JPS6039115B2 - 合成ガスの製造におけるエネルギ−利用と未転化炭素の回収方法 - Google Patents

Description

【発明の詳細な説明】 本発明は、炭化水素質物質の部分酸化法に関し、特に合
成ガスの製造方法におけるエネルギーの有効利用及び禾
転化炭素の回収に関する改良法である。

従来法では、部分酸化法ガス発生機をでる粗ガス流はガ
ス・クーラーで冷却され、ガス・スクラッパーで水で洗
われ随伴した粒状炭素が除かれた。

又は、別法として、粗合成ガス流は、水を含んだ急冷タ
ンクに直接浸して冷却され清浄にされた。それによって
、炭素水分散物ができた。これらの方法はアメリカ特許
第３７０９６６９号及び第２８９６９２ｙ戦こ記載され
ている。液体有機抽出剤、遠０分離機、一段又は二段の
デカンター及び還流及びＩＪボイラーを用いる分別蒸留
によって炭素一水分散物から粒状炭素を回収する方法は
、アメリカ特許第３４７３９０３号こ第３９１７５６９
号及び第３９８０５９２号に記載されている。本発明は
、部分酸化法で発生した粒状炭素を有効に熱として利用
する方法であり、本発明の部分酸化法は次に記載のよう
にして、清浄な合成ガス、燃料ガス又は還元ガスを連続
的に製造する方法に関するものである。

本発明は次の要旨よりなる。（１）炭化水素質燃料をフ
リーフローの無触媒合成ガス発生機中の反応帯において
、遊離酸素ガスと、温度７０４〜１９２７００（１３０
０〜３５０００Ｆ）の範囲、圧力１〜３０ぴ気圧の範囲
で、温度調節剤の存在下で部分酸化により反応させ、比
、Ｃ○、比○及び粒状炭素を随伴し、そしてＣ０２、比
Ｓ、ＣＯＳ、ＣＨ４、〜、及びＮ２からなるグループか
らの少なくとも１成分からなる流出ガス流を生成せしめ
、■ 前記流出ガス流をガス冷却及びスクラビング帯に
導入し、そしてそのガス流は冷却され、流出ガス流から
粒状炭素を除去するように水と接触させ、ポンプ輸送可
能な炭素、水分敵物を製造し、｛３’ 前記炭素、水分
散物とそのプロセスの下流に配置された熱交換、または
凝縮帯において間接的な熱交換によって充分な量の子熱
された液体有機抽出剤とを混合し、． デカンターで清
浄水の底部流と、分離したポンプ輸送可能な炭素、液体
有機抽出剤及び水の分散物のオーバヘッド流とを生成さ
せ、‘４’前記炭素、液体有機抽出剤、及び水の分散物
と抽出油とを混合し、予熱または予熱なしに、その混合
物を蒸発操作中に導入し、そこで前記混合物は加熱また
は、フラッシュまたは加熱とフラッシュされ、そして大
部分がＫＯと気化した液体有機抽出剤とからなるガス状
混合物に分離し、そして抽出油中の炭素の液体残澄分散
物には、液体有機抽出剤と水とを混合物として含有して
いる。

‘５｝（４１力）らの残澄分散物をスチーム・ストリツ
ピング帯の上部に導入し、前記｛４｝からのスチームと
気化した液体有機抽出剤との混合物の０〜ｌｏｗｏｌ％
をスチームストリツピング帯の上部に入れ、ストリッピ
ング・スチーム流を前記ストリッピング帯の下部に液体
残澄分散物と向流に流し、｛６’スチームと気化した液
体有機抽出剤のガス状オーバーヘッド混合物をスチーム
・ストリツピング帯から除き、さらにポンプ輸送可能な
粒状炭素の底部分散物と抽出油に分離し、（７｝【４｝
の蒸発操作からのスチームと気化した液体有機抽出剤の
混合物の任意の残部と、ストリッピング帯からのガス状
オ−バヘッド混合物とを混合し、そして、ガス状混合物
を冷却し、直列の少なくとも２つの分離された熱交換ま
たは凝縮帯に各々の帯城で、異なった冷却剤で熱交換す
ることによって、水と含有される液体有機抽出剤を凝縮
せしめ、この場合液体有機抽出剤と、空気または水が熱
交換または凝縮帯の２つにおける冷却剤であり、そして
他の残った熱交換または凝縮帯の冷却剤は次のグループ
から選ばれたものである。

‘ａ｝ ステップ３のデカンターからの炭素、液体有機
抽出剤及び水のオーバーヘッド流の少なくとも１部（ｂ
’ステップ４で混合する抽出油の少なくとも１部【ｃ｝
‘ａ’及び‘ｂ）との混合物 ｛８｝ 凝縮水とアキュムレータータンク内の液体有機
抽出剤とを集液し、重力で流体を分離し、この液体有機
抽出剤の少なくとも１部に調製した液体有機抽出剤の任
意を（７｝の熱交換または凝縮帯内に冷却剤として加え
【７｝で子熱された液体有機抽出剤を再循環し、そして
｛９ー ステツプ６からの抽出油中の粒状炭素の底部分
散物の少なくとも１部を炭化水素供給物と混合し、そし
て任意にサージドラムへの循環流と、加熱を加えるか加
えずして混合し、混合物をサージドラムに入れ、サージ
ドラムからの混合物の少なくとも１部を部分酸化のガス
発生機へ供給物としてポンプ輸送することからなる合成
ガスの製造における熱エネルギー利用と未転化炭素の回
収方法である。

本発明の方法では、主として日２、ＣＯ及びは○よりな
り、Ｃ○２、日２Ｓ、ＣＯＳ、ＣＨ４、Ｎ２、Ａｒのグ
ループからの少くとも１種のガスを含み、随伴する固体
則ち粒状炭素及び又は灰分を含む相合成ガスが、充填物
のないフリーフロー非接触式部分酸化法ガス発生機の反
応帯で温度調節剤の存在下で炭化水素質燃料と遊離−酸
素を含むガスとの部分酸化反応によって製造される。

燃料中の遊離−酸素対炭素（０／Ｃ比）は０．６〜１．
城庁まし〈は０．８〜１．４の範囲である。反応時間は
１〜１現砂好ましくは２〜６秒である。スチームを温度
緩和剤として使用するときには、反応帯におけるスチー
ム対燃料の重量比は０．１〜５好ましくは０．２〜０．
７の範囲である。反応帯からの粗ガス流出口温度は７０
４〜１９２７℃（１３００〜３５０００Ｆ）好ましくは
１０９３〜１５３８０○（２０００〜２８０００Ｆ）の
範囲、圧力１〜３００ｋ９′の好ましくは１５〜１５０
ｋ９／ｃ鰭の範囲で反応帯から排出される。

ガス発生機からの粗ガス流の組成は、ｍｏｌ％にて概略
次のようなものである。日２：１０〜７０、ＣＯ：１５
〜５７、Ｃ０２：ｎｉｌ〜２５、日２０：０．１〜２０
、Ｃ比：ｎｉｌ〜６０、日２Ｓ：ｎｉｌ〜２、ＣＯＳ：
ｎｉｌ〜０．１、Ｎ２：ｎｉｌ〜６０、Ａｒ：ｎｉｌ〜
２．雌立伏炭素は原供給物に含有する炭素量を基準とし
て０．２〜２印孔％存在する。灰分は原炭化水素供給物
の約ｎｉｌ〜６冊ｔ％存在する。そのガス流の組成によ
って、ガス流は、合成ガス、還元ガスまたは燃料として
用いられる。ガス発生機は例えば米国特許第２８１８３
２６号に示されるように、耐火物ラィニングされた鋼製
圧力容器で竪型フリーフロー（自由流下）筒状形状をし
たものからなる。

そこにはガス発生機を通過する反応生成物の流下を自由
にするため妨害物はない。ガス発生機を離れる熱流ガス
は自由にフリーフロー補集ポットを通過する。

殆んど圧力損失なしに、灰分炭素、耐火物から選ばれた
固形物の最少限随伴するように分離される。流出ガス流
は、アメリカ特許第３７０９６６母戦こ記載されている
ように、ガス・クーラーで水と間接熱交換によって、温
度１７７〜３９９ｏｏ（３５０〜７５００Ｆ）の範囲で
水の霧点以上の温度に冷却される。

この操作によって、この方法の他のステップで使用され
る副産スチームが製造される。例えば、このスチームは
、本発明の後のステップで使用するスチーム・ボイラー
及び／またはスチーム・ストリッパーで使用するために
製造される。次に、冷却された粗ガス流は、従釆のガス
・スクラッピング帯で水でスクラッピングされ清浄にさ
れる。例えば、スクラッパーとして、ペリー著ケミカル
・エンジニアーズ・ハンドブック第５版、マグロ−・ヒ
ル社１９７３年（Ｐｅｍ＄′Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｅｎｇ
ｎｅｅｒ′ＳＨＥｎｄｏｏｋ、Ｆｉｆｔｈ Ｅｄｉｔｉ
ｏｎ、ＭｃＧｒａｗ一日ｉｌｌ ＢｏｏｋＣａｍｐａｎ
ｙｌ９７３）第２０〜１２０図及び第２０〜１２１図に
示したような、ベンチュリ・スクラッパー又はジェット
・スクラツパーが使用される。このステップによって、
清浄な製品ガスと炭素０．５〜３．冊ｔ％を含む炭素‐
水分散物とが製造される。または、米国特許第２８１８
３２６号に示される如く、反応帯からのガスの熱流蒸気
は冷却タンク中の水と直接接触することによって８２〜
３７１℃（１８０〜７０００Ｆ）の温度範囲に冷却され
る。

随伴固形物例えば炭素・灰分の最小部分は、旋回冷却水
によってガス流プロセスから除かれ、そしてポンプ輸送
可能な約０．５〜３．仇れ％好ましくは約１．５ｗｔ％
以下のＣを含有する粒状炭素と水の分散物が冷却タンク
中で製造される。残った随伴固形物は、そのガス流プロ
セスからガススクラッピング帯にて温度約８２〜３７１
００（１８０〜７０００Ｆ）圧力約１〜３０ぴ気圧の条
件にて水で付加洗徹することによって除かれる。スクラ
ツピング帯における適当な圧力は、ガス発生器内におけ
る圧力と大体同じ圧力であり、ラインにおける通常の圧
力低下よりも少ない圧力である。広範囲の燃焼可能な固
状、液状及びガス状の炭素含有有機物質が、ときには温
度調節剤の存在において、ガス発生機中で遊離−酸素含
有ガスと反応させられ、粗ガス流が製造される。

種々の適当な原料として記載されるここで使用される‘
‘炭化水素質”というのは、液状炭化水素及び液体炭化
水素と炭素質物質との混合物を意味する。又“炭化水素
費”というのは燃焼可能な炭素含有有機物質及びそれら
のスラリーの殆んどすべてを含む。例えば、それらはｍ
亜炭、轟音炭、無煙炭、粒状炭素、石油コークス、濃縮
サワー・スラツジのグループから選ばれた固体炭素質燃
料のポンプ輸送可能なスラリー及び水のような蒸発性の
液状担体、液状炭化水素中のそれらの混合物及びそれら
の混合物 ■温度調節剤ガスか又はガス状炭化水素の何
れかに分散した微粉砕された固状炭素質燃料のようなガ
スー固体分散物 糊噂霧化した液状炭化水素燃料又は温
度緩和ガス中に分散した水及び粒状炭素のようなガスー
液体一団体分散物などである。

種々の適当な液体供給物として記載されるここで使用さ
れる“液体炭化水素”というのは、例えば液化石油ガス
、石油蒸溜物と残笹、ガソリン、ナフサ、ケロシン、粗
石油、アスファルト、ガス油、残澄油、還元粗石油、タ
ールサンド、シェール油、石油誘導油、芳香族炭化水素
（例えばベンゼン、トルェン、キシレン溜分）コールタ
ール流動接触分解操作からのサイクルガス油、コークス
ガス油からのフルフラール抽出油そしてこれらの混合物
の殆んどすべてを含む。

種々の適当なガス状供給物として記載されるここで使用
される“ガス状炭化水素燃料は、メタン、ェタン、プロ
パン、ブタン、ベンタン、天然ガス、水性ガス、コーク
ス炉ガス、精製ガス、アセチレンテールガス、エチレン
ーオフガス、合成ガスそしてそれらの混合物の殆んどす
べてを含む。

固形物、ガス状と、液状供給物は混合され、同時に用い
られ、これらは、パラフィン系、オレフィン系、アセチ
レン系、ナフテン系、芳香族系化合物を種々の割合での
化合物を含むものである。又、“炭化水素質”の定義中
には、炭水化物、セルローズ物質、ァルデノ・ィド、有
機酸、アルコール、ケトン、酸化した燃料油及び酸化し
た炭化水素質有機物質を含む化学工程からの廃棄液体及
び副産物及びそれらの混合物の酸素飽和炭化水素質有機
物を含む。

“炭化水素質供給物は常温または温度を約３１６〜６４
９ｑｏ（６００〜１２０００Ｆ）に子熱されるか好まし
くはクラッキング温度以下とすべきである。

炭化水素供給物はガス発生機のバーナーに、液相または
温度調節剤と共に気化した混合物に入れる。好ましくは
、炭化水素供給物は少なくとも童質液体炭化水素と粒状
炭素とのポンプ輸送可能な分散物の一部を含む。この分
散物は、固形物を約０．５〜２５Ｍ％、好ましくは約１
．０〜６．肌ｔ％含有する。それはスチーム・ストリツ
ピング塔の底部からのプロセス下流から得られる。その
温度約８２〜３７１℃（１８０〜７０００Ｆ）好ましく
は９３〜２８８ｏｏ（２００〜５５０。Ｆ）のスチーム
・ストリッパー底部蒸気は温度約常温〜６４９ｑｏ（１
２０００Ｆ）好ましくは８２〜４２７℃（１８０〜８０
００Ｆ）の新液体炭化水素供給物と混合することが好ま
しい。例えば新液体炭化水素供給物は好ましくは温度約
３４３〜４２７０（６５０〜８０００Ｆ）にて真空蒸溜
器から直接にポンプ輸送されるところの真空残澄である
。有利には、そのような場合、熱スチーム・ストリッパ
ー底部流と混合される前に真空残澄の再加熱の必要はな
く、またこの混合物の再加熱も必要ない。従ってガス発
生機に装入する前にこの供給混合物の再加熱は必要とし
ない。任意には、スチーム・ストリッパー底部の温度を
低くすることを望むならば、ボイラーに水を供給し、蒸
気を発生せしめ、熱交換するために、底部流を通すこと
もなしうる。他の実施態様例においては、新炭化水素質
供給物が中位圧蒸気と共に、その蒸気の飽和温度に相当
する温度まで加熱される。

子熱炭化水素供給物は、スチーム・ストリッパー底部流
の非冷却部分と混合され、時にはガス発生機からサージ
ドラムにポンプで装入これ循環される。付加加熱をする
か加熱なしに、混合物は、サージドラムに導入される。
サージドラムから部分酸化ガス発生機に供給物として、
その混合物の最小部分がポンプアップされる。そして残
留物は、再循環流となる。有利には、この手段によって
、新炭化水素供給物の子熱の大部分は、例えば図示する
ヒーター９にて、低コストの中位圧スチームでなされる
。それから若し加熱が必要ならば比較的に高いコストの
高圧蒸気の少量をヒーター１４を用いてなされる。炭化
水素質供給物は０〜１０切れ％好ましくは２５〜５肌ｔ
％のスチーム・ストリッパー底部流と残部新しく調製さ
れた液体炭化水素供給物とからなる。

この混合物はガス発生機にポンプアップされる前に常温
〜３１６午０（６０００Ｆ）則ち１９１〜３１６℃（３
７５〜６０００Ｆ）の温度範囲にサージドラムにて維持
される。若し必要ならば、サージドラムの前に設けられ
ている維持ヒーターがこの温度に維持または達するまで
使用される。任意には、この温度に維持するため、そし
て重液体炭化水素供給物（例えばＡＰＩ比重約一２０〜
２０）のポンプ輸送を可能にするため、サージドラムの
底部からの供給物の１部が再循環される。そして前記維
持ヒ−ター前の炭化水素費供給混合物と混合される。適
当な循環比は、炭化水素質供給混合物の重量当りの循環
スチーム量部分比で約０．５〜１０の範囲である。炭化
水素質供給物の非循環部分は、サージドラムヘガス発生
機のバーナーを経て反応帯へポンプ供給される。

適当なバーナーは米国特許第３８７４５９２号‘こ示さ
れている。

ガス発生機の反応帯の温度調節のための温度調節剤の必
要性は一般に供給物の炭素対水素比及び酸化性ガス流の
酸素含有量に依存する。

温度調節剤は液体炭化水素燃料と実質的に純粋な酸素と
共に使用される。水または蒸気が温度調節剤として好ま
しいものである。

蒸気は温度調節剤として添加混合物中か反応流かの何れ
かまたは両方に導入される。温度調節剤はガス発生機の
反応帯へバーナー中の分れた導管を経て導入される。他
の温度調節剤にはＣ０２富化ガス、Ｎ２富化ガスと循環
合成ガスが含まれる。ここで使用する“遊離酸素含有ガ
ス”というのは、空気、酸素富化空気則ち０２２１モル
％以上の空気及び殆んど純粋な酸素即ち９５モル％以上
の酸素（残りは普通Ｎ２及び希ガスよりなる）を意味す
る。

遊離−酸素含有ガスは、部分酸化法に用いる環状型バー
ナーによって常温から９８ぞ○（１８０００Ｆ）の温度
範囲でガス発生機に入れられる。ガス・クーラー及びガ
ス・スクラツバーで清浄な製品ガスを除いた後の、炭素
含有量が０．５〜３．肌ｔ％で好ましくは０．５〜１．
５ｗｔ％の炭素‐水分散物中の炭素を水と分けて、炭素
のみを再循環し熱源として使用することが、経済的に有
利でありこれが本発明の目的とするところである。この
ようにして、清浄にされた水は、ガス・ストリッパーに
再循環され、粒状炭素は回収され炭化水素質原料の１部
としてガス発生機に再循環される。

この方法によって、本発明の方法では炭素の真の生産は
ない。このことは温度３７．８〜１４９℃（１００〜３
０００Ｆ）好ましくは８２．２〜１２ｌｏｏ（１８０〜
２５０Ｔ）の範囲での充分量の液体有機抽出剤と温度１
１０〜１７７０（２３０〜３５００Ｆ）好ましくは１２
１〜１６３ｑ○（２５０〜３２５０Ｆ）の範囲での炭素
−水分散物を混合することによって達成されるのである
。混合は、アメリカ特許第３９８０５９２号及び第４０
１４７８６号に記載されているような、１段好ましくは
２段のデカンティング操作によって行われる。適当な水
より軽い粒状炭素を伴なつた分散物からの液体有機抽出
剤には、【１）沸点：３８〜３９９午０（１００〜７５
００Ｆ）、ＡＰＩ比重：十２０〜１００、Ｃ数約５〜１
６の範囲の軽炭化水素燃料、■ オクソまたはオキシル
プロセスからの副産液状有機物の混合物｛３’｛１｝と
‘２｝の混合物 上記【１｝の例としては、‘ａ’ブタン・ベンタン、ヘ
キサン、トルエン、ベンゼン、キシレン、ガソリン、ナ
フサ、ガス油、それらの混合物または類似の液体抽出剤
を含む。

上記【２’の成分としては、少くとも１つのアルコール
と少くとも１つのェステル、表１に示すグループの他の
物質の少なくとも１つの混合物からなる抽出剤である。

表 １オキソまたはオキッルブロセスの液体有機副産
物の成分表 １オキソまたはオキシルブロセスの液体
有機副産物の成分オキソプロセスは所謂オキソネーショ
ンまたは更に適切にはハイドロフオーミレーションの化
学反応に経済性がある。

この触媒反応には、水素と一酸化炭素とがオレフィン結
合を通し、オレフインよりＣ数の多いものを含有するア
ルデヒドを製造するために添加され、その製造物は表１
に示す如きものである。オキシルプロセスは、直接アル
コ−ルを一酸化炭素を比で、部分的にＣ原子を還元し、
数種結合せしめるよう接触的に製造する方法である。

フィッシャートロシュ法の変形であり、主にアルコール
と、表１に示す共製造物からなる酸素飽和化合物を製造
することが好ましいものである。本発明の方法で有利な
ことは、炭素−水分教物と液体有機抽出剤とを混合する
前に、液体有機抽出剤を間接に別ち非接触式に熱交換す
ることによって加熱することである。加熱は、スチーム
・ストリッパーよりのスチーム及び気化した有機抽出剤
のガス状オーバーヘッド混合物にスチーム・ボイラーか
らのスチ−ムと気化した有機抽出剤との混合物の０〜１
００ｖｏｌ％を混合して行う。２段デカンター操作の例
としては、充分な量の液体有機抽出剤を炭素−水分散物
を最初の１段にて混合しＣを放出する。

これは、ＣＩｋ９当り液体有機抽出剤が１．５〜１５ｋ
９の範囲である。同時に、液体有機抽出剤の残部は例え
ば米国特許第４０１４７８６号に示される如き２段目の
デカンタ−に導入される全量の約８５〜９５ｗｔ％であ
る。

液体有機抽出剤と少量の水との炭素分散物は連続的にデ
カンターの上部から除かれる。この分散物はＣ：０．５
〜卵ｔ％好ましくは０．５〜５Ｍ％、日２０：１〜１小
れ％そして残部有機抽出剤からなる。デカンターは、温
度１００〜３４３ｑ○（２１２〜６５００Ｆ）の範囲好
ましくは１２１００（２５００Ｆ）で操作する。

圧力は採用する温度によって決める。その圧力は、少く
とも液体有機抽出剤及び水がデカンター内で蒸発するこ
とを防ぐに足るに充分な高い圧力でなければならない。
このデカンター内での最高圧力は、ラインにおける普通
の圧力低下より少ないガス発生機内における圧力と大体
同じである。適当には、圧力は約１７．６〜２１．１ｋ
ｇ／の（２５０〜３０政ｓｉｇ）の範囲であってよい。
デカンタ−をでる炭素、液体有機抽出剤及び水の分散物
オーバーヘッド流は、これを各成分に分けるためにこれ
に抽出油を加える。

“抽出油”というのは、上記デカンタ−をでる前記分散
物オーバーヘッド流から炭素を抽出する油であり、実際
にはガス発生機に供給する炭化水素質燃料を使用する。
スチーム・ボイラーでの蒸発操作においては、前記の分
散物オーバーヘッド流をスチームと気化した有機抽出剤
との混合物と液体有機抽出剤及び水を含む抽出油中の粒
状炭素の液体残澄分散物とに分ける。次に、スチーム・
ボイラーからの前記液体磯澄分散物と、同じくスチーム
・ボィラ−からのスチームと気化した有機抽出剤との混
合物の０〜ｌｏｗｏｌ％とをスチーム・ストリッパーに
入れスチームでストリップする。スチーム・ストリッパ
ーからのスチーム及び気化した有機抽出剤のガス状オー
バーヘッド混合物を、スチーム・ボイラーからの残った
スチームと気化した有機抽出剤との混合物と混合し、一
列に並んだ少くとも３つの分離した熱交換器内で冷却剤
流と間接に熱交換させ、水及び有機抽出剤の霧点以下の
温度に冷却させる。各冷却帯では異つた冷却剤を使用す
る。その上、各冷却帯には１つ又はそれ以上の熱交換器
があってもよい。水及び液体有機抽出剤を上記熱交換器
で凝縮させ、ァキュムレーター・タンクに集める。前記
熱交換器は、水及び液体有機抽出剤を凝縮させるのでコ
ンデンサーともよぶ。２種の混合しない液体を、アキュ
ミュレー夕−・タンク内で重力で分離し、水を前記タン
クの底部から除く。

ときには、この水を清浄にし、ガス・スクラッバーへ再
循環する。アキュミュレーター・タンクには、液体有機
抽出剤の蒸発によって排気ガスの損失を最少にするため
に冷凍されたペント・コンデンサーを設けてもよい。液
体有機抽出剤をアキュミュレーター・タンクから除き、
これにいくらかの調整した液体有機抽出剤を加え、この
混合物を冷却剤として熱交換に入れる。

それで、液体有機抽出剤は、デカンターに入る前に予熱
される。前記熱交換器の１つに、液体有機抽出剤を冷却
剤として、スチーム・ストリッパーのガス状オーバーヘ
ッド混合物とスチーム・ボイラーのスチームと気化した
有機抽出剤との混合物の０〜ｌｏｗｏｌ％との混合物に
通す。デカン夕…からの炭素、液体有機抽出剤及び水の
分散物オーバーヘッド流、抽出油流又はそれらの混合物
流の温度が、前記熱交換器で使用できぬ位に高温度であ
るときには、それらの中の１部即ち１０〜１００ｖｏｌ
％をその操作帯を迂回させる。このような場合は、混合
物流は直接スチーム・ボイラーに入る。しかし好都合に
は、デカンタ−・オーバーヘッド流又は抽出油流又はこ
れらの混合物流は、熱交換器操作帯の１つで冷却剤とし
て使用してもよい位に充分な低温度である。従って、ス
チーム・ストリッパーからのガス状オーバーヘッド混合
物とスチーム・ボイラーからのスチームと気化した有機
抽出剤との混合物の０〜１０びｏｌ％との混合物とを冷
却し凝縮させるために、３つの熱交換器を使用する場合
の１つの態様では第１の熱交換器で使用する冷却剤は、
デカンタ−からのオーバーヘッド流の少くとも１部即ち
１０〜ｌｏｗｏｌ％好ましくはｌｏｗｏｌ％と抽出油流
の少くとも１部即ち１０〜ｌｏｗｏｌ％好ましくはｌｏ
ｗｏｌ％との混合物であってよい。

前記デカンターのオーバーヘッド流及び前記抽出油流の
迂回部分は、前記第１熱交換器で子熱された前記液体の
混合部分と混合される。この混合物は蒸発操作にむけら
れる。この上、前記態様においては、第２の熱交換器で
の冷却剤は、前記アキュミュレーター・タンクからの液
体有機抽出剤の少くとも１部即ち１０〜１００ｖｏｌ％
好ましくはｌｏｗｏｌ％に幾らかの調整液体有機抽出剤
を加えたものである。第３の熱交換器での冷却剤は空気
又は水である。その上、最初の２つの熱交換器での冷却
剤は交換してもよい。３つの熱交換器を含む他の実施態
様では、抽出油の少くとも１部即ち１０〜ｌｏｗｏｌ％
好ましくは全部が、第１又は第２熱交換器の冷却剤であ
る。

前記抽出油の子熱され１部の迂回した部分をデカンター
からのオーバーヘッド流と混合し、その混合物をスチー
ム・ボイラーに入れる。空気又は水が第３熱交換器での
冷却剤である。アキュミュレーター・タンクからの液体
有機抽出剤及び調整された液体有機抽出剤の少くとも１
部好ましくは全部が第３熱交換器での冷却剤である。

この実施態様における他のステップは、前述したことと
同じである。他の実施態様では、水及び液体有機抽出剤
を凝縮させるために、２つの熱交換器が使用される。ア
キュミュレーター・タンクからの液体有機抽出剤と調整
した液体有機抽出剤の少くとも１部即ち１０〜ｌｏｗｏ
ｌ％好ましくはｌｏｗｏｌ％が第１熱交換器での冷却剤
である。

空気及び水が第２熱交換器での冷却剤である。炭素、液
体有機抽出剤及び水の分散物オーバーヘッド流は、温度
９３．３〜１３５００（２００〜２７５０Ｆ）のような
３７．８〜１７７０（１００〜３５０。Ｆ）の範囲でデ
カソターのオーバーヘッドから除かれる。抽出油は、温
度室温から４２７ｏ０（８０００Ｆ）例えば９３．３〜
３１６００（２００〜６０００Ｆ）の範囲でこの系に入
る。好ましくは、抽出油はＡＩＰ比重約一２０〜２０の
重質液体炭化水素油である。好ましい抽出油は、重質蒸
留物、残澄燃料油、真空残檀、アスファルト、バンカー
燃料油及びそれらの混合物などを含む。本発明の方法は
、一炭化水素質原料かつある種の油であると、抽出油は
それと異つた種の油でもよいという融通性がある。

しかし、これらの比較的低コストの車質液体炭化水素原
料の少くとも１部をガス発生機に供給してもよいので、
著しい経済的な有利性がある。１つの実施態様では、炭
化水素質原料の全部をまず抽出油として使用する。

この場合、スチーム・ストリッパーからの抽出油中の粒
状炭素の底部分散物の全部が発生機への炭化水素質原料
のすべてをしめる。本発明でこれらの物質をまず抽出油
として使用することによって、このとき抽出油は子熱さ
れているので、次にガス発生機への原料として使用する
ときに原料の加熱が最少限ですむ又は加熱を行わなくて
もよい。スチーム・ボイラーに入る前に、デカンターか
らの炭素、液体有機抽出剤及び水の分散物オーバ−ヘッ
ド流と抽出油との混合物は、前述のように熱交換器で予
熱されたか又は予熱されないものであるが、温度２６．
７〜２６０ｏｏ（８０〜５０００Ｆ）の範囲でスチーム
・ボイラーに入れ、そこで加熱フラッシング又は両方の
操作をする。この操作によって、混合物中の水及び液体
有機抽出剤の大部分則ち８７〜９５ｖｏｌ％又はそれ以
上が、スチーム・ストリッピング操作の前に蒸発させら
れる。

例えば、蒸発操作においては、少くとも１つ好ましくは
２つの一列になったスチーム・熱交換器が、プロセス流
の温度を水及び液体有機抽出剤の蒸発点以上の温度に上
げるために使用される。例えば、直列の２つのスチーム
・熱交換器が蒸発操作に使用されるときには、水及び液
体有機抽出剤の５０〜９５ｖｏｌ％が第１スチーム・ボ
イラーで蒸発させられる。

フラツシングを進めるために好ましい操作圧力は１．１
〜３．５ｋ９／仇（１５〜５のｓｉｇ）である。蒸発し
た水及び有機抽出剤流及び別の底部液体流は温度１３２
〜２７４ｏｏ（２７０〜５２ｙＦ）例えば、１４９〜２
１８００（３００〜４２５０Ｆ）の範囲で第１スチーム
・加熱熱交換器より第２スチーム・加熱熱交換器に入れ
、そこで水及び液体有機抽出剤を追加して、蒸発させる
。好ましい操作圧力は１．１〜１４．１ｋ９／塊（１５
〜２００ｐｓｉｇ）例えば１．１〜７．０ｋ９／均（１
５〜１００ｐｓｉｇ）である。最後のスチーム・熱交換
器からの底部液体又は残簿分散物は、デカンターよりの
オーバーヘッド中の水の３モル％以内、液体有機抽出剤
の１０モル％以内と実質的に炭素及び抽出油の殆んと全
部である。この最後のスチーム加熱熱交換器またはボイ
ラーからの液体残酒分散物をスチーム・ストリッパーの
上部に温度２１６〜３０２ｏｏ（４２０〜５７５０Ｆ）
の範囲で入れる。

前記液体底部供給物を、スチーム′・ストリッパーのカ
ラム内をストリツピング・スチームと向流で下に流す。
供給流中の殆んとすべての残った水及び液体有機抽出剤
が蒸発し、温度１９１〜３７ｒｏ（３７５〜７０００Ｆ
）例えば２１８〜２８がｏ（４２５〜５５００Ｆ）の範
囲でストリッピング・スチームと共にストリッパーを去
りその上部にゆく。粒状炭素は、蒸発しない抽出油と共
に固体含有量０．５〜２５Ｍ％例えば０．５〜６．肌ｔ
％の範囲のポンプ輸送可能の底部分散物をつくる。この
底部分散物をスチーム・ストリッパーからのガス状オー
バーヘッド混合物と同じ温度でスチーム・ストリッパー
の底部から排出する。前述したようにこの流れの少くと
も１部を、ガス発生機の原料として、炭化水素原料と混
合する。スチーム加熱熱交換器からのスチームと気化し
た有機抽出剤との混合物の０〜ｌｏｗｏｌ％を、すべて
のガス状オーバーヘッド混合物と混合し、温度１３５〜
２７４ｑｏ（２７５〜５２５０Ｆ）の範囲の蒸気流をつ
くる。前記スチーム・加熱熱交換器からの残りのスチー
ムと気化した有機抽出剤との混合物の０〜ｌｏｗｏｌ％
を、スチーム・ストリッパーの上部に入れる。

使用割合を流れの組成及び作業条件によって決める。例
えば、ある場合には、スチーム・熱交換器からのすべて
の上記混合物をスチーム・ストリッパーの上部に入れ、
抽出油の少量でも、これが蒸発物と共に運ばれるのを防
ぐ。一方ある場合には、スチーム・ストリッパーの外で
、スチーム熱交換器からのすべてのガス状オーバーヘッ
ド混合物流と混合して操作すると、他のステップより一
層経済的であるので好都合である。スチーム・ストリッ
パーは、温度１９１〜３７１℃（３７５〜７０００Ｆ）
好ましくは２１８〜２８８ｏ○（４２５〜５５００Ｆ）
の範囲、圧力１．１〜２．８ｋｇ／の（１５〜４０ｐｓ
ｉｇ）の範囲で操作する。

オーバーヘッドの温度は、オーバ−ヘッドー の 礎
の霧点より少くとも２７．５ｑ０（５００Ｆ）高い温度
である。スチーム・ストリッパーには、還流部分、強化
部分及び好ましくは再沸器がない。ストリッピング・カ
ラムは４〜２０のバブル・キャップ・トレイ又はシーブ
・トレイを含んでいてよい。底部流体のｌｋ９当り０．
０１〜０．１５ｋ９の蒸気がスチーム・ストリッパーに
投入され、好ましくは０．０２〜０．０７ｋｇの蒸気が
圧力５．３〜２４．６ｋ９／地（７５〜３５岬ｓｉｇ）
の範囲で投入される。有利には、本発明の方法はスチー
ムの要求に対し、これらを自給できる。飽和又は過熱さ
れたスチームを、ガス発生機からの熱い流出ガスを水と
ガス冷却器で間援熱交換することによって製造する。こ
の様にして、４．９〜２８．１ｋ９／塊（７０〜４０岬
ｓｉｇ）例えば１７．６ｋ９／榊（２５岬ｓｉｇ）の如
き中位圧力のスチームを製造し、第１スチーム加熱熱交
換器及びスチーム・ストリッパーを加熱するために使用
する。同様にして、３５．１〜１０５ｋｇ／の（５００
〜１５００ｐｓｉｇ）例えば８７．９ｋ９′ｃ濯（１２
５０ｐｓｉｇ）の範囲の高圧のスチームを、冷却操作で
製造し、第２のスチーム加熱熱交換器で使用する。又、
別に、１つ又は２つの火で子熱するボイラーを使用して
もよい。ときには、かような火で子熟するボイラーの燃
料がスチーム・ストリッパー底部の１部を構成するもの
であってもよい。有利には、スチーム・ストリッパーを
使用する本発明の改良した分離方法では、熱効率及び分
離効率は最高で、抽出油の有機抽出剤への移行は最少で
、抽出油及び炭素よりなるスチーム・ストリッパー底部
分散物をガス発生器へ供給物として使用するために適当
な良い温度で製造する。

スチーム・ストリッパーのガス状オーバーヘッド蒸気は
、モル％で、比０２０〜７５蒸発した液体有機抽出剤２
５〜８０よりなる。

前述したように、ストリッパー・オーバーヘッド流を前
述の蒸発操作からのオーバーヘッドスチームと気化した
有機抽出剤との混合物の０〜ｌｏｗｏｌ％と混合し、こ
のガス状混合物を直列になった少くとも２つ好ましくは
３つの熱交換器又は凝縮帯で冷却し、普通の液体成分即
ち水及び液体有機抽出剤を凝縮させ、水と抽出剤の分離
を可能にする。

スチーム・ストリッパーのオーバーヘッド蒸気流を、前
記蒸発操作からのオーバーヘッド蒸気流の０〜ｌｏｗｏ
ｌ％と混合し温度１３５〜２７４ｑｏ（２７５〜５２５
０Ｆ）の範囲、圧力１．１〜２．８ｋｇ／の（１５〜４
０ｐｓｉｇ）の範囲で第１の熱交換または凝縮帯に入れ
、温度９３〜１７７０（２００〜３５００Ｆ）の範囲、
圧力０．７〜２．２ｋ９／均（１０〜３１ｐｓｉｇ）の
範囲で第１の熱交換または凝縮帯より排出する。その上
、この流れを温度６０〜１３６０（１４０〜２７５０Ｆ
）の範囲、圧力０．３５〜１．６ｋｇ′ｃ瀞（５〜２３
ｐｓｉｇ）の範囲に冷却し凝縮さすことは、第２の熱交
換または凝縮帯でできる。液体有機抽出剤及び水を温度
３７．８〜８２．２ｏＣ（１００〜１８００Ｆ）の範囲
に、圧力０．０７〜１．１ｋ９／仇（１〜１５ｐｓｉｇ
）の範囲に最後に冷却し凝縮さすのは第３の熱交換また
は凝縮帯で行う。只２つの熱交換または凝縮帯が使用さ
れるときは、最初の冷却ステップは前記の第２の熱交換
または凝縮帯の温度及び圧力の範囲に冷却される。

凝縮した水及び液体有機抽出剤を集め分離させるアキュ
ミュレーター・タンクでの圧力は０．０７〜１．１ｋ９
／ｃ椎（１〜１５ｐｓｊｇ）例えば０．３５ｋ９／仇（
５ｐｓｉｇ）の範囲である。本発明の方法では、主要な
投資額及び操業コストが減少される。

有利なことには、ストリッピング塔から還流をなくする
ことによって、カラム直径は大中に減少され強化部分が
除かれる。その上、還流物を凝縮さすための装置の設置
コストが除かれる。又、再蒸発する還流がないので供給
物ヒーターはより小さくてよい。減少した操業費用は、
本発明の高度な熱効率の結果として招かれたものである
。

再加熱すべき還流がないので、予熱器に対するスチーム
・コストが減少される。２つのスチーム予熱器を使用す
る一つの実施態様においては、第１スチーム・ボイラー
における大部分の加熱に対して低コストの中位圧力のス
チームを使用し、第２スチーム・ボイラーにおける少量
の加熱に対しては費用のかかる高圧のスチームを節約し
て使用することによって、より一層のコストの低下を招
くことができる。

スチーム・ストリッパーのオーバーヘッド流から大中の
熱回収は、又、本発明の熱効率を増加させ加熱及び冷却
両方の操作の費用を減少させる。図面について説明する
。

フリーフロー型非接触式耐火物内張り部分酸化法ガス発
生機１に供給する炭化水素質燃料は、ライン２からの新
しい液体炭化水素原料と、ライン３からの粒状炭素と重
液体炭化水素の分散物とからなる。

後者の分散物は、スチーム・ストリッパー４からの底部
ストリツパからのものである。ポンプ５により、前記底
部分散物の少くとも１部をライン６，７，３を通りライ
ン８に入れ、そこでライン２を通りときにはヒーター９
及びライン１０一１１を通る新しい液体炭化水素供給原
料と混合させる。新しい液体炭化水素供給原料が車質燃
料油貝０ちＡＰＩ比重が約一２０〜２０であるときは、
ライン８の混合物をライン１３からの再循環原料流と混
合する。そこから、ガス発生磯原料は維持ヒーター１４
、ライン１５を経てサージ・ドラム１６にすすむ。サー
ジ・ドラム１６中の炭化水素質原料を、ライン１７、循
環ポンプ１８、ライン１９，２０、往復ポンプ２１、ラ
イン２２，２３を通り、さらに、環状型バーナー２４の
環状通路（図に示してない）を通り、ガス発生機１にポ
ンプで輸送する。ときには、前述したように、重質燃料
油原料を扱うときは、サージ・ドラム１６における炭化
水素質原料の温度及び粘度を、供給原料の１部をライン
２５、バルブ２６及びライン１３を通し再循環すること
によって適当に保つ。部分酸化法ガス発生機への他の供
給源料は、温度緩和剤則ち比０、又はＮ２であり、これ
はライン２７から入れ、ライン２２からの炭化水素質原
料と混合する。又、原料流を、バーナー２４の中心通路
（図には示してない）を通るライン２８の空気又は殆ん
と純粋な酸素である遊離−酸素含有ガスとガス発生機の
反応帯で混合する。粗ガス流出流は、ライン３０を通り
ガス発生機１をでる。炭化水素質原料が灰分の多い固体
炭化水素質燃料を含むときは、ガス発生機のすぐあとに
フリーフロー型キャッチ・ポット（図には示してない）
を設けて流出ガス流に随伴する恐れのある灰分又は他の
固体則ち耐火性物質を除く。次に、粗ガス流はガス・ク
ーラー３１にすすむ。

粗ガス流は、そこでボイラー供給水と熱交換して冷却さ
れる。ボイラー供給水は、ライン３２より入りライン３
３からスチームとしてでていく。ライン３４の冷却され
たガス流は、ガス・スクラッバー３５で水で洗われる。
水は、ライン３６より入りガス・スクラッバーを貫いて
通るガス流と接触する。ガス・スクラッバー３５は従来
のベンチユリー・スクラツバ−、デイツプ・チユ−ブー
及びバツフル・キャップ又はシーブ・トレイ（図に示し
てない）よりできていてよく、水とガスとを接触させガ
ス中の粒状炭素を洗い去るものであればよい。清浄な製
品ガスはライン３７を経て去り、粒状炭素及び水の分散
物はライン３８を経てガス・スクラツバ−をでる。ライ
ン３８の炭素−水分散物をライン４５に入れ、この分散
物を、ライン４３及びライン１３０１ における清浄水
とライン６における抽出油中の粒状炭素よりなる底部分
散物とに分けるように、次の如く処理する。

ライン４５の炭素−水分散物を、ライン４７からの充分
予熱された液体有機抽出剤と混合し、水と分散物中の炭
素を分ける。

ライン４８の混合物は、二段デカンター５０のライン４
９を経て内側パイプ５２及び外側パイプ５３の間の環状
通路５１を上に向って通り、下部の水平放射ノズル５４
で外に出る。粒状炭素は、抽出剤の高さ５５の境界面に
浮く。又、清浄水は重力で抽出剤の存在する相の高さ以
下に沈降し、連続してライン４６より流れ出る。次に、
この水を清浄にした後にライン３６を経てガス・スクラ
ッバー３５に再循環する。

ライン６０からの予熱された液体有機抽出剤を、追加し
て入口６１、内側パイプ５２を経て上部に通り水平放射
ノズル６２を通して放出する。この液体有機抽出剤は境
界面における粒状炭素をとりあげ、それを炭素、液体有
機抽出剤及び水の分散物オーバーヘッド流としてライン
６３からヂカンター５０より外部に運ぶ。適当な操作バ
ルブ６４−６７によって、ライン６３におけるデカンタ
−・オーバ−ヘッド流の０〜ｌｏｗｏｌ％とライン７５
における童質液体炭化水素燃料の０〜１０仇ｏｌ％とを
、ライン７９における熱いガス状流を冷却することによ
って熱交換器または凝縮器７８で予熱する。

ライン６９及び７７における前記流れの１つ又は両者の
１部を７８にて熱される。熱交換器または凝縮器７８を
迂回するライン８０及び８４における前記流れの残った
部分をライン８３及び８５からの加熱された流体とライ
ン８６で混合する。例えば、バルブ６４及び６５を開け
バルブ６６及び６７を閉じると、ライン６３におけるす
べての炭素、液体有機抽出剤分散物はライン６８、バル
ブ６４、ライン６９を通り、好ましくはライン２からの
新しい重質液体炭化水素燃料の１部であるすべての抽出
油とライン７０で混合する。バルブ７１が開きバルブ７
２を閉める場合は、抽出油はヒーター９、ライン１０、
ライン７３、バルブ７１、ライン７４−７６、バルブ６
５及びライン７７を通る。ときには、バルブ７１を閉じ
バルブ７２を開くと、抽出油の別の流れはライン９７、
バルブ７２、ライン９８、ライン７５、ライン７６、バ
ルブ６５及びライン７７を通る。ライン７０の抽出油と
ライン６９の分散物オーバーヘッド流との混合物を、熱
交換器又は凝縮器７８で、スチーム・ストリッパーのガ
ス状オーバーヘッド混合物と非援触式間接熱交換させて
、子熱する。スチーム・ストリッパーのガス状オーバー
ヘッド混合物を、ライン７９よりのスチーム・ボイラー
８７及びボイラー８８の１つ又は両者からのスチームと
気化した有機抽出剤との混合物の０〜ｌｏｗｏｌ％と混
合して使う。スチーム・ボィラ−８７及び８８からの前
記混合物の残りを、ライン１１１を経てスチーム・スト
リツパー４に入れる。他の実施態様においては、すべて
のデカンター分散物オーバーヘッド流又はすべての抽出
油を熱交換器又は凝縮器７８を迂回させ他のスチームと
混合するが、他のスチームは熱交換器又は凝縮器７８で
加熱する。

例えば、バルブ６５及び６６を開きバルブ６４及び６７
を閉じて、ライン６３の分散物オーバーヘッド流をライ
ン８０、バルブ６６、ライン８１を通り、ライン８２で
新しい重質液体炭化水素燃料である抽出油と混合する。
この抽出油は、ライン７５、ライン７６、バルブ６５ラ
イン７７、ライン７０を通りライン７９からの熱い蒸気
流を冷却させることによって熱交換器又は凝縮器７８で
予熱される。別法として、バルブ６７を開きバルブ６５
を閉じて、ライン７５の新しい重質液体炭化水素燃料を
、ライン８４バルブ６７及びライン８５，８６を通すこ
とによって熱交換器又は凝縮器７８を迂回させる。さら
に、他の実施態様においては、バルブ６４−６７のすべ
てを部分的に開く。

ライン８６における予熱された混合物は、粒状炭素、液
体有機抽出剤、水及び抽出油の分散物よりなるが、この
分散物をスチーム・ボイラー８７及び８８で加熱し水及
び液体有機抽出剤を蒸発させる。

スチーム・ボイラーは熱交換器でもあり蒸発器でもある
。中位の圧力のスチームをライン８９を経て熱交換器８
７に入れライン９０より排出する。スチームと１部気化
した液体有機抽出剤との混合物は、ライン９１を経て熱
交換器８７をでていく。ライン９３のバルブ９２を閉め
バルブ９４を開いて、このスチームと気化した有機抽出
剤との混合物をライン９５、バルブ９４、ライン９６を
経てライン７９で、ライン１２３からのガス状オーバー
ヘッド混合物とライン１０８の熱交換器８８からのオー
バーヘッドにストリッパーオーバヘッドをライン７９に
て混合する。熱交換器８７からの液体底部分散物を、ラ
イン１００を経て熱交換器８８に入れる。熱交換器８８
に、高圧スチームをライン１０１より入れライン１０２
より排出するが、これで熱交換器８８を高温高圧に加熱
する。スチーム・及び１部気化した液体有機抽出剤の混
合物をライン１０３を経てオーバーヘッド排出する。ラ
イン１１５のバルブ１１６を閉じバルブ１０６を開き、
熱交換器８８からのガス状オーバーヘッド流を、ライン
１０３、ライン１０７バルブ１０６ライン１０８を経て
ライン１０９に入れ、そこでライン１２３からのストリ
ッパーオーバーヘッドと混合する。別に、バルブ９４及
び１０６のバルブを閉じ、バルブ９２及び１１６を開き
、熱交換器８７からのガス状オーバヘッドスチームの１
部を、ライン９３バルブ９２、ライン１１０を経て、ラ
イン１１１でスチーム・ボイラー８８からのガス状オー
バヘツドスチームの１部と混合する。後者を、ライン１
０３、ライン１１５、バルブ１１６及びライン１１７を
通す。次に、これらのガス状混合物を、ライン１１１を
経てスチーム・ストリッパー４の上部に入れる。熱交換
器８８からの熱い液体底部流は、粒状炭素、液体有機抽
出剤、水及び抽出油よりなるものであるが、この底部流
を、ライン１１２よりスチーム・ストリッパー４の上部
に入れる。ライン１１９のストリツピング・スチームを
、スチーム・ストリッパー４の下部に入れる。

抽出油中の粒状炭素の底部分散物を、スチーム・ストリ
ッパー４の底部にあるライン６を怪て排出し少くとも１
部をポンプ５によってライン７及びライン３を経てガス
発生器１にポンプで送る。前述したように、この底部分
散物又はスラリーを、ガス発生器へすすむ途中でライン
８で新しく入ってきた液体炭化水素供給原料と混合する
。ときには、ライン７におけるストリッパー底部の１部
を、ライン１２０、バルブ１２１及びライン１２２を経
て系外にだしファーネス油として使用する。例えば、ラ
イン３３からの飽和スチームを、ボイラー（図には示し
てない）中でこのスラリー加熱燃料で加熱し、スチーム
・ボイラー８８で使用する過熱スチームを製造する。比
○及び気化した有機抽出剤のガス流は、スチーム・スト
リッパー４の上端でライン１２３を経て去り、ライン１
０９、ライン７９へすすむが、途中ライン９６及びライ
ン１０８からの幾分のスチームと気化した有機抽出剤の
混合物と混合する。

ライン７９のガス状混合物を熱交換器又は凝縮器７８に
通し、前述したような様に、非接触式熱交換器で冷却し
、水及び有機液体抽出剤を凝縮させ析出させる。

その上、ライン１２４で幾分の残った水及び有機抽出剤
の冷却及び凝縮、析出は、連続して接続した熱交換器又
は凝縮器１２５及びときには連続して接続した熱交換器
又は凝縮器１２６で行う。即ち、熱交換器又は凝縮器１
２５をでる１部冷却された流れを、ライン１２７を経て
熱交換器又は凝縮器１２６に入れる。次に、ライン１２
８を経て熱交換器又は凝縮器１２６をでる１部冷却され
た流れを、液体有機抽出剤のアキュミュレーター・タン
ク１２９に集める。アキュミュレータ−・タンク１２９
では、水と液体有機抽出剤との重力による分離がおこる
。水を、底部よりライン１３０を通して除く。この水を
、清浄にしガス・スクラッバー３５に再循環する。ライ
ン１３５の液体有機抽出剤を、ポンプ１３６でライン１
３７、ライン１３８を経て熱交換器又は凝縮器１２５に
ポンプで送りそこで予熱する。調製した液体有機抽出剤
を、ライン１３９、バルブ１４０及びライン１４１を経
て回収された液体有機抽出剤に加える。次にライン１４
２の予熱した液体有機抽出剤を、ライン４４、バルブ４
６、ライン４７及びライン４８を経ると同時にライン５
８、バルブ５９及びライン６０を経て、二方よりデカン
ター５０に入れる。

アキュミユレーター・タンク１２９よりライン１４３、
バルブ１４４及びライン１４５を経てガスを排出する。
最後の熱交換器または凝縮器１２６における冷却剤は水
でよく、この水はライン１４６より入りライン１４７を
経てでる。

又別の方法では、熱交換器または凝縮器１２６は空気で
冷却してもよい。図面では好ましい実施態様を記載した
が、熱交換器または凝縮器７８及び１２５における前述
の冷却剤流を交換してもよい。例えば、液体有機抽出剤
を熱交換器または凝縮器７８で予熱し、少くとも１部の
デカンターの分散物オーバーヘッド流及び少くとも１部
の新しい液体炭化水素供給原料よりなる液体混合物を、
凝縮器１２５で予熱する。この流量と温度とは、熱収支
及び物質収支によって決められる。実施例 この実施例は、図面に示した様に本発明の実施態様を示
す。

ここでは、ストリッパーのガス状オーバーヘッド混合物
とスチーム・ボイラーのスチームと気化した有機抽出剤
との混合物とを直列に並んだ３つの別の凝縮器で３種の
異つた冷却剤と熱交換させ冷却し凝縮させる。第１凝縮
器における冷却剤は液体炭化水素供給源料の１部であり
、それは、又、デカンターからの分散物オーバーヘッド
流と混合し抽出油として使う。液体有機抽出剤を、図面
のライン４８及びライン６０を経てデカソタ−に入る前
に、第２凝縮器で子熱する。冷水が、第３凝縮器におけ
る冷却剤である。この方法は、連続操業であり、すべて
の物質流の流量速度は時間ベースで記入した。フリーフ
ロー型非接触式部分酸化法ガス発生機へ供給する炭化水
素質供給物は、粒状炭素の５ｗｔ％スラリーよりなるス
チーム・ストリッパーの底部流を含む童質液体炭化水素
燃料油と新しい重質液体炭化水素油との９５５４ｋ９（
２１．５８４ポンド）よりなる。

重質液体炭化水素燃料油の分析値はＭ％で次の通りであ
る。Ｃ ８４．７５ 日 ＩＯ．９１ Ｎ Ｏ．３９ Ｓ ３．５０ ０ ０．４０ 灰分 ０．０５ ＡＰＩ比重 １６．０ 総熱量 １０１３靴ｃａｌ／ｋｇ（１８２３斑ＴＵ／ｌ
ｂ）粘 度 ５０ｏｏ（１２２０Ｆ）におけるＣＳ１６
２炭化水素質供給物を、サージ・ドラムから温度２８が
０（５４００Ｆ）、圧力６７．４ｋ９／地（９５８ｐｓ
ｊｇ）でポンプで送り、温度３０１℃（５７４０Ｆ）、
圧力６７．４ｋ９／ｃ虎（９５８ｐｓｉｇ）のスチーム
３２７０ｋ９（７５５４ポンド）と混合する。

炭化水素ースチーム混合物を、環状バーナーの外側導管
を通り部分酸化法ガス発生機の反応帯に通す。炭化水素
質供給原料を、１部をサ−ジ・ドラムの回りを再循環さ
せることによって、ガス発生機に入る前に、供給原料を
適当な温度に保つ。殆んど純粋な酸素即ち９９．５モル
％０２の９９００ｋ９（２２９１４ポンド）を、温度１
７７０（３５００Ｆ）、圧力６５．６ｋｇ／の（９３３
ｐｓｉｇ）で、同時にバーナーの中心導管に通す。反応
の結果、熱い粗合成ガス流が温度１３８６ｏｏ（２５２
７０Ｆ）、圧力５９．３ｋ９′ｃ虎（８４３ｐｓｉｇ）
でガス発生器をでる。流出する粗ガス流を、ガスク−ラ
ーで、ボイラー供給水を温度３０１℃（５７４０Ｆ）の
スチームに熱交換することによって、温度３１２０（５
９４０Ｆ）に冷却する。次に、粗ガス流を、ガスリスク
ラッバーで水で洗い粒状炭素を除く。それで、粒状炭素
１．０５ｗｔ％を含む炭素−水分散物ができる。２．９
２６×１ぴＮＭ３（１．０９２×１び標準立方フィート
）の製品ガスを次の組成（ｍ（）１％）で製造する：Ｃ
０４５．４９弦 ４２．５４Ｃ０２３．１９日２Ｓ Ｏ
．７２ＣＯＳ Ｏ．０４日２０ ７．６８Ｃ比０．１２
Ａｒ ０．１２Ｎ２ ０．１０ガス・スクラッバー帯
からの炭素−水分散物の１６５００ｋｇ（３５７００ポ
ンド）をナフサ４６２ｋ９（１０７１ポンド）と混合し
、二段デカンターの境界面の下に第１段として投入する
。

ナフサはＡＰＩ比重最小値４０をもち初期の沸点は５４
．４〜８７．がｏ（１３０〜１９０Ｔ）の範囲である。
同時に、ナフサ５７５０ｋ９（１２４２４ポンド）を第
２段ナフサとしてデカンターに入れる。清浄水約１６１
４０ｋ９（３４９１５ポンド）を連続してデカンターの
底部から除き、追加の粗合成ガスを清浄するためにスク
ラッバーに送る。炭素、液体有機抽出剤及び水の分散物
オーバーヘッド流の約６６００ｋ９（１４２８０ポンド
）を連続してデカンタ−から除き、オーバーヘッド流は
Ｍ％でナフサ９４．５炭素２．５及び水３．０よりなり
、温度１０１℃（２１ｙＦ）、圧力１７．６ｋ９′の（
２５岬ｓｉｇ）である。前述したように、新しい重質液
体炭化水素燃料油３１３０ｋ９（６７８３ポンド）を温
度８２．が○（１８００Ｆ）で前記デカンターオーバー
へッド流と混合する。この混合物が第１熱交換器又は凝
縮器を通り１時間当６７８０ｋ９（１４６３０ポンド）
のガス流を冷却し凝縮させる。ガス流は２つのスチーム
・加熱熱交換器よりのオーバーヘッドスチームとスチー
ム・ストリッパーよりのガス状オーバーヘッド流の混合
物よりなる。炭素、ナフサ、童質液体炭化水素燃料及び
水の分散物を第１の熱交換器又は凝縮器で温度１４６０
０（２９５０Ｆ）に子熱する。次に、この分散物を第１
スチーム加熱熱交換器またはボイラーで中位圧力のスチ
ーム則ち１７．６ｋ９／仇（２５０ｐＳｉｇ）のスチー
ムで温度１９１℃（３７５０Ｆ）に加熱する。最初の熱
交換器からの底部液を更に第２のスチーム加熱熱交換器
又はボイラー内で高圧スチーム則ち８７．９ｋ９／ｃ舟
（１２５０ｐｓｉｇ）のスチームで温度２８８００（５
５００Ｆ）に加熱する。次に、第２の熱交換器からの底
部液体を直接スチーム・ストＩＪッパーの上部に入れ、
圧力１７．６ｋ９／洲（２５倣ｓｉｇ）の乾燥スチーム
２２７【９（４００ポンド）でストリップする。スチー
ムを、スチーム・ストリッパーの下部から入れる。重質
液体炭化水素油及び粒状炭素の５ｗｔ％のスラリーより
なるストリッパー底部流を、温度２７４℃（５２５０Ｆ
）で、前述のように、炭化水素質燃料の１部として連続
してガス発生機に再循環する。ストリッパー供給物中の
すべてのガス状オーバーヘッド混合物を、両者のスチー
ム・ボイラーからのスチームと気化した有機抽出剤との
混合物と混合して、直列になっている３つの分離された
熱交換器又は凝縮器と間接熱交換することによって、混
合物を冷却し凝縮させる。前述したように、第１の熱交
換器又は凝縮器をでるナフサ−水温合流は、温度１２１
℃（２４９０Ｆ）である。これと、第２の熱交換器又は
凝縮器で温度１０９℃（２２９０Ｆ）に冷却し、次に第
３の熱交換器又は凝縮器で温度６２．５℃（１４４．５
０Ｆ）に冷却する。第３の熱交換器又は凝縮器の後に置
かれているアキュミュレーター・タンクからの凝縮ナフ
サは第２の熱交換器又は凝縮器における冷却剤である。
それにより、ナフサをデカンタ−に入る前に温度８２．
が○（１８００Ｆ）に加熱する。冷却水は、第３の熱交
換器又は凝縮器での冷却剤である。

【図面の簡単な説明】

図面は、本発明の工程を示すフロー・シートである。 ９，１４……ヒーター、１６……サージ・ドラム、１…
・・・ガス発生器、３１・・・…ガス・クーラー、３５
……ガス・スクラツバー、５０……デカンター、７８・
・・・・・第１の熱交換器又は凝縮器、１２５・・・・
・・第２の熱交換器又は凝縮器、１２６…・・・第３の
熱交換器又は凝縮器、１２９・・・・・・ァキュミュレ
ーター・タンク、８７……第１スチーム・ボイラー、８
８……第２スチーム・ボイラー、４……スチーム・スト
リツ／ャー。

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １ 炭化水素質供給物及び炭素質燃料のスラリー又はこ
   れらの混合物を、フリーフロー無触媒ガス発生機中の反
   応帯において、遊離酸素ガスと温度７０４〜１９２７℃
   （１３００〜３５００°Ｆ）の範囲、圧力１〜３００気
   圧の範囲で、温度調節剤の存在下で部分酸化ガス発生機
   にかけ、Ｈ＿２、ＣＯ、Ｈ＿２Ｏ及びＣＯ＿２、Ｎ＿２
   、Ａｒ、Ｈ＿２Ｓ、ＣＨ＿４、ＣＯＳから選ばれた少な
   くとも１つを含有し、かつ粒状炭素を含有するガス流を
   製造し、そして前記ガス流を水で冷却し清浄にし、炭素
   −水分散物を生成させる、前記ガス流を製造し未転化炭
   素を回収するエネルギー利用の改良方法において、（ａ
   ）前記炭素−水分散物を、ステツプｆにおいて示す熱交
   換または凝縮帯の間接熱交換によつて予熱された充分な
   量の液体有機抽出剤と混合し、デカンターで、清浄水の
   底部流と、分離したポンプ輸送可能な炭素、液体有機抽
   出剤及び水の分散物のオーバーヘツド流とを生成させ、
   （ｂ）ステツプａの炭素、液体有機抽出剤及び水の分散
   物オーバーヘツド流を抽出油と混合し、この混合物を、
   蒸発操作によつて、スチームと気化した有機抽出剤との
   混合物と液体有機抽出剤と水を含む抽出油中の炭素の残
   渣分散物とに分け、（ｃ）ステツプｂからの残渣分散物
   をスチーム・ストリツピング帯の上部に入れ、ステツプ
   ｂのスチームと気化した有機抽出剤との混合物の０〜１
   ００ｖｏｌ％を前記スチーム・ストリツピング帯の上部
   に入れ、ストリツピング・スチーム流を前記スチーム・
   ストリツピング帯の下部に前記液体残渣分散物と向流に
   流し、（ｄ）スチームと気化した液体有機抽出剤のガス
   状オーバーヘツド混合物を前記スチーム・ストリツピン
   グ帯から除き、さらに抽出油中の粒状炭素のポンプ輸送
   可能の底部分散物を除き、（ｅ）ステツプｄの前記スト
   リツピング帯からのガス状オーバーヘツド混合物と、ス
   テツプｂの蒸発操作からのスチームと気化した液体有機
   抽出剤との混合物の任意の残部とを混合し、そして前記
   ガス状混合物を冷却し、直列の少なくとも２つの分離さ
   れた熱交換または凝縮帯に、各々の帯域で異なつた冷却
   剤で熱交換することによつて、水と含有される液体有機
   抽出剤を凝縮せしめ、この場合液体有機抽出剤は前記熱
   交換または凝縮帯の１つの冷却剤であり、空気または水
   が他の帯域における冷却剤であり、そして他の残つた熱
   交換または凝縮帯の冷却剤は下記に示すグループから選
   ばれるものである。 （i）ステツプａのデカンターからの炭素、液体有機抽
   出剤及び水の分散物オーバーヘツド流の少なくとも１部
   （ii）ステツプｂで混合する抽出油の少なくとも１部（
   iii）（i）と（ii）との混合物 （ｆ）凝縮水とアキユムレータータンク内の液体有機抽
   出剤とを集液し、重力で分離し、この液体有機抽出剤の
   少なくとも１部に調製した液体有機抽出剤の任意をステ
   ツプｅの熱交換または凝縮帯内に冷却剤として加え、ス
   テツプｅで予熱された液体有機抽出剤をステツプａに再
   循環する、（ａ）〜（ｆ）ステツプからなることを特徴
   とする合成ガスの製造におけるエネルギー利用と未転化
   炭素の回収方法。 ２ ステツプｄの抽出油中の粒状炭素の底部分散物の少
   なくとも１部を炭化水素供給物とときには炭化水素供給
   物の再循環流と混合し、そして第２熱交換帯で加熱する
   か又は加熱しないで、前記混合物をサージ・ドラムに入
   れ、前記サージ・ドラムからの少くとも１部を供給物と
   して部分酸化ガス発生機にポンプで輸送することを特徴
   とする特許請求の範囲第１項記載の方法。 ３ 前記ステツプｅにおいて、前記ガス状混合物は、直
   列の３つの分離された凝縮器で冷却され、水と液体有機
   抽出剤とを凝縮し、そこでステツプａの凝縮帯からのオ
   ーバーヘツド流の１０〜１００ｖｏｌ％と抽出油の１０
   〜１００ｖｏｌ％との混合物が最初の凝縮器における冷
   却剤でありそして予熱され、そして、デカンターからの
   任意のオーバーヘツド流のバイパス部分と前記抽出油流
   とは、最初の凝縮器をでる予熱された冷却剤と混合され
   、生成された混合物は前記（ｂ）ステツプにおける蒸発
   操作中に導入される。 そしてステツプｆからの液体有機抽出剤の少くとも１部
   が第２凝縮器における冷却剤であり、空気又は水が第３
   熱交換器での冷却剤であることを特徴とする特許請求の
   範囲第１項記載の方法。４ ステツプｅにおいて、前記
   ガス混合物は直列の３つの分離された凝縮器で冷却され
   水と液体有機抽出剤とを凝縮させ、そして、抽出油の全
   部が第１熱交換器での冷却剤であり、それでステツプｂ
   で混合される前に予熱され、ステツプｆのすべての液体
   有機抽出剤は第２熱交換器での冷却剤であり、空気また
   は水が第３熱交換器での冷却剤であることを特徴とする
   特許請求の範囲第１項記載の方法。 ５ ステツプｅにおいて、前記ガス状混合物は直列の３
   つの分離された凝縮器で冷却され水と液体有機抽出剤と
   を凝縮させ、そして、ステツプｂの炭素、液体有機抽出
   剤及び水の分散物と全部の抽出油の全混合物が第１凝縮
   器での冷却剤でありそれで蒸発−操作に入る前に予熱さ
   れ、ステツプｆからの液体有機抽出剤の少くとも１部が
   第２熱交換器の冷却剤であり、空気又は水が第３熱交換
   器の冷却剤であることを特徴とする特許請求の範囲第１
   項記載の方法。 ６ ステツプｂの蒸発操作において、燃料として粒状炭
   素の底部分数部分と抽出油を用いることを特徴とする特
   許請求の範囲第１項記載の方法。 ７ ステツプｂの蒸発操作において、炭素、液体有機抽
   出剤及び水の分散物の混合物と抽出油とを第１スチーム
   加熱・熱交換器で中位圧力のスチームと間接熱交換によ
   つて加熱し、それによりスチームと気化した有機抽出剤
   とのガス状混合物と炭素、有機抽出剤、抽出油及び水の
   分散物よりなる底部液体残渣とを生成させ次に前記底部
   液体残渣を高圧力のスチームで第２スチーム加熱・熱交
   換器で間接熱交換によつて加熱し、スチームと気化した
   有機抽出剤とのガス状混合物と炭素、抽出油及び水とか
   らなる底部液体残渣とを生成させることを特徴とする特
   許請求の範囲第１項記載の方法。 ８ 部分酸化ガス発生機からのガス流をガス冷却操作で
   水と間接熱交換して冷却し、それにより中位圧力及び高
   圧力のスチームを生成させ、前記中位圧力のスチームの
   一部を最初のスチーム加熱・熱交換に、そしてスチーム
   ・ストリツピング帯に導入し、又高圧スチームを第２ス
   チーム加熱・熱交換器に送ることを特徴とする特許請求
   の範囲第１項記載の方法。 ９ ステツプｄの抽出油中の粒状炭素の底部分散物の全
   部を、前記炭化水素質供給原料の全部として前記ガス発
   生機の反応帯に導入することを特徴とする特許請求の範
   囲第１項記載の方法。 １０ 前記液体有機抽出剤が沸点範囲が３８〜３９９℃
   （１００〜７５０°Ｆ）で、ＡＰＩ比重２０〜１００、
   炭素数が５〜１６の範囲内にある軽質液体炭化水素であ
   ることを特徴とする特許請求の範囲第１項記載の方法。 １１ 前記液体有機抽出剤がオクソ（ＯＸＯ）プロセス
   からの少なくとも１つのアルコールと、少なくとも１つ
   のエステルと、少なくとも、アルデヒド、ケトン、エー
   テル、酸、オレフイン、飽和炭化水素のグループから選
   ばれた１つと水とからなる液体有機副産物の混合物であ
   ることを特徴とする特許請求の範囲第１項記載の方法。
   １２ 前記液体有機抽出剤がブタン、ペンタン、ヘキサ
   ン、トルエン、ガソリン、ナフサ、ベンゼン、キシレン
   、ガス油並びにそれらの混合物から選ばれた軽質液体炭
   化水素質油であることを特徴とする特許請求の範囲第１
   項記載の方法。１３ ストリツピング帯からの抽出油中
   の粒状炭素の底部分散物が中位圧力スチームの飽和温度
   に相当している炭化水素質供給物と混合される時に冷却
   されないで、最初の加熱熱交換帯にて、中位圧力スチー
   ムで加熱されることを特徴とする特許請求の範囲第２項
   記載の方法。 １４ サージタンクに導入される前に前記混合物が第２
   熱交換帯において、高圧スチームで加熱され、そこで中
   位圧力スチームが前記最初の熱交換帯に用いられ、そし
   て、第２熱交換帯にて用いられた高圧スチームが、ガス
   発生機からのガス状流を間接的な熱交換によつて水で冷
   却されるガス冷却操作によつて製造されることを特徴と
   する特許請求の範囲第１３項記載の方法。 １５ 前記炭化水素質供給物が、液化石油ガス、石油蒸
   溜液と残渣、ナフサ、ケロシン、ガス油、残渣油、還元
   粗石油、粗石油、アスフアルト、コールタール、石炭誘
   導油、シエール油、芳香族炭化水素、流動接触分解操作
   からのサイクルガス油、コークスガス油のフルフラール
   抽出物、タールサンド油そしてこれらの混合物等から選
   ばれたものであることを特徴とする特許請求の範囲第１
   項記載の方法。 １６ 前記固体炭素質燃料のスラリーが、亜炭、瀝青炭
   、無煙炭、石油コークス、水中の粒状炭素、液状炭化水
   素または、これらの混合物等から選ばれたものであるこ
   とを特徴とする特許請求の範囲第１項記載の方法。 １７ 前記炭化水素質燃料供給物が、炭水化物、繊維素
   物質、アルデヒド、有機酸、アルコール、ケトン、酸素
   飽和燃料油、酸素飽和炭化水素質有機物を含有する各種
   化学プロセスからの廃液と副産物及びこれらの混合物等
   から選ばれた酸素飽和有機物質であることを特徴とする
   特許請求の範囲第１項記載の方法。 １８ 前記遊離酸素ガスが、空気、酸素富化空気例えば
   Ｏ＿２２１ｍｏｌ％以上の空気、及び実質的に純粋酸素
   例えばＯ＿２約９５ｍｏｌ％以上のものから選ばれたも
   のであることを特徴とする特許請求の範囲第１項記載の
   方法。 １９ 前記温度調節剤が、水、スチーム、循環合成ガス
   、ＣＯ＿２富化ガス、Ｎ＿２富化ガスから選ばれたもの
   であることを特徴とする特許請求の範囲第１項記載の方
   法。 ２０ 前記抽出油が、ＡＰＩ比重約−２５〜２５の範囲
   内である重質液体炭化水素油であることを特徴とする特
   許請求の範囲第１項記載の方法。 ２１ 前記抽出油がガス発生機への炭化水素質供給物で
   あることを特徴とする特許請求の範囲第２０項記載の方
   法。