JPS5817560B2 - ガス清浄方法とその装置 - Google Patents

Description

【発明の詳細な説明】 −この発明は、水再生のためのフラッシュ塔装置を用い
るガス清浄方法に関するもので、詳細には部分酸化ガス
発生器からの粗ガス流を冷却洗浄し水を回収・浄化およ
び再循環させる方法に関する。

水素と一酸化炭素から成りそれに随伴された粒状炭素を
含む合成ガス混合物は、場合により温度調節剤の存在の
下に、化石燃料を遊離酸素含有ガスで部分酸化すること
により調製される。

ガス発−生器からの高温流出ガス流は、米国特許第２８
９６９２７号および同第３９２９４２９号に記載されて
いる急冷ドラム中の水に直接浸漬することにより冷却さ
れる。

随伴された固形物の一部は急冷水により除去できる。

ガスは直接急冷後に水で洗浄され、更に固形物が除かれ
ろ。

別の方法としては高温流出ガスを米国特許第３９２０７
１．７号に記載されているガス冷却器中で冷却した抜水
で洗浄してもよい。

急冷水または洗浄水は米国特許第２９９−：２９０６号
、同第３０９７０８１号および同第４０１４７８６号に
記載されているように更に処理される。

本発明によれば、部分酸化ガス発生器からの高温粗ガス
中に随伴された粒状固形物、即ち炭素ススおよび灰は、
急冷ドラム中の再生水中においてのガス流の直接冷却に
より、またはガス冷却器中においての間接熱交換後の洗
気域での再生水による洗気によって、またはそれら２つ
の方法の併用によって除去される。

それによりきれいなガス流と粒状固形物即ち炭素とスス
の分散とが得られる。

きれいなガス流は組成に従って合成ガス・還元ガスまた
は燃料ガスとして用℃・られる。

粒状固形物およびガス状不純物を除去することにより上
述の分散体から水を再生することは経済的である。

再生水はガス急冷および洗気域に再循環できる。

このことは本発明方法によれば固体と水との上記分散体
を液状抽出剤と混合することにより行なわれる。

粒状炭素と抽出剤と少量の水とから成る分散体が形成さ
れ、デカンタにおいて希薄水層から分離され、水と溶存
ガラスと廃炭化水素と灰および少量の炭素を含む希薄水
層はデカンタの底面に沈殿する。

好ましい実施態様によれば重質液状炭化水素がデカンタ
からの炭素−抽出剤−水分散体と混合されろ。

蒸留分離操作においては抽出剤と水とは分離容器内にお
いて気化、凝縮および重力分離される。

固形物が除かれた凝縮水の少なくとも一部は分離容器か
ら取出されて、Ｊまたはそれ以上のストリッピングプレ
ー１・を含むフラッシュ塔の一方のストリッピングプレ
ート上に導かれる。

分離容器からの抽出剤の少なくとも一部はデカンタに再
循環される。

凝縮しなかったガス即ちＨ２Ｓ、ＮＨ３、ＣＯ□および
廃炭化水素は分離容器の頂部から除かれろ。

フラッシュ塔からの上部蒸気は冷却して水に凝縮し別の
分子ｈ’ａ’−器に導かれるか、場合によっては、上記
蒸留Ａ６よび分離操作において分離容器に導かれる。

不発ｉ１［１の一実施態様によれば、蒸留分離操作にお
し・て分離容器内にエマルジョンも分離生成する。

このエマルジョンは（イ）デカンタ操作への供給流と混
合し２て、（ロ）デカンタ操作域の底部水と混合して、
また（１℃→エマルジョンの加熱破断によって、のし・
ずれかの方法で処理される。

希薄水流はデカンタの底部から除去され、ストリッピン
グプレートの下方にお℃・てフラッシュ塔に導かれろ。

この水の一部は蒸発し塔中を上方に流れる。

残りは塔を流下し底部の受入れ側室に落下する。

所望の際は工程系統中のガス冷却器からの少量の排出水
を例えばガス発生器の後方においてフラッシュ塔に導い
てもよい。

この水は一部蒸発して水蒸気となり、残りはフラッシュ
塔の底部の返却水側室または受入れ側室に落下する。

フラッシュ水蒸気はガス分散器即ちストリッピングプレ
ーＩ・の開孔またはバブルキャップを通って上方に流れ
、ストリッピングプレート上方の水から気化可能な不純
物を除去する。

フラッシュ塔の底部は垂直せきによって上記の受入れ側
室と返却水側室とに区分されている。

受入れ側室中の水の固形物は底部に沈殿する。

水蒸気でストリッピングされたストリッピングプレート
からのオーバーフロー水は下降管部により下方のストリ
ッピングプレートを経て返却水側室の水位の下方に排出
される。

少量の固形物を含む廃水は受入れ側室の底部において除
去され外部に排出される。

廃水は所望ならば処理プラントに送出する。

実質的に固形物を含まない再生水は返却水側室からポン
プで送り出され、急冷槽または洗気域またはそれらの両
方に再循環される。

この水の一部のみは温度調節剤の一部としてガス発生器
に再循環させてもよい。

本発明方法によれば、主にＨ２とＣＯから成り、Ｈ２０
，Ｃ０２、Ｈ２Ｓ、ＣＯ８，ＣＨ４，ＮＨ３、Ｎ２およ
びＡｒから成る群中の少なくとも１種のガスおよび随伴
された固形物即ち粒状炭素と灰とを含む粗ガス流は、無
充填非接触型部分酸化ガス発生器の反応域において、遊
離酸素含有ガスによる炭化水素燃料の部分酸化により生
成される。

燃料中の炭素に対する遊離酸素の原子比（０／Ｃ比）は
約０．６〜１６好ましくは約０．８〜１，４、反応時間
は１〜１０秒好ましくは２〜６秒である。

水蒸気を温度調節剤として用いるときは反応域での燃料
対水蒸気の重量比は約ｏ、ｉ〜５、好ましくは約０．２
〜０．７である。

粗ガス流は約７０４〜１６４９℃（約１３００〜３００
０下）、好ましくは約１０９３〜１５３８°Ｃ（約２０
００〜２８００下）の温度および約１〜２５０気圧、好
ましくは１５〜１５０気圧の重力で反応域を離れる。

ガス発生器を離れる粗ガス流のモル％組成は、Ｈ２６０
〜２９、Ｃ０２０〜５７、ＣＯ２２〜３０、ＣＨ４０〜
２５、Ｈ２Ｓ Ｏ〜２、ｃｏｓ ｏ〜０．１、ＮＨ３
０〜０．１、Ｎ２０〜６０、ＡｒＯ〜０．５である。

粗ガス中の水分は約１〜７５モル％、粒状炭素置は元の
給送流中の炭素含有量に基づし・て約０．１〜２０重量
％である。

ガス流は組成に従って合成ガス、還元ガスまたは燃料ガ
スとして使用することが出来る。

ガス発生器は米国特許第２８０’９１０４号に記載され
ているように耐火ライニングを設けた直立円筒形鋼製圧
力容器である。

同米国特許には水との直接接触により反応域からの高温
流出ガスを約１４９〜３１６℃（約３００〜６００下）
の温度に急冷するための典型的な急冷ドラムも図示され
ている６、 同伴された固形物即ち粒状炭素と灰との少なくとも一部
は乱流状の急冷水により工程ガス流から除かれ、粒状炭
素約０．１〜４．０重量％を含む粒状炭素−水のポンプ
送りできる分散体が急冷槽中に形成される。

残留する随伴された固形物は追加の洗気操作によって工
程ガス流から除かれる。

米国特許第２９２８４．６０号に記載されているバーナ
ーを反応域への給送流の導入に用℃・でもよい。

別の方法として、ガス発生器を離れる高温流出ガスは、
米国特許第３９２０７１７号に記載されて℃・るガス冷
却器によるボイラ給水との間接熱交換によって、水の露
点より高い約１７７〜３９９℃（約３５０〜７５０下）
の温度に冷却してもよし・。

冷却された工程ガス流は普通の洗気域において水で洗気
される。

図示のスクラツバ、またはベリーズ・ケミカル・エンジ
ニアズ・ハンドブック、１９７３年発行、第２０−１２
０図および第２０−１２１図によるベンチュリまたはジ
ェットスフラッパを用いてもよし・。

図に示した本発明の実施例ではガス発生器からの流出ガ
スを冷却する２つの方法は共に用いられて℃・る。

流出ガスは、２つの別々の工程例により処理される２つ
の別々のガス流に分割される。

高温流出ガスの一部は第１工程列のガス冷却器において
間接熱交換により冷却され、残りは第２工程列の急冷槽
にお℃・て水との直接熱交換により冷却される。

広範囲の可燃性の炭素含有有機物質を、希望により温度
調節ガスの存在下にガス発生器において遊離酸素含有ガ
スと反応させて粗ガス流を生成させることができろ。

各種の可能な給送流を表わすため本明細冴中用いられて
いる「炭化水素−１または「炭化水素質」という用語は
、気体、液体または固体状の炭化水素、炭素質の物質お
よびその混合物を意味するものとする。

実際にほとんどすべての可燃性炭素含有有機物質または
そのスラリーを「炭化水素質」という用語に含めること
ができる。

炭化水素質の物質には、例として、（１）水、液体炭化
水素燃料およびそれらの混合物のような気化可能な搬送
液体中に分散させた粒状炭素および（１１）温度調節ガ
ス中にお（・て露化分散させた液体炭化水素燃料および
粒状炭素などがある。

適当な液体給送流を表わすために本明細書中用いられ７
：）「液体炭化水素」という用語は、液化石油ガス、石
油留分および残渣、ガソリン、ナフサ、灯油、原油、ア
スファルト、ガス油、残油、タール砂油、頁岩油、石炭
誘導油、芳香族炭化水素（例エバベンゼン、トルエン、
キシレン留分）、コールタール、流体接触分解操作から
の循環ガス油、コークスガス油のフルフラル抽出物およ
びそれらの混合物のような各種の物質を意味するものと
する。

適当な気体給送流を表わすために本明細書中用いられて
いる「気体炭化水素燃料」という用語にハ、メタン、エ
タン、プロパン、ブタン、ペンタン、天然ガス、コーク
ス炉ガス、精油所ガス、アセチレンテールガス、エチレ
ン廃ガスおよびそれらの混合物が含められるものとする
。

固体、気体および液体状の給送流を混合して同時に使用
してもよい。

これらには任意の比率としたパラフィン系、オレフィン
系、アセチレン系、ナフテン系および芳香族系の化合物
が含まれる。

「炭化水素質」という用語には、酸素化炭化水素質物質
例えば炭水化物、セルロース物質、アルデヒド、有機酸
、アルコール、ケトン、酸素化燃料油、酸素化炭化水素
質有機物質を含む化学工程からの廃液および副生成物お
よびそれらの混合物なども含まれる。

炭化水素質の給送物は室温にあっても、約３１６〜６４
９℃（約６００〜１２００Ｔ）までの、しかし好ましく
は分解温度以下の適当な温度に予熱してもよ（、液相ま
たは温度調節剤との気化された混合物として導入するこ
とができる。

反応域においての温度を制菌するための温度調節剤の必
−要件は一般に給送物の炭素対水素比および酸化剤流の
酸素含量に依存する。

気体炭化水素燃料の場合には温度調節剤は不要であるが
、液体炭化水素燃料および実質的に純粋な酸素の場合に
は一般に必要である。

温度調節剤としての水蒸気は一方または両方の反応物質
流との混合物として導入してよいが、別の方法として、
バーナーの特。

別の通路を介してガス発生器の反応域に導いてもよし・
。

他の温度調節剤には、ＣＯ２、Ｎ２、ガス発生器からの
流出ガスの冷却された部分およびそれらの混合物がある
。

本明細書中において「遊離酸素含有ガス−１と℃・ノう
用語は、空気、酸素富化空気即ち０２を２１モル％以上
含む空気および酸素を約９５モル％以上含み残りは通常
Ｎ２および希ガスである実質的に純粋な酸素を意味する
。

遊離酸素含有ガスは周囲温度な℃・し９８２°’ｃ （
ｉ ｓ ｏ ｏ下）の温度で部分ノ酸化バーナーを経て
導入することができる。

ガス発生器の反応域を離れろ粗合成ガスは２つの別々の
工程列におし・て同時に処理される２つの流れに分割さ
れる。

第１工程列では水性が２転化は起こらないが第２工程列
では粗ガス流の水性ガ」ス転化が起こる。

そのため第２工程列からのガス生成物は第１工程列の生
成物よりも高℃・Ｈ２／ｃ。

モル比を有する。

これからの２Ｔ程列への粗合成ガスの分割は、原材料お
よび熱の収支により言」算されろ。

計算さ」れた分割量は必要により実際の操作中に調整で
きる。

この計算には、炭化水素質燃料および粗合成ガスの組成
、きれ℃・な精製された合成ガス流の量および所望組成
、水素を多く含む生成ガスの所望量、水性ガス接触転化
の所望量および効率ならび、に副生成水蒸気の所望量が
勘案される。

一例として、ガス発生器の反応域を離れる粗ガス流の約
５〜１０容量％、例えば約５〜９５容量％を、第２列の
水を含む急冷槽中に直接導くことができろ。

ガス発生器への給送物が灰燃料即ち石炭を多く含。

む場合にはスラグを搬送するため約５〜１０容量％の粗
ガス流を急冷槽中に導いてもよい。

ガス発生器からの残りの合成ガスは、断熱移送配管を経
て直接第１列のガス冷却器に移行させる。

そこでは高温ガスは沸騰して（・ろ水と間接熱交換させ
、・ガス流は約１９７〜３９９’Ｃ（３５０〜７５０丁
）の温度に冷却され、副生成物としての水蒸気が同時に
生成する。

該副生物である水蒸気は必要な工程内の個所において使
用できる。

また水蒸気はガス発生器内部の圧力より大きな圧力にお
いて生成させることができる。

水蒸気の一部は例としてガス発生器において温度調節剤
として、炭化水素質燃料の搬送流として、膨張タービン
即ちターボ圧縮機またはターボ発電機の作動流体として
使用できる。

ガス発生器に用いる実質的に純粋な酸素を生成する空気
分離ユニットの駆動用に水蒸気を使用してもよ見・。

粒状炭素、灰およびそれらの混合物より成る群中かも選
ばれ、反応域を離れる粗ガス流に随伴される固形物粒子
の量は、炭化水素質燃料の種類と、反応域にお℃・ての
ｏ／Ｃ原子比とに依存する。

給送物がＮｉやＶなどの不純物を含む場合にガス発生器
の耐火ライニングの寿命を長（するため、炭化水素質給
送物中のＣの重量基準で約１〜２重量％と℃・う最少量
の随伴粒状炭素量が特に有利である。

第２列中の急冷ドラム（やはり急冷槽または急冷タンク
として知られる）は、ガス発生器の反応域の下方に設け
られて（・る。

冷却および洗浄のため急冷槽に供給される粗ガス分割流
は、ガス発生器の反応域を離れる実質的な量の粒状炭素
ガスおよび実質的に全量の灰を搬送している。

急冷水と約０１〜４０重量％の粒状固形物質即ち炭素お
よび灰ならびに少量の水溶性不純物から成る分散体が急
冷槽中に形成される。

固体燃料および耐火物からの粗大な灰のような未燃焼無
機固形物が急冷槽の底にたまるので、通常のロック−ホ
ッパ機構によって水スラリとして定期的に除去する。

重力沈殿、浮遊選別、遠心分離またはＦ”過などの普通
の方法でスラリから水を除去してもよし・。

この水は急冷水と共に浄化のため工程に再循環させても
よい。

下流側の触媒床の詰まりを防ぐため２次ガス洗浄域を第
２列の急冷槽の後方に設けることが望まし℃・。

２次ガス洗浄域には再生水で工程ガス流を洗気するため
の噴射器やオリフィスおよびベンチュリ型スクラツバを
配設する。

固形物含有量が約０．１取量％以下の洗気水に急冷槽に
再循環させることが望ましく・。

これにより工程ガス流中の固形粒子量は３ＰＰＭ以下好
ましくは約ＩＰＰＭ以下に減少できる。

第２列の工程ガス流中の８２０７００モル比は、後続の
急冷および洗気工程の間に水を蒸発させることによって
約２〜５、好ましくは２．５〜３．５に増大させる。

この比は水性ガス転化反応が起こる第２列の次の二［程
にとって好適である。

第２列のススを含まなくなったガス流は、２次洗気域を
離れた後、入口温度約１７７〜４０２℃（３５０〜７５
５下）で普通の水性ガス接触転化反応域に導かれる。

ＣＯおよびＨ２Ｏは、酸化クロームを混合させた酸化鉄
から成る普通の水性ガス転化用触媒上において反応する
。

その反応は他の金用例えばに、 Ｔｈ、 Ｕ、 Ｂｅま
たはｓｂの酸化物を約１〜１５重量％存在させることに
より促進される。

反応は２６０〜５６６℃（約５００〜１０５０下）にお
いて起こる。

別の方法として約２６０〜４８２℃（約５００〜９００
”Ｆ）の反応温度において、アルミナ上に担持させたモ
リブデン酸コバルトを水性ガス転化用触媒として用いて
もよい。

コバルト−モリブデン触媒の重量％組成Ｇζ Ｃ０Ｏ〜
０、ＭｏＯ３８〜１６、Ｍｇｏｏ〜２０、Ａｌ２０３５
９〜８５である。

イオウを含まないガス流に用いる低温の転化用触媒は、
亜鉛約＋〜３重量部対銅約１部の重量比とした亜鉛およ
び銅の塩または酸化物の混合物である。

次に第２列のガス流からほぼ全量のＨ２Ｏを除去する。

一例としてきれいなガス流を常法により水の露点以下の
温度に冷却してＨ２０を凝縮分離する。

希望により乾燥剤例えばアルミナと接触させるごとによ
りガス流を実質的に脱水する。

モル％でＨ２９８〜６ｏ、ＣＯＯ〜５、ｃｏ２１５〜４
０、ＣＨ４０〜５、Ｈ２Ｏ０〜５、Ａｒ０−０．５、Ｎ
２０〜１、Ｈ２ＳＯ〜２、ＮＨ３０痕跡の組成をもつき
れいな転化された生成ガス流が酸素ガス化によって生成
する。

第１工程列においてガス冷却器を離れる冷却された工程
ガス流は、普通の洗気域（スフラッパ）にお（・て水で
洗浄し、粒状固形物即ち炭素および灰を除去する。

粒状固形物即０．１〜４重量％および水溶性不純物少量
（ＰＰＭ量）を含む洗気水の分散体が生成する。

第１工程列におし・て洗気域を離れるガス流は希望によ
り露点以下に冷却し、分離容器に導く。

モル％でＨ２６０〜２９、ＣＯ２０〜５７、ＣＯ２２〜
３０、ＣＨ４０〜２５、Ｈ２Ｏ０〜２０、Ｈ２ＳＯ〜２
、Ｃ０８Ｏ〜０．１、ＮＨ３０〜微量、Ｎ２０〜１およ
びＡｒＯ〜０．５ の組成をもつきれ（・な転化されな
い生成ガス流が酸素ガス化によって生成する１、 ガス冷却器は前述したように高温の粗合成ガスをボイラ
給水との間接熱交換によって冷却する。

水中に溶存塩が成立するのを制ｍするため気化中の水か
ら少量の排出水を定期的に取出してもよい。

ガス冷却器を離れる排水は少量（ＰＰＭ量）の金属塩即
ち塩化物、硫酸塩およびリン酸塩を含んでいることがあ
る。

排水流は約１４９〜３１６℃（約３００〜６００″’Ｆ
）例えば約２８８℃（約１５５０’Ｆ）の温度でガス冷
却器即ち廃熱ボイラな離れる。

圧力はボイラ中に生じた水蒸気の圧力に対応する。

第２工程列の急冷槽または第１工程列の洗気域またはそ
の両方からの水−粒状固形物分散体は適、当な液状有機
抽出剤例えば軽質液体炭化水素即ちナフサと混合されて
炭素分離域に導かれろ。

普通の水平または直立デカンタを使用してよ℃・０液体
有機抽出剤は一段または２段で添加する。

適当な直立デカンタ、液状有機抽出剤および操作方法は
；米国特許第４．０１４７８６号に記載されている。

本発明の一実施態様によれば２段階のデカンタ操作が用
いられる。

工程の下流側で分離した液状有機抽出剤の第１部分は炭
素−水分散体の全量と混合される。

液状有機抽出剤の量は炭素−水分散体を分解するのに十
分な量とする。

この量は炭素１ポンド（約０．４５ｋｙ）当り約１．５
〜１５ポンド（約０．６７〜６．７ ｋｇ ）としてよ
い。

混合物は２段階のデカンタ操作の第１段に導かれる。

それと同時に、・固形物含有量が約０．５〜９重量％の
範囲のポンプ送り可能な液状有機抽出剤−炭素−水分散
体を生ずるのに十分な量の液状有機抽出剤の第２部分を
第２段に導入する。

粒状炭素との分散体を形成する適当な水より軽い液状有
機抽出剤には、（イ）犬気王沸点が約３８〜３９９℃（
約１００〜７５０下）、ＡＰＩ密度が約２０以上〜１０
０、炭素数的５〜１６の軽質液体炭化水素燃料、（ロ）
オクソまたはオキシル工程からの水に実質的に不溶な液
状有機副生成物の混合１物およ′ｏ＋９前記（イ）、（
ロ）の混合物が含まれろ。

（イ）の液状有機抽出剤にはブタン、ペンタン、ヘキサ
ン、ドルオル、天然ガソリン、ガソリン、ナフサ、ガス
油およびそれらの混合物があり、（ロ）の混合物の成分
には、少な（とも１種のアルコール、少なくとも１種の
エステル、およびアルデヒド、ケトン、エステル、酸、
オレフィン、および飽和炭化水素から成る群中より選ば
れた少なくとも１つの成分が含まれる。

デカンタに導入されろ水分散体中の粒状固形物には炭素
および灰がある。

粒状炭素は遊離カーボンブラックあるいはススの形状で
ある。

ＡＳＴＭ法Ｄ−２８１によって測定した炭素ススの吸油
数は、ＣＩ？当り油１ｃｃ以上で、通常は２〜４の範囲
にある。

これらの分散体中の油からの有機入には金属および硫化
物が含まれろ。

例えば石油から誘導された燃料の場合にはこれらの成分
はＮｉ、Ｖ、Ｆｅおよびそれらの混合物から成る群中か
ら選ばれる。

更にかかる燃料について水−粒状固形物分散体中の可溶
性不純物の量はＰＰＭ値でアンモニア０〜１００００、
ギ酸塩Ｏ〜１００００、塩化ナトリウム０〜５０００、
ニッケルＯ〜２５、鉄Ｏ〜１５０、硫化物０〜５００、
シアン化物Ｏ〜１、００である。

１段あるいは２段のデカンタを使用してよい。

デカンタは約８２〜２６０°Ｃ（約１８０〜５００下）
、好ましくは１２１℃（２５０下）以上の温度で操作す
る。

デカンタ中の圧力は基本的には温度によって設定する。

圧力は液状有機抽出剤を液、相に保つのに十分高い値と
しなげればならない。

従ってデカンタ底部出口温度が約１４９°Ｃ（３００′
Ｆ）で液状有機抽出剤がナフサであればデカンタ中の圧
力は少なくとも２１ ｋｇ／ｃｒＡ （大気圧基準とし
てよい。

１段または２段のデカンタ操作に導。かれる液状有機抽
出剤の全量は炭素−水分散体中の粒状炭素の重量の約１
０〜２００倍例えば３０〜７０倍である。

水−粒状固形物分散体はデカンタにおいて分解される。

粒状炭素約１００〜５００重量ＰＰＭおよび灰約２０〜
６０重量％を含む水流は重力分離されてデカンタの底部
を離れる。

上述したように給送流中においてデカンタに入ろ水−粒
状炭素分散体中の他の大部分の不純物も、デカンタの底
部を離れるこの水流中に含まれている。

この希薄な水分散体は約８２〜２６０℃（約１８０〜５
００下）例えば約１２１〜１７７℃（約２５０〜３５０
下）の温度および約１０．５〜７０ｋｇ／ｃｒＡの圧力
においてデカンタを離れる。

水にはＨ２Ｓ、ＣＯ２、ＮＨ３のようなガス状不純物が
含まれ得る。

デカンタ中の滞留時間は約２〜２０分、例えば約６〜１
５分である。

約０．５〜９重量％の粒状炭素および約０．５〜１０重
量％の繰越し水を含む粒状炭素−液状抽出剤の分散体は
デカンタの頂部から除去される。

好ましい実施態様によればこの流れは重質液状炭化水素
燃料油即ち燃料油、ＡＰＩ比重値が約−２０〜２０の範
囲にある原油と混合され、その混合物は蒸留塔に導かれ
ろ。

上述したように、重質液状炭化水素燃料の量は最小値に
保持する。

この量は粒状炭素が炭素−抽出剤分散体から分離されて
、ポンプ送り可能な底部スラリを形成するのに廿分な量
に限定すべきである。

底部スラリは約０．５〜２５重量％好ましくは４〜８重
量％の炭素を含有して℃・てもよい。

炭素−重質液状炭化水素は蒸留塔の底部から除去され、
給送流の一部としてガス発生器に送出される。

蒸留塔からの上部蒸気は液状有機抽出剤および水の露点
以下の温度に冷却される。

溶存酸−ガスおよび液状有機抽出剤から水により抽出さ
れた少量の炭化水素を含む水と液状有機抽出剤と重質液
状炭化水素とは分離容器にお℃・て沈殿分離される。

液状有機抽出剤の少な（とも一部好ましくは全量は分離
容器から除去されてデカンタの入口に再循環され、到来
する水−粒状炭素分散体と共にデカンタに導かれる。

希望により液状有機抽出剤の一部は還流として蒸留塔に
再循環させてもよい。

水層の少なくとも一部は蒸留塔の後方の分離槽の底部か
ら約８０〜１５０’Ｆの温度および約Ｏ〜３．５ｋｇ１
０ｒｔの圧力で除去されろ。

希望により分離容器からの水の一部を温度調節剤の一部
として液相または気相でガス発生器に導いてもよゝ゛０
Ｈ２Ｓ、ＣＯ８，ＣＯ２の内生なくとも１種の凝縮して
℃・ない酸−ガスが存在していたら分離容器の頂部から
除去する。

本発明の一実施態様によればガス発生器への炭化水素質
給送流はほぼＣ３〜Ｃ１ｏ の炭化水素から成る液状炭
化水素留分および粒状炭素−該液状炭化水素留分の分散
体である。

その場合液状炭化水素留分はデカンタ中の液状有機抽出
剤としても用いられろ。

それにより蒸留塔は不要になり、デカンタからの炭素−
抽出剤分散体の上部流は熱交換を行なうかまたは行なわ
ずに給送流の一部としてガス発生器に導かれる。

本発明方法においで工程ガス流の洗気および急冷に用い
た水はフラッシュ塔において粒状固形物およびガス状不
純物を除去することにより再生する。

再生水は急冷域と洗気域に再循環される。水フラッシュ
塔は、直立塔と、該フラッシュ塔内にストリッピングさ
れる水を保持するように隔置した１〜５個好ましくは１
個の水平ス） ＩＪツピングプレートと、該ストリッピ
ングプレー１・上の水を通って水蒸気を分散させるため
各々のストリッピンググレートに設けた分散手段と、水
蒸気ストリッピングされた水を該ストリッピンググレー
トから最終的にその下方の返却氷室中に連続排出するた
め各々の該ストリッピングプレートに設けたオーバーフ
ローおよび流下手段と、直立塔の底部を、水でみたされ
た第１の室即ち受入れ側室と、該第１の室からオーバー
フローした水および（１枚のストリッピングプレートを
具えた直立塔の場合）そのストリッピングプレートをＣ
複数のストリッピンググレートを具えた直立塔の場合）
底部のストリッピングプレートをそれぞれオーバーフロ
ーする蒸気ストリッピングされた水を受けいれるための
前記第２室即ち受入れ側室とに区分するための直立せき
と、底部ストリッピングプレー１・より下方で前記第１
および第２の室より上方の空間に粒状固形物を含む少な
くとも１つの水流を流入させフラッシュ蒸発させるため
の人口手段と、少なくとも１つの好ましくは上部スＩ・
リッピングプレートに実質的に固形物を含まない少なく
とも１つの水流を導くための人ト］手段と、Ｈ２Ｏ、Ｃ
Ｏ２、Ｈ２Ｓ、ＮＨ３の肉牛なくとも１員から成る蒸気
の上部流を塔から除去するための出口手段と、固形物含
有量が実質的に減少した再生水流を前記第２の室から除
去するため前記塔の底部に設けた出口手段と、粒状炭素
含有廃水流を前記第１室から除去するためのＬ１廿」手
段とを具えている。

フラッシュ塔内の頂部水平ストリッピングプレートは塔
の高さの約１／３〜３／′４程度隔置することが望まし
℃・０バブルキヤツプ、シーブまたは少なくとも１つの
下降管を有する弁のような普通の向流板を用いてもよい
。

気体分散器には板体またはバブルキーＮ・ツブに形成し
た複数の開口が含まれる。

孔あけオ反にはシーブプレートゾシ，−−１．が含まれ
る。

一例として直径１／ぎ〜１／２″（約３． ２ ｍｍ−
１２、７龍）のドリル孔またはポンチ孔をもつシーブプ
レー１・状の分散器を用℃・てもよい。

開口を通る液流は上方に流れる蒸気の作用によって阻止
されろ。

そのため塔内のストリッピングより下方においての圧力
はスｌ− ＩＪツピンクプレートより上方の領域の圧力
より約０．０７〜０、 ２ １ ｋｇ／ｃｎｔだゆ高く
なる。

ベルキャップまたはトンネルキャップを用いた場合には
蒸気は中央上昇管を上方に流れ、キャップの下方で反転
し、上昇管とキャンプとの環状空所を下方に流れ、キャ
ップの下側の一連の周辺孔あるいはスロットを通ってプ
レート上の水を通過する。

下降管部は第１図に示すような扇形下降管部の場合、全
断面積の約５〜３０％例えば５〜１５％を占める。

ストリッピングプレートから上方に延長する垂直せきが
設げてあり、ストリッピングプレート上に絶えず成立す
る蒸気ストリッピングされた水はそのせきをオーバーフ
ローして流れる。

ストリッピングプレートについての詳細な情報は「ケミ
カル・エンジニアズ・ハンドブック」１９７３年、１８
−３から１８−１９頁に記載されて℃・る。

蒸気上部流は約１００〜１３５℃（約２１２〜２７５下
）の温度で水フラッシュ塔を離れる。

この流れは露点以下に冷却され、水および液体炭化水素
は別の分離器において未凝縮ガスから凝縮分離される。

別の方法として分離容器は冷却された水、液状有機抽出
剤および蒸留塔からの未凝縮ガスを受けいれるのに用℃
・られるものと同じ容器としてよい。

Ｈ２Ｓ， ＣＯ２、ＮＨ３およびそれらの混合物の未凝
縮蒸気は分離容器の頂部から除去される。

きれいな水は分離容器の底部から引出されてフラッシュ
塔に再循環され、約２７〜７９℃（約８０〜１７５下）
の温度でス） ＩＪラッピングプレート上導かれる。

複数のストリッピングプレートを有するフラッシュ塔の
場合には水流は好ましくは上方のストリッピングプレー
ト上に導かれる。

フラッシュ塔の操作について説明すると、実質的に固形
物を含まない水流はストリッピンググレート好ましくは
上方のストリッピンググレート上に導かれる３、固形物
を含む水流および排出水流は塔内に導かれて蒸発し、ス
トリッピングプレートより下方で底部の２つの室よりも
上方の空間内に水蒸気を生成する。

そのため配管中の普通の損失を除いて実質的に同一の温
度および圧力の下にあるデカンタ底部からの水と粒状固
形物との希薄な分散体は、減圧弁のような減圧手段を通
って流れ、圧力は約Ｏ〜２．１ｋｇ／ｃｒＡに低下する
。

約１０重量％以下例えば約１〜７重量％は蒸発して水蒸
気となる。

その流れは塔下部の受入れ側室より上方でストリッピン
グプレートよりも下方の空間に導かれて蒸発する。

水蒸気は孔あげ孔の気体分散器を通って北方に前述した
ように流れる。

蒸発しなかった部分および分散した固形物は受入れ側室
中に落下する。

ガス発生器の後方のガス冷却器から一部の排出水流を減
圧弁のような減圧手段に通過させ、フラッシュ塔に入る
前にその圧力を約Ｏ〜２、１ ｋｇ／ｃｒｉｉに低下さ
せてもよい。

この流れの一部の水即ち２５重量％以下例えば５〜１５
重量％は蒸発して水蒸気になる。

この流れはほとんど粒状物を含まず、底部側ストリッピ
ングプレートの下方で好ましくは返却水側室の上方の個
所においてフラッシュ塔内に導くことができる。

希望により排水流を受入れ側室の−Ｌ方の空間に導いて
蒸発させてもよし・。

蒸発塔に続く分離器からの固形物を含まない水はフラッ
シュ塔内のストリッピングプレート七に導かれる。

この水流は頂部Ｉ・レーの上方のフラッシュ塔の上部空
間に導くことが望ましく・。

新しい補充水はフラッシュ塔の返却水側室に導入する。

約０〜０．０５重量％の粒状固形物を含む再生水は、約
１００〜１３５℃（約２１２〜２７５下）の温度および
約Ｏ〜２．１ ｋｇ／ｃｒＡの圧力で返却水側室から引
出され、第１列の洗気域、第２列の洗気域と急冷域また
はそれらの両方に再循環される。

この水の一部は希望によりガス発生器は再循環させても
よい。

再生水とほぼ同じ温度および圧力の廃水流を受入れ側室
から除去して工程系統から排出してもよい。

この廃水流は例として粒状固形物０〜０．２重量％およ
び可溶性不純物としてアンモニアＯ〜１１００ＯＯＰＰ
、ギ酸塩０〜 １１００００ＰＰ、塩化ナトリウムＯ〜５０００ＰＰＭ
、硫化物０〜５００ＰＰＭ、ニッケル０〜２５ＰＰＭ、
鉄Ｏ〜１５０ＰＰＭ、およびシアン化物Ｏ〜１１００Ｐ
Ｐを含有して℃・る。

本発明の一実施態様によれば重質液状炭化水素燃料°ま
たは液状有機抽出剤にはエマルジョン形成不純物が存在
している。

蒸留塔の上部を６０℃（１４０”Ｆ）以下に冷却すると
、蒸留塔の後方の分離容器内においてエマルジョンが分
離する。

その場合液状有機抽出剤はエマルジョン層上に浮遊し、
エマルジョン層は底部水層（もしあれば）上に浮遊する
。

液状水性エマルジョンは本釣９３〜９６重量％、重質液
状炭化水素約０．０５〜０，５重量％、ナフテン酸約０
．００２’−０，２０重量％、アルファルチンまたはス
ケール約０．００２〜０．２０重量％および液状有機抽
出剤残量を含有する。

水性エマルジョンは蒸留塔頂部の約０．５〜１０重量％
を占め、処理しないと沈殿槽を転倒させる。

液状有機抽出剤と水性エマルジョンとは別々に除去され
てデカンタに再循環され、そこで１段または２段のデカ
ンタに導かれる。

１段のデカンタを使用する実施態様にお（・ては、全量
の液状水性エマルジョンと、少なくとも一部即ち９０〜
１００容量％好ましくは全量の液状有機抽出剤を水−粒
状固形物分散体と、混合し、混合物をデカンタに導入す
る。

希望により混合弁または他の周知の備えつげミキサを使
用してもよ℃・。

エマルジョンは混合物がデカンタに入る前に通常は完全
に破断される。

米国特許第４０１４７８６号に記載されている連続２段
デカンタの場合には液状有機抽出剤の一部を両段に同時
に添加する。

例として、所定時間内に、デカンタの第１段に、（イ）
その時間内に生じた約２７〜６０°Ｃ（約８０〜１４０
’Ｆ）の液状水性エマルジョン００〜１００重量％（好
ましくは１００重量％）、（ロ）その時間内に導入され
る約８２〜２６０℃（約１８０〜５００’Ｔ’）例えば
１２１〜１７７℃（２５０〜３５０７’）の前記炭素−
水分散体の全量および←→炭素−水分散体を分解するの
に十分な約２７〜１２１ ’Ｃ（約８０〜２５０１’）
の温度にある適量の液状有機抽出剤から成る混合物が導
入される。

３つの流オーＢイ）−（／υの圧力はほぼ同じで約１０
〜７０気圧例えば約３５気圧である。

その時間内に生じた液体水性エマルジョンの残量即ち０
〜１００重量％好ましくは０重量％は、該液体有機抽出
剤の残余部分即ち約０５〜９．０重量％の固形物を含有
するポンプ送り可能な液体有機抽出剤−粒状炭素−水分
散体と混合されて、２段デカンタの第２段に導かれる。

この工程の第１段で水性エマルジョンを水−炭素分散体
と混合してもよ℃・。

別の方法として炭素−水分散体を液状有機抽出剤と混合
してから液状水性エマルジョンをその混合物に添加する
こともできる。

別の実施態様として、その時間内に生成した約２７〜６
０℃（約８０°〜１．４０下）の水性エマルジョンの全
量を、約８２〜２６０℃（約１８０゜〜５００’Ｆ）例
えば１２１〜１７７℃（２５０゜〜３５０″Ｆ）の温度
で同じ時間内にデカンタ操作を離れる底部水層の全量と
混合することによってエマルジョンを破断する。

生成した混合物は水フラッシュ塔に移行させる。

分離容器の底部からの水は別に水フラッシュ塔に導入す
る。

次に図面を参照して説明する。

第１図は円筒形の直立フラッシュ塔１のストリッピング
プレート２の近辺部分を概略的に表わしている。

ストリッピングプレート２には小孔３が形成してあり、
小孔３を通って上方に向かう蒸気４の流速によって、プ
レート２上方の水■が小孔３を通って下方に流れること
が阻ＩＦされる。

そのためプレート２上の水から気化可能な不純物が除か
れる。

水平に位置させたプレート２は扇形あるいは円形の下降
管部６に続いている弧形の直立せき５に固着した一側を
除いてはほぼ円形である。

配管７からの固形物を含む水は減圧弁８と配管９と入口
１０を経てフラッシュ塔１に流入してフラッシュ蒸発す
る。

実質的に固形物を含まない不純な水は配管１１および人
口１２を通ってプレート２上に流入する。

ストリッピングされた水はせき５かもオーバーフローし
て下降管部６を通り第１図には図示していない返却水側
室に流入する。

第２図に示した耐火物ライニングを有する無充填自由流
非接触型の合成ガス発生器１５ば、その上部入口ポート
１７に、垂直軸線に沿って取付けた環状室型のバーナー
１６を具えている。

給送流はバーナー１６を介して合成ガス発生器１５の反
応域１８に導かれる。

給送流は配管１９およびバーナー１６の中心通路（図示
していない）を通る遊離酸素含有ガス流＠と、配管２０
，２１を通る水蒸気流○と、配管２２，２１を通る炭化
水素燃料流Ｏとを含有する。

水蒸気流と炭化水素燃料流とは配管２１において混合さ
れ、バーナー１６中の図示してない環状通路を通過する
。

流出ガス流は反応域１８を離れ、排出通路２３を通過し
、断熱室２４中に直接流入し、そこで２つのガス流にな
る。

粗合成ガスの一方のガス流は断熱された移送配管２５を
通って第１工程列に人る。

第１工程列は転化（シフト）されな℃・生成ガス流が配
管２６に生ずることによって終了する。

流出ガス流の残余部分即ち第２のガス流は第２工程列に
よって処理される。

第２工程列は転化（シフト）された生成ガス流が配管２
７に生じたことによって終了する。

配管２７０転化されたガス流のＨ２／ＣＯモル比は配管
２７の転化されないガス流のＨ２／ＣＯモル比よりも太
き℃・。

移送配管２５を通る第１の粗合成ガス流は、ガス冷却器
３０の入口２９を通り、配管３１からのボイラ給水流と
の間接熱交換によって冷却される。

ボイラ給水は入口３２から流入し、出口３３および配管
３４を経て蒸気■として流出する。

冷却された粗合成ガス流は出口３５、配管３６、人口３
７、および浸漬管３８を通過し、スクラツバ４１の底部
室４０におし・て水３９と接触する。

ガス流は同心管４２の内面と浸漬管３８の外面とによっ
て形成された環状通路によって水３９を通過し、出口４
３および配管４４を通って流出する。

ガス流は次にベンチュリスクラツバ４５を通過し、配管
４６からの水によって洗浄される。

ガス流は次にスクラツバ４１の上部室４７を通って上方
に流れる。

配管４８と入口４９からの水は上部室４７に入り、上部
室４７を経て同時に上方に流れて℃・るガス流と接触す
るようにガス流に対する向流として一連の棚段５０上に
激しく流下する。

水は上部室４７の底部から出口５１および配管５２を通
過し、人口５３を経て底部室４０に入る。

ガス流に同伴された固形物即ち粒状炭素および灰はガス
流から洗い落され、配管５７〜５９および入口６０を経
て水と共に分離容器即ちデカンタ６１に流入する。

配管６２を経てスクラツバ４１を離れる洗浄された工程
ガス流は、配管６４から流入し配管６５から流出する冷
水○との間接熱交換によって熱交換器６３において露点
以下に冷却される。

冷却されたガス流は配管６６を経て分離容器６７に入り
、凝縮水は配管６８によりその底部から除去される。

凝縮水はポンプ６９により配管７０．７１，４Ｂおよび
人口４９を経てスクラツバ４１に流入する。

凝縮水の一部は配管４６によりバイパスされて上述した
ようにベンチュリスクラツバ４５に入る。

洗浄された転化されてない生成ガス流は配管２６により
分離容器６７を離れる。

第２列の工程段階に送られる第２のガス流は、配管７３
および浸漬管７４を通り、急冷槽７６の底部のたまり水
７５におし・て急冷される。

水と固形物即ち粒状炭素と灰の分散体は出ＬＪ７９およ
び配管８０を経て、後述する炭素回収−水再生部に送ら
れる。

急冷槽７６の底部に集積した灰は周期的に若干の水と共
に底部出口８１、配管８２、弁８３および配管８４を経
て除去し、普通の固形物分離回収域に送出する。

固形物の除去のために普通の図示しな（・ロック−ホッ
パ機構を用いてもよい。

配管８０を通る水と粒状固形物との分散体は配管８６か
らの再生水との間接熱交換によって熱交換器８５にお℃
・て冷却される。

分散体は次に配管８７を通り、第１列の工程段階のスフ
ラッパ４１および配管５７から到来する粒状固形物と水
との分散体と、配管５８において混合される。

混合物は配管５９および人口６０を経てデカンタ６１に
流入する。

第２列の工程段階を通る工程ガス流は、急冷槽７６にお
いて水により急冷され且つ部分的に洗浄された後、引出
管７７を通って上方に流れ、配管９２からの水■によっ
てオリフイススクラツバ９１において洗浄される。

配管９３中の工程ガス流は浸漬管９５によって分離容器
９４に入り、そこで過剰の水は滴下して配管９６により
排出される。

その水流は急冷槽７６に再循環される。配管９７により
分離容器９４を離れる前の工程ガス流には配管９９から
水が噴射される。

配管９７を通る水で飽和した洗浄された工程ガス流は、
配管１０２を通り水性ガス接触転化域１０１を離れる転
化されたガス流との間接熱交換によって、熱交換器１０
０において予熱される。

給送流は配管１０３を経て接触転化領域１０１に入り、
工程ガス流中のＣ０１Ｈ２０の少なくとも一部は接触転
化領域１０１にお（・て反応してＨ２＋ＣＯ２を生ずる
。

生成したきれ℃・なＨ２富化されたガスは熱交換器１０
０におし・て冷却され、配管１０４を経てガス冷却器１
０５に入り、ガス流の温度は、水との間接熱交換器によ
って、露点以下に降下する。

配管１０６を通るボイラ給水はガス冷却器１０５におい
て予熱され、配管１０７を通り、配管３１を経てガス冷
却器３０に入り、そこで水蒸気に変えられる。

冷却されたＨ２富化ガスは配管１０８を経て凝縮物分離
器１０９に入り、凝縮水はその底部から配管１１０に流
入し、きれいなＨ２富化ガスは配管２７を経て取出され
る。

第１列および第２列の工程段階において生成した各種の
固形物を含む水流または分散体東炭素回収−水再生区分
に導かれる。

分離容器１１６中の有機液体抽出剤であるナフサは配管
１１７〜１２０を通過し、配管５８からの水−粒状炭素
一法および他の不純物の分散体と、配管５９において混
合される。

補充すべき有機液体抽出剤■は、配管１２１、弁１２２
および配管１２３を経て供給する。

所望ならば配管１１８中の有機液体抽出剤は配管１４０
にお℃・て蒸留塔１３７からの頂部流との間接熱交換に
より予熱してもよ℃・。

配管１１８中の液体抽出剤の一部は配管１２５を経て還
流として蒸留塔１３７に流入させてもよし・。

粒状炭素を水から分離するのに十分な量の液体抽出剤を
分散体に添加する。

混合物は先に述べたように入口６０を通り、デカンタ６
１の外管１２６およびそれと同心の内管１２７との間の
図示しない環状通路を上方に流れ、水平に配置した下側
放射ノズル１２８を経て放出される。

それと同時に第２段では配管１１９からの大量の液体抽
出剤は配管１２９、入口１３０、内管１２７および水平
に配置した上側放射ノズル１３１を通過する。

液体抽出剤と粒状炭素と繰越し水および少量の不純物か
ら成る分散体は配管１３２を経て取出され、配管１３４
かもの重質炭化水素燃料油と配管１３３において混合さ
れる。

混合物は加熱器１３５において加熱され、リボイラ１３
８を具えた蒸発塔１３７に配管１３６を経て流入する。

重質液体炭化水素と粒状炭素とのスラリーは蒸留塔１３
７の底部から配管１３９により取出され、燃料の一部と
してガス発生器１５に導かれる。

配管１４０中の高温の蒸気は冷却器１４１に流入して露
点以下の温度に冷却される。

凝縮しなかったガスと液体抽出剤と水とは配管１４２を
経て分離容器１１６に流入する。

有機液体抽出剤１１５は分離容器１１６中において水層
１４３上に浮遊している。

・凝縮しなかったガスは配管１４４を経て取出される。

ガス流はＨ２Ｓ１ＮＨ３、ＣＯ２から成る群中から選ば
れた少なくとも１種類のガスと炭化水素蒸気とを含むも
ので、イオウ回収のための図示しないクラウス操作域に
導かれるかまたはフレアーに送られる。

水の少なくとも一部分は配管１４５を経て取出される。

その水はポンプ１４６により配管１４７を経てフラッシ
ュ塔１４９のストリッピングプレート１４８に送られる
。

水の一部は希望によりガス発生器１５において使用する
ため配管１７０と弁１γ１および配管１７２−により移
送する。

ストリッピンググレート１４８は１つの舷側を除いてほ
ぼ円形であり、複数の蒸気上昇管１５０およびベル形の
キャップ１５１を具えている。

プレート１４８上にある蒸気ストリッピングされた水は
プレート１４８の一端に取付げた直立弧形せき１５３を
オーバーフローする。

ストリッピングされた水は扇形の下降管部１５４に落下
し、返却水側室１５６中の水位１５５の下方に排出され
ろ。

直立せき１５７はフラッシュ塔１４９の底部を返却水側
室１５６と受入れ側室１５８とに区画している。

フラッシュ蒸発しなかった水は水位１５９に到達してせ
き１５７をオーバーフローするまで受入れ側室１５８に
ためられる。

偏向シールド即ちバッフル板１６０はフラッシュ蒸発し
なかった水が室１５６中に落下するのを阻止する。

補充すべき水は配管１６１により供給する。

作用について説明すると、デカンタ６１において分離さ
れた粒状固形物即ち粒状炭素および灰−水一溶在ガス即
ちＨ２Ｓ、ＮＨ３、ＣＯ２から成る流れは、配管１６２
、減圧弁１６３および配管１６４によりフラッシュ塔１
４９にス）・リッピングプレート１４８の下方において
導入される。

所望の際は、ボイラ給水中の全溶存固形物を制御□□す
るため、ガス冷却器３０にお℃・て少量の水をブローダ
ウンして得た水流を配管１６５、減圧弁１６６、配管１
６γおよび内管１６８によりストリッピングプレート１
４８およびバッフル板１６０の下方のところからフラッ
シュ塔１４９に供給する。

配管１６４を通る流れの少なくとも一部はフラッシュ蒸
発によって水蒸気となり、残りは受入れ側室１５８に落
下する。

配管１６８を通る水流にはほとんど粒状物は含まれてい
ない。

その水流の少なくとも一部はフラッシュ蒸発により水蒸
気となり、残りは返却水側室１５６に落下する。

分離容器１１６の底部の水１４３は溶存ガス即ちＨ２Ｓ
、ＮＨ３、ＣＯ２および廃炭化水素を含有しており、ポ
ンプ１４６により配管１４５，１４７を経てフラッシュ
塔１４９のストリッピングプレー ｌ−１４８の方にポ
ンプ送りされろ。

プレート１４８の下方の水蒸気は上昇管１５０を通って
上昇し、ベルキャップ１５１により偏向され、プレーＮ
４８上方の水を通って移行する。

配管１７５を経てフラッシュ塔１４９を離れる蒸気は冷
却器１７６において水の露点以下に冷却され、配管１７
γを経て分離容器１７１に流入する。

液状の廃炭化水素の層１７８は分離容器１７１の底部の
たまり水１７０上に浮遊し、配管１７９を経て取出され
る。

この流れは配管２２において炭化水素燃料と混合され、
合成ガス発生器１５において燃焼される。

Ｈ２Ｓ、ＮＨ３およびＣＯ２から成る群中から選ばれた
少なくとも１種類のガスから成るガス流は配管１８０を
経て分離容器１７１から取出される。

このガス流は希望によりイオウ回収用の図示してないク
ラウス操作ユニットに給送してもよい。

フラッシュ塔１４９の返却水側室１５６の底部からのき
れいな再生水はポンプ１８１により配管１８２．１８３
，１８４，７１．４８、入口４９および配管４６を経て
ベンチュリスクラツバ４５に流れるように第１列の操作
段階中のスクラツバ４１にポンプ送りされる。

返却水側室１５６からの第２のきれ（・な再生水流は、
配管１８２゜１８３．８６、熱交換器８５、配管１８５
゜１８６．９９を経て分離容器９４に、また配管９２を
経てオリフイススクラツバ９１にポンプ送りされる。

固形物を含む廃水は受入れ側室１５８から除去され、配
管１９０を経て工程系統から排出される。

次に実施例について説明する。

以下の実施例は２つの別々の操作段階列において２つの
きれいなガス流即ち転化させたガス流と転化させてない
ガス流とを同時に生成させるための部分酸化法に属する
本発明によるガス浄化方法の好まし℃・実施例である。

両方のガス流は工程中において生じた再生水との接触に
よって清浄にされる。

以下の実施例による本発明の浄化方法は、連続工程とし
て行なわれ、すべての流れにつ℃・てその流速は１時間
当りの流量として表わされている。

実施例 ＡＰＩ比重値２．０、最終分析値（重量％）がＣ８３．
２０％、Ｈｌｏ、０７％、ＮＯ，３５％、８５．４８％
、Ｑｏ、６０％、灰分（バナジウム３００重ｆａ Ｐ
Ｐ Ｍおよびニッケル５０重量ＰＰＭから成る）０，３
％、塩分が１０００バレル当り最大１０ポンド（約０．
０２８ｋｇ／立）である真空レシッド１６２３５６ポン
ド（約７３０６０ｋｇ）を、工程の下流側から回収した
再循環される未反応粒状炭素２７６５ポンド（約１２４
４ｋｇ）と混合し、粒状炭素と石油とのポンプ送り可能
な分散体を形成した。

油−炭素分散体は加熱器に通過させて２８２℃（５４０
’Ｐ）、８１．５５ ｋｇ／ｃｒｔｔの温度および圧力
とした。

次に分散体を配管２０からの３０１°Ｃ（５７４下）、
８１．５５ ｋｇ／ｃｒＡの温度および圧力の水蒸気流
６４９４２ポンド（約２９２２４ｋｇ）と混合した。

油−炭素−水蒸気混合物は普通の耐火ライニングを施こ
した直立自由流非接触無光てん合成ガス発生器１５の上
端に設けた環状室型バーナーの環状室に通過させた。

それと同時に、実質的に純粋な酸素即ち配管 ２１９か
らの９９．５モル％０２の流れｔ ７１０３３ポンド（
約７６９４５ｋｇ）を、バーナーの中央通路に通過させ
た。

２つの流れを衝突混合させることによって、部分酸化お
よび他の関連反応をガス発生器の反応域において生じさ
せた。

１６°Ｃ（６Ｃ１″Ｆ）、１．０２ ｋｇ／ｃｆＬ（火
気圧力基準）で測定して８６９００００標準立方フ、イ
ード（約２３４６３０ｍ３）の粗ガス流を、１４２４℃
（２５９６Ｆ）および７３．５ｋｇ／ｃａの温度および
圧力でガス発生器の反応域から流出させた。

反応域１８の出口２３゜での粗ガスの組成は表１の欄１
に示す通りであった。

約２７６５ポンド（約１．２４４ｋｇ）の未反応炭素お
よび灰分が粗合成ガスに含まれていた。

反応域１８を離れ番組ガスは室２４にお℃・て２つの流
れに分割され、その内５６５００００立方。

フィート（約１−５２５５０ ｖｌ ）の粗ガスは、水
性ガス転化反応即ち転化が起きな℃・第１の反応操作列
にお（・て処理され、残りの３０４００００立方フィー
１− （約７２１００＋ｍ’）の粗ガスは転化が起こる
第２の反応操作列において同時に処理されるようにした
。

第１列の配管３６によりガス冷却器３０を離れる粗ガス
流はスフラッパ４１において洗浄した。

連行された実質的に全量ｉ炭素および灰分が粗ガス流か
ら洗い落され、粗ガス流が露点以下に冷却されて実質的
に全量の水が凝縮した後の配管２６０転化されなかった
生成ガス流の組成は表１の２欄に示す通りであった。

粒状固形物約１重量％を含有する水分散体を１時間当り
約２１５４０ガロン（約７３８５２立）ずつ温度１５４
℃（３１０″″Ｆ）および圧力約６０、２ ｋｇ／ｃｍ
において配管５７によりスフラッパ４１から除去した。

この水流の固形物含有量を減少させ、以下説明するよう
に、スフラッパ４１に再循環させる水を回収した。

反応域１８を離れる残りの粗ガス流即ち粗合成ガスの第
２の流れについて説明する。

反応域１８からの全量の粗ガスを狭い排出通路２３に通
過させることによって、流速は増し、粗ガス流により連
行される固形物即ち炭素および灰分の速度も増大する。

そのため大部分の粒状固形物は第２の粗ガス分割流によ
って随伴される。

第２の粗ガス分割流はガス発生器１５の下流の急冷槽７
６に収容された水によって急冷される。

第１と第２の反応操作列へのガス流の実際の分割は各々
の配管系統に設けた背圧弁によって制置できる。

配管９７中の粗ガス流の流れ約７０７００００立方フイ
ート（約１９０８９０ｍ”）は、急冷槽７６による急冷
と、スフラッパ９２および噴射器９８による洗気とによ
って、水により飽和されている。

配管９γ中のガス流は表１の欄３に示した組成を有する
。

配管１０２を経て接触転化領域１０１を離れる排出ガス
７０７００００立方フイート（約１９０８９０ｙｙｆ’
）は表■の欄４に示した組成を有する。

露点以下に間接熱交換により冷却された後の転化された
配管２７中の生成ガスは表■の欄５に示した組成を有す
る。

粒状炭素約１重量％を含有する水分散体を１時間に約１
１５９０ガロン（約４４０００立）ずつ温度４６０′Ｆ
および６３ｋｇ１０Ａの圧力で配管８０により急冷槽７
６から除去した。

配管５７，８０中の水−粒状固形物分散体を前述したよ
うにデカンタ６１において混合溶解させた。

粒状固形物的０．０３重量％を含有する水分散体を３０
０下および２ ］、 ｋｇ／ｃｖｔの圧力において配管
１６２によりデカンタ６１から１時間約３２５２０ガロ
ン（約１２３５８０立）の割合で取出した。

この流れは弁１６３に通過させζその圧力を約１．４
ｋｇ／ｃｒＡに低下させた。

この流れの少、なくとも一部は水蒸気に変えられ、その
水蒸気流は配管１６４によりストリッピングプレート１
４８の下方に・おいてフラッシュ塔１４９に流入させた
。

２９６℃（５６４Ｆ）および約８１ ｋｇ／ｃｒｙｔの
温度および圧力にあるガス冷却器３３からの排出水は配
管１６５および弁１６６に周期的に通過させ、そこで１
．４ ｋｇ／ｃｒｌｔ、の圧力に減圧した。

この流れの少なくとも一部は水蒸気に変えられ、その水
蒸気流は配管１６７によりフラッシュ塔１４９に、そこ
から更に配管１６８を経て、バックル板１６０の下方の
空間に流入させた。

水蒸気はフラッシュ塔１４９を通って上昇し、気化しな
かった水は返却水側室１５６中に落下した。

デカンタ６１の上部流から前述したようにして１時間約
３３１ガロン（約１１５４立）の水が取出されて分離室
１１６に集められた。

６０℃（１４ｏｙ）および約１．、４ ｋｇ／ｒｓｔの
温度および圧力のその水を配管１４７によりポンプ送り
し、フラッシュ塔１４９のストリッピングプレート１４
８上に導いた。

水は分離容器１７１において）く分離された。

１４５″Ｆおよび１．４ ｋｔ；ｌ／ｃａの温度および
圧力のこの水は配管１７４によりフラッシュ塔１４９の
ストリッピングプレート１４８までポンプ送りした。

１２６℃（２５９”Ｐ）および１．４ｋｇ／ａｒｔの温
度および圧力にある再生された水を１時間２９３００ガ
ロン（約１１１．３０立）の割合で配管１８２によりフ
ラッシュ塔１．４９の退去Ｉ］ ７．Ｊ（側室１５６か
ら取出した。

配管１８２中の再生水の一部は第一の・反応操作列の中
のスクラツバ４１に再循環させた。

配管１８２中の再生水の別の一部は第２の反応操作列の
オリフイススクラツバ９１および水噴射器９８に再循環
させた。

フラッシュ塔１４９の受入れ側室１５８中の廃水は１時
間３６００ガロン（約１３６８０立）の害拾で配管１９
０から引出して工程系統から排出した。

本発明方法を特別の組成の素材について例示的に説明し
たが、本発明方法の各々の工程および使用する素材は本
発明の範囲内においているいろと□変化することができ
る。

【図面の簡単な説明】

第１図は液状および蒸気流の流れ方向を示すための対向
流シーブ型ストリッピングプレートの作用説明図、第２
図は本発明の一実施例による装置の概略的系統図である
。 図において１５は合成ガス発生器、１８は反応域、３０
はガス冷却器、４１，４５，９１はスクラツバ、６１は
デカンタ、６７．９４，１１６は分離容器、７６は急冷
槽、１ｏｏは熱交換器、１０１は接触転化領域である。

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １ 炭化水素燃料を、自由流通性非接触ガス発生器によ
   り、７０４〜１６４９℃（１３００°〜３０００’Ｔ）
   および約１〜２５０気圧の温度および川内におし・て、
   遊離酸素含有ガスおよび場合によっては温度調節剤によ
   り部分酸化させることにより、Ｎ２、ＣＯ，Ｎ２０、随
   伴された粒状炭素およびＣＯ２、Ｈ２Ｓ５ＣＯ８１ＣＨ
   ４、Ｎ２、Ａｒと灰とから成る群中より選ばれた少なく
   とも１種類の物質を含むガス混合物を生成させ、上記発
   生器からの流出ガス流を冷却してガス急冷操作またはガ
   ス清浄操作またはそれら両方の操作におし・て該流出ガ
   ス流を水と接触させて、連行された粒状炭素と灰を除去
   し、清浄なガス流および灰分含有炭素−水分散体を生成
   させ、 （イ）上記炭素−水分散体に液状有機抽出剤を混合して
   、第１分離域において、Ｈ２Ｓ１ＮＨ３、ＣＯ２から成
   る群中より選ばれた少なくとも１種のガス状不純物を含
   む液体抽出剤−粒状炭素分散体と、炭素と灰およびＨ２
   Ｓ、ＮＨ３、ＣＯ２から成る群中から選ばれた少なくと
   も１種のガス状不純物を含む希薄水流とに重力分離し、
   （ロ）工程（イ）からの抽出剤−炭素分散体を重質液状
   炭化水素と混合し、 （ハ）工程（ロ）からの混合物を蒸留域におし・て（ａ
   ）重質液状炭化水素と粒状炭素との分散体と（ｂ）Ｎ２
   ０、有機抽出剤およびＨ２Ｓ、ＮＨ３、ＣＯ２から成る
   群中より選ばれた少なくとも１種のガス状不純物を含む
   上部ガス流とに分離し、 に）工程Ｈａ）からの重質液状炭化水素−粒状炭素分散
   体を除去してそれを上記カス発生器にその給送流の一部
   として導き、 （′；ｆ９ 上記蒸留域からの上部ガス流を冷却凝固
   して、冷却された流れを第２の分離域に導き、 （→ 上記第２の分離域にある該冷却された流れを、上
   記ガス状不純物の少なくとも１つを含む下部水層上に浮
   遊する上部液状有機抽出剤層と、凝縮しなかったガス状
   不純物の−Ｌ部流とに分離し、場合により上記抽出剤層
   と水層との間にエマルジョン層を介在させ、 （ト）工程（へ）からの液状有機抽出剤を分離してそれ
   を上記抽出剤の少な（とも一部として工程（イ）の上記
   第１の分離域に再循環させ、工程（→において上記第２
   の分離域にお℃・て分離した水を、少な（とも１個のス
   トリッピングプレートおよびせきにより隔てられた第１
   および第２の底部室を含む直立フラッシュ塔内の隔置さ
   れた水産ストリッピングプレート上に導き、各々のスト
   リッピングプレートに、下方に生成した水蒸気をその上
   方の水を経て分散させる分散手段および各々のスＩ・リ
   ッピングプレートから水をオーバーフローさせて下方に
   流し上記第２の底部室に排出するオーバーフロー流下手
   段を形成し、（手 工程（イ）の第１の分離域からの連
   行固形物を含む水流を減圧下で底部ストリッピングプレ
   ー１・よりも下方の上記フラッシュ塔内部に、上記第１
   の底部室より上方の空間中に導いて、上記水流の一部を
   気化させ、その蒸気は各々のストリッピングプレート中
   の分散手段およびその上方の水を経て上方に移行させて
   各ストリッピングプレート 上記水流の気化しなかった部分は第１の底部室中に導き
   、 （す）Ｈ２Ｏ、 炭化水素およびＨ２Ｓ，ＮＨ３、ＣＯ
   ２から成る群中の少な（ともｌ員を含む蒸気流を上記フ
   ラッシュ塔から除去し、該蒸気流を冷却し、凝縮しなか
   ったガスから液状の水および液状の炭化水素を除去して
   水の少なくとも一部を上記フラッシュ塔中のストリッピ
   ングプレート上に導き、 （ヌ）第１の底部室から固形物含有廃水を除去してそれ
   を工程系統から除去し、 四 第２の底部室から再生水を除し・て洗気操作に再循
   環させる、 各工程から成ることを特徴とするガス清浄方法。 ２ 工程（り功・らの水の一部をガス発生器に導＜■「
   程を含む特許請求の範囲第１項記載の方法。 ３ 工程（へ）からのガス状不純物および工程（す功・
   らの凝縮しなかったガスがＨ２Ｓ，、ＣＯＳおよびＣＯ
   ２を含み、前記ガス流はイオウ生成のためのクラウス工
   程に導（特許請求の範囲第１項記載の方法。 ４ ガス冷却器からの排出水は工程（力にお〜・て底部
   ストリッピングプレートの下方においてフラッシュ塔に
   導いて蒸発させる特許請求の範囲第１項記載の方法。 ５ 工桐（ト）において分離した水を約２７〜６６・Ｃ
   （約８０〜１５０′Ｆ）の温度で工程（ト）においてス
   トリッピングプレートに導きミニ程（イ）の分離域から
   の８２〜２６０℃（１８０〜５ｏｏｎ）および約１１〜
   ７０ｋｇ／ｃ７７ｆの温度および圧力にある連行固形物
   含有水流は、工桐カにおいてストリッピングプレート下
   方にお℃・てフラッシュ塔に導く前に減圧手段により０
   〜２． ］、 ｋｇ／ｃｒｒｔに減圧して、水の一部を
   気化させ、各ストリッピングプレート下方でのフラッシ
   ュ塔内の圧力をストリッピングプレート上方のフラッシ
   ュ塔内の圧力より約０．０７〜０、 ２ １ ｋｇ／ｃ
   ｒＡ大きくし、工程門においてフラッシュ塔から除かれ
   た蒸気流は約１００〜１３５℃（約２１２〜２７５下）
   の温度とし、工程（す）からの液状水は約２７〜７９℃
   （約８０〜１７５下）の温度でフラッシュ塔に導き、工
   程（ヌ）からの廃水および工程（／→からの再生水は約
   １００〜１３５℃（約２１２〜２７５下）の温度で除去
   する特許請求の範囲第１項記載の方法。 ６ 上記反応域からの流出ガス流をガス冷却器において
   冷却し、排出水は約１４９〜３１６°０（約３００〜６
   ００″Ｆ）の温度で該ガス発生器から排出させて減圧手
   段に通過させ、工程（イ）においてフラッシュ塔に導く
   前に０〜２． １ ｋｇ／ｃｒＡに減圧し該水の一部を
   気化させる特許請求の範囲第５項記載の方法。 ７ 工程（ハ）において分離した液状有機抽出剤の一部
   を還流として上記蒸留域に再循環させる工程を含む特許
   請求の範囲第１項記載の方法。 ８ 工程（イ）において炭素−水分散と混合させる液状
   有機抽出剤の全量を炭素−水分散体中の粒状炭素の約１
   ０〜２００重量倍とする特許請求の範囲第１項記載の方
   法。 ９ 炭化水素燃料が液化石油ガス、石油留分および残置
   、ガソリン、ナフサ、灯油、原油アスファルト、ガス油
   、残油、タール砂油、頁岩油、石炭誘導油、芳香族炭化
   水素（例えばベンゼン、トルｉエン、ギシレン留分）、
   コールタール、流体接触分解操作からの循環ガス油、コ
   ークスガス油のフルフラル抽出物およびそれらの混合物
   から成る群中より選ばれた液状炭化水素である特許請求
   の範囲第１項記載の方法。 １０ 液状炭化水素が水、液体炭化水素燃料およびそ
   れらの混合物から成る群中から選ばれた搬送波中の固体
   炭素質燃料のポンプ送り可能なスラリである特許請求の
   範囲第１項記載の方法。 １１ 炭化水素燃料がエタン、プロパン、ブタン、ペ
   ンタン、メタン、天然ガス、コークス炉ガス、精油所ガ
   ス、アセチレンテールガス、エチレン廃ガスおよびそれ
   らの混合物より成る群中から選ばれた給送ガスである特
   許請求の範囲第１項記載の方法。 １２ 炭化水素燃料が炭水化物、セルロース材料、ア
   ルデヒド、有機酸、アルコール、ケトン、酸素化燃料油
   、酸素化炭化水素系有機物質を含む化学工程からの廃液
   と副生成物およびそれらの混合物から成る酸素化炭化水
   素系有機物質である特許請求の範囲第１項記載の方法。 １３ 温度調節剤がＨ２Ｏ，ＣＯ□、Ｎ２、ガス発生
   器からの冷却された流出ガスおよびそれらの混合物より
   成る群中から選ばれたものである特許請求の範囲第１項
   記載の方法。 １４ 遊離酸素含有ガスが空気、０２２１モル％以上
   の酸素富化空気および０２９５モル％以上の実質的に純
   粋な酸素より成る群中より選ばれたものである特許請求
   の範囲第１項記載の方法。 １５ 液状有機抽出剤が（イ）大気圧での沸点約３８
   〜。 ３９９°Ｃ（約１００〜７５０下）、ＡＰＩ密度約２０
   以上なし・し約１００で炭素数約５〜１６の軽質液状炭
   化水素油、（ロ）オクソあるいはオキシル工程からの水
   に実質的に不溶の液状有機副生成物および（）９上記（
   イ）、（ロ）の混合物から成る群中より選ばれたもので
   ある特許請求の範囲第１項記載の方法。 １６ 液状有機抽出剤がブタン、ペンタン、ヘキサン
   、ドルオル、天然ガソリン、ガソリン、ナフサ、ガス油
   およびそれらの混合物から成る群中まり選ばれたもので
   ある特許請求の範囲第１項記載の方法。 １７ 重質液体炭化水素燃料が約−２０〜２０のＡＰ
   Ｉ比重値を有する特許請求の範囲第１項記載の方法。 １８ 工程（／′ｌ、）からの水の一部をガス発生器
   に再循環させる特許請求の範囲第１項記載の方法。 １９ 工程（力におし・てフラッシュ塔から冷却凝縮
   された蒸気流を別の気液分離域に導いて分離させる特許
   請求の範囲第１項記載の方法。 ２０ 工程（男においてフラッシュ塔から冷却凝縮し
   た蒸気流を第２分離域に導いて分離させる特許請求の範
   囲第１項記載の方法。 ２１ 工程→からのエマルジョン層を液体有機抽出剤
   と炭素−水分散体との一方または両方と混合して工程（
   イ）の第１の分離域に導く特許請求の範囲第１項記載の
   方法。 η 工程（へ）からのエマルジョン層を工程（イ）の第
   １分離域からの水流と混合して工程（力のフラッシュ塔
   に導く特許請求の範囲第１項記載の方法。 ２３ 工程（ハ）からのエマルジョンを破断するため
   それを加熱し、分離域において水と液状炭化水素混合物
   とガス状不純物とを分離し、該水はフラッシュ塔に導き
   、該液状炭化水素混合物は上記蒸留域またはガス発生器
   に導く特許請求の範囲第１項記載の方法。 ２４ 炭化水素燃料を、自由流通性非接触ガス発生器
   により、７０４〜１６４９℃（１３００〜３ｏｏｏＴ）
   および１〜２５０気圧の温度および叫玉力にお見・で、
   遊離酸素含有ガスおよび場合によっては温度調節剤によ
   り部分酸化させることにより、Ｈ２、Ｃ０１Ｈ２０、随
   伴された粒状炭素およびＣＯ２、Ｈ２Ｓ、Ｃ０８１ＣＨ
   ４、Ｎ２、Ａｒ と灰とから成る群中より選ばれた少な
   くとも１種類の物、質を含むガス状混合物を生成させ、
   上記発生器からの流出ガス流を冷却してガス急冷操作ま
   たはガス洗浄操作またはそれら両方の操作にお（・て該
   流出ガス流を水と接触させて、連行された粒状炭素と灰
   とを除去し、清浄なガス流および灰分含有炭ン素−水分
   散体を生成させ、 （イ）実質的に約Ｃ３〜Ｃ１ｏ炭化水素から成る液状炭
   化水素留分からなる液状有機抽出剤を上言己水−炭素分
   散体に混合し、Ｈ２Ｓ、ＮＨ３およびＣ０２の内少なく
   とも１種類のガス状不純物を含ヌ む液体抽出剤−粒状
   炭素分散と、炭素、灰およびＨ２Ｓ、ＮＨ３、ＣＯ２の
   内少なくとも１種類のガス状不純物を含む希薄水流とに
   、第１分離域において分離し、 （ロ）第１分離域からの液体抽出剤−粒状炭素分散９
   を炭化水素燃料の一部としてガス発生器に導き、ＣＪ
   少な（とも１つのストリッピングプレートおよびせき
   により隔てられた第１および第２の底部室を有する直立
   フラッシュ塔内の隔置された底部ストリッピングプレー
   トの下方に、上記第■分離域からの希薄水流を減圧下で
   導き、各々のストリッピングプレートには、その下方に
   生じた水蒸気をその上方の水を経て分散させる分散手段
   と、ストリッピングされた水をストリッピングプレート
   からストリッピングプレートに、または第２の底部室中
   にオーバーフローさせて流下させるオーバーフロー流下
   手段とが形成され、第１分離域からの上記希薄水流は第
   １の底部室上方の空間において蒸発し、該水流の蒸発し
   た一部は各々のストリッピングプレート中の該分散手段
   および各各のストリッピングプレート上方の水を通って
   上方に流れるようにし、蒸発しなかった水流の部分は第
   １の底部室に導き、 に）Ｈ２Ｏ、炭化水素およびＨ２Ｓ、ＮＨ３、ＣＯ２の
   少なくとも１員を含む蒸気流をフラッシュ塔から除去し
   、蒸気流を冷却し、第２分離域において液状水、液体ま
   たは蒸気状の炭化水素および凝縮しなかったガスを凝縮
   分離し、第２分離域からの水の少なくとも一部を第２分
   離域からフラッシュ塔のストリッピングプレート上に導
   き、該第２分離域において分離した液体炭化水素は上記
   第１分離域またはガス発生器に導き、凝縮しなかったガ
   スおよび蒸気状炭化水素があればそれを除去し、 （ホ）工程（ハ）の第１底部室から固形物含有廃水を除
   去して工程系統から排出し、 （ハ）工費→の第２底部室からの再生水を除去してそれ
   を上記洗気操作に再循環させる。 ことを特徴とするガス清浄方法。 ２５ 工程に）において第２分離域から除去される凝
   縮しなかったガスおよび蒸気状炭化水素をクラウス操作
   またはフレアに送出する特許請求の範囲第２４項記載の
   方法。 ２６ 大体においてＣ３〜ＣＩＯ炭化水素から成る新
   しい液状炭化水素留分を上記炭化水素燃料の少なくとも
   一部上してガス発生器に導く特許請求の範囲第２４項記
   載の方法。 ２７ フラッシュ塔が１個のストリッピングプレート
   を有する特許請求の範囲第２４項記載の方法。 ２８（イ）直立フラッシュ塔と （ロ）ストリッピングされる水を収容するため該フラッ
   シュ塔内に設けられ、その上方の水を通って水蒸気を分
   散させる分散装置およびその上方に成立する水を連続排
   出するためのオーバーフロー流下装置とを各々具えた、
   少なくとも１個の水平ストリッピングプレートと、 ｅ→ フラッシュ塔の底部を水のための第１室およびオ
   ーバーフロー水のための第２室に区画するための直立せ
   きとを有し、該オーバーフロー流下装置は底部側ストリ
   ッピングプレートからオーバーフローした水を上記第２
   底部室の水面の下方に排出するようにし、更に に）底部側ストリッピングプレート下方の空間に少なく
   とも１０粒状固形物含有水流を導いて蒸発させる入口装
   置および実質的に固形物を含まない少なくとも１の水流
   を少なくとも１つのストリッピングプレート上に導（た
   めの入口装置と、（ホ）蒸気上部流をフラッシュ塔から
   除去するための出口装置と、 （へ）固形物含有量が実質的に減少した水流を上記第２
   室から除去するための出口装置および粒状固形物含有水
   流を第１底部室から除去するための出口装置、 よりなる水フラッシュ塔を具えたことを特徴とするガス
   清浄装置。