JP7351445B2 - 高圧処理システムのための回収システム - Google Patents

Description

本発明は高圧連続処理システムにおいて使用するための分離システム、特に、バイオマスなどの炭素質材料の変換のための高圧連続処理システムにおける分離された水相生成物から液体有機化合物および／または均一系触媒を回収するための回収システムの分野に関する。

高圧連続プロセスの多数の応用が存在している、開発中である、または、商業化の初期段階にある。そのようなプロセスの例として、例えば、バイオマスなどの炭素質材料からの輸送燃料、潤滑剤、または特殊化学薬品および気体などの炭化水素の生産のための水熱およびソルボサーマルプロセスが挙げられる。

高圧変換プロセスの生成物は典型的には、液体炭化水素化合物の加圧混合物；二酸化炭素、一酸化炭素、水素、Ｃ_１‐Ｃ_４炭化水素を含む気相；水相液体有機化合物および溶解塩、ならびに任意選択で、処理される特定の炭素質材料、および、特定の処理条件に応じて、無機物および／または木炭および／または未変換炭素質材料などの懸濁固体を含む水相を含む。

石油生産の分野において、様々な分離技法が知られている。水熱またはソルボサーマルプロセスを使用することにより炭素質材料から生産される炭化水素などの応用の分野において、分離に関する情報は限定されている。この方式で生産される炭化水素は、化石炭化水素と同様のいくつかの特性を有し、さらに、他の面において異なるであろう。そのように生産された炭化水素は典型的には、化石油と比較して、偏光性が高く、比較的高い酸素含有量に起因して高い粘度を有し、水の密度に近い密度を示すことが多い。多くの応用において、そのように生産された炭化水素に対して、化石油の応用において知られている従来の分離方法を使用した結果、そのような分離後の炭化水素は、水を多く含み過ぎる、および／または、無機物を多く含み過ぎることが示された。

典型的には、高圧変換プロセスの生成物流は、周囲条件まで減圧され、水の沸点より低い温度に冷却され、その結果、続いて個別の相へと分離されることが可能になる。しかしながら、溶媒抽出物（Ｄｏｗｎｉｅ （ＷＯ ２０１４／１９７９２８））、蒸留（Ｄｏｗｎｉｅ （ＷＯ ２０１４／１９７９２８））液体サイクロンなどのサイクロン（Ｉｖｅｒｓｅｎ （ＵＳ９２１，３１７）， Ｈｕｍｆｒｅｙｓ （ＷＯ２００８ＡＵ００４２９）， Ａｎｎｅｅ， （ＥＰ０２０４３５４）， Ｖａｎ ｄｅ Ｂｅｌｄ （ＥＰ１１８４４４３））、濾過（Ｉｖｅｒｓｅｎ （ＷＯ２０１５／０９２７７３）， Ｉｖｅｒｓｅｎ （ＵＳ ９，２１３，１７Ｂ２）， Ａｎｎｅｅ （ＥＰ０２０４３５４）， Ｄｏｗｎｉｅ （ＷＯ ２０１４／１９７９２８）， Ｉｖｅｒｓｅｎ （ＷＯ ２００６／１１７００２））、デカント（Ｙｏｋｏｙａｍａ （ＵＳ ４９３５５６７）， Ｍｏｄａｒ （ＷＯ ８１／００８５５））、遠心分離（Ｉｖｅｒｓｅｎ （ＷＯ２０１５／０９２７７３）， Ｉｖｅｒｓｅｎ （ＵＳ ９２１，３１７）， Ｉｖｅｒｓｅｎ （ＷＯ２００６／１１７００２）， Ａｎｎｅｅ （ＥＰ０２０４３５４））、膜分離（Ｍｏｄａｒ （ＷＯ８１／００８５５）， Ｉｖｅｒｓｅｎ （ＷＯ２００６／１１７００２））を含む、個別の相を分離するための異なる技法が一般的に提案されてきたが、従来技術では、機器設計および分離条件および動作に関する限定された詳細だけが開示されている。

連続処理では、炭素質材料、触媒などを用いるプロセスに添加されるのと同一の量の水がプロセスから抽出される必要がある。そのような分離プロセスから生じる水相は一般に、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよび／またはナトリウム塩および／または懸濁固体の形態の均一系触媒などの溶解塩、ならびに他のコンポーネントを含み、廃液の環境基準を満たすために精製を必要とする。水相液体有機化合物は、環境問題を示すだけでなく、油相液体炭化水素の収率を低減する炭素の減少を示す。Ｅｌｌｉｏｔｔ ｅｔ ａｌ （米国９，７５８，７２８）は、組み合わされた水熱液化および触媒水熱ガス化システムを応用して全体的な炭素収率を増加させた。水相液体有機化合物は水熱ガス化によって減少し、プロセス加熱に使用され得る中間ＢＴＵ生成物気体に変換される。水相および／または固体留分を藻の生産などの成長ステージへ再循環することによる、さらなる精製が提案されている。しかしながら、Ｅｌｌｉｏｔｔ ｅｔ ａｌの教示は全体的な炭素収率を増加させるが、それは副生成物を介して達成され、所望の油相液体炭化水素生成物の収率は変化しないままである。さらに、Ｅｌｌｉｏｔｔ ｅｔ ａｌは、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒の回収については示していない。

効率のために、および、経済的理由により、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムなどの均一系触媒の両方を水相から回収することが望ましい。そのような回収、および、供給調製への再循環のための好適なシステムについての非常に限られた情報が従来技術において開示されている。

Ｉｖｅｒｓｅｎ （米国出願 １５／７８７３９３）は回収プロセスを開示している。ここで、水相液体有機化合物および／または均一系触媒は、蒸発および／または蒸留技法を使用して水相から回収される。

これは、所望されるコンポーネントのうち一部の回収をある程度提供するが、特に水液体有機相における精製を必要とし得る他のコンポーネントがある。

そのような従来技術の分離システムの一般的問題は、分離された油生成物は、過剰な水および無機物を含むことが多いという点である。これにより、油（炭化水素）の品質と、例えば輸送燃料、潤滑剤、または特殊化学薬品への触媒改質プロセスにおけるさらなる使用が限定される。

そのような従来技術の分離システムにおける一般的問題は、水相が例えば塩化物などの、プロセスおよびプロセス機器に悪影響を及ぼし、それによりプロセスから取得可能な収率、生産された生成物の品質、および／または、プロセス機器の寿命に直接的または間接的に影響し得る蓄積された汚染物質を過剰に含むことが多いという点である。

従って、塩化物などの汚染物質を水相から精製／低減するための、改善されたより効率的な分離方式が望ましい。
［本発明の目的］

従って、本発明の目的は、改善された分離および精製システムと、供給スラリー調製段階にこれらを再導入する前に、水相液体有機化合物ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒を少なくとも部分的に回収するそのようなシステムを操作する方法とを提供することである。

本発明の一態様によれば、発明の目的は、変換供給混合物を生産するために、少なくとも０．５重量パーセントの濃度であるカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒、および、約５～約４０重量パーセントの濃度である液体有機化合物の存在下において、予め定義された時間にわたって、約１５０ｂａｒ～約４００ｂａｒの圧力、および、約３００～約４３０℃の温度で、炭素質材料を含む供給混合物を処理するために適合された高圧処理システムから生成物を分離および精製するための方法であって、上記変換供給混合物は５０℃～２５０℃の範囲の温度に冷却され、１～１５０ｂａｒの範囲の圧力に減圧され、上記変換供給混合物は、二酸化炭素、水素およびメタンを含む気相と、油相液体有機化合物を含む油相と、水相液体有機化合物、溶解塩、および任意選択で懸濁粒子を含む水相とに分離され、上記水相液体有機化合物、および、カリウムおよび／またはナトリウムの形態の溶解された均一系触媒は、上記水相から少なくとも部分的に回収され、その結果、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な第１水相流と、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が欠乏した第２水相流とが生産され、上記第１水相は少なくとも部分的に、上記供給混合物へ再循環されて、上記供給混合物における上記液体有機化合物および均一系触媒の少なくとも一部を提供し、さらに、上記第１再循環流を上記供給混合物に再循環する前に、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な上記水相からブリード流が引き抜かれる、方法を通して達成される。

水相液体有機化合物ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な第１水相流からそのようなブリード流を回収することにより、上記再循環に起因して塩化物などの微量元素が水相に蓄積することを回避する。多価金属イオンなどの他の微量元素は水相において溶解しにくく、固体としてプロセスから除去され得るが、これは、水における高い溶解性を有し、さらに腐食を促進する塩化物には当てはまらない。

さらなる好ましい実施形態において、供給混合物における液体有機化合物は、再循環油相液体有機化合物をさらに含む。

典型的には、水相液体有機化合物ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な第１水相流から引き抜かれる上記ブリード流と、上記回収システムに供給される総水相流との重量比は０．０１～０．５の範囲、例えば、０．０２～０．４の範囲であり、好ましくは、引き抜かれる上記ブリード流と総水相流との重量比は０．０３～０．２５の範囲、例えば０．０４～０．１５の範囲である。

上の重量比範囲でブリード流を回収することにより、水相における塩化物濃度は許容可能な濃度に制御することが達成される。

好ましい実施形態において、引き抜かれるブリードの量は、供給混合物における塩化物の濃度が、６００重量ｐｐｍ未満、例えば、４００重量ｐｐｍ未満、好ましくは、２００重量ｐｐｍ未満、例えば、１００重量ｐｐｍ未満であることを達成するように選択される。

本発明の有利な実施形態において、ブリード流はさらに、１または複数のイオン交換段階において処理される。

好ましい実施形態において、１または複数のイオン交換段階は、並列配置の１または複数の固定ベッドに含まれる１または複数のイオン交換樹脂を含む。それぞれのベッドの前および後には、少なくとも１つのイオン交換ベッドがオンラインであり少なくとも１つのイオン交換ベッドがオフラインであるように、シャットオフバルブがある。

有利なことに、上記イオン交換体段階におけるイオン交換樹脂は塩化物選択樹脂を含む。

有利なことに、上記第１水相における塩化物の濃度は、２５０重量ｐｐｍ未満、例えば２００重量ｐｐｍ未満であり、好ましくは、上記第１水相における塩化物の濃度は１５０重量ｐｐｍ未満、例えば１００重量ｐｐｍ未満である。

本発明の好ましい実施形態によれば、上記イオン交換段階に入る前に懸濁粒子を除去するためにブリード流は濾過され得る。

本発明のさらに好ましい実施形態によれば、上記イオン交換ベッドは、オフラインのままでクリーニング用流体で逆流および／またはバックフラッシュを提供することによって上記イオン交換体の再生／クリーニングを可能にするバルブ配置をさらに備える。有利な実施形態において、クリーニング用流体は脱塩水を含む。

本発明の好ましい実施形態によれば、イオン交換体段階の入口におけるｐＨは、８～１４の範囲、例えば９～１４の範囲に維持され、好ましくは、イオン交換体の入口におけるｐＨは１０～１３．５の範囲である。

本発明の実施形態によれば、入口におけるｐＨの維持は、イオン交換体段階に入る前にブリード流のｐＨを測定し、イオン交換体段階に入る前に最終的に水酸化ナトリウムなどの塩基をブリード流に添加することによって実行され得る。または、上記塩基は例えば水酸化ナトリウムなどの塩基を回収段階において添加することによってブリード処理段階の上流で添加することによって実行され得る。

本発明による回収システムに入る水相は一般に、水より低い沸点を有する水相液体有機化合物と、水より高い沸点を有する水相液体有機化合物とを含む。

本発明による、回収されて供給調製段階に導入される水相液体有機化合物は典型的には、以下の１または複数の群から選択される１または複数の成分を含む。
ａ．ケトン、例えばアセトン、プロパノン、ブタノン、ペンタノン、ペンテノン、２，５ジメチルシクロペンタノンなどのシクロペンタノン、シクロペンテノン、３‐メチルヘキサノンなどのヘキサノンおよびシクロヘキサノン、キオノン
ｂ．アルコールおよびポリアルコール、例えばメタノール、エタノール、プロパノール、ブタノール、ペンタノール、ヘキサノール、ヘプタノール、２‐ブチル‐１‐オクタノールなどのオクタノール、ヒドロキノン、ベンゼンジオール
ｃ．フェノール、アルキル化フェノール、ポリフェノール、モノマーフェノールおよびオリゴマーフェノール、クレオソール、チモール、アルコキシフェノール、パラクマリルアルコール、コニフェリルアルコール、シナピルアルコール、フラベノール、カテコール
ｄ．カルボン酸、例えばギ酸、酢酸、フェノール酸、鉄酸、安息香酸、クマリン酸、桂皮酸、アビエチン酸、オレイン酸、リノール酸、パルメチック酸、ステアリン酸など
ｅ．テトラヒドロフラン（ＴＨＦ）などのフラン
ｆ．アルカン、アルケン、トルエン、クメン

回収システムに入る水相おける、プロセスによって生産される個々の水相液体有機化合物の濃度は、２．０重量パーセント未満、例えば１．０重量パーセント未満であることが多い。

しかしながら、アルコールまたはフェノールなどのさらなる水相液体有機化合物が供給混合物に添加されるなどの本発明のいくつかの実施形態において、回収システムに入る水相における個々の水相液体有機化合物の濃度は最大４０重量パーセント、例えば最大３０重量パーセント、好ましくは最大２０重量パーセント、例えば５～２０重量パーセントの範囲であり得る。

本発明による水相液体有機化合物はまた、油相の乳化液滴を含み得る。

有利なことに、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒を上記水相から回収することは、蒸発、蒸留／分留、逆浸透膜、ナノ濾過、限外濾過、透析蒸発から選択される１または複数の技法を含む。

しばしば、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒を上記水相から回収することは、１または複数の蒸発および／または蒸留段階を含むことにより、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な第１水相（濃縮液）と、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒が欠乏した第２水相流（蒸留液）を提供し、生産される第２水相の量は、１または複数の炭素質供給原料に含まれるなどして、上記高圧処理システムに入る水の量に対応するように選択される。

本発明の実施形態によれば、上記１または複数の蒸発および／または蒸留段階に入る前に懸濁固体粒子を除去するために、回収システムに入る水相は濾過され得る。回収システムはさらに１または複数のフラッシュ段階を含むことが多い。

回収システムにおける水相のｐＨは好ましくは、アルカリ条件、例えば７～１４の範囲、例えば９～１４の範囲のｐＨに維持され、好ましくはｐＨは１０～１４の範囲、例えば１０～１３の範囲に維持される。上記のようにアルカリ条件に維持することは、水酸化ナトリウムを水相に添加することによってｐＨを測定および調節することを含むことが多い。

有利なことに、蒸発した蒸気は、上記凝縮段階の前に吸収器における吸収材と接触する。上記吸収器は水酸化ナトリウムなどのアルカリ吸収材を含み得る。上記吸収器に添加される水酸化ナトリウムは、上記の回収段階および／またはブリード処理段階における所望のｐＨ範囲にｐＨを維持するように、水相に添加される水酸化ナトリウムを構成し得る。

回収システムおよび／または吸収器段階においてｐＨを指定範囲以上に維持することにより、蒸留液留分におけるフェノールの濃度が低減されることが達成される。

好ましい実施形態において、回収システムは流下膜エバポレータなどの少なくとも１つの蒸発器を含む。好ましくは、上記蒸発段階における蒸発した蒸気は、温度低下を有する少なくとも２つの凝縮段階において凝縮される。蒸発した蒸気は、上記凝縮段階の前にデミスタおよび／またはコアレッサを通ることが多い。

本発明の有利な実施形態による回収システムは、ストリッピングおよび精流部を含む１または複数の蒸留塔を含み得る。

１または複数の炭素質供給原料は、木質バイオマスなどのバイオマス、ならびに、木材チップ、おが屑、間伐材、道路切削、樹皮、枝、庭および公園の廃棄物および雑草、雑木林、ヤナギ、ススキ、およびダンチクのようなエネルギー作物などの残渣；例えば 小麦、ライ麦、コーンライス、ヒマワリからの草、藁、茎、ストーバ、もみ殻、穂軸および殻などの農業副生成物；パーム油生産からの空果房、パーム油メーカー廃水（ＰＯＭＥ）、バガスなどの砂糖生産からの残渣、蒸留かす、糖蜜、温室廃棄物；ススキ、スイッチグラス、モロコシ属、ジャトロファのようなエネルギー作物；大型藻類、微細藻類、シアノバクテリアなどの水生バイオマス；家畜生産からの繊維画分などの動物用床敷および肥やし；紙パルプ生産からの黒液、製紙スラッジ、規格外繊維などの都市および産業廃棄物流；ジュースまたはワインの生産などの食料生産からの残渣および副生成物；植物油生産、分別された都市固形廃棄物、供給源で分別された家庭廃棄物、レストランの廃棄物、食肉処理場の廃棄物、下水汚泥、プラスチック、およびそれらの組み合わせから選択される。

分離のためのそのような方法を応用することにより、以前知られていた方法と比較して、望ましくないコンポーネントがシステムに蓄積されてプロセスおよびプロセスシステムに対して望ましくない効果を及ぼすことが回避される。

方法は、水相液体有機化合物、溶解塩および任意選択で懸濁粒子を含む気相、油相（液体炭化水素）、および水相における生成混合物を分離する段階を含むものとして定義されていることに留意されたい。このことは、相が実質的に気体、液体炭化水素および水を含むが、他のコンポーネントも含むことを意味する。ここで、後続の分離プロセスは、特に液体炭化水素相をさらに精製する目的を果たす。

本発明は、以下において、図面に示される一実施形態を参照して説明される。
炭素質材料を再生可能油相液体有機化合物に変換する連続高圧プロセスの実施形態の模式的概略を示す。 本発明による、水相液体有機化合物ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒を回収するためのシステムを含む、炭素質材料を再生可能油相液体有機化合物に変換するための連続高圧プロセスの第１実施形態の模式的概略を示す。 本発明による、水相液体有機化合物ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒を回収する、さらに、水相液体有機化合物が豊富な水相からブリード流を回収することを含むシステムを含む、炭素質材料を再生可能油相液体有機化合物に変換するための連続高圧プロセスのさらなる実施形態の模式的概略を示す。 本発明による分離システムの実施形態の模式的概略を示す。 本発明による３相分離器の好ましい実施形態の概略的図面を示す。 第２相分離器の後に油相から低沸点化合物および水を回収するためのフラッシュ分離器をさらに含む、本発明による分離システムの別の実施形態の模式的概略を示す。 第１相分離器に入る前に変換供給混合物から気体を分離するためのフラッシュ分離器をさらに含む、発明による分離システムの好ましい実施形態に模式的概略を示す。 フラッシュ分離から回収された軽質留分を再循環して洗浄剤を洗浄段階に再循環することをさらに含む、本発明による分離システムの有利な実施形態の模式的概略を示す。 水相液体有機物ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒を回収するための回収システムを含む有利な分離システムを含む、炭素質材料を含む供給流を処理するように適合された高圧プロセスの有利な実施形態の模式的概略を示す。 蒸発技法を含む、本発明による回収システムの好ましい実施形態の模式的概略を示す。 別の実施形態における、プロセス水流を分離するための２つの蒸留塔を含む回収システムの模式的概略を示す。 蒸発器および２つの蒸留塔を含む回収ユニットの好ましい実施形態の模式図を示す。 第１フィルタ、および、塩化物選択性イオン交換樹脂を有する２つの固定ベッドを含む塩分離ユニットを備える有利なブリード処理システムの模式的概略を示す。 第１フィルタ、および、塩化物選択性イオン交換樹脂を有する２つの固定ベッドを含む塩分離ユニットを備え、塩分離ユニットを出る塩化物貧水流からさらなるブリード流が引き抜かれる回収システムの別の有利な実施形態の模式的概略を示す。

図１は、以下を含むバイオマスなどの炭素質材料を再生可能油に変換するための連続高圧生産プロセスの実施形態を示す。 １．供給混合物調製段階
２．以下の段階を含む変換段階
ａ．加圧
ｂ．加熱
ｃ．反応
３．冷却および減圧
４．分離
５．改質

［１．供給調製］
プロセスの第１段階は、炭素質材料（１）の揚水性スラリーの形態で供給混合物を調製することである。これは一般に、サイズ低減、および、供給混合物において有機物を水、触媒、および有機物など他の添加剤など他の成分で分散させるなどのスラリー化するための手段を含む。

本発明による炭素質材料は固体形態であり得る、または、固体状の外観を有し得るが、スラッジまたは液体の形態でもあり得る。さらに、炭素質材料は１または複数の入力流に含まれ得る。

本発明による炭素質供給原料の非限定的な例は、木質バイオマスなどのバイオマス、ならびに、木材チップ、おが屑、間伐材、道路切削、樹皮、枝、庭および公園の廃棄物および雑草、雑木林、ヤナギ、ススキ、およびダンチクのようなエネルギー作物などの残渣；例えば 小麦、ライ麦、コーンライス、ヒマワリからの草、藁、茎、ストーバ、もみ殻、穂軸および殻などの農業副生成物；パーム油生産からの空果房、パーム油メーカー廃水（ＰＯＭＥ）、バガスなどの砂糖生産からの残渣、蒸留かす、糖蜜、温室廃棄物；ススキ、スイッチグラス、モロコシ属、ジャトロファのようなエネルギー作物；大型藻類、微細藻類、シアノバクテリアなどの水生バイオマス；家畜生産からの繊維画分などの動物用床敷および肥やし；紙パルプ生産からの黒液、製紙スラッジ、規格外繊維などの都市および産業廃棄物流；ジュースまたはワインの生産などの食料生産からの残渣および副生成物；植物油生産、分別された都市固形廃棄物、供給源で分別された家庭廃棄物、レストランの廃棄物、食肉処理場の廃棄物、下水汚泥、およびそれらの組み合わせを含む。

本発明による多くの炭素質材料は、木質バイオマスおよび農業残渣などのリグノセルロース材料に関連する。そのような炭素質材料は一般に、リグニン、セルロース、およびヘミセルロースを含む。

本発明の実施形態は、１．０～６０重量パーセントの範囲のリグニン含有量、例えば１０～５５重量パーセントの範囲のリグニン含有量を有する炭素質材料を含む。好ましくは、炭素質材料のリグニン含有量は、１５～４０重量パーセント、例えば２０～４０重量パーセントの範囲である。

炭素質材料のセルロース含有量は好ましくは、１０～６０重量パーセントの範囲であり、セルロース含有量は例えば１５～４５重量パーセントの範囲である。好ましくは、炭素質材料のセルロース含有量は、２０～４０重量パーセント、例えば３０～４０重量パーセントの範囲である。

炭素質材料のヘミセルロース含有量は好ましくは、１０～６０重量パーセントの範囲であり、セルロース含有量は例えば１５～４５重量パーセントの範囲である。好ましくは、炭素質材料のヘミセルロース含有量は、２０～４０重量パーセント、例えば３０～４０重量パーセントの範囲である。

形質転換される特定の有機物、および、それがどのように受けられるかに応じて、１または複数の段階においてサイズ低減が実行され得る。例えば、炭素質材料はそのままで処理されて、その後同一の段階で他の成分と混合され得る、または、混合段階におけるさらなる処理およびサイズ低減に好適な大きさまで事前粉砕され得る。事前粉砕段階において、炭素質材料はしばしば、粒子サイズ１５ｍｍ未満、例えば粒子サイズ１０ｍｍ未満、好ましくは、５ｍｍ未満、例えば３ｍｍ未満の粒子サイズまでサイズ低減される。

本発明の実施形態によれば、事前粉砕は、シュレッダー、切断ミル、ハンマーミル、パングラインダ、インペラミルまたはそれらの組み合わせを使用して実行され得る。

有利なことに、事前粉砕段階はさらに、金属、石、砂のような塵などの不純物を除去するための、および／または、粒子サイズが上記最大サイズである規格外繊維を炭素質材料から分離するための手段を含み得る。そのような手段は、磁気分離、洗浄、浮選などの密度分離、バイブレーションテーブル、音響分離器、ふるい、およびそれらの組み合わせを含み得る。上記手段は、事前粉砕段階の前および／または事前粉砕段階の後に存在し得る。

炭素質材料はその後、供給混合物の他の成分と混合される。他の成分は以下を含み得る。

１．プロセスによって生産された再循環油（炭化水素）またはプロセスによって生産された油（炭化水素）の留分；好ましくは、灰を含まない乾燥有機物に対する重量比が０．５～１．５の範囲、例えば０．８～１．２の比率；再循環油はフェノール、アルキル化フェノール、ポリフェノール、モノマーフェノールおよびオリゴマーフェノール、クレオソール、チモール、アルコキシフェノール、パラクマリルアルコール、コニフェリルアルコール、シナピルアルコール、フラベノール、カテコールを含み得る。

２．回収された均一系触媒、および以下から選択される１または複数の成分などの水溶性有機物を含む、プロセスから再循環される水相の濃縮液
ａ．ケトン、例えばアセトン、プロパノン、ブタノン、ペンタノン、ペンテノン、２，５ジメチルシクロペンタノンなどのシクロペンタノン、シクロペンテノン、ヘキサノン、３‐メチルヘキサノンなどのシクロヘキサノン、キオノン
ｂ．アルコールおよびポリアルコール、例えばメタノール、エタノール、プロパノール（イソプロパノールを含む）、ブタノール、ペンタノール、ヘキサノール、ヘプタノール、２‐ブチル‐１‐オクタノールなどのオクタノール、ヒドロキノン、ベンゼンジオールなど
ｃ．フェノール、アルキル化フェノール、ポリフェノール、モノマーフェノールおよびオリゴマーフェノール、クレオソール、チモール、アルコキシフェノール、パラクマリルアルコール、コニフェリルアルコール、シナピルアルコール、フラベノール、カテコール
ｄ．カルボン酸、例えばギ酸、酢酸、フェノール酸、鉄酸、安息香酸、クマリン酸、桂皮酸、アビエチン酸、オレイン酸、リノール酸、パルメチック酸、ステアリン酸など
ｅ．ＴＨＦなどのフランなど
ｆ．アルカン、アルケン、トルエン、クメン、キシレンなど、および、それらの組み合わせ

一般的に、水溶性有機物は、上の複合混合物を構成し、供給混合物は、そのような水溶性有機物を、約１重量パーセント～約１０重量パーセント、例えば約２重量パーセント～約５重量パーセントの範囲の濃度で含み得る。

３．炭酸カリウムおよび／または水酸化カリウムおよび／または酢酸カリウムの形態の補充均一系触媒；好ましくは水溶液の形態で添加され、結果として生じる供給混合物の総カリウム濃度が少なくとも０．５重量パーセント、例えば、供給混合物において少なくとも１．０重量パーセントの濃度であるような量で添加され、カリウムの濃度は好ましくは少なくとも１．５重量パーセント、例えば少なくとも２．０重量パーセントである。

４．ｐＨ調節のための補充塩基。好ましくは、再循環された水相において測定されたｐＨが７より高い、好ましくは、８．０～１２．０の範囲、例えば８．０～１０．０の範囲となる量の水酸化ナトリウムが供給混合物に添加される。

成分１～４は、好ましくは、すべて液体の形態であり、有利なことに、有機物と混合されて上記供給混合物を生産する前に予混合され、任意選択で予熱され得る。予混合および／または予熱は、ミキサで必要とされるロード時間および加熱時間を低減し得る。

炭素質材料と他の成分との混合は、均質なスラリーまたはペーストを形成するように混合される。上記ミキサは、遊星型ミキサ、ニーダーミキサまたはバンバリーミキサなど、粘性材料を効率的に混合、分散および均質化するための手段を有する撹拌容器であり得る。

ミキサは１～３０ｂａｒの範囲、好ましくは、４～２０ｂａｒの範囲、例えば５～１０ｂａｒの範囲の圧力など、沸騰を回避するのに十分な圧力で、好ましくは、約８０℃～約２５０℃の範囲の温度、好ましくは約１３０℃～約２２０℃の範囲、より好ましくは、約１５０℃～約２００℃の範囲、例えば約１６０℃～約１８０℃の範囲に上記供給混合物を予熱するための手段をさらに有する。

上記範囲の温度に供給混合物を加熱する結果、炭素質が軟化、および／または、少なくとも部分的に溶解し、これにより、供給混合物のサイズ低減および均質化がより容易になる。本発明によれば、調製中に上記供給混合物を加熱するための好ましい手段は加熱ジャケットを含む。好ましい実施形態において、上記供給混合物を予熱するための熱は、液体炭化水素生成物を含む変換された炭素質材料の冷却から取得される。これにより、プロセスのエネルギー効率がさらに強化され得る。ミキサは再循環ループをさらに有し得、供給混合物特性、例えば粘度および／または粒子サイズなどのレオロジー特性を予め定義されたレベルに制御するように、材料は上記ミキサから引き抜かれ、内部または外部ループにおいて少なくとも部分的に再循環され、上記ミキサに再導入される。外部ループはさらに、直列および／または並列配置のマセレータおよび／またはコロイドミルおよび／またはコーンミルまたはそれらの組み合わせなどの１または複数のサイズ低減および／または均質化装置を含み得る。

好ましくは、供給混合物の粘度を制御するために、炭素質材料は一度にではなく徐々にミキサに供給され、その供給混合物は、サイズが低減されて均質化されながら揚水性を維持する。粘度の制御は、ミキサおよび／またはコロイドミルの電力消費を測定し、予め定義された電力消費に従って有機物を供給混合物に添加することにより実行され得る。バッチの間にミキサを完全に空にしないことはさらに有利である。なぜなら、調製された供給混合物は次のバッチでテクスチャリング剤として作用し、これにより、揚水性を高めることにより次のバッチを均質化することを補助し、これにより、炭素質材料がより速く添加され得るからである。

供給混合物における成分を完全に混合および均質化するための他の好ましい手段はインラインミキサを含む。そのようなインラインミキサは、切断および／または剪断および／または自己クリーニング動作をさらに導入し得る。そのようなインライン装置の好ましい実施形態は１または複数の押出機を含む。

供給混合物混合段階からの供給混合物は、プロセスの加圧段階に入る前に保持タンクに供給され得る。上記混合タンクは、保持タンクにおいて上記供給混合物を撹拌するための手段、および／または、上記保持タンク周辺で上記供給混合物を循環させるための循環手段を有し得、これにより、供給混合物は揚水がより容易な剪断減粘の状態で維持される。任意選択で、供給混合物は保持タンクに入る前に膨張され得、これにより、供給混合物はさらにサイズ低減および均質化され得る。

典型的には、本発明によれば、供給混合物における炭素質材料の乾燥含有量は、１０～４０重量パーセントの範囲、好ましくは、１５～３５重量パーセントの範囲であり、より好ましくは、２０～３５重量パーセントの範囲である。

本発明によるプロセスでは、水が供給混合物に存在することが必要である。典型的には、上記供給混合物における含水量は、少なくとも３０重量パーセントであり、３０～８０重量パーセントの範囲であり、好ましくは、４０～６０重量パーセントの範囲である。

２．変換
第２段階である変換は、加圧段階（２ａ）を含む。ここで、供給混合物は揚水手段によって少なくとも１５０ｂａｒから約４５０ｂａｒの圧力、例えば最小１８０ｂａｒから４００ｂａｒの圧力などに加圧される。供給混合物は好ましくは、揚水手段によって水の臨界点より高い圧力、例えば最小２５０ｂａｒの圧力などに加圧される。より好ましくは、供給混合物は揚水手段によって少なくとも３００ｂａｒ、例えば少なくとも３２０ｂａｒの圧力に加圧される。本発明の特に好ましい実施形態において、揚水手段後の供給混合物の圧力は３２０～３８０ｂａｒである。本発明によれば、所望の反応圧力への上記加圧は、供給混合物調製段階の入力時温度から反応温度への加熱前に実質的に実行される。

本発明による多くの実施形態は、上記のような炭素質材料の含有量が高い供給混合物を処理することに関する。そのような供給混合物は典型的には、１０５０～１２００ｋｇ／ｍ３の範囲の密度を有し、典型的には、別個の粒子の懸濁液（液体）ではなく、均質な擬塑性ペーストとして振る舞う。ペーストの粘度は、擬塑性（剪断減粘）挙動に起因する剪断速度により大きく変動し得、特定の剪断速度および処理される炭素質材料に応じ１０^３～１０^７ｃＰであり得る。

本発明の態様は、そのような高粘性擬塑性供給混合物を加圧するための加圧システムに関する。本発明の好ましい実施形態によれば、加圧システムは２以上の圧力増幅器を含み、圧力増幅器はそれぞれ、力をピストンに適用するおよび／または受けるための駆動手段を有するピストンを有するシリンダを含む。本発明によるシリンダにおけるピストンのための有利な駆動手段は液圧駆動手段を含む。

本発明による加圧システムは典型的には、低ストローク速度（大きなストローク量）のために設計され、これにより、シリンダの充填および排出のために逆止弁ではなく作動弁を使用することを可能にする。本発明による望ましい作動弁は、ゲートバルブおよびボールバルブまたはそれらの組み合わせを含む。

本発明の実施形態によるピストンのストローク速度は、１分あたり約１ストロークから１分あたり約１５０ストローク、例えば１分あたり約５ストロークから１分あたり約１００ストロークであり得る。好ましくは、ピストンのストローク速度は１分あたり約１０～約８０ストロークであり得、例えば、ピストンのストローク速度は１分あたり２０ストローク～１分あたり約６０ストロークの範囲である。ピストンの低ストローク速度は、作動弁の使用を可能にするだけでなく、ピストン、シールおよびバルブシート上の摩耗を低減する。

加圧の入口温度は一般に、約１０℃～約２５０℃、例えば、約２０℃～約２２０℃の範囲である。好ましくは、圧力増幅シリンダの入口温度は約５０℃～約２１０℃、例えば、約８０℃～約２００℃の範囲である。より一層好ましくは、圧力増幅シリンダの入口温度は、約１００℃～約１８０℃、例えば、約１２０℃～約１７０℃の範囲である。

温度が約１２０℃、例えば約１４０℃を超える本発明による応用では、動作条件に耐えるために、シリンダはピストンのシールを冷却するための手段をさらに有し得る。

有利な実施形態において、圧力エネルギーは段階６の下で説明される減圧段階において回収される。減圧されてエネルギー吸収リザーバに移され、ここで、減圧装置によって吸収されたエネルギーは貯留器に移され、例えば加圧段階において引き続き利用される。これにより、非常にエネルギー効率が良い高圧プロセスが達成される。

加圧供給混合物は引き続き、約３００℃から約４５０℃の範囲の反応温度、例えば約３３０℃から約４３０℃の範囲の温度に加熱される（２ｂ）。好ましくは、加圧供給混合物はその後、約３５０℃から約４２５℃の範囲の反応温度、例えば約３９０℃から約４２０℃の範囲、例えば４００℃から４１５℃の範囲の温度に加熱される。

本発明の態様によれば、供給混合物の加熱は冷却段階と加熱段階との間の熱伝導媒体としての高圧水との間接熱交換によって実行される。そのような熱伝導媒体を使用することによって、供給混合物および生成混合物の両方はチューブ内側を流れ得、これにより、より容易なクリーニングを可能にすることが達成される。

上記熱回収によって、要求される大部分の熱が回収されるので、プロセスは非常にエネルギー効率が良くなることが達成される。本発明の多くの実施形態によれば、供給混合物を望ましい反応温度に加熱するために必要なエネルギーの少なくとも４０％が回収され、例えば、供給混合物を望ましい反応温度に加熱するのに必要なエネルギーの少なくとも５０％が回収される。好ましくは、供給混合物を望ましい反応温度に加熱するために必要な少なくとも６０％が回収され、例えば、必要なエネルギーの少なくとも７０％が回収される。

反応温度に加熱した後に、上記加圧および加熱された供給混合物は、炭素質材料の変換のために、予め定義された時間にわたって反応域における所望の圧力および温度に維持される（２ｃ）。本発明による供給特性ならびに／または圧力および温度の組み合わせは一般に、所望の生成物の収率および／または品質を犠牲にすることなく、従来技術と比較して、より短い反応時間および／またはより多い反応液体炭化水素生成物を可能にする。本発明の実施形態による上記反応域における予め定義された時間は、１～６０分、例えば２～４５分の範囲であり得、好ましくは、上記反応域における上記予め定義された時間は３～３０分の範囲、例えば、３～２５分の範囲にあり、より好ましくは４～２０分、例えば５～１５分の範囲である。

３．冷却および膨張
液体炭化水素生成物と、水相液体有機化合物および溶解塩を含む水と、二酸化炭素、水素およびメタンを含む気体と、上記変換された炭素質材料からの懸濁粒子とを備える生成混合物はその後、７０℃～２５０℃の範囲、例えば１２０℃～２２０℃の範囲の温度、好ましくは１３０℃～２００℃の範囲、例えば１４０℃～１８０℃の範囲の温度に冷却される（３）。

本発明による冷却段階の好ましい実施形態では、上記熱交換は、変換の下で説明される熱伝導媒体としての高圧水を用いた間接熱伝達によって実行される。熱伝導媒体を介したそのような間接熱伝達の使用により、供給混合物および生成混合物の両方が内側チューブを流れることが可能になり、これにより、より容易なクリーニングを可能にすることが達成される。熱伝導媒体は任意選択でさらに、加熱および／またはさらに冷却され得、加熱および冷却の可制御性および柔軟性を向上させることを可能にする。上記熱伝導媒体はまた、例えば本発明によるプロセスの供給調製（１）および／または改質部分など、プロセスの他のユニットの動作との間で熱を伝達するために使用され得る。

その後冷却された反応混合物は減圧装置に入り（３）、ここで、圧力は変換圧力から２００ｂａｒ未満の圧力、例えば未満１２０ｂａｒの圧力に低減される。好ましくは、圧力は９０ｂａｒ未満、例えば８０ｂａｒ未満に低減される。より好ましくは、圧力は５０ｂａｒ未満、例えば１０ｂａｒ～４０ｂａｒの範囲の圧力に低減される。

好適な減圧装置は、所望されるレベルに圧力を低減するよう適合された長さおよび内部断面を有する、直列および／または並列配置のいくつかの管状部材を含む減圧装置と、減圧ポンプユニットを含む減圧装置とを含む。

好ましい実施形態において、冷却された反応混合物は減圧装置に入る。ここで、減圧ユニットは少なくとも１つの入口および出口を含み、減圧ユニットは入口においてプロセス圧力レベルで加圧流体を受けるように適合され、上流プロセスから受けた加圧流体を出口から隔離するよう適合され、流体の圧力をより低い予め定められたレベルに低減するよう適合され、さらに、隔離されたままで上流プロセスに向けて出口を通して流体を出力するようさらに適合される。

一般的に、減圧ユニットは、入口における作動弁と、出口における作動弁とを含み、入口バルブと出口バルブとの間に加圧装置を含む。さらに、本発明の実施形態による減圧ユニットは、入口バルブと出口バルブとの間に、入口バルブの上流および出口バルブの下流の圧力を測定するための手段を含む。

本発明による減圧ユニットはさらに、シリンダおよびピストンを有するポンプユニットと、シリンダ内側のピストンを駆動するための手段とを備え得る。有利なことに、減圧ユニットはさらに、減圧システムにおける少なくとも１つのバルブを開閉するための制御シグナルを提供するよう適合された、減圧装置のサイクル位置を示す位置インジケータを備える。

本発明による減圧装置の有利な実施形態において、減圧ポンプは、エネルギー吸収リザーバの加圧を駆動するさらなるポンプに接続される。例えば、減圧装置はさらにエネルギーリザーバを備え、加圧ポンプは貯留器に動作可能に接続され、ポンプによって吸収されたエネルギーは変換されて加圧ポンプに移される。

好ましい実施形態において、エネルギーリザーバは、高圧プロセスの加圧段階（上の段階２）において供給混合物を加圧するよう適合された加圧ポンプを駆動する。本発明の一実施形態において、これは、電気エネルギーを生成する発電機に接続された低圧タービンによって実行される。生成された電力は、加圧段階において加圧ポンプを駆動するのに必要なエネルギーを低減する。

本発明による減圧装置は典型的には、低ストローク速度（大きなストローク量）のために設計され、これにより、シリンダの充填および排出のために逆止弁ではなく作動弁を使用することを可能にする。本発明による望ましい作動弁は、ゲートバルブおよびボールバルブまたはそれらの組み合わせを含む。

本発明の実施形態によるピストンのストローク速度は、１分あたり約１ストロークから１分あたり約１５０ストローク、例えば１分あたり約５ストロークから１分あたり約１００ストロークであり得る。好ましくは、ピストンのストローク速度は１分あたり約１０～約８０ストロークであり得、例えば、ピストンのストローク速度は１分あたり２０ストローク～１分あたり約６０ストロークの範囲である。ピストンの低ストローク速度は、作動弁の使用を可能にするだけでなく、ピストン、シールおよびバルブシート上の摩耗を低減する。

減圧装置の入口温度は一般に、約１０℃～約２５０℃、例えば、約２０℃～約２２０℃の範囲である。好ましくは、圧力増幅シリンダの入口温度は約５０℃～約２１０℃、例えば、約８０℃～約２００℃の範囲である。より一層好ましくは、圧力増幅シリンダの入口温度は、約１００℃～約１８０℃、例えば、約１２０℃～約１７０℃の範囲である。

温度が約１２０℃、例えば約１４０℃を超える本発明による応用では、動作条件に耐えるために、シリンダはピストンのシールを冷却するための手段をさらに有し得る。

４．分離
変換供給混合物はさらに、処理される特定の炭素質材料と、特定の処理条件とに応じて、少なくとも、二酸化炭素、水素、一酸化炭素、メタンおよび他の短鎖炭化水素（Ｃ２‐Ｃ４）アルコールおよびケトンを含む気相と、原油相と、水相液体有機化合物ならびに溶解塩および最終的な懸濁粒子、例えば無機および／または木炭および／または未変換炭素質材料を含む水相とに分離される（４）。溶解塩および無機物は金属またはアルカリまたはアルカリ土類金属、例えばカリウム、ナトリウム、塩化物、硫酸塩、炭酸塩、重炭酸塩、アルミニウム、カルシウム、マグネシウム、ナトリウム、およびカリウム、シリカ、鉄、コバルト、ニッケル、リンを含み得る。無機物は、バイオマスなどの炭素質供給原料物質、および／または、高圧生産プロセスにおいて応用される均一系触媒、および／または、高圧生産プロセス中の汚染物に由来する。

高い無機物含有量を含むいくつかの炭素質材料は、部分的に冷却および部分的に減圧された生成物流は、さらなる分離に入る前に懸濁固体を除去するために濾過され得る（４）。

好ましい実施形態によれば、分離は相分離器、例えば３相分離器における個別の相の第１分離と、その後、例えば、３相分離器において、１または複数の洗浄剤および／または粘度低下剤および／または密度低下剤を添加し、１または複数の洗浄剤および／または粘度低下剤および／または密度低下剤から油相を分離することによって、例えば、水および／または無機物などの汚染物質の濃度を低減するなど、分離された油相の精製とによって実行される。

第１分離器からの水相は典型的には、カリウムおよびナトリウムなどの均一系触媒、ならびに水相液体有機化合物を含む。

５．改質
再生可能原油はさらに、改質プロセスを受け得る（５）。ここで、それは１または複数の段階において３００℃～４００℃の範囲の温度に加熱される前に約２０ｂａｒ～約２００ｂａｒの範囲の圧力、例えば５０～１２０ｂａｒの範囲の圧力に加圧され、１または複数の反応域に含まれる水素および異種触媒と接触され、最終的に異なる沸点留分に分留される。

図２は、水相液体有機化合物ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒を回収するためのシステムをさらに含む、炭素質材料を再生可能油相液体有機化合物に変換するための連続高圧プロセスの実施形態の模式的概略を示す。

水相における水相液体有機化合物はしばしば、複合混合物を含み、典型的には、以下の１または複数の群から選択される１または複数の化合物を含む。
ａ．ケトン、例えばアセトン、プロパノン、ブタノン、ペンタノン、ペンテノン、２，５ジメチルシクロペンタノンなどのシクロペンタノン、シクロペンテノン、ヘキサノン、３‐メチルヘキサノンなどのシクロヘキサノン、キオノン
ｂ．アルコールおよびポリアルコール、例えばメタノール、エタノール、プロパノール、ブタノール、ペンタノール、ヘキサノール、ヘプタノール、２‐ブチル‐１‐オクタノールなどのオクタノール、ヒドロキノン、ベンゼンジオール
ｃ．フェノール、アルキル化フェノール、ポリフェノール、モノマーフェノールおよびオリゴマーフェノール、クレオソール、チモール、アルコキシフェノール、パラクマリルアルコール、コニフェリルアルコール、シナピルアルコール、フラベノール、カテコール
ｄ．カルボン酸、例えばギ酸、酢酸、フェノール酸、鉄酸、安息香酸、クマリン酸、桂皮酸、アビエチン酸、オレイン酸、リノール酸、パルメチック酸、ステアリン酸など
ｅ．テトラヒドロフラン（ＴＨＦ）などのフラン
ｆ．アルカン、アルケン、ベンゼン、トルエン、クメン、キシレン

本発明の好ましい実施形態によれば、分離段階（４）からの水相は、水相液体有機化合物、および／または、カリウムおよびナトリウム塩の形態の均一系触媒を回収するために、回収システムに供給される。

本発明によれば、炭素質材料を炭化水素にする連続高圧処理の多くの好ましい実施形態は、均一系触媒、および／または、水相液体有機化合物を分離段階（４）の水相から回収するための回収段階を含む。これにより、液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が欠乏した水相と、液体有機化合物、ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な水相とが生産される。好ましい実施形態において、水相液体化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な液相は、図に示されるような供給調製段階に少なくとも部分的に再循環および導入される。これにより、プロセスの総油収率およびエネルギー効率が増加し、均一系触媒の上記回収および再循環によってプロセスの経済性が著しく改善される。

本発明によれば、好ましい実施形態において、回収システムは、蒸発、蒸留／分留、逆浸透膜、ナノ濾過、限外濾過、透析蒸発、活性炭、生物学的廃水処理段階およびそれらの組み合わせのうちから選択される１または複数の技法を含む。

有利な実施形態において、回収システム（６）は、蒸発および／または１または複数の蒸留段階を含み、ここで、蒸発および／または蒸留のための熱は、熱伝導によって、油または蒸気などの熱伝導媒体を介して高圧水冷却器から少なくとも部分的に供給され、これにより、全体的な熱回収および／またはエネルギー効率が増加する。

好ましい実施形態において、油相液体有機化合物は、図２にも示される供給調製段階にも再循環および導入される。

図３は、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒を回収するためのシステムを含み、さらに、供給調製段階への導入前に、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよび／またはナトリウムを含む均一系触媒が豊富な水相からブリード流を回収することを含む、炭素質材料を再生可能油相液体有機化合物に変換するための連続高圧プロセスの有利な実施形態の模式的概略を示す。

分離システムからの水相は、水相液体有機化合物、および、溶解された均一系触媒を含み、また、懸濁粒子および他の溶解塩を含み得る。本発明の好ましい実施形態によれば、懸濁粒子を低減するべく、回収ユニットに入る前に、水相は濾過され得る。これにより、回収システムのファウリングが低減され得、クリーニングおよびサービス間隔が増加され得、これにより、プロセスの全体な可用性が増加する。

回収システムにおけるプロセス水のｐＨ値を７～１４の範囲、例えば８．５～１４の範囲、好ましくは、９～１４の範囲、例えば１０～１４の範囲に維持するべく、回収システムに入る前に、水酸化ナトリウムなどの補充塩基がプロセス水に添加され得る。さらに好ましくは、回収システムに入る前に、ｐＨを測定し、塩基をプロセス水に添加することによって、回収システムに入るプロセス水のｐＨは１０～１３の範囲に維持される。これにより、フェノールなどの水相液体有機化合物の揮発性は低減され、従って、本発明による蒸発および／または蒸留技法が適用されるとき、水相液体有機化合物（濃縮液）が豊富な水相により大きい程度で維持される。これにより、欠乏した水相のさらなる処理がより容易になり、本発明のいくつかの実施形態においては、無くなることさえあり得る。例えば、水相液体有機化合物が欠乏した水相は、直接排出のために十分精製され得る。

しかしながら、カルシウムなどの大部分の多価イオンおよび金属などの微量元素は、水相において限定された溶解性を有し、分離および濾過システムにおいて懸濁固体として除去されるが、ブリードが引き抜かれない場合、塩化物などの溶解塩が蓄積する。その結果、有利な実施形態によれば、図３に示されるように水相液体有機化合物および均一系触媒が豊富な水相からブリード流が引き抜かれる。

必要なブリード流の最小の大きさは、炭素質材料における塩化物濃度によって決められる。すなわち、炭素質材料に供給される塩化物の量は、ブリード流と共に引き抜かれる塩化物の量に等しいはずである。

本発明の有利な実施形態によれば、液体有機化合物および均一系触媒が豊富な水相流から引き抜かれるブリード流と、上記回収システムに供給される総水相流との重量比は、０．０１～０．５の範囲、例えば、０．０２～０．４の範囲である。好ましくは、引き抜かれる上記ブリード流と、回収システムに入る総水相流との重量比は、０．０３～０．２５の範囲、例えば、０．０４～０．１５の範囲である。

図４は、本発明による分離システムの第１実施形態の模式的概略を示す。変換からの生成物は、５０℃～２５０℃の範囲の温度、例えば６０℃～２２０℃の範囲の温度、好ましくは、１２０℃～１８０℃の範囲の温度、もっとも好ましくは、１３０℃～１７０℃の範囲の温度に冷却され、１０ｂａｒ～１５０ｂａｒの範囲の圧力、例えば１０ｂａｒ～１００ｂａｒの範囲の圧力に減圧され、好ましくは、変換からの生成物は、１０ｂａｒ～７４ｂａｒの範囲の圧力、例えば１５ｂａｒ～５０ｂａｒの範囲の圧力、更に好ましくは、２０～５０ｂａｒの範囲の圧力に減圧される。

部分的に冷却および部分的に減圧された、変換からの生成物流は、第１相分離器に供給され、ここで、変換からの生成物は圧力下で気相、油相および水相、変換される特定の炭素質材料、および、変換処理の特定の動作条件に応じて、任意選択で固相に分離される。

本発明の多くの実施形態によれば、第１分離器は、図５においてさらに例示されるような重量測定相分離器である。本発明によれば、相分離器は水平または垂直に配置され得る。しかしながら、本発明による多くの望ましい応用において、第１の３相分離器は水平に配置される。相分離器を水平に配置することにより、気体と液体との間により大きい中間相が取得され、その結果、上に移動する気泡と、下に向かう液滴との衝突を最小に抑えることが達成される。これにより、より効率的な分離が達成される。例えば、分離効率が増大し得る、および／または、より短い滞留時間が使用され得る。

第１相分離器は、上記生成混合物を導入するための入口と、気相、油相（液体炭化水素）、水相および任意選択で固相を回収するための出口とを含む。

好ましい実施形態において、上記さらなる分離において液体炭化水素生成物の動的粘度が約０．１～約３０センチポイズの範囲、例えば、上記さらなる分離において約１～約２０センチポイズの範囲になることを達成するように、第１相分離器の動作温度が選択される。好ましくは、動的粘度が約１～約２０センチポイズの範囲、例えば５～１５センチポイズの範囲になることを達成するように分離の温度が選択される。

本発明の実施形態によれば、第１相分離の動作温度は、５０℃～２５０℃の範囲、例えば、８０℃～２００℃の範囲にあり得る。好ましくは、第１相分離器における動作温度は、１２０℃～１８０℃の範囲、例えば１３０℃～１７０℃の範囲の温度である。第１分離の動作温度を指定範囲に維持することにより、液体炭化水素生成物（油相）の動的粘度が上記指定範囲以上に維持され、これにより、油相に含まれる水および／または粒子の分離効率が改善することが達成される。

油相は、約１００～１２０℃の範囲の融点を有する多くの有機化合物を含み得ることが分かった。そのような有機化合物は、油において無機粒子上で固化し、および／または、油相における水滴を安定化得る有機樹脂および／またはアスファルテン様化合物など、高分子量の化合物を含み得る。そのような安定化は、小水滴を覆う表面活性高分子量極性固体からなる界面薄膜の結果であり得、この界面薄膜は液滴が低すぎる温度で合一することの障壁を提供する。分離器の動作温度を十分高く（例えば、そのような化合物の融点より高く）維持することにより、分離効率は本発明によって改善され得ることがさらに分かった。

本発明によれば、一般的な分離温度において液相が実質的に液体状態に維持されるように、第１相分離器の動作圧力は一般に、液相の沸騰圧力より高い圧力から選択される。その結果、本発明の多くの実施形態において、第１相分離器の動作圧力は、少なくとも５ｂａｒ、例えば少なくとも１０ｂａｒの動作圧力である。

しかしながら、高圧での操作は、分離の例の下でさらに示されるように、分離を改善する。その結果は、本発明の有利な実施形態において、第１相分離器の動作圧力は、１０～１５０ｂａｒの範囲、例えば１０～１００ｂａｒの範囲にあり、好ましくは、第１分離器における圧力は１０～７４ｂａｒの範囲、例えば１５～５０ｂａｒの範囲、さらに好ましくは２０～４０ｂａｒの範囲である。

本発明の多くの態様は、１または複数の相分離器の使用に関し、相分離器の各々における滞留時間は、１～６０分の範囲、例えば、１～３０分の範囲にあり、好ましくは、分離器の各々における滞留時間は２～２０分の範囲である。

本発明によれば、部分的に脱水され部分的に脱灰された油相は第１分離器から引き抜かれ、図に示されるようなさらなる精製プロセスを受ける。

本発明の態様によれば、第１分離器からの油相の一部は、さらなる油精製の前に引き抜かれ、高圧プロセスの供給混合物調製段階に再循環される。これにより、第２相分離器の大きさは減少する。

本発明の好ましい実施形態によれば、油精製プロセスは、油相を１または複数の洗浄剤と混合し、その後、混合された油相および洗浄剤を第２相分離器に供給し、ここで、少なくとも１つの洗浄剤を含む、水および／または無機物の含有量が増加した相と、無機物および／または含水量が減少した油相と、任意選択で気相とに分離する段階を含む。

本発明の有利な実施形態によれば、第２分離器の動作圧力は、５～１００ｂａｒの範囲にあり、好ましくは、第１分離器における圧力は、１０～７４ｂａｒの範囲、例えば１５～５０ｂａｒの範囲、より好ましくは、２０～４０ｂａｒの範囲である。

本発明の実施形態によれば、第２相分離器の動作温度は、５０～２５０℃の範囲、例えば８０℃～２００℃の範囲にあり得、好ましくは、第２相分離器は１２０℃～１８０℃の範囲の温度、例えば１３０℃～１７０℃の範囲の温度で動作する。分離の動作温度を指定範囲に維持することによって、液体炭化水素生成物（油相）の動的粘度が指定範囲以上より上に維持され、これにより、油相に含まれる水および／または粒子の分離効率が改善されることが達成される。

本発明の多くの態様において、洗浄剤は粘度低下および／または密度低下剤を含み得る。粘度および／または密度低下剤は、沸点が１５０℃より低い、例えば１４０℃より低い、好ましくは１３０℃より低い、例えば１００℃より低い有機溶媒であり得る。

本発明によれば、好適な粘度低下および／または密度剤はしばしば、メチルエチルケトン（ＭＥＫ，２‐ブタノン）、アセトン、プロパノン、ブタノン、ペンタノン、ペンテノン、２，５‐ジメチルシクロペンタノンなどのシクロペンタノン、シクロペンテノン、ヘキサノン、３‐メチルヘキサノンなどのシクロヘキサノン、２‐ヘプタノンおよび／またはそれの組み合わせから選択される少なくとも１つのケトンを含む。本発明によれば、特に望ましい粘度低下剤は、メチルエチルケトン、および／または、炭素質材料を含む変換供給混合物からの油の低沸点留分である。

添加される粘度および／または密度低下剤と油の量との重量比は、０．０１～２の範囲、例えば０．２～１の範囲、例えば０．２～０．５の範囲である。

粘度低下剤は油相の粘度を低減し、油相の密度も低減し得る。さらに、粘度低下剤は、有機粒子の溶解性を改善し、および／または、油相の疎水性を改善し得る。これにより、分離効率が改善され、および／または、必要な分離時間が減少し得る。

本発明の態様によれば、１または複数の洗浄剤は、キシレン、フェノール‐ホルムアルデヒド樹脂、ｎ‐プロパノール、重および軽芳香族ナフサ、エチルベンゼン、１，２，４トリメチルベンゼン、１，３，５トリメチルベンゼン、１，２，３トリメチルベンゼン、グルタルアルデヒド、水、トルエン、２‐ブタノン、酢酸エチル、１‐酢酸プロピル、またはそれらの組み合わせから選択される１または複数の乳化破壊剤を含み得る。

乳化破壊剤および／またはそれらの混合物は、１０～５００００重量ｐｐｍの範囲、例えば１００～２００００重量ｐｐｍの範囲、好ましくは８００～１５０００ｐｐの範囲、例えば１０００～１００００ｐｐｍの範囲の濃度を必要とする。

本発明の多くの実施形態において、洗浄剤のうち少なくとも１つは水を含む。本発明によるさらに有利な実施形態において、少なくとも１つの酸性化剤が、水を含む少なくとも１つの洗浄剤に添加される。本発明による好適な酸性化剤は、酢酸および／またはクエン酸を含む。典型的には、上記酸性化剤は、第２分離器から分離された加圧洗浄剤のｐＨが約２～約７の範囲、例えば、約２．５～約６．５の範囲のｐＨになるような量で添加され、好ましくは、分離された洗浄剤のｐＨは、約３～約６の範囲、例えば、約３～約５の範囲のｐＨである。本発明によれば、ｐＨを指定範囲に低減することにより、石鹸が溶解するとき、カリウムおよびナトリウムなどの化合物が、油の酸性基に結合され得ることが達成される。さらに、金属の溶解性は、ｐＨを低減することによっても増加する。さらに低すぎるｐＨでは、安定したエマルジョンが形成され得ることが分かった。

本発明の特に好ましい実施形態において、酸性化剤は炭素質材料の変換処理によって生産される加圧気体を含む。プロセスガスは典型的には、二酸化炭素およびいくつかの軽質炭化水素ガス、例えば例１にさらに例示されるようなメタン、エタン、エテン、プロパン、プロペン、ブタン、ブテン、ペンタンを含む。典型的には、上記プロセスガスは、図に示されるように第１分離器から引き抜かれ、第２相分離器に導入される前に、静的ミキサなどのインラインミキサにおいて洗浄剤と混合される。本発明によれば、第２相分離器の動作圧力において、ＣＯ_２は水相に溶解し、炭酸を形態し、これにより、水は２．５～４の範囲のｐＨに酸性化される。さらに、動作条件において、上記軽質炭化水素気体は油相に溶解され得、これにより、油粘度が減少すること、および／または、油相の密度が減少すること、および／または、油相お疎水性が改善することが達成される。これにより、例においてさらに例示されるように、分離効率が改善される。プロセスガスを酸性化剤として使用することのさらなる利点は、圧力が周囲圧力に減少すると、油生成物および／または洗浄剤からの分離が容易になり、これらのストリームのさらなる処理がより容易になるという点である。

図５は、本発明による３相分離器の好ましい実施形態の模式的図面を示す。生成混合物は好ましくは、分離器の一端における液面より高いフリーボードに位置する生成物の入口（１）を通じて相分離器に入る。生成混合物の入口は、好ましくは、流体運動量を低減し、気体を液体から分離するためのディフューザなどのダイバータまたはディストリビュータ（２）を有し、これにより、より効率的な気体‐液体分離が達成される。本発明の他の態様において、生成物の入口は、サイクロンまたはサイクロンクラスタ（２）を含み得る、またはさらに含み得る。

代替物な好ましい実施形態において、分離器はフラッシュ分離器／脱ガス器を含み得、ここで気体は生成混合物から分離され、液体生成混合物は水相の液面までディップレッグ（不図示）を介して分離器へ導入される。

多くの好ましい実施形態において、３相分離器はさらに、図に示されるように、流れを落ち着かせるための穿孔バッフル（３）、ラメラプレート（４）またはメッシュなどの流量分配、波および泡破壊手段を有する。さらなる態様において、本発明による３相分離器は、合一プロセスを加速するために、メッシュ、ラメラプレートおよび／または電気的合一手段などの合一手段（５）をさらに含み得、これにより、より効率的な相の分離が達成される。

本発明の実施形態による３相分離器は典型的には、液相を分離するための１または複数の堰板（６）をさらに含む。油相のオーバーフローはしばしば、図に示されるように存在する。

気体は典型的には、入口の反対端にある出口（１０）から引き抜かれ、しばしば図に示されるように分離器から引き抜かれる前に液滴を除去するためにデミスタまたはミストエクストラクタ（９）を通過する。本発明による望ましい防曇手段（９）は、メッシュ、サーペンタイン型ベイン、およびサイクロンを含む。

本発明による相分離器は典型的には、水相（７）のレベルおよび油相（８）のレベルを測定および制御するための手段をさらに有する。

水相は、水出口（１１）を介して引き抜かれ、油相は油生成物出口（１２）を通して引き抜かれる。両方の出口は典型的には、バルブが開いているときに渦を発生させないようにするための渦防止装置を有する。渦は、蒸気空間から一部の気体を吸い込み、液体出口に再度取り込む可能性がある。

図６は、本発明による、第２相分離器の後に油相から低沸点化合物および水を回収するためのフラッシュ分離器をさらに含む分離システムの別の実施形態の模式的概略を示す。典型的には、フラッシュ分離器は８０℃～１５０℃の範囲、例えば１００℃～１３０℃の範囲の温度で動作する。油生成物の圧力は典型的には、上記フラッシュ分離器に入る前に周囲の圧力近くまで低減され、これにより、油生成物は（１）プロセスガス、油の低沸点化合物（軽質留分）、水および最終的に粘度低下および／または密度低下剤を含む気相と、（２）脱水および脱灰油生成物を含む油相とに分けられる。フラッシュ分離器からの気体は冷却され、水、油の低沸点留分、および／または、粘度低下および／または密度剤などの気相の凝縮可能部分を凝縮させ、気体の非凝縮可能部分からさらに分離される。気体の凝縮可能部分重量測定相分離によって、水相と有機／軽相とにさらに分離され得る。本発明によれば、水相および有機相の両方は、図８においてさらに示されるように、洗浄剤として再循環され得る。本発明の実施形態によれば、有機（軽質留分）相のさらなる部分は、図８の下でさらに説明される油生成物と再混合され得る。その結果、本発明によるフラッシュ分離により、洗浄剤を回収でき、および／または、油における含水量をさらに減少でき、これにより、より経済的で効果的な分離システムを取得することが達成される。

図７は、第１相分離器に入る前に変換供給混合物から気体を分離するためのフラッシュ分離器または脱ガス器をさらに含む、発明による分離システムの好ましい実施形態の模式的概略を示す。本発明によるフラッシュ分離器または脱ガス器は、その後の相分離器より高圧、例えば５０～１５０ｂａｒの範囲の圧力で動作し得、これにより、プロセスガスの少なくとも一部は、下流の相分離器より高圧で回収され得、これにより、二酸化炭素および／または水素を上記気体流から回収することがより容易になる。さらに、下流の相分離器より高圧で上記フラッシュ分離器／脱ガス器を操作することにより、相分離器のコストが低減し得る。

図８は、本発明による分離システムの有利な実施形態の模式的概略を示す。分離システムは生成物流を気相と、油相と、溶解塩および水相液体有機化合物を含む水相とに分離するための第１相分離器を含む。第１分離器からの油相は、第２相分離器に入る前に１または複数の洗浄剤と混合されることによってさらに精製される。図に示されるように、本発明の有利な実施形態は、少なくとも部分的に再循環すること、および、第２相分離器から分離された洗浄剤を混合すること、および／または、フラッシュ分離器から油と共に「軽質留分」を回収することをさらに含み得る。軽質留分は、上記のように、１または複数の粘度低下および／または密度低下剤を構成し得る。図面に示されるように、補充洗浄剤および／または解乳化剤など、さらなる添加剤が添加されて油相と混合され得る。

図９は、水相液体有機物ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒を回収するための回収システムを含む有利な分離システムを含む、炭素質材料を含む供給流を処理するように適合された高圧プロセスの有利な実施形態の模式的概略を示す。第１分離器からの水相、および任意選択で、フラッシュ段階において分離された水、および／または、水性洗浄剤は回収段階（５）に供給され、ここでプロセス水は、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が欠乏した水流と、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な水流とに分離される。分離からの水流は、回収システム（６）に入る前に、濾過段階を経ることがあり得る。さらに、分離からの水流のｐＨは好ましくは、８～１４の範囲、例えば９～１４の範囲、好ましくは、１０～１４の範囲、例えば１０～１３の範囲に維持され、本発明によれば、これは、図に示されるように回収ユニットに入る前に分離からの水流に水酸化ナトリウムを添加することによって実行され得る。ブリード流はさらに、図に示されるように、水相有機化合物、ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な水流から引き抜かれる。本発明によれば、水相液体有機化合物および均一系触媒が豊富な残りの水相は、供給調製段階に再循環される。本発明によれば、回収ユニット（６）は、蒸発、蒸留逆浸透膜、ナノ濾過、限外濾過、透析蒸発、および活性炭の固定ベッドの群から選択される１または複数の技法を含み得る。

図１０は、蒸発技法を含む、本発明による回収システムの好ましい実施形態の模式的概略を示す。分離からのプロセス水は、流下膜エバポレータなどの蒸発器に供給され、ここで、供給原料および添加剤と共に高圧システムに入る水の量に対応する留分は蒸発する。典型的には、回収ユニットに入る組み合わされた水相に対する濃縮液の比率は、約０．１～約０．９の範囲、例えば０．２～０．８の範囲である。しばしば、回収ユニットに入る組み合わされた水相に対する濃縮液の比率は、約０．２５～約０．７の範囲、例えば０．３～０．６の範囲である。本発明の他の実施形態において、回収ユニットに入る組み合わされた水相（プロセス水流）に対する濃縮液の比率は典型的には、約０．２５～約０．６の範囲、例えば０．３～０．６の範囲である。分離からのプロセス水流は、蒸発段階に入る前に１または複数のフラッシュ段階において膨張され得る。本発明の態様によれば、最終的な懸濁固体を除去して蒸発器のファウリングを低減し、クリーニング間隔を増加させるために、プロセス水（組み合わされた水相）は、蒸発器に入る前にさらに濾過され得る（不図示）。濾過は好ましくは、５００ミクロンより大きい固体を除去するように設計され得、例えば、濾過装置は、２５０ミクロンより大きい粒子を除去するように設計される。好ましくは、濾過装置は１００ミクロンより大きい粒子、例えば５０ミクロンより大きい粒子を除去するように設計される。さらに、本発明によれば、回収に入る組み合わされた水相のｐＨは好ましくは、アルカリ条件、例えば７～１４の範囲、例えば、８～１４の範囲のｐＨに維持される。好ましくは、回収ユニットへの水相のｐＨは、９～１４の範囲、例えば１０～１３の範囲に維持される。本発明の態様において、上記のようにｐＨを指定範囲に維持することは、ｐＨを測定し、回収ユニットに入る組み合わされた水相に水酸化ナトリウムを添加することによって実行される。回収ユニットにおいてｐＨを指定範囲にして動作させることは、蒸留液におけるフェノール系の量を低減するという利点がある。蒸発した留分（蒸留液）は、蒸発器のトップに位置するミスト除去器／泡破壊器を通過し得る。本発明の応用において、例えば、エジェクタにおける蒸気注入による機械的蒸気再圧縮（図に示す）または熱蒸気再圧縮によって、蒸発した留分の圧力はわずかに増加する。本発明の多くの実施形態によれば、圧縮比は最大２、例えば最大１．６ｂａｒの圧縮比になり得る。好ましくは、圧縮器の圧縮比は最大１．３、例えば最大１．２である。蒸発した留分の圧力を増加させることにより、蒸気の凝縮温度は増加し、その結果、蒸発プロセスに必要な熱を供給するための同一の蒸気を使用することが可能となり、これにより、蒸発プロセスは非常にエネルギー効率が良くなる。任意選択で、再圧縮された蒸気は、蒸発表面の他の側にある蒸発器に戻る前に、吸収器において水酸化ナトリウムなどの塩基と接触し得る。これにより、フェノール系など、蒸留液の有機炭素の総含有量が減少する。吸収器からのアルカリ吸収材溶液は好ましくは、蒸発器における濃縮液に導入され、蒸発器におけるｐＨを維持するために使用される塩基を少なくとも部分的に置き換え得る。凝縮蒸留液は任意選択で、排出される前に、非極性化合物をさらに減少させるために、合一段階をさらに通過し得る。本発明のいくつかの応用において、排出の前に、凝縮蒸留液はさらに冷却され得、活性炭フィルタなどのさらなる研磨段階、または、逆浸透膜段階などのメンブレン濾過、または好気性廃棄物水処理段階などのバイオリアクターを通過し得る。これにより、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が欠乏した水相が生産される。図に示されるように、非結露蒸気は蒸発器の凝縮側から引き抜かれ得る。本発明の多くの応用において、非結露蒸気は、メタノール、エタノールおよびアセトン、ならびに非凝縮気体など、水より低い凝縮点を有する化合物を含み得る。本発明の好ましい実施形態によれば、非結露蒸気は、蒸発器における凝縮温度より低い温度で動作する凝縮器をさらに通過し得る。ここで、図に示されるように、軽い化合物および水のさらなる凝縮が起こる。気体は分離器において、さらに凝縮した化合物から分離され、排気される。好ましくは、さらに凝縮した化合物は、好ましくは図１０に示されるように蒸発器から出る濃縮液と混合されることによって、供給調製段階（１）に再循環される。好ましくは、濃縮液は蒸発器から連続的に引き抜かれ、蒸発器から出る濃縮流と、蒸発器への再循環濃縮流とに分割される。本発明によれば、図に示されるように濃縮流から引き抜かれるブリード流と、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な残りの濃縮流は供給調製段階（１）に再循環される。ブリード流は、例えば図１３および１４に例示されるようにさらに処理され得る、または、燃焼され得る、もしくは共燃焼され得る。

図１１は、メタノール、エタノールおよびアセトンなど、水より低い沸点を有する水相液体有機化合物および水が豊富な第１流と、排出のための精製水を含む第２流と、フェノール化合物など、水より高い沸点を有する水相有機化合物の濃縮液と、水と、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒とを含む第３流とにプロセス水流を分離するための２つの蒸留塔を含む、別の実施形態の模式的概略における回収システムを示す。プロセス水のｐＨを予め定められた範囲に維持し、蒸留中のフェノール化合物の揮発性を制御するべく、水酸化ナトリウムなどの塩基は、第１蒸留塔に入る前にプロセス水に添加され得る。

図１２は、蒸発器および２つの蒸留塔を含む回収ユニットの好ましい実施形態の模式図を示す。プロセス水のｐＨを予め定められた範囲に維持して蒸発器におけるフェノール化合物の揮発性を制御するべく、水酸化ナトリウムなどの塩基が、蒸発器に入る前にプロセス水に添加され得る。代替的に、凝縮の前に吸収器において水酸化ナトリウムなどの塩基と蒸発した留分とを接触させ、蒸発器および／または蒸発器に入る前に吸収器からの上記アルカリ吸収材をプロセス水と混合することにより、蒸発器におけるｐＨは少なくとも部分的に制御され得る。再循環に起因する塩化物および他の化合物の望ましくない蓄積を防止するために、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な水流（濃縮液）が蒸発器から引き抜かれ、ブリード流の回収後に供給調製段階に再循環される。第１蒸留塔の気体流を制御するべく、蒸発器からの蒸発した留分は好ましくは、第１蒸留塔に入る前に凝縮される。蒸発器からの蒸発した留分は、メタノール、エタノールおよびアセトンなど、水より軽い化合物と、水と、小濃度の水より高い沸点温度を有する重い化合物とを含む。第１蒸留塔において、軽い留分は濃縮され、一部の水と共に塔のトップから出る。本発明によれば、任意選択で、ブリード流の回収後に蒸発からの濃縮液と混合させることにより、軽い留分は供給調製段階に再循環され得る。第１蒸留塔のボトムの生成物は全体的に、水相液体有機化合物、ならびに均一系触媒が欠乏しているが、蒸発器からの蒸発した留分と比較して、水より高い沸点温度を有する重い化合物が豊富であり、排出の環境要件を満たすためにさらなる処理が必要となることが多い。その結果、第１蒸留塔からのボトムの留分は典型的には、さらなる処理を経る。本発明の有利な実施形態によれば、この処理は、図に示されるように、精製された水生成物と、水より高い沸点温度を有する重い有機物が豊富な水溶液とに分離するために、第二蒸留塔に供給することによって実行され得る。ボトム生成物は、蒸発段階に再循環および導入され得る、または代替的に、供給調製段階に再循環され得る。トップ生成物は、排出され得る精製水流を含み得る。本発明によれば、代替物な有利な実施形態において、第１蒸留塔からのボトム生成物は、第二蒸留塔の代わりに、活性炭フィルタなどの排出前の研磨段階、または、逆浸透膜もしくはナノ濾過もしくは透析蒸発段階などのメンブレンプロセス、または、好気性廃棄物水処理段階などのバイオリアクターにおける処理を受け得る。排出される、精製された水生成物の量は、供給原料および他の添加剤と共にプロセスに入る水の量と等しい。これは典型的には、１．５～４の範囲の濃縮係数など、約１．１から約５までの濃縮係数に対応する。さらに、プロセス水は典型的には、均一系触媒など多量の電解質を含み、結果として、析出およびファウリングの問題、ならびにより頻繁なクリーニングおよびメンテナンスを引き起こし得、これにより、図１１におけるシステムにおいて制御が難しくなり得る。蒸発器および蒸留を組み合わせた実施形態は、より強固であり、より制御可能である。その結果、ｐＨを予め定められた範囲に維持し、水相液体有機化合物および均一系触媒が豊富な水流を生成し、ブリード流が引き抜かれる蒸発器と、蒸発器から蒸発した留分のさらなる処理のための少なくとも１つの蒸留塔とを備える回収システムは、本発明の有利な実施形態を含む。

図１３は、第１フィルタ、および、塩化物選択性イオン交換樹脂を有する２つの固定ベッドを含む塩分離ユニットを備える有利なブリード処理システムの模式的概略を示す。水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な水流から引き抜かれるブリード流（懸濁粒子を除去するために蒸発器からの濃縮液は第１にフィルタにおいて濾過され、その後、並列配置で配置された塩化物選択性イオン交換樹脂で充填された少なくとも２つの固定ベッドを含む塩化物選択イオン交換段階に供給される）。シャットオフバルブのバルブ配置は、オフラインのままで、クリーニング用流体を用いた逆流またはバックフラッシュによるクリーニング／再生のためにベッドをオフラインにすることを可能にする。クリーニング用流体はしばしば脱イオン水を含む。これにより、連続動作が可能になり、オフラインのイオン交換ベッドをクリーニングできる一方で、オンラインのイオン交換ベッドにおいて塩化物除去を継続できる。これにより、塩化物貧水濃縮流、および、塩化物を多く含む水の廃液流が生成される。本発明によれば、除去される塩化物の量は、炭素質供給原料と共にプロセスに入る塩化物の量に対応する塩化物除去を提供するよう適合される。典型的には、本発明によれば、上記イオン交換段階における塩化物除去は、上記イオン交換段階に入る濃縮水相における塩化物の少なくとも５０％であり、例えば少なくとも６０％の塩化物除去である。本発明によれば、多くの実施形態は、本発明による上記イオン交換段階における塩化物除去は、上記イオン交換段階に入る濃縮水相における塩化物の少なくとも７０％、例えば少なくとも８０％である。本発明によれば、上記塩化物イオン交換段階からの塩化物が少ないストリームは、好ましくは、例えば蒸発器からの濃縮流を維持しながら混合されることによって供給混合物調製段階１に再循環される。塩化物を多く含む水のストリームは、さらなるクリーニング後に最終的に排出される。本発明による多くの実施形態において、カリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒の量は、上記塩化物イオン交換段階からの上記塩化物が欠乏した出口ストリームにおいて保持されるなどして、上記塩化物イオン交換段階に入る量の少なくとも７０重量パーセント、例えば少なくとも８０重量パーセントである。好ましくは、カリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒の量は、上記塩化物イオン交換段階からの上記塩化物が欠乏した出口ストリームにおいて保持されるなどして、上記塩化物イオン交換段階に入る量の少なくとも８５重量パーセント、例えば少なくとも９０重量パーセントである。これにより、段階１に添加される必要がある補充均一系触媒がより少なくなり、例にさらに示されるように、全体としてより効率的かつ経済的なプロセスが達成される。

図１４は、粒子除去のための濾過と、クリーニング用流体、好ましくは脱イオン水でクリーニングするためにイオン交換ベッドをオフラインにすることを可能にする、塩化物選択性イオン交換樹脂およびバルブ配置を含む並行である少なくとも２つの固定ベッドイオン交換ベッドとを含む塩分離ユニットにおける濃縮液ブリード流処理を含む回収システムの別の有利な実施形態の模式的概略を示す。図に示されるように、濃縮液ブリード処理はさらに、塩分離ユニットの後に、塩化物が欠乏した濃縮流から引き抜かれた第２ブリード流を含む。システムにおいてナトリウムが蓄積することを防止するべく、第２ブリード流が引き抜かれる。

［例１］
［濃縮水の生産］
３６．６重量パーセントの水分含有量、および７４ｍｇ／ｋｇの塩化物含有量を有するエネルギー木材（樹皮を含む、主にスカンジナビアトウヒ、マツ、カバノキの混合物）は、１ｍｍの最大粒子サイズを生じさせるようにハンマーミルにおいて粉砕され、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒を含む再循環濃縮水、再循環油相液体有機化合物、炭酸カリウムの形態の補充触媒、および水酸化ナトリウムと高剪断速度ミキサにおいて混合され、以下を含む供給混合物を生じさせる。

連続プラントにおいて、供給混合物を加圧により３３４ｂａｒの圧力に変換し、４０２℃の温度に加熱し、９７℃に冷却する前に変換条件で供給混合物を約１２分維持し、５００μｍステンレススチール製ストレイニングに通して濾過し、一連の管状部材、さらなる冷却器を含む減圧システムを介して、変換供給混合物を周囲圧力に膨張させて、更に６３℃の温度にさらに冷却し、気体を脱ガス器における生成物から分離した。水相液体有機化合物を含む水相において、油相液体有機化合物を含む油相と、水相液体有機化合物および均一系触媒を含む水相とに液相を手動で分離した。

濃縮係数が約２．２である図１０に示されるように、水相に対して回収プロセスを行った。回収システムは、表１において下に示されるように、異なる４つの構成において操作した。示される濃縮液は、すべての４構成について、組み合わされた濃縮液である。
［表１］

表２から分かるように、蒸発器凝縮液におけるカリウムおよびナトリウムのほぼ完全な回収が達成される。さらに、ＴＯＣの大部分は濃縮液に維持されることが分かる（９８．５％）。しかしながら、表から分かるように、メタノール、エタノールおよびアセトンなどの軽いコンポーネントの大部分は、最終的には蒸発した留分にあり、活性炭フィルタを含む構成においてわずかに回収される。プロセス水および濃縮液における濃度を測定することはできなかった。しかしながら、表から分かるように、フェノールはアルカリ吸収器によって著しく減少され、活性化フィルタを含む構成の検出限界より下に減少される。

［例２］
［濃縮水からの塩化物除去］
例１における水相濃縮液を、図１３に示されるようにブリード処理システムにかけ、表２に示される結果を得た。
［表２］

表から分かるように、塩化物除去は約８０％であり、カリウムおよびナトリウムの回収はそれぞれ９３．２％、９３．３％である。異なるストリームにおけるＴＯＣの分布は測定しなかった。ブリード処理システムは塩化物濃度を制御できるが、図１４に示されるように、および、例３において下にさらに例示されるように、ブリード流をさらに引き抜くことなく、プロセスが図１３に示されるように構成されている場合、ナトリウムなどの他の化合物は蓄積し得る。

［例３］
［ブリード要件］
表３は、図１４による塩化物選択性イオン交換を用いたブリード処理を行った場合と行わなかった場合との間で、引き抜かれるブリードについて、例１および２におけるデータ、および、濃縮液中の塩化物閾値４００ｍｇ／ｌに基づいて、微量元素の蓄積を防止するためのブリード要件、および、カリウムおよびナトリウムの補充速度を比較する。
［表３］

表３から分かるように、ブリード要件、ならびに、これによりカリウムおよび塩基の補充要件が、ブリード処理によって著しく低減する。これらは、補充の主要な動作コストのストリームを表す。さらに、ブリード要件が低減するので、供給調製に再循環される水相液体有機化合物の量は増大し、これにより、総油収率が増大する。
以下の項目もまた、開示される。
（項目１）
変換供給混合物を生産するために、少なくとも０．５重量パーセントの濃度であるカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒、および、５～４０重量パーセントの濃度である液体有機化合物の存在下において、予め定義された時間にわたって、１５０ｂａｒ～４００ｂａｒの圧力、および、３００～４３０℃の温度で、炭素質材料を含む供給混合物を処理するために適合された高圧処理システムから生成物を回収システムにおいて分離および精製するための方法であって、前記変換供給混合物は５０℃～２５０℃の範囲の温度に冷却され、１～１５０ｂａｒの範囲の圧力に減圧され、前記変換供給混合物は、二酸化炭素、水素およびメタンを含む気相と、油相液体有機化合物を含む油相と、水相液体有機化合物、溶解塩、および任意選択で懸濁粒子を含む水相とに分離され、前記水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよび／またはナトリウムの形態の溶解された均一系触媒は、前記水相から少なくとも部分的に回収され、その結果、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な第１水相のストリームと、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が欠乏した第２水相のストリームとが生産され、前記第１水相は少なくとも部分的に、前記供給混合物へ再循環されて、前記供給混合物における前記液体有機化合物および均一系触媒の少なくとも一部を提供し、さらに、前記第１水相のストリームを前記供給混合物に再循環する前に、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な前記水相からブリード流が引き抜かれる、方法。
（項目２）
引き抜かれるブリードの量は、前記供給混合物における塩化物の濃度が、６００重量ｐｐｍ未満、例えば、４００重量ｐｐｍ未満、好ましくは、２００重量ｐｐｍ未満、例えば、１００重量ｐｐｍ未満であることを達成するように選択される、項目１に記載の方法。
（項目３）
前記第１水相における塩化物の濃度は、２５０重量ｐｐｍ未満、例えば２００重量ｐｐｍ未満であり、好ましくは、前記第１水相における塩化物の濃度は１５０重量ｐｐｍ未満、例えば１００重量ｐｐｍ未満である、項目１または２に記載の方法。
（項目４）
引き抜かれる前記ブリード流と、前記第１水相のストリームとの重量比は、０．０１～０．４の範囲、例えば０．０２～０．２５の範囲であり、好ましくは、引き抜かれる前記第１水相のストリームと前記ブリード流との重量比は、０．０３～０．２の範囲、例えば０．０４～０．１５の範囲である、項目１から３のいずれか一項に記載の方法。
（項目５）
前記ブリード流はさらに、１または複数のイオン交換段階において処理される、項目１から４のいずれか一項に記載の方法。
（項目６）
少なくとも１つのイオン交換ベッドはオンラインであり、連続動作を可能にしながらクリーニングするために１または複数のイオン交換ベッドを少なくともオフラインにすることを可能にするように、前記１または複数のイオン交換段階は、シャットオフバルブが各ベッドの前と後のある状態で並列配置された１または複数の固定ベッドに含まれる１または複数のイオン交換樹脂によって実施される、項目５に記載の方法。
（項目７）
前記１または複数のイオン交換樹脂は塩化物選択樹脂を含む、項目６に記載の方法。
（項目８）
前記１または複数のイオン交換ベッドは、オフラインのままでクリーニング用流体で逆流および／またはバックフラッシュを提供することによって前記１または複数のイオン交換樹脂の再生／クリーニングを可能にするバルブ配置を備える、項目７に記載の方法。
（項目９）
前記クリーニング用流体は脱塩水を含む、項目８に記載の方法。
（項目１０）
懸濁粒子を除去するために、前記１または複数のイオン交換段階に入る前に前記ブリード流は濾過される、項目５から９のいずれか一項に記載の方法。
（項目１１）
前記１または複数のイオン交換ベッドの入口におけるｐＨは、８～１４の範囲で、好ましくは９～１４の範囲で、さらに好ましくは１０～１４の範囲で維持される、項目５から１０のいずれか一項に記載の方法。
（項目１２）
前記供給混合物における前記液体有機化合物は、再循環油相液体有機化合物を含む、項目１から１１のいずれか一項に記載の方法。
（項目１３）
前記変換供給混合物は、前記分離の前に、１０～５０ｂａｒの範囲の圧力に減圧される、項目１から１２のいずれか一項に記載の方法。
（項目１４）
前記回収システムに入る前記水相は、水より低い沸点を有する水相液体有機化合物と、水より高い沸点を有する水相液体有機化合物とを含む、項目１から１３のいずれか一項に記載の方法。
（項目１５）
前記水相液体有機化合物は、
ａ．ケトン、例えばアセトン、プロパノン、ブタノン、ペンタノン、ペンテノン、２，５ジメチルシクロペンタノンなどのシクロペンタノン、シクロペンテノン、３‐メチルヘキサノンなどのヘキサノンおよびシクロヘキサノン、キオノン、
ｂ．アルコールおよびポリアルコール、例えばメタノール、エタノール、プロパノール、ブタノール、ペンタノール、ヘキサノール、ヘプタノール、２‐ブチル‐１‐オクタノールなどのオクタノール、ヒドロキノン、ベンゼンジオール、
ｃ．フェノール、アルキル化フェノール、ポリフェノール、モノマーフェノールおよびオリゴマーフェノール、クレオソール、チモール、アルコキシフェノール、パラクマリルアルコール、コニフェリルアルコール、シナピルアルコール、フラベノール、カテコール、
ｄ．カルボン酸、例えばギ酸、酢酸、鉄酸、フェノール酸、安息香酸、クマリン酸、桂皮酸、アビエチン酸、オレイン酸、リノール酸、パルメチック酸、ステアリン酸
ｅ．テトラヒドロフラン（ＴＨＦ）などのフラン、
ｆ．アルカン、アルケン、トルエン、クメン
のうち１または複数の群から選択される１または複数の成分を含む、項目１４に記載の方法。
（項目１６）
前記回収システムに入る前記水相における個々の水相液体有機化合物の濃度は、２．０重量パーセント未満、たとえば１．０重量パーセント未満である、項目１５に記載の方法。
（項目１７）
前記水相液体有機化合物は前記油相の乳化液滴を含む、項目１から１６のいずれか一項に記載の方法。
（項目１８）
水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒の前記水相からの前記回収は、蒸発、蒸留／分留、逆浸透膜、ナノ濾過、限外濾過、および透析蒸発から選択される１または複数の技法を含む、項目１から１７のいずれか一項に記載の方法。
（項目１９）
水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒を前記水相から回収することは、１または複数の蒸発段階および／または蒸留段階を含み、その結果、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な第１水相（濃縮液）と、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒が欠乏した第２水相流（蒸留液）とを提供し、生産される第２水相の量は、１または複数の炭素質供給原料に含まれるなどして、前記高圧処理システムに入る水の量に対応するように選択される、項目１８に記載の方法。
（項目２０）
前記１または複数の蒸発段階および／または蒸留段階に入る前に懸濁固体粒子を除去するために、前記回収システムに入る前記水相は濾過される、項目１９に記載の方法。
（項目２１）
前記回収システムは１または複数のフラッシュ段階を含む、項目１９または２０に記載の方法。
（項目２２）
前記回収システムにおける前記水相のｐＨはアルカリ条件、例えば７～１４の範囲のｐＨに維持され、好ましくはｐＨは９～１４の範囲、例えば１０～１３の範囲に維持される、項目１９から２１のいずれか一項に記載の方法。
（項目２３）
前記アルカリ条件に維持することは、水酸化ナトリウムを前記水相に添加することによりｐＨを測定および調節することを含む、項目２２に記載の方法。
（項目２４）
前記回収システムは流下膜エバポレータなど少なくとも１つの蒸発器を含む、項目２１から２３のいずれか一項に記載の方法。
（項目２５）
前記１または複数の蒸発段階における蒸発した蒸気は、温度低下を有する少なくとも２つの凝縮段階において凝縮される、項目１９から２４のいずれか一項に記載の方法。
（項目２６）
前記蒸発した蒸気は、前記凝縮段階の前にデミスタおよび／またはコアレッサを通過する、項目２５に記載の方法。
（項目２７）
前記蒸発した蒸気は、前記凝縮段階の前に吸収器における吸収材に接触される、項目２５または２６に記載の方法。
（項目２８）
前記吸収材はアルカリ吸収材を含む、項目２７に記載の方法。
（項目２９）
前記吸収材は水酸化ナトリウムを含む、項目２８に記載の方法。
（項目３０）
前記回収システムは、ストリッピングおよび精流部を各々含む１または複数の蒸留塔を備える、項目１８から２９のいずれか一項に記載の方法。
（項目３１）
前記変換供給混合物の前記分離は、５０℃～２５０℃の温度で動作する第１相分離器において実行され、前記第１相分離器からの前記油相は、１または複数の洗浄剤との混合によってさらに精製され、前記油相は、５０℃～２５０℃の温度で動作する第２相分離器において前記１または複数の洗浄剤から分離される、項目１から３０のいずれか一項に記載の方法。
（項目３２）
前記第１相分離器および／または第２相分離器は１０～１００ｂａｒの範囲の圧力で動作する、項目３１に記載の方法。
（項目３３）
前記油相および前記１または複数の洗浄剤の前記分離はさらに、前記第２相分離器の下流に位置する、前記油相および／または分離された前記１または複数の洗浄剤の１または複数のフラッシュ蒸留段階を含む、項目３１または３２に記載の方法。
（項目３４）
前記分離はさらに第２洗浄段階を含み、前記第２相分離器からの分離された前記油相は１または複数のさらなる洗浄剤と混合され、前記第２相分離器と前記１または複数のフラッシュ蒸留段階との間に位置する第３相分離器において前記１または複数のさらなる洗浄剤から分離される、項目３３に記載の方法。
（項目３５）
水を含む１または複数のストリームが前記第２相分離器および／または第３相分離器および／またはフラッシュ蒸留段階から引き抜かれ、前記回収システムに入る前に、および／または、前記回収システムの中で、前記第１相分離器からの分離された前記水と混合される、項目３１から３４のいずれか一項に記載の方法。
（項目３６）
前記１または複数の炭素質材料は、木質バイオマスなどのバイオマス、ならびに、木材チップ、おが屑、間伐材、道路切削、樹皮、枝、庭および公園の廃棄物および雑草、雑木林、ヤナギ、ススキ、およびダンチクのようなエネルギー作物などの残渣；例えば 小麦、ライ麦、コーンライス、ヒマワリからの草、藁、茎、ストーバ、もみ殻、穂軸および殻などの農業副生成物；パーム油生産からの空果房、パーム油メーカー廃水（ＰＯＭＥ）、バガスなどの砂糖生産からの残渣、蒸留かす、糖蜜、温室廃棄物；ススキ、スイッチグラス、モロコシ属、ジャトロファのようなエネルギー作物；大型藻類、微細藻類、シアノバクテリアなどの水生バイオマス；家畜生産からの繊維画分などの動物用床敷および肥やし；紙パルプ生産からの黒液、製紙スラッジ、規格外繊維などの都市および産業廃棄物流；ジュースまたはワインの生産などの食料生産からの残渣および副生成物；植物油生産、分別された都市固形廃棄物、供給源で分別された家庭廃棄物、レストランの廃棄物、食肉処理場の廃棄物、下水汚泥、プラスチック、およびそれらの組み合わせから選択される、項目１から３５のいずれか一項に記載の方法。

Claims (34)

1. 変換供給混合物を生産するために、少なくとも０．５重量パーセントの濃度であるカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒、および、５～４０重量パーセントの濃度である液体有機化合物の存在下において、予め定義された時間にわたって、１５０ｂａｒ～４００ｂａｒの圧力、および、３００～４３０℃の温度で、炭素質材料を含む供給混合物を処理するために適合された高圧処理システムから生成物を回収システムにおいて分離および精製するための方法であって、前記変換供給混合物は５０℃～２５０℃の範囲の温度に冷却され、１～１５０ｂａｒの範囲の圧力に減圧され、前記変換供給混合物は、二酸化炭素、水素およびメタンを含む気相と、油相液体有機化合物を含む油相と、水相液体有機化合物、溶解塩、および任意選択で懸濁粒子を含む水相とに分離され、前記水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよび／またはナトリウムの形態の溶解された均一系触媒は、前記水相から少なくとも部分的に回収され、その結果、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な第１水相のストリームと、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が欠乏した第２水相のストリームとが生産され、前記第１水相は少なくとも部分的に、前記供給混合物へ再循環されて、前記供給混合物における前記液体有機化合物および均一系触媒の少なくとも一部を提供し、さらに、前記第１水相のストリームを前記供給混合物に再循環する前に、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよびナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な前記水相からブリード流が引き抜かれ、
   前記ブリード流はさらに、１または複数のイオン交換段階において処理され、
   少なくとも１つのイオン交換ベッドはオンラインであり、連続動作を可能にしながらクリーニングするために複数のイオン交換ベッドを少なくともオフラインにすることを可能にするように、前記１または複数のイオン交換段階は、シャットオフバルブが各ベッドの前と後のある状態で並列配置された複数の固定ベッドに含まれる１または複数のイオン交換樹脂によって実施される、方法。
2. 引き抜かれるブリードの量は、前記供給混合物における塩化物の濃度が、６００重量ｐｐｍ未満であることを達成するように選択される、請求項１に記載の方法。
3. 前記第１水相における塩化物の濃度は、２５０重量ｐｐｍ未満である、請求項１または２に記載の方法。
4. 前記ブリード流と、前記第１水相のストリームとの重量比は、０．０１～０．４の範囲である、請求項１から３のいずれか一項に記載の方法。
5. 前記１または複数のイオン交換樹脂は塩化物選択樹脂を含む、請求項１から４のいずれか一項に記載の方法。
6. 前記複数のイオン交換ベッドは、オフラインのままでクリーニング用流体で逆流および／またはバックフラッシュを提供することによって前記１または複数のイオン交換樹脂の再生／クリーニングを可能にするバルブ配置を備える、請求項５に記載の方法。
7. 前記クリーニング用流体は脱塩水を含む、請求項６に記載の方法。
8. 懸濁粒子を除去するために、前記１または複数のイオン交換段階に入る前に前記ブリード流は濾過される、請求項１から７のいずれか一項に記載の方法。
9. 前記１または複数のイオン交換ベッドの入口におけるｐＨは、８～１４の範囲で維持される、請求項１から８のいずれか一項に記載の方法。
10. 前記供給混合物における前記液体有機化合物は、再循環油相液体有機化合物を含む、請求項１から９のいずれか一項に記載の方法。
11. 前記変換供給混合物は、前記分離の前に、１０～５０ｂａｒの範囲の圧力に減圧される、請求項１から１０のいずれか一項に記載の方法。
12. 前記回収システムに入る前記水相は、水より低い沸点を有する水相液体有機化合物と、水より高い沸点を有する水相液体有機化合物とを含む、請求項１から１１のいずれか一項に記載の方法。
13. 前記水相液体有機化合物は、
    ａ．ケトン、
    ｂ．アルコールおよびポリアルコール、
    ｃ．フェノール、アルキル化フェノール、ポリフェノール、モノマーフェノールおよびオリゴマーフェノール、クレオソール、チモール、アルコキシフェノール、パラクマリルアルコール、コニフェリルアルコール、シナピルアルコール、フラベノール、カテコール、
    ｄ．カルボン酸、
    ｅ．フラン、
    ｆ．アルカン、アルケン、トルエン、クメン
    のうち１または複数の群から選択される１または複数の成分を含む、請求項１２に記載の方法。
14. 前記回収システムに入る前記水相における個々の水相液体有機化合物の濃度は、２．０重量パーセント未満である、請求項１３に記載の方法。
15. 前記水相液体有機化合物は前記油相の乳化液滴を含む、請求項１から１４のいずれか一項に記載の方法。
16. 水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒の前記水相からの前記回収は、蒸発、蒸留／分留、逆浸透膜、ナノ濾過、限外濾過、および透析蒸発から選択される１または複数の技法を含む、請求項１から１５のいずれか一項に記載の方法。
17. 水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒を前記水相から回収することは、１または複数の蒸発段階および／または蒸留段階を含み、その結果、水相液体有機化合物、ならびにカリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒が豊富な第１水相（濃縮液）と、水相液体有機化合物、ならびに、カリウムおよび／またはナトリウムの形態の均一系触媒が欠乏した第２水相流（蒸留液）とを提供し、生産される第２水相の量は、前記高圧処理システムに入る水の量に対応するように選択される、請求項１６に記載の方法。
18. 前記１または複数の蒸発段階および／または蒸留段階に入る前に懸濁固体粒子を除去するために、前記回収システムに入る前記水相は濾過される、請求項１７に記載の方法。
19. 前記回収システムは１または複数のフラッシュ段階を含む、請求項１７または１８に記載の方法。
20. 前記回収システムにおける前記水相のｐＨはアルカリ条件に維持される、請求項１７から１９のいずれか一項に記載の方法。
21. 前記アルカリ条件に維持することは、水酸化ナトリウムを前記水相に添加することによりｐＨを測定および調節することを含む、請求項２０に記載の方法。
22. 前記回収システムは少なくとも１つの蒸発器を含む、請求項１９から２１のいずれか一項に記載の方法。
23. 前記１または複数の蒸発段階における蒸発した蒸気は、温度低下を有する少なくとも２つの凝縮段階において凝縮される、請求項１７から２２のいずれか一項に記載の方法。
24. 前記蒸発した蒸気は、前記凝縮段階の前にデミスタおよび／またはコアレッサを通過する、請求項２３に記載の方法。
25. 前記蒸発した蒸気は、前記凝縮段階の前に吸収器における吸収材に接触される、請求項２３または２４に記載の方法。
26. 前記吸収材はアルカリ吸収材を含む、請求項２５に記載の方法。
27. 前記吸収材は水酸化ナトリウムを含む、請求項２６に記載の方法。
28. 前記回収システムは、ストリッピングおよび精流部を各々含む１または複数の蒸留塔を備える、請求項１６から２７のいずれか一項に記載の方法。
29. 前記変換供給混合物の前記分離は、５０℃～２５０℃の温度で動作する第１相分離器において実行され、前記第１相分離器からの前記油相は、１または複数の洗浄剤との混合によってさらに精製され、前記油相は、５０℃～２５０℃の温度で動作する第２相分離器において前記１または複数の洗浄剤から分離される、請求項１から２８のいずれか一項に記載の方法。
30. 前記第１相分離器および／または第２相分離器は１０～１００ｂａｒの範囲の圧力で動作する、請求項２９に記載の方法。
31. 前記油相および前記１または複数の洗浄剤の前記分離はさらに、前記第２相分離器の下流に位置する、前記油相および／または分離された前記１または複数の洗浄剤の１または複数のフラッシュ蒸留段階を含む、請求項２９または３０に記載の方法。
32. 前記分離はさらに第２洗浄段階を含み、前記第２相分離器からの分離された前記油相は１または複数のさらなる洗浄剤と混合され、前記第２相分離器と前記１または複数のフラッシュ蒸留段階との間に位置する第３相分離器において前記１または複数のさらなる洗浄剤から分離される、請求項３１に記載の方法。
33. 水を含む１または複数のストリームが前記第２相分離器および／または第３相分離器および／またはフラッシュ蒸留段階から引き抜かれ、前記回収システムに入る前に、および／または、前記回収システムの中で、前記第１相分離器からの分離された前記水と混合される、請求項２９から３２のいずれか一項に記載の方法。
34. 前記１または複数の炭素質材料は、バイオマス、ならびに、残渣；農業副生成物；パーム油生産からの空果房、パーム油メーカー廃水（ＰＯＭＥ）、砂糖生産からの残渣；エネルギー作物；水生バイオマス；動物用床敷および肥やし；都市および産業廃棄物流；食料生産からの残渣および副生成物；植物油生産、分別された都市固形廃棄物、供給源で分別された家庭廃棄物、レストランの廃棄物、食肉処理場の廃棄物、下水汚泥、プラスチック、およびそれらの組み合わせから選択される、請求項１から３３のいずれか一項に記載の方法。