JPH09502694A - 水素リッチガスの製造 - Google Patents

水素リッチガスの製造

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Abstract

(57)【要約】 本発明は、ガス発生器（１）内での、飽和気体炭化水素燃料（８）又は飽和気体炭化水素燃料と液体炭化水素燃料との混合物の部分酸化による水素リッチガス（９２）の製造に関する。この方法に於いて、後の燃料ガス飽和器（５０）からの飽和気体炭化水素燃料（８）は、熱交換器（４３）内で接触水性ガス直接シフト転化帯域（３８）からのシフトプロセスガス流（４２）の一部との間接熱交換により予熱され、該部分酸化ガス発生器（１）内で反応する。非接触部分酸化ガス発生器（１）からのプロセスガス流は、ガス洗浄塔（２４）内で水で急冷され、洗浄され、熱交換器（３０）内でシフト転化帯域（３８）からのプロセスガス流（３５）の第二の部分との間接熱交換により予熱され、その後シフト転化帯域（３８）内でプロセスガス流中のＣＯ及びＨ2Ｏを接触反応させて、そのＨ2含有量を増加させる。シフトプロセスガス流は熱交換器（５３）内で冷却され、脱水されてシフト凝縮物を生成し、この凝縮物は部分酸化ガス発生器（１）への前記予熱した気体炭化水素燃料供給物流（８）を飽和させるために使用される。

Description

【発明の詳細な説明】 水素リッチガスの製造 発明の背景 技術分野 本発明は水飽和気体炭化水素燃料又は水飽和気体炭化水素燃料と液体炭化水素 燃料との混合物の部分酸化による水素リッチガスの製造に関する。 きれいにし、精製し、次いでウラン酸銅と酸化銅とのアルカリ金属促進混合物 からなる触媒床中で反応させて、水及び酸性ガスと共に約２０〜６０モル％の水 素を含有する生成物ガスを生成する生供給ガスを生成するための、液体炭化水素 供給物又は固体炭素供給原料のポンプ輸送可能なスラリーの部分酸化による水素 リッチガスの製造が、本願出願人に譲渡されている米国特許第４，３３８，２９ ２号に開示されている。本願出願人に譲渡されている米国特許第４，０２１，３ ６６号では、液体炭化水素物質又は固体炭素供給原料のスラリーの部分酸化から のプロセスガス流が冷却され、洗浄され、低温触媒床、次いで高温触媒床によっ て水性ガスシフト反応されている。本願出願人に譲渡されている米国特許第５， １５２，９７６号では、製油所オフガスが部分的に酸化されている。しかしなが ら、これらの方法の何れも、気体炭化水素燃料を、プロセスガス流と直接接触さ せることによって加熱したシフト凝縮物で飽和させ、この飽和気体炭化水素燃料 をシフトプロセスガス流の少なくとも一部と間接熱交換することによって予熱し 、その後この飽和予熱気体燃料を単独で又は飽和気体炭化水素燃料と液体炭化水 素燃料との混合物として部分酸化ガス発生器の中に導入する、本発明の非常に効 率の良い方法を教示してはいない。発明の開示 本発明は、製油所オフガス又は、混合物のＣ／Ｈ重量比が３．３／１よりも大 きいような気体炭化水素燃料と液体炭化水素燃料との混合物のような、３３の最 小Ｃ／Ｈ重量比を有する気体炭化水素燃料から水素リッチガスを製造する方法で あ る。製油所オフガス及び液体化水素燃料との混合物を含有する又は含有しない類 似の気体流を部分酸化によってガス化するとき、過剰のすすの生成を避けるため にプロセスガス流の還元モル比（Ｈ2＋ＣＯ／Ｈ2Ｏ＋ＣＯ2）を妥当なレベルに 維持するために、水又はスチーム緩和(moderation)が必要である。本発明は、合 成ガスのガス冷却及び洗浄からの熱を使用し、それを供給ガス中への水の蒸発に 移して、供給ガス中への取り込み水分との直接シフト凝縮物接触を安く有効に使 用して、緩和剤をガス化器に供給する。使用される熱は通常冷却水に棄てられる 低レベルの熱である。更に、燃料ガスを飽和させることによって、部分酸化ガス 化器内の原子比Ｏ／Ｃ、すす生成及び必要な温度緩和剤の減少がある。それによ って装置効率が上昇する。 本発明は、下記の工程、即ち、 （１）３.３の最小Ｃ／Ｈ重量比を有する炭化水素燃料からなり、そして水飽 和気体炭化水素燃料の流れ又は該飽和気体炭化水素燃料と液体炭化水素燃料との 混合物流からなる燃料供給原料を、約２０００°Ｆ〜２８００°Ｆの範囲の温度 及び約２００〜２５００ｐｓｉａの範囲の圧力で、約０.６〜１.６の範囲の、酸 素ガスの燃料中の炭素に対する原子比で、約０.１〜５.０の範囲の重量比のＨ2 Ｏ／燃料で実質的に純粋な酸素ガスの流れと部分酸化により反応させ、補充Ｈ2 Ｏ温度緩和剤を含有させる工程（但し、該部分酸化反応は自由流動非接触部分酸 化ガス発生器の反応帯域で起こって、Ｈ2、ＣＯ、ＣＯ2、Ｈ2Ｏ、Ｎ2、Ｈ2Ｓ、 ＣＯＳ及び粒子状炭素からなり、約５〜１５の範囲の還元モル比、Ｈ2＋ＣＯ／ Ｈ2Ｏ＋ＣＯ2を有する合成ガスのプロセス流を生成する）、 （２）工程（１）からのプロセスガス流をガス急冷及び洗浄帯域で水で急冷し 、洗浄して、約３００°Ｆ〜６００°Ｆの範囲の温度を有するきれいなプロセス ガス流を生成する工程、 （３）（ａ）工程（２）からのプロセスガス流を、次の工程（４）からの直接 シフトプロセスガス流の第一部分と間接熱交換することによって、約５００°Ｆ 〜７００°Ｆの範囲の温度まで加熱し、そして（ｂ）工程（４）からの該直接シ フトプロセスガス流の残りを後の工程（９）からの水飽和炭化水素気体燃料と間 接熱交換して流し、それによってその気体炭化水素燃料供給原料を約４００°Ｆ 〜８０ ０°Ｆの範囲の温度まで加熱し、そしてその加熱した水飽和気体燃料供給原料を 工程（１）の部分酸化ガス発生器内に燃料の少なくとも一部として導入する工程 、 （４）工程（３）（ａ）からの加熱したプロセスガス流を接触水性ガス直接シ フト転化帯域に通して、２より小さい還元モル比、Ｈ2＋ＣＯ／Ｈ2Ｏ＋ＣＯ2を 有するＨ2リッチシフトプロセスガス流を生成する工程、 （５）工程（３）（ａ）及び（３）（ｂ）からの部分的に冷却した直接シフト プロセスガス流の二つの流れを一緒にし、一緒にしたプロセスガス流をボイラー 供給水と間接熱交換することによって、約２６０°Ｆ〜５５０°Ｆの範囲の温度 まで部分的に冷却し、それによって中圧スチーム又は熱いボイラー供給水を生成 する工程、 （６）工程（５）からの部分的に冷却したシフトプロセスガス流を後の工程（ ８）からの補充シフト凝縮物と混合する工程（但し、補充シフト凝縮物は部分的 に冷却したシフトプロセスガス流との直接接触によって加熱される）、 （７）工程（６）からのシフトプロセスガスとシフト凝縮物との混合物を、ノ ックアウト室内で脱水し、加熱されたシフト凝縮物を分離する工程、 （８）工程（７）からのシフトプロセスガス流を、シフト凝縮物を生成するた めの脱水プロセスガス流帯域内で、プロセスガス流を露点より下に冷却すること によって冷却し、脱水して、少なくとも１個のノックアウト室内で凝縮水を捕集 する工程、及び （９）炭化水素気体燃料の供給物流を、ガス飽和帯域内で工程（７）からの加 熱したシフト凝縮物の少なくとも一部で飽和させる工程、 からなる水素リッチガスの製造のための部分酸化方法である。図面の簡単な説明 本発明の一層完全な理解は、本発明の好ましい態様を示す添付図面を参照して 得ることができる。これは、本発明を記載した特別のプロセス又は材料に限定す ることを意図するものではない。発明の記述 本発明の方法に於いて、実質的にＨ2、ＣＯ、ＣＯ2、Ｈ2Ｏ、粒子状炭素及び 灰からなる同伴される粒子状物質、並びにＮ2、Ａｒ、ＣＯＳ、Ｈ2Ｓ、ＣＨ4及 びＮＨ3の群からの少なくとも１種の物質からなる生プロセスガス流が、温度緩 和剤の存在下で、非充填、縦型、自由流動非接触部分酸化ガス発生器の反応帯域 で、気体炭化水素燃料又は気体炭化水素燃料と液体炭化水素燃料との混合物の部 分酸化によって生成される。反応帯域のＨ2Ｏ／燃料重量比は、約０.１〜５、好 ましくは約０.２〜０.７の範囲内である。燃料中の遊離酸素の炭素に対する原子 比（Ｏ／Ｃ比）は、約０.６〜１.６、好ましくは、約０.８〜１.４の範囲内であ る。反応時間は約０.１〜５０秒、例えば約２〜６秒の範囲内である。 生燃料ガス発生器は、本願出願人に譲渡された米国特許第２，８０９，１０４ 号（参照して本明細書に含める）に示されているような耐火物で内張りされた縦 型円筒形鋼製圧力容器からなる。この特許には典型的な冷却ドラムも示されてい る。供給流を反応帯域に導入するために、それぞれ本願出願人に譲渡された米国 特許第３，８７４，５９２号、同第３，７４３，６０６号及び同第４，５２５， １７５号に示されているような２、３又は４流環状型バーナーを使用することが できる。 部分酸化ガス発生器への燃料供給混合物は、３.３の最低Ｃ／Ｈ重量比を有す る。広範囲の可燃性気体炭化水素燃料又は気体及び液体炭化水素燃料が、ガス発 生器内で、温度緩和ガスの存在下で実質的に純粋な酸素ガスと反応して、生プロ セスガス流を生成することができる。 部分酸化ガス化器内で単独で又は液体炭化水素燃料と一緒に燃焼させることが できる気体炭化水素燃料には、製油所オフガス、Ｃ1〜Ｃ4炭化水素ガスの混合物 及び化学プロセスからの炭素含有廃ガスが含まれる。本明細書で使用するとき用 語「製油所オフガス」は、流動床接触分解（ＦＣＣ）装置、ディレードコーキン グ及び流動床コーキング装置、接触改質装置及び水素処理装置から生成されるガ スのような、製油所の異なった装置によって発生する種々のガス流を指す。製油 所オフガスには一般的に、飽和炭化水素及び不飽和炭化水素並びにＨ2Ｓ、ＣＯ Ｓ、ＳＯx、ＮＨ3、ＨＣＮ及びアルシンを含む有機硫黄、窒素化学種及び無機試 薬のような他の不純物が含まれている。気体炭化水素燃料は、下記の表Ｉに示す よう なＨ2、Ｎ2、Ｏ2、ＲＳＨ、ＣＨ4、Ｃ2Ｈ4、Ｃ2Ｈ6、Ｃ3Ｈ6、Ｃ3Ｈ8、Ｃ4Ｈ8、 Ｃ4Ｈ10、Ｃ5Ｈ10、Ｃ5Ｈ12、ＣＯ、ＣＯ2及びＨ2Ｏからなる群から選択された 複数の気体成分からなる。 気体炭化水素燃料の幾つかの性質を、表ＩＩに示す。 種々の適当な供給原料を記載するために本明細書で使用するとき用語、液体炭 化水素燃料は、ポンプ輸送可能な液体炭化水素材料及び固体炭素材料のポンプ輸 送可能な液体スラリー並びにこれらの混合物を含むことを意図する。例えば、固 体炭素燃料のポンプ輸送可能な水性スラリーは適当な供給原料である。実際に、 実質的に全ての可燃性炭素含有液体有機物質又はそのスラリーを、用語「液体炭 化水素」の定義に含めることができる。例えば、下記のものがある。 （１）水、液体ＣＯ2、液体炭化水素燃料及びこれらの混合物のような揮発性 液体坦体中の、石炭、粒子状炭素、石油コークス、濃縮下水スラッジ及びこれら の混合物のような、固体炭素燃料のポンプ輸送可能なスラリー。 （２）ガス化器への適当な液体炭化水素燃料供給原料は、液化石油ガス、石油 留出油及び残油、ガソリン、ナフサ、ケロシン、原油、アスファルト、軽油、残 油、タールサンド油及び頁岩油、石炭誘導油、芳香族炭化水素（例えば、ベンゼ ン、トルエン、キシレン留分）、コールタール、流動接触分解運転からのサイク ル軽油、コークス炉ガス油のフルフラール抽出物並びにこれらの混合物のような 、種々の材料を含むことが意図される。 （３）炭水化物、セルロース系材料、アルデヒド、有機酸、アルコール、ケト ン、酸化燃料油、酸素化炭化水素有機材料を含む化学プロセスからの廃液及び副 生物並びにこれらの混合物を含む酸素化炭化水素有機材料も、用語「液体炭化水 素」の定義内に含まれる。 液体炭化水素供給原料は室温であってもよく又は約６００°Ｆ〜１２００°Ｆ まで予熱してもよいが、好ましくはその分解温度よりも低い温度まで予熱するこ ともできる。液体炭化水素供給原料は、液相又は温度緩和剤との蒸発混合物でガ ス 発生器バーナーに入れることができる。 ガス発生器の反応帯域の温度を調節するための温度緩和剤の必要性は、一般的 に供給原料の炭素対水素比及び酸化剤流の酸素含有量に依存している。温度緩和 剤は実質的に純粋な酸素を伴う液体炭化水素燃料と共に使用される。スチームは 好ましい温度緩和剤である。スチームは、片方又は両方の反応剤流との混合物中 に温度緩和剤として含有させることができる。また、温度緩和剤はバーナー中の 別の導管によってガス発生器の反応帯域に導入することもできる。他の温度緩和 剤としては、水、ＣＯ2リッチガス、窒素及びリサイクルした合成ガスがある。 本明細書で使用するとき、用語「実質的に純粋な酸素ガス又は酸素ガス」は、 約９０モル％より多い酸素（残りは普通、Ｎ2及び希ガスからなる）を意味する 。酸素ガスの流れは、ほぼ環境温度〜９００°Ｆの範囲の温度で部分酸化バーナ ーによって反応帯域に導入することができる。 空気を、実質的に純粋な酸素ガスと窒素ガスとの別々の流れに分離するために 、一般的な空気分離装置（ＡＳＵ）が使用される。ほぼ環境温度〜９００°Ｆの 範囲の温度でＡＳＵからの酸素ガスの流れが、環状型バーナー内の１個又はそれ 以上の通路によって部分酸化ガス発生器の反応帯域に導入される。一つの態様に 於いて、温度緩和剤としてのスチームが酸素ガスの流れと混合してガス化器の反 応帯域の中に導入される。 燃焼する前に、本発明の方法の気体炭化水素燃料供給原料流は、シフト凝縮物 と直接接触させることによって飽和される。シフト凝縮物は、本明細書に於いて は、プロセス凝縮物又は水性ガスシフト反応後のプロセスガス流内の凝縮物及び 飽和器内の補給水を指す。有利なことには、燃料ガスを飽和させることによって 、部分酸化ガス化器内の原子比Ｏ／Ｃ、すす生成量及び温度緩和剤の必要量の実 質的な減少がある。それによってプロセスの効率が上昇する。棚段及び充填材を 有する一般的な塔を含む、どのような一般的な気液直接接触チャンバーも飽和器 として使用することができる。直接接触によって、水とガスとの間の温度接近が 最小になり、それによって加熱及びガス中に蒸発される水が最大になる。 ほぼ環境温度〜６００°Ｆの範囲の温度及び部分酸化ガス発生器の反応帯域内 の圧力、例えば、約２２０〜２９００ｐｓｉａより約２０〜４００ｐｓｉａほど 高 い圧力で、気体炭化水素燃料供給原料流が、飽和容器内に導入される。これが飽 和容器を通過したとき、気体炭化水素燃料の流れは、飽和容器を下方に通過する 約２５０°Ｆ〜５００°Ｆの範囲の温度で補給水と混合した又は補給水を含まな いシフト凝縮物と直接接触するようになる。例えば、約５〜６０体積％のＨ2Ｏ を含有する水で飽和された供給原料ガスは飽和容器の頂部から約２５０°Ｆ〜４ ５０°Ｆの範囲の温度で出て、後で記載する接触直接シフトプロセスガス流の一 部、例えば、約２０〜８０体積％と間接熱交換することによって、約４００°Ｆ 〜８００°Ｆの範囲の温度まで更に加熱される。有利なことには、本発明の方法 により、低レベルのプロセス熱により加熱された水は、よりコストがかかる高レ ベルの熱を必要とするスチーム注入に取って代わる。更に、飽和器内で直接接触 させることによりガス流を飽和させるために容易に利用できるシフト凝縮物を使 用することによって、コストは最小になる。別の特別の水流は必要ではない。 一つの態様に於いて、予熱した飽和気体炭化水素供給原料が、中央導管と共軸 同心環状通路とからなる２通路環状型バーナーの中央通路によって部分酸化ガス 発生器内に導入される。通路は供給原料が入る上流端では閉じており、供給原料 が排出される下流端では開いている。バーナーの下流先端で、通路は同心で集ま る円錐形ノズルの中に展開している。水飽和気体炭化水素燃料は約４００°Ｆ〜 ８００°Ｆの範囲の温度でバーナーを通過する。実質的に純粋な酸素ガスは約１ ２０°Ｆ〜９００°Ｆの範囲の温度でバーナーを通過する。バーナーから出た二 つの供給原料流は一緒に衝突し、混合し、ガス発生器の反応帯域で部分酸化によ り反応して、生合成ガスを生成する。他の態様に於いては、中央導管、共軸同心 中間環状通路及び共軸同心外側環状通路からなる３通路環状型バーナーが使用さ れる。同時に、実質的に純粋な酸素ガス流は中央導管を通過し、スチームと混合 した又は混合しない液体炭化水素燃料の流れは中間通路を通過し、そしてＨ2Ｏ 飽和気体炭化水素燃料は外側環状通路を通過する。三つの流れはバーナー先端で 互いに衝突し、霧化し、混合しそしてガス発生器の反応帯域で部分酸化により反 応する。 生プロセスガス流は反応帯域から、約１７００°Ｆ〜３５００°Ｆ、好ましく は２０００°Ｆ〜２８００°Ｆの範囲の温度、約２００〜２５００ｐｓｉａ、好 ましくは７００〜１５００ｐｓｉａの圧力で出る。熱生流出ガス流の組成は大体 下記 の通りである。モルパーセントで、Ｈ2；１０〜７０、ＣＯ；１５〜６０、ＣＯ2 ；０.１〜２５、Ｈ2Ｏ；０.１〜２５、ＣＨ4；ゼロ〜６０、ＮＨ3；ゼロ〜５、 Ｈ2Ｓ；ゼロ〜１０、ＣＯＳ；ゼロ〜１.０、Ｎ2；ゼロ〜６０、Ａｒ；ゼロ〜２. ０、ＨＣＮ及びＨＣＯＯＨ；ゼロ〜１００ｐｐｍ（重量）。粒状炭素は（最初の 供給原料の炭素含有量基準で）約ゼロ〜２０重量％の範囲内で存在する。灰及び ／又は溶融スラグは、それぞれ最初の液体炭化水素燃料供給原料又は固体炭素燃 料供給原料の約ゼロ〜５.０重量％及びゼロ〜６０重量％の量で存在し得る。 本発明の方法の好ましい態様に於いて、部分酸化ガス発生器の耐火物で内張り した下方に流れる非接触反応帯域から出る熱い生流出燃料ガス流の全ては、反応 帯域と同じ温度及び圧力で、ライン中の普通の低下が殆どなく、本願出願人に譲 渡された米国特許第２，８９６，９２７号（参照して本明細書に含める）に記載 されているもののようなクエンチドラム又はタンクの底に入っている水のプール の中に直接導入される。本発明の方法は、投下資金及び保全費用を最小にし、急 冷されたガス温度及び水含有量を最大にするために、急冷ガス化装置を使用する 点で独特である。急冷する前に熱がガス化器出口ガスから除去されると、急冷さ れたガスは、ガス中のＣＯをＨ2にシフトするためには温度及び水含有量が低く なりすぎるであろう。 クエンチドラムはガス発生器の反応帯域の下に配置されており、それが受け取 る生燃料ガスの流れは、ガス発生器の反応帯域から出る灰及び／又はスラグ並び に粒子状炭素すすの実質的に全部を伴う。水を通して泡立っている大きな体積の ガスによって起こされるクエンチドラム内の乱流条件は、水が排出ガスから多く の固体を洗浄するのを助ける。大量のスチームが急冷容器内で発生し、ガス流を 飽和させる。生ガスの流れはクエンチドラム内で冷却され、約３００°Ｆ〜６０ ０°Ｆ、例えば約４５０°Ｆ〜５５０°Ｆの範囲の温度及び約２００〜２５００ ｐｓｉａ、例えば約７００〜１５００ｐｓｉａの範囲の圧力で出る。都合の良い ことに、本発明で使用される新しい急冷水は、補給水と工程で続いて生成される ようなガススクラッバーからのシフト凝縮物との混合物である。表現「及び／又 は」は本明細書に於いて通常の方法で使用される。例えば、Ａ及び／又はＢは、 Ａ又はＢ又はＡ＋Ｂを意味する。 下流の触媒床の閉塞及び／又は後のガス精製工程で使用することができる液体 溶媒吸収剤の汚染を防ぐために、クエンチドラムから出る冷却され、部分的にき れいにされたプロセスガス流を、別のガス洗浄帯域で熱い洗浄水と接触させるこ とによって更にきれいにする。このガス洗浄帯域には、本願出願人に譲渡された 米国特許第３，５２４，６３０号（参照して本明細書に含める）に示され記載さ れているような一般的なオリフィス及び本願出願人に譲渡された米国特許第３， ２３２，７２７号（参照して本明細書に含める）に示され記載されているような ガス洗浄室と共に一般的なベンチュリースクラッバー及びスプレーが含まれてい てもよい。ガス洗浄室に於いては、生燃料ガスの流れは、本明細書に記載したよ うに熱い再循環シフト凝縮物及び補給水からなる洗浄水で洗浄される。例えば、 一つの態様に於いては、ガス化器に付随するクエンチタンクから出るガス流は、 ベンチュリースクラッバーで、シフト凝縮物からなる洗浄水で洗浄され、これと 緊密に接触する。一つの態様に於いては、洗浄水は約５０〜８０重量％のシフト 凝縮物と残りの補給水とからなる。しかしながら、ガス洗浄帯域にベンチュリー スクラッバーを使用することは任意である。プロセスガス流はガス洗浄室の底に 入っているガス洗浄水のプール内に入り、これを通過する。次いで洗浄されたガ スは洗浄室の上部内の充填部分又は棚段を上方に通過し、そこで洗浄されたガス はシフト凝縮物及び補給水、即ち下流方向に流れる洗浄水によって接触される。 ガス洗浄室の底の洗浄水は、若しあればベンチュリースクラッバーに及び／又は ガス化器に付随するクエンチタンクに再循環することができる。本発明の方法で 使用されるガス洗浄方法によって、プロセスガス流は水で飽和され、洗浄した燃 料ガス流中の固体粒子の量は、約１０ｐｐｍ（１００万分の１部）より低い、好 ましくは約１ｐｐｍより低い、非常に低いレベルまで減少する。 約３００°Ｆ〜６００°Ｆの範囲の温度でガススクラッバーから出る飽和し、 洗浄したきれいなプロセスガス流の温度は、約５００°Ｆ〜７００°Ｆ、例えば 約５７５°Ｆ〜６２５°Ｆの範囲の温度まで上昇させられる。これは、一般的な 管形熱交換器のような第一熱交換器内で、約５００°Ｆ〜１０５０°Ｆ、例えば 約６００°Ｆ〜９００°Ｆの範囲内の温度で一般的な直接接触水性ガスシフト転 化帯域から出る熱いシフトプロセスガス流の一部、例えば約２０〜８０体積％と 、間接熱交換 させてきれいなプロセスガス流を通すことによって行われる。熱いシフトプロセ スガス流の残りは、そのガス流をガス発生器の中に導入する前に、第二熱交換器 内で間接熱交換によって飽和気体炭化水素燃料を予備加熱するために使用される 。第一及び第二熱交換器は並列に又は直列に接続することができる。典型的な接 触水性ガスシフト転化帯域が、本願出願人に譲渡された米国特許第４，０５２， １７６号（参照して本明細書に含める）に記載されている。水性ガスシフト転化 帯域に於いて、プロセスガス流中のＣＯ及びＨ2Ｏは、約５００°Ｆ〜１０５０ °Ｆの範囲の温度、ライン内の通常の圧力低下、例えば、約１５〜３０ｐｓｉａ の圧力低下が殆どなく、部分酸化ガス発生器の反応帯域の圧力と実質的に同じ圧 力で、一般的な触媒と接触しながら一緒に反応して、Ｈ2及びＣＯ2を生成する。 適当な水性ガスシフト触媒は、１〜１５重量％のクロム、銅、トリウム、ウラン 、ベリリウム及びアンチモンのような金属の酸化物で促進された酸化鉄からなっ ていてよい。また、アルミナ上のモリブデン酸コバルトを、約５００°Ｆ〜８４ ０°Ｆの範囲の反応温度で水性ガスシフト触媒として使用することができる。Ｃ ｏ−Ｍｏ触媒は、重量％で、ＣｏＯ；２〜５、ＭｏＯ3；８〜１６、ＭｇＯ；ゼ ロ〜２０及びＡｌ2Ｏ3；５９〜８５からなっている。 前記二つの間接熱交換器が並列に接続されている好ましい態様に於いて、第一 及び第二間接熱交換器から出るシフトプロセスガス流の二つの別々の冷却された 部分は、再び組み合わさって、約４００°Ｆ〜６００°Ｆ、例えば約５００°Ｆ の範囲の温度を有するプロセスガス流を作る。直列に接続された二つの間接熱交 換器を有する一つの態様に於いて、約５５０°Ｆ〜１０５０°Ｆ、例えば６００ °Ｆ〜９００°Ｆの範囲の温度のシフトプロセスガス流の全部は、水性ガスシフ ト転化帯域に進む飽和プロセスガス流を約５００°Ｆ〜７００°Ｆの範囲の温度 まで加熱することによって、第一間接熱交換器内で約４２５°Ｆ〜６７５°Ｆの 範囲内の温度にまで冷却される。次いで部分的に冷却されたプロセスガス流の全 ては、第二間接熱交換器内で、ガス発生器へのその途中で飽和気体炭化水素燃料 の流れとの間接熱交換によって、約４００°Ｆ〜６００°Ｆの範囲の温度まで更 に冷却される。 シフトプロセスガス流からの熱及び凝縮物（本明細書ではシフト凝縮物と呼ぶ ）は、本発明の方法の低レベル熱回収部分で有利に回収される。低レベル熱回収 部 分は、プロセスガス流がそれを通って流れ、そしてそれによって冷却される、直 列になっている約２〜７個、例えば３個の間接熱交換器及び水蒸発によって供給 ガス飽和器内で冷却されているシフト凝縮物との直接接触による冷却からなって いる。凝縮した水を分離するためのノックアウト容器が、それぞれの熱交換器又 は少なくとも最終の熱交換器の後に配置されている。約２０〜１００重量％のノ ックアウト容器内で捕集された凝縮した水、例えばシフト凝縮物プラス約０〜８ ０重量％のボイラー供給水（ＢＦＷ）のような補給水を、前記のガススクラッバ ー内に１００°Ｆ〜５００°Ｆの範囲の温度でポンプ輸送し、供給ガス飽和器内 に約２５０°Ｆ〜５００°Ｆの範囲の温度でポンプ輸送する。そ低レベル熱回収 部分の少なくとも１個の熱交換器用の冷媒は、ほぼ環境温度〜４００°Ｆ、例え ば約１００°Ｆ〜２５０°Ｆの範囲の温度のボイラー供給水である。ＢＦＷは熱 いプロセスガス流と間接熱交換させることによって約２２５°Ｆ〜５００°Ｆの 範囲の温度まで加熱することができる。約１５０〜１０００ｐｓｉａ、例えば約 ２００〜７５０ｐｓｉａの範囲の圧力を有する中圧スチームを生成することがで きる。 また、約５〜１５０ｐｓｉａ、例えば約３０〜５０ｐｓｉａの範囲の圧力を有 する低圧プロセススチームを間接熱交換器の一つで生成することもできる。低圧 スチームは、酸性ガス回収装置（ＡＧＲＵ）で例えば、溶媒回収用のストリッピ ング剤として及び硫黄回収装置（ＳＲＵ）で使用することができる。前記の多重 熱交換器によって、プロセス燃料ガス流の温度は下記の段階：（１）２５０°Ｆ 〜５００°Ｆ、（２）２２５°Ｆ〜４００°Ｆ及び（３）８０°Ｆ〜１２０°Ｆ 、で低下させることができる。そうして、本発明の方法に於いて、プロセス冷却 からの低レベルの熱は、（１）燃料ガスを飽和させ、（２）中圧及び低圧スチー ムを生成し、そして（３）熱水を生成するための熱を与える多数の熱交換器で有 効に使用される。 約１００°Ｆ〜４００°Ｆの範囲の温度で供給ガス飽和器の底から出る、約２ ０〜１００重量％のシフト凝縮物と補給水からなる残りとからなる熱水は、ほぼ 環境温度〜４００°Ｆの範囲の温度のＢＦＷが、約２２５°Ｆ〜５００°Ｆの範 囲の温度の中圧スチーム又は熱いボイラー供給水に加熱される第三間接熱交換器 から出る冷却されたプロセスガス流の中に導入される。その結果得られる約２５ ０°Ｆ〜 ５００°Ｆの範囲の温度のプロセスガスと飽和器底の水との混合物は、約１００ °Ｆ〜３００°Ｆの範囲の温度の２０〜１００重量％のシフト凝縮物と、若しあ れば補給水からなる残りとからなる混合物と混合される。水をプロセスガス流と 混合することによって、水は加熱される。約１０〜７０モル％の水を含有し、約 ２５０°Ｆ〜５００°Ｆの範囲の温度であり、露点より下である、プロセスガス 、シフト凝縮物及び補給水の混合流は、第一ノックアウトポットに導入され、そ こで液体であるプロセスガス流中の水の一部、例えば、１０〜８０重量％が、プ ロセスガス流から分離される。第一ノックアウト容器からの水の少なくとも一部 、例えば、１０〜１００重量％は、供給ガス飽和器に送られる。残りの約０〜１ ００重量％は後の熱交換器からの凝縮物と混合されてガススクラッバーに送られ る。 次に、第四間接熱交換器に於いて、約２５０°Ｆ〜５００°Ｆの範囲の温度で 第一ノックアウト容器から出るプロセスガス流は、約７５°Ｆ〜３００°Ｆの範 囲の温度で第四熱交換器に入り、約２２５°Ｆ〜３７５°Ｆの範囲の温度及び約 ５〜１５０ｐｓｉａの圧力で低圧スチームとして出るＢＦＷと間接熱交換して露 点より低い温度まで冷却される。約２２５°Ｆ〜４００°Ｆの範囲の温度で、約 ３〜５０モル％のＨ2Ｏを含有する、第四熱交換器から出るプロセスガス流は第 二ノックアウト容器の中に導入される。約２２５°Ｆ〜４００°Ｆの範囲の温度 のシフト凝縮物は第二ノックアウト容器の底でラインを通して除去される。 次に、第五間接熱交換器に於いて、第二ノックアウト容器から出るプロセスガ ス流は、約６０°Ｆ〜１２０°Ｆの範囲の温度で第五熱交換器に入り、約８０° Ｆ〜３００°Ｆの範囲の温度で熱水として出るＢＦＷ又は冷却水と間接熱交換し て露点より低い温度まで冷却される。約８０°Ｆ〜１２０°Ｆの範囲の温度で、 約２〜２５モル％のＨ2Ｏを含有する、第五熱交換器から出るプロセスガス流は 第三ノックアウト容器の中に導入される。約８０°Ｆ〜１２０°Ｆの範囲の温度 のシフト凝縮物は第三ノックアウト容器の底でラインを通して除去され、他方、 ０.１〜２.０体積％のＨ2Ｏを含有するプロセスガスは容器の頂部でラインを通 して除去される。シフト凝縮物とノックアウト容器１、２及び３の底からの全て の補給水との混合物はスクラッバーに再循環される。任意に、混合物の一部、例 えば０〜８０重量％は、第三熱交換器から出るプロセスガス流と飽和器の底から の水との混合物と 混合され、第一ノックアウト容器の中に導入される。 約８０°Ｆ〜１２０°Ｆの範囲の温度で第三又は最後のノックアウト容器から 出るプロセスガス流は、液体溶媒、例えば冷メタノール、Ｎ−メチル−ピロリド ン、ポリエチレングリコールのジメチルエーテル及び抑制された又は抑制されな いアミンでの物理的又は化学的吸収を使用する酸性ガス回収帯域（ＡＧＲ）など の、どのような適当な一般的なシステムによっても精製することができる。酸性 ガス、例えば、ＣＯ2、Ｈ2Ｓ及びＣＯＳは、高圧及び低温でメタノール中に非常 に可溶性である。圧力が低下し、リッチソルベントの温度が上昇するとき、これ らのガスは溶媒から容易に分離できる。Ｈ2Ｓ及びＣＯＳは、元素状硫黄が生成 される従来のクラウス装置、即ち硫黄回収装置（ＳＲＵ）に供給するのに適した 留分中に濃縮することができる。カークオスマーの化学技術百科事典(Kirk-Othm er En-cyclopedia of Chemical Technology)、第二版、第１９巻、John Wiley、 １９６９年、３５３頁参照。本願出願人に譲渡された米国特許第４，０５２，１ ７６号を参照する。これらの文献は本明細書に参照して含める。図面の記述 本発明の一層完全な理解は、前記の方法を詳細に示す添付する略図を参照する ことによって得られる。図面は本発明の方法の好ましい態様を示すけれども、示 した連続方法が記載した特別の装置及び材料に限定されることを意図するもので はない。 図面を参照すると、前記のような自由流動非接触耐火物内張り燃料ガス発生器 １には、軸方向に直線になるように上流にフランジで取り付けた入口部２及び下 流にフランジで取り付けた出口部３が設けられている。ガス発生器１の軸と一直 線にした中央導管５を有する前記のような環状型バーナー４が、入口部２に装着 されている。同心共軸環状通路６も設けられている。 ライン７内の実質的に純粋な酸素の流れは、バーナー４の環状通路６によって 導入される。ライン８内の水飽和気体炭化水素燃料の流れは、中央通路５によっ て導入される。二つの供給流は衝突し、混合し、ガス発生器１の反応帯域９内で の部分酸化によって反応する。Ｈ2、ＣＯ、ＣＯ2、Ｈ2Ｏ、Ｎ2、Ａ、Ｈ2Ｓ及び ＣＯＳからなる生燃料ガスの熱い流れは浸漬チューブ１０を通って下方に流れ、 ガ ス発生器１の底に配置されているクエンチドラム又はタンク１４に入っている水 のプール内で急冷される。同伴された粒子状炭素を含有する急冷水は、ライン１ ５を通って除去され、炭素回収及び排水再利用帯域で分別される。スラグ及び粒 子状物質は、出口部３、ライン１６、バルブ１７、ライン１８、ロックホッパー １９、ライン２０、バルブ２１及びライン２２によって定期的に除去される。 急冷された生プロセスガス流は、ライン２３を通ってガス洗浄塔２４に送られ 、そこでこれは、ライン２５からのシフト凝縮物及び補給水からなる洗浄水によ って同伴するすす及び粒子状物質がきれいに洗浄される。ポンプ２６によって、 洗浄塔２４の底からの水はライン２７及び２８を通ってクエンチタンク１４に送 られる。ライン２９を通ってガス洗浄塔２４から出たきれいな生プロセスガス流 は、次に生成されるシフトプロセスガス流の第一部分との間接、即ち非接触熱交 換により第一熱交換器３０で予熱される。第一シフトプロセスガス流はライン３ ５を通って第一熱交換器３０に入り、低くなった温度でライン３６を通って出る 。第一熱交換器３０から出た熱い生プロセスガスの予熱された流れはライン３７ を介して出て、接触水性ガスシフトコンバーター３８に入る。生プロセスガス流 中のＣＯ及びＨ2Ｏは該接触シフトコンバーター３８の中で一緒に反応して、Ｈ2 リッチガス、例えば、約３０〜６０体積％のＨ2及び０〜１０体積％のＣＯから なるガスを含むシフトプロセスガス流を生成する。 水性ガスシフトコンバーター３８から出た熱いシフトプロセスガス流は、ライ ン３９を通って、二つの流れに分けられる。第一シフトプロセスガス流は前記の ようにライン３５及び第一間接熱交換器３０を通る。熱いシフトプロセスガス流 の残りは、ライン４０、制御バルブ４１、ライン４２及び第二間接熱交換器４３ を通る。第二間接熱交換器４３は、ライン５１からの飽和気体炭化水素燃料の流 れを予熱する。ライン４８内のシステムへの気体炭化水素燃料供給原料は、飽和 塔５０内でライン４９からのシフト凝集物及び補給水からなる水で飽和される。 次いでライン５１内の飽和気体炭化水素燃料の流れは前記のように第二間接熱交 換器４３で予熱され、前記のようにライン８を通ってバーナー４の中央導管５の 中に進む。 ライン３６により第一熱交換器３０から出たシフトプロセスガスの流れ及びラ イン４４により第二熱交換器４３から出たシフトプロセスガス流の流れは、ライ ン５２で混合され、次いで直列に接続された複数個の間接熱交換器、例えば、第 三熱交換器５３、第四熱交換器５４及び第五熱交換器５５からなる低温冷却部を 通過する。第三熱交換器５３に於いては、ライン５６からのボイラー供給水（Ｂ ＦＷ）が、ライン５７へ第三熱交換器５３から出る中圧スチーム又は熱いＢＦＷ に転換される。シフトプロセスガスの流れは第三熱交換器５３で露点より下に冷 却され、次いでライン５８によって出る。ライン５９に於いて、ライン５８から のプロセスガス流は、ガス飽和器５０の底でライン６０からの補給水を含有する 又は含有しないシフト凝縮物からなる水と混合される。 一つの態様に於いて、新しい補給水はライン４６、バルブ６１、ライン６２を 通ってシステムに導入され、ライン６３内でライン６４からのシフト凝縮物及び 補給水の混合物と混合される。ポンプ６５によって、ライン６３内のシフト凝縮 物と補給水との混合物の一部、例えば０〜８０重量％は、ライン６６、ライン６ ７、制御バルブ６８及びライン６９を通ってライン７０に送られ、そこでこれは ライン５９からのシフトプロセスガス流及びシフト凝縮物及び補給水の混合物と 混合される。ライン６６内のシフト凝縮物及び補給水の残りは、ライン９３、バ ルブ９４、ライン９５、ライン２５を通って、洗浄塔２４の中に進む。バルブ６ １が閉じている一つの態様に於いて、別のラインからの補給水をライン２５及び ／又はライン６９の中に導入することができる。例えば、バルブ９６が開き、バ ルブ９４が開くか又は閉じている場合、ライン９７からの補給水がライン９８を 通ってライン２５に進むことができる。 ライン７０内のシフトプロセスガス流、シフト凝縮物及び補給水の混合物は、 第一ノックアウト容器７１の中に導入され、そこでシフト凝縮物と補給水とから なる同伴される液体水分が分離され、ライン７２を通って出る。この水をプロセ スガス流と混合することによって、水は加熱される。脱水したプロセスガス流は ライン７７から出て、第四間接熱交換器５４内で露点より低い温度まで冷却され る。冷媒は、ライン７８を通って入り、低圧スチームとしてライン７９を通って 出るＢＦＷである。ライン８０内の冷却されたプロセスガス流はノックアウト容 器８１内で脱水される。約１０〜１００重量％のシフト凝縮物と残りの補給水と からなる混合物はライン８２から出て、ライン８３内でライン７２、ライン７３ 、制御バルブ７４及びライン７５からの約１０〜１００重量％のシフト凝縮物と 残りの補給水とからなる混合物と混合される。ライン７２内の水の約２〜５０重 量％はライン７３を通り、残りはポンプ８５によってライン８４、ライン４９を 通ってガス飽和器５０に送られる。 第二ノックアウト容器８１から出たシフトプロセスガス流はライン８６を通っ て第五間接熱交換器５５に進み、そこでこれはＢＦＷ冷媒によって露点より低い 温度まで冷却される。この冷媒はライン８７を通って熱交換器５５に入り、熱水 となってライン８８から出る。ライン８９内の同伴された水分を含有するプロセ スガス流は第三ノックアウト容器９０の中に進み、そこでは約１０〜１００重量 ％のシフト凝縮物と補給水からなる残りとからなる凝縮水が底に沈降し、ライン ９１から除かれる。本発明の方法によって、ノックアウト容器７１、８１及び９ ０の底からの凝縮水はシフト凝縮物及び補給水と混合して、気体燃料飽和器５０ 及びガス洗浄塔２４に循環される。脱水された水素リッチガスはライン９２から 取り出され、任意に、酸性ガスを除去するために精製される。約４０〜１００モ ル％のＨ2を含有するこの水素リッチガスは、還元ガス又は水素処理ガスとして 使用することができる。 前記のように本発明の種々の修正を本発明の精神及び範囲から逸脱することな く行うことができ、したがって付属する特許請求の範囲に示されている制限しか なされるべきではない。
【手続補正書】特許法第１８４条の７第１項 【提出日】１９９５年４月１２日 【補正内容】 補正請求の範囲 １６．工程（９）に於けるガス飽和帯域に於いて、約２５０°Ｆ〜４５０°Ｆ の範囲の温度及び他の部分酸化ガス発生器の反応帯域内の圧力よりも約２０〜４ ００ｐｓｉａの範囲大きい圧力の、工程（３）への気体炭化水素供給原料流を、 約２５０°Ｆ〜５００°Ｆの範囲の温度でシフト凝縮物及び補給水と直接接触さ せる請求の範囲第１項記載の方法。 １７．前記気体炭化水素燃料が、製油所オフガス、Ｃ1〜Ｃ4炭化水素ガスの混 合物及び化学プロセスからの炭素含有廃ガス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。 １８．前記気体炭化水素燃料が、流動床接触分解（ＦＣＣ）装置、ディレード 及び流動床コーキング装置、接触改質装置及び水素処理装置からなる群から選択 された製油所の装置によって発生するガス流である請求の範囲第１項記載の方法 。 １９．前記気体炭化水素燃料がＨ2、Ｎ2、Ｏ2、ＲＳＨ、ＣＨ4、Ｃ2Ｈ4、Ｃ2 Ｈ6、Ｃ3Ｈ6、Ｃ3Ｈ8、Ｃ4Ｈ10、Ｃ5Ｈ10、Ｃ5Ｈ12、ＣＯ、ＣＯ2及びＨ2Ｏから なる群から選択される複数の気体成分の混合物からなる請求の範囲第１項記載の 方法。 ２０．前記液体炭化水素燃料が、ポンプ輸送可能な液体炭化水素燃料、固体炭 素材料のポンプ輸送可能な液体スラリー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。 ２１．前記液体炭化水素燃料が、液化石油ガス、石油留出油及び残油、ガソリ ン、ナフサ、ケロシン、原油、アスファルト、軽油、残油、タールサンド油及び 頁岩油、石炭誘導油、芳香族炭化水素、コールタール、流動接触分解運転からの サイクル軽油、コークス炉ガス油のフルフラール抽出物並びにこれらの混合物か らなる群から選択される請求の範囲第１項記載の方法。 ２２．前記液体炭化水素燃料か、炭水化物、セルロース系材料、アルデヒド、 有機酸、アルコール、ケトン、酸化燃料油、酸素化炭化水素有機材料を含む化学 プロセスからの廃液及び副生物並びにこれらの混合物を含む酸素化炭化水素有機 材料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。 ２３．前記液体炭化水素燃料が、水、液体ＣＯ2、液体炭化水素燃料及びこれ ら の混合物からなる群から選択された揮発性液体坦体中の、石炭、粒子状炭素、石 油コークス、濃縮下水スラッジ及びこれらの混合物からなる群から選択された固 体炭素燃料のポンプ輸送可能なスラリーである請求の範囲第１項記載の方法。 ３１．補給水をシフト凝縮物と混合する工程を設けた請求の範囲第３０項記載 の方法。 ３２．補給水を、工程（２）に於けるガス急冷及び／又は洗浄帯域中に導入す る工程を設けた請求の範囲第２６項記載の方法。 ３３．工程（５）に於いて、工程（４）からのシフトプロセスガス流が、複数 個の間接熱交換器内で段階的に冷却され、シフト凝縮物がプロセスガス流から分 離される請求の範囲第２６項記載の方法。 ３４．前記液体炭化水素燃料が、炭水化物、セルロース系材料、アルデヒド、 有機酸、アルコール、ケトン、酸化燃料油、酸素化炭化水素有機材料を含む化学 プロセスからの廃液及び副生物並びにこれらの混合物を含む酸素化炭化水素有機 材料からなる群から選択される請求の範囲第２６項記載の方法。 ３５．前記液体炭化水素燃料が、水、液体ＣＯ2、液体炭化水素燃料及びこれ らの混合物からなる群から選択された揮発性液体坦体中の、石炭、粒子状炭素、 石油コークス、濃縮下水スラッジ及びこれらの混合物からなる群から選択された 固体炭素燃料のポンプ輸送可能なスラリーである請求の範囲第２６項記載の方法 。 ４０．前記気体炭化水素燃料がＨ2、Ｎ2、Ｏ2、ＲＳＨ、ＣＨ4、Ｃ2Ｈ4、Ｃ2 Ｈ6、Ｃ3Ｈ6、Ｃ3Ｈ8、Ｃ4Ｈ10、Ｃ5Ｈ10、Ｃ5Ｈ12、ＣＯ、ＣＯ2及びＨ2Ｏから なる群からの複数の気体成分の混合物からなる請求の範囲第２６項記載の方法。 ４１．前記液体炭化水素燃料がポンプ輸送可能な液体炭化水素燃料、固体炭素 材料のポンプ輸送可能な液体スラリー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２６項記載の方法。 ４２．前記液体炭化水素燃料が、液化石油ガス、石油留出油及び残油、ガソリ ン、ナフサ、ケロシン、原油、アスファルト、軽油、残油、タールサンド油及び 頁岩油、石炭誘導油、芳香族炭化水素、コールタール、流動接触分解運転からの サイクル軽油、コークス炉ガス油のフルフラール抽出物並びにこれらの混合物か らなる群から選択される請求の範囲第２６項記載の方法。
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (81)指定国 ＥＰ(ＡＴ，ＢＥ，ＣＨ，ＤＥ， ＤＫ，ＥＳ，ＦＲ，ＧＢ，ＧＲ，ＩＥ，ＩＴ，ＬＵ，Ｍ Ｃ，ＮＬ，ＰＴ，ＳＥ)，ＯＡ(ＢＦ，ＢＪ，ＣＦ，ＣＧ ，ＣＩ，ＣＭ，ＧＡ，ＧＮ，ＭＬ，ＭＲ，ＮＥ，ＳＮ， ＴＤ，ＴＧ)，ＡＰ(ＫＥ，ＭＷ，ＳＤ，ＳＺ)，ＡＭ， ＡＴ，ＡＵ，ＢＢ，ＢＧ，ＢＲ，ＢＹ，ＣＡ，ＣＨ，Ｃ Ｎ，ＣＺ，ＤＥ，ＤＫ，ＥＥ，ＥＳ，ＦＩ，ＧＢ，ＧＥ ，ＨＵ，ＪＰ，ＫＥ，ＫＧ，ＫＰ，ＫＲ，ＫＺ，ＬＫ， ＬＲ，ＬＴ，ＬＵ，ＬＶ，ＭＤ，ＭＧ，ＭＮ，ＭＷ，Ｎ Ｌ，ＮＯ，ＮＺ，ＰＬ，ＰＴ，ＲＯ，ＲＵ，ＳＤ，ＳＥ ，ＳＩ，ＳＫ，ＴＪ，ＴＴ，ＵＡ，ＵＳ，ＵＺ，ＶＮ

Claims (1)

  1. 【特許請求の範囲】 １．（１）３.３の最小Ｃ／Ｈ重量比を有する炭化水素燃料からなり、水飽和 気体炭化水素燃料の流れ又はその飽和気体炭化水素燃料と液体炭化水素燃料との 混合物流からなる燃料供給原料を、約２０００°Ｆ〜２８００°Ｆの範囲の温度 及び約２００〜２５００ｐｓｉａの範囲の圧力で、約０.６〜１.６の範囲内の、 酸素ガスの燃料中の炭素に対する原子比で、約０.１〜５.０の範囲内の重量比Ｈ2 Ｏ／燃料で実質的に純粋な酸素ガスの流れと部分酸化により反応させ、補充Ｈ2 Ｏ温度緩和剤を含有させる工程（但し、部分酸化反応は自由流動非接触部分酸化 ガス発生器の反応帯域で起こって、Ｈ2、ＣＯ、ＣＯ2、Ｈ2Ｏ、Ｎ2、Ｈ2Ｓ、Ｃ ＯＳ及び粒子状炭素からなり、約５〜１５の範囲内の還元モル比、Ｈ2＋ＣＯ／ Ｈ2Ｏ＋ＣＯ2を有する合成ガスのプロセス流を生成する）、 （２）工程（１）からのプロセスガス流をガス急冷及び洗浄帯域で水で急冷し 、洗浄して、約３００°Ｆ〜６００°Ｆの範囲の温度を有するきれいなプロセス ガス流を生成する工程、 （３）（ａ）工程（２）からのプロセスガス流を、次の工程（４）からの直接 シフトプロセスガス流の第一部分と間接熱交換することによって、約５００°Ｆ 〜７００°Ｆの範囲の温度まで加熱し、そして（ｂ）工程（４）からの直接シフ トプロセスガス流の残りを後の工程（９）からの水飽和炭化水素気体燃料と間接 熱交換して流し、それによって気体炭化水素燃料供給原料を約４００°Ｆ〜８０ ０°Ｆの範囲の温度まで加熱し、その加熱した水飽和気体燃料供給原料を工程（ １）の部分酸化ガス発生器内に燃料の少なくとも一部として導入する工程、 （４）工程（３）（ａ）からの加熱したプロセスガス流を接触水性ガス直接シ フト転化帯域に通して、２より小さい還元モル比、Ｈ2＋ＣＯ／Ｈ2Ｏ＋ＣＯ2を 有するＨ2リッチシフトプロセスガス流を生成する工程、 （５）工程（３）（ａ）及び（３）（ｂ）からの部分的に冷却した直接シフト プロセスガス流の二つの流れを一緒にし、一緒にしたプロセスガス流をボイラー 供給水と間接熱交換することによって、約２６０°Ｆ〜５５０°Ｆの範囲の温度 まで部分的に冷却し、それによって中圧スチーム又は熱いボイラー供給水を生成 する工程、 （６）工程（５）からの部分的に冷却したシフトプロセスガス流を後の工程（ ９）のガス飽和帯域の底からの補充シフト凝縮物と混合する工程（但し、その補 充シフト凝縮物は部分的に冷却したシフトプロセスガス流との直接接触によって 加熱される）、 （７）工程（６）からのシフトプロセスガスとシフト凝縮物との混合物を、ノ ックアウト室内で脱水し、加熱されたシフト凝縮物を分離する工程、 （８）工程（７）からのシフトプロセスガス流を、シフト凝縮物を生成するた めの脱水プロセスガス流帯域内で、プロセスガス流を露点より低い温度に冷却す ることによって冷却し、脱水して、少なくとも１個のノックアウト室内で凝縮水 を捕集する工程、及び （９）炭化水素気体燃料の供給物流を、ガス飽和帯域内で工程（７）からの該 加熱したシフト凝縮物の少なくとも一部で飽和させ、工程（６）で使用するため にそのガス飽和帯域の底から過剰のシフト凝縮物を除去する工程、 からなる、水素リッチガスの製造のための部分酸化方法。 ２．補給水を、工程（６）の補充シフト凝縮物及び部分的に冷却したシフトプ ロセスガス流と混合する工程を設けた請求の範囲第１項記載の方法。 ３．工程（８）からのシフト凝縮物を、工程（６）に於ける補充シフト凝縮物 及び部分的に冷却したシフトプロセスガス流と混合する工程を設けた請求の範囲 第１項記載の方法。 ４．補給水を工程（８）からのシフト凝縮物と混合する工程を設けた請求の範 囲第３項記載の方法。 ５．工程（８）からのシフト凝縮物を、工程（２）に於けるガス洗浄及び急冷 帯域中に導入する工程を設けた請求の範囲第１項記載の方法。 ６．補給水をシフト凝縮物と混合する工程を設けた請求の範囲第５項記載の方 法。 ７．補給水を、工程（２）に於けるガス急冷及び／又は洗浄帯域中に導入する 工程を設けた請求の範囲第１項記載の方法。 ８．工程（４）に於ける接触水性ガスシフト転化帯域に、重量％で、ＣｏＯ２ 〜５、ＭｏＯ3８〜１６、ＭｇＯゼロ〜２０及びＡｌ2Ｏ3５９〜８５からなるＣ ｏ −Ｍｏ触媒が含有されている請求の範囲第１項記載の方法。 ９．工程（４）に於いて、水素リッチシフトプロセスガス流が、約５００°Ｆ 〜１０５０°Ｆの範囲の温度で、ライン内の通常の圧力低下が殆どなく工程（１ ）に於ける部分酸化ガス発生器の反応帯域の圧力と実質的に同じである圧力で生 成される請求の範囲第１項記載の方法。 １０．工程（５）に於いて、工程（４）からのシフトプロセスガス流が、複数 個の間接熱交換器内で段階的に冷却され、工程（２）に於いてプロセスガス流を 急冷し洗浄するためのシフト凝縮物がプロセスガス流から分離される請求の範囲 第１項記載の方法。 １１．前記熱交換器用の冷媒がボイラー供給水である請求の範囲第１０項記載 の方法。 １２．前記ボイラー供給水が一つの熱交換器内で中圧スチームに変換され、他 の熱交換器内で低圧スチームに変換される請求の範囲第１１項記載の方法。 １３．前記中圧スチームが出力発生スチームタービンの作動流体として使用さ れる請求の範囲第１２項記載の方法。 １４．前記中圧スチームが溶媒回収用のストリッピング剤として使用される請 求の範囲第１２項記載の方法。 １５．一般的な空気分離装置内で、空気を実質的に純粋な酸素ガスの流れと窒 素ガスの流れとに分離し、その酸素ガス流を工程（１）に於ける部分酸化ガス発 生器の反応帯域中に導入する工程を設けた請求の範囲第１項記載の方法。 １６．工程（９）に於ける該ガス飽和帯域に於いて、約２５０°Ｆ〜４５０° Ｆの範囲の温度及び部分酸化ガス発生器の反応帯域内の圧力よりも約２０〜４０ ０ｐｓｉａ大きい圧力の、工程（３）への該気体炭化水素供給原料流が、約２５ ０°Ｆ〜５００°Ｆの範囲の温度でシフト凝縮物及び補給水によって直接接触さ れる、請求の範囲第１項記載の方法。 １７．該気体炭化水素燃料が、製油所オフガス、Ｃ1〜Ｃ4炭化水素ガスの混合 物及び化学プロセスからの炭素含有廃ガス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。 １８．該気体炭化水素燃料が、流動床接触分解（ＦＣＣ）装置、ディレード及 び流動床コーキング装置、接触改質装置及び水素処理装置からなる群から選択さ れた製油所の装置によって発生するガス流である請求の範囲第１項記載の方法。 １９．該気体炭化水素燃料がＨ2、Ｎ2、Ｏ2、ＲＳＨ、ＣＨ4、Ｃ2Ｈ4、Ｃ2Ｈ6 、Ｃ3Ｈ6、Ｃ3Ｈ8、Ｃ4Ｈ10、Ｃ5Ｈ10、Ｃ5Ｈ12、ＣＯ、ＣＯ2及びＨ2Ｏからな る群からの複数の気体成分の混合物からなる請求の範囲第１項記載の方法。 ２０．該液体炭化水素燃料が、ポンプ輸送可能な液体炭化水素燃料、固体炭素 材料のポンプ輸送可能な液体スラリー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。 ２１．該液体炭化水素燃料が、液化石油ガス、石油留出油及び残油、ガソリン 、ナフサ、ケロシン、原油、アスファルト、軽油、残油、タールサンド油及び頁 岩油、石炭誘導油、芳香族炭化水素（例えば、ベンゼン、トルエン、キシレン留 分）、コールタール、流動接触分解運転からのサイクル軽油、コークス炉ガス油 のフルフラール抽出物並びに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。 ２２．該液体炭化水素燃料が、炭水化物、セルロース系材料、アルデヒド、有 機酸、アルコール、ケトン、酸化燃料油、酸素化炭化水素有機材料を含む化学プ ロセスからの廃液及び副生物並びにこれらの混合物を含む酸素化炭化水素有機材 料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。 ２３．該液体炭化水素燃料が、水、液体ＣＯ2、液体炭化水素燃料及びこれら の混合物のような揮発性液体坦体中の、石炭、粒子状炭素、石油コークス、濃縮 下水スラッジ及びこれらの混合物からなる群から選択されるような、固体炭素燃 料のポンプ輸送可能なスラリーである請求の範囲第１項記載の方法。 ２４．中央導管及び共軸同心外側環状通路からなるバーナーの中央導管により 、工程（１）に於ける部分酸化ガス発生器の反応帯域中に前記水飽和気体炭化水 素燃料流を導入し、同時に、外側環状通路に通して実質的に純粋な酸素ガス流を 通し、その際その流れを互いに衝突させ、霧化し、そして反応帯域で部分酸化に より反応させる工程を設けた請求の範囲第１項記載の方法。 ２５．中央導管、共軸同心中間環状通路及び共軸同心外側環状通路からなるバ ーナーの中央導管により、工程（１）に於ける部分酸化ガス発生器の反応帯域中 に実質的に純粋な酸素ガスの流れを導入し、同時に、スチームと混合した又は混 合しない液体炭化水素燃料流を中間環状通路に通し、その飽和気体炭化水素燃料 の流れを前記外側環状通路に通して導入し、その際その流れを互いに衝突させ、 霧化し、反応帯域で部分酸化により反応させる工程を設けた請求の範囲第１項記 載の方法。 ２６．（１）３.３の最小Ｃ／Ｈ重量比を有する炭化水素燃料からなり、そし て水飽和気体炭化水素燃料の流れ又はその飽和気体炭化水素燃料と液体炭化水素 燃料との混合物流からなる燃料供給原料を、約２０００°Ｆ〜２８００°Ｆの範 囲の温度及び約２００〜２５００ｐｓｉａの範囲の圧力で、約０.６〜１.６の範 囲の、酸素ガスの燃料中の炭素に対する原子比で、約０.１〜５.０の範囲の重量 比Ｈ2Ｏ／燃料で実質的に純粋な酸素ガスの流れと部分酸化により反応させ、燃 料供給原料の加熱値が１２００ＢＴＵ／ＳＣＦより大きいとき補充Ｈ2Ｏ温度緩 和剤を含有させる工程（但し、部分酸化反応は自由流動非接触部分酸化ガス発生 器の反応帯域で起こって、Ｈ2、ＣＯ、ＣＯ2、Ｈ2Ｏ、Ｎ2、Ｈ2Ｓ、ＣＯＳ及び 粒子状炭素からなり、約５〜１５の範囲の還元モル比、Ｈ2＋ＣＯ／Ｈ2Ｏ＋ＣＯ2 を有する合成ガスのプロセス流を生成する）、 （２）工程（１）からのプロセスガス流をガス急冷及び洗浄帯域で水で急冷し 、洗浄して、約３００°Ｆ〜６００°Ｆの範囲の温度を有するきれいなプロセス ガス流を生成する工程、 （３）（ａ）工程（２）からのプロセスガス流を、次の工程（４）からの直接 シフトプロセスガス流と間接熱交換することによって、約５００°Ｆ〜７００° Ｆの範囲の温度まで加熱し、そして（ｂ）工程（３）（ａ）からの直接シフトプ ロセスガス流を後の工程（９）からの水飽和炭化水素気体燃料と間接熱交換する ことによって約４２５°Ｆ〜６７５°Ｆの範囲の温度まで部分的に冷却し、それ によって気体炭化水素燃料供給原料を約４００°Ｆ〜８００°Ｆの範囲の温度ま で加熱し、そしてその加熱した水飽和気体燃料供給原料を工程（１）の部分酸化 ガス発生器内に燃料の少なくとも一部として導入する工程、 （４）工程（３）（ａ）からの加熱したプロセスガス流を接触水性ガス直接シ フト転化帯域に通して、２より小さい還元モル比、Ｈ2＋ＣＯ／Ｈ2Ｏ＋ＣＯ2を 有 するＨ2リッチシフトプロセスガス流を生成する工程、 （５）工程（３）（ｂ）からのシフトプロセスガス流をボイラー供給水と間接 熱交換することによって、約２６０°Ｆ〜５５０°Ｆの範囲の温度まで部分的に 冷却し、それによって中圧スチーム又は熱いボイラー供給水を生成する工程、 （６）工程（５）からの部分的に冷却したシフトプロセスガス流を後の工程（ ９）のガス飽和帯域の底からの補充シフト凝縮物と混合する工程（但し、その補 充シフト凝縮物は部分的に冷却したシフトプロセスガス流との直接接触によって 加熱される）、 （７）工程（６）からのシフトプロセスガスとシフト凝縮物との混合物を、ノ ックアウト室内で脱水し、加熱されたシフト凝縮物を分離する工程、 （８）工程（７）からのシフトプロセスガス流を、シフト凝縮物を生成するた めの脱水プロセスガス流帯域内で、プロセスガス流を露点より低い温度に冷却す ることによって冷却し、脱水して、少なくとも１個のノックアウト室内で凝縮水 を捕集する工程、及び （９）炭化水素気体燃料の供給物流を、ガス飽和帯域内で工程（７）からの加 熱したシフト凝縮物の少なくとも一部で飽和させ、工程（６）で使用するために ガス飽和帯域の底から過剰のシフト凝縮物を除去する工程、 からなる、水素リッチガスの製造のための部分酸化方法。 ２７．補給水を、工程（６）の補充シフト凝縮物及び部分的に冷却したシフト プロセスガス流と混合する工程を設けた請求の範囲第２６項記載の方法。 ２８．工程（８）からのシフト凝縮物を、工程（６）に於ける補充シフト凝縮 物及び部分的に冷却したシフトプロセスガス流と混合する工程を設けた請求の範 囲第２６項記載の方法。 ２９．補給水を工程（８）からのシフト凝縮物と混合する工程を設けた請求の 範囲第２８項記載の方法。 ３０．工程（８）からのシフト凝縮物を、工程（２）に於けるガス洗浄及び急 冷帯域中に導入する工程を設けた請求の範囲第２６項記載の方法。 ３１．補給水を該シフト凝縮物と混合する工程を設けた請求の範囲第３０項記 載の方法。 ３２．補給水を、工程（２）に於ける該ガス急冷及び／又は洗浄帯域中に導入 する工程を設けた請求の範囲第２６項記載の方法。 ３３．工程（５）に於いて、工程（４）からの該シフトプロセスガス流が、複 数個の間接熱交換器内で段階的に冷却され、シフト凝縮物がプロセスガス流から 分離される請求の範囲第２６項記載の方法。 ３４．該液体炭化水素燃料が、炭水化物、セルロース系材料、アルデヒド、有 機酸、アルコール、ケトン、酸化燃料油、酸素化炭化水素有機材料を含む化学プ ロセスからの廃液及び副生物並びにこれらの混合物を含む酸素化炭化水素有機材 料からなる群から選択される請求の範囲第２６項記載の方法。 ３５．該液体炭化水素燃料が、水、液体ＣＯ2、液体炭化水素燃料及びこれら の混合物のような揮発性液体坦体中の、石炭、粒子状炭素、石油コークス、濃縮 下水スラッジ及びこれらの混合物からなる群から選択されるような、固体炭素燃 料のポンプ輸送可能なスラリーである請求の範囲第２６項記載の方法。 ３６．中央導管及び共軸同心外側環状通路からなるバーナーの中央導管により 、工程（１）に於ける部分酸化ガス発生器の反応帯域中に水飽和気体炭化水素燃 料流を導入し、同時に、外側環状通路を介して実質的に純粋な酸素ガス流を通し 、その際その流れを互いに衝突させ、霧化し、そして反応帯域で部分酸化により 反応させる工程を設けた請求の範囲第２６項記載の方法。 ３７．中央導管及び共軸同心外側環状通路からなるバーナーの中央導管により 、工程（１）に於ける部分酸化ガス発生器の反応帯域中に水飽和気体炭化水素燃 料流を導入し、同時に、外側環状通路を介して実質的に純粋な酸素ガス流を通し 、その際その流れを互いに衝突させ、霧化し、そして反応帯域で部分酸化により 反応させる工程を設けた請求の範囲第２６項記載の方法。 ３８．前記気体炭化水素燃料が、製油所オフガス、Ｃ1〜Ｃ4炭化水素ガスの混 合物及び化学プロセスからの炭素含有廃ガスからなる群から選択される請求の範 囲第２６項記載の方法。 ３９．前記気体炭化水素燃料が、流動床接触分解（ＦＣＣ）装置、ディレード 及び流動床コーキング装置、接触改質装置及び水素処理装置からなる群から選択 された製油所の装置によって発生するガス流である請求の範囲第２６項記載の方 法。 ４０．該気体炭化水素燃料がＨ2、Ｎ2、Ｏ2、ＲＳＨ、ＣＨ4、Ｃ2Ｈ4、Ｃ2Ｈ6 、Ｃ3Ｈ6、Ｃ3Ｈ8、Ｃ4Ｈ10、Ｃ5Ｈ10、Ｃ5Ｈ12、ＣＯ、ＣＯ2及びＨ2Ｏからな る群からの複数の気体成分の混合物からなる請求の範囲第２６項記載の方法。 ４１．該液体炭化水素燃料がポンプ輸送可能な液体炭化水素燃料、固体炭素材 料のポンプ輸送可能な液体スラリー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２６項記載の方法。 ４２．該液体炭化水素燃料が、液化石油ガス、石油留出油及び残油、ガソリン 、ナフサ、ケロシン、原油、アスファルト、軽油、残油、タールサンド油及び頁 岩油、石炭誘導油、芳香族炭化水素（例えば、ベンゼン、トルエン、キシレン留 分）、コールタール、流動接触分解運転からのサイクル軽油、コークス炉ガス油 のフルフラール抽出物並びに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２６項記載の方法。
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