponownie uzyskac postac odpowiednia do wprowadzania do generatora.Generatory przyjmujace paliwo, stale wymagaja me¬ chanizmu zasilajacego z lejem odcinajacym i dlatego 12 sa bardziej skomplikowane niz generatory dostosowane do zasilania zawiesina. Ilosc wody wymaganej do wy¬ tworzenia odpowiedniej i nadajacej sie do pompowania zawiesiny koksu jest znacznie wieksza od ilosci, która 5 powinna byc wprowadzona do generatora. Zawiesina wprowadzana do generatora zasadniczo nie zawiera wody, choc woda lub para wodna w regulowanej ilosci sa doprowadzane do generatora, niezaleznie od zasilaja¬ cej zawiesiny, dla wytworzenia CO i H2 w endotermicz- 10 nej reakcji. Reakcja ta pochloania cieplo, podczas gdy reakcja weglowego zasilania z tlenem, prowadzaca do CO, wyzwala cieplo. procesie zgazowania, w którym produktem poza¬ danym jest nie CO lecz H2, np. gdy po zgazowaniu 15 przeprowadzana jest reakcja konwersji, metanizacji lub wytwarzania metanolu, wprowadzanie duzej ilosci wody moze byc korzystne. Jednakze w procesie wedlug wy¬ nalazku, gdzie znaczna ilosc gazu syntezowego jest zuzytkowywana jako. paliwo, wytwarzanie wodoru nie 20 ma duzej przewagi nad wytwarzaniem CO, poniewaz H2 i CO maja w przyblizeniu takie same cieplo spalania.Tak wiec w procesie wedlug wynalazku generator moze pracowac w podwyzszonej temperaturze, podanej ponizej, która sprzyja prawie calkowitemu utlenianiu 25 weglowego zasilania, choc wysoka temperatura powo- diije, ze stosunek H2 do CO w gazie syntezowym jest mniejszy od jednosci, korzystnie mniejszy niz 0,8 lub 0,9, a jeszcze korzystniej mniejszy niz 0,6 lub 0,7.Poniewaz generatory zwykle nie sa zdolne do utle— 30 niania calosci doprowadzanego do nich paliwa weglo¬ wodorowego i czesc tego paliwa zawsze jest tracona jako koks w odprowadzanym zuzlu, pracuja one z wyz¬ sza sprawnoscia przy zasilaniu weglowodorami w stanie cieklym niz w przypadku zasilania stalym materialem 35 weglowodorowym, jak koks. Poniewaz koks jest stalym, zdegradowanym weglowodorem, nie moze byc zga- zowywany ze sprawnoscia zblizona do 100%, jak ciekle zasilanie weglowodorowe i wieksze sa straty materialu weglowego w stopionym zuzlu powstajacym w genera- 40 torze niz w przypadku zasilania materialem cieklym.Niezaleznie od tego, jaki material zasila generator, utlenianiu tego materialu sprzyja wysoka temperatura generatora.W sposobie wedlug wynalazku maksymalna tempera- 45 tura w generatorze wynosi 1204 do 1982 °Q, korzystnie 1260 do 1760°C, a najkorzystniej 1316 do 1371 °C.W takiej temperaturze mineralna pozostalosc przyjmuje postac stopionego zuzla, który jest odprowadzany od dolureaktora. ( 50 Stosowanie czlonu koksujacego miedzy strefa roz¬ puszczania a stiefa zgazowania obnizaloby sprawnosc zintegrowanego procesu. Czlon koksujacy przetwarza normalnie staly, rozpuszczony wegiel w paliwo desty- latowe i gazowe weglowodory, przy duzej wydajnosci 55 koksu. Strefa rozpuszczania równiez przetwarza nor¬ malnie staly, rozpuszczony wegiel w paliwo destylatowe i gazowe weglowodory, lecz z minimalna wydajnoscia koksu. Poniewaz strefa rozpuszczania sama moze wy¬ tworzyc normalnie staly, rozpuszczony wegiel w iloscf 60 wymaganej do uzyskania optymalnej sprawnosci cieplnej w zintegrowanym sposobie wedlug wynalazku, nie jest wymagany etap koksowania miedzy strefami uplynnia¬ nia i zgazowania.Przeprowadzenie wymaganej reakcji w jednym etapie 65 procesowym z minimalna wydajnoscia koksu jest124 862 13 bardziej efektywne niz zastosowanie dwóch etapów.Wedlug wynalazku, sumaryczna wydajnosc koksu, który wystepuje jedynie w postaci niewielkiego osadu w czlonie rozpuszczajacym, wynosi znacznie ponizej 1% wagowego, w odniesieniu do zasilajacego wegla, zwykle mniej niz 0,1% wagowego.Proces uplynniania wytwarza znaczna ilosc sprzedaz¬ nego paliwa cieklego i gazowych weglowodorów. Ogólna wydajnosc cieplna jest wyzsza w warunkach wytwarza¬ nia znacznych ilosci gazowych weglowodorów jak i paliw cieklych niz w przypadku warunków odpowied¬ nich do wytwarzania wylacznie gazowych lub wylacznie cieklych weglowodorów. Przykladowo, strefa uplynnia¬ nia winna wytwarzac co najmniej 8 lub 10% wagowych gazowych paliw CL do C4 i co najmniej 15 do 20% wagowych destylatowego paliwa cieklego (193 do 454 °C), w odniesieniu do wprowadzanego wegla. Mieszanine metanu i etanu odzyskuje sie i f.przedaje jako gaz sie¬ ciowy. Mieszanine propanu i butanu odzyskuje sie i sprzedaje jako gaz ciekly (LPG). Oba te produkty s-a paliwami wysokogatunkowymi. Odzyskany z procesu olej opalowy o temperaturze wrzenia 193 do 454 °C jest wysokogatunkowym paliwem kotlowym. Jest on zasadniczo wolny od substancji nieorganicznej i zawiera mniej niz okolo 0,4 do 0,5 % wagowych siarki. Strumien weglowodorów Cs do wrzacych w 193 °C moze byc przetwarzany, przez odróbke i reforming, w wysoko¬ gatunkowe benzyny. Siarkowodór jest odzyskiwany z odpadów procesowych w ukladzie usuwania gazowych skladników kwasnych i przetwarzany w siarke pier¬ wiastkowa.Zalety wynalazku sa zilustrowane na fig. 1, przed¬ stawiajacej krzywa sprawnosci cieplnej zintegrowanego procesu uplynniania zgazowywania wegla, na przy¬ kladzie bitumicznego wegla z Kentucky, przetwarza¬ nego w temperaturze czlonu rozpuszczajacego 427 do 460 °G i pod cisnieniem wodoru w tym czlonie 1,17 MPa.Temperatura w czlonie rozpuszczajacym jest wyzsza od maksymalnej temperatury w podgrzewaczu wstep¬ nym. Surowy wegiel jest wprowadzany do strefy uplyn¬ niania z ustalona szybkoscia, a mineralna pozostalosc zawracana do obiegu w zawiesinie z cieklym rozpusz¬ czalnikiem destylatowym i normalnie stalym, rozpusz¬ czonym weglem, z szybkoscia tak dobrana, by utrzymac sumaryczna zawartosc skladników stalych w zasilajacej zawiesinie na poziomie 48% wagowych, która to war¬ tosc jest bliska wartosci maksymalnej, dopuszczalnej ze wzgledu na pompowalnosc zawiesiny (okolo 50 do 55% wagowych).Fig. 1 przedstawia zaleznosc sprawnosci cieplnej zintegrowanego procesu od wydajnosci rozpuszczonego wegla 454°C + , który jest staly w temperaturze poko¬ jowej. Wielkosc ta obejmuje mineralna pozostalosc, zawierajaca nierozpuszczona substancje organiczna oraz wycieki dolowe z kolumny prózniowej, uzyskane ze strefy uplynniania. Wycieki dolowe z kolumny próznio¬ wej sa jedynym weglowym zasilaniem strefy zgazowania.-Sa one przekazywane bezposrednio do strefy zgazo¬ wania, bez obróbki posredniej. Ilosc normalnie stalego, rozpuszczonego wegla w wyciekach dolowych z ko¬ lumny mozna zmieniac, zmieniajac temperature, cisnie¬ nie wodoru lub czas rezydencji w strefie rozpuszczania lub stosunek zasilajacego wegla do zawracanej do obiegu mineralnej pozostalosci. Ze zmiana ilosci rozpuszczo¬ nego wegla 454 °C+ w wyciekach dolowych z kolumny 14 prózniowej automatycznie zmienia sie sklad zawracanej do obiegu zawiesiny. Krzywa A jest krzywa sprawnosci cieplnej zintegrowanego procesu uplynniania-zgazo- wania. Krzywa B przedstawia sprawnosc cieplna typo- 5 wego procesu samego zgazowania, a punkt C przed¬ stawia obszar maksymalnej sprawnosci cieplnej procesu zintegrowanego, który w przedstawionym przykladzie lezy okolo 72,4%.Uklad zgazowania z krzywej B obejmuje strefe utle- 10 niania, wytwarzajaca gaz syntezowy, reaktor konwer¬ tujacy, jednostke, w której usuwa sie kwasne skladniki gazowe z konwertowanej w bogaty w wodór strumien czesci gaz syntezowego, oddzielna jednostke do usu¬ wania gazów kwasnych z tej czesci gaz syntezowego, 15 która jest stosowana jako paliwo oraz konwertor i reaktor metanizujacy, przeprowadzajace pozostaly gaz syntezo¬ wy w gaz sieciowy. Sprawnosc cieplna ukladu zgazo¬ wania obejmujacego strefe utleniania, reaktor kon¬ wertujacy i reaktor metanizujacy wynosi zwykle 50 20 do 65% i jest nizsza od sprawnosci cieplnej procesu uplynniania o umiarkowanej wydajnosci normalnie stalego, rozpuszczonego wegla.Czlon utleniajacy w ukladzie zgazowania wytwarza gaz syntezowy jako produkt pierwotny. Jak wyzej 25 wskazano, poniewaz gaz syntezowy zawiera tlenek wegla, nie jest paliwem sprzedaznym i dla przetworzenia w paliwo sprzedazne wymaga konwersji hydrogena- tywnej lub konwersji w metanol. Tlenek wegla nie tylko jest toksyczny, lecz przy tym ma niska wartosc opalowa, 30 co sprawia, ze koszta jego transportu sa niedopuszczalnie wysokie.Mozliwosc stosowania w procesie wedlug wynalazku calosci lub co najmniej 60% ciepla zawartego w H2 i CO obecnych w gazie syntezowym jako paliwa w samej 35 instalacji, bez stosowania hydrogenatywnej konwersji, przyczynia sie do podniesienia sprawnosci cieplnej zintegrowanego procesu wedlug wynalazku.Aby gaz syntezowy mógl byc stosowany jako paliwo w urzadzeniu wedlug wynalazku, musi byc ono wypo- 40 sazone w przewody do przekazywania gazu syntezowego lub czesci zawartego w nim CO do strefy uplynniania, po usunieciu kwasnych skladników gazu, a strefa uplynniania musi byc wyposazona w urzadzenia dostóso^ wane do spalania gazu syntezowego lub jego bogatej 45 w tlenek wegla czesci, bez poddawania -obróbce hydro¬ genatywnej. Jezeli ilosc gazu syntezowego nie jest wystarczajaca do pokrycia calosci zapotrzebowania procesu na paliwo, to instalacja musi byc wyposazona w urzadzenia do transportowania innego paliwa, wy- 50 twarzanego w strefie rozpuszczania, jak wyzsze weglo¬ wodory, LPG lub paliwa gazowe, jak metan lub etan, do urzadzen spalajacych w procesie, dostosowanych do zasilania takim paliwem.Z fig. 1 wynikaj ze sprawnosc cieplna zintegrowanego 55 procesu przy wydajnosci rozpuszczonego wegla po¬ wyzej 45% nie jest wyzsza od sprawnosci uzyskiwanej w samymzgazowaniu. ' Jak wskazano na fig. 1, brak recyrkulacji mineralnej pozostalosci, katalizujacej reakcje uplynniania w pro- 60 cesie uplynniania powoduje Wzrost wydajnosci roz¬ puszczonego wegla 454°C+ do okolo 60%, w odnie¬ sieniu do wegla wprowadzonego do procesu.Fig. 1 wskazuje, ze zawracanie do obiegu mineralnej pozostalosci powoduje obnizenie wydajnosci rozpusz-t \ 65 czonego wegla 454°C+ do 20—25%, co odpowiada '124 862 obszarowi maksymalnej sprawnosci cieplnej zintegroi- wancgo procesu, Zawracajac mineralna pozostalosc 4p obiegu, mo*na uzysfcac dokla^ regulacje wydaj¬ nosci rozpuszczonego wegla 454 °C + , dla optymalizacji sprawnosci cieplnej) przez dobór temperatury, cisnienia Wodo?u, czasu rezydencji i /lub stosunku zawracanej zawiesiny do zasilajacego wegla, przy utrzymywaniu stalego poziomu skladników stalych w zasilajacej za¬ wiesinie- Punfct Qj na krzywej A jest punktem chemicznego bilan&u wodoru dla zintegrowanego procesu. Przy wycjajnosci rozpuszczonego wegla 454 °C+ = 15% (punk; Dt% generator zgazowujacy wytwarza wodór w iloM dokladnie odpowiadajacej zapotrzebowaniu procesu uplynniania. Sprawnosc cieplna przy wydaj¬ nosci rozpuszczonego wegla 454°C+ odpowiadajacej PUt*towt Pi je*t taka sama jak sprawnosc przy wyzszej wydajnosci rozpuszczonego wegla, odpowiadajacej punk¬ towi J?a.Przy prowadzeniu procesu w zakresie nizszej wydaj¬ nosci punktu Pj strefa rozpuszczania musi byc sto-r sunkowo duza dla uzyskiwania odpowiedniego stopnia tydrc£rakinju, a strefa zagazowania bedzie stosunkowo rnala, z powodu stosunkowo malej ilosci wprowadzonego do niej materialu wegUstego, przy prowadzeniu procesu w zakresie punktu Da strefa rozpuszczania bedzie stosunkowo mala, z powodu zmniejszonego hydrokrakingUj wymaganego w punkcie D39 J$cz stosunkowo duza bedzie strefa zgazowania.W zakresje miedzy punktami V% i Da, strefy rozpusz- czania i zgazowania beda wzglednie wywazone, a spraw¬ nosc cieplna zblizona do maksymalnej.Punkt Ej na krzywej A jest punktem bilansu proceso¬ wego wo4oru, obejmujacego straty wodom w procesie.Punkt Ei wskakuje ilosc rozpuszczonego wegla 454 °C+, jaka musi byc wytworzona i przekazana do strefy zga¬ zowania, dla wytworzenia wodoru w ilosci odpowiadaja¬ cej zapotrzebowaniu procesu i pokrywajacej straty w cieklych i gazowych strumieniach produktu. Przy stosunkowo duzej ilosci rozpuszczonego wegla 454 °C + w punkcie E2 sprawnosc cieplna jest taka sama jak w punkcie EL. W warunkach punktu Et wielkosc czlonu rozpuszczajacego bedzie stosunkowo duza, dla uzyska¬ nia wymaganego W tym punkcie wyzszego stopnia hydrokrakingu, a wielkosc generatora zgazowujacego bedzie odpowiednio stosunkowo mala. Z drugiej strony* w warunkach punktu Jl2 wielkosc czlonu rozpuszczania bedzie stosunkowo mala, z powodu nizszego stopnia hydrokrakingu, a wielkosc generatora zgazowujacego atatjii&ow^t duza, Strefy rozpuszczania i zgazowania beda^ miaiy wziriednie zrównowazona wielkosc miedzy pujakfajtH li i E, (tzn. miedzy wydajnoscia rozpusz¬ czonego wegla 454°C+ okolo 17,5 i 27% wagowych), a w $ej,tfatgia posledniej sprawnosc cieplna jest naj- W nnakeie 3Lj»Mwi EiEb wydajnosc rozpuszczonego wegla 454°C + bedzie dokladnie odpowiadac zapo¬ trzebowaniu procesu na wodór i paliwo, Miedzy punk¬ tami Ex i X cakrfc rozpuszczonego wegla 45/49C+ nic zu^ytfcowywana do wytwarzania wodoru ml au^ytko- wywana Jako paliwo w procesie, a wiec hydrogena- tywna konwersja gazu syntezowego nic jea$ wymagana i sprawnosc cielna jest wysoka*, W zakresie miedzy punktami X i Ex nie caly nadi&is* rozpuszczonego w|rtg-.4M°C+. rnoz.c byc; z^zytkowywany w peabocc 16 i jego czesc wymaga dalszej konwersji, w celu sprzedazy W postaci gazu Sieciowego.Fig* 1 wykazuje, ze sprawnosc cieplna zintegrowanego procesu wzrasta ze wzrostem ilosci gazu syntezowego 5 dostepnego jako paliwo i osiaga maksimum w punkcie Y, w którym gaz syntezowy jest wytwarzany w ilosci dokladnie odpowiadajacej calkowitemu zapotrzebowaniu, procesu na paliwo. W punkcie Y sprawnosc zaczyna sie zmniejszac, poniewaz gaz syntezowy jest wytwarzany io w ilosci wiekszej niz moi© byc zuzytkowywana jako* paliwo w procesie- i poniewaz od punktu Y konieczny staje sie reaktor metanizujacy, przetwarzajacy nadmiar gazu syntezowego w gaz sieciowy.Fig, 1 wskazuje, ze charakteryzujaca wynalazek zwiek- 15 szona sprawnosc cieplna uzyskuje sie, gdy ilosc roz¬ puszczonego wegla 454°C+ wystarcza do wytworzenia jakiejkolwiek iloiei* np. od okolo 5, 1& lub 20 do okolo* 90 lub 100% paliwa zuzytkowywanego w procesie.Z fig. 1 wynika równiez, ze zwiekszona sprawnosc 2e utrzymuje sie, aczkolwiek w mniejszym stopniu, gdy wiekszosc gazu syntezowego jest stosowana, bez meta- nizacji, do pokrycia zapotrzebowania procesu na paliwo a ograniczony jego nadmiar wymaga metanizacji dla uczynienia go sprzedaznym. Gdy ilosc wytworzonego- 25 gazu syntezowego wymagajacego metanizacji staje sie nadmierna, jak wskazano w punkcie Z, korzysci pod¬ wyzszenia sprawnosci cieplnej wedlug wynalazku zo¬ staja utracone. Nalezy zwrócic uwage, ze podwyzszenie sprawnosci cieplnej przemyslowej instalacji wedlug 30 wynalazku o 1% moze dac oszczednosci roczne rzedu 10 milionów dolarów. proces uplynniania winien byc prowadzony w takich warunkach, by ilosc wytworzonego normalnie stalego rozpuszczonego wegla 454°C+ wynosila, w odniesieniu 35 do suchego wegla wprowadzanego do procesu, 15 do 40, korzystnie 15 do 30, a jeszcze korzystniej 17 do- 27%, co daje wynikajaca z wynalazku korzysc pod¬ wyzszenia sprawnosci cieplnej.Jak wyzej stwierdzono, sumaryczne zapotrzebowanie 40 procesu na energie, w przeliczeniu na energie cieplna, winno byc w co najmniej 5, 10, 20 lub 30, do 100% pokrywane gazem syntezowym wytwarzanym z ma¬ terialu wprowadzanego do strefy generatora zgazowuja¬ cego* a w pozostalej czesci paliwem wytwarzanym- 45 w strefie uplynniania i/lub energia doprowadzana spoza procesu, jak energia elektryczna. Korzystne jest, gdy ta czesc paliwa zuzytkowywanego w instalacji, która nie jest gazem syntezowym, pochodzi z procesu uplyn¬ niania, a nie z surowego wegla, poniewaz uprzednia 5o obróbka wegla w procesie uplynniania umozliwia wyekstrahowanie z niego cennych frakcji przy pod¬ wyzszonej sprawnosci zintegrowanego procesu.Jak wyzej przedstawiono, wysoka sprawnosc cieplna jest zwiazana z umiarkowana wydajnoscia normalnie 55 stalego* rozpuszczonego wegla, a ta z kolei jest zwiazana, z umiarkowanymi warunkami uplynniania. W umiarko^ wanych warunkach wydajnosc gazowych weglowodorów- i pauw cieklych ze strefy uplynniania jest znaczna* Warunki takie nie sprzyjaja bardzo; wysokiej i bardzo 66 niskiej \ wydajnosci normalnie stalego, rozpuszczonego wegla.Jak wskazano* umiarkowane warunki, dajaca sto¬ sunkowo wywazona mieszanine gazowych weglowo¬ dorów oraz cieklego i stalego wegla w strefie rozpusz- u czania wymagaja instalacji o odpowiednio wywazonych^124 862 17 18 posrednich wielkosciach stref rozpuszczania i zgazo- wsnia.W przypadku wlasciwego zrównowazenia wielkosci Stref rozpuszczania i zgazowania, generator zgazowujacy bedzie wytwarzac wiecej gazu syntezowego niz wynika x zapotrzebowania procesu na wodór. Taki zrówno¬ wazony proces wymaga instalacji z urzadzeniami do przekazywania strumienia gazowego, po usunieciu z gazu syntezowego skladników kwasnych, do strefy uplynniania lub innego punktu lub punktów w procesie, gdzie istnieja urzadzenia dostosowane do spalania gazu syntezowego lub bogatej w tlenek wegla czesci tego gazu* jako paliwa procesowego.Ogólnie, spalanie gazu syntezowego lub tlenku wegla wymaga palników innego typu niz stosowane do spa¬ lania gazowych weglowodorów. Tylko w takiej instalacji matni uxy&k*c_ optymalna. sptawnoac cieplna* Dla tej przyczyny ta cecha wynalazku jest krytyczna, jezeli ma byc uzyskana optymalizacja sprawnosci cieplnej wedlug zmiarkowana i stosunkowo wywazona operacje, jak opisana, najlatwiej uzyskuje sie dopuszczajac do ustalenia sie w czlonie rozpuszczania warunków reak¬ cyjnych odpowiednich dla tego urzadzenia, nie ograni¬ czajac reakcji i nie prowadzac jej z nadmierna inten¬ sywnoscia* Przykladowo, reakcje hydrokrakingu nie powinny byc prowadzone z nadmierna intensywnoscia, tak, by normalnie staly, rozpuszczony wegiel byl wytwarzany w bardzo malej ilosci lub wcale nie byl wytwarzany.Z drugiej strony, reakcje hydrokrakingu nie powinny byc. nadmiernie ograniczane, poniewaz przy bardzo wysokiej wydajnosci normalnie stalego, rozpuszczonego wegla silnemu zmniejszeniu uleglaby sprawnosc pro¬ cesu. Poniewaz reakcje hydrokrakingu sa egzotermiczne, nalezy dopuscic do naturalnego wzrostu temperatury ^w czlonie rozpuszczania powyzej temperatury pod¬ grzewacza wstepnego. Jak wyzej wskazano, niedopusz¬ czenie do takiego wzrostu temperatury wymagaloby doprowadzenia znacznie wiekszej ilosci wodoru niz wymagana w przypadku dopuszczenia do jej wzrostu.To z kolei obnizyloby sprawnosc cieplna, gdyz ilosc wytworzonego H2 znacznie przewyzszalaby wymagania procesu, a ponadto konieczne byloby wydatkowanie energii na sprezenie nadmiaru wodoru. Wystapieniu róznicy temperatury miedzy strefami podgrzewania wstepnego i rozpuszczania mozna by zapobiec pod¬ wyzszeniem temperatury w podgrzewaczu wstepnym, lecz wymagaloby to uzycia nadmiaru paliwa w strefie podgrzewacza wstepnego.Jak wynika z powyzszego, kazde ur.ilowanie utrzy¬ mania podgrzewacza wstepnego i czlonu rozpuszczania w tej samej temperaturze byloby przeciwne naturalnej tendencji reakcji rozpuszczania i obnizyloby sprawnosc cieplna procesu.Mineralna pozostalosc wytwarzana w procesie sta* sowi katalizator uwodorniania i hydrokrakingu. Za¬ wracanie jej do obiegu, w celu zwiekszenia jej stezenia* powoduje zwiekszenie szybkosci reakcji samorzutnych, co skraca czas rezydencji w czlonie rozpuszczania i/lub zmniejsza wymagana wielkosc strefy rozpuszczania.Mineralna pozostalosc jest zawieszona w produkcie w postaci bardzo drobnych czastek, wielkosci 1 do 20 mikrometrów* Mala wic&osc czastek przypuszczal¬ nie mai korzystny wplyw na czynnosc- katalityczna.Zawracanie katalitycznego materialu do obiegu znacz¬ nie ogranicza ilosc wymaganego rozpuszczalnika. Z tego powodu zawracanie mineralnej pozostalosci procesowej w zawiesinie w cieklym rozpuszczalnika destylatowym, 5 w ilosci wystarczajacej do zapewnienia wlasciwej rów¬ nowagowej czynnosci katalitycznej, ma korzystny wplyw na sprawnosc cieplna procesu* Katalityczne i inne efekty zwiazane z zawracaniem do obiegu mineralnej pozostalosci procesowej moga 10 zmniejszyc o o^olo polowe lub nawet w wiekszym stop¬ niu wydajnosc normalnie stalego, rozpuszczonego wegla w strefie uplynniania, poprzez reakcje hydro* krakingu oraz indukowanie zwiekszonego usuwania siarki i tlenu. 15 Jak wskazano na fig. 1, 20—25% wydajnosci roz¬ puszczonego wegla 454°C daje zasadniczo maksymalna sprawnosc cieplna w zintegrowanym procesie uplyn- nianie-zgazowywanie. Podobny stopien hydrokrakingu nie moze byc uzyskany przez samo doprowadzenie 20 czlonu rozpuszczania do podwyzszonej temperatury, bez wykorzystania w tym celu zachodzacych w nim reakcji egzotermicznych, poniewaz spowodowaloby to nadmierne koksowanie.Stosowanie katalizatora zewnetrznego w procesie 25 uplynniania nie jest równowazne zawracaniu do obiegu mineralnej pozostalosci, poniewaz wprowadzenie ze¬ wnetrznego katalizatora zwiekszyloby koszta procesu i skomplikowalo go, a przez to zmniejszylo jego spraw* nosc w stosunku do procesu prowadzonego z uzyciem 30 katalizatora powstajacego samorzutnie. Dla tej przy¬ czyny w procesie wedlug wynalazku nie stosuje sie katalizatora zewnetrznego.Jak juz wskazano, krzywa optymalizacji sprawnosci cieplnej z fig. 1 przedstawia zaleznosc sprawnosci 35 cieplnej od wydajnosci normalnie stalego, rozpuszczo¬ nego wegla i wymaga, by calosc uzyskanego normalnie stalego, rozpuszczonego wegla, bez wegla cieklego i gazowych weglowodorów, byla przekazywana do ge¬ neratora zgazowujacego. Dlatego nieodzowne jest sto* 40 sowanie w instalacji pracujacej wedlug opisanej krzywej optymalizacji prózniowej kolumny destylacyjnej, ko¬ rzystnie lacznie z kolumna pracujaca pod cisnieniem atmosferycznym, dla uzyskania calkowitego oddzielenia normalnie stalego, rozpuszczonego wegla od wegla 45 cieklego i gazowych weglowodorów. Sama kolumna atmosferyczna nie jest zdolna do calkowitego oddziele¬ nia cieczy destylatowej od normalnie stalego, rozpusz¬ czonego wegla. Kolumna atmosferyczna moze byc pominieta w procesie, jezeli to jest pozadane. Przekazy?, 50 wanie do generatora zgazowujacego cieklego wegla spowodowaloby obnizenie sprawnosci, poniewaz w prze¬ ciwienstwie do normalnie stalego, rozpuszczonego wegla, wegiel ciekly jest wysokogatunkowym paliwem* Wytwarzanie cieklego wegla pochlania wiecej wodoru 53 niz wytwarzanie normalnie stalego, rozpuszczonego wegla. Wzrost zawartosci wodoru w cieklym weglu bylby tracony w strefie utleniania, a ta strata powodo¬ walaby obnizenie sprawnosci procesu.Schemat operacyjny zintegrowanego procesu wedlug; 50 wynalazku jest przedstawiony na fig. 2. Wysuszony i sproszkowany surowy wegiel, który stanowi calosc zasilania procesu surowym weglem, jest przewodem 10 przekazywany do zbiornika mieszajacego zawiesine tt» gdzie jest mieszany z ftoiaca, zawierajaca rozpuszczalnik; ff zawiesina a procesu, plynaca w przewodzie 14. Zawic-124862 19 2tf tajaca rozpuszczalnik, zawracana do obiegu zawiesina (w zakresie 1,5—2,5 czesci wagowych na 1 czesc wa¬ gowa wegla) jest pompowana w przewodzie 16 za po¬ moca pompy tlokowej 18 i mieszana z obiegowym wodorem dochodzacym przewodem 20 oraz z wodorem uzupelniajacym dochodzacym przewodem 92, a na¬ stepnie przechodzi przez wstepny podgrzewacz rurowy 22, z którego przewodem 24 jest doprowadzana do czlonu rozpuszczajacego 26. Sto unek wodoru do za¬ silajacego wegla wynosi okolo 1,24 m3/kg.Temperatura reagentów na wylocie z podgrzewacza wstepnego wyno3i okolo 371 do 404 °C. W tej tempera¬ turze wegiel jest czesciowo rozpuszczony w obiegowym rozpuszczalniku i rozpoczynaja sie egzotermiczne reakcje uwodorniania i hydrokrakingu. Podczas gdy w pod¬ grzewaczu rurowym temperatura stopniowo wzracta, temperatura w czlonie rozpuszczajacym jest w zasadzie równomierna. Cieplo reakcji hydrokrakingu, zacho¬ dzacych w czlonie rozpuszczajacym, podwyzsza tem¬ perature reagentów do 449—446 °C. Temperatura reakcji i lagodzenie przebiegu reakcji egzotermicznych sa dokonywane injekcja, w róznych punktach czlonu rozpuszczania, wodoru doprowadzanego przewodem 28.Wyciek z czlonu rozpuszczajacego przewodem 29 dochodzi do ukladu separacyjnego para/ciecz 30.Odbierany z separatora od góry strumien goracych par jest oziebiany w szeregu wymienników ciepla i dodatko¬ wych separatorów para/ciecz i odbierany- przewodem 32. Ciekly destylat z separatorów przewodem 34 do¬ chodzi do pracujacej pod cisnieniem atmosferycznym kolumny frakcjonujacej 36. Nie skroplony gaz w prze¬ wodzie 32, zawierajacy nie przereagowany wodór, metan i inne lekkie weglowodory oraz H2S i C02 prze¬ chodzi do jedno.Ttki usuwajacej kwasne skladniki gazu 38, w której zostaja zatrzymane H2S i C02. Odzyskany siarkowodór jest przeprowadzany w siarke pierwiastko¬ wa, która jest odprowadzana z procesu przewodem 40.Czesc oczyszczonego gazu jest przekazywana przewodem 42 do dalszego przerobu w kriogenicznej jednostce 44, dla usuniecia znacznej ilosci metanu i etanu, które jako gaz sieciowy sa odprowadzane przewodem 46 oraz propanu i butanu, które jako LPG sa odprowa¬ dzane przewodem 48. Oczyszczony wodór (czystosc 90%) odprowadzany przewodem 50, po zmieszaniu z pozostalym gazem z etapu usuwania skladników kwasnych z przewodu 52 stanowi obiegowy wodór procesu.Ciekla zawiesina z separatorów para/ciecz 30 prze¬ chodzi przewodem 56 i rozdziela sie na dwa glówne strumienie, 58 i 60. Strumien 58 stanowi obiegowa zawiesine, Zawierajaca rozpuszczalnik, normalnie staly, rozpuszczony wegiel i katalityczna mineralna pozosta¬ losc. Ki*^ zawracana do obiegu czesc zawiesiny prze¬ chodzi przewodem 66 do pracujacej pod cisnieniem atmosferycznym kóhtmny frakcjonujacej 36, w której nastepujeJ rozdzielenie glównych produktów procesu.' W kolumnie frakcjonujacej 36 zawiesina jest podda¬ wana destylacji pod cisnieniem atmosferycznym. Gór¬ nym przewodem 62 odprowadza sie strumien lzejszych weglowodorów, przewodem 64 strumien sredniego destylatu, a przewodem 6ff strumien dolowy. Strumien dolowy przewodem 66 jest doprowadzany do prózniowej kohimny destylacyjnej 68. Temperatura zasilania ukladu frakcjonujacego jest utrzymywana na tak wysokim poziomie, ze dodatkowe jego podgrzewanie nie jest konieczne, poza ogrzewaniem przy rozruchu instalacji^ Mieszanina oleju opalowego z atmosferycznej kolumny w przewodzie 64 i sredni destylat odzyskiwany z ko¬ lumny prózniowej przewodem 70 stanowia wiekszosc 5 oleju opalowego uzyskiwanego w procesie. Produkt ten jest odprowadzany przewodem 72. Strumien w prze¬ wodzie 72 zawiera destylatowy olej opalowy o tempera¬ turze wrzenia 193—454 °C. Jego czesc moze byc za¬ wracana do zbiornika mieszajacego zawiesine zasilajaca ie 12, przewodem 73, dla regulacji stezenia skladników stalych w zawiesinie zasilajacej i stosunku wegiel/roz¬ puszczalnik. Strumien powrotny 73 nadaje procesowi elastycznosc, umozliwiajac zmiane stosunku rozpusz¬ czalnika do zawracanej do obiegu zawiesiny, tak, ze 15 stosunek ten nie jest ostatecznie ustalony w procesie stosunkiem skladników w przewodzie 58. Moze on równiez poprawic pompowalnosc zawiesiny* ? Wycieki dolowe z kolumny prózniowej, zawierajace calosc normalnie stalego, rozpuszczonego wegla oraz 20 nierozpuszczona substancje organiczna i nieorganiczna, nie zawierajace cieczy destylatowej i gazowych weglo¬ wodorów, przekazuje sie przewodem 74 do strefy zga- zowania z czesciowym utlenieniem 76. Poniewaz ge¬ nerator zgazowujacy 76 jest dostosowany do przyjmo- 25 wania i przetwarzania strumienia zawierajacego za¬ wiesine weglowodorowa, nie jest konieczne stosowanie konwersji weglowodorów miedzy kolumna prózniowa 68 i generatorem zgazowujacym 76, jak koksowanie, które niszczyloby zawiesine i powodowalo koniecznosc 30 ponownego sporzadzania zawiesiny w wodzie. Ilosc wody wymaganej do sporzadzania zawiesiny koksu jest wieksza od ilosci wody normalnie wymaganej w generatorze zgazowujacym, tak wiec sprawnosc generatora zostalaby zmniejszona o cieplo tracone na 35 odparowanie nadmiaru wody. Wolny od azotu tlen do generatora 76 jest wytwarzany w tlenowni 78 i prze¬ kazywany do generatora przewodem 80. Para wodna do generatora jest doprowadzana przewodem 82. Calosc mineralnej zawartosci zasilajacego wegla jest odpro- 40 wadzana z procesu jako obojetny zuzel przewodem 84, od dolu generatora 76. Czesc gazu syntezowego wy¬ tworzonego w generatorze 76 przechodzi przewodem 86 do reaktora konwertujacego 88, w którym nastepuje konwersja pary wodnej i CO do H2 i C02. Po przejsciu 45 przez strefe usuwania kwasnych skladników gazu 89, zatrzymujacej H2S i C02, oczyszczony wodór (czystosc 90 do 100%) jest sprezany do cisnienia procesowego, za pomoca sprezarki 90 i przewodem 92 przekazywany jako wodór uzupelniajacy do stref podgrzewania wstep- 50 nego 22 i rozpuszczania 26. Jak wyzej wyjasniono, cieplo powstajace w strefie zgazowania 76 nie jest traktowane jako energia zuzytkowywana w procesie lecz jako cieplo reakcji potrzebne do wytworzenia gazu syntezowego. 55 Krytyczna cecha wynalazku jest to, ze ilosc gazu syntezowego wytworzonego w generatorze zgazowuja¬ cym 76 wystarcza nie tylko na pokrycie zapotrzebowania na czasteczkowy wodór w procesie, lecz równiez, z pominieciem etapu metanizacji, 5 do 100% calosci go zapotrzebowania procesu na cieplo i energie. Ta czesc gazu syntezowego, która nie jest doprowadzana do reaktora konwertujacego, przewodem 94 dochodzi do jednostki usuwajacej kwasne skladniki gazu 96, gdzie' nastepuje usuniecie C02 i H2S; Po usunieciu H2S gaz 65 odpowiada stawianym paliwom wymaganiom srodowisko-124 862 21 wym, natomiast usuniecie C02 podwyzsza cieplo spalania gazu syntezowego, przy stosowaniu go jako paliwa. Strumien oczyszczonego gazu syntezowego przewodem 98 dochodzi do kotla 100.Kociol 100 jest wyposazony w urzadzenia do spa¬ lania gazu syntezowego. Woda do kotla 100 jest do¬ prowadzana przewodem 102 i w kotle przeprowadzana w pare, która przewodem 104 dochodzi do procesu jako para energetyczna, sluzaca np. do napedzania pompy tlokowej 18. Oddzielny strumien gazu syntezo¬ wego z usuwajacej kwasy jednort! i 96 jest przewodem 106 przekazywany do podgrzewacza wstepnego 92, gdzie jest zuzytkowywany jako paliwo.Podobnie gaz syntezowy moze byc zuzytkowywany w innym wymagajacym paliwa punkcie procesu. Jezeli gaz syntezowy nie pokrywa calosci zapotrzebowania proeesu na paliwo, to pezo&taloóc zapotrzebowania procesu na paliwo i energie moze byc pokrywana z ja¬ kiegokolwiek strumienia niskogatunkowego paliwa, wy¬ tworzonego bezposrednio w strefie uplynniania. Jezeli to jest ekonomiczniejsze, calosc lub ta czesc energii procesowej, która nie pochodzi z gazu syntezowego, moga byc doprowadzane ze zródel zewnetrznych w sto¬ sunku do procesu, nie ukazanych, jak z energii elektrycz¬ nej.Dodatkowy gaz syntezowy moze byc przekazywany przewodem 112 do reaktora konwertujacego 114, w celu podwyzszenia stosunku wodoru do tlenku wegla z wartosci 0,6 do 3. Wzbogacona mieszanina wodoru jest nastepnie przekazywana przewodem 116 do reak¬ tora metanizujacego 118, w celu przetworzenia w gaz sieciowy, który przewodem 120 jest przekazywany do mieszania z gazem sieciowym w przewodzie 46. Ilosc gazu sieciowego, w przeliczeniu na cieplo spalania, przechodzaca przewodem 120 jest mniejsza od ilosci gazu syntezowego stosowanego jako paliwo procesowe, przechodzacego przewodami 98 i 106. Jest to warunek uzyskania podwyzszonej sprawnosci cieplnej w procesie wedlug wynalazku.Czesc strumienia oczyszczonego gazu syntezowego jest przewodem 122 przekazywana do separatora krio¬ genicznego 124, gdzie nastepuje rozdzielenie wodoru i tlenku wegla. Zamiast separatora kriogenicznego mozna zastosowac separator adsorpcyjny. Bogaty w wo¬ dór strumien jest odprowadzany przewodem 126 i moze byc mieszany ze strumieniem wodoru uzupel¬ niajacego w przewodzie 92, przekazywany do strefy uplynniania oddzielnie lub sprzedawany jako produkt procesu. Strumien bogaty w tlenek wegla jest odpro¬ wadzany przewodem 128 i moze byc mieszany z gazem syntezowym stosowanym jako paliwo procesowe w prze¬ wodzie 98 lub w przewodzie 106, sprzedawany lub stosowany niezaleznie, jako paliwo procesowe lub surowiec chemiczny.Fig. 2 ukazuje, ze sekcja zgazowywania procesu jest wysoce zintegrowana z sekcja uplynniania. Calosc zasilania sekcji zgazowania (VTB) pochodzi ze strefy uplynniania, a calosc lub wiekszosc produktów gazo¬ wych sekcji zgazowywania jest zuzytkowywana w pro¬ cesie, badz to jako reagent, badz tez jako paliwo.Przyklad I. Surowy wegiel bitumiczny z Kentucky proszkuje sie, suszy i miesza z goraca, zawierajaca rozpuszczalnik zawiesina z procesu. Mieszanine wegiel- -obiegowa zawiesina (w zakresie 1,5—2,5 czesci wago- 22 wych zawiesiny na jedna czesc wegla) przepompowuje sie, lacznie z wodorem, przez opalana strefe podgrzewa¬ cza wstepnego do strefy rozpuszczania. Stosunek wodoru 4o wegla wynor.i okolo 1,24 m3/kg. 5 Temperatura reagentów na wylocie z podgrzewacza wstepnego wynosi 371—399 °C. W tym punkcie wegiel jest czesciowo rozpuszczony w obiegowej zawiesinie i rozpoczynaja sie egzotermiczne reakcje uwodorniania i hydrokrakingu. Cieplo tych reakcji w strefie iozpusz- 10 czania dalej podwyzsza temperature reagentów, do 438—466 °C. Szybkosc przebiegu reakcji egzotermicz¬ nych jest ograniczana injekcja wodoru W róznych punktach czlonu rozpuszczania.Wyciek ze strefy rozpuszczania przechodzi przez 15 uklad rozdzielania produktu, obejmujacy kolumne atmosfeiyczna i kolumne prózniowa. Pozostalosc 454 °C z kolumny prózniowej, zawierajaca calosc nierozpuszczo- nej mineralnej pozostalosci oraz calosc normalnie stalego, rozpuszczonego wegla, wolnego od wegla 20 cieklego i gazowych weglowodorów, jest wprowadzana do zasilanego tlenem generatora zgazowujacego. Wy¬ twarzany w generatorze gaz syntezowy o wartosci stosunku H2 do CO okolo 0,6 przechodzi do reaktora konwertujacego, gdzie para wodna i tlenek wegla ule- 25 gaja konwersji w wodór i dwutlenek wegla. Z kolei gaz przechodzi przez etap usuwania skladników kwasnych, gdzie zostaje zatrzymany dwutlenek wegla i siarko¬ wodór. Wodór (czystosc 94%) zostaje sprezony i jako wodór uzupelniajacy jest przekazywany do stref pod- 30 grzewania wstepnego i rozpuszczania.W niniejszym przykladzie ilosc weglowodorowego materialu wprowadzanego do strefy zgazowania wy¬ starcza do wytworzenia gazu syntezowego w ilosci pokrywajacej zapotrzebowanie procesu na wodór, wlacz- 35 nie ze stratami procesowymi, oraz okolo 5% sumarycz¬ nego zapotrzebowania na energie, przez bezposrednie spalanie w procesie. Pozostalosc zapotrzebowania pro¬ cesu na energie pokrywa sie spalaniem lekkich gazowych weglowodorów lub weglowodorów ciezszych, wytwa- 40 rzanych w strefie uplynniania oraz energia elektryczna kupowana ze zródel zewnetrznych.Stosowany jako material zasilajacy bitumiczny wegiel z Kentucky ma nastepujacy sklad: % wagowych w przeliczeniu na substancje sucha: 45 wegiel — 71,5 wodór — 5,1 siarka — 3,2 azot — 1*3 tlen — 9,6 50 popiól — 8,9 wilgoc — —r Ponizej zestawiono produkty strefy uplynniania.Z zestawienia wynika, ze strefa uplynniania wytwarza produkty ciekle i gazowe oraz zawierajaca popiól po- 55 zostalosc 454 °C + . Glównym produktem procesu jest bezpopiolowy olej opalowy, zawierajacy 0,3% wago¬ wych siarki, który moze byc zuzytkowywany w elek¬ trowniach i w instalacjach przemyslowych.Produkty etapu uwodorniania (czlon rozpuszczania). 60 Wydajnosc w % wagowych suchego wegla: gazy C1-C4 — 16,2 weglowodory C5 do wrzacych w 193°C — 11,6 destylatowy olej opalowy (193—454°C) — 31,6 staly, rozpuszczony wegiel 454°C+ — 17,7 65 nierozpuszczony material organiczny —- 5,4124 862 23 24 material nieorganiczny H2S CO + C02 H20 NH3 — 5,3 — 2,1 — 1,9 — 7,8 — 0,9 suma 104,5 — 4,5 zuzycie wodoru, % wagowych Produkty pozostale do sprzedazy po pokryciu zapo¬ trzebowania instalacji na paliwo: wegiel zasilajacy (w przelicze- -•- 27,2 x 106 kg/doba niu na substancje sucha) gaz sieciowy —^ 0,66 xl O6 m3 /doba LPG — 2 563 m3/doba weglowodory frakcji naftowej — 2 874 m3/doba ; destylatowy olej opalowy — 6 497 m3/doba Bilans energii wprowadzonej, energii uzyskanej i sprawnosc cieplna zintegrowanego procesu przed¬ stawiaja sie nastepujaco: Energia wprowadzona KJxl06/doba wegiel (27,2x10* kg/doba) —193 410x4,18 energia elektryczna (132 mega¬ waty)* — 7 900x4,18 suma 201310x4,18 Energia uzyskana gaz sieciowy1) — 7 688x4,18 LPG — 21431x4,18 weglowodory frakcji naftowej — 32 773x4,18 destylatowy olej opalowy — 82 926x4,18 suma 144 818x4,18 Sprawnosc cieplna,% — 71,9 * przy zalozeniu sprawnosci cieplnej elektrowni 34% *) 11590x4,18kJ/m3 Niniejszy przyklad wykazuje, ze przy prowadzeniu zintegrowanego procesu uplynnianie-zgazowywanie w taki sposób, ze ilosc materialu weglowodorowego prze¬ kazywanego ze strefy uplynniania do strefy zgazowania wystarcza do wytworzenia w generatorze zgazowujacym gazu syntezowego w ilosci pokrywajacej zapotrzebowa¬ nie procesu na wodór i pokrycie sumarycznego zapo¬ trzebowania procesu na energie jedynie w 5% sprawnosc cieplna zintegrowanego procesu wynosi 71,9%.Przyklad II. Zintegrowany proces uplynnianie¬ -zgazowywanie prowadzi sie podobnie jak w przykladzie I i stosujac jako zasilanie ten sam bitumiczny wegiel z Kentucky, z tym, ze weglowodorowy material jest przekazywany ze strefy uplynniania do strefy zgazo¬ wania w ilosci umozliwiajacej wytworzenie w strefie zgazowania gazu syntezowego pokrywajacego w calosci zapotrzebowanie procesu na wodór oraz w okolo 70% sume zapotrzebowania procesu na energie, przez bez¬ posrednie spalanie tego gazu w procesie.Produkty strefy uplynniania. Wydajnosc w % wago¬ wych suchego wegla: gazyCi-C^ — 12,8 weglowodory C5 do wrzacych w 193°C — 9,9 destylatowy olej opalowy (193—454 °C) — 28,8 staly, rozpuszczony wegiel 454°C+ —» 25,3 nierozpuszczony material organiczny — 5,5 materialnieorganiczny ^-9,3 H3S — 2,0 CO +C02 — 1,8 10 IB 29 59 H20 NH3 — 7,7 — OJ suma 103,S zuzycie wodoru, % wagowych — 3,8 Produkty pozostale do sprzedazy po pokryciu zapo¬ trzebowania instalacji na paliwo: wegiel zasilajacy (w przelicze 27,2 x 106 kg/doba niu na substancje sucha) gazsieciowy — 2,16 x 106 m3/doba LPG — 2 026 ms/doba weglowodory frakcji naftowej — 2 874 m3/doba destylatowy olej opalowy — 5 921 m3/doba Bilans energii wprowadzonej, energii uzyskanej i sprawnosc cieplna zintegrowanego procesu przed¬ stawiaja sie nastepujaco: Bnergia wprowadzona k}xl0Vdob* wegiel (27,2x 106 kg/doba) — 193 410x4,18 energia elektryczna (132 mega¬ waty) — 7 900 X 4,18 suma 201 310x4,18 Energia uzyskana gaz sieciowy1) — 25 364 x 4,18 LPG — 16 933x4,18 weglowodory frakcji naftowej — 27 9?0 x 4,18 destylatowy olej opalowy — 75 579 x 4,18 suma — 14$ 846x4,18 — 72,4 Sprawnosc cieplna, % *) 11 590x4,18 kj/m3 M Uzyskana w przykladzie li sprawnosc cieplna 72,4% jest wyzsza od uzyskanej w przykladzie I (71,9%) o 0,5% (w obu przykladach jako zasilanie stosowano ten sam wegiel bitumiczny z Kentucky). Wyzsza-spraw- 35 nosc cieplna jest wynikiem zwiekszonej produkcji gazu syntezowego w generatorze zgazowujacym, która w przy¬ kladzie I pokrywala calosc zapotrzebowania procesu na wodór 15% zapotrzebowania procesu na energie, a w przykladzie II calosc zapotrzebowania na wodór 40 i 70% zapotrzebowania na energie.Przyklad III. Zintegrowany proces uplynnianie- -zgazowywanie prowadzi sie podobnie jak w przykla¬ dzie II i stosujac zasilanie tym samym bitumicznym weglem z Kentucky, z tym, ze calosc nadmiaru gazu 45 syntezowego, po pokryciu zapotrzebowania procesu na wodór, jest metanizowana na sprzedaz. Calosc zapotrzebowania procesu na paliwo jest pokrywana gazami C2-C2 wytworzonymi w etapie uplynniania. 5a Produkty strefy uplynniania. Wydajnosc w % Wago* wych wegla suchego: gazyC^ — 12,8 weglowodory C5 do wrzacych w 193°C — 9,0 destylatowy olej opalowy (193—454 °C) — 28,8 staly, rozpuszczony wegiel 454°C-h —* 23,3 nierozpuszczony material organiczny — 5,5 material nieorganiczny — 9,3 H2S -* 2,0 GO +COa '— 1,8 60 H,0 ' - 7,7 NH3 — 0,7 suma 103*8 zuzycie wodoru, % wagowych . ¦ . — 38 Produkty pozostale do sprzedazy po pokryciu zapo¬ ci trzebowank instalacji na paliwo:124 862 25 wegiel zasilajacy (w przelicze- — 27,2 x 106 kg/doba niu na substancje sucha) gazsieciowy — 2,21 x 106 m3/doba LPG — 2 026 m'/doba weglowodory frakcji naftowej — 2 453 m'/doba destylatowy olej opalowy * — 5,921 m9/doba Bilans energii wprowadzonej, energii uzyskanej i sprawnosc cieplna procesu przedstawiaja sie naste¬ pujaco: Energia wprowadzona kjxl0*/doba wegiel (27,2 KIO6 kg/doba) — 193 410x4,18 energia elektryczna (132 mega¬ waty) — 7 900x4,18 suma 201 310 X 4,18 — 20 368x4,18 — 16933x4,1* — 27 970x4,18 — 75 579 X 4,18 suma 140 850x448 — 70,0 Energia uzyskana gaz sieciowy1) LPG weglowodory frakcji naftowej destylatowy olej opalowy ii 16 Sprawnosc cieplna, % l)$ 205 x 4,18 kj/m* Podczas gdy w przykladach I i II, w których gaz syntezowy wytwarzano w ilosci przekraczajacej zapo¬ trzebowanie procesu na wodór, a jego nadmiar stoso¬ wano bezposrednio jako paliwo w procesie, uzyskano sprawnosc cieplna 71,9 i 72,4%, w przykladzie III sprawnosc cieplna wynosi jedynie 70,0%, co wykazuje, ie uwodornianie nadmiaru gazu syntezowego do paliwa sprzedaznego, zamiast spalania tego nadmiaru bez¬ posrednio w instalacji, niekorzystnie wplywa na spraw¬ nosc cieplna.Przyklad IV. Zintegrowany proces uplynnianie- -zgazowywanie prowadzi sie podobnie jak w przykladzie I, z tym, ze jako zasilanie stosuje sie wegiel bitumiczny z pokladu West Virginia Pittsburgh. Ilosc materialu weglowodorowego przekazywanego ze strefy uplyn¬ niania do strefy zgazowania wystarcza do wytworzenia w strefie zgazowania gazu syntezowego w ilosci pokry¬ wajacej calosc zapotrzebowania procesu na wodór wlaczajac w to straty procesowe, oraz okolo 5% suma¬ rycznego zapotrzebowania procesu na energie, przez bezposrednie spalanie w procesie.Sklad wegla z pokladu West Virginia Pittsburgh (% wagowych w przeliczeniu na substancje sucha): wegiel — 67,4 wodór — 4,6 siarka — 4,2 azot — .1,2 tlen — 7,5 popiól — 15,1 Produkty strefy uplynniania, wydajnosc w % wago¬ wych weglasuchego: M gazy C^ — 17,5 weglowodory C5 do wrzacych w 193 °C — 10,6 destylatowy olej opalowy (193—454 °C) — 26,3 staly, rozpuszczony wegiel 454°C+ — 18,0 nierozpuszczony material organiczny — 6,8 w material nieorganiczny — 15,1 H2S — 3,0 HaO — 5,7 NHi — 0^ suma 104,7 M 25 30 35 40 45 50 zuzycie wodoru, % wagowych — 4*7 Produkty pozostale do sprzedazy po pokryciu zapo¬ trzebowania instalacji na paliwo: wegiel zasilajacy (w przelicze- — 27,2 x 10* kg/doba niu na substancje sucha) gazsieciowy — 0,74 x 10* m3/doba LPG — 2 769 m3/doba weglowodory frakcji naftowej — 2 626 m3/doba destylatowy olej opalowy — 5 407 m3/doba Bilans energii wprowadzonej, energii uzyskanej i sprawnosc cieplna zintegrowanego procesu przed¬ stawiaja sie nastepujaco: Energia wprowadzona kjxl0*/ wegiel (27,2 x 10* kg/doba) —¦ 183 525 X 4,18 energia elektryczna (132 mega¬ waty) — 7900x4,18 suma T9T 425x4,18 Energia uzyskana gaz sieciowy — 8 611x4,18 LPG — 23 145x4,18 weglowodory frakcji naftowej — 29 948x4,18 destylatowy olej opalowy — 69 018 x 4,18 suma 130 722x4,18 Sprawnosc cieplna,% — 68,3 Przyklad V. Zintegrowany proces uplynnianie- -zgazowywanie prowadzi sie podobnie jak w przykladzie IV i stosujac ten sam wegiel bitumiczny z pokladu West Virginia Pittsburgh, z tym, ze ilosc weglowodoro¬ wego materialu przekazywanego ze strefy uplynniania do strefy zgazowania jest wystarczajaca do wytworzenia gazu syntezowego w ilospi pokrywajacej calosc zapo¬ trzebowania procesu na wodór oraz okolo 37% zapo¬ trzebowania procesu na energie, przez bezposrednie spalanie w procesie.Produkty strefy uplynniania. Wydajnosc w % wago¬ wych suchego wegla: gazyCi-C* — 16,0 weglowodory C$ do wrzacych w 193 °C — 9,8 destylatowy olej opalowy (193—454 °C) — 25,1 staly, rozpuszczony wegiel 454°C+ — 21,7 nierozpuszczony material organiczny — 6,5 material nieorganiczny — 15,1 H2S * — 2,9 CO +COa — 1,3 H20 * . — 5,4 NH3 " — 0A suma 104,2 zuzycie wodoru, % wagowych — 4,2 Produkty pozostale do sprzedazy po pokryciu zapo¬ trzebowania instalacji na paliwo: wegiel zasilajacy (w przelicze- — 27,2 x 106 kg/doba niu na substancje sucha) gazsieciowy — 1,83 X 106 m9/doba LPG — 2 200 m»/doba weglowodory frakcji naftowej —2,428 m3/doba destylatowy olej opalowy — 5 160 m3/doba Bilans energii wprowadzonej, energii uzyskanej i sprawnosc cieplna zintegrowanego procesu przed¬ stawiaja sie nastepujaco: Energia wprowadzona kjxl0*/doba wegiel (27,2 X10* kg/doba) — 183 525x4,18 energia elektryczna (132 mega¬ waty) — 7 900x4,18 suma 191425x4,18124 862 27 Energia uzyskana gaz sieciowy ' — 21319x4,18 LPG — 18 391x4,18 weglowodory frakcji naftowej — 27 688 x 4,18 destylatowy olej opalowy — 65 869x4,18 suma 133 267x4,18 Sprawnosc cieplna,% — 69,6 Sprawnosc cieplna uzyskana w przykladzie V jest o 1,3% wyzsza od sprawnosci z przykladu IV, przy zasilaniu instalacji tym samym weglem. Wyzsza spraw¬ nosc cieplna w przykladzie V jest wynikiem doprowa¬ dzania do generatora zgazowujacego rozpuszczonego wegla 454 °C+ w ilosci pokrywajacej calosc zapotrze¬ bowania procesu na wodór oraz 37% zapotrzebowania procesu na energie, przez bezposrednie spalanie gazu syntezowego, a nie w ilosci pokrywajacej zapotrzebowa¬ nie procesu na wodór oraz jedynie 5% zapotrzebowania na energie.Zastrzezenia patentowe 1. Sposób lacznego uplynniania i zgazowywania wegla, polegajacy na wprowadzeniu zawierajacego substancje mineralna wsadu wegla, wodoru, obiego¬ wego cieklego rozpuszczalnika, obiegowego normalnie stalego produktu uplynniania wegla i obiegowej mine¬ ralnej pozostalosci do strefy uplynniania w celu uplyn¬ niania materialu weglowodorowego z pozostawieniem mineralnej pozostalosci i hydrokrakingu materialu weglowodorowego z wytworzeniem mieszaniny gazo¬ wych weglowodorów, cieklego produktu uplynniania wegla, normalnie stalego produktu uplynniania wegla i zawiesiny mineralnej pozostalosci, przy czym produkt strefy uplynniania rozdziela "sie *na LieMy destylat, i gazowe weglowodory oraz zawiesine zawierajaca normalnie staly produkt uplynniania wegla, rozpusz¬ czalnik i nieorganiczna pozostalosc; czesc zawiesiny zawraca do strefy uplynniania, a pozostalosc wprowadza do urzadzen destylacyjnych obejmujacych prózniowa kolumne destylacyjna w celu rozdestylowania, zas zawiesine dolowa z kolumny destylacyjnej zawierajaca zasadniczo calosc normalnie stalego produktu uplyn¬ niania wegla i mineralna pozostalpsc ze strefy uplyn¬ niania, zasadniczo nie zawierajaca normalnie cieklego produktu uplynniania wegla i gazowy cl^ weglowodorów, przekazuje do strefy zgazowania, jako jedyne weglo¬ wodorowe zasilanie tej strefy, przy czym do strefy zgazowania wtryskuje sie wode lub pare wodna, uzys¬ kujac gaz syntezowy o stosunku molowym H2 do CO ponizej 1 i czesc gazu syntezowego poddaje sie kon¬ wersji w reaktorze konwertujacym z wytworzeniem pierwszego strumienia gazu wzbogaconego w wodór, kierowanego do strefy uplynniania dla pokrycia zapo¬ trzebowania tej strefy na wodór, znamienny tym, ze proces w strefie zgazowania obejmujacej strefe utlenia¬ nia prowadzi sie w maksymalnej temperaturze 1190— —1980°C, stosujac weglowodorowy material przeka¬ zywany do strefy zgazowania w ilosci wystarczajacej do wytworzenia w tej strefie dodatkowej ilosci gazu syntezowego ponad wymagana do wytworzenia wodoru technologicznego, oddziela sie H2 od CO w co najmniej czesci dodatkowej ilosci gazu syntezowego) uzyskujac drugi strumien gazu wzbogaconego w wodór i strumien gazu wzbogaconego w tlenek wegla i spala jako paliwo w procesie co najmniej 60% molowych sumy CO i H2 28 zawartych w dodatkowej ilosci gazu syntezowego, pokrywajac 5 do 100% równowaznika cieplnego calko¬ witego zapotrzebowania procesu na energie, przy czym co najmniej czesc spalanego paliwa stanowi strumien 5 gazu wzbogaconego w tlenek wegla. 2. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze czesc dodatkowej ilosci gazu syntezowego spala sie jako paliwo w procesie. 3. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze 10 czesc dodatkowej ilosci gazu syntezowego przetwarza sie w inne paliwo. 4. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze drugi strumien wzbogaconego w wodór gazu prze¬ kazuje sie do strefy uplynniania wegla. 15 5. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze. stosuje sie normalnie staly produkt uplynniania wegla w zawiesinie zasilajacej generator zgazowujacy w ilosci 15—45% wagowych. 6. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze 20 stosuje sie normalnie staly produkt uplynniania wegla w zawiesinie zasilajacej generator zgazowujacy w ilosci 15—30% wagowych. 7. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze stosuje sie normalnie staly produkt uplynniania wegla 25 w zawiesinie zasilajacej generator zgazowujacy w ilosci 17—27% wagowych zasilajacego wegla. 8. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze mineiama pozostalosc usuwa sie jako zuzel ze strefy zgazowania. 30 9. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze proces w strefie zgazowania prowadzi sie w maksymalnej temperaturze 1260—1980°C. 10. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze proces w strefie zgazowania prowadzi sie w maksymalnej 35 temperaturze 1310—1760 °C. 11. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze proces w strefie zgazowania prowadzi sie w maksymalnej temperaturze 1370—1980 °C. * 12. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze proces w strefie uplynniania prowadzi sie do wytwo¬ rzenia koksu w ilosci ponizej 1% wagowego w odnie¬ sieniu do wegla zasilajacego. 13. Sposób wedlug zastrz. 2, znamienny tym, ze jako paliwo w procesie spala sie co najmniej 70% molo¬ wych CO i H2 zawartych w dodatkowej ilosci gazu syntezowego. 14. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze stosuje sie zasadniczo bezwodna zawiesine zasilajaca 50 generator zgazowujacy. 15. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze stosuje sie stosunek molowy H2 do CO w gazie synte¬ zowym mniejszy od 0,9. 16. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze 55 stosuje sie stosunek molowy H2 do CO w gazie synte¬ zowym mniejszy od 0,8. 17. Sposób wedlug zastrz. 3, znamienny tym, ze jako inne paliwo stosuje sie metan. 18. Sposób wedlug zastrz. 3, znamienny tym, ze jako inne paliwo stosuje sie metanol. 19. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze mieszanine H2-CO rozdziela sie kriogenicznie. 20. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze $5 mieszanine H2-CO rozdziela sie adsorpcyjnie.124 862 75 70 L Sprawnosc cieplna W 7. 60 55 Wydajnosc proce¬ su uplynnianie bezl obiegu mineralnej :o'stQlosci E, (Bilans procesowy wodoru) Bilans chemiczny wodoru) 50 40 30 20 10 Wydajnosc wegla rozpuszczonego w l*5L°C+, % wagowych wegla suchego FIG 2 wodór oczyszczony PL PL
Claims (7)
1. Zastrzezenia patentowe 1. Sposób lacznego uplynniania i zgazowywania wegla, polegajacy na wprowadzeniu zawierajacego substancje mineralna wsadu wegla, wodoru, obiego¬ wego cieklego rozpuszczalnika, obiegowego normalnie stalego produktu uplynniania wegla i obiegowej mine¬ ralnej pozostalosci do strefy uplynniania w celu uplyn¬ niania materialu weglowodorowego z pozostawieniem mineralnej pozostalosci i hydrokrakingu materialu weglowodorowego z wytworzeniem mieszaniny gazo¬ wych weglowodorów, cieklego produktu uplynniania wegla, normalnie stalego produktu uplynniania wegla i zawiesiny mineralnej pozostalosci, przy czym produkt strefy uplynniania rozdziela "sie *na LieMy destylat, i gazowe weglowodory oraz zawiesine zawierajaca normalnie staly produkt uplynniania wegla, rozpusz¬ czalnik i nieorganiczna pozostalosc; czesc zawiesiny zawraca do strefy uplynniania, a pozostalosc wprowadza do urzadzen destylacyjnych obejmujacych prózniowa kolumne destylacyjna w celu rozdestylowania, zas zawiesine dolowa z kolumny destylacyjnej zawierajaca zasadniczo calosc normalnie stalego produktu uplyn¬ niania wegla i mineralna pozostalpsc ze strefy uplyn¬ niania, zasadniczo nie zawierajaca normalnie cieklego produktu uplynniania wegla i gazowy cl^ weglowodorów, przekazuje do strefy zgazowania, jako jedyne weglo¬ wodorowe zasilanie tej strefy, przy czym do strefy zgazowania wtryskuje sie wode lub pare wodna, uzys¬ kujac gaz syntezowy o stosunku molowym H2 do CO ponizej 1 i czesc gazu syntezowego poddaje sie kon¬ wersji w reaktorze konwertujacym z wytworzeniem pierwszego strumienia gazu wzbogaconego w wodór, kierowanego do strefy uplynniania dla pokrycia zapo¬ trzebowania tej strefy na wodór, znamienny tym, ze proces w strefie zgazowania obejmujacej strefe utlenia¬ nia prowadzi sie w maksymalnej temperaturze 1190— —1980°C, stosujac weglowodorowy material przeka¬ zywany do strefy zgazowania w ilosci wystarczajacej do wytworzenia w tej strefie dodatkowej ilosci gazu syntezowego ponad wymagana do wytworzenia wodoru technologicznego, oddziela sie H2 od CO w co najmniej czesci dodatkowej ilosci gazu syntezowego) uzyskujac drugi strumien gazu wzbogaconego w wodór i strumien gazu wzbogaconego w tlenek wegla i spala jako paliwo w procesie co najmniej 60% molowych sumy CO i H2 28 zawartych w dodatkowej ilosci gazu syntezowego, pokrywajac 5 do 100% równowaznika cieplnego calko¬ witego zapotrzebowania procesu na energie, przy czym co najmniej czesc spalanego paliwa stanowi strumien 5 gazu wzbogaconego w tlenek wegla.
2. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze czesc dodatkowej ilosci gazu syntezowego spala sie jako paliwo w procesie.
3. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze 10 czesc dodatkowej ilosci gazu syntezowego przetwarza sie w inne paliwo.
4. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze drugi strumien wzbogaconego w wodór gazu prze¬ kazuje sie do strefy uplynniania wegla. 15
5. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze. stosuje sie normalnie staly produkt uplynniania wegla w zawiesinie zasilajacej generator zgazowujacy w ilosci 15—45% wagowych.
6. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze 20 stosuje sie normalnie staly produkt uplynniania wegla w zawiesinie zasilajacej generator zgazowujacy w ilosci 15—30% wagowych. 7. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze stosuje sie normalnie staly produkt uplynniania wegla 25 w zawiesinie zasilajacej generator zgazowujacy w ilosci 17—27% wagowych zasilajacego wegla. 8. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze mineiama pozostalosc usuwa sie jako zuzel ze strefy zgazowania. 30 9. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze proces w strefie zgazowania prowadzi sie w maksymalnej temperaturze 1260—1980°C. 10. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze proces w strefie zgazowania prowadzi sie w maksymalnej 35 temperaturze 1310—1760 °C. 11. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze proces w strefie zgazowania prowadzi sie w maksymalnej temperaturze 1370—1980 °C. * 12. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze proces w strefie uplynniania prowadzi sie do wytwo¬ rzenia koksu w ilosci ponizej 1% wagowego w odnie¬ sieniu do wegla zasilajacego. 13. Sposób wedlug zastrz. 2, znamienny tym, ze jako paliwo w procesie spala sie co najmniej 70% molo¬ wych CO i H2 zawartych w dodatkowej ilosci gazu syntezowego. 14. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze stosuje sie zasadniczo bezwodna zawiesine zasilajaca 50 generator zgazowujacy. 15. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze stosuje sie stosunek molowy H2 do CO w gazie synte¬ zowym mniejszy od 0,9. 16. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze 55 stosuje sie stosunek molowy H2 do CO w gazie synte¬ zowym mniejszy od 0,8. 17. Sposób wedlug zastrz. 3, znamienny tym, ze jako inne paliwo stosuje sie metan. 18. Sposób wedlug zastrz. 3, znamienny tym, ze jako inne paliwo stosuje sie metanol. 19. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze mieszanine H2-CO rozdziela sie kriogenicznie. 20. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze $5 mieszanine H2-CO rozdziela sie adsorpcyjnie.124 862 75 70 L Sprawnosc cieplna W
7. 60 55 Wydajnosc proce¬ su uplynnianie bezl obiegu mineralnej :o'stQlosci E, (Bilans procesowy wodoru) Bilans chemiczny wodoru) 50 40 30 20 10 Wydajnosc wegla rozpuszczonego w l*5L°C+, % wagowych wegla suchego FIG 2 wodór oczyszczony PL PL
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US05/905,298 US4159237A (en) | 1978-05-12 | 1978-05-12 | Coal liquefaction process employing fuel from a combined gasifier |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| PL215512A1 PL215512A1 (pl) | 1980-02-25 |
| PL124862B1 true PL124862B1 (en) | 1983-02-28 |
Family
ID=25420592
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| PL1979215512A PL124862B1 (en) | 1978-05-12 | 1979-05-11 | Method of combined liquefaction and gasification of coal |
Country Status (11)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4159237A (pl) |
| EP (1) | EP0005587B1 (pl) |
| JP (1) | JPS55500250A (pl) |
| AU (1) | AU524550B2 (pl) |
| CS (1) | CS223877B2 (pl) |
| DD (1) | DD151181A5 (pl) |
| DE (1) | DE2963714D1 (pl) |
| IN (1) | IN150861B (pl) |
| PL (1) | PL124862B1 (pl) |
| WO (1) | WO1979001064A1 (pl) |
| ZA (1) | ZA791886B (pl) |
Families Citing this family (12)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4298451A (en) * | 1980-02-25 | 1981-11-03 | The United States Of America As Represented By The United States Department Of Energy | Two stage liquefaction of coal |
| US4364817A (en) * | 1981-03-04 | 1982-12-21 | The Pittsburg & Midway Coal Mining Co. | Method for controlling boiling point distribution of coal liquefaction oil product |
| US4552725A (en) * | 1981-06-05 | 1985-11-12 | Mobil Oil Corporation | Apparatus for co-processing of oil and coal |
| US4522700A (en) * | 1981-08-05 | 1985-06-11 | The Lummus Company | Coal liquefaction |
| US4377464A (en) * | 1981-09-03 | 1983-03-22 | The Pittsburg & Midway Coal Mining Co. | Coal liquefaction process |
| US4537675A (en) * | 1982-05-13 | 1985-08-27 | In-Situ, Inc. | Upgraded solvents in coal liquefaction processes |
| US4447310A (en) * | 1982-06-23 | 1984-05-08 | Mobil Oil Corporation | Production of distillates by the integration of supercritical extraction and gasification through methanol to gasoline |
| US4440622A (en) * | 1982-06-23 | 1984-04-03 | Mobil Oil Corporation | Integration of short-contact-time liquefaction and critical solvent deashing with gasification through methanol-to-gasoline |
| US4569749A (en) * | 1984-08-20 | 1986-02-11 | Gulf Research & Development Company | Coal liquefaction process |
| WO1999021943A1 (en) * | 1997-10-28 | 1999-05-06 | University Of Kansas Center For Research, Inc. | Blended compression-ignition fuel containing light synthetic crude and blending stock |
| EP1874681A2 (en) | 2005-04-06 | 2008-01-09 | Cabot Corporation | Method to produce hydrogen or synthesis gas |
| RU2693777C1 (ru) * | 2018-10-15 | 2019-07-04 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Саратовский государственный технический университет имени Гагарина Ю.А." (СГТУ имени Гагарина Ю.А.) | Энергохимическая установка для получения синтез-газа, электрической и тепловой энергии |
Family Cites Families (13)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| FR1424090A (fr) * | 1964-01-29 | 1966-01-07 | Hydrocarbon Research Inc | Procédé d'hydrogénation du carbon |
| US3477941A (en) * | 1968-01-25 | 1969-11-11 | Universal Oil Prod Co | Method of treating coal |
| US3617465A (en) * | 1969-11-20 | 1971-11-02 | Hydrocarbon Research Inc | Coal hydrogenation |
| US3769197A (en) * | 1971-07-09 | 1973-10-30 | Leas Brothers Dev Corp | Pollution free fuels |
| DE2327353A1 (de) * | 1973-05-29 | 1975-01-02 | Otto & Co Gmbh Dr C | Verfahren zur umwandlung fester in fluessige und gasfoermige schwefelarme brennstoffe |
| US3847567A (en) * | 1973-08-27 | 1974-11-12 | Exxon Research Engineering Co | Catalytic coal hydrogasification process |
| US4008054A (en) * | 1975-01-10 | 1977-02-15 | Consolidation Coal Company | Process for making low-sulfur and low-ash fuels |
| US4039424A (en) * | 1976-03-29 | 1977-08-02 | Arthur D. Little, Inc. | Process for producing fluid fuel from coal |
| US4075079A (en) * | 1976-06-09 | 1978-02-21 | Exxon Research & Engineering Co. | Process for the production of hydrocarbons from coal |
| US4050908A (en) * | 1976-07-20 | 1977-09-27 | The Ralph M. Parsons Company | Process for the production of fuel values from coal |
| US4097361A (en) * | 1976-08-24 | 1978-06-27 | Arthur G. Mckee & Company | Production of liquid and gaseous fuel products from coal or the like |
| US4081253A (en) * | 1976-12-10 | 1978-03-28 | Texaco Development Corporation | Production of purified synthesis gas and carbon monoxide |
| ZA777508B (en) * | 1977-05-23 | 1978-10-25 | Electric Power Res Inst | Synthetic liquid fuels |
-
1978
- 1978-05-12 US US05/905,298 patent/US4159237A/en not_active Expired - Lifetime
-
1979
- 1979-04-13 WO PCT/US1979/000234 patent/WO1979001064A1/en not_active Ceased
- 1979-04-13 JP JP50084379A patent/JPS55500250A/ja active Pending
- 1979-04-16 IN IN372/CAL/79A patent/IN150861B/en unknown
- 1979-04-20 ZA ZA791886A patent/ZA791886B/xx unknown
- 1979-04-20 AU AU46292/79A patent/AU524550B2/en not_active Expired - Fee Related
- 1979-04-20 DE DE7979300658T patent/DE2963714D1/de not_active Expired
- 1979-04-20 EP EP79300658A patent/EP0005587B1/en not_active Expired
- 1979-05-11 PL PL1979215512A patent/PL124862B1/pl unknown
- 1979-05-12 CS CS793261A patent/CS223877B2/cs unknown
- 1979-05-14 DD DD79212872A patent/DD151181A5/de unknown
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| PL215512A1 (pl) | 1980-02-25 |
| CS223877B2 (en) | 1983-11-25 |
| DD151181A5 (de) | 1981-10-08 |
| EP0005587A1 (en) | 1979-11-28 |
| JPS55500250A (pl) | 1980-04-24 |
| EP0005587B1 (en) | 1982-09-22 |
| ZA791886B (en) | 1980-10-29 |
| WO1979001064A1 (en) | 1979-12-13 |
| AU4629279A (en) | 1979-11-15 |
| DE2963714D1 (en) | 1982-11-04 |
| IN150861B (pl) | 1983-01-01 |
| AU524550B2 (en) | 1982-09-23 |
| US4159237A (en) | 1979-06-26 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US5132007A (en) | Co-generation system for co-producing clean, coal-based fuels and electricity | |
| US4160479A (en) | Heavy oil recovery process | |
| US5021148A (en) | Method of refining coal by short residence time partial liquefaction to produce petroleum substitutes and chemical feedstocks | |
| PL124862B1 (en) | Method of combined liquefaction and gasification of coal | |
| CA1146891A (en) | Integrated coal liquefaction-gasification process | |
| PL123594B1 (en) | Method of coal liquefaction with gasification | |
| US4203823A (en) | Combined coal liquefaction-gasification process | |
| CA1132923A (en) | Coal liquefaction process employing multiple recycle streams | |
| PL124859B1 (en) | Method of combined liquefaction and gasification of coal | |
| EP0018998B1 (en) | Integrated coal liquefaction-gasification-naphtha reforming process | |
| US4322389A (en) | Integrated coal liquefaction-gasification plant | |
| CA1128886A (en) | Coal liquefaction-gasification process including reforming of naphtha product | |
| PL124860B1 (en) | Apparatus for integrated liquefaction-gasification of coal | |
| US4971683A (en) | Method of refining coal by short residence time hydrodisproportionation to co-produce coal-based petroleum substitutes and methanol | |
| Yabe et al. | Development of coal partial hydropyrolysis process | |
| KR820001970B1 (ko) | 통합된 석탄액화 및 기화방법 | |
| KR820002015B1 (ko) | 통합된 석탄액화 및 기화방법 | |
| KR820002014B1 (ko) | 통합된 석탄 액화-기화장치 | |
| GB2066284A (en) | Process for liquefying a solid carbonaceous material |