JPH04502340A - 短滞留時間水素不均化による石炭の改良された生成方法 - Google Patents

短滞留時間水素不均化による石炭の改良された生成方法

Info

Publication number
JPH04502340A
JPH04502340A JP2501553A JP50155390A JPH04502340A JP H04502340 A JPH04502340 A JP H04502340A JP 2501553 A JP2501553 A JP 2501553A JP 50155390 A JP50155390 A JP 50155390A JP H04502340 A JPH04502340 A JP H04502340A
Authority
JP
Japan
Prior art keywords
coal
hydrogen
gas
temperature
unit
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
JP2501553A
Other languages
English (en)
Inventor
カバリエル,ジェラルド・エフ
メイヤー,リー・ジー
サダス,ブルース・シー
Original Assignee
カーボン・フュールズ・コーポレーション
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Priority claimed from US07/277,603 external-priority patent/US4938782A/en
Application filed by カーボン・フュールズ・コーポレーション filed Critical カーボン・フュールズ・コーポレーション
Publication of JPH04502340A publication Critical patent/JPH04502340A/ja
Pending legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C10PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10KPURIFYING OR MODIFYING THE CHEMICAL COMPOSITION OF COMBUSTIBLE GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE
    • C10K1/00Purifying combustible gases containing carbon monoxide
    • C10K1/002Removal of contaminants
    • C10K1/003Removal of contaminants of acid contaminants, e.g. acid gas removal
    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C10PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10GCRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G1/00Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal
    • C10G1/002Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal in combination with oil conversion- or refining processes
    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C10PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10LFUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G, C10K; LIQUEFIED PETROLEUM GAS; ADDING MATERIALS TO FUELS OR FIRES TO REDUCE SMOKE OR UNDESIRABLE DEPOSITS OR TO FACILITATE SOOT REMOVAL; FIRELIGHTERS
    • C10L1/00Liquid carbonaceous fuels
    • C10L1/32Liquid carbonaceous fuels consisting of coal-oil suspensions or aqueous emulsions or oil emulsions

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Life Sciences & Earth Sciences (AREA)
  • Wood Science & Technology (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Solid Fuels And Fuel-Associated Substances (AREA)

Abstract

(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるため要約のデータは記録されません。

Description

【発明の詳細な説明】 短滞留時間水素不均化による石炭の改良された生成方法発明の背景 石炭は世界で最も豊富な化石燃料である。しかしながら、石炭は三つの大きな欠 点を有している。(1)石炭は固体であり、液状又は気体状物質よりも取り扱い 及び輸送が容易でない。(2)石炭は、燃焼すると酸性雨に関連する汚染物質を 生成する化合物を含む。(3)石炭は均一な燃料生成物ではなく、地域ごと及び 鉱山ごとに特性が変化する。 化石燃料において、炭素原子に対する水素原子の比は、単位重量あたりの発熱量 を決定するのに最も重要なものである。水素含量が高くなるほど、燃料がより液 状(又は気体状)となり、発熱量が大きくなる。天然ガス又はメタンは4/1( 最大値である)の水素/炭素比を有しており、石炭は約1/1の比を有しており 、シェールオイルは約1.5/L原油は約2.0/1、ガソリンはほぼ2゜2/ 1の比を有している。 亜炭、泥炭及び低い発熱量の亜瀝青炭は、鉱山の近接部、例えば坑口の動力発生 装置以外には経済的な用途を有していなかった。これは、主として低瀝青生成物 の運送コスト及びかかる石炭の特徴である高い含有率の揮発性成分及び高い割合 の水分を理由とする自然燃焼の危険性によるものである。 低ランクの石炭は、高い割合の揮発性成分を含み、自然燃焼の危険性は、脱水や 、非蒸発方法によっても増加する。したがって、保存及び輸送における脱水石炭 の安定性を保持するために、石炭を、窒素又は燃焼生成物ガスのような不活性ガ スの雰囲気で覆うか、又は、燃料としてのその効率を低下させないように石炭を 原油で覆う必要があった。しかしながらこれらの方法は経済的でない。 層成(waste coal)は、低ランク石炭とは若干異なる固有の問題点を 有している。 層成は、単位加熱量あたりのイオウ含有量が高すぎて、米国環境保護協会(EP A)の基準に適合して燃焼させることができないので、「非適合炭(non−c oIIlpliance coal)Jと称されることがある。他の層成は、B tuが低すぎて経済的に輸送することができない。この石炭は経済的な問題(埋 めるか又は他の廃棄方法を取らなければならないため)だけではなく、経済的に も魅力のないものである。 石炭の非効率的でコストのかかる取り扱い、輸送及び保存(主として石炭が固体 物質であることを原因とする)のために、経済的に輸出することができず、経済 的魅力の低い石炭に代わって石油燃焼システムが主流になつた。液体は、取り扱 い、輸送し、保存し、ボイラー中に燃焼させるのがより容易である。 石炭輸送の問題に加えて、石炭は不均質な燃料ではない、すなわち、異なる貯蔵 所からの石炭は広範囲の特性を有するという事実がある。したがって、石炭は一 定の品質を有する均一な燃料ではない。 ある地域(あるいはある特定の鉱山でさえも)からの石炭は、他の出所からの石 炭用に設計されたボイラーにおいては効率的に燃焼させることができない。ボイ ラー及び汚染制御装置は、特定の石炭に適合させるか、又は効率の損失を伴って 広範囲の物質を燃焼するように構築しなければならない。 非均−及び輸送の問題に加えて、石炭に固有の燃焼汚染物質の問題がある。石炭 は、本来、燃焼によって、酸性雨を引き起こすと考えられる汚染物質、特にイオ ウ化合物及び窒素化合物を生成する物質である。イオウ化合物は、有機及び無機 (ピライト(pyritic))の二つのタイプのものである。燃料に結合して いる窒素、すなわち、石炭中の有機窒素は、燃焼するとNOxを生成する。更に 、石炭の非均質性のために、「熱スポット」を伴って燃焼する。燃焼空気(空気 は窒素75重量%を含む)中の窒素の一部はこれら「熱スポット」によって発生 する温度の結果として、酸化されてNO8を生成する。このいわゆる「熱NO8 」は、高価な石炭燃焼ボイラー変性システムによってしか減少させることができ ない。 原炭の洗浄を利用して無機法及びイオウを除去することができるが、燃焼によっ て801及びNO,汚染物質を生成する有機窒素及び有機イオウ化合物を除去す ることはできない。SO8反応物質として石灰石を必要とする流動床ボイラーや 、スクラバー又はNo□選択触媒転化器(いわゆる燃焼及び後燃焼清浄空気技術 )は、これらの汚染の問題を軽減するために提案されている主たる技術である。 これらの器具は、燃料ではな(燃焼ガス及び炎管ガスを清浄するものであり、動 力のコストに加えて、資本の見地及び操作の見地から極めて高価なものである。 この動力のコストは、国内向けに製造された製品のコストを上昇させるだけでは なく、最終的には外国製品との国内製品の競争力を減じさせるものである。更に 、この非効率性は、CO2をより多く生成させる。Cot生成は、「温室効果」 、すなわち大気の加熱をもたらすものである。 したがって、有機窒素(燃料窒素)及び有機イオウを除去することによって、高 い反応性及び熱NOxを減少させるために低い炎温度を有する均質な燃料を与え つつ、石炭を清浄化することが有利であろう。石炭に固有の問題の幾つかを解決 するためには、石炭を合成液体又は気体状燃料に転化させることが提案されてい る。これらの「合成燃料」法は、大きな資本、及び、大量の外部から供給される 水及び外部からの水素、すなわち石炭原料以外のものから得られる水素及び水を 必要とする。該方法は、また、石炭中のほとんどの炭素原子を炭化水素にかえる 、すなわちチャコール(char)を発生させないためには大量のエネルギーを 必要とする。石炭の液化は、外部からの水素を用いた水素化を包含する。これは 、水素不均一化のように石炭分子中に存在する水素を単に「再整列ヨさせるのと は大きく異なる。 石炭の熱分解は、それによって空気と接触させずに石炭を加熱することによって 石炭を熱的に揮発させる周知の方法である。温度、圧力、雰囲気及び/又は物質 の供給の条件を変化させることによって、異なる熱分解生成物を製造することが できる。し゛たがって、通常の熱分解は、酸素の非存在下において石炭を徐々に 加熱して、極めて重質の炭化水素タール及び炭素(チャコール)を生成し、水素 を解離させる。 従来の熱分解においては、図2に示すように、石炭をより低い加熱速度及びより 長い滞留時間で比較的ゆっくりと加熱し、固体有機物質が、反応速度に、で石炭 分子のゆっくりとした分解を受けて、生として遊離ラジカル炭化水素片又はフラ グメントである「分解生成物」を得るようにする。これらの「分解」生成物は、 反応速度に2で迅速な再組成又は「縮合」反応を受ける。縮合反応によって、チ ャコール及び脱水素化炭化水素が得られ、水素及び重質(タール状)液体が遊離 される。分解反応は、水素を(転化させる代わりに)遊離し重質物質及びチャコ ールを生成するので、精製タイプの方法においては望ましくない。図2(従来の 熱分解)において示されているように、加熱がゆっくりで、k、(比較的遅い反 応速度)及びに2(比較的より早い反応速度)が重なり合う場合には、分解生成 物の脱水素、すなわち縮合反応が優勢になる。分解反応が速やかに行われ(k+ が大きい)なければ、水素化反応を行わせるために存在する水素がほとんどない 粒子内でこれらの反応及び縮合反応が起こると考えられている。 種々のランクの渡青及び亜瀝青炭からチャコール及び熱分解液体及び気体を生成 させるために石炭の水素熱分解(hydropyrolysis)を行って、水 素を加えて分解生成物が水素化されるようにすることが試みられた。これらの方 法は液相及び気相の両方において行われた。この方法は、しばしば、「部分液化 」と称され、液相及び気相の両方において行われている。ここで用いる「部分液 化」という用語は、触媒されているか又はいない、部分圧の水素を存在させる金 での加熱をペースとする石炭転化方法を包含するものである。これらの方法の中 で最も経済的なものは、より温和な条件下で行われる。これらの方法は、ゎずが しが成功していない。迅速な加熱速度を用いないと、極度の温度及び圧力を用い ることなく外部の水素によって分解物質を水素化することはできない。これらの 方法は「液化」として知られている。 これらのいわゆる「液化」方法においては、石炭を水素で処理して石油代替物を 製造する。これらの方法は長年の間知られている。典型的には、これらの方法は 、粉砕された石炭を、触媒を用いて又は用いないで、種々の溶媒と混合し、混合 物を反応温度に加熱して、石炭と水素とを高圧及び長滞留時間において反応させ る。これらの「液化」方法は、通常は約2000psigの高圧を必要とし、2 0分〜約60分の長い滞留時間を必要とし、高価な外部で製造された水素を大量 に消費し、大量の軽質炭化水素ガスを生成する。溶媒の添加及び除去、触媒の添 加及び除去、高圧供給系、高圧長滞留時間反応容器、高水素消費、並びに、高圧 生成物分離及び処理によって、これらの方法は現在のエネルギー市場においては 非経済的なものになっている。 水素熱分解によって石炭の部分液化を行ってチャコール及び熱分解液体及び気体 を種々のランクの瀝青炭及び亜瀝青炭から製造して、分解生成物が水素熱分解さ れるように水素を加えることが試みられた。これらの方法はわずかじか成功して いない。 最も経済的な水素熱分解方法は、より温和な条件下で行われる。これらの方法は わずかじか成功していない。迅速な加熱速度を用いないと、分解物質が粒子の内 部に残留し、これを外部からの水素によって水素化することができない。水素化 を促進するためには、より厳しい反応条件が必要であり、経済的な価値を低下さ せる。かかる方法の例は、米国特許第4,704,134号、4. 702.  747号及び4,475,924号において開示されている。かかる方法におい ては、石炭を、水素又は水素供与物質の存在下で加熱して、チャコール(cha r)と称される炭素質成分及び種々の炭化水素含有油及び気体成分を生成する。 多くの水素熱分解法は、外部で生成された更なる水素を用い、これが処理コスト を高め、該方法を有効に「液化」方法にする。 特定のタイプの石炭水素熱分解であるフラッシュ水素熱分解は、石炭の反応容器 滞留時間が極めて短いことを特徴とする。短滞留時間(SRT)方法は、供給原 料処理量が非常に高いのでコストが低下するという点で有利なものである。SR T法においては、石炭のチャコール、液体及び気体への転化を行うために高品質 の熱源が必要とされる。 多くの方法においては、水素を反応容器内で酸化して高品質の熱を得る。しかし ながら、反応容器内における水素の酸化は、水を生成するばかりでなく、炭化水 素を高品質の燃料に水素化するのに用いられる水素をも還元してしまう。したが って、従来の方法においては、外部からの水素を必要とするか、あるいは、高価 な水素が水に転化してしまうために生成物が低質化する。 水素熱分解のための水素を誘導する従来の方法は、(1)極めて高価な外部の水 素を購入又は生成させるか、(2) Union CarbideのJ、J、  Potterによる論文において開示されているように蒸気メタン改質を行った 後、シフト転化及びCO2除去を行うか、又は、(3) C1ties 5er vice Re5earch and Development Compan yのfilliam J、 Petersonによる論文に開示されているよう に、酸素及び蒸気によるチャコールのガス化を行った後、シフト転化及びCO2 除去を行うことによっていた。 これら3種類の水素製造方法は全て高価なものであり、石炭を加熱し液化するた めに、水素熱分解反応容器中に02を直接噴射するといったような高温熱源をい まだ必要としている。従来の方法においては、炭素(チャコール)をTexac oガス化器(Schlingerに与えられた米国特許第4,491,456号 及びMarionらに与えられた米国特許第4,490,456号)中における ような部分酸化によってガス化するか、又は、酸素を反応容器中に直接噴射する 。かかるシステムの一つがMatyasらの米国特許第4,415,431号( 1983)において開示されている。酸素を反応容器中に直接噴射すると、水素 と優先的に燃焼して熱及び水を生成する。この反応容器は高品質の熱を与えるが 、水素を消耗し、これをその後に用いて炭化水素を良質化させることができない 。また、これは水を生成し、反応生成物流(stream)から除去しなければ ならず、及び/または、反応容器を溢れさせる。更に、炭化水素副生成物のスレ ートが制限される。 したがって、(1)液化のための高品質の熱、(2)水素、及び(3)大量の水 を生成することな(かつ高価な水素を消耗することのない反応ゾーンの前の他の 還元ガスを製造する手段を与えることは遊離であろう。 しかしながら、フラッシュ水素熱分解もまた、短滞留時間に必要なより高い加熱 速度のために、より低圧において材料を熱水素分解及びガス化する傾向があると いう実質的な欠点を有することが分かった。このガス化は、液体収量及び利用し 得る水素を減少させる。したがって、フラッシュ反応を行わせる温度を高(する と、高価な液体のガスへの水素分解(hydrocracking)を増加させ る傾向がある。 米国特許第4,671.800号及び4,658,936号においては、石炭を ある条件下において熱分解または水素熱分解(hydropyrolysis) にかけて、粒子状のチャコール、ガス及び液体有機フラクションを製造すること ができることが開示されている。液体有機フラクションは炭化水素に富み、可燃 性で、有利であり、炭素質スラリー燃料系用の液相として機能することができる 。共反応生成物の分布、例えば、BTX及びナフサのような販売することのでき る炭化水素フラクション、並びにチャコールを液体有機フラクションと混合した 場合のスラリーのポンプ移送性及び安定性は、工程及び反応パラメータの関数で ある。スラリーの流動性は、固形分配合量、サイジング(sizing)、界面 活性剤、添加剤及び油の粘度の関数である。 流体燃料を製造することの経済的実現可能性は、石炭を液化してスラリー及び付 加価値を有する副生成物のスレートを製造する方法に基づく。流体スラリー燃料 の輸送の経済性はスラリーの流動性に基づく。 通常の液化反応容器は、炭素質粒子の重力を克服するのに十分な速度の反応ガス の垂直で上向きの流れを用いて、これによって気体状懸濁物中において粒子を移 動させる流動床反応容器を含むものである。流動床反応容器は、大容量の粒子を 長くて高温の暴露時間にかけて、液状及び気体状炭化水素への転化を得ることを 特徴としている。したがって、このタイプの反応容器は短滞留時間(SRT)処 理に対してはあまり有効ではなく、大量の重合(タール状)炭化水素副生成物を 生成する。 他の通常の反応容器は、高速の反応ガスの流れを用いて炭素質粒子に衝突させて これを反応容器を通して移送する連行流動反応容器(entrained fl ow reactor)である。連行流動反応容器は、小容量の粒子及び高温ガ スに対するより短い曝露時間を特徴とする。したがって、これらの反応容器はS RTタイプのシステムに有用である。 一つの従来の二段階連行流動反応容器においては、第1段階を用いて炭素質チャ コールを酸素の気体流及び水素、炭素の酸化物及び水を生成させるための反応流 (stream)と反応させる。これらの生成物は第2段階に供給され、ここで 、揮発物質含有炭素質物質が反応流中に供給される。炭素質供給物質は、第1段 階のガス流と反応して、大量のメタンガス及びチャコールを含む液状及び気体状 炭化水素を生成する。 石炭をガス化して生として気体状炭化水素を生成する従来の二段階方法としては 、5tickierに与えられた米国特許第4. 278.445号、Von  Rosenberg。 Jrに与えられた米国特許第4,278,446号、及びDonathに与えら れた米国特許第3,844,733号が挙げられる。Matyasらに与えられ た米国特許第4゜415.431号においては、第1段階のガス化ゾーンにおい て酸素及び原料流と混合すべき炭素質物質としてチャコールを用いて合成ガスを 製造する方法が示されている。次に、合成ガスを、水素熱分解すべき石炭である 更なる炭素質物質と共に、第2段階の水素熱分解ゾーンにおいて反応させる。 Rosenに与えられた米国特許第3,960.700号においては、石炭を高 加熱に短時間暴露して所望の炭化水素の生成を最大にする方法が記載されている 。 揮発反応を停止する一つの方法は、液体又は気体によって直接か又は機械的熱交 換器を用いることによって生成物を急冷することによるものである。幾つかの場 合においては、生成ガス又は生成油を用いる。ガス化用の物を初めとする多くの 反応容器は、急冷を用いて揮発反応を停止して、不飽和炭化水素の重合及び/又 は炭化水素生成物のガス化を防止している。いくつかのものは複雑な熱交換急冷 手段、例えば機械的器具を用いて反応の熱を捕捉することを試みている。かかる 急冷機構の一つがUllmanらに与えられた米国特許第4,597.776号 に示されている。これらの機械的急冷機構に関連する問題点は、これらが熱交換 装置を反応ゾーン中に導入するものであるということである。このため、熱交換 器上にタール及びチャコールが蓄積し、このため熱交換器が汚染閉塞する。 したがって、石炭が1の水素/炭素比を有し、炭素の半分上の水素を炭素のもう 半分に移動又は「再整列」させれば、その結果炭素の半分は水素を有さす、半分 は2個の水素を有するようになる。炭素の第1の部分(水素を有さない)はチャ コールであり、炭素の第2の部分(2個の水素を有する)は石油燃料油J二類似 した液体生成物である。これを石炭中に本来存在している水素のみを用いて行う 、すなわち外部の水素源を用いずに行うことができれば、石油と同等の経済的な 方法で石炭を精製し、精製された炭化水素生成物及びチャコールのスレートを得 ることができる。 外部の水を用いずに石炭のみから容易にかつ簡便に調製することができ、清浄に 燃焼する非「酸性雨」生成副生成物、例えばベンゼン、トルエン、キシレン(B TX) 、アンモニア、イオウ、ナフサ及びメタノール、並びに、(1)パイプ ライン、タンクローリ−及びタンカーを用いて輸送することができ、(2)装置 をほとんど又は全く修正することな(現在の石油燃焼システムにおける石油の代 替物として直接、あるいは、液体炭化水素燃料又は供給原料及び燃焼可能なチャ コールを提供するために目的地で別々に燃焼させることができ、(3)石炭が得 られた地域にかかわらず均一な燃焼生成物であり、(4)単位重量及び容量あた りのBTU含量が高く、(5)灰分、イオウ及び窒素含有量が低く、(6)固体 装填量及び安定性が高く、(7)生成現場又は目的地において廃棄しなければな らない汚染流出物がないものである清浄に燃焼するボイラー燃料を生成する燃料 系を提供すれば極めて有利である。 更に、短滞留時間及び内部で発生する水素を温和な条件下で用いて、高温によっ て生成物の過剰のガス化を引き起こすことなく大量の炭化水素液を効率的に製造 する、石炭を精製するためのシステムを提供すれば有利であろう。この方法にお いては、石炭中の水素を保持しかつ最大にして、副生成物価を増加させ、温室効 果を最小にすることができる。 外部からの水素を用いることなく石炭のみから容易にかつ効率的に製造すること ができ、清浄に燃焼する非「酸性雨」生成副生成物、石油代替物及び化学原料、 例えば、ベンゼン、トルエン、キシレン(BTX) 、アンモニア、イオウ、ナ フサ、ガソリン、ディーゼル燃料、ジェット燃料などのスレートを製造する燃料 系を提供すれば更に極めて有利であろう。 更に、短滞留時間及び内部で発生する水素を温和な条件下で用いて、高温による 生成物の過剰のガス化を引き起こすことなく大量の炭化水素液を効率的に生成す る、石炭を精製するための部分液化方法を提供すれば有利であろう。この方法に おいては石炭中の水素を保持し最大にすることができる。 発明の概要 本発明は、短滞留時間水素不均−化によって石炭を精製して流体燃料系及び価値 のある生成物のスレートを生成する改良された方法に関するものである。 他の態様においては、本発明は、短滞留時間部分液化によって石炭を精製して、 同時に高価な水素を保持しながら高い液体炭化水素収量を得る改良された方法に 関するものである。 予期しなかったことに、短滞留時間水素不均−化(SRT−HDP)方法を、よ り低い圧力及びより高い揮発温度で行って、付随的なガス生成及び/又は縮合反 応を行うことなく、より高い加熱速度を得ることができることが発見された。 本発明によれば、揮発性物質含有炭素質物質の粒子を、固体有機物質を迅速に分 解かつ揮発させるのに有効な速度で加熱する。分解反応によって固体有機物質が 揮発して炭化水素フラグメント及び遊離ラジカルを生成し、炭素質粒子から「脱 出」するよろになる。これらの揮発された炭化水素フラグメントを水素ドナーが リッチな気体状還元雰囲気と、フラグメントの「水素化」及び遊離ラジカルの「 水素キャッピング」を促進させるのに有効な水素化温度において密に接触させる 。 (水素化温度に依存して)若干の水素分解(hydrocracking)が起 こるが、水素化温度及び水素化滞留時間を選択して、熱水素分解及びガス化を減 少させる。粒子を揮発温度に速やかに加熱して固体有機物質を分解し、水素化温 度において水素化することによって、安定で高品質の炭化水素液が、縮合反応及 び水素分解の両方からのガス生成を最小にしながら、内部で発生した水素から生 成する。したがって、高い加熱速度を得て、付随的なガス化及び/又は分解反応 を促進することなく、分解生成物の有効な水素化が行われるように水素化温度を 選択しながら分解反応速度を上昇させることができる。 本発明は、揮発性物質を含む炭素質物質を、短滞留時間水素不均−化によって精 製して、炭化水素含有生成物のスレートを製造する改良された方法を包含する。 この方法は、揮発性物質含有炭素質粒子を、縮合及びチャコールの生成を最小に するのに有効な速度で、分解され揮発された生成物を製造するのに有効な揮発温 度に迅速に加熱する加熱工程を意図するものである。分解された生成物を、水素 化温度において、水素ドナーがリッチな気体雰囲気と接触させ、分解され揮発さ れた物質の水素化及び水素キャッピングを行わせる。水素化は、フラグメントの 水素化を完了させるのにを効な滞留時間で行われる。次に、水素化された物質を 反応温度未満の安定温度に急冷して、熱水素分解による液体生成物のガスへの分 解を防止することができる。 加熱工程における加熱速度は、分解反応速度が最適になるような速度である。 揮発性物質と、水素ドナーがリッチな気体還元雰囲気との接触は、該分解揮発性 物質が水素化されるような条件下で行われる。 好ましい態様においては、水素ドナーがリッチな気体還元雰囲気は、実質的な部 分において、炭素質物質から得られる。−態様においては、水素ドナーがリッチ なガス及び/又は水素はHDP混合ガス中に存在する。他の態様においては、水 素ドナーがリッチな雰囲気を第1の急冷流として用いて、温度を分解温度未満に 低下させ、水素化温度を得る。更に好ましい態様においては、水素化された物質 を急冷して、更に安定化する、即ち、液体の更なる水素分解及び/又は縮合反応 を防止する。 他の態様においては、水素不均一化反応からの炭化水素含有分解蒸気を、炭化水 素蒸気から回収され再循環されている重質油成分と接触させることによって、水 素ドナーがリッチな気体還元雰囲気の存在下において水素化温度への最初の部分 的な急冷にかける。分解蒸気の温度を低下させることに加えて、この最初の急冷 によって、重質油の温度が、重質油の軽質油−・の「熱分解」を起こすのに十分 な高い温度に上昇せしめられる。好ましくは、水及び炭化水素蒸気から回収され た軽質循環油を含んでいてよい第2の急冷媒体を用いて、蒸気の温度を安定化温 度に低下させる。非常に好ましい態様においては部分酸化反応容器を用いて、揮 発/分解及び水素ドナーがリッチな雰囲気を生成させる。 更なる態様においては、短滞留時間反応を用いて、より低い圧力及びより高い揮 発温度において石油代替物及び化学供給原料を製造して、付随的なガス生成及び /又は縮合反応を起こさずにより高い加熱速度を得て、高い炭化水素液収量を得 る。 更なる態様においては、触媒を供給石炭又は中間急冷ガスと共に噴射して、液体 炭化水素収量を向上させ、高品質の水素化油生成物を製造することができる。 更に他の態様においては、触媒を、更なる水素化に有効な温度及び滞留時間にお いて、チャコール分離器の下流において噴射するか又は部分的に水素化された炭 化水素と混合することができる。好ましくは、液化反応からの反応生成物を水素 又は水素がリッチなガスを用いて水素化温度に冷却する。水素がリッチな蒸気及 び水素化温度によって、液体炭化水素の接触水素化のための理想的な条件が与え られる。 他の態様においては、メタン又は他の軽質炭化水素ガスを含むメタンがリッチな ガスを、炭素質供給原料又は加熱供給ガスと共に、炭素質供給原料からのメタン 及び他の軽質炭化水素ガスの生成を遅延させるのに有効な量、液化反応容器中に 噴射することができる。短滞留時間反応容器中にメタンを加えると、炭素質供給 原料のメタンへの転化を大きく減じ、液体炭化水素収量を高め、したがって、水 素消費を大きく減少させることができることが分かった。 図面の簡単な説明 図1は、本発明の石炭水素不均一化(HDP)のためのフローシート図であり、 番号が付されたブロックは、本発明の実施によって意図され、以下の説明におい て記載されている単位処理工程及び/又は装置を示している。 図2は、従来の熱分解に関する反応速度及び反応、並びに、本発明のHDP反応 に関する反応速度及び反応を示す図である。 図3は、本発明の石炭部分液化方法のフローシート図であり、番号が付されたブ ロックは、本発明の実施によって意図され、以下の説明において記載されている 単位処理工程及び/又は装置を示している。 好ましい態様の説明 本発明の方法は、プラント貯蔵区域において受容された石炭供給原料から始まる 。図1を参照すると、供給原料8は、石炭粉砕ユニット10に送られ、ここで、 必要な場合には、石炭は粉砕され選別され部分的に乾燥される。選別され部分的 に乾燥された石炭を、過熱流及びガス分離ユニット22がらの循環ガスと直接接 触させることによって石炭をプレコンディショニング及び予備加熱するプレコン ディショニングユニット12(場合によって設置する)に供給する。反応流、循 環ガス及び空気分離プラント(図示せず)からの酸素を、部分酸化(POX)ユ ニット14において第1段階の反応として反応させて、高温(以下でより詳細に 説明する)で水素がリッチな還元ガスを製造する。加熱PoXガスによって、熱 、水素、及び、短滞留時間水素不均−化C3RT−HDP)反応における炭素質 物質の5RT−HDPに必要な還元雰囲気(Co) 、並びに、下流の水素処理 及び分別ユニット34におけるHDP液の水素処理に必要な補填水素(make −up hydr。 gen)が提供される。 ユニット12からのプレコンディショニングされた石炭を、5RT−HDP反応 容器及び急冷ユニット16において、ユニット14からの熱POXガス及びガス 分離ユニット22からの熱循環水素と接触させる。石炭は、速やかに、チャコー ル及びHDP蒸気に水素不均一化される。反応容器における滞留時間は、石炭の ランクに依存して、約0.002秒〜約2.0秒、好ましくは0.02〜1゜0 秒、より好ましくは0,03〜0.075秒である。重質不飽和炭化水素の分解 及び引き続く反応(重合及び/又は縮合)を防止するために、HDP蒸気を、ま ず最初に、約900’ F (482℃)〜約1500°F(816℃)、好ま しくは約1000’ F (538℃)〜約1300’ F (704℃)のオ ーダーの水素化温度に、循環液によって5RT−HDP反応容器の下部において 、好ましくは重質油の最初の又は上流における急冷によって急冷し、次に、水素 化物質を、第2の又は下流の急冷によって100O’ F (538℃)未満の 安定化温度に、好ましくは軽質油/水混合物急冷によって900°F(482℃ )未満に安定化させる。水素化反応は、温度に依存して、当該技術において周知 の滞留時間行われる。約01〜約50秒の滞留時間で十分である。 チャコール生成物は、チャコール分離ユニット18においてHDP蒸気から分離 され、チャコールの大部分は冷却及び粉砕(選別)ユニット20に送られる。 少量の加熱チャコールは蒸気ボイラー、例えば流動床ボイラー(図示せず)に送 られ、そこで、燃焼されてプレコンディショニングユニット12に必要な蒸気が 生成される。蒸気を生成させる水は水処理ユニット28から得られる。冷却され 選別されたチャフール(−325メツシユが32%)を、スラリー製造ユニット 36において、水素処理された油、メタノール及び乳化量の水と混合して、本発 明の副生成物である非汚染性流体スラリー燃料系を製造する。 冷却及び分離ユニット24において、熱急冷HDP蒸気を冷却して熱を回収し、 洗浄して残留チャコールダストを除去する。凝縮油及び水が分離される。分離さ れた油は、水素処理及び分別ユニット34に送られる。 分離された水は、水処理ユニット28においてストリッピングされ、溶解ガス及 びアンモニアが除去される。次に、無水アンモニアを副生成物として回収し、貯 留ユニット(図示せず)に送る。ストリッピングされた水をユニット28におい て濃縮し、溶解有機物及び塩を、水の小さなフラクション中に濃縮する。炭化水 素含有量の高い濃縮物を、次に、流体燃料系の製造において乳化水として用いる ためにスラリー製造ユニット36に送る。濃縮器からの蒸留水を用いて蒸気ボイ ラー(図示せず)において蒸気を生成させる。したがって、設備からの水放出流 出物はない。 洗浄されチャコールダストが除去されたユニット24からの非灘縮冷却イオウ含 有ガス(sour gas)をガス精製ユニット32に送り、ここで、イオウ化 合物、痕跡量の不純物及び二酸化炭素の大部分を除去する。ガス中のナフサレン ジの炭化水素もユニット32において回収され水素処理及び分別ユニット34に 送られる。 除去されたイオウ成分はイオウ回収ユニット36に送られ、ここで、通常の手段 によってイオウが副生成物として回収され、貯留ユニット(図示せず)に送られ る。分離されたCO2は、通常の手段によって約2000psia (137気 圧)に圧縮され、パイプライン(図示せず)によって、副生成物として、改良さ れた油回収、農業及び食品産業において用いるために除去される。 ガス精製ユニット32からの精製ガスは、「貫流」メタノール合成ユニット30 に送られ、ここで、単一行程で、ガス中のH2、Co及びCO□の一部が接触転 化器によってメタノール及び水に転化される。製造された粗メタノールは、ユニ ット30において例えば蒸留によって精製され、純粋なメタノールが分離され貯 留ユニット(図示せず)に送られる。水流中の高濃度のメタノール(メタノール 95容量%以下)もまた分離され、流体燃料系を製造するためのスラリー製造ユ ニット36に送られる。この反応流は、燃料系に対する希釈剤及び加熱N01抑 制剤を提供しつつ、高価なメタノール精製の必要性を打ち消すものである。未反 応ガスは、メタノール合成ユニットからパージされ、ガス分離ユニット22に送 られる。 ガス分離ユニット22においては、メタノール合成からのパージガスが二つの反 応流、即ち水素がリッチなガス及びメタン/−酸化炭素がリッチなガスに分離さ れる。分離された水素がリッチなガスの一部は、ユニット16における5RT− HDP反応容器に循環される前に圧縮され加熱される。水素がリッチなガスの残 りは、水素処理及び分別ユニット34に送られる。メタン/−酸化炭素がリッチ なガスは、ボイラー(図示せず)中であらかじめ加熱された後、プレコンディシ ョニングユニット12に循環される。 分離されたナフサ含有BTXは水素処理され、BTXは次にユニット34におい て抽出蒸留によって分離される。BTX及びナフサは分離され貯留ユニット(図 示せず)に送られる。分離された油(380°F(193℃)及び沸騰炭化水素 )もまたユニット34において水素処理される。水素処理された油はユニット3 6に送られ、チャコールと混合されて本発明の流体スラリー燃料が製造される。 この水素処理された油は、18000Btu/lb (10000カロリー/g )を超える熱価を有し、実質的にSO8及びNOx生成化合物を含んでいない。 本方法において供給原料として用いることのできる炭素質物質は、概して、水素 熱分解蒸留(hydropyrolytic destructive dis tillation)をうけて粒子状チャコール及び揮発生成物を生成するいか なる揮発性物質含有物質であってもよい。 種々のランクの瀝青炭及び亜源青炭、買戻及び亜炭がその例である。泥炭もまた 用いることができる。無煙炭は揮発性物質が最小であるので、好ましい供給原料 ではない。低割合の揮発性物質を有する石炭を用いると、アルコール又は他の「 補填」炭化水素を、水素不均一化から誘導された液体有機フラクションに加えて 、所望の流動特性を有するパイプラインで輸送可能な組成物を調製しなければな らない。 好ましくは、補填炭化水素を最小にするのに十分な揮発性物質を有する亜炭ラン クから中程度の揮発瀝青ランクの石炭を用いる。亜炭は、水素不均一化及びメタ ノールの製造のためのプロセス水及び55重量%以下(乾燥基準)の揮発性物質 を含むので、本発明に関して有利な出発物質である。これは、高い液体含量を有 するチャコールスラリー及び低い粘度の液体を製造するのに有利である。更に、 ここで開示しているように、石炭のプレコンディショニングによって、液体の収 率が上昇し、かかる液体の粘度が低下する。本発明においてこれを用いるかどう かは、精製する石炭のランクに経済的に依存し、かつこれに基づいて決定される 。 石炭の物理特性もまた、本発明方法の実施において重要である。高いランクの石 炭は可塑性を有し、水素不均一化工程中にそれを凝集させ消和させる傾向のある 膨潤特性を有していない。 採炭及び調製は、Kirk−Othmer ENCYCLOPEDIA OF  CHEMICAL TECBNOLOGY、第2版。 vol、5. p、606−676において詳しく説明されている。石炭は、露 出又は地下法のいずれかの適当な当該技術において周知の方法によって採炭され る。 好ましくは約5cm未満の粒径を有する原炭を、通常、粉砕にかけて粒径を減少 させる。粒径は石炭の特性及び選鉱の必要性に依存して選択される。好ましくは 石炭は70%が一200メツシュに粉砕される。寸法を減少する必要性及び減少 された物質の寸法は、用いる処理条件、石炭材料の組成及びランク、特にその凝 集傾向及び石炭の無機イオウ含有量及び灰分に依存する。例えば高い割合の灰分 又は無機イオウを含む石炭について選鉱が必要な場合には、好ましくは、石炭を 粉砕し、洗浄及び選鉱法にかける。凝集傾向を有する石炭を用いる場合には、粒 子状チャコールを製造し、HDPの間の凝集を防止するために、石炭の寸法は水 素不均一化法及び処理条件に適合させなければならない。 石炭の調製 図1を参照すると、ユニット10は、予備処理ユニット12に導入するだめの石 炭を調製するのに必要な、石炭の受容装置、貯蔵装置、再生装置、移送装置、粉 砕装置及び乾燥装置を含む。このユニットは、また、5cm〜70%−200メ ツシユの受容寸法の供給石炭を粉砕し、石炭を約1〜12重量%、好ましくは2 〜約4重量%の水分を含むように乾燥させる装置を含む。 粗粉砕(crushing)、微粉砕(pulverizing)及び粉砕(g rinding)は、当該技術において公知の任意の装置で行うことができるが 、好ましくは、対向回転ケージミル、ハンマーミルなどのような衝撃ミルで行う 。粉砕器を加熱ガス流で清掃し、これによって石炭が部分的に乾燥される。粉砕 器の出口温度は約100°F(38℃)〜約500°F(260℃)、好ましく は150°F(66℃)〜約400’ F (205℃)に保持される。 粉砕された石炭は、空気圧によって、石炭プレコンディショニングユニット12 内に配置されている一連の遠心分離器に送られる。これらの遠心分離器からのガ スの一部は粉砕器回路に戻され、ガスの残りは大気中に放出される前にバグハウ ス(bag house)に送られる。飛散ダスト回収器が移送点に設けられて おり、大気中に放出される石炭ダストを最小にしている。有利には、炭素質微粉 末などが直接水素不均一化にかけられる。 石炭のプレコンディショニング 図1のユニット12は、反応流(stream)及びメタン/−酸化炭素(CH 4/CO)がリッチなガスによる石炭のプレコンディショニングを包含する。石 炭粉砕ユニット10から空気圧によって送られた石炭は、遠心分離器に供給され 移送ガスから石炭が分離される。移送ガスの大部分は石炭粉砕ユニット10に循 環される。スリップストリームがバグフィルタ−に迂回されて、大気に排気され る前に連行石炭が除去される。遠心分離器及びバグフィルタ−からの石炭は、石 炭供給サージング容器に送られる。石炭は、通常、空気分離プラントからの高圧 窒素によって加圧されているロックホッパーを通して供給される。上部のロック ホッパーが石炭で充填されると、石炭を下部のロックホッパーに放出する前に加 圧される。次に、空になった上部のロックホッパーを大気圧に減圧して、サージ ング容器からの石炭で再び満たす。ロックホッパーバルブは、例えば石炭の充填 、加圧、石炭供給及び減圧のシーケンスを制御するために用いられるマイクロプ ロセッサ−ユニットによりて制御される。 石炭プレコンディショニングユニット12は、好ましくは、流動床容器であり、 ここで、ロックホッパーからの石炭を、CHa/COがリッチな循環ガス及び反 応流と、約100ps ig (6,8気圧)〜約1200ps ig (81 ,6気圧)、好ましくは約400ps ig (27,2気圧)〜約800ps  ig (54,4気圧)、より好ましくは約500ps ig (34,0気 圧)〜約700psig(47,6気圧)において、約600°FC316℃) 〜約1050°F(566℃)、好ましくは約800″F (427℃)〜約1 000°F(538℃)、より好ましくは約950°Fの温度で接触させる。石 炭を加熱ガス及び反応流と接触させて、混合石炭及び約3500F (177℃ )〜約650°F(343℃)の温度であるガス温度を得る。実際の温度は石炭 に依存する。石炭のコーキング及び凝集は、特に混合温度に対して感受性が高い 。プレコンディショナー中における石炭の滞留時間は、所望の温度、石炭粒子の 粒径分布、石炭のランク、及び処理速度に依存して、約30秒〜3分、好ましく は約2分で変化する。反応流の速度は、好ましくは反応流中に石炭粒子を懸濁さ せるように調節される(流動床)。 過熱流及びガスによって、石炭がユニツ)16内の5RT−HDP反応容器に供 給される前に予備過熱及びプレコンディショニングされる。流動床からの反応流 、ガス及び連行石炭は、分離器、例えば内部遠心分離器に送られ、ここで、石炭 が分離され流動床に戻される一方、分離器からの連行炭化水素を含む得られた反 応流及びガス流はPOX反応容器(ユニット14)に送られる。これらの連行ガ スは、POX反応容器における燃料としての又はHDPにおける水素源としての 価値を有する。プレコンディショナーからのプレコンデインヨニングされた石炭 はHDP反応容器に送られる。有利には、ブレコンデイノヨニングは、HDP反 応中に発生するチャコール及び熱ガスの両方からの処理熱を用いて行われる。  したがって、プレコンディショニング流及び連行炭化水素のいずれも空気中に放 出されず、実際、POXユニット14において用いられる。連行炭化水素は、部 分酸化反応容器における燃料源として使用されて、熱を増加させ、水素、COな どを生成させる。プレコンディショニングは、特定のランクの石炭の液体収率の 増加と、プレコンディショニングユニットの設置コスト及び操作コストとを比較 して場合によって使用される。 部分酸化 図1を参照すると、ユニット14として示されているPOX工程は、合成ガス( H2及びCo)を製造することのできる任意の加圧部分酸化反応容器を含むこと ができる。この工程は、水素、高品質の熱、及び、不均一化反応並びに下流にお いてイオウ及び窒素を水素処理及び還元するための水素の製造のための還元雰囲 気(Co)を生成する。これは、HDP反応容器の第1段階として組み合わせる こともでき、又は好ましくは別々のユニットであってもよい。POX反応容器に おいては、メタン/−酸化炭素がリッチなガス及び反応流を、酸素と化学量論量 以下で反応させて(sob−stoichiometrically reac ted)、水素がリッチなガス、CO及び高品質の熱を生成する。CH4/ C Oがリッチなガスは、好ましくは、いかに説明するガス分離ユニット22からの 反応ガスである。POX反応容器からの水素がリッチなガス、CO及び未反応流 は、高温であり、必要な熱及び石炭を水素不均一化するために必要な還元雰囲気 を与える。 より詳しくは、本発明においては、燃料ガス、好ましくはCOがリッチなメタン 、より好ましくは精製反応ガスを、酸素との第1段階の反応容器中に導入する。 酸素は、全ての燃料ガスと反応するのに必要な化学量論量よりも少ない量存在す る。水の生成を優先的に抑制するのに十分な量の蒸気も導入される。蒸気は、好 ましくは石炭のプレコンディショニングから誘導される。ガス流中のCOは、水 からの酸素の抽出によって水素を選択的に製造するのに好ましい。これは、−以 上の次の反応にしたがって起こる。 CHイ+1/2 02 → Co+2H2CH4+02 → Co2+2H2 CH4+H20−CO+ 3 H2 CO+H20−Co2+H2 概して、酸素を、容量比1:1のメタン/Co比を基準として約0.3〜約12 5、好ましくは約0.40〜約0.90.最も好ましくは約0. 5〜約0.  75の範囲の酸素対CH4/C○のモル比を与える重篤1段階の反応容器中に導 入する。これらの比は、生成する熱及び排気ガスの組成に関する必要性、特に必 要なH2の分圧に依存して変化する。 酸素、燃料ガス及び反応流を第1段階のPOX反応容器中において、約1001 00psi、8気圧)〜約1200ps ig (81,6気圧)、好ましくは 約400psig (27,2気圧)〜約800psig (54,4気圧)、 より好ましくは約500psig (34,0気圧)〜約700ps i g  (47,6気圧)の圧力、約1300°F〜3000°F(704℃〜1649 ℃)、好ましくは約1500’F〜25006F (816℃〜1371℃)、 より好ましくは約1800’F〜約23000F (982℃〜12600C) の範囲の温度で反応させる。 第1段階の反応によって、主として水素、CO及び反応流並びに−酸化炭素及び 少量の他のガス、例えば窒素等を含む熱ガス流が生成する。第1段階反応におけ る温度は、生成する熱ガス流が、条件に依存して少量のメタンは存在するが、炭 化水素、酸素成分及びヒドロキシ成分を実質的に含まない(例えば合計で全ガス 流の0. 1重量%未満)ように制御される。熱ガス流は、好ましくは、ガス分 離ユニット22(以下に説明する)からの約1000°F(538℃)に加熱さ れた循環水素と混合される。次に、均一な温度を有する得られた気体混合物をH DP反応容器中に噴射する。 水素不均一化及び急冷 プレコンディショニングユニット12からの石炭を、重力及び差圧によって水素 不均一化(SRT−HDP)反応容器及び急冷ユニット16に供給する。石炭は 、好ましくは、中心供給ノズルを通して反応容器中に噴射され、ここで、速やか に加熱され、約1000°F(538℃)〜約20006F (1260℃)、 好ましくは渡青炭に関しては約1500’ F (816℃)〜1750°F( 954℃)、亜瀝青炭及び亜炭に関しては1300°F (704℃)〜150 0°F(816°C)の熱平衡混合温度において不均一化される。石炭は水素を 含む熱ガスと接触することによって加熱される。 上記に説明したように、POX法においては、化学量論量よりも少ない酸素及び 反応流を、好ましくはガス分離ユニット22からの反応ガス(CH4/Coがリ ッチ)と接触させて、主としてC01H2及び熱を含む生成物を得る。この熱ガ スを、プレコンディショニングユニットからの石炭と接触させて、石炭を揮発温 度に速やかに加熱する。予め約1000’ F (538℃)に加熱されたガス 分離ユニットからの循環水素を反応容器に同時に供給することができる。石炭は 、好ましくは、ガスと混ぜ合わせることによフて、約IQOps jg (6, 8気圧)〜約1200ps ig (81,6気圧)において約1000°F  (538℃)〜約2000°F (1093℃)に加熱して不均一化し、揮発さ れた物質を水素化にかける。 熱POXガスによって、石炭は、少な(とも約10000°F/秒(5538℃ /秒)であって、約10000°F/秒(5538℃/秒)〜約2500000 F/秒(138871℃/秒)の範囲の加熱速度で速やかに加熱される。 石炭と接触させる前に、熱ガスを、粒子状石炭と熱ガス流との密な接触を達成し 、約2ミリ秒〜約2秒、好ましくは約20ミリ秒〜約1秒、より好ましくは約2 5ミリ秒〜約150ミリ秒、最も好ましくは30〜75ミリ秒の反応容器内の滞 留時間内で石炭を揮発させるの速度に加速させる。石炭と接触させる前に、熱ガ スを、約200フイート/秒(61m/秒)〜約1000フィート/秒(305 m/秒)、好ましくは約300フイート/秒(91m/秒)〜800フィート/ 秒(244/秒)、最も好ましくは約400フイート/秒(122m/秒)〜6 00フィート/秒(183m/秒)の速度に加速して、固体及びガスの混合を達 成する。 HDP工程に導入する粒子状石炭の量及び熱ガスの量を制御して、所望の反応温 度及び滞留時間を得ることができる。水素及びCOの分圧が高くなり、HDP反 応容器中の反応流の分圧が高くなると、より飽和された炭化水素及びCO2が生 成する。HDP工程からの反応物質及び生成物は、速やかに冷却されて所望の全 水素不均一化反応曝露時間を得る。 第1及び第2段階の工程は、二つの別々の反応容器内で又は単一の容器内で行う ことができる。後者の構成においては、炭素質供給原料を第1段階からの熱ガス 中に導入して第2段階を行わせる。反応容器又は容器を通る生成物流の方向は、 反応容器又は単一の反応容器の縦方向の軸方向の整列のみに依存する。高い速度 の反応流を用いて反応生成物を反応容器を通して進ませることによって、反応容 器又は容器の軸整列の方向を変化させることができる。従来は熱のために第2段 階反応中に酸素を噴射した。本発明の第2段階において存在する酸素は、石炭分 子中の酸素からのものである。HDP反応容器への供給流中に酸素が含まれず、 水の生成が優先的な反応ではないことが重要な特徴である。好ましくは本工程の 第1段階は別々のユニットにおいて行われる。この方法においては、POX反応 容器セクションの出口端は、第2段階反応を行うように設計されている反応セク ションの導入端にごく接近して接続されている。二つの反応セクションは、高い 生成物流速、短滞留時間、連行法反応容器を用いる二つの物理的に分離した適合 する反応容器を含んでいてよく、あるいは、二つの反応段階は単一のユニットの 一体の部分又はゾーンであってもよい。高速連行空気は所望の生成物プレートを 得るのに必要な高い速度の流れ及び短曝露時間が与えられる限りにおいては重力 依存性ではないので、反応容器の軸方向の整列の方向は重要でない。 単−容器又は別々の反応容器を用いて2段階工程の他の態様を与えることが可能 である。第1及び第2段階を通って移動する生成物の方向は、高速の推進力を用 いて重力を克服し、適当な加熱勾配及び迅速な生成物移動が与えられた場合には 、上向き又は下向きのいずれにも限定されない。 この2段階工程は、任意の固体又は半固体、あるいは液状の炭素質物質の水素不 均一化のためにも用いることができる。好ましくは、POXユニット14に酸素 を化学量論量以下の量導入して、第2段階の揮発における所望の操作温度範囲を 保持する。上記を加えて物質バランスを得、相シフト反応を向上させ、水の生成 を抑制する。量は、供給原料及び所望の生成物プレートに対する経験によって決 定する。したがって、上記の必要性は、第2段階の炭素質物質の供給速度、導入 する炭素質供給物質のタイプ、及び第2段階における操作条件等に依存する。 第2段階において温度をより高くし、高温曝露時間をより長くすると、重質炭化 水素が軽質物質に分解されるので、第2段階においてより多量の水素が必要にな る。第2段階の水素に関する要求を満足するためには、例えば、炭素質物質1ポ ンド0505〜領 25ボンド(炭素質物質1kgあたり0.05〜領 25k g)のH2を第2段階中に供給することが必要である。 水素を再配列し、炭素質物質中の成分からの水素を用いることを包含する本方法 は、ある制限を有している。特に、この方法で生成することのできる水素の量は 限定されている。しかしながら、無煙炭以外の殆どの石炭について、石炭の液化 、重質物質の分解及び、固体炭素の一部の水素化さえも可能であることが見出さ れた。勿論、より多(の水素が供給原料中に存在すれば、生成する燃料はより価 値の高いものができる。 耐火材料でライニングされた反応容器を用いて、炭素質物質を揮発させることが できる。この容器は、組合わされた1段階及び2段階工程用の単一の容器、ある いは2段階工程のみ用のものであってよい。第2段階容器における耐火材料は、 円筒状又は直方体の形状であってよい。 第2段階反応容器構造の一部として、粒子状石炭を速やかに噴射し、石炭に加熱 されている水素がリッチな還元ガス流を速やかに混合し加熱するために噴射シス テムが好ましく用いられる。石炭噴射装置は、中心に配置されてもよく、あるい は、反応容器のヘッドの部分に分散された一連のマニホールド噴射装置を形成し ていてもよい。炭素質物質及び熱ガスは、好ましくは、直方形のスロットを通し て、水平面から測定した際に60°以下の熱ガス流噴射角で噴射される。粒子噴 射のための手段は、重力流、差圧、連行流などのような当該技術において公知の 任意の手段であってよい。 図2は本発明と従来技術の熱分解方法の間の差異を示している。以下の説明は例 示的な理論としてのみ記載したものであり、本発明を制限するものではない。 揮発性物質を含む炭素質物質の迅速な揮発及び分解は、炭素質物質を極めて速や かに加熱して揮発温度への高い加熱速度(秒単位)を得ることによって達成され る。この加熱速度によってに、が上昇し、縮合反応速度に2が最小になることが わかった(図2参照)。分解をより高い加熱速度で行うと、即ち10000°F /秒(5538℃/秒)で行うと、分解された揮発物質は、遊離ラジカル部位を 有する低分子量炭化水素として、分解され、フラグメント化し、粒子から「脱出 」する。この分解された物質が粒子から出て(る際に、この分解された物質の周 囲の雰囲気中に水素が存在していれば、分解された物質は水素化される。より低 い加熱速度において縮合反応を行わせた場合には、雰囲気中の水素の存在はそれ ほど有効ではない。 しかしながら、高い加熱速度を達成するためには、混合温度を比較的高くして、 石炭粒子に、ミリ秒単位の時間で速やかに加熱するのに十分なエネルギーを与え なければならない。しかしながら、この高い温度は、水素化液の生成に影響を与 え、気体生成物への分解を促進し、このために水素が消費され、液体生成物が低 質化することになる。 (「安定化急冷」によって反応を停止させるのと対比して)分解され揮発された 物質の温度を水素の存在下で水素化温度に直接調節することによって、k、が増 加し、水素化された軽質液体が生成する。図2における反応式において示されて いるように、反応定数に2で「縮合」反応をうけさせるのに用いることができる 分解物質の濃度が最小になる。また、温度を水素化温度に調節することによって 、従来は高加熱速度揮発工程の必然的な生成物であると考えられていたガスへの 高温熱分解が最小になる。 分解生成物が十分に水素化された後に、水素化生成物を更に急冷して全ての反応 を停止させることができる。したがって、本発明によれば、石炭の初期の加熱速 度は、大量のガスを含む揮発生成物の最終的なスレートを決定することはなく、 縮合反応を有効に避けることができる。 反応容器の全面に、容器の周囲に環状形態で一以上の急冷ノズルを設け、これを 通して急冷媒体を施して、反応を遅延及び/又は停止させ、反応生成物の温度を 低下させる。 水素化 水素化は、好ましくは、反応物質の温度を低下させて、過剰の水素分解を抑制し 、水素化を促進することによって行われる。約0.1秒〜約5. 0秒のオーダ ーの滞留時間において、約900°F(482℃)〜約1500″F (816 ℃)、好ましくは約1000°F(538℃)〜約1300’ F (704℃ )の範囲の温度で十分である。温度の低下は、好ましくは、単一の又は一連の急 冷工程で行われる。水素がリッチなガスが好ましい急冷媒体である。急冷中に水 素分解を受ける重質プロセス油が非常に好ましい。 急冷 HDP蒸気を瞬時急冷にかけて、最終的に揮発反応を停止し、直接熱交換を与え る。これは、重複してもよい2以上のステップで行うことができる。特に好まし い態様においては、2段階急冷を用いて、縮合反応、即ち高粘度タール及び/又 はガスの生成を最小にする。第1段階においては、HDP反応において生成した 重質油を第1の急冷媒体として循環させる。この急冷媒体を、急冷ノズルの第1 のセットを通して反応室中に直接噴射して、水素化温度への温度低下及び重質油 及びタールの熱分解を行わせる。 第2急冷段階は(用いる場合には)、好ましくは循環水及び軽質油を用いてHD P揮発物質の温度を、約1000°F(538℃)未満、好ましくは約700゜ F(371℃)〜約900°F(482℃)の安定温度に低下させて、不飽和炭 化水素及び遊離ラジカルの反応(重合)を防止し、ガスへの更なる「熱分解」を 抑制する。 この急冷工程においては、間接的な熱交換器は用いず、分別蒸留のための熱が、 この急冷工程における反応容器内の相互作用によって蒸留されるべき液体に直接 移動する。したがって、再加熱は必要なく、「工程が少ない(step dow n)J方法が与えられる。また、これによって、チャコールをスラリー化するた めの軽質油が更に生成され、向上された固体生成物のためにタールを用いる必要 性が排除される。 急冷液の量は、その蒸発潜熱及び熱容量又はHDP蒸気の有意の熱を吸収する能 力によって決定される。急冷液は、反応物質混合物と速やかにかつ十分な量で配 合して混合物を有効反応温度未満に速やかに冷却することのできる任意の液体又 は気体を含んでいてよい。反応物質HDP蒸気の冷却又は急冷は、HDP反応容 器内で、又はHDP反応容器からのガスの放出の後に行うことができる。例えば 、反応物質蒸気を、HDP反応容器及びチャコール分離器の間のバイブライン中 において、パイプライン内に配置された急冷ノズルによって急冷することができ る。 HDPにおける短BIH時間は、芳香族液体及び軽質油の生成に影響を与えるも のである。炭素質物質を迅速に加熱することによって、供給粒子から揮発性物質 が脱出する(液化)のみならず、より大量の炭化水素がより小さい揮発性物質に 熱分解して、これが迅速にホスト粒子から脱出して縮合反応が大きく抑制される ことが分かった。水素化温度に速やかに急冷することによって、これらの揮発性 物質は、水素と反応してより反応性の低い生成物が生成され、次に、揮発性物質 の内部エネルギーが反応性エネルギーレベル未満に低下せしめられることによっ て、まず安定化される。総合的な結果は、これらの揮発性物質が迅速に生成させ て重質油又はタール(高分子量化合物)への重合が防止され、より軽質の炭化水 素液が最大量になるということである。 HDP反応容器生成物スレートは、生としてH2、CO,CO2、H2S5NH ,、H2O,C,〜C4炭化水素、ベンゼン、トルエン及びキシレン、沸点70 0°F(371℃)以下の液体及び沸点700°F(371℃)以上の液体を含 む。生成物スレートは、石炭のタイプ、及び、圧力、温度及び第2段階の滞留時 間のような反応容器システム内において変化させることができる操作パラメータ ーに依存する。第2段階)TDP反応容器への供給物質中におけるCo、COz 及びCH。 の存在は、短曝露時間の高温水素分解におけるベンゼン、トルエン、キシレン( BTX)及び他の液体生成物の生成を抑制しないことが分かった。CH,及びC O2は、第2段階の反応に殆ど影響を与えない単なる希釈剤である。水の生成( H2+1/202→H20)を抑制するために水蒸気を共存させることが必要で あり、全体的な反応によって水から水素が抽出され、水素化反応において消費さ れる水素の一部を提供する。水素は第1段階において水蒸気から抽出され、第2 段階における水素の必要性を満足させる。 第2段階の炭素質供給物質中の炭素の全量に対する第2段階の最終生成物中にみ られる気体及び液体中の炭素の割合で表される全炭素転化率は、約30重量%〜 約70重量%の範囲である。第2段階の炭素質供給物質中の炭素の全量に対する 第2段階の最終生成物中におけるある成分に転化した炭素の割合で表される成分 炭素転化率は以下の範囲である。C,−C4炭化水素:約5重量%〜約50重量 %、BTX 約1重量%〜約20重量%、沸点700°F(371℃)以下の液 体(BTXを除く):約1重量%〜約35重量%、沸点700’ F (371 ℃)以上の液体:約0重量%〜約20重量%。 第2段階の生成ガスは、アンモニアのような販売可能な副生成物の抽出のために 、生成油を水素処理するための水素源として、燃焼システムにおいて用いる燃料 として、及び、炭化水素がリッチな液体として用いてスラリー液の粘度及びスラ リーの流動特性を変化させることのできる低級鎖アルコールの製造のための供給 原料として有用である。好ましい態様によれば、これらのガスは、主として液体 有機フラクションに混合することができる低級鎖アルコールを製造するために用 いられる。有利には、ガスは、市販又は工程において用いる前に「硫化物変質( sweeten)Jされる。この方法における潜在的な汚染物質の排除によって 、スラリーの非汚染性燃料としての価値が高まるのみならず、気体生成物が工程 において捕捉され、販売又は利用されるので、工程の経済性をも向上せしめる。 チャコール分離 急冷されたHDP蒸気及びチャコールは、第1のチャフール分離器(図1におけ るユ18)に送られ、ここで、殆どのチャコールが蒸気から分離される。蒸気流 は、次に、第2の分離器に送られ、更なるチャコールが分離される。そして、少 量のチャコールダストしか含まない蒸気は冷却及び分離ユニット24に送られる 。 次に、分離されたチャコールを、大気圧に減圧するためのロックホンパーシステ ムに供給する。ロックホッパーから放出されたチャコールは、通常チャコールサ ージング容器に送られる。次に、これらの貯留容器からのチャコールを窒素によ ってチャコール冷却及び粉砕ユニット20に空気圧移送することができる。 チャコール冷却及び粉砕(選別(sizing))チャコールは、好ましくは、 水素処理及び分別ユニット34からの水素化油と混合して流体燃料系を生成する 前に、チャコールを冷却及び選別するための装置(図1のユニット20)に送る 。このチャコールは、通常、約900’ F (482℃)によって約100’  F (38℃)に冷却され、約95%が325メソシュ未満に微粉砕される。 チャコール冷却及び粉砕ユニット20からの加熱チャコールの一部は、ボイラー 、例えば流動床ボイラー(図示せず)に分岐されて、プレコンディショニングユ ニット12において必要な蒸気を生成する。チャコールの残りは、プレコンディ ショニングユニット12においても用いられる一連の熱交換器で600psig (40,8気圧)の蒸気を発生させることによって約520°Fに冷却される。 チャコールは、更に、熱交換器の第2のセットにおいて冷却水によって100゜ F(38℃)〜145°F(63℃)に冷却される。冷却されたチャコールは分 離器に送られ、ここで、チャコールは、貯留容器に送られる前にキャリヤガス( 窒素)から分離される(窒素は酸素製造の過剰の副生成物である)。冷却された チャコールは、窒素掃気微粉砕器に送られる。微粉砕されたチャコールは、遠心 分離器に空気圧移送され、ここで、窒素キャリヤガスから分離される。分離され たチャコールはバグフィルタ−に送られ、大気中に放出される前にチャコールダ ストが除去される。好都合には、チャコールの移送は空気圧法によって行われる 。 スラリー燃料系の調製 好ましくは、微粉砕されたチャコール、水素処理された油、メタノール及び水を 混合して、実質的に燃焼性の流体スラリー燃料を調製する。好ましくは、この燃 料スラリーは、固体チャコール、炭化水素及び水を含みエマルジョンを形成する 3成分系である。チャコール冷却及び粉砕ユニット20からの冷却され微粉砕さ れたチャコールは、微粉砕チャコール貯留容器に送られる。微粉砕されたチャコ ールは、フィーダーを通してスラリーミックスタンクに送られ、ここで、チャコ ールは、水素処理及び分別ユニット34からの水素処理油、ユニット28におけ る凝縮器からの炭化水素がリッチな凝集水、及びメタノール合成ユニット30か らのメタノール/水混合物と混合される。次に、ミックスタンクからの流体燃料 スラリー生成物は貯蔵ユニット(図示せず)にポンプ移送される。 冷却及び分離(分別凝縮) チャコールダストをHDP蒸気から決別し、HDPを冷却及び凝縮する。この工 程を行うための装置は、図1においてユニット24において示されている。冷却 及び分離ユニット24は、4つの連続する冷却工程において、約700°F(3 71℃)〜約1000°F(538℃)、好ましくは850°F (454℃) の温度を有するHDP蒸気を受容する。液体炭化水素及び水も凝縮され、油/水 分離器における分離のために採集される。装置は、また、ガス精製ユニット32 に送る前にガス中に10ppm未満にアンモニアを洗浄する。 第1の冷却工程においては、チャコール分離ユニット18からの約850°F( 454℃)のHDP蒸気が熱交換器において約520°F(271℃)に冷却さ れる。この交換器において飽和蒸気が生成する。部分的に冷却されたHDP蒸気 流は、洗浄器(scrubber)に送られ、次に気液分離器に送られ、ここで 、凝縮された重質炭化水素が冷却された蒸気流から分離される。分離器の底部か らの凝縮液の一部は洗浄器に再循環され、ここで、HDP蒸気流と接触されてH DP蒸気から残留する連行チャコールダストが除去される。凝縮された重質油の 残りは、第1の急冷液として、HDP反応容器及び急冷ユニット16に再循環さ れる。 第2の冷却工程においては、約520″’F(271℃)のHDP!気が第2の 熱交換器を通して循環され、ここで、より低い温度の飽和蒸気を発生させること によって約300°F(149℃)に冷却される。この冷却された流は第2の分 離器に送られ、ここで、凝縮油及び水が蒸気から分離される。分離された液体は ユニット24における油/水分離器において分離される。 この第2の分離器からの蒸気は、第3の冷却工程における第3の熱交換器を通し て循環され、ここで、ボイラー供給水を予備加熱することによって約290゜F (143℃)に更に冷却される。次に、蒸気から液体を分離するために、液体/ 蒸気流は第3の分離器に送られる。分離された液体流(油及び水)は油/水分離 器に送られる。 第4の冷却工程においては、第3の分離器からの蒸気が空気冷却器に送られ、こ こで、空気によって約145°F(63℃)に冷却され、次に水冷交換器によっ て約100°F(38℃)に冷却される。 冷却された蒸気/液体流は第4の分離器(アンモニア洗浄器の底部)に送られ、 ここで、軽質凝縮油及び水が分離される。次に、蒸気はアンモニア洗浄器の充填 床部分に送られ、ここで水と接触されて、全ての残留アンモニア及び水素シアン 化物が除去される。アンモニア洗浄器の底部からの凝縮油及び水の一部は、5R T−HDP反応容器において生成する熱HDP蒸気のための最終的な急冷液とし て用いられる。凝縮油及び水の残りは、冷却及び分離ユニット24内の油/水分 離器に送られる。 ユニット24における油/水分離器は、3つの油/水流で水から凝縮油を分離し 、分離された油及び水流の中間的な貯留を与えるように設計されている。 第2の分離からの重質油/水流は、冷却され、重質油膨張ドラム(expans ion drum)に送られ、ここで、圧力が低められ、重質油/水混合物中の 溶解ガスの殆どが解離される。脱ガスされた重質油/水混合物は、重質油分離器 に送られ、ここで、重質油がより軽質の油及び水から分離される。より軽質の油 及び水は、次に、他の油/水分離器イこ送られ、ここで、軽質油が水から分離さ れる。次に、重質油及び軽質油はランダウンタンクに送られる。分離器の底部か らの水はイオウ含有水(sour water)貯留タンクに送られる。 第3の分離器からの中質油/水流は、冷却され、第4の分離器からの軽質油/水 流と混合され、中質及び軽質油膨張ドラムに送られる。解離ガスは、重質油膨張 ドラムからのガスと混合された後、水冷熱交換器において105°F(41℃) に冷却される。膨張ドラムからの油/水混合物は分離器に送られ、ここで、油は 水から分離される。分離された油は油ランダウンタンクに送られる。油は、次に 、水素処理及び分別ユニット34にポンプ移送される。油分離器の底部からの水 は、水処理ユニット28に送られる前にイオウ含有水タンクに送られる。 酸性ガス及びアンモニアは種々のプロセス水流からストリッピングされ、99゜ 5重量%以上の純度の無水アンモニアが回収される。また、この区域においては 、海水濃縮器を用いることによって過剰のプロセス水が再生される。再生された 水は、上述したようにプラントにおいて再使用される。溶解有機物質及び塩を含 む濃縮物は、スラリー調製ユニット36において流体燃料と混合される。有用な 水処理/アンモニアストリッピング及び回収は、United Enginee rs and Con5ultant5([l5Steelの子会社)によって ライセンスされている専売方法である。 イオウ含有(sour)アンモニア含有水はアンモニア蒸留器(蒸気ストリッパ ー)に送られ、ここで、酸ガス及び遊離アンモニアが水からストリッピングされ る。 アンモニア蒸留器の底部からのストリッピングされた水はフラッシュドラムに送 られ、ここで、少量の水がフラッシングされ、蒸留器に再循環される。フラッシ ュドラムからの残留水は二つの流に分離される。一つの流れは水冷交換器に送ら れ、ストリッピングされた水が冷却される。第2の流れは塩水濃縮器に送られ、 ここで、塩水流中で溶解固形分及び有機物質が濃縮される。濃縮物はスラリー燃 料系調製ユニット36に送られる。 アンモニア蒸留器からのストリッピングされたアンモニア及びイオウ含有酸性ガ スはアンモニア吸収器に送られ、ここで、例えば溶媒として希リン酸アンモニウ ム溶液を用いてアンモニアが酸性ガスから選択的に分離される。吸収器塔頂がら の酸性ガスは、例えばC1ausユニツトであってよいイオウ回収ユニット26 に送られる。無水アンモニアは、水から分離された後に濃縮されて貯留ユニット (図示せず)にポンプ移送される。 水素処理及び分別 図1のユニット34は、石炭の水素不均一化において生成したナフサ及び油を水 素処理、水素脱イオウ及び水素膜窒素するための装置を示す。この工程によって 、これらの副生成物が実質的に非汚染性、即ちSOx又は燃料NO8を有さない ものになる。このユニット区域は二つのセクションに分けられている。一つはナ フサ水素処理/BTX回収セクションであり、もう一つは油水素処理/分別セク ションである。 ナフサ水素処理セクションは、ナフサを、それぞれippm及びO,ippm未 満に脱硫及び脱窒素する。市販グレードのBTX生成物がナフサ生成物と共に回 収され、これらは両方ともガソリン配合原料及び/又は化学原料である。 油水素処理セクションは、油を水素処理及び安定化して重合しないようにし、か つ油をイオウ0.15%未満に脱硫する。油水素処理は、また、窒素を2000 ppm未満に、酸素を1100pp未満に低下させる。この方法によって、本発 明の一特徴にしたがって、この油から生成する流体燃料が実質的に燃料No8及 びS○1汚染物質を有さないようになる。 好ましい態様においては、粘度を調節するために液体有機フラクションを更に処 理する工程を用いる。液体炭化水素を水素処理するための工程は公知である。 数多くのかかる方法を当該技術において容易に利用することができる。本発明に おいて最良の考察は、バイブライン移送することのできるスラリーを生成するの に適合する粘度を有する最大量の液体を得、液体燃料燃焼システムにおいて燃焼 可能であると同時に、粒子状固体石炭チャコールの最大の充填量を得るというこ とである。 分離された液体炭化水素(油)は、水素/炭素比を上昇させ、イオウ及び窒素含 量を低下させるために更なる処理を必要とする。これは、水素処理型中で行うこ とができる。油は、接触反応容器中において温和な圧力及び温度において水素と 接触せしめられる。水素は、油中に含まれるイオウ及び窒素と反応して硫化水コ  素及びアンモニアを生成し、更に油を水素化する。軽質油は重質油から分離さ れ、次に更に処理されてベンゼン、トルエン及びキシレン(BTX)及びナフサ が分離される。 ガス精製 ガス精製に必要なガス処理装置は全て図1におけるユニット32によって示され ている。ガス精製ユニット32によって、冷却及び分離ユニット24からのイオ ウ含有が精製される。イオウ成分は0.2ppm未満に除去され、二酸化炭素は 約3.0%に除去されるので、得られるガスをメタノール合成ユニット30にお いて用いることができる。有機イオウ、ナフサレンジの炭化水素、及び痕跡量の アンモニア及びシアン化水素もガスから除去される。かかる商業的に入手可能な ガス精製ユニットの例は、Lurgi、 Frankfurt、 1fest  GermanyによってライセンスされているRectisol法である。 二酸化炭素のための圧縮器がユニット32内に包含されている。ガス精製ユニッ ト32においてイオウ含有ガスから分離されたCO7放出ガス(off−gas )は、例えば2ケ一ス型電動機駆動延伸圧縮器に送られ、ここで、CO2は4段 階で、空気冷却器によって、次に水冷交換器によって圧縮される。空気後冷却器 に続いて水冷冷却器が設けられ、圧縮された(流体)CO2を、バイブラインに 送る前に約1000F (38℃)に冷却する。 冷却及び分離ユニット24からのイオウ含有ガスは、冷精製ガス及び冷却剤によ って冷却され、ガス中の残留水蒸気が縦縞される。凝縮水はガスがら分離され水 処理ユニット28に送られる。 脱硫ガスは、次に標準CO2吸収器に送られ、ここで、Co2の殆どが例えば冷 溶媒抽出器によってガスから除去される。冷精製ガスは、メタノール合成及び精 製ユニット30に送られる前に、例えば流入イオウ含有ガスとの相互熱交換によ って加熱される。 H2S吸収器からのH2S、CO3及びCO2を含む溶媒はフラッシングされて 溶解ガス(H2、CO、CH4など)が解離される。溶媒は、更に一連のフラッ シングにおいて減圧され、溶解C○2の一部が除去される。濃縮H2S溶媒流は 熱再生に送られる。 CO2吸収器からのCO2がリッチな溶媒はフラッシングされて溶解ガスが解離 され、次に、更にフラッシングされて溶解CO2の一部が除去される。部分的に 再生された溶媒はCO2吸収器の中間部分に再循環される。 CO2フラッシング塔及びH2S再吸収器からの解離C02は、合わせられて、 加熱され、CO2圧縮器に送られ、次にCO2バイブラインに送られる。H2S 再吸収器からのH2Sがリッチな溶媒は、再生器からの加熱再生溶媒との交互熱 交換によって加熱され、溶解H2S 、 COS 、 CO2及び軽質炭化水素 が分離される。 ストリッピングされたガスはイオウ回収ユニット26に送られる。 H2S吸収器の底部からのナフサ及び溶解ガスを含む溶媒流は、予備洗浄フラッ シング塔でフラッシングされる。フラッシングされたガスは、H2S吸収器に再 循環される。フラッシング塔からの溶媒/ナフサ流はナフサ抽出器に送られ、こ こで、ナフサは溶媒から分離される。回収された粗ナフサは水素処理及び分別ユ ニット34に送られる。抽出器からの若干のナフサを含む水/溶媒流は共沸カラ ムに送られる。残留ナフサ、溶解ガス及び若干の水及び溶媒が、共沸カラムの頂 部においてストリッピングされ、予備洗浄フラッシング塔に再循環される。共沸 カラムの底部からの水/溶媒混合物は、溶媒/水力ラムにポンプ移送され、ここ で、溶媒が水からストリッピングされて再生器に送られる。溶媒/水力ラムの底 部からの廃水は回収され水処理ユニット28に送られる。 ガス分離 水素が、主としてCH4/Co (パージガス)である精製HDPガスから図1 のユニット22によって示される装置において分離される。水素は、水素不均一 化及び急冷ユニット16への再循環の前に再圧縮され加熱される。更に、分離さ れた水素の一部は、ナフサ及び油の水素処理において用いるための水素処理及び 分別ユニット34に送られる。生としてメタン及び−酸化炭素である分離ガスの 大部分は、POXユニット14において部分的に酸化される前に、ボイラー(図 示せず)内で加熱され、プレコンディショニングユニット12に送られる。 貫流メタノール合成ユニット30からのパーンガスは洗浄器に送られ、ここで、 全ての残留連行溶媒が当該技術において公知の方法によって除去される。溶媒は 、ガスから分離しなければならず、そうしないとガス分離ユニット22における 膜分離器が汚染される。洗浄器からのガスは膜分離器に送られる前に加熱される 。 膜分離器においては、例えば中空繊維に成形された半透膜によってH2が他のガ スから分離される。分離された水素(少量のCO2、CO及びCH4を含む)は 水素圧縮器で圧縮される。圧縮された水素がリッチなガスの一部はヒーターに送 られ、ここで、水素がリッチなガスは加熱された後、水素不均一化及び急冷ユニ ット16に再循環される。水素がリッチなガスの残りは水素処理及び分別ユニッ ト34に送られる。ガスの残りは加熱されプレコンディショニングユニット12 にプラントにおいて生成した種々のイオウ含有ガス流からのイオウは、ユニット 26として表されている装置によって回収される。ガス精製ユニット32からの 酸性ガスはH2S吸収器に送られ、ここで、ガス中の硫化水素及び若干の二酸化 炭素が、例えば5COT溶媒を用いて吸収される。生として軽質炭化水素、水素 及び二酸化炭素を含む脱硫ガスはプラント燃料ガスへツク−に送られる。硫化水 素を含む吸収器からの溶媒は溶媒ストリッパーに送られ、ここでH2S及びCO 2が溶媒からストリッピングされる。ストリッピングされた酸性ガスは、次に反 応炉に送られる。H2Sは、当該技術において公知の方法によって元素イオウに 転化せしめられる。かかる器具の例はC1ausユニツトである。精製したイオ ウはイオウ貯留ユニット(図示せず)に排出される。 貫流メタノール合成及び精製 粗メタノールが貫流反応容器で生成され、粗メタノールの一部を、Federa l Grade^^を満足するように本発明の他の態様にしたがって精製される 。図1においてユニット30として表されるこの区域は、また、流体燃料と混合 して流動性を向上させ、熱NO8放出を減少させるためのメタノールがリッチな 水流を生成する。生成したメタノールの一部は流体燃料と混合される。残りは酸 素化自動車燃料として用いられる。 ガス精製ユニット32からの精製ガスは、例えばタービン駆動合成ガス圧縮器に おいてメタノール合成圧に圧縮される。圧縮されたガスの一部は、例えば水冷熱 交換器において冷却され、ガス分離ユニット22に送られる。ガスの残りは、メ タノール反応容器流出ガスとの相互熱交換によって加熱されてメタノール反応容 器に供給される。反応容器においては、水素の一部が一酸化炭素と反応してメタ ノールを生成し、少量の水素が二酸化炭素と反応してメタノール及び水を生成す る。メタノール反応容器に供給された水素のわずか20%しか実際にメタノール に転化されない。水素は、上記に説明したように内部で生成される。反応容器内 において、少量の有機物質及び他のアルコールも生成する。好ましい反応容器は 恒温接触反応容器である。この器具によれば、触媒を含む管を通ってガスが流れ る。反応の発生熱は、管の外部においてボイラー供給水に熱を移動させて、中圧 蒸気を生成させることによって除去される。 反応容器からの流出ガス及びメタノールは、反応容器への供給ガスを予備加熱す ることによって部分的に冷却される。反応流は、更に空冷冷却器、次に水冷冷却 器によって冷却され、含有されるメタノール及び水が凝縮される。凝縮不能のガ ス、主として水素、−酸化炭素及びメタン並びにより少量の二酸化炭素、エタン 及び窒素は、系からパージされ、ガス分離ユニット22に送られる。この工程に おいては、精製ガスを圧縮してメタノール合成反応容器に再循環する必要はない 。これによって、通常のメタノール工程において必要であった高価な圧縮及び再 循環が排除され、実際、メタノールが本工程における経済的な副生成物として生 成する。 水、溶解ガス及び痕跡量の生成有機物質を含む凝縮された粗メタノールは降下ド ラムに送られ、ここで、溶解ガス及び軽質有機物質の一部が解離される。次に、 粗メタノールはストリッパーカラムに送られ、ここで、残留溶解ガス及び軽質有 機物質がストリッピングされる。ストリッピングされた粗メタノールは、次に蒸 留カラムに送られ、ここで、純メタノールが塔頂から回収され、凝縮され貯留ユ ニットに送られる。通常の工程においては、実質的に全てのメタノールを分離し なければならず、このため、非常にエネルギーがかかる高価なものであった。本 工程においては、メタノールの一部のみが分離され、メタノールがリッチな水の 残りの部分はスラリー調製において用いられる。メタノールがリッチな水流は蒸 留カラムの底部において回収され、スラリー調製ユニット36に送られる。 スラリー 本明細書において用いる「スラリーコ又は「液体/固体混合物」という用語は、 水素熱分解工程の結果として、液体有機部分に本来存在する量を超える量の粒子 状石炭チャコールを有する組成物を包含するものである。 はとんどの用途に関して、粒子状石炭チャコール成分は、少なくとも約45重量 %の組成物、好ましくは約45〜約75重量%の組成物を含んでいな(てはなら ない。チャコールがスラリーの用途で液体から分離される態様によれば、「スラ リー」という用語は、例えば更にパイプラインによって精錬所又は他の燃焼装置 に移送することができる1重量%どいつ低い量のチャコールを含む組成物を包含 するものである。 スラリーを液体燃料燃焼装置中に直接燃焼させる場合には、充填量及び液体有機 成分及び液体の粘度を変化させて燃焼効率を最大にし、かつ、ある場合において は、ある量のアルコール及び「補填」炊化水素蒸留物を加えることができる。 これによって特定の燃焼システム構造における燃焼特性が向上し、熱NOJを減 少させ、スラリーの流動特性が改良される。 用いることのできる液体石油蒸留物としては、本発明に従ってスラリー媒体とし て用いられている石炭誘導液体有機炭化水素を含有する部分と適合し得る、原油 からのフラクション又は人工的に製造したか又は天然の炭化水素化合物が挙げら れる。これらとしては、脂肪族、脂環式及び芳香族炭化水素、複素環化合物及び フェノール並びに多環式化合物、脂肪族置換芳香族化合物及びヒドロキシ含有脂 肪族置換芳香族化合物が挙げられるが、これらに限定されるものではない。脂肪 族という用語は、本明細書においては、飽和及び不飽和化合物の両方及びそれら の立体異性体を包含すべ(用いられている。モノ、ジ及びトリヒドロキシ化合物 をはじめとする低級鎮アルコールを加えることが特に好ましい。好ましくは、補 填炭化水素は、メルカプタル、スルフェート、スルファイト、ナイトレート、ナ イトライド又はアンモニア基を有さないものである。 好ましくは、チャコールは、通常的0.08〜約1. 0の反応定数、約10〜 約12の反応性、約100ミフロン〜約200ミクロンの表面積、約0.02ミ リミクロン〜約0.07ミリミクロンの孔径、及び100メツシユ、好ましくは 200メツシユ以下の粒径を有する不連続の球状粒子である。同様のチャコール は、米国特許第4,702.747号に記載されている。有用なチャコールは、 高い反応性及び表面積を有し、優れたBtu/重量比を与えるものである。これ らは、事実上粒子状のものであり、従来のよJ)大きな「組織」粒子とは区別さ れるものである。チャコール粒子は、選鉱及び燃焼を容易にするのに十分に多孔 性であるが、孔径は、与えられた量の固体のために過剰の液体を用いることが必 要なほどには大きくない。 チャコールは、有効に選別及び選鉱することができる。所望の流動特性を有する 必要な液体/固体混合物を得るためには、固体成分が不連続の粒子状チャコール であることが重要である。チャコール粒子の球状の形状によって、隣接する粒子 が違いに「転がる」ようになり、したがって、スラリーの流動特性を改良し、固 体充填特性(soHd loading characteristic)を向 上させる。凝集又は凝結した石炭を用いる場合には、好ましくは工程パラメータ を調節して、上述したように凝集生成物を製造しないようにする。 チャコールは選鉱することができる。存在する無機物質のために選鉱が必要なば あいには、選鉱を用いて石炭又はチャコールのいずれかを洗浄することができる 。選鉱は、汚染物質及びイオウ及び灰分のような他の望ましくない無機物質を抽 出するのに用いられている当該技術において公知な任意の装置によって行うこと ができる。チャコールは、高度の多孔性を有しているので、速やかに選鉱するこ とが可能である。選鉱は、例えば、線状、水運(jigging)、抽出、油凝 集(石炭のみ)、及び/又は静電気分離によって行うことができる。後者の3種 類の方法は、灰分及゛び硫化鉱(無機)イオウの両方を除去する。溶媒抽出又は 油凝集法を用いる場合には、選鉱剤として水素熱分解工程から誘導された液体を 用いることが最も有利である。実際に用いられる方法は、チャコールの生成にお いて用いられている石炭、水素熱分解の条件及びチャコールの寸法及び多孔性に 大きく依存する。チャコール物質は粉砕され、実施的に球状で適当なサイズの粒 子状石炭チャコールが得られる。湿潤性又は乾燥性の任意の通常の粉砕及び摩砕 手段を用いることができる。かかるものとしては、ボールグラインダー、ロール グラインダー、ロッドミル、ペブルミルなどが挙げられる。有利には、粒子を選 別して再循環し、所望の分布を得る。チャコール粒子は、100メツンユスクリ ーン(Tyler規格)を通過する十分に微細なものであり、粒子の約32%が 325メツシユスクリーンを通過するものである。本発明によれば、100メツ シユレンジ又はそれ以下のチャコール粒子が好ましい。上記の範囲の粒子サイズ を有する本発明の粒子状チャコールが、固体が高い反応性を有するだけでなく、 スラリーが安定で流体燃料として燃焼システム中に直接ポンプで移送することが できるようにするために重要であると認識されよう。 粒子サイズの実際の分布は、本来多少経験によるものであり、液体有機フラクシ ョンの特性に依存する。スラリーの流動特性は、スラリー液の粘度及びチャコー ルの粒径分布と相互依存するものである。 粉砕され選鉱されたチャコールを、100メツツユ以下のオーダーのサイズの粒 子を分離するために当該技術において公知な任意の装置によって選別することが できる。経済的にはスクリーン又は篩が用いられるが、遠心分離器などを用いる こともできる。初期段階の粒子の偏球形状により隣接する粒子間の空間又は空隙 が与えられ、これを第2又は第3のより微細な粒子サイズのものによって充填し てバイモード(t)im□dal)又はトライモード(trimodal)充填 が得られる。このモード充填法によって、石炭のような他の固体燃料物質を、本 発明の粒子状石炭チャコール/液体有機フラクションスラリーの極めて有利な流 動特性に悪影響を与えることなく、スラリーIこ加えることが可能になる。更に 、この充填法によって良好な流体性を保持しながら、与えられた容量の燃料混合 物において実質的により多くの燃料を充填することが可能になる。 あるランクの石炭から生成された粒子状チャコールは、粒子状チャコールをスラ リー化する前にチャコールを液体で処理して液相のチャコールによる吸収を減少 させることが必要であるような孔径及び吸収特性を有する。チャコールによるス ラリー液の過剰の吸収を防止することは、流動特性の不安定化を防止するために 必要である。チャコールによる吸収速度が約10〜約15%を超える場合には、 予備処理が非常に有益である。この予備処理によれば、チャコールは、チャコー ルによる液体の吸収を減じるのに有効な量の被覆又は「封止」物質と密に接触せ しめられる。この処理は、粒子状チャコールが液体でスラリー化される前に行わ れる。有用なシーラント又は被覆剤としては、燃焼によって汚染物質を生成せず 、かつ、液体スラリーの重合を引き起こすことのない有機及び無機物質が挙げら れる。界面活性剤及び乳化剤がスラリーの安定性を向上させるために用いられる ので、被覆又はシーラントが安定化された組成物と適合することに注意を払わな ければならない。特に有利なシーラント及び被覆材料としては、パラフィン及び ワックス、並びにより長鎖の脂肪族、芳香族、多環芳香族、芳香脂肪族化合物な どが挙げられる。容易に入手でき適用が容易であるので、N096燃料のような 種々の炭化水素の混合物が特に望ましい。有利には、石炭の水素熱分解からのよ り沸点の高い液体有機フラクションが用いられる。シーラント又は被覆剤は、噴 霧、静電付着などによってチャコールに施される。この方法でスラリーの流動特 性を向上させることができる。 石炭及び水又はより好ましくは水素熱分解ガスを用いて、好ましくは上述した本 発明方法にしたがって、メタノール及び他のより低級鎖のアルコールを製造する ことができる。これらのアルコールは、液体粘度を:A節し、スラリーの流動特 性を向上させる燃焼性燃料混和物のための液相として用いられる本明細書におい て用いられる「アルコール」という用語は、1〜約4個の炭素原子を有するアル コール(モ人ジ及びトリヒドロキシ)を意味するべく用いられている。これらと しては、例えば、メタノール、エタノール、プロパツール、ブタノールなどが挙 げられる。アルコールは実質的に純粋なメタノールからHDPからのガス又は天 然ガスの接触反応によって生成したアルコールの種々の混合物まで変化させるこ とができる。有利には、アルコール成分は、HDP反応に関連して鉱山における 場所において生成することができる。 液体による固体粒子のスラリー化は、有機液体成分及び粒子状石炭チャコールを 特定の割合で共に混合して貯留タンクにポンプ移送することができる任意の周知 の混合装置によって行うことができる。有利には、高速羽根車などのような乳化 方法を用いる。スラリー化及び特に乳化方法は、スラリーの流動特性を変化させ る。石炭/水スラリー及び石炭/油混合物とは異なり、本発明の燃料はパイプラ インによって移送することができ、したがって、最終使用設備においてスラリー 化装置を必要としない。したがって、小さな処理加熱システムであっても本発明 の燃料を有効かつ経済的に利用することができる。 この用途におけるスラリーの重要な流動性に関する特徴は、ポンプ移送でき安定 であるということである。これは、固体チャコール粒子のサイズ、液相の粘度及 び安定剤を適合させることによって行われる。好ましくは小さな重量%、例えば 1〜約12重量%の水をスラリー中に混合する。これは、親水性基を有する界面 活性剤を用いる場合に特に好ましい。スラリーは、好ましくは振とう又は配合さ れて、パイプラインを通るボンピングのような剪断応力下において安定な懸濁物 を生成する。 上述したように、特定の用途にしたがって、界面活性剤、懸濁剤、有機成分など を加えることができる。所望の粘度及び非沈降特性にしたがっである種の周知の 界面活性剤及び安定剤を加えることができる。本発明によって有用なかかる物質 の例としては、乾燥ミルコーンフラワー、ゼラチン化コーンフラワー、変性コー ンスターチ、コーンスターチ、変性トウモロコシワックス、グアーガム、変性グ アーガム、ポリビニルカルボン酸塩、ザンサムガム(zanthum gum) 、ヒドロキシエチルセルロース、カルボキシメチルセルロース、ポリビニルアル コール及びポリアクリルアミドが挙げられる。上述したように、有利には、本発 明の混和物は高い流動性を示す。したがって、単位容量の混合物あたりの高いB tuが、より低い粘度及びより高い流動度で得られる。ある種の周知の安定剤は 流動性に悪影響を与える。固定された法則を与えることができないが、ゼラチン 状混合物を形成する傾向のある物質は芳しくない挙動を与える。 上述したように、固体の選別及び充填(packing)は、高度に充填された (]、oaded)安定で移送可能な燃焼燃料系を得るためには特に重要である 。固体材料が、約100メツシユ(Tyler)より小さく、約32%が325 のレンジのメツシュサイズを通過するようにすることが有利であることが分かっ た。好ましくは、液体有機フラクションの粘度は、17°API〜約20″AP Iの範囲である。これは、勿論、所望の充填及びポンピング特性、用いる安定剤 、及び石炭及び/又はアルコールが本発明に従ってスラリー中に存在しているか どうかに依存する。API度数は、最終用達、すなわち燃焼システムの設計にお いて特に重要である。「重質」粗油用に設計された油燃焼システムは、より粘稠 な油及びより高度に充填されているスラリーに耐えられるものである。 汚染の制御 上述したように、本発明の流体燃料によって、汚染発生物質、特に燃焼によって 801及びNOlを生成するものを予め燃焼して排除することができる。石炭及 び/又はチャコールを選鉱して硫化鉱イオウを除去することができる。有機燃料 窒素及び有機燃料イオウは、HDP反応中及び更に水素処理及び分別ユニット3 4において除去される。 スラリーの燃焼温度を低下させることによって燃焼(熱)N01を低下させるた めに、上述したように、メタノールを流体燃料に加えることができる。これは、 燃料の均−性及びチャコールの反応性と相まって、熱スポットを有して燃焼する 石炭の非均一性によって生成する熱NOxを大きく低下させる。 微粉砕又は粉末化石灰石を、スラリーの燃焼における共反応物質として作用する 化学量論量を大きく超える量スラリーに直接加えて、硫化鉱イオウからのSO□ の放出を低下させることができる。 実施例 図1に関連して以下の実施例を用いて本発明の実現可能性を示す。5RT−HD P装置は、10000トン(湿分、灰分を含まず)7日の石炭供給物をチャコー ル/炭化水素スラリー(以下に示す組成物)及び副生成物に転化するように設計 されている。200’ F (93℃)の乾燥微粉砕石炭を、流動床容器である プレコンディショナーユニット12に供給し、550psig (37,4気圧 )、950″F (510℃)、速度250000ポンド/時の流れ及び同様に 950゜F(510℃)に加熱されているCH4/Coがリッチな循環ガスと接 触させて流動化する。480°F(249℃)の温度のプレコンディショナーか らの石炭を、流及びガスから分離して5RT−HDP反応容器ユニット16に供 給し、迅速な水素不均一化及び急冷にかける。1000°F(538℃)に再加 熱した70000ボンド/時の回収水素を5RT−HDP反応容器に再循環する 。約480’ F (249℃)のプレコンディショナーからの流及びガスを、 遠心分離器に送り、連行石炭粒子を分離する。流及びガスをPOXユニット14 に供給した。 POX反応容器においては、流及び再循環ガスを、約150000ポンド/時の 酸素(化学量論量以下)と反応させて、約2000’ F (1093℃)及び 525ps ig (35,7気圧)において水を含み水素がリッチな還元流を 生成する。 POXユニットからの熱ガスを、約5QOps ig (34気圧)で運転され ている5RT−HDP反応容器に直接供給して、石炭及び再循環水素を約115 0’F(621℃)に加熱し、二の温度において、石炭を揮発し、揮発生成物を 部分的に水素化する。5RT−HDP反応容器中における滞留時間は500ミリ 秒〜700ミリ秒である。HDP蒸気及びチャコールは、約230000ボンド /時の再循環急冷油で約850’ F (454℃)に迅速に急冷する。 チャコールをガス及びHDP蒸気から分離し、大気圧に減圧し、熱交換器(図示 せず)を通して冷却し、チャコール冷却及び粉砕ユニット20に送る。ガス及び HDP蒸気を図1に示すように更に処理して、液体炭化水素、純粋な非凝縮性ガ ス、反応容器に再循環するための分離水素、及びPOXユニット14に再循環す るための回収ガスを生成する。チャコール及び水素処理油を、スラリー調製ユニ ット36において、メタノールがリッチな水流と混合して流体燃料を製造する。 この例は、第1段階のPOX反応において、HDP第2段階において炭素質物質 を揮発するための水素及び熱を生成させる本発明の有利性を示すものである。 本発明の部分液化の態様によれば、図3に示されているように、分解圧力を上昇 させチャコールをガス化して、FIscher Tropsch合成において転 化させる更なる合成ガスを製造する。図1及び図3の流れ図は極めて類似してい る。したがって、部分液化の態様における相違点のみを以下に説明する。 図3においては、ユニット10からのプレコンディショニングされた石炭は、反 応容器ユニット14においてユニット12からの熱PoXガスと接触される。 好ましくは、FIscher Tropsch合成ユニットにおいて生成するメ タン及び他の軽質炭化水素ガスを反応容器ユニット14に再循環する。本発明の この特徴によれば、ガスの存在によって揮発/水素化反応中の炭化水素ガス生成 が遅延される。 この態様によれば、反応容器ユニット14における水素分圧は、約500ps  ig(34,0気圧)〜約1500ps ig (102,0気圧)であり、C H4分圧は約200ps i g (13,6気圧)〜約1000ps ig  (68,0気圧)である。 石炭粒子及び加熱された水素がリッチなガスは、揮発反応において速やかに混合 されて、石炭粒子がチャコール及びHDP蒸気に揮発される。入りロガス温度は 約1300°F(704℃)〜約3000°F (1649℃)であり、混合温 度は1000’ F (538℃)〜約2000’ F (1093℃)のオー ダーであり、固体/気体比は約0.5〜約2.5重量%である。ユニット14の 反応セクションにおける滞留時間は、石炭のランクに依存して、釣1002秒〜 約2゜20秒、好ましくは0.010〜0.075秒、より好ましくは0.01 5〜01050秒である。反応容器の圧力は、約500ps ig (34気圧 )〜約200Qps ig (136気圧)、好ましくは約1000ps ig  (68気圧)〜約1500ps ig (102気圧)である。 重質不飽和炭化水素の分解及び引き続く反応(重合及び/又は縮合)を防止する ために、チャコール分離器からのHDP蒸気を、再循環重質油及び再循環水素リ ッチガスによって第1の急冷にかけて約9006F (482℃)〜約1500 ″F(816℃)、好ましくは約1000°F(5,38℃)〜約1300°F (704℃)のオーダーの水素化温度にし、引き続き、ユニット16からの再循 環油/水混合物によって、1000’ F (538℃)未満、好ましくは90 0°F(482℃)未満の安定化温度に冷却することによって、水素化された物 質を安定化する。水素化反応は、温度に依存して、当該技術において周知の滞留 時間の間行われる。約0. 1〜約5.0秒の滞留時間が、蒸気範囲の温度に関 して適当であることが分かった。 1000°F(538℃)〜2000°F (1093℃)で生成した加熱チャ コールはHDP蒸気から分離して、チャコールガス化ユニット20に送られ、こ こで、ガス化されて合成ガス(H2+CO)が製造される。ガス化器からの未反 応チャコールはチャコール燃焼ユニット32に送られ、ここで燃焼されて、プレ コンディショニングユニット10及びチャコール燃焼ユニット20に必要な流を 生成する。 熱安定化蒸気は、冷却及び分離ユニット16において一連の熱交換器で更に冷却 されて熱が回収され、洗浄され残留チャコールダストが除去される。重質凝縮油 は分離されてユニット14に再循環される。ベンゼンに富む分離された軽質油は 水素脱アルキル化ユニット26に送られ、ここで、トルエン及びキシレンのよう なアルキル化ベンゼン化合物がベンゼンに転化される。高純度化学グレードのベ ンゼンがユニット26において製造される。芳香族物質を含む分離された中程度 の沸点を有する油はFischer Tropsch合成ユニット24において 生成する油と混合され、油水素処理及び改質ユニット28に送られる。Fisc her Tropsch合成ユニット24において生成する油は、生として飽和 パラフィン油である。二ニット16及び24からの油の混合物によって、油水素 処理及び改質ユニット28における高品質ガソリン及びジェット燃料の製造のた めの理想的な供給原料が与えられる。 分離された水は、水処理ユニット(図示せず)においてストリッピングされ、溶 解ガス及びアンモニアが除去される。次に、無水アンモニアが副生成物として回 収され貯留ユニット(図示せず)に送られる。ストリッピングされた水は処理さ れ、チャコール燃焼ユニット32において蒸気を生成するために用いられる。 したがって、有利には、装置からの考えられる水数流出はなく、高価な水清浄装 置が不溶となる。 洗浄されてチャコールダストが除去された冷却及び分離ユニット16からの非凝 縮冷却イオウ含有ガスはガス精製及び分離ユニット18に送られ、ここで、イオ ウ化合物、痕跡量の不純物及びほとんどの−酸化炭素が除去される。除去された イオウ成分はイオウ回収ユニット30に送られ、ここで、イオウが通常の手段に よって副生成物として回収され貯留ユニット(図示せず)に送られる。分離され たCO2は通常の手段によって約2000psiaに圧縮され、パイプライン( 図示せず)によって、副生成物として、向上された油回収、農業及び食品産業に おいて用いるために除去される。 精製されたガスは、ユニット18において二つの流れに分離される。一つは水素 がリッチなガス流であり、一つはメタン/−酸化炭素がリッチなガス流である。 分離された水素がリッチなガスの一部は、上述したように、圧縮され反応容器ユ ニット14に再循環され、水素がリッチなガスの残りは水素脱アルキル化ユニッ ト26及び油水素処理及び改質ユニット28に送られる。メタン/−酸化炭素が リッチなガス流は、予備加熱(図示せず)され、石炭プレコンディショニングユ ニット10に再循環される。 チャコールガス化ユニット20からの合成ガスは冷却されて熱が回収された後、 シフト転化及び酸性ガス除去ユニット22に送られ、ここで、Co及び反応流が 反応されて更なる水素が生成され、約2:1の水素/Co比が与えられる。H2 S及びCO2はシフトされたガスから分離され、イオウ回収ユニット30に送ら れる。精製された合成ガス(H2及びCo)はユニット24に送られ、ここで、 H2及びCOが周知のFischer Tropsch反応によって炭化水素に 接触転化される。 ユニット24において生成した軽質炭化水素ガスは分離されてユニット14に再 循環され、反応容器中に噴射される。ユニット24において生成した油レンジの 炭化水素はユニット16からの油と混合されて、ジェット燃料及びガソリンに改 質するための油水素処理及び改質ユニット28に送られる。ユニット24におい て生成した水は除去されて水処理(図示せず)される。水処理ユニットからの処 理された水は、ユニット32におけるボイラー供給水として用いられる。 部分液化の態様によれば、酸素、燃料ガス及び反応流を、POX反応容器内にお いて、約500ps ig (34気圧)〜約2000ps ig (136気 圧)、好ましくは約10’00ps ig (68,0気圧)〜約1500ps  jg (102気圧)の圧力、約1300°F(704℃04℃プル3000 °1649℃)、好ましくは約1500°F(816℃)〜2500°F (1 371℃)、より好ましくは約1800’ F (982℃)〜約23000F  (1260℃)の範囲の温度で反応させる。 更に、この態様によれば、プレコンディショニングユニット10からの石炭は、 反応容器、チャコール分離及び急冷ユニット14に、重力及び差圧によって供給 される。石炭は、好ましくは、中心の供給ノズルを通して反応容器中に噴射され 、そこで、瀝青炭に関しては約1000°F(538℃)〜約2000’ F  (1093℃)、好ましくは約1500°F(816℃)〜1750°F(95 5℃)、亜瀝青炭及び亜炭にかんしては1300°F(704℃)〜1500° F(816℃ンの熱平衡混合温度に速やかに加熱される。石炭は、水素を含む熱 ガスを接触することによって加熱される。反応容器の圧力は、約500ps i g (34気圧)〜約2000ps ig (136気圧)、好ましくは100 0ps ig (68゜0気圧)〜1500ps ig (102気圧)である 。 上述したように、POX工程においては、化学量論量以下の酸素及び反応流が、 好ましくはガス精製及び分離ユニット18からの反応ガス(CH4/Coに富む )と接触されて、主としてCo、H2及び熱を含む生成物が得られる。この、加 熱され水素ドナーに富む還元ガスは、プレコンディショニングユニットからの石 炭と接触して、石炭を揮発温度に速やかに加熱する。石炭は、好ましくはガスと 相互混合することによって、約1000°F(538℃)〜約2000’ F  (1093℃)、約5QOps ig (34気圧)〜約2000psig ( 136気圧)に加熱され、揮発物質が水素化を受けることによって水素不均一化 される。 ユニット14における最初の急冷においては、反応物質の温度を低下させること によって触媒の存在かで更なる水素化を行い、過剰の水素分解を抑制し、水素化 を促進することができる。約700’ F (371℃)〜約1300°F(7 04℃)、好ましくは約900″F (482℃)〜約1000°F(538° c)ノ範囲の温度が、約5秒〜約15秒のオーダーの滞留時間において十分であ る。 2段階以上の急冷を用いる場合には、第2の急冷工程においては、循環水及び軽 質油又は間接熱交換器を用いてHDP揮発物質の温度を、約1000’ F ( 538℃)未満、好ましくは約700°F(371℃)〜約900°F(482 °C)の安定化温度に低下させて、不飽和炭化水素及び遊離ラジカルの反応(重 合)を防止し、更なるガスへの熱分解を抑制する。 図3に示すように以下の工程要素は部分液化の態様に関連するものである。 チャコールガス化及び合成ガス処理 チャコール分離ユニット14からの熱チャコールは、ユニット20において蒸気 及び酸素によってガス化される。チャコールは、好ましくは、灰スラグ化温度以 下の温度で流動床ガス化器内でガス化される。ガス化されていないチャコールは 、次にチャカール燃焼ユニット32(好ましくは循環流動床ボイラー)に送られ 、石炭プレコンディショニングユニット10及びチャコールガス化ユニット20 において必要な過熱流が製造される。主としてCo、H2及び反応流並びにより 少量のCO2、Has、NH3及びCH4を含むチャコールガス化からの合成ガ スはソフト転化及び酸性ガス除去ユニット22に送られ、ここで、標準的なイオ ウ含有ガス(sour gas)シフト転化触媒を用いてH2/Co比が約2・ 1のモル比に調節される。 シフト転化ガスはユニット22内の酸性ガス除去ユニットに送られ、ここで、酸 性ガス(CO2及びH2S)が除去され、イオウ回収ユニット30に送られ、改 質(sweetened)合成ガスが解離される。5elexol、 Rect isoL、 Benefield等のような市販の工程を用いてCo2及びH2 Sを合成ガスから除去することができる。 改質ガスはFischer Tropsch合成ユニット24Jこ送られ、ここ で、H2及びCOが接触反応せしめられて、炭化水素及び水が製造される。軽質 炭化水素ガスは分離され、圧縮され、ユニット14に再循環される前に加熱され る。水は液体炭化水素から分離され、処理のための水処理ユニット(図示せず) に送られる。処理された水はチャコール燃焼ユニット32に送られて、上述した ように蒸気が生成される。主としてガソリン及びディーゼル範囲の沸点を有する パラフィン及びオレフィンであるユニット24において生成した液体炭化水素は ユニット28に送られる。 水素脱アルキル化 ユニット26は、アルキル化ベンゼン及び置換芳香族化合物をベンゼンに転化し 、水素脱硫及び水素脱窒素して高純度化学グレードのベンゼンを製造する装置を 示す。収量は実質的に化学量論量であった。ユニット16からの軽質油は蒸留さ れ、Cトの蒸留物からCg+の炭化水素が分離される。C3+の炭化水素はユニ ット28に送られる。C8−の蒸留物はユニット26内の2段階接触反応システ ムに送られ、複素原子が除去され、置換芳香族化合物がベンゼン、トルエン及び キシレン(主としてベンゼン)に転化される。ベンゼンは蒸留によって他の成分 から分離され、トルエン及びキシレンは工程内で再循環されて消費される。石炭 誘導軽質油からベンゼンを製造するためにfloudryのLitol法のよう な市販の方法を利用することができる。 油水素処理及び改質 油水素処理及び改質ユニット28は、ユニット16及びユニット24からの蒸留 油を、水素処理、水素分解、水素脱硫及び水素脱窒素するための装置を示す。 ユニット16からの高度に芳香族の油は、上述したように、ユニット24におい て生成された高度にパラフィン系及びオレフィン系の油及びユニット18からの 水素と混合され、2段階接触反応システムに送られ、ここで、複素原子が除去さ れ不飽和炭化水素が水素化され、より重質の炭化水素が約560°F(293℃ )未満の沸点を有する炭化水素に水素分解される。水素された油流は蒸留され、 400’ F (204℃)以下〜560°F(293°C)の塔底生成物が生 成される。 400°F(204℃)〜560°F(293℃)の生成物はジェット燃料Aの 規格に適合する。400°F(204℃)以下のナフサはユニット28内の精製 装置に送られる。 蒸留油を改質するためのユニット28において用いられている水素処理及び水素 分解工程は市販のものである。 ユニット28内の油水素処理器において生成されたナフサは、触媒改質器に送ら れ、ここで、オクタン価が向上されて高オクタン価ガンリン生成物が製造される 。 実施例 図3に関する以下の実施例を用いて本発明の実現可能性を示す。装置は、100 00トン/日(湿分、灰分を含まない)のfyoming Powder Ri ver Ba5in炭供給原料を液体炭化水素生成物に転化するように設計され ている。2000F (93℃)における乾燥され微粉砕された石炭は、流動床 容器であるプレコンディショナーユニット10に送られ、415000ポンド/ 時の速度の10001000psi気圧) 、950’ F (510℃)の流 れ及び同様に950’ F (510°C)に加熱された再循環されているCH 4/COに富むガスと接触せしめられる。550°F(288℃)の温度のプレ コンディショナーからの石炭は蒸気及びガスから分離され、ユニット14と表さ れている反応容器に供給され迅速な揮発、チャコール分離、水素化及び急冷にか けられる。ユニット24において生成され900’ F (482℃)に予備加 熱された40000ポンド/時の軽質炭化水素ガスは反応容器に再循環されて、 HDP反応容器内における軽質炭化水素ガスの生成が抑制される。約550°F (288°C)のプレコンディショナーからの蒸気及びガスは遠心分離器に送ら れ連行石炭粒子が分離される。蒸気及びガスはPOXユニット12に送られる。 POX反応容器においては、約2250°F(1232℃)及び975ps i g (66,3気圧)において蒸気及び再循環ガスが約2oooooポンド/時 の酸素(化学量論量以下)と反応せしめられて、水を含む水素がリッチな還元ガ ス流が製造される。POXユニットからの熱ガスは、約950ps ig (6 4,6気圧)で運転されている5RT−HDP反応容器に直接供給され、石炭及 び再循環メタンが約1500°F(816℃)に加熱され、この温度において石 炭が揮発される。チャコール分離の前の反応容器内の滞留時間は15ミリ秒〜3 0ミリ秒である。HDP蒸気及びチャコールは直ちに分離され、約150000 ポンド/時の再循環重質急冷油及び70000ポンド/時の再循環水素によって 揮発蒸気が約1200’ F (649℃)に部分的に急冷される。 これらの条件においては、重質油は部分的に軽質油に分解され、反応容器生成物 は部分的に水素化される。 ガス及びHDP蒸気は図3に示すように更に処理されて、液体炭化水素が回収及 び改質され、非凝縮ガスが精製され、水素が急冷ユニット及び油処理ユニットに 再循環するために分離され、POXユニット12に再循環するためにガスが回収 される。加熱され分離されたチャコールは、約185000ポンド/時の酸素及 び150000ポンド/時の反応流でガス化され、主として水素及び−酸化炭素 からなる合成ガスが製造される。合成ガスは、更に処理されて、液体及び炭化水 素ガスが製造され、非凝縮ガスは精製され、軽質炭化水素ガスはHDP反応容器 に再循環するために分離される。生成する炭化水素生成物は、4640BPDの 化学グレードのベンゼン、15250BPDの高オクタンガソリン及び5460 BPDのジェット燃料である。 本発明をその好ましい態様に関して説明したが、種々の修正が本明細書の教示か ら当業者に明らかな所であって、本発明は請求の範囲内に包含されるかかる修正 をカバーするものである。 特表千4−502340 (15) 国際調査報告

Claims (1)

  1. 【特許請求の範囲】 1.揮発性物質を含む炭素質物質の精製方法であって、(a)揮発性物質を含む 粒子状の炭素質物質を、チャコール(char)及び縮合生成物の分解を最大に しかつ生成を最小にするのに十分な加熱速度で揮発温度に加熱して実質的に分解 された揮発生成物を調製し;(b)かかる実質的に分解された揮発生成物を、水 素ドナーがリッチな雰囲気の存在下において急冷媒体(quench medi um)と接触させて、縮合生成物の生成を最小にし熱分解を減少させるのに有効 な水素化温度に、液状炭化水素の生成を最大にし、水素化揮発生成物を製造する のに有効な水素化滞留時間の間加熱する工程を含む上記方法。 2.かかる水素化揮発生成物の温度を、縮合生成物の生成及びかかる水素化揮発 生成物の熱分解を実質的に停止するのに有効な安定化温度に調節して安定化され た氷素化生成物を得る工程を更に含む請求の範囲第1項記載の方法。 3.かかる揮発温度が約1000°F(538℃)〜約2000°F(1093 ℃)であり、かかる加熱速度が少なくとも約10000°F/秒(5538℃/ 秒である請求の範囲第1項記載の方法。 4.揮発物質を含む加熱された炭素質物質を、実質的に該揮発温度に約0.00 2〜2.0秒保持してかかる実質的に分解された揮発生成物を得る請求の範囲第 1項記載の方法。 5.該水素化温度が約900°F(482℃)〜約1500°F(816℃)で あり、該水素化滞留時間が約0.1秒〜約5.0秒である請求の範囲第1項記載 の方法。 6.該安定化温度が約1000°F(538℃)未満である請求の範囲第1項記 載の方法。 7.該急冷媒体が水素を含む請求の範囲第1項記載の方法。 8.該急冷媒体が、水素ドナーがリッチな媒体、重質炭化水素プロセス液、又は これらの混合物である請求の範囲第7項記載の方法。 9.かかる水素ドナーがリッチな雰囲気が、実質的な部分において、該炭素質物 質から得られる請求の範囲第1項記載の方法。 10.該炭素質物質が、石炭、亜炭、低ランクの亜炭、泥炭及びこれらの混合物 からなる群から選択される請求の範囲第1項記載の方法。 11.(a)揮発性物質を含む粒子状の炭素質物質の加熱が、該炭素質物質を気 体状加熱媒体と混合して、少なくとも10000°F/秒(5538℃/秒)の 加熱速度で炭素質物質を加熱し、かつ、約1000°F(538℃)〜約200 0°F(1093℃)の揮発温度を得て実質的に分解された揮発生成物を得るこ とによって行われ、かかる気体加熱媒体は、実質的な部分において、蒸気、及び 、メタン及び一酸化炭素がリッチな実質的に分解された揮発生成物を含む循環ガ ス流と、化学量論量よりも少ない量(substoichiometric a mount)の酸素と反応させることによって得られるものであり;(b)水素 化温度が約900°F(482℃)〜約1500°F(816℃)であり、水素 化滞留時間が約0.1秒〜約5.0秒であり;(c)該水素化揮発生成物を急冷 して該生成物の温度を約1000°F(538℃)未満に調節し、該急冷を、約 0.1秒〜約5.0秒の該炭素質物質の加熱から該水素化揮発生成物の急冷まで の全滞留時間を与える速度で行う;ことを特徴とする請求の範囲第1項記載の方 法。 12.該気体状加熱媒体が約1300°F(704℃)〜約3000°F(16 49℃)の範囲の温度であり、該炭素質物質の加熱が約100psig(6.8 気圧)〜約1200psig(81.6気圧)の圧力で行われ、該揮発温度が該 圧力において約0.002秒〜約2.0秒の時間保持される請求の範囲第1項1 記載の方法。 13.該気体状加熱媒体が水素、蒸気及び一酸化炭素を含む請求の範囲第11項 記載の方法。 14.かかる実質的に分解された揮発生成物を、水素ドナーがリッチなガス、重 質炭化水素プロセス液又はこれらの混合物で急冷し、該水素化揮発生成物を、次 に、プロセス水及びより軽質の液状揮発生成物の混合物と接触させる請求の範囲 第11項記載の方法。 15.(a)該揮発温度が約1200°F(649℃)〜約1750°F(99 5℃)であり、該加熱速度が約50000°F/秒(27760℃/秒)より大 きく; (b)該水素化温度が約1100°F(593℃)〜約1300°F(704℃ )であり、該水素化滞留時間が約0.2秒〜約2.0秒であり;(c)該水素化 揮発生成物が約900°F(482℃)未満の温度で急冷される; ことを特徴とする請求の範囲第12項記載の方法。 16.該酸素を、該蒸気及び循環ガスと、約1800°F(982℃)〜約25 00°F(1371℃)の温度、約300psig(20.4気圧)〜約700 psjg(47.6気圧)の圧力において、該メタン及び一酸化炭素の全モル数 に対して酸素約0.3〜約1.25のモル比で接触させる請求の範囲第11項記 載の方法。 17.該炭素質物質が石炭であり、該石炭を該加熱媒体と混合する前に、石炭を プレコンディショニング段階に約30秒〜約3分の滞留時間かけて、該段階にお いて、石炭を約300psig(20.4気圧)〜約700psig(47.6 気圧)において蒸気及び該循環ガスと接触させ、かつ約450°F(232℃) において約650°F(343℃)の温度に加熱する請求の範囲第11項記載の 方法。 18.輸送可能な組成物を製造するのに有効な量の液体物質中に分散されている 固体粒子状石炭チャコール(coal char)を含み、該液体物質が少なく とも部分的に請求の範囲第1項記載の方法によって誘導されたものであることを 特徴とする液体可燃スラリー。 19.該液体物質が1〜4個の炭素原子を有する1種以上のアルコールを含む請 求の範囲第18項記載のスラリー。 20.チャコール(char)が、該チャコール及び該液体物質を分散させる前 に該液体物質の吸収を最小にするのに有効な量のシーラント物質で処理されてい る請求の範囲第18項記載のスラリー。 21.該スラリーの粘度が、該液体物質の粘度を変化させることによって、又は 得られるスラリーの流動学的特性を向上させるのに有効な量の水を加えることに よって変化される請求の範囲第18項記載のスラリー。 22.かかる実質的に分解された揮発生成物を製造するための該加熱が、約50 0psig(34気圧)〜約2000psig(136気圧)の部分液化圧力に おいて行われる請求の範囲第1項記載の方法。 23.該チャコールを、昇温下において蒸気及び酸素と接触させて、水素及び一 酸化炭素を含む合成ガスを製造する請求の範囲第22項記載の方法。 24.該合成ガスをFischer Tropsch反応によって気体状及び液 体炭化水素に転化させる請求の範囲第23項記載の方法。 25.かかるFischer Tropsch反応によって製造された気体状炭 化水素を回収し、メタン及び軽質炭化水素ガスの製造を抑制するのに有効な量該 加熱工程に導入する請求の範囲第24項記載の方法。 26.該安定化された水素化生成物を、かかるFischer Tropsch 反応によって製造された液体炭化水素と混合して、更に水素処理及び水素分解( hydrocrack)して、ガソリン及びジェット燃料を含む液体輪送用燃料 を製造する請求の範囲第2項及び第24項記載の方法。
JP2501553A 1988-11-29 1989-11-27 短滞留時間水素不均化による石炭の改良された生成方法 Pending JPH04502340A (ja)

Applications Claiming Priority (4)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US277,603 1988-11-29
US07/277,603 US4938782A (en) 1981-03-24 1988-11-29 Method of refining coal by short residence time hydrodisproportionation to form a novel coal derived fuel system
US355,528 1989-05-23
US07/355,528 US5021148A (en) 1988-11-29 1989-05-23 Method of refining coal by short residence time partial liquefaction to produce petroleum substitutes and chemical feedstocks

Publications (1)

Publication Number Publication Date
JPH04502340A true JPH04502340A (ja) 1992-04-23

Family

ID=26958586

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
JP2501553A Pending JPH04502340A (ja) 1988-11-29 1989-11-27 短滞留時間水素不均化による石炭の改良された生成方法

Country Status (6)

Country Link
US (1) US5021148A (ja)
EP (1) EP0485378A1 (ja)
JP (1) JPH04502340A (ja)
AU (1) AU636324B2 (ja)
CA (1) CA2003795A1 (ja)
WO (1) WO1990006352A1 (ja)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2020533471A (ja) * 2017-09-13 2020-11-19 ユニバーシティ オブ ワイオミング 石炭を高価値製品に精製するための系及び方法
US12006219B2 (en) 2019-03-12 2024-06-11 University Of Wyoming Thermo-chemical processing of coal via solvent extraction

Families Citing this family (21)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5240592A (en) * 1981-03-24 1993-08-31 Carbon Fuels Corporation Method for refining coal utilizing short residence time hydrocracking with selective condensation to produce a slate of value-added co-products
US5485728A (en) 1985-12-26 1996-01-23 Enertech Environmental, Inc. Efficient utilization of chlorine and moisture-containing fuels
US5110452A (en) * 1987-06-08 1992-05-05 Carbon Fuels Corporation Method of refining coal by catalyzed short residence time hydrodisproportionation to form a novel coal-derived fuel system
US5132007A (en) * 1987-06-08 1992-07-21 Carbon Fuels Corporation Co-generation system for co-producing clean, coal-based fuels and electricity
US5198103A (en) * 1987-06-08 1993-03-30 Carbon Fuels Corporation Method for increasing liquid yields from short residence time hydropyrolysis processes
US5215649A (en) * 1990-05-02 1993-06-01 Exxon Chemical Patents Inc. Method for upgrading steam cracker tars
DE69831261D1 (de) * 1997-10-28 2005-09-22 Univ Kansa Ct For Res Inc Treibstoffmischung für kompressionszündmaschine mit leichten synthetischen roh- und mischbestandteilen
US20070187291A1 (en) * 2001-10-19 2007-08-16 Miller Stephen J Highly paraffinic, moderately aromatic distillate fuel blend stocks prepared by low pressure hydroprocessing of fischer-tropsch products
US20070187292A1 (en) * 2001-10-19 2007-08-16 Miller Stephen J Stable, moderately unsaturated distillate fuel blend stocks prepared by low pressure hydroprocessing of Fischer-Tropsch products
US20080098654A1 (en) * 2006-10-25 2008-05-01 Battelle Energy Alliance, Llc Synthetic fuel production methods and apparatuses
US20080103220A1 (en) * 2006-10-25 2008-05-01 Battelle Energy Alliance, Llc Synthetic fuel production using coal and nuclear energy
US20080256852A1 (en) * 2007-04-20 2008-10-23 Schobert Harold H Integrated process and apparatus for producing coal-based jet fuel, diesel fuel, and distillate fuels
US7935245B2 (en) 2007-12-21 2011-05-03 Uop Llc System and method of increasing synthesis gas yield in a fluid catalytic cracking unit
US7699974B2 (en) 2007-12-21 2010-04-20 Uop Llc Method and system of heating a fluid catalytic cracking unit having a regenerator and a reactor
US7932204B2 (en) 2007-12-21 2011-04-26 Uop Llc Method of regenerating catalyst in a fluidized catalytic cracking unit
US7811446B2 (en) 2007-12-21 2010-10-12 Uop Llc Method of recovering energy from a fluid catalytic cracking unit for overall carbon dioxide reduction
US7699975B2 (en) 2007-12-21 2010-04-20 Uop Llc Method and system of heating a fluid catalytic cracking unit for overall CO2 reduction
US7767075B2 (en) 2007-12-21 2010-08-03 Uop Llc System and method of producing heat in a fluid catalytic cracking unit
US8690977B2 (en) 2009-06-25 2014-04-08 Sustainable Waste Power Systems, Inc. Garbage in power out (GIPO) thermal conversion process
CN110791327B (zh) * 2019-11-13 2020-12-18 中建安装集团有限公司 一种深度脱除低温甲醇洗系统净化气硫化物的装置及工艺
WO2023215474A1 (en) 2022-05-04 2023-11-09 Syzygy Plasmonics Inc. Photoreactor design for chemical reactions with limited thermodynamics

Family Cites Families (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4324643A (en) * 1980-08-26 1982-04-13 Occidental Research Corporation Pyrolysis process for producing condensed stabilized hydrocarbons
US4450066A (en) * 1980-09-02 1984-05-22 Exxon Research And Engineering Co. Hydrothermal pretreatment to prevent scale during liquefaction of certain solid carbonaceous materials
US4357228A (en) * 1980-12-30 1982-11-02 Occidental Research Corporation Recovery of hydrocarbon values from pyrolytic vapors
US4356077A (en) * 1980-12-31 1982-10-26 Occidental Research Corporation Pyrolysis process
US4832831A (en) * 1981-03-24 1989-05-23 Carbon Fuels Corporation Method of refining coal by hydrodisproportionation
US4842615A (en) * 1981-03-24 1989-06-27 Carbon Fuels Corporation Utilization of low rank and waste coals in transportable fluidic fuel systems
US4787915A (en) * 1981-03-24 1988-11-29 Carbon Fuels Corporation Method of varying rheology characteristics of novel coal derived fuel system
US4551224A (en) * 1983-12-16 1985-11-05 Texaco Inc. Coal liquefaction process
US4536277A (en) * 1984-02-24 1985-08-20 Standard Oil Company (Indiana) Shale oil stabilization with a hydrogen donor quench and a hydrogen transfer catalyst
US4536278A (en) * 1984-02-24 1985-08-20 Standard Oil Company (Indiana) Shale oil stabilization with a hydrogen donor quench
US4594140A (en) * 1984-04-04 1986-06-10 Cheng Shang I Integrated coal liquefaction, gasification and electricity production process
US4842719A (en) * 1985-04-22 1989-06-27 Hri, Inc. Catalytic two-stage coal hydrogenation and hydroconversion process
US4687570A (en) * 1985-06-19 1987-08-18 The United States Of America As Represented By The United States Department Of Energy Direct use of methane in coal liquefaction

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2020533471A (ja) * 2017-09-13 2020-11-19 ユニバーシティ オブ ワイオミング 石炭を高価値製品に精製するための系及び方法
US12006219B2 (en) 2019-03-12 2024-06-11 University Of Wyoming Thermo-chemical processing of coal via solvent extraction

Also Published As

Publication number Publication date
WO1990006352A1 (en) 1990-06-14
US5021148A (en) 1991-06-04
EP0485378A4 (en) 1991-08-19
AU4812490A (en) 1990-06-26
CA2003795A1 (en) 1990-05-29
AU636324B2 (en) 1993-04-29
EP0485378A1 (en) 1992-05-20

Similar Documents

Publication Publication Date Title
JPH04502340A (ja) 短滞留時間水素不均化による石炭の改良された生成方法
US5240592A (en) Method for refining coal utilizing short residence time hydrocracking with selective condensation to produce a slate of value-added co-products
US5132007A (en) Co-generation system for co-producing clean, coal-based fuels and electricity
US5855631A (en) Catalytic gasification process and system
ES2226002T3 (es) Metodo y aparato para generar energia.
US4234402A (en) Sulfur removal from crude petroleum
US8114176B2 (en) Catalytic steam gasification of petroleum coke to methane
US4148614A (en) Process for removing sulfur from coal
US6319395B1 (en) Process and apparatus for converting oil shale or tar sands to oil
US20050252833A1 (en) Process and apparatus for converting oil shale or oil sand (tar sand) to oil
US4485003A (en) Supercritical extraction and simultaneous catalytic hydrogenation of coal
US4123230A (en) Sulfur removal from coal
JPS62131094A (ja) 二段階石炭ガス化方法
JPH026853A (ja) 水素化触媒の製造方法及びそれを用いる水素化変換方法
HUE035485T2 (hu) Javított eljárás biomasszát tartalmazó töltet konvertálására szénhidrogének elõállítása céljából, Fischer-Tropsch szintézis útján
US4842615A (en) Utilization of low rank and waste coals in transportable fluidic fuel systems
US5110452A (en) Method of refining coal by catalyzed short residence time hydrodisproportionation to form a novel coal-derived fuel system
KR20140064792A (ko) 지연 코킹 유닛으로부터의 미립자 코크스로 중질 잔류 오일의 가스화 공정
JP3231040B2 (ja) 炭素質原料の粒状カーボンおよびメタノールへの転換方法
US4832831A (en) Method of refining coal by hydrodisproportionation
US4854937A (en) Method for preparation of coal derived fuel and electricity by a novel co-generation system
US4787915A (en) Method of varying rheology characteristics of novel coal derived fuel system
US5198103A (en) Method for increasing liquid yields from short residence time hydropyrolysis processes
JPH02107335A (ja) 重油コークス操作に由来する石油コークスの存在下での重油の水素化分解
US4879021A (en) Hydrogenation of coal and subsequent liquefaction of hydrogenated undissolved coal