WO2009086908A1 - Verfahren und vorrichtung zur erzeugung von mitteldestillat aus kohlenwasserstoffhaltigen energieträgern - Google Patents

Verfahren und vorrichtung zur erzeugung von mitteldestillat aus kohlenwasserstoffhaltigen energieträgern Download PDF

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    • C10G2400/04—Diesel oil

Definitions

  • the invention relates to a method and a device for producing middle distillate from hydrocarbon-containing energy sources.
  • waste products such as plastics, animal and vegetable waste, waste oils and other organic raw materials
  • waste oils and other organic raw materials which contain a preferably high proportion of hydrocarbons and because of their energetic utilization as recyclables or energy sources can be referred to remain in an oil bath until, by molecular dehydration, molecular polymerization and molecular shortening (depolymerization / de-oiling) these hydrocarbons can be separated as hydrocarbon vapor.
  • From DE 100 49 377 C2 discloses a process for the treatment of plastics, fats, oils and other hydrocarbon-containing wastes, wherein a catalyst of sodium aluminum silicates in a circulation evaporator in the circulation in a high-boiling hydrocarbon, such as thermal oil, base oil or bunker C Oil is stirred and in the reactor part under the distillation unit plastics, fats, oils and other hydrocarbons waste are added.
  • the reaction site for the sulfurization reaction is a recirculation evaporator system consisting of a tube-bundle evaporator heated with flue gas and a reactor connected to two tubes which performs the input and output functions.
  • a distillation column is arranged, which receives the catalytically cracked product in vapor form and in the actual product diesel, fraction for the
  • BESTATIGUNGSKOPIE Gas production and reflux are separated into the reactor for another catalytic cracking reaction.
  • hot flue gas is generated and passed through the flue gas tubes of the circulation evaporator.
  • the hot flue gases cool, wherein in the lower part of the circulation evaporator on the inside of the tubes, where the catalyst-containing oils with the molten residues reach the tubes, temperatures of about 430 to 470 ° arise, resulting in a selective catalytic cracking of the residues leads to a hydrocarbon vapor.
  • reaction coke which reacts with the sodium-doped aluminum silicate to form a non-reactive residue, which pollutes the system and stops the reaction.
  • This reaction mixture of the catalyst and the reaction coker connects to the walls of the recycle evaporator and the reactor to a hard residue and requires a high cleaning effort in short maintenance intervals.
  • An economical operation of the known method is therefore only possible to a limited extent. Moreover, only low yield levels of the calorific value of the input materials are achieved.
  • EP 1 538 191 A1 discloses a process for producing diesel oil from hydrocarbon-containing residues in an oil circuit with solids separation and product distillation for the diesel product, the main energy application and thereby the main heating being effected by one or more pumps and the flow energy of the pump should be braked by a counter-rotating agitator and converted into heat.
  • An active heat input by heating through the wall is not provided in this method. Instead, the heat is not transported through the wall, but released directly in the reaction system.
  • the agitator also serves to completely clean the surfaces arranged in the circuit.
  • the technical implementation of the known from EP 1 538 191 Al method is problematic. Moreover, it is difficult to set a process stability.
  • DE 10 2005 056 735 B3 discloses a high-performance chamber mixer for catalytic oil dispersions as a reactor for the depolymerization and polymerization of hydrocarbon-containing residues to middle distillate.
  • the energy input and conversion takes place predominantly in the high-performance chamber mixer, wherein the pumping efficiency of the high-performance chamber mixer is low, ie the introduced energy is for the most part converted into mixing and friction energy.
  • This method also has low process stability.
  • the object of the present invention is to provide a process for the production of middle distillate from hydrocarbon-containing energy sources, which is cost-effective, requires low process complexity and ensures high process stability on the one hand and a high yield of the calorific value of the energy sources used on the other hand.
  • a process oil mixture containing reactor are fed, wherein a process oil mixture stream discharged from the reactor and to a process temperature between 150 0 C to 400 0 C, preferably between 350 0 C to 380 0 C, is heated, wherein the thus heated process oil mixture stream is fed to a degasser, wherein in the degasser vaporous middle distillate, namely vaporous hydrocarbon compounds in the boiling range of the middle distillate fraction of the petroleum, are separated from the heated process oil mixture stream and wherein one of the vaporous middle distillate relieved process oil mixture stream from the degasser to the process oil mixture present in the reactor is recycled.
  • the invention is initially provided to heat the discharged from the reactor process oil mixture stream outside of the reactor to temperatures of at most 400 0 C, preferably of at most 350 0 C to 380 0 C, so that the formation of reaction coke is reduced.
  • the heating takes place gradient minimized.
  • temperature peaks such as occur during the heating of the process oil mixture in the process known from DE 100 49 377 C2 to the tube bundles of the evaporator, can be excluded by suitable process control during heat transfer.
  • the maximum temperature should be maintained over the entire flow cross-section will always be less than 400 0 C, preferably less than 380 0 C.
  • the invention does not provide a process oil mixture cycle in the proper sense:
  • the middle distillate vapor released from the heated process oil mixture is separated in the degasser and only the process oil mixture relieved of the vaporous middle distillate is fed back into the reactor.
  • the yield in the process according to the invention can be significantly increased compared to the known processes.
  • At least part of the heated process oil mixture stream can be applied from above into the degasser and split at internals of the degaser into a plurality of partial streams, wherein the partial streams then flow off in a Rie selfilmströmung to the reactor.
  • a substantially smooth falling film flow is formed in the degasser with negligible bubble formation, with the partial streams of the process oil mixture flowing down like a filament.
  • a quiet surface of the falling film flow contributes to a high degree of yield of the calorific value of the energy carrier used, wherein a drop-shaped outflow of the process oil mixture by the degasser is undesirable and preferably largely precluded by corresponding constructive design of the internals is.
  • a portion of the heated process oil mixture stream may also be introduced tangentially into the degasser, preferably below the internals, and flows downwardly in the form of a rotary flow on a container inner wall of the degasser toward the reactor.
  • the degasser accordingly has an upper distribution chamber and a lower degassing chamber, wherein flow-dividing and surface-enlarging internals are provided for dividing a process oil mixture stream and for increasing the surface area of the process oil mixture stream, and wherein, preferably, the process oil mixture stream is centered in the dicing space from the top of the internals is adoptedbbar.
  • the degassing space can moreover have at least one inlet for a process oil mixture stream such that the process oil mixture stream can be introduced tangentially into the degasser and flows downwards in the direction of the reactor as a rotational flow on a container inner wall of the degassing space.
  • the inlet into the degassing space is preferably arranged below the flow-conducting and surface-enlarging internals of the dicing space.
  • the structural design of the degasher according to the invention is characterized by a high self-cleaning force and is low maintenance, whereby maximizing the surface of the process oil mixture flowing through the degasser is ensured with a correspondingly high yield of vaporous middle distillate.
  • the main energy input during the heating of the discharged from the reactor process oil mixture stream to a process temperature of preferably be- see 350 0 C to 380 0 C is carried out according to the invention by indirect heat transfer from a preferably liquid heat carrier in at least one static mixer with integrated heat exchanger device.
  • the static mixer can be designed as a mixed heat exchanger with a plurality of tube bundles for a heat transfer medium, in particular for a thermal oil, and mixing elements between the tube bundles for turbulent mixing of the process oil mixture.
  • there is heating and intensive mixing of the process oil mixture stream to be heated it being possible for a turbulent mixture of the process oil mixture to form in the static mixer.
  • an indirect heat transfer of the process oil mixture contained in the reactor may be provided, wherein a heat transfer from a preferably liquid heat carrier, such as a hot thermal oil, carried on the process oil mixture through an outer wall of the reactor.
  • a heat transfer from a preferably liquid heat carrier, such as a hot thermal oil carried on the process oil mixture through an outer wall of the reactor.
  • the thermal oil which can be used for heating the process oil mixture stream in the static mixer and for heating the process oil mixture contained in the reactor, should preferably have a maximum temperature of less than 400 0 C, in particular less than 380 0 C, to Avoiding or reducing the formation of reaction coke, which ultimately simplifies maintenance.
  • the reactor can have an upper cylindrical wall section, wherein, preferably, the upper wall section is designed as a double-walled cylinder having a reactor inner wall and a reactor outer wall and wherein, more preferably, a guide device for a heat carrier mounted spirally on at least one reactor wall is provided in the double jacket is.
  • the upper wall portion has an upper inlet port and a lower inlet port for a heat carrier, wherein the heat carrier spirally flows down the reactor inner wall along.
  • the process oil mixture stream steam-relieved from the middle distillate can be diverted into the reactor as it exits the degasser, preferably creating a tangential rotational flow on the reactor wall.
  • the process oil mixture in the reactor is mixed statically.
  • internals are preferably provided for the flow diversion of the relieved process oil mixture returned from the degasser into the reactor, the internals being designed to produce a tangential wall flow along the reactor wall.
  • the reactor is thus designed as a static mixer, with no active stirring devices are required. This contributes to a cost-effective construction of the reactor.
  • the reactor may have an inwardly curved container bottom, so that a sedimentation cone is formed in the lower region of the reactor, which prevents the discharge of spent catalyst. material, aggregates and unreacted energy from the reactor.
  • a further process oil mixture stream from the reactor is passed into a pre-reactor with mixing devices, the input material is fed to the prereactor and mixed with the further process oil mixture stream in the prereactor and wherein the hydrocarbon-rich Process oil mixture stream from the pre-reactor is returned to the reactor.
  • the prereactor there is a pre-dewatering and pre-degassing and only a small part of a catalytic reaction.
  • the input material is of about 350 0 C hot Prozeßölge- mixed, originating from the reactor (main), mixed with the liquefaction process of the energy source used.
  • the pre-reactor preferably designed as a screw conveyor, has at least one feed screw, preferably a twin screw, as input unit for the input material and a mixing container connected to the feed screw, wherein, more preferably, the feed screw engages into the lower region of the mixing container and has mixing vanes at the lower end , This ensures on the one hand intensive mixing of the input material with the process oil mixture originating from the (main) reactor and on the other hand ensures good self-cleaning of the feed screw.
  • the feed screw is cooled by incoming input material, but cooling of the feed screw may be necessary, in particular when the process is shut down for reasons of material resistance.
  • a heating of the feed screw is provided to ensure a sufficiently high temperature in the prereactor.
  • the mixing vessel of the pre-reactor may at least have a lower inlet for the further process oil mixture stream from
  • the mixing container is thus designed as a static mixer in which, however, essentially no cracking processes of the energy carrier take place.
  • Corresponding internals can be provided in addition to intensify the mixing.
  • a tangential supply of the further process oil mixture stream into the mixing container can be provided.
  • a carrier oil can also be fed to the (main) reactor, which forms a constituent of the process oil mixture in the reactor.
  • the volume ratio of the process oil mixture in the (main) reactor to the further process oil mixture in the pre-reactor should be adjusted to 5: 1 to 8: 1. This requires a corresponding structural design of the reactor vessel and the mixing chamber of the pre-reactor.
  • the hydrocarbon-rich process oil mixture stream recycled from the prereactor is mixed with the process oil mixture contained in the reactor and the process oil mixture stream from the degasser which is relieved of the vaporous middle distillate.
  • the feed of the hydrocarbon-rich process oil mixture stream into the reactor takes place below the internals provided in the upper region of the reactor for the flow deflection of the relieved process oil mixture returned from the degasser to the reactor.
  • the hydrocarbon-rich process oil mixture stream recirculated from the prereactor is preferably introduced tangentially into a mixing zone of the reactor, so that a rotational flow of the entire process oil mixture is formed in the reactor.
  • the process oil mixture in the reactor is rotated.
  • the direction of rotation of the discharged from the degasser discharged process oil mixture stream after entering the reactor may correspond to the direction of rotation of the tangentially introduced hydrocarbon-rich process oil mixture stream from the prereactor.
  • the reactor may have a lower part with a conically tapering upper wall section and a conically tapered lower wall section, the upper and lower wall sections being connected to one another by a cylindrical wall section.
  • the process oil mixture stream which is supplied to the static mixer for heating and mixing, can be removed in the upper region of the conically tapering upper wall section, wherein at least one outlet is provided there.
  • At least one further outlet may be provided in the upper region of the conically tapering lower wall section of the lower part. This outlet is provided for discharging a process oil mixture stream enriched with at least one catalyst and optionally with at least one aggregate from a lower second sedimentation zone of the reactor.
  • the process oil mixture stream For multiple use of the catalyst, it is possible to mix the process oil mixture stream to be heated from the upper first Sedimendationszone with an enriched with catalyst and optionally additive process oil mixture stream from a lower second sedimentation zone of the reactor and thus set a certain catalyst concentration in the process oil mixture.
  • the mixing of the two streams takes place before entering the static mixer, so that both streams are intensively mixed and heated in the mixer.
  • a control or regulating device for controlling or regulating the volume flow ratio of the process oil mixture stream to be heated to the enriched process oil mixture stream can be provided.
  • a partial flow of the process oil mixture stream to be heated and, if appropriate, a further partial stream of the process oil mixture stream enriched with catalyst and optionally neutralizer form the further process oil mixture stream conducted to the prereactor.
  • an admixture of at least one unconsumed catalyst and / or optionally at least one additive from corresponding feed containers may be provided.
  • the catalyst and / or additive is preferably mixed before admixture with a carrier oil or emulsified in a carrier oil, which simplifies the mixing.
  • the energy carrier, the catalyst and optionally the aggregate, which together can form the input material for the process are mixed together before being fed into the prereactor and heated to a temperature of less than 120 ° C., preferably up to about 80 to 100 0 C, to be heated.
  • the energy carrier is dry mixed with preferably powdered catalyst and / or neutralizer and heated, wherein the resulting aggregate has a high reaction surface and segregation does not take place.
  • the unit has a longer residence time in the process oil mixture. This further increases the yield level.
  • the invention allows individual ideas of the invention to be combined with each other, even if this is not described in detail.
  • the static mixture and surface enlargement of the process oil mixture in the degasser and in the reactor and the premixing of the input material with the process oil mixture in the prereactor are of inherent relevance, whereby the inventive concepts associated therewith can also independently substantiate an inventive performance.
  • FIG. 1 is a schematic process flow diagram of the entry of a hydrocarbon-rich energy carrier together with a catalyst and a neutralizer into an oil circuit for the production of vaporous middle distillate and
  • FIG. 2 is a schematic flowchart of the reaction cycle in the production of middle distillate from hydrocarbon-containing energy sources.
  • FIG. 1 shows a process flow diagram representing the entry of a hydrocarbon-containing energy carrier 1 into an oil circuit for producing middle distillate 2.
  • the energy carrier 1 in the present case is dried and comminuted biomass which is stored in a storage container 3. Due to gravity, the energy carrier 1 falls from the storage tank 3 into a first conveyor screw 4. By rotation of the spindle, the mixture is pushed into the lower hopper of a Rohrkettenförde- rers 5.
  • the tube chain conveyor 5 transports the energy source 1 to a height of about 12 m in an upper funnel. From there, the energy source 1 falls due to gravity in a feed screw 6.
  • the feed screw 6 promotes the energy source 1 with a quantity of 5 m 3 / h in a first rotary valve 7 or in a second rotary valve 8.
  • the rotary valves 7, 8 serve the periodic metering of cone mixers 9, 10 with the starting material, wherein each rotary valve 7, 8 is designed with a delivery capacity of 5 m 3 / h.
  • the rotary valves 7, 8 represent dynamic barriers, since material can be transported through and at the same time a slight negative pressure, generated by a vacuum system, in the conical mixers 9, 10 is made possible.
  • the conical mixers 9, 10 are degassed in order to reduce the proportion of oxygen and to minimize the risk of ignition of the oil vapor produced in the further process.
  • the cone mixers 9, 10 have a net volume of about 2.4 m 3 .
  • the cone mixers 9, 10 are operated alternately periodically. While the first cone mixer 9 is being filled with the energy carrier 1, the second cone mixer 10 can be mixed with the aid of the integrated screw.
  • At least one catalyst Ia and / or one additive Ib such as a neutralizer, may periodically be added to the cone mixers 9, 10, where the catalyst Ia and the additive Ib may be present as a pulverulent mixture.
  • the time of mixing, heating, dehumidification and degassing in the Konusmi- 9, 10 is about half an hour, the time of filling is also half an hour. Since both cone mixers 9, 10 have a double jacket, the heating of the mixture in the cone mixers 9, 10 to about 100 0 C is possible.
  • the cone mixers 9, 10 are with a heating medium, preferably heating a thermal oil so that the input material 12 preferably reaches into the cone mixers 9, 10, a temperature of about 80 0 C.
  • the two conical mixers 9, 10 allow a continuous loading of a four-zone reactor 11 shown in FIG. 2, whereby the cone mixers 9, 10 are emptied periodically via gas-tight slides.
  • the input material 12 is discharged, which is composed of the energy source 1, possibly the catalyst and optionally at least one additive.
  • the input material 12 passes into a connecting screw 13 and then into a compacting screw 14, in which the input material 12 is compressed to half the original size.
  • the connecting screw 13 and the compression screw 14 each have a double jacket, through which a heating medium, preferably thermal oil, with a temperature of about 100 to 120 0 C is passed. This ensures that the temperature of the input material 12 is kept constant at about 100 0 C.
  • the compression screw 14 suction points to more water, u.a. To remove adhesive water from the dried input material 12. In addition, the proportion of oxygen is further reduced.
  • the screw feed mixer 18 is a pre-reactor with mixing device and has an oval connecting tube 19, a twin screw 20 and a mixing container 21 containing about 800 1.
  • the input material 12 is pushed from the hopper 17 through the connecting pipe 19 in the mixing vessel 21 by means of the twin screw 20 and mixed with a circa 350 0 C hot process oil mixture stream 22, which is removed from the reactor 11 and from a carrier oil with already dissolved energy source. 1 exists, which is partly in cracked form.
  • the screw ends of the twin screw 20 have mixing vanes 23, which contribute to the mixing of the input material 12 with the process oil mixture stream 22.
  • the mixing function is assisted by metered tangential pumping in of the process oil mixture stream 22 from the reactor 11 into the mixing tank 21 by means of the volute casing pump 24, namely at two feed points 25, 26 of the mixing tank 21. This ensures double mixing.
  • twin screw 20 acts as a baffle, since it is located in the region between the center of the mixing container 21 and its wall.
  • the twin screw 20 causes additional turbulence of the flow.
  • the use of a twin screw 20 is characterized, moreover, at relatively high temperatures in the mixing container 21 by a high reliability.
  • the process oil mixture 22 flows upwards with a rotational movement and mixes with the fed-in input material 12. After a short time, a hydrocarbon-rich process oil mixture stream 26 obtained in the upper region of the mixing vessel 21 is withdrawn and returned to the reactor 11.
  • the liquefaction process begins.
  • the cracking process namely the cleavage of the carbon chains, starts due to a very short residence time of the process oil mixture in the screw feed mixer 18 not or only to a small extent, but exclusively or predominantly only in the main process in the reactor 11. Should on the surface of the reaction mixture in the mixing vessel 21st the not yet completely dissolved energy sources 1 swim is this retained by appropriate installations in the mixing tank 21 and returned to the mixture.
  • the input material 12 dissolves in the screw feed mixer 18, residual water fractions released from the screw feed mixer 18 are released.
  • the water vapor passes into a demister 27, which contains fillers, which adhere to the oil droplets transported by the steam and then flow back into the screw feed mixer 18.
  • the water vapor is discharged via a vacuum system and the residual water is liquefied in a condenser 28.
  • Both spindles 29, 30 of the twin screw 20 work self-cleaning.
  • the spindles 29, 30 are rotatably mounted at the lower end to the conical bottom of the mixing container 21 and at the upper end by shaft passages of the hopper 17.
  • the connecting tube 19 is likewise equipped with a double jacket, since temperatures of up to 350 ° C. can prevail in the mixing container 21.
  • the temperature in the hopper 17 may not exceed 100 0 C, since the Räumradschleusen 15, 16 are designed with ATEX protection only up to 100 0 C. Should too much heat flow upwards via the connecting pipe 19, this can be discharged via the double jacket, whereby a corresponding cooling medium is passed through the double jacket.
  • carrier oil 31 such as dewatered waste oil
  • a heatable container 32 is provided as a reservoir.
  • such liquid residues can be introduced as an energy source in the oil circuit.
  • the carrier oil 31 is introduced into the mixing container 21.
  • the filling of the container 32 via a pump from an oil storage.
  • the carrier oil 31 can be fed to the reactor 11, for example to compensate for evaporation losses.
  • a carrier oil stream 34 for producing a catalyst / additive emulsion can be conducted from the container 32 into containers 35, 36 shown in FIG. 2.
  • the containers 35, 36 have feed hoppers to facilitate filling with the catalyst Ia and the additive Ib.
  • the structure of the entry system shown in Fig. 1 allows sufficient drying, mixing and deaeration of the input material 12. Die Danger of steam explosion in the reactor 11 is therefore not. Likewise, the ignition of released oil vapor need not be feared. Finally, a high separation efficiency is ensured by a small proportion of water in the reactor 11.
  • FIG. 2 shows the main circulation system in the production of middle distillate 2 from the hydrocarbon-containing energy carrier 1.
  • the components of the main circulation or reaction system are the four-zone reactor 11, a degasser 37 and three Mischtownercrue 38, 39, 40 and a plurality of pumps and the associated piping.
  • middle distillate 2 from hydrocarbon-containing energy source 1
  • a molecular dehydration, a molecular polymerization and a molecular shortening take place at a lower temperature in relation to the pyrolysis without pressurization.
  • the process control is carried out in the main stream at temperatures between 300 to 400 0 C and a slight negative pressure of - 30 to - 100 mbar compared to the ambient pressure.
  • the method described is characterized by a high degree of yield of the calorific value of the energy carrier 1. If polymer waste is used as the energy carrier, more than 70 to 80% of the hydrocarbons present can be obtained.
  • the hydrocarbon-enriched process oil mixture stream 26 originating from the screw feed mixer 18 as prereactor is introduced into the reactor 11.
  • the process oil mixture 54 contained in the reactor 11, comprising the dissolved energy carrier 1, optionally the catalyst Ia, optionally the additive Ib and carrier oil, is circulated, wherein each circulation a resulting amount of vaporous middle distillate in a above the degasser 37th provided processing system 41 is transferred.
  • the work-up system 41 is shown only schematically in FIG.
  • the main constituents of the work-up system 41 are a steam release pre-distillation unit or pre-rectification unit, a rectification column, as well as condensers and water separators.
  • the vaporous middle distillate is divided into four groups by distillation.
  • low boilers hydrocarbon in the boiling range of kerosene and gasoline
  • intermediate product gas oil, namely hydrocarbon mixture in the boiling range of diesel
  • high boilers process oil or carrier oil
  • bottom product distillation residues
  • the reactor 11 is structurally equipped with a double cone shape in the lower region.
  • the reactor 11 has an upper cylindrical wall section 43 with a lower part 44, wherein the lower part 44 has a tapered upper wall section 45, a conically tapered lower wall section 46 and a cylindrical central wall section 47.
  • outlet port 50, 51 are welded, and an outlet 52 for filter bed material 42, which is part of the sump circuit.
  • a double jacket in the region of the upper cylindrical wall section 43 serves for additional heat transfer / cooling with a liquid heat carrier, namely thermal oil.
  • the double jacket is made so that the introduced through the upper inlet port 48 thermal oil flows through a helically mounted on the reactor outer wall guide around the reactor 11 and the double jacket leaves at an outlet 49. Otherwise, the reactor 11 has internals for the flow deflection in the region of its lid.
  • the reactor 11 can be divided into four zones I-IV.
  • the uppermost zone I is a gas / steam zone.
  • a small amount of middle distillate steam flows from the mixing zone II underneath into the degasser 37.
  • the internals for flow diversion are also arranged.
  • the hydrocarbon-rich process oil mixture stream 26 is introduced tangentially into the mixing zone II in the region of an inlet connection 53 and mixes with the process oil mixture 54 present there.
  • mixing takes place in the mixing zone II with a discharge of vaporous middle distillate 2 Process oil mixture stream 55 from the degasser 37. Due to the tangential introduction process, the entire liquid in the reactor 11 rotates. The rotational movement is additionally caused by the deflected liquid medium from the degasser 37 Kept moving. The direction of movement of the rotating process oil mixture 54 and the relieved process oil mixture stream 55 correspond to each other.
  • a sedimentation zone III represents a third section of the reactor 11 and is located in the upper cone segment.
  • part of the process oil mixture 54 is required by the nozzles 50 as the process oil mixture stream 56 to be heated by means of the pumps 57, 58, 59 from the reactor 11 to the three mixed heat exchangers 38, 39, 40.
  • a process oil mixed stream 60 enriched with catalyst Ia and the additive Ib is mixed with the process oil mixture stream 56 to be heated by means of the pumps 61, 62, 63 as required.
  • a partial flow 56a of the process oil mixture stream 56 to be heated and a partial stream 60a of the enriched process oil mixture stream 60 form the process oil mixture stream 22 conducted to the screw feed mixer 18, in which the energy carrier 1 is dissolved before it enters the reactor 11.
  • the mixing heat exchangers 38, 39, 40 each consist of two flange-mounted mixed heat exchanger units, wherein mixed heat exchanger units with the trade name "CSE-XR" from Fluitec can be used. Between the tube bundles of the mixed heat exchanger units mixing elements are welded, which lead to a turbulent mixing of the process oil mixture.
  • the mixing heat exchangers 38, 39, 40 Shortly before the process oil mixture stream 56 and possibly the enriched process oil mixture stream 60 are conveyed into the three mixing heat exchangers 38, 39, 40, an admixture of catalyst Ia and, if necessary, of additive Ib may take place.
  • the components are then turbulently mixed and heated to about 380 0 C. The heating takes place via a liquid heat carrier, namely thermal oil, which is supplied via inlet connection 64 and discharged via outlet connection 65.
  • a liquid heat carrier namely thermal oil
  • the mixing heat exchanger 38, 39, 40 inlet and outlet nozzle for a cleaning oil and nozzle for introducing nitrogen.
  • the process oil mixture stream 56 and optionally the enriched process oil mixture Ström 60 and optionally the attached catalyst Ia and possibly the added additive Ib arrive as a heated process oil mixture stream 67 from the mixed heat exchangers 38, 39, 40 in the upper portion 66 of the degas 37
  • the degasser 37 has a dicing space with flow-conducting and surface-enlarging internals for dicing and surface enlargement of the heated process oil mixture stream 67.
  • the process oil mixture stream 67 is partly applied, preferably in the middle, into the dicing space from above onto the internals in the upper region 66 of the degas 37.
  • the degasser 37 has at least one inlet port for a partial stream 68 of the heated process oil mixture stream 67, wherein the partial stream 68 is conveyed tangentially into the degasser 37 in the upper region 66 of the degas below the internals and flows downwardly on the container inner wall of the degas 37 ,
  • the process oil mixture 67 flows down as a falling film, whereby a large surface is created by the fine division, which facilitates the escape of cracked carbon chains from the process oil mixture 67. These go into the vapor phase and flow off as vaporous middle distillate 2 to the work-up system 41.
  • the thin streams flow together with the partial flow 68 flowing downwards in the direction of the inner wall of the container and reach the four-phase reactor 11. Shortly after entry, they encounter the internals in the gas-vapor zone I of the reactor 11 diverted and the cycle begins again.
  • the method for producing vaporous middle distillate 2 described with reference to FIGS. 1 and 2 is characterized by a statically enforced, absolutely turbulent mixture of the process oil mixture in the mixed heat exchangers 38, 39 and 40. This will the heat transfer gradients minimized and the system self-cleaning for the process oil solid mixture (catalysts, mineral aggregates) out.
  • catalyst Ia preferably mineral zeolitic solids are used.
  • the preferably continuous solid addition of catalyst Ia and / or additive Ib is in the range of 0.5 to 20 wt .-% with respect to the process oil mixture 54 in the reactor 11.
  • Catalysts Ia and aggregates Ib such as soda and hydrated lime, are usually with a proportion of 1 to 10 wt .-%, preferably from 1 to 5 wt .-%, promoted to the substance entry of the energy carrier 1 in the reactor 1.
  • the catalyst Ia and additives Ib In the sedimentation zone III of the reactor 11, partially undissolved residues sediment, the catalyst Ia and additives Ib.
  • the catalyst bed thus formed in the lowermost zone IV is fed to the mixed catalyst fluidized bed by means of at least one volumetric pump 69 by recirculation over the upper part of the lowermost zone IV.
  • the catalyst Ia and the additive Ib can be used several times for the material conversion.
  • the mixed fluidized bed is kept constant in height by partial discharge of filter bed material 42 by means of the pump 69.
  • a drain tank 70 is provided to shut down the process.

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Abstract

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Erzeugung von Mitteldestillat (2) aus kohlenwasserstoffhaltigen Energieträgern (1), wobei wenigstens ein kohlenwasserstoffhaltiger Energieträger (1), gegebenenfalls wenigstens ein Katalysator (1a) und gegebenenfalls wenigstens ein Zuschlagstoff (1b) als Inputmaterial (12) einem ein Prozeßölgemisch (54) enthaltenden Reaktor (11) zugeführt werden, wobei ein Prozeßölgemischstrom (56) aus dem Reaktor (11) abgeführt und auf eine Prozeßtemperatur zwischen 150 °C bis 400 °C, vorzugsweise zwischen 350 °C bis 380 °C, erwärmt wird, wobei der erwärmte Prozeßölgemischstrom (67, 68) einem Degaser (37) zugeführt wird, wobei in dem Degaser (37) dampfförmiges Mitteldestillat (2) von dem erwärmten Prozeßölgemischstrom (67, 68) abgeschieden wird und wobei ein von dem dampfförmigen Mitteldestillat (2) entlasteter Prozeßölgemischstrom (55) aus dem Degaser (37) zu dem im Reaktor (11) vorhandenen Prozeßölgemisch (54) zurückgeführt wird.

Description

Verfahren und Vorrichtung zur Erzeugung von Mitteldestillat aus kohlenwasserstoffhaltigen Energieträgern
Die Erfindung betrifft ein Verfahren und eine Vorrichtung zur Erzeugung von Mitteldestillat aus kohlenwasserstoffhaltigen Energieträgern.
Aus dem Stand der Technik ist es bekannt, die in Reststoffen enthaltenen Brennstoffe in Form von Kohlenwasserstoffen nicht durch Reaktion mit Sauerstoff durch die Verbrennung oder Vergasung freizusetzen, sondern diese durch katalytische Behandlung unter Luftausschluß im Ölbad in stofflicher Form freizusetzen und als Wertstoff zu gewinnen. Dies dient der Vermeidung der Bildung von CO2 in der Reststoffentsorgung und der Herstellung von Brennstoffen oder Treibstoffen aus den Reststoffen.
Der Reststoff in Form von nachwachsenden Rohstoffen, wie Holz- und Pflanzenteilen, von Abfallprodukten, wie Kunststoffen, von Tier- und Pflanzenabfällen, von Altölen und anderen organischen Rohstoffen, die einen vorzugsweise hohen Anteil von Kohlenwasserstoffen beinhalten und wegen ihrer energetischen Verwertbarkeit als Wertstoffe oder Energieträger bezeichnet werden können, verweilen dabei solange im Ölbad, bis durch Moleküldehy- dratisierung, Molekülpolymerisation und Molekülverkürzung (Depolymerisa- tion/Verölung) diese Kohlenwasserstoffe als Kohlenwasserstoffdampf abgetrennt werden können.
Aus der DE 100 49 377 C2 ist ein Verfahren zur VerÖlung von Kunststoffen, Fetten, Ölen und anderen kohlenwasserstoffhaltigen Abfällen bekannt, wobei ein Katalysator aus Natrium-Aluminiumsilikaten in einem Umlaufverdampfer im Kreislauf in einem hochsiedenden Kohlenwasserstoff, wie Thermoöl, Grundöl oder Bunker-C-Öl, verrührt wird und in dem Reaktorteil unter der Destillationsanlage Kunststoffe, Fette, Öle und andere kohlenwasserstoffhalti- ge Abfälle zugegeben werden. Der Reaktionsort für die Verölungsreaktion ist ein Umlaufverdampfersystem, das aus einem Röhrenbündelverdampfer, der mit Rauchgas beheizt wird, und einem mit zwei Rohren verbundenen Reaktor besteht, der die Ein- und Austragsfunktionen erfüllt. Auf dem Reaktor ist eine Destillationskolonne angeordnet, die das katalytisch gespaltene Produkt in Dampfform aufnimmt und in das eigentliche Produkt Diesel, Fraktion für die
BESTATIGUNGSKOPIE Benzinproduktion und Rücklauf in den Reaktor für eine weitere katalytische Spaltungsreaktion separiert. Durch Verbrennung unterhalb des Umlaufverdampfers wird warmes Rauchgas erzeugt und durch die Rauchgasrohre des Umlaufverdampfers geleitet. In dem Umlaufverdampfer kühlen sich die hei- ßen Rauchgase ab, wobei in dem unteren Teil des Umlaufverdampfers an der Innenseite der Rohre, wo die katalysatorhaltigen Öle mit den geschmolzenen Reststoffen an die Rohre gelangen, Temperaturen von ca. 430 bis 470° entstehen, was zu einem selektiven katalytischen Cracken von den Reststoffen zu einem Kohlenwasserstoffdampf führt.
Die hohe Temperatur der heißen Rauchgase führt zur Bildung von Reaktionskoks, der mit dem natriumdotierten Aluminiumsilikat zu einem nicht reaktiven Rückstand reagiert, der die Anlage verschmutzt und die Reaktion zum Erliegen bringt. Dieses Reaktionsgemisch von dem Katalysator und dem Reakti- onskoks verbindet sich mit den Wandungen des Umlaufverdampfers und des Reaktors zu einem harten Rückstand und erfordert einen hohen Reinigungsaufwand in kurzen Wartungsintervallen. Ein wirtschaftlicher Betrieb des bekannten Verfahrens ist daher nur eingeschränkt möglich. Im übrigen werden nur geringe Ausbeutegrade des Heizwertes der Inputstoffe erreicht.
Aus der EP 1 538 191 Al ist ein Verfahren zur Erzeugung von Dieselöl aus kohlenwasserstoffhaltigen Reststoffen in einem Ölkreislauf mit Feststoffab- scheidung und Produktdestillation für das Dieselprodukt bekannt, wobei der Hauptenergieantrag und dadurch die Haupterwärmung durch ein oder mehrere Pumpen erfolgt und wobei die Strömungsenergie der Pumpe durch ein gegenläufiges Rührwerk gebremst und in Wärme umgewandelt werden soll. Ein aktiver Wärmeeintrag durch Beheizung durch die Wand ist bei diesem Verfahren nicht vorgesehen. Statt dessen wird die Wärme nicht durch die Wand transportiert, sondern direkt im Reaktionssystem freigesetzt. Das Rührwerk dient dabei auch der vollständigen Reinigung der im Kreislauf angeordneten Oberflächen. Die technische Umsetzung des aus der EP 1 538 191 Al bekannten Verfahrens ist problematisch. Im übrigen läßt sich nur schlecht eine Prozeßstabilität einstellen. Im übrigen zeichnet sich das vorbeschriebene Verfahren durch einen geringen Ausbeutegrad des Heizwertes der Inputstoffe aus. Aus der DE 10 2005 056 735 B3 ist ein Hochleistungskammermischer für ka- talytische Öldispersionen als Reaktor für die Depolymerisation und Polymerisation von kohlenwasserstoffhaltigen Reststoffen zu Mitteldestillat bekannt. Der Energieeintrag und Umsatz findet überwiegend in dem Hochleistungs- kammermischer statt, wobei der Pumpwirkungsgrad des Hochleistungskammermischers niedrig ist, also die eingebrachte Energie zum größten Teil in Vermischungs- und Reibungsenergie umgewandelt wird. Auch dieses Verfahren weist eine geringe Prozeßstabilität auf.
Aufgabe der vorliegenden Erfindung ist es, ein Verfahren zur Erzeugung von Mitteldestillat aus kohlenwasserstoffhaltigen Energieträgern bereitzustellen, das kostengünstig ist, einen geringen verfahrenstechnischen Aufwand erfordert und eine hohe Prozeßstabilität einerseits und einen hohen Ausbeutegrad des Heizwertes der eingesetzten Energieträger andererseits gewährleistet.
Zur Lösung der vorgenannten Aufgabe ist bei einem Verfahren der eingangs genannten Art vorgesehen, daß wenigstens ein kohlenwasserstoffhaltiger Energieträger, ggf. wenigstens ein Katalysator und ggf. wenigstens ein Zuschlagstoff, wobei es sich bei dem Zuschlagstoff um einen Neutralisator han- dein kann, als Inputmaterial einem ein Prozeßölgemisch enthaltenden Reaktor zugeführt werden, wobei ein Prozeßölgemischstrom aus dem Reaktor abgeführt und auf eine Prozeßtemperatur zwischen 150 0C bis 400 0C, vorzugsweise zwischen 350 0C bis 380 0C, erwärmt wird, wobei der so erwärmte Prozeßölgemischstrom einem Degaser zugeführt wird, wobei in dem Degaser dampfförmiges Mitteldestillat, nämlich dampfförmige Kohlenwasserstoffver- bindungen im Siedebereich der Mitteldestillatfraktion des Erdöls, von dem erwärmten Prozeßölgemischstrom abgeschieden bzw. abgetrennt werden und wobei ein von dem dampfförmigen Mitteldestillat entlasteter Prozeßölgemischstrom aus dem Degaser zu dem im Reaktor vorhandenen Prozeßölge- misch zurückgeführt wird.
Bei der Erfindung ist zunächst vorgesehen, den aus dem Reaktor abgeführten Prozeßölgemischstrom außerhalb von dem Reaktor auf Temperaturen von maximal 400 0C, vorzugsweise von maximal 350 0C bis 380 0C, zu erwärmen, so daß die Bildung von Reaktionskoks verringert wird. Die Erwärmung erfolgt dabei Gradientenminimiert. In diesem Zusammenhang sieht das erfin- dungsgemäße Verfahren vor, daß bei der Erwärmung des Prozeßölgemisches Temperaturspitzen, wie sie bei der Erwärmung des Prozeßölgemisches bei dem aus der DE 100 49 377 C2 bekannten Verfahren an den Rohrbündeln des Verdampfers auftreten, durch eine geeignete Verfahrensführung bei der Wär- meübertragung ausgeschlossen werden können. Bei der Erwärmung des Prozeßölgemisches soll die maximale Temperatur über den gesamten Strömungsquerschnitt stets weniger als 400 0C, vorzugsweise weniger als 380 0C, betragen. Durch die so bewirkte geringere Koksbildung können der Reinigungsaufwand verringert und die Wartungsintervalle verlängert werden, was zu ei- ner hohen Wirtschaftlichkeit des erfindungsgemäßen Verfahrens beiträgt. Im übrigen ist bei der Erfindung kein Prozeßölgemisch-Kreislauf im eigentlichen Sinne vorgesehen: Bei der Erfindung wird der aus dem erwärmten Prozeßöl- gemisch freigesetzte Mitteldestillatdampf im Degaser abgetrennt und lediglich das von dem dampfförmigen Mitteldestillat entlastete Prozeßölgemisch zu- rück in den Reaktor geführt. Durch eine geeignete konstruktive Auslegung des Degasers läßt sich damit die Ausbeute bei dem erfindungsgemäßen Verfahren deutlich gegenüber den bekannten Verfahren erhöhen.
Vorzugsweise ist zumindest ein Teil des erwärmten Prozeßölgemischstroms von oben in den Degaser aufgebbar und an Einbauten des Degasers in eine Mehrzahl von Teilströmen aufteilbar, wobei die Teilströme dann in einer Rie- selfilmströmung zum Reaktor abfließen. Vorzugsweise wird im Degaser eine im wesentlichen glatte Rieselfilmströmung bei vernachlässigbarer Blasenbildung ausgebildet, wobei die Teilströme des Prozeßölgemisches bindfädenartig nach unten abfließen. Im Zusammenhang mit der Erfindung ist überraschenderweise erkannt worden, daß eine ruhige Oberfläche der Rieselfilmströmung zu einem hohen Ausbeutegrad des Heizwertes des eingesetzten Energieträgers beiträgt, wobei ein tropfenförmiges Abfließen des Prozeßölgemisches durch den Degaser unerwünscht ist und vorzugsweise durch entsprechende kon- struktive Auslegung der Einbauten weitgehend auszuschließen ist. Ein Teil des erwärmten Prozeßölgemischstroms kann auch tangential in den Degaser eingeleitet werden, vorzugsweise unterhalb der Einbauten, und fließt in Form einer Rotationsströmung an einer Behälterinnenwand des Degasers nach unten in Richtung zum Reaktor ab. Durch die Aufteilung des erwärmten Prozeßöl- gemischstroms in einen von oben in den Degaser auf die Einbauten aufgegebenen ersten Teilstrom und in einen tangential in den Degaser unterhalb der Einbauten eingeleiteten zweiten Teilstrom wird eine große Oberfläche des Prozeßölgemisches im Degaser erzeugt, die zu einer hohen Freisetzung von dampfförmigen Mitteldestillat im Degaser führt.
Vorrichtungsgemäß weist der Degaser dementsprechend einen oberen Zertei- lungsraum und einen unteren Degasungsraum auf, wobei im Zerteilungsraum strömungsleitende und oberflächenvergrößernde Einbauten zur Zerteilung eines Prozeßölgemischstroms und zur Oberflächenvergrößerung des Prozeßöl- gemischstroms vorgesehen sind, und wobei, vorzugsweise, der Prozeßölge- mischstrom mittig in den Zerteilungsraum von oben auf die Einbauten aufgebbar ist. Der Degasungsraum kann darüber hinaus wenigstens einen Einlaß für einen Prozeßölgemischstrom derart aufweisen, daß der Prozeßölgemisch- strom tangential in den Degaser einleitbar ist und als Rotationsströmung an einer Behälterinnenwand des Degasungsraums nach unten in Richtung zum Reaktor abfließt. Der Einlaß in den Degasungsraum ist dabei vorzugsweise unterhalb der strömungsleitenden und oberflächenvergrößernden Einbauten des Zerteilungsraums angeordnet. Der konstruktive Aufbau des erfindungsgemäßen Degasers zeichnet sich durch eine hohe Selbstreinigungskraft aus und ist wartungsarm, wobei eine Maximierung der Oberfläche des den Dega- ser durchströmenden Prozeßölgemisches mit einer entsprechend hohen Ausbeute an dampfförmigem Mitteldestillat sichergestellt wird.
Der Hauptenergieeintrag bei der Erwärmung des aus dem Reaktor abgeführten Prozeßölgemischstroms auf eine Prozeßtemperatur von vorzugsweise zwi- sehen 350 0C bis 380 0C erfolgt erfindungsgemäß durch indirekte Wärmeübertragung von einem vorzugsweise flüssigen Wärmeträger in wenigstens einem statischen Mischer mit integrierter Wärmeübertrageeinrichtung. Vorrichtungsgemäß kann der statische Mischer als Mischwärmetauscher ausgebildet sein mit einer Mehrzahl von Rohrbündeln für einen Wärmeträger, ins- besondere für ein Thermoöl, und Mischelementen zwischen den Rohrbündeln zur turbulenten Vermischung des Prozeßölgemisches. Es kommt also gleichzeitig zu einer Erwärmung und zu einer intensiven Vermischung des zu erwärmenden Prozeßölgemischstroms, wobei sich in dem statischen Mischer eine turbulente Mischung des Prozeßölgemisches ausbilden kann. Darüber hinaus kann eine indirekte Wärmeübertragung des in dem Reaktor enthaltenden Prozeßölgemisches vorgesehen sein, wobei eine Wärmeübertragung von einem vorzugsweise flüssigen Wärmeträger, wie beispielsweise einem heißen Thermoöl, auf das Prozeßölgemisch durch eine Außenwand des Reaktors erfolgen kann. Das Thermoöl, das zur Erwärmung des Prozeßölge- mischstroms in dem statischen Mischer und zur Erwärmung des in dem Reaktor enthaltenden Prozeßölgemisches eingesetzt werden kann, sollte vorzugsweise eine maximale Temperatur von weniger als 400 0C, insbesondere weniger als 380 0C, aufweisen, um die Bildung von Reaktionskoks zu vermeiden bzw. zu verringern, was letztlich die Wartung vereinfacht.
Vorrichtungsgemäß kann der Reaktor einen oberen zylinderförmigen Wandabschnitt aufweisen, wobei, vorzugsweise, der obere Wandabschnitt als Dop- pelmantelzylinder mit einer Reaktorinnenwand und einer Reaktoraußenwand ausgebildet ist und wobei, weiter vorzugsweise, in dem Doppelmantel eine spiralförmig an wenigstens einer Reaktorwand montierte Leiteinrichtung für einen Wärmeträger vorgesehen ist. Der obere Wandabschnitt weist einen oberen Einlaßstutzen und einen unteren Einlaßstutzen für einen Wärmeträger auf, wobei der Wärmeträger spiralförmig an der Reaktorinnenwand entlang nach unten strömt. Dadurch ist ein zusätzlicher Energieeintrag oder auch eine Kühlung des Prozeßölgemischs im Reaktor möglich.
Der von dem Mitteldestillat dampfentlastete Prozeßölgemischstrom kann bei dem Eintritt aus dem Degaser in den Reaktor umgelenkt werden, wobei, vor- zugsweise, eine tangentiale Rotationsströmung an der Reaktorwand erzeugt wird. Das Prozeßölgemisch im Reaktor wird dabei statisch gemischt.
In einem oberen Eintrittsbereich des Reaktors sind vorzugsweise Einbauten zur Strömungsumlenkung des aus dem Degaser in den Reaktor zurückgeführ- ten entlasteten Prozeßölgemischs vorgesehen, wobei die Einbauten zur Erzeugung einer tangentialen Wandströmung entlang der Reaktorwand ausgebildet sind. Der Reaktor ist damit als statischer Mischer ausgebildet, wobei keine aktiven Rühreinrichtungen erforderlich sind. Dies trägt zu einem kostengünstigen Aufbau des Reaktors bei. Der Reaktor kann einen nach innen gewölbten Behälterboden aufweisen, so daß sich ein Sedimentationskegel im unteren Bereich des Reaktors ausbildet, was den Austrag von verbrauchtem Katalysa- tormaterial, Zuschlagstoffen und nicht umgesetztem Energieträger aus dem Reaktor vereinfacht.
Bei einer weiteren Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens kann vorgesehen sein, daß ein weiterer Prozeßölgemischstrom aus dem Reaktor in einen Vorreaktor mit Mischeinrichtungen geleitet wird, wobei das Inputmate- rial dem Vorreaktor zugeführt und mit dem weiteren Prozeßölgemischstrom in dem Vorreaktor vermischt wird und wobei der so erhaltene kohlenwasserstoffreiche Prozeßölgemischstrom aus dem Vorreaktor in den Reaktor zurück- geführt wird. In dem Vorreaktor kommt es zu einer Vorentwässerung und Vorentgasung und nur zum geringen Teil zu einer katalytischen Reaktion. In dem Vorreaktor wird das Inputmaterial mit ca. 350 0C heißen Prozeßölge- misch, das aus dem (Haupt-)Reaktor stammt, vermischt, wobei der Verflüssigungsprozeß des Energieträgers einsetzt. Das Cracken von Kohlenwasser- Stoffverbindungen wird jedoch vorzugsweise aufgrund von kurzen Verweilzeiten in Vorreaktor weitgehend unterbunden und findet dann erst im (Haupt- )Reaktor statt. Der vorzugsweise als Schneckenförderer ausgebildete Vorreaktor weist wenigstens eine Eintragsschnecke, vorzugsweise eine Doppelschnecke, als Eintragseinheit für das Inputmaterial auf und einen mit der Eintragsschnecke verbundenen Mischbehälter, wobei, weiter vorzugsweise, die Eintragsschnecke bis in den unteren Bereich des Mischbehälters eingreift und Mischflügel am unteren Ende aufweist. Dadurch wird zum einen eine intensive Vermischung des Inputmaterials mit dem aus dem (Haupt-)Reaktor stammenden Prozeßölgemisch sichergestellt und zum anderen eine gute Selbstreinigung der Eintragsschnecke gewährleistet.
Grundsätzlich wird die Eintragsschnecke durch nachkommendes Inputmaterials gekühlt, wobei jedoch insbesondere beim Herunterfahren des Prozesses aus Gründen der Materialbeständigkeit eine Kühlung der Eintragsschnecke er- forderlich sein kann. Grundsätzlich ist es auch möglich, daß eine Beheizung der Eintragsschnecke vorgesehen ist, um eine ausreichend hohe Temperatur im Vorreaktor sicherzustellen.
Für eine intensive Vermischung kann der Mischbehälter des Vorreaktors we- nigstens einen unteren Einlaß für den weiteren Prozeßölgemischstrom vom
(Haupt-)Reaktor und wenigstens einen oberen Auslaß für den kohlenwasser- stoffreichen Prozeßölgemischstrom aufweisen. Der Mischbehälter ist somit als statischer Mischer ausgebildet, in dem jedoch im wesentlichen keine Crack- prozesse des Energieträgers stattfinden. Entsprechende Einbauten können ergänzend vorgesehen sein, um die Vermischung zu intensivieren. Zu dem glei- chen Zweck kann eine tangentiale Zufuhr des weiteren Prozeßölgemisch- stroms in den Mischbehälter vorgesehen sein.
Schließlich kann über den Vorreaktor, insbesondere über den Mischbehälter, auch ein Trägeröl dem (Haupt-)Reaktor zufuhrbar sein, das einen Bestandteil des Prozeßölgemisches im Reaktor bildet.
Um eine hohe Prozeßstabilität und einen hohen Ausbeutegrad des Heizwertes des Inputmaterials sicherzustellen, sollte das Volumen- Verhältnis von dem Prozeßölgemisch im (Haupt-)Reaktor zu dem weiteren Prozeßölgemisch im Vorreaktor auf 5: 1 bis 8: 1 eingestellt werden. Dies setzt eine entsprechende konstruktive Auslegung des Reaktorbehälters und der Mischkammer des Vorreaktors voraus.
Der aus dem Vorreaktor zurückgeführte kohlenwasserstoffreiche Prozeßölge- mischstrom wird mit dem im Reaktor enthaltenen Prozeßölgemisch und dem von dem dampfförmigen Mitteldestillat entlasteten Prozeßölgemischstrom aus dem Degaser vermischt. Die Zufuhr des kohlenwasserstoffreichen Prozeßöl- gemischstroms in den Reaktor erfolgt unterhalb der im oberen Bereich des Reaktors vorgesehenen Einbauten zur Strömungsumlenkung des aus dem De- gaser in den Reaktor zurückgeführten entlasteten Prozeßölgemischs. Der aus dem Vorreaktor zurückgeführte kohlenwasserstoffreiche Prozeßölgemischstrom wird dabei vorzugsweise tangential in eine Mischzone des Reaktors eingeleitet, so daß sich eine Rotationsströmung des gesamten Prozeßölgemisches im Reaktor ausbildet. Durch den zielgerichteten Eintrag des aus dem Vorreaktor zurückgeführten kohlenwasserstoffreichen Prozeßölgemischstroms wird das Prozeßölgemisch im Reaktor in Rotation versetzt. Die Rotationsrichtung des aus dem Degaser zurückgeführten entlasteten Prozeßölgemischstroms nach dem Eintritt in den Reaktor kann dabei der Rotationsrichtung des tangential eingeleiteten kohlenwasserstoffreichen Prozeßölgemischstroms aus dem Vorreaktor entsprechen. Vorrichtungsgemäß kann der Reaktor ein Unterteil mit einem konisch zulaufenden oberen Wandabschnitt und einem konisch zulaufenden unteren Wandabschnitt aufweisen, wobei der obere und der untere Wandschnitt durch einen zylinderförmigen Wandabschnitt miteinander verbunden sind. Der Prozeßöl- gemischstrom, der zur Erwärmung und Vermischung dem statischen Mischer zugeführt wird, kann im oberen Bereich des konisch zulaufenden oberen Wandabschnitts entnommen werden, wobei dort wenigstens ein Auslaß vorgesehen ist. Durch diesen Aufbau des Reaktors ist es möglich, aus einer oberen ersten Sedimendationszone des Reaktors den zu erwärmenden Prozeßöl- gemischstrom abzuführen und zu dem statischen Mischer mit integrierter Wärmeübertragungseinrichtung zu leiten.
Im oberen Bereich des konisch zulaufenden unteren Wandabschnitts des Unterteils kann wenigstens ein weiterer Auslaß vorgesehen sein. Dieser Auslaß ist zum Ableiten eines mit wenigstens einem Katalysator und ggf. mit wenigstens einem Zuschlagstoff angereicherten Prozeßölgemischstroms aus einer unteren zweiten Sedimendationszone des Reaktors vorgesehen.
Zur Mehrfachnutzung des Katalysators ist es möglich, den zu erwärmenden Prozeßölgemischstrom aus der oberen ersten Sedimendationszone mit einem mit Katalysator und ggf. Zuschlagstoff angereicherten Prozeßölgemischstrom aus einer unteren zweiten Sedimentationszone des Reaktors zu vermischen und damit eine bestimmte Katalysatorkonzentration im Prozeßölgemisch einzustellen. Das Vermischen der beiden Ströme erfolgt vor dem Eintritt in den statischen Mischer, so daß beide Ströme im Mischer intensiv vermischt und erwärmt werden. Im übrigen kann eine Steuer- oder Regeleinrichtung zur Steuerung oder Regelung des Volumenstrom-Verhältnisses von dem zu erwärmenden Prozeßölgemischstrom zu dem angereicherten Prozeßölgemischstrom vorgesehen sein.
Ein Teilstrom des zu erwärmenden Prozeßölgemischstroms und ggf. ein weiterer Teilstrom des mit Katalysator und ggf. Neutralisator angereicherten Prozeßölgemischstroms bilden den zum Vorreaktor geführten weiteren Prozeßölgemischstrom. Kurz vor dem Fördern des zu erwärmenden Prozeßölgemischstroms und ggf. des mit Katalysator angereicherten Prozeßölgemischstroms in den statischen Mischer kann eine Beimischung von wenigstens einem unverbrauchten Katalysator und/oder ggf. wenigstens einem Zuschlagstoff aus entsprechenden Vorlagebehältern vorgesehen sein. Dabei wird der Katalysator und/oder Zuschlagstoff vor der Beimischung vorzugsweise mit einem Trägeröl vermischt bzw. in einem Trägeröl emulgiert, was die Vermischung vereinfacht.
Erfindungsgemäß ist weiter vorgesehen, daß der Energieträger, der Katalysa- tor und ggf. der Zuschlagstoff, die zusammen das Inputmaterial für den Prozeß bilden können, vor der Zufuhr in den Vorreaktor miteinander vermischt und auf eine Temperatur von weniger als 120 0C, vorzugsweise auf ca. 80 bis 100 0C, erwärmt werden. Dabei kommt es zum einen zu einer Trocknung und zum anderen zur Aggregatbildung vor der Zugabe des Inputmaterials in den Vorreaktor. Der Energieträger wird dabei trocken mit vorzugsweise pulver- förmigem Katalysator und/oder Neutralisator vermischt und erwärmt, wobei das entstehende Aggregat eine hohe Reaktionsfläche aufweist und eine Entmischung nicht stattfindet. Im übrigen weist das Aggregat eine längere Verweilzeit im Prozeßölgemisch auf. Dadurch wird der Ausbeutegrad weiter erhöht.
Die Erfindung läßt es zu, einzelne Erfindungsgedanken miteinander zu kombinieren, auch wenn dies nicht im einzelnen beschrieben ist. Im übrigen kommt der statischen Mischung und Öberflächenvergrößerung des Prozeßöl- gemisches im Degaser und im Reaktor sowie der Vormischung des Inputmate- rials mit dem Prozeßölgemisch im Vorreaktor eine eigenerfinderische Bedeutung zu, wobei die hiermit im Zusammenhang stehenden Erfindungsgedanken auch unabhängig voneinander eine erfinderische Leistung begründen können.
Die Erfindung wird nachfolgend anhand der Zeichnung exemplarisch be- schrieben. In der Zeichnung zeigt
Fig. 1 ein schematisches Verfahrensfließbild des Eintrags von einem kohlenwasserstoffreichen Energieträger zusammen mit einem Katalysator und einem Neutralisator in einen Ölkreislauf zur Er- zeugung von dampfförmigen Mitteldestillat und Fig. 2 ein schematisches Verfahrens fließbi Id des Reaktionskreislaufes bei der Erzeugung von Mitteldestillat aus kohlenwasserstoffhal- tigen Energieträgern.
In Fig. 1 ist ein Verfahrensfließbild dargestellt, das den Eintrag eines kohlen- wasserstoffhaltigen Energieträgers 1 in einen Ölkreislauf zur Erzeugung von Mitteldestillat 2 darstellt. Bei dem Energieträger 1 handelt es sich im vorliegenden Fall um getrocknete und zerkleinerte Biomasse, die in einem Vorlagebehälter 3 gelagert wird. Aufgrund der Schwerkraft fällt der Energieträger 1 aus dem Vorlagebehälter 3 in eine erste Förderschnecke 4. Durch Rotation der Spindel wird das Stoffgemisch in den unteren Trichter eines Rohrkettenförde- rers 5 geschoben. Der Rohrkettenförderer 5 transportiert den Energieträger 1 auf eine Höhe von ca. 12 m in einen oberen Trichter. Von dort aus fällt der Energieträger 1 schwerkraftbedingt in eine Zufuhrschnecke 6. Die Zuführ- Schnecke 6 fördert den Energieträger 1 mit einer Menge von 5 m3/h in eine erste Zellradschleuse 7 oder in eine zweite Zellradschleuse 8. Die Zellradschleusen 7, 8 dienen der periodischen Dosierung von Konusmischern 9, 10 mit dem Ausgangsmaterial, wobei jede Zellradschleuse 7, 8 mit einer Förderkapazität von 5 m3/h ausgelegt ist. Die Zellradschleusen 7, 8 stellen dynamische Sper- ren dar, da Material hindurchtransportiert werden kann und gleichzeitig ein leichter Unterdruck, erzeugt durch eine Vakuumanlage, in den Konusmischern 9, 10 ermöglicht wird.
Die Konusmischer 9, 10 werden entgast, um den Anteil an Sauerstoff zu ver- ringern und die Gefahr einer Entzündung des im weiteren Verfahren entstehenden Öldampfes gering zu halten. Die Konusmischer 9, 10 weisen ein Nettovolumen von ca. 2,4 m3 auf. Die Konusmischer 9, 10 werden periodisch abwechselnd betrieben. Während der erste Konusmischer 9 mit dem Energieträger 1 befüllt wird, kann der zweite Konusmischer 10 mit Hilfe der inte- grierten Schnecke durchmischt werden.
Zusätzlich zu dem Energieträger 1 können in die Konusmischer 9, 10 periodisch wenigstens ein Katalysator Ia und/oder ein Zuschlagstoff Ib, wie beispielsweise ein Neutralisator, zudosiert werden, wo der Katalysator Ia und der Zuschlagstoff Ib als pulverförmige Mischung vorliegen können. Die Zeit der Durchmischung, Aufheizung, Entfeuchtung und Entgasung in den Konusmi- schern 9, 10 beträgt ca. eine halbe Stunde, die Zeitspanne des Füllvorgangs beträgt ebenfalls eine halbe Stunde. Da beide Konusmischer 9, 10 einen Doppelmantel aufweisen, ist die Erwärmung des Stoffgemisches in den Konusmischern 9, 10 auf ca. 100 0C möglich. Die Konusmischer 9, 10 werden mit ei- nem Heizmedium, vorzugsweise einem Thermoöl, beheizt, so daß das Input- material 12 in den Konusmischern 9, 10 vorzugsweise eine Temperatur von ca. 80 0C erreicht. Dies führt zur Trocknung des Inputmaterials 12 bei Ag- glomeratbildung, was sich vorteilhaft auf die Ausbeute bei der Erzeugung von Mitteldestillat 2 aus dem Energieträger 1 auswirkt. Die Temperaturerhöhung ist notwendig, um den Anteil an Wasser in dem Gemisch zu verringern, da es bei dieser Temperatur verdampft und über Entgasungsleitungen der Konusmischer 9, 10 abgeführt werden kann. Bei zu hohem Wasseranteil könnte es zu einer Wasserdampfexplosion im weiteren Verfahren kommen. Zudem wäre bei einem hohen Wasseranteil die effektive Trennleistung bei der Erzeugung von Mitteldestillat aus kohlenwasserstoffhaltigen Energieträgern 1 verringert.
Die beiden Konusmischer 9, 10 ermöglichen eine kontinuierliche Beschik- kung eines in Fig. 2 dargestellten Vier-Zonen-Reaktors 11 , wobei über gasdichte Schieber die Konusmischer 9, 10 periodisch entleert werden. Aus den Konusmischern 9, 10 wird das Inputmaterial 12 ausgetragen, das sich aus dem Energieträger 1, ggf. dem Katalysator und ggf. wenigstens einem Zuschlagstoff zusammensetzt. Das Inputmaterial 12 gelangt in eine Verbindungsschnecke 13 und anschließend in eine Verdichtungsschnecke 14, in der das Inputmaterial 12 auf die Hälfte der ursprünglichen Größe zusammengepreßt wird. Die Verbindungsschnecke 13 und die Verdichtungsschnecke 14 weisen jeweils einen Doppelmantel auf, durch den ein Heizmedium, vorzugsweise Thermoöl, mit einer Temperatur von ca. 100 bis 120 0C hindurchgeleitet wird. Dadurch ist gewährleistet, daß die Temperatur des Inputmaterials 12 bei ca. 100 0C konstant gehalten wird.
Im übrigen weist die Verdichtungsschnecke 14 Absaugstellen auf, um weitere Wasseranteile, u.a. Haftwasser, des getrockneten Inputmaterials 12 zu entfernen. Zusätzlich wird der Anteil an Sauerstoff weiter verringert.
Von der Verdichtungsschnecke 14 gelangt das Inputmaterial 12 in zwei ATEX Räumradschleusen 15, 16. Die Räumradschleusen 15, 16 fördern das Inputmaterial 12 in den Fülltrichter 17 eines Schneckeneintragsmischers 18. Der Schneckeneintragsmischer 18 stellt einen Vorreaktor mit Mischeinrichtung dar und weist ein ovales Verbindungsrohr 19, eine Doppelschnecke 20 und einen ca. 800 1 fassenden Mischbehälter 21 auf.
Das Inputmaterial 12 wird aus dem Fülltrichter 17 durch das Verbindungsrohr 19 in den Mischbehälter 21 mittels der Doppelschnecke 20 geschoben und mit einem ca. 350 0C heißen Prozeßölgemischstrom 22 vermischt, der aus dem Reaktor 11 entnommen wird und aus einem Trägeröl mit bereits gelöstem Energieträger 1 besteht, der zum Teil in gecrackter Form vorliegt. Die Schneckenenden der Doppelschnecke 20 weisen Mischflügel 23 auf, die zur Vermischung des Inputmaterials 12 mit dem Prozeßölgemischstrom 22 beitragen. Die Mischfunktion wird unterstützt durch dosiertes tangentiales Einpumpen des Prozeßölgemischstroms 22 aus dem Reaktor 11 in den Mischbehälter 21 mit Hilfe der Spiralgehäusepumpe 24, und zwar an zwei Zulaufstellen 25, 26 des Mischbehälters 21. Dadurch wird eine doppelte Vermischung gewährleistet. Des weiteren wirkt die Doppelschnecke 20 als Stromstörer, da sie sich im Bereich zwischen der Mitte des Mischbehälters 21 und dessen Wand befindet. Durch die Doppelschnecke 20 werden zusätzliche Turbulenzen der Strömung verursacht. Die Verwendung einer Doppelschnecke 20 zeichnet sich im übrigen bei vergleichsweise hohen Temperaturen im Mischbehälter 21 durch eine hohe Betriebssicherheit aus.
Im Mischbehälter 21 strömt das Prozeßölgemisch 22 mit einer Rotationsbe- wegung nach oben und vermischt sich mit dem eingeförderten Inputmaterial 12. Nach kurzer Zeit wird ein so erhaltener kohlenwasserstoffreicher Prozeßölgemischstrom 26 im oberen Bereich des Mischbehälters 21 abgezogen und zu dem Reaktor 11 zurückgeführt.
Gelangt das Inputmaterial 12 in den Schneckeneintragsmischer 18, beginnt der Verflüssigungsprozeß. Der Crackprozeß, nämlich die Spaltung der Kohlenstoffketten, beginnt aufgrund einer sehr kurzen Verweilzeit des Prozeßöl- gemisches im Schneckeneintragsmischer 18 nicht oder nur in geringem Umfang, sondern ausschließlich oder überwiegend erst in dem Hauptprozeß im Reaktor 11. Sollte auf der Oberfläche des Reaktionsgemisches im Mischbehälter 21 der noch nicht vollständig gelöste Energieträger 1 schwimmen, wird dieser durch entsprechende Einbauten im Mischbehälter 21 zurückgehalten bzw. in das Gemisch zurückgeleitet. Lösen sich das Inputmaterial 12 im Schneckeneintragsmischer 18 auf, werden restliche Wasseranteile freigesetzt, die aus dem Schneckeneintragsmischer 18 abgeleitet werden. Der Wasser- dampf gelangt in einen Demister 27, der Füllkörper enthält, an denen vom Dampf mittransportierte Öltropfen haften bleiben und wieder zurück in den Schneckeneintragsmischer 18 abfließen. Der Wasserdampf wird über eine Vakuumanlage abgeleitet und das Restwasser in einem Kondensator 28 verflüssigt.
Beide Spindeln 29, 30 der Doppelschnecke 20 arbeiten selbstreinigend. Die Spindeln 29, 30 sind am unteren Ende an dem Kegelboden des Mischbehälters 21 und am oberen Ende durch Wellendurchführungen des Fülltrichters 17 drehbar gelagert. Das Verbindungsrohr 19 ist ebenfalls mit einem Doppelman- tel ausgestattet, da im Mischbehälter 21 Temperaturen von bis zu 350 0C herrschen können. Die Temperatur im Fülltrichter 17 darf 100 0C nicht überschreiten, da die Räumradschleusen 15, 16 mit ATEX-Schutz nur bis zu 100 0C ausgelegt sind. Sollte über das Verbindungsrohr 19 zu viel Wärme nach oben strömen, kann diese über den Doppelmantel abgeleitet werden, wo- bei durch den Doppelmantel ein entsprechendes Kühlmedium geleitet wird.
Für den Eintrag von Trägeröl 31, wie beispielsweise entwässertes Altöl, in den Ölkreislauf ist ein beheizbarer Behälter 32 als Vorlagebehälter vorgesehen. Auch können so flüssige Reststoffe als Energieträger in den Ölkreislauf eingebracht werden. Mit der Pumpe 33 wird das Trägeröl 31 in den Mischbehälter 21 eingetragen. Die Befüllung des Behälters 32 erfolgt über eine Pumpe von einem Öllager. Im Ergebnis kann über den Schneckeneintragsmischer 18 das Trägeröl 31 dem Reaktor 1 1 zugeleitet werden, beispielsweise, um Verdampfungsverluste auszugleichen. Darüber hinaus kann aus dem Behälter 32 ein Trägerölstrom 34 zur Herstellung einer Katalysator-/Zuschlag- stoffemulsion in in Fig. 2 dargestellte Behälter 35, 36 geleitet werden. Die Behälter 35, 36 besitzen Einfülltrichter, um das Befüllen mit dem Katalysator Ia und dem Zuschlagstoff Ib zu erleichtern.
Der Aufbau des in Fig. 1 dargestellten Eintragsystems ermöglicht eine ausreichende Trocknung, Durchmischung und Entlüftung des Inputmaterials 12. Die Gefahr einer Wasserdampfexplosion im Reaktor 11 besteht daher nicht. Ebenso muß die Entzündung von freigesetztem Öldampf nicht befürchtet werden. Schließlich wird durch einen geringen Wasseranteil im Reaktor 11 eine hohe Trennleistung sichergestellt.
In Fig. 2 ist das Hauptkreislaufsystem bei der Erzeugung von Mitteldestillat 2 aus dem kohlenwasserstoffhaltigen Energieträger 1 dargestellt. Die Bestandteile des Hauptkreislauf- oder Reaktionssystems sind der Vier-Zonen-Reaktor 11, ein Degaser 37 sowie drei Mischwärmetauscherpaare 38, 39, 40 sowie ei- ne Mehrzahl von Pumpen und die dazugehörigen Rohrleitungen.
Bei der Erzeugung von Mitteldestillat 2 aus kohlenwasserstoffhaltigem Energieträger 1 findet eine Moleküldehydratisierung, eine Molekülpolymerisation und eine Molekülverkürzung (Depolymerisation/Verölung) bei im Verhältnis zur Pyrolyse geringerer Temperatur ohne Druckbeaufschlagung statt. Die Prozeßführung wird im Hauptstrom bei Temperaturen zwischen 300 bis 400 0C und einem leichten Unterdruck von - 30 bis - 100 mbar gegenüber dem Umgebungsdruck durchgeführt. Das beschriebene Verfahren ist durch einen hohen Ausbeutegrad des Heizwertes des Energieträgers 1 gekennzeichnet. Wird als Energieträger 1 Polymerabfall eingesetzt, lassen sich mehr als 70 bis 80 % der enthaltenen Kohlenwasserstoffe gewinnen. Im übrigen kommt es zu einer Entgiftung von umweltrelevanten Halogenen durch Bindung im flüssigen Zustand als immobilisierbare Salze.
Der aus dem Schneckeneintragsmischer 18 als Vorreaktor stammende kohlenwasserstoffangereicherte Prozeßölgemischstrom 26 wird in den Reaktor 11 eingeleitet. Das im Reaktor 11 enthaltene Prozeßölgemisch 54, aufweisend den gelösten Energieträger 1, ggf. den Katalysator Ia, ggf. den Zuschlagstoff Ib und Trägeröl, wird im Kreislauf gefördert, wobei je Umlauf eine entste- hende Menge dampfförmigen Mitteldestillates in ein oberhalb von dem Degaser 37 vorgesehenes Aufarbeitungssystem 41 überführt wird. Das Aufarbeitungssystem 41 ist lediglich schematisch in Fig. 2 dargestellt. Die Hauptbestandteile des Aufarbeitungssystems 41 sind eine Dampfentspannungs- Vordestillationseinheit bzw. Vorrektifikationseinheit, eine Rektifikationsko- lonne sowie Kondensatoren und Wasserabscheider. In dem Aufarbeitungssystem 41 wird das dampfförmige Mitteldestillat destillativ in vier Gruppen ge- trennt, nämlich Leichtsieder (Kohlenwasserstoff im Siedebereich von Kerosin und Benzin), Mittelprodukt (Gasöl, nämlich Kohlenwasserstoffgemisch im Siedebereich des Diesels), Schwersieder (Prozeßöl bzw. Trägeröl) und Sumpfprodukt (Destillationsrückstände).
Der Reaktor 11 ist konstruktiv mit einer doppelten Konusform im unteren Bereich ausgestattet. Der Reaktor 11 weist einen oberen zylinderförmigen Wandabschnitt 43 mit einem Unterteil 44 auf, wobei das Unterteil 44 einen konisch zulaufenden oberen Wandabschnitt 45, einen konisch zulaufenden un- teren Wandabschnitt 46 und einen zylinderförmigen mittigen Wandabschnitt 47 aufweist. Im Bereich des Unterteils 44 sind Auslaßstutzen 50, 51 eingeschweißt, sowie ein Auslaßstutzen 52 für Filterbettmaterial 42, der Bestandteil des Sumpfkreislaufes ist.
Ein Doppelmantel im Bereich des oberen zylinderförmigen Wandabschnitts 43 dient zur zusätzlichen Wärmeübertragung/Kühlung mit einem flüssigen Wärmeträger, nämlich Thermoöl. Der Doppelmantel ist so gefertigt, daß das durch den oberen Einlaßstutzen 48 eingeführte Thermoöl über eine spiralförmig an der Reaktoraußenwand montierte Leiteinrichtung um den Reaktor 11 strömt und den Doppelmantel an einem Auslaßstutzen 49 verläßt. Im übrigen weist der Reaktor 11 im Bereich seines Deckels Einbauten zur Strömungsum- lenkung auf.
Der Reaktor 11 läßt sich in vier Zonen I-IV einteilen. Die oberste Zone I ist eine Gas-/Dampfzone. Hier strömt eine geringe Menge Mitteldestillatdampf von der daruntergelegenen Mischzone II in den Degaser 37. In der obersten Zone I sind auch die Einbauten zur Strömungsumlenkung angeordnet.
Im oberen Abschnitt der Mischzone II wird im Bereich eines Einlaßstutzens 53 der kohlenwasserstoffreiche Prozeßölgemischstrom 26 tangential in die Mischzone II eingeleitet und vermischt sich mit dem dort vorhandenen Pro- zeßölgemisch 54. Darüber hinaus erfolgt in der Mischzone II eine Vermischung mit einem von dampfförmigen Mitteldestillat 2 entlasteten Prozeßölgemischstrom 55 aus dem Degaser 37. Aufgrund des tangentialen Einleitvor- gangs rotiert die gesamte Flüssigkeit im Reaktor 11. Die Rotationsbewegung wird durch das umgelenkte flüssige Medium aus dem Degaser 37 zusätzlich in Bewegung gehalten. Die Bewegungsrichtung des rotierenden Prozeßölgemi- sches 54 und des entlasteten Prozeßölgemischstroms 55 entsprechen einander.
Eine Sedimentationszone III stellt einen dritten Abschnitt des Reaktors 11 dar und befindet sich in dem oberen Konussegment. Hier wird ein Teil des Pro- zeßölgemisches 54 durch die Stutzen 50 als zu erwärmender Prozeßölge- mischstrom 56 mit Hilfe der Pumpen 57, 58, 59 aus dem Reaktor 11 zu den drei Mischwärmetauschern 38, 39, 40 gefordert.
In einer untersten Zone IV des Reaktors 11, d.h. im unteren Konussegment, erfolgt die Anreicherung des Prozeßölgemisches 54 mit Katalysator und Zuschlagstoff in hochsiedender Kohlenwasserstoffmatrix. Die unterste Zone IV stellt eine zweite Sedimentationszone dar. Aus der untersten Zone IV wird ein mit Katalysator Ia und dem Zuschlagstoff Ib angereicherter Prozeßölge- mischstrom 60 mittels der Pumpen 61, 62, 63 bedarfsweise mit dem zu erwärmenden Prozeßölgemischstrom 56 vermischt. Ein Teilstrom 56a des zu erwärmenden Prozeßölgemischstroms 56 und ein Teilstrom 60a des angereicherten Prozeßölgemischstroms 60 bilden den zum Schneckeneintragsmischer 18 geleiteten Prozeßölgemischstrom 22, in dem der Energieträger 1 vor sei- nem Eintritt in den Reaktor 11 gelöst wird.
Die Mischwärmetauscher 38, 39, 40 bestehen jeweils aus zwei zusammengeflanschten Mischwärmetauschereinheiten, wobei Mischwärmetauschereinheiten mit der Handelsbezeichnung "CSE-XR" der Firma Fluitec verwendet wer- den können. Zwischen den Rohrbündeln der Mischwärmetauschereinheiten sind Mischelemente angeschweißt, die zu einer turbulenten Vermischung des Prozeßölgemisches fuhren.
Kurz bevor der Prozeßölgemischstrom 56 und ggf. der angereicherte Prozeß- ölgemischstrom 60 in die drei Mischwärmetauscher 38, 39, 40 gefördert werden, erfolgt ggf. eine Beimischung von Katalysator Ia und ggf. von Zuschlagstoff Ib. In den Mischwärmetauschern 38, 39, 40 werden die Komponenten dann turbulent vermischt und auf ca. 380 0C aufgeheizt. Die Aufheizung erfolgt über einen flüssigen Wärmeträger, nämlich Thermoöl, das über Einlaß- stutzen 64 zugeführt und über Auslaßstutzen 65 abgeführt wird. Im übrigen weisen die Mischwärmetauscher 38, 39, 40 Ein- und Auslaßstutzen für ein Reinigungsöl sowie Stutzen zum Einleiten von Stickstoff auf.
Der Prozeßölgemischstrom 56 und ggf. der angereicherte Prozeßölgemisch- ström 60 sowie ggf. der beigefügte Katalysator Ia und ggf. der beigefügte Zuschlagstoff Ib gelangen als erwärmter Prozeßölgemischstrom 67 aus den Mischwärmetauschern 38, 39, 40 in den oberen Bereich 66 des Degasers 37. Im oberen Bereich 66 weist der Degaser 37 einen Zerteilungsraum mit strömungsleitenden und oberflächenvergrößernden Einbauten zur Zerteilung und zur Oberflächenvergrößerung des erwärmten Prozeßölgemischstroms 67 auf. Der Prozeßölgemischstrom 67 wird zum Teil vorzugsweise mittig in den Zerteilungsraum von oben auf die Einbauten im oberen Bereich 66 des Degasers 37 aufgegeben.
Darüber hinaus weist der Degaser 37 wenigstens einen Einlaßstutzen für einen Teilstrom 68 des erwärmten Prozeßölgemischstroms 67 auf, wobei der Teilstrom 68 im oberen Bereich 66 des Degasers unterhalb von den Einbauten tangential in den Degaser 37 gefördert wird und an der Behälterinnenwand des Degasers 37 rotierend abwärts strömt.
Von den Einbauten des Degasers 37 fließt das Prozeßölgemisch 67 als Rieselfilm herab, wobei durch die feine Zerteilung eine große Oberfläche geschaffen wird, was den Austritt von gecrackten Kohlenstoffketten aus dem Prozeßölgemisch 67 erleichtert. Diese gehen in die Dampfphase über und strömen als dampfförmiges Mitteldestillat 2 zum Aufarbeitungssystem 41 ab. Die dünnen Ströme fließen zusammen mit dem an der Behälterinnenwand rotierend abwärts strömenden Teilstrom 68 ab und gelangen in den Vier-Phasen-Reaktor 11. Kurz nach dem Eintritt treffen sie auf die Einbauten in der Gas-Dampf- Zone I des Reaktors 1 1, werden umgelenkt und der Kreislauf beginnt von neuem.
Das anhand der Figuren 1 und 2 beschriebene Verfahren zur Erzeugung von dampfförmigem Mitteldestillat 2 zeichnet sich durch eine statisch erzwungene absolut turbulente Mischung des Prozeßölgemisches in den Mischwärmetau- schern 38, 39 und 40 aus. Dadurch werden die Wärmeübertragungsgradienten minimiert und das System selbstreinigend für die Prozeßölfeststoffmischung (Katalysatoren, mineralische Zuschlagstoffe) geführt.
Als Zuschlagstoffe Ib können Kalkhydrat, Soda, Tonmehle und Bentonite zum Einsatz kommen. Als Katalysator Ia werden vorzugsweise mineralische zeolithische Feststoffe eingesetzt. Die vorzugsweise kontinuierlich erfolgende Feststoffzugabe von Katalysator Ia und/oder Zuschlagstoff Ib liegt im Bereich von 0,5 bis 20 Gew.-% mit Bezug auf das Prozeßölgemisch 54 im Reaktor 11. Katalysatoren Ia und Zuschlagstoffe Ib wie Soda und Kalkhydrat, werden in der Regel mit einem Anteil von 1 bis 10 Gew.-%, vorzugsweise von 1 bis 5 Gew.-%, zum Stoffeintrag des Energieträgers 1 in den Reaktor 1 gefördert.
In der Sedimentationszone III des Reaktors 11 sedimentieren teilweise unge- löste Reststoffe, der Katalysator Ia und Zuschlagstoffe Ib. Das so in der untersten Zone IV entstehende Katalysatormischbett wird mittels mindestens einer volumetrisch arbeitenden Pumpe 69 durch das Rückfördern über den oberen Teil der untersten Zone IV zum gemischten Katalysatorfließbett. Damit können ggf. der Katalysator Ia und der Zuschlagstoff Ib mehrfach für den Stoffumsatz genutzt werden. Das gemischte Fließbett wird in seiner Höhe durch partielles Austragen von Filterbettmaterial 42 mittels der Pumpe 69 konstant gehalten. Zum Herunterfahren des Prozesses ist ein Ablaßtank 70 vorgesehen.

Claims

Patentansprüche:
1. Verfahren zur Erzeugung von Mitteldestillat (2) aus kohlenwasserstoffhal- tigen Energieträgern (1), wobei wenigstens ein kohlenwasserstoffhaltiger Energieträger (1), gegebenenfalls wenigstens ein Katalysator (Ia) und gegebenenfalls wenigstens ein Zuschlagstoff (Ib) als Inputmaterial (12) einem ein Prozeßölgemisch (54) enthaltenden Reaktor (11) zugeführt werden, wobei ein Prozeßölgemischstrom (56) aus dem Reaktor (11) abgeführt und auf eine Prozeßtemperatur zwischen 150 0C bis 400 0C, vorzugsweise zwischen 350 0C bis 380 0C, erwärmt wird, wobei der erwärmte Prozeßölgemischstrom (67, 68) einem Degaser (37) zugeführt wird, wobei in dem Degaser (37) dampfförmiges Mitteldestillat (2) von dem erwärmten Prozeßölgemischstrom (67, 68) abgeschieden wird und wobei ein von dem dampfförmigen Mitteldestillat (2) entlasteter Prozeßölgemischstrom (55) aus dem Degaser (37) zu dem im Reaktor (11) vorhandenen Prozeßölgemisch (54) zurückgeführt wird.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß der erwärmte Prozeßölgemischstrom (67) zumindest teilweise von oben in den Degaser (37) aufgegeben und an Einbauten des Degasers (37) in eine Mehrzahl von Teil- strömen aufgeteilt wird, wobei die Teilströme in einer Rieselfilmströmung zum Reaktor (11) abfließen.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß ein Teilstrom (68) des erwärmten Prozeßölgemischstroms (67) tangential in den De- gaser (37) eingeleitet wird und als Rotationsströmung an einer Behälterinnenwand des Degasers (37) nach unten in Richtung zum Reaktor (11) abfließt.
4. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß der Hauptenergieeintrag bei der Erwärmung des Prozeßölge- mischstroms (56) auf Prozeßtemperatur durch indirekte Wärmeübertragung von einem vorzugsweise flüssigen Wärmeträger auf den Prozeßölgemischstrom (56) in wenigstens einem statischen Mischer mit integrierter Wärmeübertragereinrichtung erfolgt.
5. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß sich in dem statischen Mischer eine turbulente Strömung des Prozeßölgemischstroms (56) ausbildet.
6. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß eine indirekte Wärmeübertragung des in dem Reaktor (11) enthaltenen Prozeßölgemisches (54) vorgesehen ist, wobei eine Wärmeübertragung von einem Wärmeträger auf das Prozeßölgemisch (54) durch eine Außenwand des Reaktors (11) erfolgt.
7. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß der entlastete Prozeßölgemischstrom (55) beim Eintritt in den Reaktor (11) umgelenkt wird, wobei eine tangentiale Rotationsströmung an der Reaktorwand erzeugt wird.
8. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß ein weiterer Prozeßölgemischstrom (22) aus dem Reaktor (11) in einen Vorreaktor mit Mischeinrichtung geleitet wird, daß das Inputmaterial (12) dem Vorreaktor zugeführt und mit dem weiteren Prozeßölgemischstrom (22) in dem Vorreaktor vermischt wird und daß der so erhaltene kohlenwasserstoffreiche Prozeßölgemischstrom (26) aus dem Vorreaktor in den Reaktor (11) zurückgeführt wird.
9. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekenn- zeichnet, daß der aus dem Vorreaktor zurückgeführte kohlenwasserstoffreiche
Prozeßölgemischstrom (26) mit dem im Reaktor (11) enthaltenen Prozeßölgemisch (54) und dem von dem dampfförmigen Mitteldestillat (2) entlasteten Prozeßölgemischstrom (55) aus dem Degaser (37) vermischt wird.
10. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß der aus dem Vorreaktor zurückgeführte kohlenwasserstoffreiche Prozeßölgemischstrom (26) tangential in eine das Prozeßölgemisch (54) enthaltende Mischzone (II) des Reaktors (11) eingeleitet wird, so daß sich eine Rotationsströmung des gesamten Prozeßölgemisches (54) im Reaktor ausbil- det.
1 1. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß die Rotationsrichtung des entlasteten Prozeßölgemischstroms (55) nach dem Eintritt in den Reaktor (1 1) der Rotationsrichtung des kohlenwasserstoffreichen Prozeßölgemischstroms (55) entspricht.
12. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß das Volumen- Verhältnis von Prozeßölgemisch (54) im Reaktor (11) und weiterem Prozeßölgemisch im Vorreaktor auf 1:5 bis 1 :8 eingestellt wird.
13. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß der zu erwärmende Prozeßölgemischstrom (56) aus einer oberen ersten Sedimentationszone (III) des Reaktors (11) abgeführt und zu dem statischen Mischer mit integrierter Wärmeübertragereinrichtung geleitet wird.
14. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß aus einer unteren zweiten Sedimentationszone (IV) des Reaktors (11) ein mit wenigstens einem Katalysator (Ia) und gegebenenfalls mit wenigstens einem Zuschlagstoff (Ib) angereicherter Prozeßölgemischstrom (60) ab- geführt und ggf. mit dem zu erwärmenden Prozeßölgemischstrom (56) vermischt wird.
15. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß ein Teilstrom (56a) des zu erwärmenden Prozeßölgemisch- Stroms (56) und, gegebenenfalls, ein weiterer Teilstrom (60a) des mit Katalysator und gegebenenfalls Neutralisator angereicherten Prozeßölgemischstroms (60) den zum Vorreaktor geführten weiteren Prozeßölgemischstrom (22) bilden.
16. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß kurz vor dem Fördern des zu erwärmenden Prozeßölgemischstroms (56) und ggf. des angereicherten Prozeßölgemischstroms (60) in den statischen Mischer mit integrierter Wärmeübertragereinrichtung eine Beimischung von wenigstens einem Katalysator (Ia) und/oder gegebenenfalls we- nigstens einem Zuschlagstoff (Ib) vorgesehen ist.
17. Verfahren nach Anspruch 16, dadurch gekennzeichnet, daß der Katalysator (Ia) und/oder Zuschlagsstoff (16) vor der Beimischung in einem Trägeröl (34) emulgiert werden.
18. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß der Energieträger (1), der Katalysator (Ia) und der Zuschlagstoff (Ib) vor der Zufuhr in den Vorreaktor vermischt und auf eine Temperatur von weniger als 120 0C, vorzugsweise auf ca. 80 bis 100 0C, erwärmt werden.
19. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß der Reaktor (11) kontinuierlich mit dem Energieträger (1), dem Katalysator (Ia) und dem Zuschlagstoff (Ib) beschickt wird
20. Vorrichtung zur Durchführung eines Verfahrens zur Erzeugung von Mit- teldestillat (2) aus kohlenwasserstoffhaltigen Energieträgern (1) nach einem der vorhergehenden Ansprüche, mit wenigstens einem Degaser (37), wobei der Degaser (37) einen oberen Zerteilungsraum und einen unteren Degasungs- raum aufweist, wobei im Zerteilungsraum strömungsleitenden und oberflächenvergrößernden Einbauten zur Zerteilung eines Prozeßölgemischstroms (67) und zur Oberflächenvergrößerung des Prozeßölgemischstroms (67) vorgesehen sind, wobei, vorzugsweise, der Prozeßölgemischstrom (67) mittig in den Zerteilungsraum von oben auf die Einbauten aufgebar ist.
21. Vorrichtung nach Anspruch 20, dadurch gekennzeichnet, daß der Dega- sungsraum wenigstens einen Einlaß für einen Teilstrom (68) des Prozeßölgemischstroms (67) derart aufweist, daß der Teilstrom (68) tangential in den Degaser (37) einleitbar ist und als Rotationsströmung an einer Behälterinnenwand des Degasungsraums nach unten in Richtung zum Reaktor (11) abfließt.
22. Vorrichtung zur Durchführung eines Verfahrens zur Erzeugung von Mitteldestillat (2) aus kohlenwasserstoffhaltigen Energieträgern (1) nach einem der vorhergehenden Ansprüche, insbesondere nach Anspruch 20 oder 21 , mit wenigstens einem statischen Mischer mit integrierter Wärmeübertragereinrichtung, wobei der statische Mischer als Mischwärmetauscher (38, 39, 40) ausgebildet ist mit einer Mehrzahl von Rohrbündeln für einen Wärmeträger und Mischelementen zwischen den Rohrbündeln zur turbulenten Vermischung eines Prozeßölgemisches.
23. Vorrichtung zur Durchführung eines Verfahrens zur Erzeugung von Mit- teldestillat (2) aus kohlenwasserstoffhaltigen Energieträgern (1) nach einem der vorhergehenden Ansprüche, insbesondere Vorrichtung nach einem der vorhergehenden Ansprüche 20 bis 22, mit wenigstens einem Reaktor (11) für ein Prozeßölgemisch (54), wobei der Reaktor (11) einen oberen zylinderförmigen Wandabschnitt (43) aufweist, wobei, vorzugsweise, der obere Wandab- schnitt (43) als Doppelmantelzylinder mit einer Reaktorinnenwand und einer Reaktoraußenwand ausgebildet ist und wobei, weiter vorzugsweise, in dem Doppelmantel eine spiralförmig an wenigstens einer Reaktorwand montierte Leiteinrichtung für einen Wärmeträger vorgesehen ist.
24. Vorrichtung nach Anspruch 23, dadurch gekennzeichnet, daß in einem oberen Eintrittsbereich in den Reaktor (11) Einbauten zur Strömungsumlen- kung eines Prozeßölgemisches vorgesehen sind, wobei die Einbauten zur Erzeugung einer tangentialen Wandströmung entlang der Reaktorwand ausgebildet sind.
25. Vorrichtung nach Anspruch 23 oder 24, dadurch gekennzeichnet, daß der Reaktor (11) ein Unterteil (44) mit einem konisch zulaufenden oberen Wandabschnitt (45) und einem konisch zulaufenden unteren Wandabschnitt (46) aufweist, wobei der obere und der untere Wandabschnitt (45, 46) durch einen zylinderförmigen Wandabschnitt (47) miteinander verbunden sind
26. Vorrichtung nach einem der Ansprüche 23 bis 25, dadurch gekennzeichnet, daß im oberen Bereich des konisch zulaufenden oberen Wandabschnitts (45) wenigstens ein Auslaß vorgesehen ist
27. Vorrichtung nach einem der Ansprüche 23 bis 26 dadurch gekennzeichnet, daß im oberen Bereich des konisch zulaufenden unteren Wandabschnitts (46) wenigstens ein weiterer Auslaß vorgesehen ist.
28. Vorrichtung nach einem der Ansprüche 23 bis 27, dadurch gekennzeichnet, daß eine Steuer- oder Regeleinrichtung zur Steuerung oder Regelung des Volumenstrom- Verhältnisses von wenigstens zwei Prozeßölgemischströmen (56, 60) vorgesehen ist.
29. Vorrichtung zur Durchführung eines Verfahrens zur Erzeugung von Mit- teldestillat (2) aus kohlenwasserstoffhaltigen Energieträgern (1) nach einem der vorhergehenden Ansprüche, insbesondere Vorrichtung nach einem der Ansprüche 20 bis 28, mit wenigstens einem Vorreaktor, wobei der Vorreaktor wenigstens eine Eintragsschnecke, vorzugsweise eine Doppelschnecke (20) als Eintragseinheit, für den Energieträger (1), den Katalysator (Ia) und den Zuschlagstoff (Ib) aufweist und einen mit der Eintragsschnecke verbundenen Mischbehälter (21), wobei, vorzugsweise, die Eintragschnecke bis in den unteren Bereich des Mischbehälters (21) eingreift und Mischflügel (23) am unteren Ende aufweist.
30. Vorrichtung nach Anspruch 29, dadurch gekennzeichnet, daß die Eintragsschnecke beheizbar und/oder kühlbar ist.
31. Vorrichtung nach Anspruch 29 oder 30, dadurch gekennzeichnet, daß der Mischbehälter (21) wenigstens ein unteren Einlaß und wenigstens ein oberen Auslaß für einen Prozeßölgemischstrom (22, 26) aufweist.
32. Vorrichtung nach einem der Ansprüche 29 bis 31, dadurch gekennzeichnet, daß der Einlaß zur tangentialen Zufuhr des Prozeßölgemischstroms (22) in den Mischbehälter (21) ausgebildet ist.
33. Vorrichtung nach einem der Ansprüche 29 bis 32, dadurch gekennzeichnet, daß über den Mischbehälter (21) ein Trägeröl (31) in den Reaktor (11) zufuhrbar ist.
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