JPS5835923B2 - 残さ油からの低熱量無硫黄燃料ガスの製造法 - Google Patents

Description

【発明の詳細な説明】 水蒸気と酸素（特に９０％またはそれ以上の高純度の酸
素）との存在下における酸化分解メカニズムによる重質
油のガス化は良く知られている。

シューマンの米国％許第２．ｓ ７５，１５０がその一
例である。

しかし、これまで求められていた製品は、多くの場合ガ
ソリンの沸点範囲の製品または高熱量ガスであつｔも通
常触媒が必要とされ、固形物流動床（ｆｌｕｉｄｉｚｅ
ｄ ｂｅｄ ｏｆ ５ｏｌｉｄｓ ）における数段階の
ガス化および接触反応が利用されていた。

大量の固形物の連続循環による固形物の再生法および改
質操作法も公開されている。

その他の代表的な特許（米国特許）としては、ハブマン
（Ｄ第２．０９４．９４６号、フイネランの第２．８６
１，９４３号およびベブヶの第２，８６１，６３１号が
ある。

残渣油の性質を持つ現今の燃料資源は、硫黄化合物およ
び有機金属化合物の如き混入物を含有しているので、処
理コストが高価になってきている事が知られている。

非常に高いコストをかけて硫黄の除去処理をしなければ
、工場地帯において高硫黄残渣油を普通に燃焼させる事
は出来ない。

低硫黄油は割り高の価格でしか入手出来ない。

多くの地域の公害防止当局による現行規制および将来予
想されるきびしい規制から考えて、ガスタービンおよび
／またはボイラーの液体燃料の硫黄は０．３重量％以下
に制限される。

この様な低硫黄レベルは、逐次供給不足になりつつある
軽質留分タイプの液体燃料によってのみ実現可能である
。

本発明は含硫黄残渣油からの低熱量ガスの製造法に関す
る。

不活性微粒物質の流動床を少くとも二基使用し、空気と
水蒸気の存在下で、原油または残渣油を段階的にガス化
し、かつ部分燃焼させる事によって、１３３５〜２６７
０ Ｋｃｔｉｌ／ｒｒｌ（１５０〜３００ ＢＴＵ／５
ＣＦ）の範囲の発熱量をもつ製品ガスが製造される。

カーボン微粒子の内部蓄積を促進するために、第二流動
床は、外部流体（通常、水または流出ガス）により冷却
させる。

次に製品ガスを固形物除去ステップおよび脱硫ステップ
を通過させ、動力発生用ガスタービン内での燃焼用に適
したものにする。

ガスタービンコンプレッサーからの圧縮空気の一部を都
合よく抽気でき、流動床の高温運転用の燃焼空気として
供給してもよい。

生成ガスは洗浄し、脱硫して、動力発生用ガスタービン
で燃焼させ、または工場用燃料として直接燃焼させても
よい。

残渣油タイプの高硫黄油を原料として使用する事の利点
は、もし処理コストが低ければ、大変経済的であるとい
う事である。

長期間にわたる大量の動力の要求を考慮すれば、後記す
るガス化方式においてこの様な油を使用する事は最も安
価な付加コストの一つであると考えられる。

比較的不活性でかつ安価な固形物の存在下における流動
化技術がガス化反応および変換反応（ｃｏｎｖｅｒｓｉ
ｏｎ）に利用される。

この技術はガスを冷却し、水蒸気を作るためにも用いら
れる。

また、この様な冷却ステップによって全ての微粒物質を
実質的に完全に除去できるという追加的特徴がある。

流動床を一つの区域から他の区域へと複雑な径路で循環
させる必要がなく、最初に加えられた圧力は最終ガス製
品までそのままである。

全ての特徴について（ＩＤＩＪ的には公表されてきたが
、特定組成のガスが得られる本発明のステップの組合せ
については今まで公表されていない。

石炭を補充添加してもよい。

投入全熱量と取得製品全熱量との対比を計算基礎とした
プロセス熱効率は約９０％である。

常温の油をガスに変換する場合の熱効率は１５．５℃（
６０°Ｆ）において８３％を超える。

このために冷却水に逃げる熱量が減少し、水質公害も防
止できる。

第１図は残渣油の使用に基く本発明の方法の基本要素の
概略図（ブロックダイヤグラム）、第２図は石炭を添加
した残渣油の利用に適した第１図の改良方式、および 第３図は工場用燃料製造を目的とした第１図の改良方式
を示す。

第１図に示す如く、ガス化反応器１０は、下部ベッド１
６と上部ベッド１８を支持する目的を持っている下部格
子板１２と中間格子板１４を有する。

なお、それぞれのベッドは上昇ガス状物質によって流動
状態または分散状態となっている微粒物質を含んでいる
。

供給残渣油２０は分配器すなわち分散器２２を通して下
部ベッド１６に導入される。

水蒸気２４と空気２６は下部ベッド１６を上方に向って
通過し、油と反応し、流動力を発揮するガス状混合物を
形成する。

これらの蒸気やガスの上昇速度の大きさは、下部ベッド
が中間格子板１４のやや下方に固体レベル（ｓｏｌ ｉ
ｄｓ １ｅｖｅｌ）２８を有するように見えるような程
度である。

ベッド１６からの蒸気およびガスは中間格子板１４を通
過して上昇を続け、明僚な固体レベルを３０に有する第
２ベツドすなわち上部ベッド１８を流動化する。

発生したガスおよび蒸気を３２から取り出し、熱交換器
３４で冷却し、３６で濾過し、微粒物質を３８から除去
する。

３７における正味のガスおよび蒸気を更に冷却するため
に洗浄手段すなわちスクラバ（５ｃｒｕｂｂｅｒ） ４
０に導入するが、その際４１からの流入水と向流させ、
該流入水の廃水は４２で取り除く。

スクラバ４０からの廃水４２をバルブ１４２で減圧しタ
ンク１４３に送る。

タンク１４３には１４４から水蒸気が加えられる。

Ｈ２Ｓは上方の１４５に取り出し、許容量のＨ２Ｓを含
んだ廃水は１４６で取り出す。

タンク１４３からの蒸気を更に冷却し、熱交換器１４８
で凝縮させ、タンク１５０に送る。

復水すなわち凝縮水１５２および蒸気１５４を硫黄回収
装置に送り、そこでＨ２Ｓは酸化されて硫黄となる。

スクラバ４０からの４３における飽和ガスおよび飽和蒸
気は市販の硫黄除去ステップ４４を通過させる。

このステップとしては、Ｈ２Ｓを酸化して硫黄と水（こ
するストレットフォード（Ｓｔｒｅｔ−ｆｏｒｄ ）型
式のものでもよい。

Ｈ２Ｓの如き硫黄化合物が硫黄として４６で取り出され
、価値のある副産物となる。

存在するならば、ＣＯ８は別個の装置で除去する。

フィルターやスクラバを通過した微粒物質を、硫黄除去
装置は分離させる役目も果たす。

スクラバ４０から出るガス４３の１部４３ａは、４３ｂ
で再圧縮した後、フィルター３６への吹き戻しくｂｌｏ
ｗ−ｂａｃｋ）として使用することが出来る。

Ｈ２Ｓの含有量が５０ｐｐｌｆｉ以下で、固形物除去処
理を３回受けた製品ガス５０は熱交換器３４で再加熱サ
レ、２０４℃（４００’Ｆ）、１９．６ ｋｇ／ｃｒｔ
Ｆ Ａ（２８０ｐｓｉａ）でガスタービン５４に近接し
た燃焼室５２での燃焼用として利用される。

典型的な配置としては、ガスタービンの必須要素である
コンプレッサ５８で流入空気５６を圧縮し、燃焼室５２
に入る高圧空気流６０を供給する。

タービン５４は必須要素のコンプレッサ５８を駆動する
だけでなく、発電機６２で発電も行う。

本発明の特色の１つは、コンプレッサ５８からの中程度
の圧力の空気６４を使用し、反応器１０の第１ベツド１
６における初動ガス化に必要な空気２６を供給する事で
ある。

空気の過熱をなくすためには、圧縮空気流に凝縮水６６
を添加する事が望ましく、空気と水蒸気の混合物７０を
増圧コンプレッサ７２によって更に加圧する。

反応器１０に供給する空気と水蒸気のためのヒータ７４
によって、反応器ガスおよび反応器蒸気の温度を希望す
る温度にコントロールすることが可能となる。

飽和水蒸気２４を空気２６に加えても良い。上部流動床
すなわち上部ベッド１８には、ボイラ給水７８から水蒸
気を発生させるための熱交換器７６が設置され、増圧コ
ンプレッサ７２の駆動用の如き操業用としての水蒸気８
０を供給する。

この熱交換器は上部ベッド１８の極めて効果的な冷却手
段としても役立ち、その結果上部ベッドは超微粒子の炭
素を逐次その内部に捕捉し、ペッド１８内部の炭素濃度
を増加させる。

上部ベッド１８の１部をバルブ８２を通して下部ベッド
１６に徐々に落下させることができ、この様にして炭素
と不活性固形物を循環させる事が出来る。

微粒物質の補給はホッパ８４から制御されながら行われ
、下部ベッドの微粒物質はホッパ８６へ増り出される。

約５，５重量％の硫黄分を有しかつ約７切ＡＰＩ比重を
持つクエイト油の如き典型的な全沸点範囲の残渣油の場
合、下部流動ベッド１６の温度はスラッグ発生温度より
低い８７１〜１０９３℃（１６００〜２０００ｏＦ）と
いう一般的な範囲に保たれる。

圧力は通常１４〜２８ｋｇ／ｆｆ１Ｇ（２００〜４００
ｐｓｉｇ ）の範囲であり、２１ｋｇ／ｉＧ （３０
０ｐｓｉｇ）またはそれ以上が好ましい。

上部ベッド１８内での熱交換条件は次の如くでアル。

スナワチ、２８〜３５ｋｇ／ｉＧ（４００〜５００ｐｓ
ｉｇ）の水蒸気を発生させる場合上部ベッド１８を出て
行くガスの温度は、出口３２の温度を約３４６℃（約６
４５’Ｆ）とすると、約２６０〜４２７°Ｃ（約５００
〜８００’Ｆ）である。

熱交換器３４を経て、フィルター３６に入るガスの温度
は約１８２℃（約３６０°Ｆ）で、スクラバ４０を通過
し、硫黄除去装置４４に入る時のガスは約４３．３℃（
約１１０’Ｆ）である。

次に製品ガスを熱交換器３４で約２０４℃（約４００’
Ｆ）に再加熱すれば、燃焼室５２に達する時には約１８
．９〜１９．６ ｋｙ／ｉＧ （約２７０〜２８０ｐｓ
ｉｇ）の圧力になっている。

供給原料の組成および操業温度によって異なるが、製品
ガス組成の範囲は、乾燥基準で次の如くなる。

水素 １７〜２２％ ＣＯ２３〜２６％ ＣＯ２２，７〜５．４％ ＣＯ８１００〜３００ｐ戸 ＣＨ４４〜 ７％ Ｎ２およびＡ ４５〜５１％ Ｈ２Ｓ ０．３〜０．６％ 発熱量 約１３３５〜２６７０Ｋｃａｌ／ Ｎｒ
ｒｔ（約１５０〜３００ＢＴＵ／ＳＣＦ’ＨＨＶ）（乾
燥状態） 硫化水素を選択的に除去した脱硫製品ガス５０の分析値
は、乾燥基準で次の如くなる。

Ｈ２１８，２％ ＣＯ２１，０％ ＣＯ２５，１％ ＣＯ８３００ｐｐｍ ＣＨ４４，８％ Ｎ２およびＡ ５０．４％ Ｈ２Ｓ ５０ｐｐｆｆｌ 低発熱量 １４４６Ｋｃａｌ／ｍ’ （１６２，５
Ｂ ＴＯ／３ ＣＦ）（乾燥状態） 高発熱量 １５７１Ｋｍ／ｍ’（１７６，５ＢＵＴ
／Ｓ ＣＦ）（乾燥状態） 分子量 ２３．４ 本発明の目的を達成するために、流動ベッド１６および
１８内の安価な微粒物質としでは、砂、またはボロセル
（ｐｏｒｏｃｅｌ）等の活性アルミナを使用できる。

砂は比較的に不活性であり、ポロセルは僅かに吸収性を
持つと考えられている。

本発明の更に重要な特色は、大部分の硫黄をＨ２Ｓの様
な還元された、除去しやすい形の化合物に変換させ、し
かも副生物としてのＣＯ８の発生を最小に押さえる様な
水素の分圧を反応器１０の内部に保つ事である。

この事は、空気流５６に充分な水蒸気２４と凝縮水６６
を加えることにより達成される。

普通の反応器１０を使用しかつ両方の層１６および１８
には同一（または類似）の不活性固形物を用い、実質的
に普通の圧力系統で、わずられしい固形物の循環方式を
採用しない上述の諸特色によって、低品位の液体炭化水
素を高品位低硫黄無固形物のガスに変換するコストが顕
著に減少する。

このシステムは熱移動および圧力の観点から見て実質的
にバランスがとれており、動力用水蒸気および硫黄が入
手できるのでガス変換の付加コストを更に軽減する。

常温の油から低熱量ガスへの熱利用効率は８３％以上で
ある。

これは抽気蒸気８０をシステムの運転用に使用している
からである。

種々の要因があるために、窒素酸化物（ＮＯｘ）のレベ
ルを低下させている。

ガス化装置へ供給される油は還元性雰囲気の影響を受け
るので、油中窒素化合物は分解せず、したがって窒素の
酸化物とはならない。

窒素酸化物の生成を減少させるために、水蒸気または水
を噴射することが有益であることも認められている。

低熱量ガスを燃焼させる時、タービン燃焼室の焔の温度
は、天然ガスや蒸留燃料を燃焼した時の焔の温度よりか
なり低い。

したがって、熱的反応を起こして酸化物となる窒素は少
ない。

ＳＯ２の排出量もまた周知の環境当局の要請以下である
。

本発明の実施例の変換（場合ｌこよっては好都合である
かもしれないが）を第２図に、より詳細に示す。

第２図においては、第１図と同じ機能をもつ装置要素は
、第１図と同一名称および同一番号で示しである。

実質的で補足的な燃料源である石炭の様な固体化石燃料
を使用する場合に、この変形例は特に適している。

望ましければ、石炭単独でも使用できるが、石炭と油の
スラリーが普通のパイプやポンプにより最も容易ｌこ輸
送されるので、後述の如く、石炭−泊スラリーを使用す
るのが最も便利であると通常考えられている。

製造法としての見地から、固形炭素系物質の一般的なも
のとして石炭を１００から調製装置１０２に供給する。

この調製装置は受入れる石炭の形状や状態に従って種々
の機能を有するが、本来は均一な大きさの供給炭にする
ための粉砕装置である。

周知の如き粉砕技術は、通常石炭の表面水分含有量が比
較的低くなるまで乾燥することを必要とするが、ここで
は非常に低い含有量の石炭固有の水分または化学的結合
水分まで乾燥させる必要はない。

それゆえに全体的乾燥が必要でない場合の石炭調製ステ
ップは経済的である。

反応器の内部において化学的反応にあずかる水分の一部
を供給するために原料石炭中の固有水分を使用する。

この事が本発明の独特の特徴である。

ミキサ１０４において、調製済みの石炭と油１０６を適
当に混合してスラリーにし、１０８から放出する。

スラリー油として選択される油は通常、供給油２０（第
１図に関し参照ｇ恥）と同一の一般的タイブの残渣油で
あり、該供給油の一部は供給ライン１２０に直接流入す
る。

石炭ｌこ対するスラリー油の使用量は、反応器にポンプ
送入できる固形物の最大量と反応器内の操業条件を満足
する所望量との関数である。

我々発明者等は１重量部の石炭を１．５重量部の油に連
続的に供給できる事を発見した。

しかし我々はまた、石炭１ポンド当り１０ポンドもの多
量の油を必要とする反応器操業条件も分っている。

そんなわけで、スラリー油対石炭の比率の範囲は１．５
対１から１０対１という高率にまで及ぶものである。

ポンプ１１０で適当に加圧した石炭−泊スラリ−１０８
と供給油２０とが、反応器１０への供給燃料１２０とな
る。

すでに述べた様に、微粒物質力）ら成り立っている別個
のベッド１６と１８とを支持する目的のための下部格子
１２と中間格子１４とが反応器１０には設置されており
、これらの微粒物質は上昇ガス状物質によって流動状態
または分散状態に維持される。

供給燃料１２０は分配器または分散器２２を通して下部
ベッド１６に導入され、水蒸気２４および空気２６は燃
料と反応し、流動力を発揮するガス状混合物を生成する
。

これらの蒸気およびガスの上昇速度の大きさは、下部ベ
ッドが中間格子１４よりやや下方に固体レベル２８を有
するように見えるような程度である。

蒸気とガスは中間格子１４を通って上昇を続け、明確な
固体レベル３０を有する上部ベッド１８を流動化する。

発生したガスと蒸気は３２から取り出され、熱交換器３
４で冷却され、３６で濾過され、３８で微粒物質を取り
出す。

次に、正味のガスと蒸気３７を、４１で導入され４２で
その廃水が除去される新鮮な水と向流させて更に冷却す
るためにスクラバ４０を通過させる。

この廃水は第１図記載の如く処理すれば良い。

飽和ガスおよび蒸気４３は次に市販の硫黄除去ステップ
４４に通され、このステップでＨ２Ｓの如き硫黄化合物
は４６から取り出される。

もしＣＯ８が存在するならば、別個に除去される。

３４で再加熱した後の低硫黄の製品ガス５０ （０，３
重量％以下）は後述する如く５２での燃焼に使用可能と
なる。

燃焼室５２からの熱ガスによって駆動されるタービン５
４は、６０から燃焼室５２に供給するのに充分な高圧に
５６の空気を圧縮するための必須要素のコンプレッサ５
８を駆動する。

またタービン５４は電力を発生させるために発電機６２
を駆動する。

すでに述べた様に、本発明の特色の１つは、コンプレッ
サから６４で取り出した中程度の圧力の空気を使用する
ことである。

なお、コンプレッサ７２で圧縮するのに先立って、６８
における空気の過熱を防止するため前記６４からの空気
に６６で凝縮水を加える。

極度に乾燥した石炭の場合には余分の水分を添加すれば
問題は解決するが、石炭を乾燥する場合には上記の特徴
が特に重要な意味を持つ。

また前述した如く、水蒸器と空気の混合物は流れ７５と
して反応器１０に入る前に、サージドラム（ｓｕｒｇｅ
ｄｒｕｍ ） ６８、増圧コンプレッサ７２およびヒ
ータ７４を通過する。

ヒータに水蒸気２４を加えてもよい。

石炭と油とのスラリー混合物のガス化に当っては、石炭
の灰分の外に、バナジウムおよびそれ以外の有機金属化
合物および微粒状炭素の如き混入固形物の存在に起因す
る幾つかの問題があることが判明している。

熱移動を助長し、ガス化を促進させるために活性アルミ
ナまたは砂の如き微粒物質が流動ベッド内に望ましい状
態で存在していても、種々の形の凝塊が発生する。

燃焼室５２に凝塊物が入ると、ガスタービンに不利な影
響を与えることがあり得るので、反応器から凝塊物を摩
り除かなければならない。

すでに述べた様に、流動床のパージ（内部清掃）のため
にホッパ８６での取り出しおよびホッパ８４での補充に
よりなされているが、微粒状炭素、および石炭を使用す
る事に起因するフライアッシュを連続的に抜き出す必要
がある。

この様な理由から、我々は抜き出し器１２４を設置した
。

なお、この抜き出し器にはバルブ１２８でコントロール
される小流または細流１２６により上部流動床１８内部
の微粒物質の一部を抜き出すため連続的に運転される。

コントロールされた速度の供給ガス１３０を用いて、上
部の１３２から非常に軽い微粒炭素を取り出せ、１３４
から灰分を取り出すことができる。

流動床の微粒物質例えばボロセルの若干量もまた１３４
から逃げて行くことも明白である。

上部ベッド１８に微粒物質が濃縮することの説明として
は、固形物を持ったガス流を冷却することにより、微粒
物質が沈積する熱泳動（ｔｈｅｒｍｏ−ｐｈｏｒｅｔｉ
ｃｓ）と時折呼ばれる観察現象を根拠としている。

格子１４を通過する固形物含有のガス流の温度変化は急
速であり、上部ベッド１８１こ入る微粒物質は、沈降速
度を規定するストークスの法則により無作為に影響され
る。

ストークスの法則は次の如くである。

ここで ■＝微粒物質の沈降速度 に＝定数 Ｄ＝微粒物質の直径 ｅ８＝微粒物質の密度 ｅｆ＝流体の密度 Ｕ−流体の粘度 温度はｅ、およびＵに影響を与えるので、シス テムの温度が低下すると微粒物質の沈降速度を著しく増
加させ、それによって上部ベッドの微粒物質の濃度を増
大させることが認められる。

中間格子板１４の下部と上部の反応器の条件に対する沈
降速度の差異を計算した結果、与えられた微粒物質の大
きさに対して、格子の下部と上部の温度をそれぞれ９８
２℃（１８００’Ｆ）および３１６℃（６００°Ｆ）と
すれば、沈降速度は次の如くなる。

■（格子の下部） ＝３．０５ｍ／５ｅｃ（１０ｆ ｔ
／５ｅｃ）■（格子）上部） ＝ ５，４９７７１／５
ｅｃ（ｌ ８ｆ （／５ｅｃ）この効果は温度によるガ
ス粘度の２重の変化に主として起因する。

微粒物質の濃度の増加は、抜き出し器１２４の操業の価
値を高める。

上述の現象は油のガス化に関連して述べたが、非常に微
細な微粒物質の除去にも応用できる。

今までの記述においては、油または油と石炭からの低熱
量ガスを極めて有効に使用して、ガスタービン用の燃焼
室を運転し、最終的には電力を発電する事を強調したが
、ここで低熱量ガスが工業燃料として直接に利用され得
る諸条件を考えて見よう。

公害防止法との衝突を避けるために廃水と同様にガスに
おける排出レベルを本発明が減少させた事は今まで述べ
てきた事から特に明らかである。

手に入る原料全てを使用し、非常に低コストの製品を作
るために、このシステムは完全かつ経済的に組み立てら
れる。

普通は最高濃度の不純物を含有している「タルの底」す
なわち釜残前を使用できる。

第３図に示す修正された具体例は主に工場燃料用の低熱
量ガスの製造に適している。

この場合の原料は釜残前である。

原料２２０は約８２．２℃（約１８０”Ｆ）の温度が望
ましく、最初に後述の熱交換器２２２を通過し、更に向
流式カーボン吸収塔２２４で加熱され、充填（ｃｈａｒ
ｇｅ）用原料２２６となり、ポンプ２２８で加圧されて
、反応器１０に入る。

この反応器は前述した反応器１０と性質が良く似ている
。

この反応器には下部格子板１２および中間格子板１４が
あり、それらの目的は下部ベッド１６と上部ベッド１８
を分離することである。

それらのベッドにはガス状上昇物質によって流動状態ま
たは分散状態に維持されている微粒物質が含まれている
０ 残渣油２２６は分配器すなわち分散器２２を１通して下
部ベッド１６に導入される。

空気５６は６６の水で飽和させられ、下部ベッド１６中
を上昇し、油と反応し、流動力を発揮するガス状混合物
を生成し、これらの蒸気とガスの上昇速度は、中間格子
板１４のやや下方に下部ベッドが固体レベル２８を有す
るように見えるような程度の速度である。

ベッド１２からの蒸気とガスは中間格子板１４を通過し
て上昇を続け、明瞭な固体レベルを３０に有する第２ベ
ツドすなわち上部ベッド１８を流動化する。

生成したガスと蒸気は３２から取り出され、熱交換器２
３０および２３２で冷却される。

正味のガスと蒸気２３４は、更に冷却しかつ油中の微粒
炭素を収集するために、カーボン吸収塔２２４を通過さ
せられ、流入油と向流させられる。

カーボン吸収塔２２４からの飽和蒸気２３６を熱交換器
２２２で更に冷却し、これによって流入油を加熱する。

蒸気とガスを熱交換器２４０にて水を用いて更に冷却し
、集水器２４２に入り、水分が２４４から取り出される
。

はぼ周囲温度となった実質的に固形物を含有しないガス
と蒸気２４６は、Ｈ２Ｓを硫黄と水とに酸化する市販の
硫黄除去ステップ４４に入る。

Ｈ２Ｓの如き硫黄化合物は４６から硫黄として取り出さ
れ、価値のある副産物となる。

ＣＯ８がもし存在すれば別個の装置で取り除く。

硫黄除去装置は、カーボン吸収塔２２４を通り抜けた微
粒物質を分離除去する役も果たす。

Ｈ２Ｓは５０ｐＰ以下であり、固形物除去処理を数回受
けてきた製品ガス５０は、上部ベッド１８の内部にある
熱交換器２５０で再熱され、約５１０℃（約９５０’Ｆ
）となり、それによって上部ベッドを効果的に冷却し、
非常に微細な炭素粒子をベッド内部に補捉し、ベッド１
Ｂ中の炭素微粒子濃度を増大させる。

すでに述べた様に、上部ベッド１８の一部分はバルブ８
２を通して、下部ベッド１６に徐々に落下させる事が出
来、この方法により炭素と不活性固形物の混合物は循環
が可能となる。

微粒物質の補充はホッパ８４から制御されて行われ、下
部ベッドの微粒物質はホッパ８６から取り出される。

この型式の装置では、吐出圧力を約０．３５〜１４に９
／ｃｒＩＩＧ（約５〜２０ｐｓｉｇ）の範囲に減圧する
だけでなく、空気供給ライン５６の空気コンプレッサ２
５４を駆動し、かつ反応器内の煙業圧力を約１・４〜２
８ｋｇ／ｃ１１ｔＧ（約２００〜４００ｐｓｉｇ）に上
昇させるために低熱量ガスが熱ガス膨張器２５２を通過
することにより低熱量ガスライン５０内のエネルギを全
面的に利用する事が望ましい。

我々は本発明の望ましい諸形態を示し、かつ記述してき
たが、本文中の開示、特許請求の範囲および以下に付加
される実施態様の範囲と精神以内で、種々の修正が実施
可能である事は勿論である。

例えば、熱を節約するための熱交換は本発明にとって重
要であるが、最も有利な結果を得るためには内部熱交換
に変換してもよい。

−例を挙げると、上部ベッド１８は冷却されて水蒸気を
作るが、しかし、硫黄除去装置からの流出ガスを用いて
ベッドを冷却し、流出ガス５０から水蒸気を作ることも
また可能である。

本発明の実施態様を以下に示す。

（１）冷却ガスは粗大粒子を済過され、次に向流する水
により洗浄される。

（２）汚染水を減圧し、硫黄化合物を除去するために水
蒸気処理し、硫黄を回収するために硫黄化合物を酸化す
る。

（３）第２ベツド内の熱交換ステップは、該ベッドを冷
却し、その結果として該ベッド内の炭素微粒子を補捉し
、洗浄用給水から水蒸気を発生する。

（４）第２ベツド内の熱交換ステップは特許請求の範囲
ステップｅの脱硫ガスを再加熱する。

（５）特許請求の範囲ステップａにおける微粒物質が砂
である。

（６）上記ステップａにおける微粒物質が活性アルミナ
である。

（７）油と石炭類縁の固体化石燃料とを混合する。

（８）上部ベッドから連続的に微粒固形物質の流れを抜
き出し、灰分から微粒炭素を分離するために抜き出し処
理する。

（９）石炭は約１８％の含浸度まで乾燥する。

（１０） 石炭対油の供給比率は１：１．５と１：１
０の間である。

０υ 脱硫製品ガスは空気の存在下で燃焼され、ガスタ
ービンの運転に用いられ、８３％以上の総括熱利用率で
軸動力を提供する。

（Ｉ２）燃焼に使用しない過剰の中程度の圧力の空気は
、前記ステップａに圧縮空気として供給するために再圧
縮するのに先立って凝縮水を噴射されることにより冷却
される。

（１３）低熱量ガスは約１５５８〜２２２５ Ｋｃａｌ
／ｍ”（約１７５〜２５０ＢＴＵ／５ＣＦ）（乾燥状態
）の発熱量を有する。

α尋 ガスがパイプラインに加えられる。

ａ９ 燃焼に使用しない過剰の中程度の圧力の空気は
凝縮水の噴射によって冷却され、次に圧縮空気の供給源
として、再圧縮されて、微粒物質の第１ベツドの中へ噴
射される。

【図面の簡単な説明】

第１図は残渣油の使用に基く本発明の方法の基本要素の
概略図（ブロックダイヤグラム）、第２図は石炭を添加
した残渣油の利用に適した第１図の改良方式、および第
３図は工場用燃料製造を目的とした第１図の改良方式を
示す。 １６・・・・・・第一流動床、１８・・・・・・第二流
動床、３４・・・・・・熱交換器、３６・・・・・・フ
ィルター ４０・・・・・・洗浄器、７６・・・・・・
熱交換器。

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １ 原油および残渣油の分類に属する硫黄含有低品位油
   から、低熱量のかつ実質的に硫黄を含まない可燃性ガス
   を、比較的高圧高温において製造する方法であって、 ａ）微粒物質を流動化する様な条件下で、また油がガス
   化されかつ硫化カルボニルの生成量を最小限に押さえつ
   つ硫黄分が硫化水素に変換されるような水素分圧下で、
   しかも第１不活性微粒物質ベッド内の温度は８７１〜１
   ０９３℃程度としかつ圧力は１４〜２８ｋｇ／ｃｒｉｌ
   Ｇに保ちつつ、油と水蒸気と空気とを前記第１ベツド
   に噴射し、ｂ）発生したガスと蒸気とを、冷却体と間接
   的にに熱交換させながら第２不活性微粒物質ベッドを通
   過して上昇させ、これによりベッドの温度を２６０〜５
   ３８℃の範囲に低下させて超微粒固形混入物を濃縮させ
   、 Ｃ）この濃縮された固形混入物を取り出し、ｄ）第２ベ
   ツドからの流出ガスを冷却しかつ脱硫し、 ｅ）前記脱硫ガスを再加熱し、この再加熱されたガスが
   ３１１５ Ｋａｒｔ／ｍ″（乾燥状態）以下の発熱量を
   有し、硫黄含有量０．３重量％以下の製品ガスとなる、 ことを特徴とする低発熱量かつ実質的に無硫黄の燃料ガ
   スの製造方法。