DE2305738A1

DE2305738A1 - Verfahren zur herstellung von gasfoermigem oder fluessigem brenn- oder treibstoff durch hydrieren von kohle oder kohlehaltigen brennstoffen

Info

Publication number: DE2305738A1
Application number: DE19732305738
Authority: DE
Inventors: Warren Gleason Schlinger; Joseph Patrick Tassoney
Original assignee: Texaco Development Corp
Current assignee: Texaco Development Corp
Priority date: 1973-02-06
Filing date: 1973-02-06
Publication date: 1974-08-08

Description

VERFtHREDS ZUR IIERSTELLWIG VO:j GASFÖRMIGEM ODER FLÜSSIGEM BRENN- ODER TREIBSTOFF DURCE iiYDRIE-REN VON KOHLE ODER KOHLEHALTIGEN BRENNSTOFFEN.
Die Erfindung betrifft ein als "Multi-Hydrotorting" -Hydrotorting" bezeichnetes Verfahren zur Herstellung von gasförmigem oder flüssigem Brenn- oder Treibstoff, der keine oder nur wenige zur Um-weltverschmutzung bei tragende Stoffe enthält, durch Hydrieren von Kohle oder anderen festen, kohlehaltigen Brennstoffen durch Hydrokonversion von Kohle oder anderen kohlehaltigen Brennstoffen mit einem Synthesegas ohne Verwendung eines Katalysators, zwecks Erzeugung eines Brennstoff- oder Heizgases oder gleichzeitiger Erzeugung von öl und Gas aus Kohlenstoff.
Es ist bereits bekannt, Gemische aus gemahlener Kohle, öl und Katalysator in der flüssigen Phase katalytisch zu hydrieren.
Das dabei erzeugte Kohlenschweröl muß in weiteren, umfangreichen Verfahrensschritten von dem Katalysator befreit und in verwertbare Flüssigprodukte aufgespalten werden. Die bei diesen Verfahrensschritten erzeugten Abgase enthalten große Mengen Schl!tefelwasserstoff (HXS) und andere saure Gasbestandteile, welche in erheblichem Maße umweltverschmutzend sind. Die be-Rannten Verfahren sind außerdem mit dem Nachteil behaftet, daß Asphalt und Hochpolymere in der Anlage abgelagert werden, diese "zusetzen" und den Katalysator in verhait;nismäßig kurzer Zeit unbrauchbar machen.
Die chargenweise Hydrierung von Kohle ist aufgrund der langsamen und zeitaufwendigen Erwärmung der Kohle über ihre Erweichungstemperatur, dem Verschmelzen der Kohle mit den-Retortenwänden, der niedrigen Wärmeubergangsgeschwindigkei t in die Stückkohle und aufgrund des verhältnismäßig hohen Wasserstoffverbrauchs unwirtschaftlich.
Andere bekannte Kohlehydrierungsverfahren sind aus einem oder mehreren der nachstehenden Gründe wenig vorteilhaft: Die Herstellung des zur Hydrierung benötigten reinen Wasser stoffs erfordert sehr aufwendige Reinigungsbehandlungen, die Kohle muß äußerst fein zermahlen sein und durch Oxidation vorbehandelt werden, um ein Zusammenbacken der Rohkohle zu verhindern, es fallen sehr große Mengen an Abfallstoffen-an, das aus der Kohle gewonnene öl weist einen hohen Schwefel-und Stickstoffgehalt auf und schließlich haben die Anlagen einen sehr hohen Wärmebedarf, der durch Wärmezufuhr gedeckt werden muß.
Durch die Erfindung soll daher ein Verfahren zur Herstellung von gasförmigem oder flüssigem Brenn- oder Treibstoff durch Hydrieren von Kohle oder anderen, festen, kohlehaltigen Brennstoffen geschaffen werden, das nicht mit den Nachteilen der vorstehend genannten Verfahren behaftet ist und bei dem die Erzeugung des zum Hydrieren der Kohle verwendeten wasserstoffreichen Gases mit erheblichen Energieeinsparungen erfolgt.
Das zur Lösung der gestellten Aufgabe.vorgeschlagene Verfahren ist erfindungsgemäß dadurch gekennzeichnet, daß (1) aus Kohlefeststoffen und Wasser eine pumpfähige Aufschlämmung aufbereitet und unter Beimischung eines ersten Synthesegasstroms in eine Retorte eingeleitet, in dieser zersetzt, pyrolysiert und mit dem Synthesegas hydriert und eine Dispersion aus Kohlefeststoffteilchen und flüchtigen-Produkten derselben in Dampf, sowie ein aus Wasserstoff, Kohlenoxiden, Methan und sauren Gasen bestehendes Gasgemisch erzeugt wird, (2) die in Verfahrensschritt (l).erhaltene Dispersion in eine Fließbettretorte eingeführt und in dieser verflüssigt, pyrolysiert und mit einem zweiten Synthesegasstrom hydriert und ein Abstrom-Verfahrensgasgemisch aus Dampf, Wasserstoff, Kohlenoxiden, Methan, sauren Gasen, ggf. flüchtigem öl, und mitgeführten Kohlenstofftei lehen, sowie davon getrennt ein Strom aus KohlenfeststoffrUekstandsteilchen erzeugt wird, (3) das in Verfahrensschritt (2) erhaltene Abstrom-Verfahrensgasgemisch unter den Taupunkt abgekühlt, Wasser auskondensiert und von im Verfahren gewonnenen öl und von dem njchtkodensierten Gasstrom abgetrennt wird, (4) der nichtkondensierte Gasstrom aus Verfahrensschritt (3) durch Abscheiden von sauren Gasen, C02 und mitgeführten Kohleteilchen gereinigt und ein verunreinigungsfreier Brennstoffgas-Produktstrom erhalten wird und (5) ein Brennstoff, der wenigstens einen Teil der Rückstands-Kohlenstoffteilchen aus Verfahrensschritt .(2) und ggf. in Beimischung wenigstens einen Teil der nichtkondensierten Gase aus Verfahrensschritt (3) enthält, In die Reaktionszone eines im freien Durchfluß arbeitenden Synthesegasgenerators ei ngelei tot und in diesem ohne Zuhilfenahme von Absperrorganen oder eines Katalysators durch partielle Oxidationsreaktion mit einem sauerstoffreichen Gas und Dampf bei einer Autogentemperatur zwischen 650 und 1650 OC und einem Druck zwischen etwa 1 und 400 at ein zur Verwendung in den Verfahrensschritten (i) und (2) bestimmter Synthesegasstrom erzeugt wird.
Bei dem vorgeschlagenen Verfahren handelt es sich zum ein kontinuierliches Verfahren zurHerstellung von verunreinigungsfreiem, gasförmigem Brenn- oder Treibstoff oder ggf. von flüssigem Brenn- oder Treibstoff in Form von öl gleichzeitig mit gasförmigem Brerin- oder Treibstoff aus Kohle oder kohlehaltigen Brennfeststoffen. Zur Umsetzung in flUssige oder gasförmige Brenn- oder Treibstoffe eignen sich neben Kohle auch bituminöser Schiefer, Teersande, Mineralölkoks und dgl. Entsprechend dem Verfahren werden die kohlehaltigen Brennfeststoffe durch Mehrfachhydrierung in ein Retorte umgewandelt, wozu ein Synthesegas verwendet wird, das in einem späteren Verfahrensschritt durch partielle Oxidation der Rückstände aus den Hydrierungs-Verfahrensschri tten gewonfl?n wird, und wobei ein qualitativ hochwertiger, gasförmiger oder flüssiger Brenn- oder Treibstoff oder sowohl gasförmiger als auch flüssiger Brenn- oder Treibstoff erhalten wird. Bei der Erzeugung von Ö1 aus Kohle werden mit dem erfindungsgemäßen Verfahren größere ölmengen erhalten als mit dem Fischer-Verfahren (Fischer Assay), wobei das öl außerdem weniger Schwefel und Stickstoff enthält. Das Rohöl kann vermittels bekannter Raffinationsverfahren beispielsweise zu Notorkraftstoff veredelt werden.
Das erfindungsgemäße Verfahren ist insbesondere zur Umwandlung von Kohle und ähnlichen Brennstoffen-geeignet, welche in den flüchtigen Zustand überfürbare Bestandteile enthalten, Zur Aufbereitung geeignete Kohlensorten sind beispielsweise Steinkohle, Moorkohle und Anthrazit- oder Glanzkohle.
Abfallkohle wie z.B. Schlackenkohle und dgl., Kohlenkoks und Lignit, sowie bituminöser Schiefer, Teersande, Mineralölkoks (petroleum coke), Asphalt und Pech lassen sich gleichfalls vermittels des erfindungsgemäßen Verfahrens aufbereiten.
Der Schwefelgehalt von-Kohle liegt bezogen auf das Trockengewicht zwischen etwa 0,2 Gew. ffi oder niedriger und etwa 7 Gew. %. Bei der Herstellung von öl und gasförmigem Erenn-oder Treibstoff aus Kohle wird der größte Teil des Schwefel und Stickstoffgehalts der Kohle vergast. Aus Gründen der Luftverschmutzung muß der Schwefelgehalt in gasförmigem Brenn-oder Treibstoff unter etwa 500/ug/g betragen. Diese Bedingung wird durch das erfindungsgemäßeVerfahren erfüllt. In gleicher Weise laßt sich der Schwefel- und Stickstoffgehalt in dem aus der Kohle gewonnenen öl auf 0,3 Gew. Schwefel und 0,4 Gew. ß Stickstoff als Maximalwerte bringen. Die ölausbeute aus der Kohle kann bis zu 400 ß der bei dem Fischer-Verfahren erzielten betragen. Angenähert 95 Gew. % der feuchtigkeits- und aschenfreien Kohle werden umgesetzt.
Die Teilchengröße der Rohkohle oder eines anderen kohlehaltigen Brennfeststoffes, der das Beschickungsmaterial für das Verfahren bildet, ist keinen besonderen Bedingungen unterworfen und unkritisch. Das ist wirtschaftlich besonders vorteilhaft, indem bei dem erfindungsgemäßen Verfahren keine kostspielige Feinzermahlung oder Pulverisierung der eingespeisten Kohle erforderlich ist. Im Vergleich dazu werden bei bekannten Hydrierungsverfahren normalerweise große Energemengen benötigt, um die Kohle in einen pulvrigen Zustand überzufXlren.
Zur Ausführung des erfindungsgemäßen Verfahrens kann die Kohle mechanisch auf eine Teilchengröße von etwa 12 bis 6 mm Durchmesser oder kleiner unter verhältnismäßig geringem Energieaufwand und unter Verwendung von Grobmahlvorrichtungen gebrochen werden. Eine weitere Verringerung der Kohlentcilehengröße und deren Zersetzung erfolgt in einem weiteren Verfahrensschritt, während die Kohlenteilchen gleichzeitig in der weiter unten beschriebenen Weise in einer Rohrretorte hydriert werden.
Die grob gemahlenen Kohlenteilchen werden mit einem geeigneten Träger wie z.B. öl oder Wasser vermischt. Vorzugsweise wird Wasser mit den Kohlenteilchen vermischt und eine pumpfähige Aufschlämmung aus Kohlenteilchen und Wasser hergestellt, die bei Umgebungstemperatur etwa 25 bis 55 Gew. % Feststoffe enthält. Die Kohle-Wasser-Aufschlämmung wird dann mit einem Synthesegas vermischt. Diese Vermischung kann beispielsweise dadurch erfolgen, daß die Aufschlämmung durch den Axialdurchlaß eines düsenförmigen Mischers wie z.B. eines Venturi-oder Düsenmischers gepumpt wird, wie-in der beiliegenden Zeichnung oder in Perry's Chemical Engineers' Handbook, vierte Ausgabe, McGraw-Hill 1963, Seiten 18 / 54 - 56 dargestellt ist.
Ein heißes, rohes Synthesegas, welches aus einer gasförmigen Mischung im wesentlichen aus H2 und CO besteht und vorzugsweise wasserstoffreich ist, wird in einem weiteren Verfahrensschritt erzeugt. Das Synthesegas wird in die Kohle-Wasser-Aufschlämmung injiziert, im Düsenhals des Düsenmischers beschleunigt und bildet eine Dispersion aus. Das Synthesegas wird mit einer Temperatur von etwa 650 - 1650 °C, unter einem Druck von etwa -1 bis 400 at und in einer ausreichend hohen Menge zugeführt, daß auf .jede Tonne eingespeister Kohle (auf Trockenbasis) etwa 42,5 - 184 m3 Wasserstoff kommen.
Die aus Kohle, H20 und Synthesegas bestehende Dispersion weist am Einlaß der Rohrretorte eine Geschwindigkeit von etwa 1,5 - 15 m/sec und vorzugsweise von etwa 3 m/secauf Die Geschwindigkeit der gasförmigen Dispersion aus Kohlefeststoffteilchen und Dampf am Auslaß der Schlange liegt zwischen etwa 7,6 - 152 m/sec und beträgt vorzugsweise etwa 18 m/sec. Die Rohrretorte ist ein langgestreckter Rohrreaktor verhältnismäßig großer Länge in Vergleich zu seiner Querschnittsfläche und weist einen Innendurchmesser von etwa 2,5 - 20,3 cm oder größer und eine Länge von etwa 152 bis 1219 m auf. Der Aufbau einer derartigen Rohrretorte ist im einzelnen in der U.S. -Patentschrift 2,989,461 von duBois Eastman und W, G. Schlinger beschrieben. Vorzugsweise wird der ganze zur Ausführung des Verfahrens benötigte Wärmebedarf in der Retorte durch das Synthesegas geliefert. Es ist jedoch auch möglich, ggf. nur einen Teil des Wärmebedarfs durch die Eigenwärme des Synthesegases zuzu.führen, da die Rohrretorte auch mit einer Außenheizung versehen werden kann. Die Temperatur am Auslaß der Rohrretorte kann zwischen etwa 316 - 704 0C betragen. Wenn durch das Verfahren in erster Linie ein flüssiger Brenn- oder Treibstoff wie z.B.
öl aus Kohle mit einem niedrigen Gasanteil erhalten werden soll, liegt die Temperatur in der Rohrretorte zwischen etwa 316 - 510 0C, und der Druck zwischen etwa 1 - 400 at. Wenn das Verfahren in erster Linie auf die Gewinnung von gasförmigem Brenn- oder Treibstoff abgestellt ist, liegt die Temperatur in der Rohrretorte zwischen etwa 316 und 7011 OC, während der Druck vorzugsweise zwischen etwa 6 - 250 at beträgt. Das Ausmaß der Pyrolyse und Entkohlung, d.h. der Hitzezersetzung der Kohle unter Luftabschluß und mit Destillation der in der Kohle enthaltenen flüchtigen Bestandteile läßt sich durch Temperaturregelung steuern. Die Destillation der flüchtigen Stoffe ist außerdem in einem begrenzten t4aße abhängig von der Wassermcnge in der eingespeisten Kollle-Wasser-.4uSschläramung. Dampf reagiert mit Kohlenstoff und Kohlenmonoxid und bildet Wasserstoff und Kohlencstoffoxide. Aufgrund dieser Reaktion wird eine geringere Menge Synthesegas benötigt, was erhebliche wirtschaftliche Einsparungen ermöglicht. Die Ausdehnung des in der Kohle enthaltenen Wassers bei Umwandlung desselben in Dampf unterstützt das Zerlegen der Kohleteilchen.
Die bei der Entgasung der Kohle erhaltenen Kohlefeststoffteilchen bestehen in der Hauptsache aus Kohlenstoff mit einem kleineren Anteil Asche und noch geringeren Wasserstoff-und Stickstoffmengen, aus denen Ammoniak entsteht.
Die Verweilzeit in der Rohrretorte ist ausreichend lang bemessen, damit die Kohle zerlegt und entkohlt werden kann, die fltichtigen Stoffe verflüchtigt werden können und die Hydrierung eingeleitet werden kann, Unter den vorgenannten Temperatur-Druck und Ei nspei sebedi ngungen wird daher die Verweilzeit zwischen etwa 1/4 Minute und 5 Minuten gehalten.
Das Volumen und die Geschwindigkeit der durch die Rohrretorte hindurchströmenden Dispersion sind so bemessen, daß starke Turbulenzen entstehen, die in Zusammenwirken mit der Wärme und dem Druck in der Retorte zum Abbau und zur Zersetzung der Kohle und zur Dispersion feiner Kohlefeststoffteilchen in einer fließfähigen Dispersion mit Dampf und Synthesegas fUhren.
Der Turbulenzpegel, ausgedrückt durch das Verhältnis etwa , in welcher ta die mittlere schei.Xare Viskosität und v die kinematische Viskosität ist, wird auf einem Wert zwischen etwa 25 - 100 000 und vorzugsweise auf wenigstens 500 gehalten. Der Druck in der Rohrretorte liegt um etwa 7 atü nidriger als der Reaktionsdruck in dem weiter unten beschriebenen Synthesegasgenerator, was durch den durch Rohrleitungsreibung bedingten normalen Druckabfall zurückzuführen ist.
Der Abstrom aus der Rohrretorte wird in das obere Ende einer Fließbettretorte eingeführt, in welcher die Kohlefeststoffteilchen und die flüchtigen Bestandteile des Abstroms aus der Rohrretorte unter Luftabschluß in einer zweiten Stufe retortenhydriert werden. Die Fließbettretorte besteht vorzugsweise aus einem senkrecht stehenden Druckgefäß aus Stahl.
Ein zweiter Anteil des in einem weiteren Verfahrensschritt erzeugten Synthesegases wird getrennt von dem ersten Synthesegasstrom am unteren Ende der Fließbettretorte mit einer Temperatur von etwa 316 - 1093 0C und unter einem Druck zwischen etwa 1 - 400 at zugeführt. Wenn aus dem Verf-ahren in erster Linie ein flüssiger Brenn- oder Treibstoff, d.h.
ein "Kohlenöl" (coal oil) gewonnen werden soll, wird eine Temperatur zwischen etwa 316 - 510 0C und vorzugsweise zwischen etwa 454 - 496 0" aufrecht erhalten. In diesem Falle liegt der Druck innerhalb der Fließbettretorte zwischen etwa 1 - 400 at und vorzugsweise zwischen etwa 100 und 375 at.
Zweckmäßigerweise entspricht der Druck im wesentlichen dem in dem weiter unten beschriebenen Synthesegasgenerator, abzüglich des Druckabfalls in den Rohrleitungen. Weml in erster Linie ein gasförmiger Brenn- oder Treibstoff gewonnen werden soll, wird das Synthesegas mit einer Temperatur zwischen etwa 650 - 1093 OC und insbesondere zwischen etwa 816 - 982 C und vorzugsweise mit wenigstens 704 0C zugeführt, um möglichst viel Methan zu erhalten. In diesem Falle beträgt der Druck vorzugsweise zwischen etwa 6 - 250 at und insbesondere zwischen 23 - 112 atü und entspricht im wesentlichen dem Druck in dem Synthesegasgenerator, abzüglich des in den Rohrleitungen auftretenden Druckabfalls. Das Synthesegas wird in Berührung mit dem Fließbett aus Kohlefeststoffteilchen nach oben durch die Hydrierungszone durchgeleitet.
Die entstehenden Dämpfe und das nach oben strömende Synthesegas bilden das Verflüssigungsmedium, welche eine Agitation des Bettes aus feinen Kohlenstoffteilchen bewirkt. Das Synthesegas wird in einer ausreichend hohen Menge zugeführt, so daß etwa 42,5 - 184 m3 Wasserstoff pro Tonne Kohlefeststoffteilchen (bezogen auf das Trockengewicht) zur Verfügung stehen.
Die Geschwindigkeit des Synthesegasstroms muß ausreichend hoch bemessen sein, damit dieser die Masse aus Kohlefeststoffteilchen in dem nach oben stromenden Gasstrom fliebfän.ig macht, d.h. in diesen suspendiert, jedoch die Feststoffteilchen nicht mitnimmt.
Die Hydrierung der Kohlefeststoffteilchen und der flüchtigel-Produkte aus dem Verfahrensgasstrom findet in der Fließbettretorte statt. Außerdem reagiert Dampf mit Kohlenstoff und Kohlenmonoxid und bildet Wasserstoff und Kohlenoxide. Die letztere Reaktion hat zur Folge, daß die benötigte Synthesegasmenge wesentlich verringert ist und damit große wirtschaftin ehe Einsparungen möglich sind. Schwefel- und Stickstoffverunreinigungen reagieren mit Wasserstoff und führen zur Bildung von Schwefelwasserstoff und Ammoniak. Die Kohlefeststoffteilchen werden in dem Fließbett zur Reaktion gebracht, bis etwa 40 - 95 Gew. % des Kohlenstoffs aus der Einspeisung vergast ist. Dementsprechend beträgt die Verweilzeit In der Fließbettretarte zwischen etwa 5 - 55 und vorzugsweise etwa 30 Minuten.
Der am oberen Ende der Fließbettretorte abgegebene Verfahrensgasstrom wird durch indirekten Wärmeaustausch mit Wasser auf eine unterhalb des Taupunkts liegende Temperatur abgeklt. Dabei wird Dampf erzeugt, der gleichfalls m Verfahrensgjang ausgenutzt werden kann. Der Verfahrensgasstrom wird anschließend mit Wasser gewaschen, um mitgeführte Kohlefeststoffteilchen, andere Feststoffe und flüssige Verunreineigungen auszuscheiden. Im Verfahrensgasstrom etwa enthaltene Öldämpfe werden zusammen mit Wasser, das wasserlösliche Verbindungen wie z.-B. Ammoniumsalze enthält, durch Kondensation entfernt. Die Trennung des abgekühlten Verfahrensgasstroms in ein Gasgemisch und ein Flüssigkeitsgemisch kann in einem herkömmlichen Gas-Flüssigkei ts-Abscheider erfolgen.
Das Flüssigkeitsgemisch läßt sich in einem herkömmlichen Flussigkeitstrenner durch Schwerkrafttrennung weiter in Rohöl und Wasser trennen. Wasserlösliche Ammoniumsalze lassen sich aus dem Wasser ausscheiden. Das Wasser selbst kann umgewälzt und zur Herstellung der eingespeisten Aufschlämrnung mit gemahlenen Kohlefeststoffteilchen versetzt werden. Pro Tonne verarbeiteter Kohle liegt die Wasserausbeute beispielsweise zwischen etwa 90,7 - 136 kg, wobei die Wasserausbeute allgemein unmittelbar abhängig ist von Druck und Temperatur in der Hydrierungsretorte. Das Rohöl läßt sich durch herkömmliche Raffinationsverfahren zu Motorkraftstoff und anderen flüssigen Brenn- oder Treibstoffen weiterverarbeiten.
Die ölausbeute liegt beispielsweise zwischen etwa 0,254- -0,636 m3 öl pro Tonne Kohle für einen Druckbereich von etwa 56 - 6000 atü und eine Retortentemperatur zwischen etwa 457 -.488 OC. Die ölausbeute ist von Temperatur und Druck in der Hydrierungsretorte abhängig. Bis zu einem Druck von etwa 84,4 atü nehmen der aus der Kohle übernommene Schwefelgehalt des öls und die Rückstandsmenge an Kohlefeststoffteilchen ab. Bei. Steigerung des Hydrierungsretörtendruckes auf etwa 38,7 atü oder höher nimmt der Netto-Wasserstoffbedarf pro m3 erzeugtem Öl aus Kohle von etwa 267 auf 1157 p zu.
Das aus der Kohle gewonnene Rohöl weist eine Dichte zwischen etwa 12 - 21 °API, und einen Destillationsendpunkt zwischen etwa 393 - 404 0C auf. Der Höchstgehalt an Schwefel beträgt etwa 0,37 Gew. , während der Höchstgehalt an Stickstoff bei etwa 0,47 Gew. % liegt.
Der trockene Verfahrensgasstrom, welcher den Gas-Flüssigkeits-Abscheider verläßt, weist die in Tabelle I angegebene Zusatz mensetzung auf. Er kann zusätzlich etwa 0,5 - 5 ew. ffi (bezogen auf das Gewicht der eingespeisten Kohle) von teilchenfömigem Kohlenstoff aufweisen, welcher bei der Herstellung des Synthesegases zugesetzt wird. Die Ausscheidung des teilchenförmigen Kohlenstoffes erfolgt zusammen mit den gasförmigen Verunreinigungen wie z.B. H2S, COS und C02 in der Gasreinigungszone. Die Zusammensetzung des gereinigten, aus dem Verfahren gewonnenen, gasförmigen Brenn- oder Treibstoffs nach Austritt aus der Gasreinigungszone ist ebenfalls in der nach stehenden Tabelle I dargestellt. Das verunreinigungsfreie Verfahrensgas weist einen Bruttoheizwert zwischen etwa 4450 - 7120 kcal auf.
In der Gasreinigungszone zurückbleibende Kohlefeststoffe und andere Feststoffverunreinigungen können beispielsweise durch Waschen mit Wasser oder öl vermittels herkömmlicher Gaswaschverfahren entfernt werden. So wird der Verfahrensgasstrom beispielsweise durch den mittigen Durchlaß eines Düsenskrubbers wie z.B. eines Venturis, einer Strahldüse oder dgl. hindurch beschleunigt und am Düsenhals des Düsenskrubbers gleichzeitig sauberes Wasser in den Verfahrensgasstrom eingespritzt. Ein Gemisch aus dem Verfahrensgasstrom und dem Waschwasser wird dann in eine Trennzone eingeleitet, in welcher das von Feststoffen -freie Verfahrensgas auf bekannte Weise von dem übrigen Gemisch getrennt wird. In der Trennzone kann beispielsweise ein Schwerkraftabscheider vorgesehen sein, aus dem ein feststoffreier Verfahrensgasstrom abgezogen und auf diese Weise von einem Gemisch aus Wasser und Kohlefeststoffen getrennt wird. Das letztgenannte Gemisch wird dann in einen Trennbehälter eingeführt, aus dem klares Wasser abgezogen und zum Zwecke der Gaswäsche zu dem Düsenskrubber umgewälzt wird. Der Rückstand besteht aus einer konzenbri erten Ifohlenstoffaurschlämmung mit etwa 20 Gew. % Feststoffen und läßt sich in der weiter unten beschriebenen Weise zur Herstellung des Synthesegases verwenden. C02 und saure Gase wie z-.B. H2S und C0S können aus dem feststoffreien Verfahrensgasstrom abgeschieden werden, so daß der Gaswäscher zur Abtrennung von sauren Gasen dient. Dazu können herkömmliche Verfahren unter Verwendung von Kältemitteln und physikalischer oder chemischer Absorption mit Lösungsmitteln wie z.B. N-Methylpyrrolidonß Triäthanolamin, Propylencarbonat oder auch heißes Kaliumcarbonat verwendet werden. In jedem Falle muß Methan praktisch unlöslich in dem verwendeten Lösungsmittel sein. Der größte Teil des in dem Lösungsmittel absorbierten CO2 läßt sich durch eirifache Blitzverdampfung freisetzen, während sich der Rest durch Entgeistung entfernen läßt. Das erfolgt in der wirtsehaftlichsten Weise mit Stickstoff, welcher kostenlos in der Luftabscheideeinheit entwickelt wird, die dazu dient, Sauerstoff für die-Vergasung zu liefern. Der CO2-Strom weist einen Reinheitsgrad von höher als 98,5 % auf und läßt sich daher zur organischen Synthese verwenden. Das regenerierte Lösungsmittel wird dann zur Wiederverwendung in die Absorptionssäule zurück umgewälzt. Falls erforderlich, erfolgt eine Endreinigung, indem das Verfahrensgas durch Eisenoxid, Zinkoxid -oder Aktivkohle durchgeleitet.wird, um zurückbleibende Spuren von H2S oder organischen Sulfiden zu beseitigen.
In entsprechender Weise werdenH2S und C0S dann vermittels eines entsprechenden Verfahrens zu Schwefel umgewandelt, wozu sich beispielsweise das Claus-Verfahren zur Herstellung von elementarem Schwefel aus H2S verwenden läßt, welches in Kirk-Othmer Encyclöpedia of Chemical Technology, zweite Ausgabe, Band 19, John Whiley, 1969, Seite 352 beschrieben ist. Ein Überschuß an SO2 läßt sich entfernen und durch Umsetzen mit Kalkstein neutralisieren oder auch vermittels eines handelsüblichen Extrakti onsverfahrens beseitigen.
TABELLE I Typische Gaszusammensetzung (Mol ), bezogen auf Trockengewicht Synthesegas Abgas von Gas-Flüssig- Verfahrensgas keits-Abscheider H2 57,72 - 15,00 20 - 10 5 - 25 CO 58,20 - 3,0 30 - 42 71 - 30 CH4 0,50 - 30,0 10 - 38 20 -C°2 3,00 - 51,0 38 - 5 o -C2+ 0 - 0 1 - 4 ),80 - 4,8 Ar o,08 - 0,10 0,05 - 0,10 o,o8 - o, -1 N2 0,51 - 0,5 0,3 - 0,1 0,12 - 0,10 H2S 0,08 - 0,37 0,3 - 0,1 0 -COS 0,01 - 0,0) 0,05 - 0,01 3 --- 0,35 - °,79 Verbrauchte Kohlefeststoffteilchen am Boden der Fließbettretorte und wahlweise konzentrierte Kohlenstoffaufschlämmung aus der Gasreinigungszone werden als Einspeisung in einen herkömmlichen Synthesegasgenerator eingeführt, der im freien Durchfluß arbeitet. Wahlweise wird wenigstens ein Teil des Abgases aus dem Gas-Flüssigkeits-hbscheider als Teil der Einspeisung dem Gasgenerator zugeführt. Der Synthesegasgenerator ist ein senkrecht stehendes,- zylindrisches, feuerfest ausgekleidetes Stahldruckgefäß das keine Dichtungen, keinen Katalysator und keine anderen Hindernisse für die durchtretenden Gase enthält. Die Einspeisung in die Reaktionszone erfolgt vermittels eines axial ausgerichteten Brenners an dem einen Ende des Gasgenerators. Das heiße, rohe Synthesegas, welches in der Reaktionszone erzeugt wird, wird an einer axial ausgerichteten Austrittsöffnung abgegeben, die sich an dem der Eintrittsseite gegenüberliegenden Ende des Gasgenerators befindet.
Das Einspeisungsgemisch wird zweckmäßigerweise in Dampf dispergiert und dann durch den Ringknal nss Ringflammbrenners in die Reaktionszone des Gasgenerators eingeführt.
Ein zu diesem Zweck geeigneter Brenner ist beispielsweise in der U.S.-Patentschrift 2,928,460 von DuBois Eastman, Charles P. Marion und William L. Slater beschrieben, Ein sauerstoffreiches Gas wie z.B. Luft mit Sauerstoff angereicherte Luft (22 Mol % 02 oder höher) und vorzugsweise praktisch reiner Sauerstoff (von 95 Mol ffi Q2 oder höher), welches dazu dient, das nachträgliche Entfernen von in Luft enthaltenen Verunreinigungen überflüssig zu machen, wird ebenfalls durch den mittleren Durchlaß des Brenners in die feuerfest ausgekleidete Reaktionszone eingeführt. Das Atomverhältnis von freiem (nicht gebundendem) Sauerstoff zu dem Kohlenstoff im Beschickungsstrom (O/C-Verhältnis) wird zwischen etwa 0,60 - 1,2 und vorzugsweise unter 1,0 gehalten.
Die aus dem Brenner austretenden Einspeisungsströme prallen in der Reaktionszone des Gasgenerators aufeinander und werden dabei zerstäubt. Eine partielle Oxidation der Kohlenstoffe findet dabei bei einer Autogentemperatur zwischen etwa 650 bis 0 1650 C und unter einem Druck zwischen etwa 1 - 4-00 at statt.
Die Verweilzei2G in dem Gasgenerator beträgt etwa 2 - 35 und insbesondere zwischen 2 - 10 sec. Das Gewichtsverhältnis von H20 zu Kohlenstoff liegt bei etwa 0,5 bis 5, d.h. 0,5 - 5 Gewichtsteile H20 auf 1 Gewi chtstei l Kohlenstoff. H20 kann dem Gasgenerator in flüssiger oder gasförmiger Phase zugeführt werden. Es reagiert mit dem CO und dem Kohlenstoff und hält die Temperatur in der Reaktionszone niedrig. Da-s H2Q kann wahlweise auch in Beimischung mit dem sauerstoffreichen Gas oder dem festen oder gasförmigen Kohlenstoff eingeführt werden.
Das von der Reaktionszone des Synthesegasgenerators abgegebene heiße, rohe Synthesegas hat typischerweise die in Tabelle I angegebene Zusammensetzung. Etwa 0, 5 - 5 Gew. ß Kohlefeststoffteilchen (auf der Basis des Kohlenstoffgewichts in der Einspeisung zu dem Gasgenerator) werden von dem Strom des rohen Synthesegases mitgenommen. Das heiße Gas wird durch ein feuerfest ausgckleidetes Verbindungsstück durchgeleitet, welches den Synthesegasgenerator mit einem Abhitzkessel verbindet. Auf dem Wege zum Abhitzkessel fallen Aschefeststoffe aus und werden von dem Synthesegas abgeschieden. Die Asche wird beispielsweise in einer wassergekühlten Aschenkammer aufgefangen und periodisch aus der Anlage entfernt. Asche ist der RUckstand, welcher sich bei der partiellen Oxidationsreaktion ergibt. Sie besteht hauptsächlich aus Siliziumdioxid, Tonerde, Ferrioxid, Kalk, nicht umgesetzten Kohlefeststoffteilchen und kleineren Anteilen von Magnesiumoxid, Titanoxid, Alkali- und Schwefelverbindungen. Diese Verbindungen stammen zum größten Teil aus Ton.
Es kann ggf. wünschenswert sein, den Wasserstoffanteil des Synthesegases auf etwa 66 - 86 Mol % (bezogen auf Troclcengewicht) zu steigern. Es ist vorteilhaft, daß die Ausbeute an Kohlefeststoffteilchen in Prozentwerten der eingespeisten Kohle abnimmt, wenn der Druck in der Retorte und die Wasser stoffkonzentration des Synthesegases zunimmt. Außerdem wird der Schwefel- und Stickstoffgehalt in dem vermittels des Verfahrens erhaltenen Rohöl gesenkt.
Wenngleich zur Steigerung der Wasserstoffkonzentration des Synthesegases die bekannte Wasser-Gas-Verschi ebungsreakti on (water-gas shift reaktion) über einem herkömmlichen Eisenoxid-Chromoxid-Katalysator verwendet werden kann, wird bei dem hier beschriebenen erfindungsgemäßen Verfahren bevorzugt und zweckmäßigerweise eine Hochtemperatur-Wär-asser-Gas-Verschiebung (thermal water-gas shift) in einer katalysator-und dichtuntfreien isolierten-Rohrleitung verwendet. Die Verschiebung des Abstromgases kann daher auf dem Wege von den Synthesegasgenerator zu einem Abhitzkessel erfolgen, wobei ein kostspieliger Verschiebungs-Katalysator (shi ft catalyst:) in Fortfall kommen kann. Das aus dem Gasgenerator austretende rohe Synthesegas wird in einen anschließenden, feuerfest ausgekleideten und im freien Durchfluß arbeitenden Durchflußkanal eingeleitet und in diesem mit weiterem Dampf vermischt.
Etwa 0,1 - 2,5 Mol zusätzlicher Dampf, der beispielsweise aus einem weiteren Verfahrensschritt erhalten werden kann, in dem Dampf mit einer Temperatur zwischen etwa 260 - 816 0C und vorzugsweise zwischen etwa 260 und 538 0C erzeugt wird, werden mit jedem Mol Abstrom-Verfahrensgas (bezogen auf das Trockengewicht) aus dem Synthesegasgenerator vermischt. Das Verfahrens gas weist im wesentlichen die gleiche Temperatur und den gleichen Druck auf wie im Synthesegasgenerator herrschen, abzüglich des Druckabfalls in den Rohrleitungen. Durch eine katalysatorfreie, adiabatische Wasser-Gas-Direktverschiebungsreaktion werden CO und H20 aus dem Verfahrensgasstrom bei einer Temperatur zwischen 830 und 1650 C und vorzugsweise zwischen 927 und 1427 °C und unter einem Druck zwischen 1 - 400 at umgesetzt, und es wird zusätzlich H2 und C02 erzeugt.
Ob das Abstromgas aus dem Gasgenerator nach der katalysatorfreien Wärmeverschiebung in einem Abhitzkessel abgekühlt wird oder nicht hängt vom Material- und Wärmegleichgewicht ab. Pazu müssen Faktoren wie z.B. die gewünschte Arbeitstemperatur in jeder Retorte, die Temperatur des- vom Gasgenerator erzeugten Gases und die Mengen und Zusammensetzungen der verschiedenen Gasströme berücksichtigt werden. Durch berührungsfreien Wärmeaustausch zwischen Wasser und dem verschobenen Verfahrensgasstrom (shifted process gas stream) läßt sich Dampf beispielsweise in einem Abhitzkessel erzeugen. Dieser Dampf kann in der vorstehend beschriebenen Weise in den Synthesegasgenerator eingeführt werden, wobei erhebliche wirtschaftliche Einsparungen möglich sind.
Bei einer bevorzugten Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens wird der Methangehalt des von dem Gasgenerator erzeugten rohen Synthesegases vorzugsweise auf etwa 10 - 30 Mol gesteigert, indem der Synthesegasgenerator bei einer Temperatur zwischen etwa 650 - h093. 0C und mit einem Verhältnis von H20 zu Brennstoff im Bereich von etwa 3 -- 5 betrieben wird. Außerdem kann das Molverhältnis von If2 zu CO auf 3 oder höher gesteigert werden, wenn das Gewichtsverhältnis von Dampf zu Brennstoff auf 4 oder höher gesteigert wird.
en erwünscht, kann der Methangehalt des Verfahre ns gases noch weiter auf etwa 45 - 95 Mol % Cli4 oder höher gesteigert werden. Dadurch kann der Bruttoheizwert des Brenn- oder Treibstoffgases gesteigert oder ein zur organischen Synthese dienender Methangasstrom erzeugt werden.
Entsprechend dem erfindungsgemäßen Verfahren wlrd der aus der Gasreinigungszone austretende trockene Verfahrensgasstrom in einem Molverhältnis H2/CO von etwa 2,5 - 5 und vorzugsweise von etwa 3 erzeugt. Der Verfahrensgasstrom wird dann bei reiner Temperatur zwischen etwa 199 - 538 0C in einen methanationskatalytischen Reaktionsbehälter eingeführt. Die bevorzugte Austrittstemperatur der Gase, welche über einen Ni0-Al2O3-Methanationskatalysator umgesetzt werden, liegt beispielsweise 0 bei etwa 350 0. Die Raumgeschwindigkeiten liegen bei etwa 100 - 10 000 Raumteile Gas pro Raumteil Katalysator und pro Stunde, und die Drücke betragen zwischen 1 - 250 at. H2 wird mit CO zu CH4 und H20 umgesetzt. Das Wasser in dem aus dem Methanator austretenden Abgas kann durch Abkühlen auskondensiert werden, so daß im wesentlichen reines Methan (99 Vol. ) zurückbleibt.
Die Erfindung wird im nachfolgenden anhand von zwei Ausführungsbeispielen, die in den schematischen Zeichnungen dargestellt sind, näher erläutert. In diesem Zusammenhang sei darauf hingewesen, daß das erfindungsgemäße kontinuierliche Verfahren zur Herstellung von gasförmigem oder flüssigem Brenn- oder Treibstoff nicht auf die zur Veranschaulichung dienenden Vorrichtungen beschränkt ist. Die angegebenen Mengen- und Maßangaben dienen lediglich zur Veranschaulichung.
BEISPIEL 1 Dieses Beispiel ist in Fig. 1 der Zeichnungen dargestellt und zeigt die Anwendung des Verfahrens zur Herstellung von Rohöl aus Kohle in Verbindung mit kleinen Mengen gasförmigen Brenn- oder Treibstoffs als Nebenprodukt.
Entsprechend Fig. 1 werden pro Stunde etwa 907 kg rohe, stückige Steinkohle entsprechend Linie 1 in ein Mahlwerk 2 eingeführt. Die Zusammensetzung der Kohle in Gew. % ist angenähert wie folgt: Feuchtigkeit 4,8, flüchtige Stoffe 42,8,- fester Kohlenstoff 46,o und Asche 6,59. Der Heizwert der Kohle liegt bei. 7500 kcal/kg, und die Aschenerweichungstemperatur beträgt 1260 °C.
Die Kohle wird von einer mittleren Stückgröße von 15 cm auf etwa 0,6 - 1>2 cm Durchmesser im Mitte1 vermittels eines herkömmlichen Mahlwerks 2 zerkleinert und durch die Leitung 3 in den Mischer 4 eingeführt. 907 kg Wasser werden aus Leitung 5 in den Mischer 4 eingeführt, und in diesem wird eine Aufschlämmung aus Kohle und Wasser aufbereitet. Die Aufschlämmung wird bei Umgebungstemperatur vermittels der Pumpe 6 durch die Leitungen 7 und 8, den Düsenmischer 9 und die Leitung 10 in die Rohrretorte 11 gepumpt, in welcher eine Zersetzung und Pyrolyse der Kohle, die Austreibung der flüchtigen Bestandteile aus der Aufschlämmung und eine -vorläufige Hydrierung des Verfahrensstroms erfolgen. 4813 m7 pro Stunde wasserstoffreichen Synthesegases mit einer Temperatur von etwa 538 0c werden unter einem Druck von etwa 390 atü in den Leitungen 12 und 13, das in einem weiteren Verfahrensschritt erzeugt wird, durch die Leitungen 14 und 15 dem Düsenhals des Düsenmischers 9 zugeführt und mit der Kohle-Wasser-Aufschlämmung vermischt, welche axial durch den Düsenhals des Düsenmischers 9 hindurchtritt und dabei beschleunigt wird.
Somit werden angenähert 1816 kg/h Kohle-Wasser-Aufschlämmung, die in Synthesegas dispergiert sind, durch die Leitung 10 mit einer Temperatur von etwa 150 oC und mit einer Geschwindigkeit von etwa 2,7 m/sec in die katalysatorfreie Rohrretorte 11 eingefahrt,.welche aus einem Rohr von 2,5 cm Starke nach Tabelle 80 (Schedule 80 pipe) und 161,5 m Länge besteht.
Die Bedingungen in der Rohrretorte 11 sind wie folgt: Druck 386,6 atü, Retortenzeit 30 Sekunden, Turbulenzpegel 810, Austrittstemperatur 496 C und Wasserstoffverbrauch 11) m3 H2 pro Tonne in Linie 1 eingespeister Rohkohle. Der Abstrom aus der Rohrretorte 11 wird durch Leitung 16 in die Fließbettretorte 17 eingeführt, in welcher unter Luftabschluß eine zweitstufige Hitzezersetzung und Retortenhydrierung erfolgt. Etwa 141,5 m3 wasserstoffreiches Synthesegas werden durch Leitung 18 am Boden der Fließbettretorte 17 eingeführt und dienen dazu, die sich nach unten fortbewegenden Feststoffe fließfähig zu machen, jedoch nicht mitzunehmen.
Das Synthesegas wird wie weiter unten beschrieben in einem weiteren Verfahrensschritt erzeugt.
Der aus der Fließbettretorte 17 durch die Leitung 19 austretende obere Abgasstrom wird in dem Wärmetauscher 20 durch indirekten Wärmeaustausch mit Wasser unter den Taupunkt abgekühlt, wobei das Wasser in den Wärmeaustauscher 20 durch die Leitung 21 eingeführt wird und diesen als Dampf durch die Leitung 22 verläßt. Der Verfahrensstrom gelangt dann durch die Leitung 23 in den Gas-Flüssigkeits-Abscheider 24.
Ein Flüssigkeltsgemisch wird durch die Leitung 25 in den Flüssigkeitsbrenner 26 eingeführt. Etwa 1117 kg Wasser, das gelöste Ammoniumsalze en.thält, wird durch die Leitung 27 am Boden des mit Schwerkraft arbeitenden Flüssigkeitstrenners 26 abgezogen. Die Ammoniumsalze lassen sich vermittels bekannter Verfahren rückgewinnen, während das klare Wasser zum Mischer 4 zurück umgewälzt wird und einen Teil des zum Aufschlämmen der gemahlenen Rohkohle dienenden Wassers bi 1-det. Die Umwälzung des Wassers in der beschriebenen Weise bringt wirtschaftliche Einsparungen mit sich.
Etwa 470 kg aus Rohkohle gewonnenen ölprodukts werden durch die Leitung 28 abgezogen. Das aus der Kohle gewonnene Rohöl eignet sich zur Raffination und weist die folgenden Eigenschaften auf: Dichte 2O0API, Viskosität 8 SUS, Gießpunkt 80 und ASTM-Destillations.endpunlct 396 C. Die Ausbeute liegt bei 0,477 m3 öl pro Tonne Kohle (bezogen auf das Trockengewicht). Im Vergleich dazu wird bei der Herstellung von Ö1 aus Kohle nach dem bekannten Fischer-Verfahren (Fischer Assay Test) eine Ausbeute von etwa 0,165 m3 öl pro Tonne Kohle erhalten, wobei das Ö1 die folgenden Eigenschaften aufweist: Dichte 14,20API, Viskosität SUS bei 37,8 0C entsprechend dem Wert 267, Stickstoff 0,55 Gew. , Schwefel 0,32 Gew. , Gießpunkt 35,0 Or, ASTM, Destillation bei 50 ß 327 °C und 60 ffi gekrackt. 64 m3 Gas aus Leitung 29 mit einer Temperatur von etwa 54,4 °C werden dem Synthesegasgenerator 30 zugeführt und bilden einen Teil der Einspeisung desselben. Dieser Gasstrom wird durch die Leitung 31, den Schieber 32, die Leitung 33, den Umwälzverdichter 34 und die Leitung 35 in den Düsenhals des Düsenmischers 36 eingeführt und in diesem mit 1.60,7 kg Dampf, der in den Hals des Düsenmischers 36 durch die Leitung 37 mit einer Temperatur von etwa 316 °C eingeführt wird, und mit 145 kg Kohlefeststoffteilchen vermischt, welche aus der Fließbettretorte 17 mit einer Temperatur von etwa 496 0c durch die Leitung 78 abgegeben werden. Das Gemisch wird durch den Axialdurchlaß des Düsenmischers 56 hindurch beschleunigt.
Die Kohlefeststoffteilchen bilden etwa 16 Gew. ß der Rohkohlenbeschickung (auf Trockenbasis) und haben folgende Zusammensetzung in Gew. : C = 82,09, -H = 4,0, 0 = 1,53, N = 1,53, s = 0,50, Asche = 10,53.
Das Abstromgemisch aus Brenn- oder Treibstoffgas, Kohlefeststoffteilchen und Dampf, welches aus dem Düsenmischer 36 austritt, wird durch die Leitung 39 in den Ringkanal 4Q des Ringflammbrenners 41 eingeführt, welcher sich im oberen Ende eines senkrecht stehenden, feuerfest ausgekleideten und im freien Durchfluß arbeitenden Synthesegasgenerators 30 befindet, der keinen Katalysator und keine Dichtungen aifweist.
Etwa 250 m3 Sauerstoff (99,5 Mol iC'o O?) mit einer Temperatur von 54,4 C werden aus Leitung 42 durch den Mitteldurchlaß 43 des Brenners 41 mit einer Geschwindigkeit von 122 m/sec eingespeist, so daß ein O/C-Molverhältnis von etwa 0,943 erhalten wird. Der Sauerstoff in Leitung 42 wird vorzugsweise dadurch erhalten, daß Luft aus der Leitung 44 in eine herkömmliche Luftabscheidezone 45 eingeleitet wird. Dabei wird in der Luftabscheidezone 45 in vorteilhafter Weise als Nebenprodukt flüssiger Stickstoff erhalten, der durch die Leitung 46 in eine Gasreinigungszone 47 eingeführt wird, welche in der weiter unten beschriebenen Weise zur Gasreinigung dient. Der Dampf kann wahlweise auch mit dem Sauerstoff vermischt und in den Gasgenerator eingeführt werden.
Die eingespeisten Ströme prallen in der Reaktionszone 48 des Gasgenerators 30 aufeinander, wobei sie zerstäubt werden und eine partielle Oxidation bei einer Autogentemporatur von etwa 1001,5 °C und unter einem Druck von etwa 378 at erfolgt, wobei Synthesegas erzeugt wird, das die in Tabelle II angegebene Zusammensetzung aufweist. Das heiße Synthesegas tritt aus dem Gasgenerator 30 durch die axial ausgerichtete Austrittsöffnung 49 aus und gelangt durch ein feuerfest ausgekleidetes Verbindungsstück 50 in den Abhitzkessel 51. Auf dem Wege zum Abhitzlcessel fallen etwa 60 kg/h Asche aus dem Verfahrensgasstrom durch Schwerkrafteinwirkung aus. Die Asche wird aus der Anlage in bestimmten, regelmäßigen Zeitabständen durch den Schenkel 52 des Verbi-ndungsstücks 50 und die Leitung 53 abgeführt, welche zu einer wassergekühlten Aschenkammer und einem Verschlußtrichter rührt, welche in der Zeichnung nicht dargestellt sind. Etwa 112,6 kg/h Dampf, die an anderer Stelle im Verfahren erzeugt und beispielsweise vom Abhitzkessel 51 abgegeben werden, werden über die Leitungen 54, 55, 56, den Schieber 57 und die Leitung 58 mit einer Temperatur von 527 °C in das Verbindungsstück 50 eingeführt. Der Dampf vermischt sich mit dem Synthesegas, wobei H20 und CO bei einer Temperatur von 1066 OC und unter einem Druck von 386 atü, d.h. im wesentlichen unter dem gleichen Druck wie dem im Gasgenerator abzüglich des Druckabfalls in den Rohrleitungen in dem im freien Durchfluß arbeitenden und keine Dichtungen enthaltenden Verbindungsstück 50 adiabatisch miteinander umgesetzt werden. Aufgrund der Wasser-Gas-Wärmeverschiebungsreaktion ohne Katalysator werden zusätzlich H2 und C02 erzeugt. Das bei der Verschiebung erzeugte Synthesegas durchströmt den Abhitzkessel 51 und wird auf eine Austrittstemperatur von 538 °C durch berührungsfreien Wärmeaustausch mit Wasser abgekühlt, welches durch die Leitung 59 eingeführt wird und als Dampf durch die Leitung 54 wieder aus diesem austritt. Der Dampfüberschuß kann über die Leitungen 54, 55, -56 und den Schieber 57 abgezogen und an anderer Stelle in der Anlage beispielsweise zum Betrieb des Mahlwerks 2 oder index Luftabscheidezone 45 verwendet-werden. Die Zusammensetzung des -wasserstoffreichen Synthesegases nach Verlassen des Abhitzkessels 51 durch die Leitung 12 ist in Tabelle II angegeben.
Etwa 628 m3 Abgas aus dem Gas-Flüssigkeits-Abscheider 24 werden durch die Leitung 60, den Schieber 61 und die Leitung 62 in eine herkömmliche Gasreinigungszone 47 eingeleitet. Etwa 18 kg/h Kohlefeststoffteilchen werden durch Waschen mit'Wasser aus dem Gasstrom entfernt und durch die Leitung 63 aus der Gasreinigungszone 47 abgezogen. Die Kohle-Wasser-Aufsclilämmung in der Leitung 67 kann wahlweise durch die Leitung 66 zu dem Gasgenerator 30 rückgeführt werden und einen Teil der Einspeisung für denselben bilden.
Gasförmige Verunreinigungen wie z.B. C02, H2S und COS werden durch die vorstehend beschriebenen, herkömmlichen Gasreinigungsverfahren ausgeschieden und durch die Leitung 64 abgeführt. Die wertvollen Nebenprodukte Schwefel und.C02 werden rückgewonnen. Auf diese Weise werden etwa 560 m3 verunreinigungsfreier, gasförmiger Brenn- oder Treibstoff mit einem Bruttoheizwert von 633 kcal/m3 und mit der in Tabelle II angegebenen Zusammensetzung vermittels des vorstehend beschriebenen Verfahrens erhalten und durch die Leitung 65 abgeführt.
TABELLE II Gasanalyse - Mol ffi (bezogen auf Trockengewicht) Synthesegas Synthesegas Abgas vom Gas Verunrei-(Leitung 12) (Durchlaß 49) FlüssigReits- nigungs-Abscheider freies (Leitung 29) Gasprodukt (Leitung 6)) H2 28,86 52,15 13,55 15,20 CO 37,01 12,00 54,27 )8,40 CH4 9,87 1,60 31,5) 35,40 C2+ --- --- 9,54 10,70 CO2 23,62 33,69 10,16 COS 0,01 0,01 0,13 H2S 0,13 ob 10 0,37 < 5 µg/G 3 N2 0,50 0,45 0,45 0,30 BEISPIEL II Beispiel II ist in Fig. 2 dargestellt, wobei das Verfahren in erster Linie auf die Herstellung von verunreinigungsfreiem Heizgas ausgerichtet ist.
Unter Bezugnahme auf Fig. 2 werden etwa 907 kg/h rohe, stückige Steinkohle durch Leitung 1 in das Mahlwerk 2 eingeführt. Die Zusammensetzung der eingespeisten Rohkohle in Gew. % ist angenähert wie folgt: Feuchtigkeit 4,8, flUchtige Stoffe 42,8, fester Kohlenstoff 46,0 und Asche 6,59.
Die Kohle weist einen Heizwert von 7500 kcal/kg und einen Aschenerweichungspunkt von 1260 °C auf.
Die Kohle wird von einer Stückgröße von 15 cm auf eine solche von etwa 0,6 - 1,2 cm mittleren Durchmesser vermittels eines herkömmlichen Mahlwerks 2 zerkleinert und dann durch die Leitung 3 in den Mischer 4 eingeführt. In den Mischer werden außerdem 907 kg Wasser aus Leitung 5 zugeführt, wobei in diesem eine Aufschlämmung aus Kohle und-Wasser aufbereitet wird. Bei Umgebungstemperatur wird die Aufschlämmung vermittels der Pumpe 6 durch die Leitungen 7 und 8, den Dasenmischer 9 und die Leitung 10 in die Rohrretorte 11 eingeführt, in welcher eine Zersetzung und Pyrolyse der Kohle, die Austreibung der flüchtigen Bestandteile aus der Aufschlämmung und eine vorläufige Hydrierung des Verfahrensstroms erfolgen. 1265 m)/h mit Methan angereichertes Synthese gas mit einer Temperatur von etwa 927 0C und unter einem Druck von etwa 105 atü in der Leitung 13, das in einem weiteren Verfahrensschritt erzeugt wird, wird durch die Leitungen 14 und 15dem Düsenhals des Düsenmischers 9 zugeführt und mit der Kohle-Wasser-Aufschlämmung vermischt, welche in Axialrichtung durch den Hals des Düsenmischers hindurchtritt und in diesem beschleunigt wird.
Etwa 1816 kg/h Kohle-Wasser-Aufschlämmung, die in Synthesegas dispergiert sind, werden durch die Leitung 10 mit einer Temperatur von etwa 260 oO und mit einer Geschwindigkeit von etwa 3 m/sec in die katalysatorfrele Rohrretorte 11 eingeführt, welche aus einem 2,5 cm starken Rohr nach Tabelle 80 besteht, das eine Länge von 161,5 m aufweist.
Die Bedingungen in der Rohrretorte 11 sind wie folgt: Druck 87,8 atü, Retortenzeit 50 Sekunden, Turbulenzpegel 810, Austrittstemperatur 593 0C und Sauerstoffverbrauch 93,4 m3/t Rohkohleneinspeisung in Linie 1.
Der Abstrom aus der Rohrretorte 11 wird durch die Leitung 16 in die Fließbettretorte 17 eingeführt, in welcher eine zweitstufige Hitzezersetzung und Retortenhydrierung unter Luftabschluß erfolgen. Etwa 676 m3 mit Methan angereicherZ tes Synthesegas werden durch Leitung 18 am Boden der Fließbettretorte 17 eingeführt und dienen dazu, die sich nach unten fortbewegenden Feststoffe fließfähig zu machen, diese jedoch nicht mitzunehmen. Das Synthesegas wird in der weiter unten beschriebenen Weise in einem weiteren Verfahrensschritt erzeugt.
Der durch Leitung 19 aus der Fließbettretorte 17 austretende obere Gasstrom wird in dem Wärmetauscher 20 durch indirekten Wärmeaustausch mit Wasser unter den Taupunkt abgekühlt, wobei das Wasser in den Wärmetauscher 20 durch die Leitung 21 eingeführt wird und als Dampf durch die Leitung 22 wieder aus diesem austritt. Der Verfahrensstrom wird dann durch die Leitung 23 in den Axialdurchlaß des Düsenskrubbers 24 eingeführt. Bei der Beschleunigu.ng ae-Verfahrensgasstroms durch die DUse 27 wird der Gasstrom mit etwa 327 kg/h Frischwasser gewaschen, das dem Düsenhals des Skrubbers durch die Leitungen 25 - 28 zugeführt wird. Dabei werden normalerweise nicht flüchtige Stoffe wie z.B. Teer und Kohlefeststoffteilchen aus dem Verfahrensgasstrom ausgewaschen und bilden mit dem Waschwasser eine Kohlenstoffaufschlämmung. Der Verfahrensstrom wird durch die Leitung 29 in die Trennzone 30 eingeführt.
1767 kg/h sauberes Wasser werden abgeschieden und teilweise durch die Leitungen 31 und 26 - 28 wiederum dem Düsehskrubber, und zum anderen Teil durch die Leitungen 29 und 5 dem Mischer 4 zugeführt. Weiteres gereinigtes Wasser kann dem zur Abkühlung dienenden Wärmetauscher 20 durch die Leitung 21, und dem Abhitzkessel 51 durch die Leitung 52 zugeführt werden. 157 kg/h konzentrierter Kohlenstoffaufschlämmung werden in der Abscheidezone 30 durch Schwerkraftabsetzen oder Filtrieren abgeschieden und durch die Leitung 32 in der weiter unten beschriebenen Weise als Teil des Einspeisestroms zur Herstellung von Synthesegas verwendet, wie weiter unten erläutert ist.
1550 m3/h Verfahrensgasstrom mit der in Tabelle III angegebenen Zusammensetzung (bezogen auf das Trockengewicht) werden nach Austritt aus der Trennzone 30 durch die Leitung 33 in eine herkömmliche Gasreinigungszone 34 der vorstehend beschriebenen Ausführung eingeführt. Die aus dem Verfahrensgasstrom ausgeschiedenen gasförmigen Verunreinigungen werden durch die e Leitung 35 abgeführt. Ein verunreinigungsfreier gasförmiger Brenn- oder Treibstoff mit einem Bruttoheizwert von 5206 kcal/m3 und der in Tabelle III angegebenen Zusammensetzung, der nach dem vorstehend beschriebenen Verfahren erzeugt worden ist, wird durch die Leitung 36 abgezogen.
TABELLE III Gaszusammensetzung - Mol ß (Trockengewicht) Synthesegas Abgas aus der Gasförmiges Ver-(Leitung 12) Trennzone fahrensprodukt-(Leitung 33) (Leitung 36) H2 27,12 17,49 19,19 Co 6,63- 41,85 45,19 CH4 20,00 28,68 31,47 C2+ - 2,57 3,43 CO2 45575- 8,52 COS 0,01 0,05 H25 0,14 o,17 NR3, N2,Ar 0,35 0,67 0,72 Das in der Rohrretorte 11 und in der Fließbettretorte 17 benutzte Synthesegas, welches im wesentlichen den ganzen Wärme- und Wasserstoffbedarf für die Retortenhydrierung deckt, wird in dem, im freien Durchfluß arbeitenden, feuerfest ausgekleideten und katalysatorfreien Synthesegasgenerator 37 erzeugt. Die Einspeisung zum Synthesegasgenerator besteht aus etwa- 100 kg/h Kohlefeststoffteilchen, welche aus der Fließbettretorte 17 durch die Leitung 38 mit einer Temperatur von etwa 927 C abgegeben werden, und etwa 157 kg/h Kohlenstoffaufschlämmung mit einer Temperatur von etwa 37,8 °C, welche aus der Trennzone 30 durch die Leitung 32 zugeführt werden. Die Kohlenstoffaufschlämmung in der Leitung 32 wird in Leitung 39 mit von der Leitung 38 zu,eführten Kohlefeststofftei lchen vermischt. Das Brennstoffgemisch in der Leitung 39 hat dann folgende Zusammensetzung in Gew. : C = 86,13, H = 7,84, 0 = 4,62, N = 0,97, s = 0,44 (im aschenfreien Zustand).
Das Brennstoffgemisch In der Leitung 39 gelangt durch die Leitung 40 in den Synthesegasgenerator 37 und wird diesem durch den Ringkanal 41 eines axial ausgerichteten Ringflammbrenners 42 mit einer Geschwindigkeit von etwa 61 m/sec zugeführt. 1186 kg Dampf mit einer Temperatur von etwa 316 Or. in Leitung 43 werden in Leitung 40 mit dem vorgenannten Brennstoffgemisch aus Leitung 39 in der Weise vermischt, daß ein Dampf/Brennstoff-Verhältnis 5,0 erhalten wird Etwa 178 m3/h Sauerstoff (99,5 Mol % °2) mit einer Temperatur von 54,4 0c werden durch Leitung 44 dem Nitteldurchlaß des Brenners 42 mit einer Geschwindigkeit von 183 m/sec zugeführt, so daß sich ein O/C-Molverhältnis von etwa 0,928 ergibt. Der Sauerstoff in Leitung 44 wird vorzugsweise in der Weise hergestellt, daß die über die Leitung 45 zugeführte Luft in bekannter Weise in einer Luftabscheidezone 46 aufbereitet wird. Das Brennstoffgemisch kann wahlweise auch durch den Mitteldurchlaß des Brenners 42, und der Sauerstoff durch den Ringkanal 41 zugeführt werden.
Vorzugsweise wird der als Nebenprodukt erhaltene flüssige Stickstoff aus der Luftabscheidezone 46 durch die Leitung 47 in die Gasreinigungszone 34 eingeführt, welche in der vorstehend beschriebenen Weise einen Teil der Gasrelnigungsbehandlung bewirkt. Der Dampf kann andererseits auch mit dem Sauerstoff vermischt und in den Gasgenerator eingeführt werden.
Die Ejnspeisungsströme prallen innerhalb der Reaktionszone 48 des Gasgenerators 37 aufeinander, wobei diese zerstäubt werden und durch partielle Oxidation bei einer Autogentemperatur von etwa 943 oC und unter einem Druck von etwa 100 at Synthesegas mit ungewöhnlich hohem Methangehalt von z.B.
etwa 20 Mol % erzeugt wird. Das aus dem Gasgenerator 37 durch die axial ausgerichtete Austrittsöffnui 49 austretende heiße Synthesegas gelangt durch das feuerfest ausgekleidete Verbindungsstück 50 in den Abbitzkessel 51. Das aus dem Abhitzkessel durch die Leitung 12 austretende, abgekühlte rohe Synthesegas weist nach Gasanalyse die in Tabelle III angegebene Zusammensetzung auf. Das Gas enthält außerdem etwa 5,0 Gew. j nicht umgesetzter Wohlefeststoffteilchen (bezogen auf den Kohlenstoff in der Einspeisung).
Die Abkühlung des Synthesegases erfolgt durch indirekten Wärmeaustausch mit Wasser, das dem Abhitzkessel 51 durch die Leitung 52 zugeführt wird und diesen als Dampf durch die Leitung 53 verläßt.
Ein Teil des Dampfes wird-in der oben beschriebenen Weise durch die Leitungen 43 und 40 in den Synthesegasgenerator eingeführt. Überschüssiger Dampf kann an anderer Stelle -in der Anlage beispielsweise zum Betrieb des Mahlwerks 2 oder der Luftabscheidezone 46 verwendet werden und wird durch die Leitungen 54, 55 und den Schieber 56 abgeführt.
Asche wird in regelmäßigen Zeitabständen durch den Schenkel 57 des VerbindungsstUcks 50 nnd die Leitung 58 aus der Anlage entfernt, welche zu einer wassergekühlten Aschenkammer und einem Verschlußtrichter führt, die hier nicht dargestellt sind.

Claims

Patentansprüche

1. Verfahren zur Herstellung von gasförmigem oder flüssigem Brenn- oder Treibstoff durch Hydrieren von Kohle oder kohlehaltigen Brennstoffen, dadurch gekennzeichnet, daß (1) aus Kohlefeststoffen und Wasser eine pumpfähige Aufschlämmung aufbereitet und unter Beimischung eines ersten Synthesegasstroms in eine Retorte (11) eingeleitet, in dieser zersetzt, pyrolysiert und mit dem Synthesegas hydriert und eine Dispersion aus Kohlefeststoffteilchen und flüchtigen Produkten derselben in Dampf, sowie ein aus Wasserstoff, Kohlenoxiden, Methan und sauren Gasen bestehendes Gasgemisch erzeugt wird, (2) die in Verfahrensschritt (1) erhaltene Dispersion in eine Fließbettretorte (17) eingeführt und in dieser verflüssigt, pyrolysiert und mit einem zwe,-ten Synthesegasstrom hydriert und ein Abstrom-Verfahrensgasgemisch aus Dampf, Wasserstoff, Kohlenoxiden, Methan, sauren Gasen, ggf. flüchtigem Ö1, und mitgeführten Kohlenstoffteilchen, sowie davon getrennt ein Strom aus Kohlefeststoffrückstandsteilchen erzeugt wird, (3) das in Verfahrensschritt (2) erhaltene Abstrom Verfahrensgasgemisch unter den Taupunkt abgekühlt, Wasser auskondensiert und von im Verfahren gewonnenen öl und von dem nichtkondensierten Gasstrom abgetrennt wird, (4) der nichtkondensierte Gasstrom aus Verfahrensschritt (3) durch Abscheiden von sauren Gasen, C02 und mitgeftihrten Kohleteilchen gereinigt und ein verunreini gungsfrei er Brennstoffgas-Produktstrom erhalten wird und (5) ein Brennstoff, der wenigstens einen Teil der Rückstands-Kohlenstoffteilchen aus Verfahrensschritt (2) und ggf. in Beimischung wenigstens einen Teil der nichtkondensierten Gase aus Verfahrensschritt (3) enthält, in die Reaktionszone eines im freien Durchfluß arbeitenden Synthesegasgenerators (30, 37) eingeleitet und in diesem ohne Zuhilfenahme von Absperrorganen oder eines Katalysators durch partielle Oxidationsreaktion mit einem sauerstoffreichen Gas und Dampf bei einer Autogentemperatur zwischen 650 und 1650 0C und einem Druck zwischen etwa 1 und 400 at ein zur Verwendung in den Verfahrensschritten (1) und (2) bestimmter Synthesegasstrom erzeugt wird.

2.. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die Retorte (11) für Verfahrensschritt (1) und das Fließbett (17) für Verfahrensschritt (2) auf eine zwischen etwa 316 und 51Q oG betragende Temperatur und einen Druck zwischen etwa 1 und 400 at gebracht werden und.eine rna ximale Verfahrensölmenge erzeugt wird.

3. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die Retorte (11) in Verfahrensschritt (1) auf eine Temperatur von etwa 316 - 704 °C und einen Druck von etwa 6 - 250 at, das Fließbett (17) in Verfahrensschritt (2) auf eine Temperatur von etwa 650 - 1093 0C und einen Druck von etwa 6 - 250 at gebracht und der in Verfahrensschritt (4) erhaltene Brenn- oder Treibstoff-Gassbrom auf einen Maximalwert gebracht wird.

4. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die in Verfahrensschritt (4) mitgeführten Kohlenstoff teilchen durch Aufschlämmung in Wasser rUckgewonnen und in Verfahrensschritt (5) als Teil des Brennstoffs in den Synthesegasgenerator (30, 37) eingeführt werden.

5. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß der Synthesegasgenerator (30, 37) in Verfahrensschritt (5) mit einer Autogentemperatur von etwa 650 - 1150 &, einem Druck von etwa 1 - 250 at und einem Dampf-Brennstoff-Gewichtsverhältnis zwischen etwa 3 - 5 betrieben wird und das in Verfahrensschritten (1) und (2) verwendete Synthesegas mit einer Methankonzentration von etwa 10 - 30 Mol ffi liefert.

6. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß der Wasserstoffgehalt des in Verfahrensschritt (5) erzeugten Synthesegases durch Vermischen des in diesem Verfahrensschritt gewonnenen Synthesegasstroms mit zusätzlichem Dampf im Verhältnis von 0,1 - 2,5 Mol Dampf pro Mol Synthesegas (auf Trockenbasis bezogen) gesteigert und CO und H20 im Synthesegas bei einer Temperatur zwischen etwa 829 - 1650 °C und einem Druck zwischen 1 - 400 at in einer im freien Durchfluß arbeitenden adiabatischen Wasser-Gas-Verschiebungs-Umsetzzone ohne Katalysator oder Absperrorgane umgesetzt werden.

7. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die Aufbereitung einer pumpfähigcn Aufschlawmung aus fester Kohle und Wasser in Verfahrensschritt (1) durch Zermahlen der Kohle auf eine Teilchengröße von 1,2 - 0,6 cm Durchmesser und Vermischen derselben mit Wasser zu einer Kohle-Wasser-Aufschlämmung mit einem Feststoffanteil von 25 - 55 Gew. ffi erfolgt.

8. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß als feste Kohle Stein- oder Anthrazitkohle, Koks aus Kohle, bituminöser Schiefer, Teersande, Mineralöl, Asphalt, Pech und/oder Lignit verwendet werden.

9. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß das Gemisch aus Synthesegas und Kohle-Wasser-Aufschlämmung in Verfahrensschritt (1) durch die Rohrretorte (11) mit einem Turbulenzpegel m zwischen 25 und 2? 100000 durchgeleitet wird, wobei e die mittlere scheinbare Viskosität und ; die kinematische Viskosität ist.

10. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichmet, daß der in Verfahrensschritt (1) in die Rohrr-etorte (11) eingeführte Synthesegasstrom und der in Verfahrensschritt (2) in das Fließbett (17) eingeführte Synthesegasstrom jeweils in solchen Mengen zugefUit werden, daß 42 - 184 m) Wasserstoff pro Tonne fester Kohlenausgangsstofre (bezogen auf das Trockengewicht) erhalten werden.

11. Verfahren nach Anspruch 1, insbesondere zur Herstellung von öl durch Hydrieren von Kohle, dadurch gekernzeichnet, daß (1) die Kohle auf einen Durchmesser von 1.,2 cm oder kleiner gemahlen und mit Wasser in eine etwa 25 - 55 Gew. % Feststoffe enthaltende pumpfätlige Aufschlämmung übergeführt wird, (2) die in Verfahrensschritt (1) erhaltene AuSschlämmung mit Synthesegas vermischt wird, das mit Wasserstoff angereichert ist und in einem weiteren Verfahrensschritt mit einer Temperatur von etwa 650 - 1650 0C und in einer Menge erzeugt wird, daß etwa 42 - '84 m3 Wasserstoff pro Tonne eingespeister trockener Kohle erhalten werden, (3) das in Verfahrensschritt (2) erhaltene Gemisch aus Synthesegas und Aufschlämmung unter einem Druck von etwa 1 - 400 at und mit einer Temperatur von etwa 316 - 510 0C unter Turbulenz in eine Rohrretorte (r1) eingeführt wird und in dieser die Kohleteilchen zerlegt, pyrolysiert und die flüchtigen Bestandteile der Aufschlämmung ausgetrieben werden und gleichzeitig der Verfahrensstrom hydriert wird, (4) der in Verfahrensschritt (3) in der Rohrretorte erhaltene Abstrom-Verfahrensstrom unter Beimischung eines mit Wasserstoff angereicherten Synthesegasstroms, der in einem weiteren Verfahrensschritt mit einer Temperatur von etwa 650 - 1650 oC mit einer Wasserstoffmenge von etwa 42 - 184 m3 pro Tonne erhalten wird, in eine Fließbettretorte eingeleitet und in dieser bei einer Temperatur zwischen etwa 316 - 510 0C thermisch zersetzt und hydriert wird, (5) der in Verfahrensschritt (4) in der Fließbettretorte (17) erhaltene obere Verfahrensstrom abgezogen, unter den Taupunkt abgekühlt und ein Gemisch aus dem aus der Kohle gewonnenen Ö1 und Wasser von den nichtkondensierten Gasen abgeschieden wird, (6) in Verfahrensschritt (4) verbrauchte feste Kohlenstoffteilchen aus der Fließbettretorte (17) abgezogen werden und ein Brennstoff bestehend aus den verbrauchten Kohlenstoffteilchen, wenigstens einem Teil der in Verfahrensschritt (5) anfallenden nichtkondensierten Gase und Gemischen derselben in die Reaktionszone eines im freien Durchfluß arbei tenden, katalysatorfreien Synthesegasgenerators (30, 37) eingeführt und in diesem durch partielle Oxidationsumsetzung mit Dampf und praktisch reinem Sauerstoff bei einer Autogentemperatur zwischen etwa 650 - 1650 0C und einem Druck zwischen etwa 1 - 400 at ein Synthesegasstrom erzeugt wird, (7) der in Verfahrensschritt (6) erhaltene Synthesegasstrom in eine im freien Durchfluß arbeitende und keinen Katalysator oder Absperrorgane aufweisende Wasser-Gas-Verschi ebungs-Umwandlungszone unter Beimischung von zusätzlichem Dampf in einer Menge von 0,1 - 2,5 Mol Dampf pro Mol Synthesegas (bezogen auf das Trockengewicht) eingeführt wird und CO und H20 in dem Gasstrom bei einer Temperatur zwischen etwa 829 und 1650 OC und einem Druck zwischen 1 und 400 at umgesetzt werden und ein mit Wasserstoff angereicherter Synthesegasstrom erzeugt und in getrennten Strömen den Verfahrensstufen (2)und (4) zugeführt wird, (8) in Verfahrensschritt (5) zurückbleibende nichtkondensierte Gase gereinigt werden und ein Nebenproduktstrom aus verunreinigungsfreiem Brenn-oder Treibstoffgas erzeugt wird und (9) das aus der Kohle gewonnene öl aus dem in Verfahrensschritt (5) erhaltenen Gemisch aus öl und Wasser abgetrennt wird.

12. Verfahren nach Anspruch 11, dadurch gekennzeiciiiet, daß das in Verfahrensschritt (7) erzeugte, mit Wasserstoff angereicherte Synthesegas in ndi indirektem Wäremaustausch mit Wasser abgekühlt und gleichzeitig mit der Erzeugung von Synthesegas zur Verwendung in Verfahrensschritt (6) bestimmter Dampf erzeugt wird.

13. Verfahren nach Anspruch 1, insbesondere zur Erstellung eines Wasserdampf, Kohlenmonoxid und Methan enthaltenden gasförmigen Brenn- oder Treibstoffs durch Hydrieren von Kohle, dadurch gekennzeichnet, daß (1) die Kohle auf einen Durchmesser von 1,2 cm oder kleiner gemahlen und mit Wasser in eine etwa 25 - 55 Gew. Feststoffe enthaltende pumpfähige Aufschlämmung überführt wird, (2) die in Verfahrensschritt (1) erhaltene Aufschlämmung mit Synthesegas vermischt wird, das in einem weiteren Verfahrensschritt mit einer Temperatur von etwa 650 - 1150 OC mit einer Wasserstoffmenge von etwa 42 - 184 m3 pro Tonne eingespeister trockener Kohle erzeugt wird, -(3) das in Verfahrensschritt (2) erhaltene Gemisch aus Synthesegas und Aufschlämmung unter Turbulenz durch eine Hohrretorie (11) durchgeleitet wird und in dieser die Kohleteilchen zerlegt und pyrolysiert und die flüchtigen Eestandteile der AuSschlämmun, ausgetrieben werden und gleichzeitig der Verfahrensstrom unter einem Druck zwischen etwa 6>3 und 246 atü hydriert wird, (4) der in Verfahrensschritt (3) aus der Rohrretorte abgegebene Strom bei einer Temperatur zwischen etwa 316 und 704 0C und unter einem Druck zwischen etwa 6,3 und 246 atü in eine Fließbettretorte~(17) eingeführt und in dieser mit einem getrennten Synthesegasstrom thermisch zersetzt und hydriert wird, der in einem weiteren Verfahrensschritt mit einer Temperatur von etwa 650 - 1150 OC und in einer solchen Menge, daß er zwischen etwa 42 und 184 m3 Wasserstoff pro Tonne eingespeister trockene ner Kohle liefert, erzeugt wird, (5) der in Verfahrensschritt (4) aus der Fließbettretorte (17) abgegebene obere Verfahrensstrom abgezogen, unter den Taupunkt abgekühlt wird, Wasser und mitgeführte Feststoffe in Form einer Kohlenstoffaufschlämmung und praktisch sämtliche nichtflüchtigen Stoffe aus dem Verfahrensgasstrom abgetrennt werden, (6) in Verfahrensschritt (4) verorauchte Kohlenstoffteilchen aus der Fließbettretorte (17) abgezogen werden, wenigstens ein Teil der Kohlenstoffaufschlämmung und nichtflüchtigen Stoffe aus Verfahrensschritt (5) vermischt werden und das Gemisch In die Reaktionszone eines im freien Durchfluß arbeitenden, katalysatorfreien Synthesegasgenerators (30, 37) eingeführt und in diesem durch partielle Oxidationsumsetzung mit Dampf und praktisch reinem Sauerstoff bei einer Autogentemperatur zwischen etwa 1 und 250 at ein zur Verwendung in den Verfahrensschritten (2) und 4) bestimmter Synthesegasstrom erzeugt wird und (7) der in Verfahrensschritt (5) erhaltene Verfahrensgasstrom gereinigt und ein Wasserstoff, Kohlenmonoxid und Methan enthaltender verunreinigungsfreier Veriahrensgasstrom erhalten wird.

14. Verfahren nach Anspruch 13, dadurch gekennzeichnet, daß die in Verfahrensschritt (1) erzeugte pumpfähige Auf schlämmung aus Kohlefeststoffen und Wasser durch Mahlen der Kohle auf eine Teilchengröße von 1,2 - 0,6 cm Durchmesser und Vermischen mit Wasser aufbereitet wird.

15. Verfahren nach Anspruch 13, dadurch gekennzeicbet, daß die Reaktionstemperatur innerhalb der Fließbettretorte (17) in Verfahrensschritt (4) auf einer Temperatur von weinigstens 704 0C gehalten und dadurch der Methangehalt im Verfahrensgasstrom gesteigert wird.

16. Verfahren nach Anspruch 13, dadurch gekennzeichnet, daß das in Verfahrensschritt (6) erzeugte Synthesegas in indirektem Wärmeaustausch mit Wasser abgekühlt und dabei gleichzeitig zur Herstellung des Synthesegases in Verfahrensschritt (6) dienender Dampf erzeugt wird.

17. Verfahren nach Anspruch 13, dadurch gekennzeichnet, daß der Methangehalt des Verfahrensgasstroms in Verfahrensschritt (7) durch Einführen des Verfahrensgasstroms, der ein Molverhältnis von H20 ze CO zwischen 2,5 - 5 Teile H2 pro Teil CO aufweist, in eine einen Nickeloxid-Methanationskatalysator enthaltende Methanationszone bei einer Temperatur zwischen etwa 199 und 538 0c eingeführt und durch Umsetzen von C0und H2 gesteigert und ein im wesentzeichen Methan und H2° enthaltender Verfahrensasstrom erzeugt wird.

18. Verfahren nach Anspruch 17, dadurch gekennzeicllnet, daß der Gasstrom unter den Taupunkt abgekühlt, Wasser auskondensiert und ein im wesentlichen reiner Methangasstrom abgeschieden wird.

19. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß das in Verfahrensschritt (4) erhaltene, verunreinigungsfreie Gas aus Wasserstoff, Kohlenmonoxid und Methan (auf Trockenbasis) besteht, ein Molverhältnis von H2 zu CO zwischen 2,5 und 5 Teile H2 auf einen Teil CO aufweist, in eine einen Nickeloxid-Methanationskatalysator enthaltende Methanationszone bei einer Temperatur zwischen etwa 199 und 538 OC eingeführt und durch Umsetzen von CO und H2 ein im wesentlichen aus Methan und H20 bestehender Verfahrensgasstrom erzeugt, das Wasser abgetrennt und reines Methangas erhalten wird.