JPS6042202A - 合成ガスのクリ−ン脱水ガス流とクリ−ン飽和ガス流とを同時に製造する方法 - Google Patents

Abstract

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

Description

【発明の詳細な説明】 〔発明の技術分野〕 本発明は炭化水素燃料を遊離酸素含有ガスを用いて部分
酸化することによりクリーン彦合成ガス流すなわち燃料
ガスを製造する連続方法に関するものである。特に、自
由流通式無触媒部分酸化型ガス発生器からの高温の流出
生ガス流中に同伴されている粒状炭素を回収し、且つク
リーンな脱水合成ガスすなわち燃料ガスとＨ２０で飽和
されたクリーンな合成ガスとを別々に製造する改良され
た方法に関するものである。

〔従来技術〕

部分酸化ガス発生器から出てくる流出生ガスは主として
ＣＯ、Ｈ２＋　ＣＯ２、Ｈ２０と他のガス状不純物の他
に少ｌ′の微小分割された炭素と灰分を含んでいる。こ
の粒状カーボンは一般に油煙（スート）といわれている
。流出生ガスを浄化して合成ガスまたは燃料ガスを製造
する場合には先ず粒状炭素およびその他の同伴固形分を
除去しなければなら寿い。これによってプロセスガス流
と接触する次工程での触媒や溶媒の寿命を伸すことがで
きる。

合成ガスは炭化水素または酸素含有有機ｆヒ合物の合成
あるいは水素またはアンモニア製造用の燃料ガス源とし
て商業的に重要である。

同伴粒状炭素は例えば本出願人に譲渡された米国特許第
３．２３２，７２８号に記載のように水で冷却・洗浄す
ることによって流出生ガスから除去することができる。

！！、た、本出願人に同じく譲渡された米国特許第３，
６３９，２６１号には油−炭素スラリーのスクラバーで
浄化する方法が記載されている。炭素−氷原濁液から粒
状炭素を回収するのに、炭素−水懸濁液に軽油を加え、
デカンタ−中で水と軽油−炭素懸濁液とを分離し、軽油
−炭素懸濁液に重油を加え、予熱器で加熱し、フラッシ
ュドラムまたは蒸留塔で軽油を蒸発させる各工程をとる
ものは本出題に譲渡された米国特許第２゜９９９．７４
１号、同Ｍ２，９９２，９０６号、同第３゜０４４．１
７９号、同第４．１３４，７４０号に記載されている。

しかし本発明プロセスと対比しｆｃ場合、上記各方法で
は液体有機抽剤−炭素一水の懸濁液と主熱源とが直接接
触していない。従って、本発明プロセスは熱効率が良く
、コストのかかる装置、例えば蒸留塔、冷却器、フラッ
シュ分離器が不用でおる。一般的なデカンテーション法
は本出願人に譲渡された米国特許第３．９８０，５９２
号および同第４，０１４，７８６号に記載されている。

〔発明の概要〕

本発明は合成ガスすなわち燃料ガスの２つのクリーンガ
ス流を同時に連続製造する方法を提供するものである。

各クリーンガス流中にはＨ２，Ｃｏ。

ＣＯ２およびＨ２０、Ｎ２　＋　Ａｒ　＋　Ｈ２Ｓ　、
　ＣＨ４の群よ構成る少々くとも一つの成分を含んでい
る。一方のクリーンガス流は脱水され、他方はＨ２０で
飽和されている。さらに粒状炭素は、液体炭化水素燃料
中に粒状炭素を分散させたスラリーの形で、副産物とし
て得られる。

この方法では１７００”Ｆ（９２６，７℃）から３５．
００”ＦＣｌ２２６．７℃）の範囲の温度で且つ約５か
ら１０気圧の範囲の圧力で自由流通式無触媒型部分酸化
合成ガス発生器の反応帯域から出てくる高温生ガス流全
体を縞１と第２の高温生ガス流に分割する。

第１の高温生ガス流は全流出生ガス流の約５〜５０体積
パーセント、例えば１０〜２０体積パーセントの範囲の
量であり、残シは第２の高温生ガス流で構成される。第
２の高温生ガス流はガススクラバー兼冷却帯域で水と直
接接触されてＨ２Ｃで飽和した冷たいクリーンガスと炭
素−水懸濁液流が作られる。このガス流はｉ熱料として
ガスタービンへ直接導入される。一実施例では、飽和ガ
ス流が触媒式水−ガス転換反応帯域への原料流として用
いられて、このガス流中のＣＯとＮ２０が反応され、ガ
ス流中のＨ２含有量が増加される。おるいは、飽和ガス
流を脱水して合成ガスすなわち燃料ガスとして用いるこ
ともできる。炭素−水懸濁液は液体有機溶媒と混合して
溶解され、デカンテーション帯域中で液体有機溶媒−炭
素−水懸濁液流と浄化水流とに分離される。この浄化水
の少々くとも一部分は前記の冷却−スフツノ（−帯域へ
と再循環される。

液相中の液体有機溶媒−炭素−水懸濁液は蒸発帯域中で
ライン中での通常の温度−圧力低下分を引いた前記反応
帯域中での温度−圧力と実質的に同じ温度−圧力で第１
の高温生ガス流と直接接触される。この直接熱交換によ
ってプロセスの熱効率が最大とがる。水と液体有機溶媒
の全量は１０００？（５３７，８℃）以下、例えば３０
０”Ｆ（１４８，９℃）から７００？（３７１，１℃）
の範囲、特に４５０’Ｆ（２３２，２℃）から５５０？
（２８７，８℃）の温度に維持された蒸発帯域中で蒸発
されて、液体有機溶媒と合成ガス中のＨ２，ＣＯとの反
応すなわちクシツキングのような望ましくない副反応が
最小にされる。蒸発ガス沌合物中に同伴された粒状炭素
は、例えば垂直ベンチュリースクラバーのよう人気−液
接触帯域中で液体炭化水素燃料でスクラバーされる。次
いで気−液分離器中で蒸発した液体有機抽剤とＨｚＯと
混合された第１ガス流で構成されるガス相から液体炭化
水素−炭素懸濁液流が分離される。この液体炭化水素燃
料−炭素懸濁液は供給燃料の少なくとも一部分としてガ
ス発生器へと導入することができる。この手段を用いる
ことによって削成炭素の油煙を反応物として使用して合
成ガスへ最終転換することができる。上記ガス相は冷却
、液化され、クリーンな脱水合成ガスすなわち燃料ガス
流と、液体有機抽剤液と、水流とに分離される。液体有
機抽剤の少なくとも一部分はデカンタ−帯域に再循環さ
れ、炭素−水懸濁液と混合される。分離水の小力くとも
一部分はガス冷却−スフツノ（−帯域へ再循環される。

本発明は添付図面を参照することによってさらにより良
く理解できよう。添付図面は本発明プロセスの打着しい
実施例を概念的に示したものである。

〔実施例〕

本発明プロセスでは、基本的にＩ（２１ＣＯ、ＣＯ２＋
同伴粒状炭素およびｌ１ｚＯｒ　Ｎ２　、Ａｒ　＋　Ｈ
２Ｓ　＋　ＣＯＳ　ｒＣＨａの群よりガる少力くとも一
部分で構成される生ガス流が遊離酸素含有ガスによって
、通常は温度減速剤の存在下で、無充填式自由流通の無
触媒部分酸化用ガス発生器の反応帯域中で炭イし水素燃
料の部分酸化によって製造される。スチームを温度減速
剤として用いる場合には、スチーム対燃料重猾比を反応
帯域内に於て約０．１〜５、好ましくは約０．２〜０．
７の範囲にする。燃料中の遊肉１１対旋尤の原子比（９
／Ｃ比）は約０．６〜１，６、好ましくは０．８〜１．
４である。反応時間は約０．１〜５０秒、好ましくは約
２〜６秒である。

合成ガス発生器は本出願人に譲渡された米国特許第２，
８０９，１０４号に示すようが耐火ライニング付き垂直
円筒状スチール製圧力容器で構成される。上記特許には
典型的な冷却ドラムも示されている。反応帯域中に供給
ガス流を供給するのｒは本出願人に醸渡された米国特許
第２，９２８．４６０号に示されたバーナーを用い石こ
とができる。

広範囲の可燃性炭素含有有機物質をガス発生器中で遊離
酸素含有ガスと、必要に応じて温度減速用ガスの存在下
で、反応させて合成ガスを作ることができる。

望ましい各種原料物質としてここで用いる炭化水素とい
う用語はガス状、液体状および固体状炭化水素、炭化材
料およびそれらの混合物を含むものである。すなわち、
「炭化水素」という用語には実質的に任意の可燃性炭素
含有有機材料またはそのスラリーが含まれる。例えば、
（１）水、液体Ｃ０２，液体炭化水素燃料およびそれら
の混合物中に例えば石炭１粒状炭素２石油コークス、濃
縮汚水スラッジおよびこれらの混合物のような固形炭化
燃料を含むポンプ輸送可能なスラリー、（２）温度減速
ガスあるいはガス状炭化水素中に分散された微粉固形炭
化燃料のような気−固懸濁物、（３）例えば温度減速用
ガス中に分散したアトマイズ化液体炭化水素燃料または
水と粒状炭素のよう外気−液一固懸濁物がある。炭化水
素燃料は硫黄含有率が高いが、一般には約１〜１０重量
パーセントであり、灰分含有址は約０〜６０重量パーセ
ントである。

ガス化器に供給するのに適した液体炭化水素原料として
ここで用いられる液体炭化水素という用語は各種材料、
例えば液化石油ガス、石油蒸留分および残渣、ガソリン
、ナフサ、ケロシン、原油。

アスファルト、ガスオイル、残留油、タールサンドオイ
ル、シェルオイル、石炭誘導オイル、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、液体−触媒−クラッキング操作からのサイクルガ
スオイル、コークスガスオイルの分岐留分、これらの混
合物のような各種材料が含まれる。

本発明でガス状原料として用いるのに適したガス状炭化
水素燃料にはメタン、エタン、プロパン。

ブタン、ペンタン、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、エチレンオフガ
ス、合成ガス、およびこれらの混合物が含まれる。固形
ガス状および液状原料を混合して同時に用いるとともで
き、これには任意組成のパラフィン系、オレフィン系、
アセチレン系。

ナフテン系および芳香族化合物が含まれる。

炭化水素という用語にはさらに炭水化物、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、酸素化された炭化水素有機物質
を含む化学プ四セスからの廃液および副成物、およびこ
れらの混合物が含まれる。

炭化水素原料は室温でもよいが、６００下（３１５，６
℃）〜１２００７（６４８，９℃）まで予熱してもよい
。

しかし、クラッキング温度以下にするのが好ましい。炭
化水素原料はガス発生器のバーナに液相または気化混合
物で温度減速剤と一緒に供給するととができる。

ガス発生器の反応帯域での温度調節に必要力温度減速剤
を使用するか否かは原料と酸化原料中の酸素含有量との
炭素対水素比によって一般に決まる。温度減速剤は液体
炭化水床燃料および実質的に純粋酸素と一緒に用いられ
る。水とスチームは好ましい温度減速剤である。スチー
ムを反応流の　・いずれか一方または両方と混合して温
度減速剤として供給することができる。あるいは温度減
速剤を別の管路からバーナー中に導入してガス発生器の
反応帯域に供給するとともできる。この他の温度減速剤
にはＣＯ２リッチ々ガス、チッソ、再循環合成ガスが含
まれる。

本発明で用いる遊離酸素含有ガスという用語は空気、例
えば０２が２１モル係以上の酸素リッチガス、例えば酸
素が約９５モル係以上の実質的に純粋々酸素（この残り
は一般にＮ２および希ガスである）を意味する。遊離酸
素含有ガスは約室温から１８００”Ｆ（９８２，２℃）
の範囲の温度で部分酸化バーナーを介して供給すること
ができる。

生ガス流は反応帯域から１７００下（９２６，７℃）〜
３Ｆｉ００’Ｆ（１９２６，７℃）の範囲の温度、好ま
しくは２０００？（１０９３，３℃）〜２８００７（１
５３７，８℃）で且つ約５〜３００気圧、好ましくけ１
５〜１５０気圧の圧力で出てくる。この高温生ガス流の
組成はモルパーセントで次のようなものである。すなわ
ち、Ｈ２１０〜７０．　Ｃｏ　１５〜５７．　ＣＯ２０
，１〜２５゜１（２００〜２０．　ＣＨ４０〜６０．　
）！２ｓＯ〜２．　Ｃ０８Ｏ〜０．１．　Ｎ２　０〜６
０．　Ａｒ　Ｏ〜２．０゜粒状炭素は約０．２〜２０重
１１％（！料中の炭素含有率基準）の範囲で存在する。

灰分および／またはスラグは原料炭化水素のＯ〜６０重
量係存在する。以下で述べる方法で同伴粒状炭素および
灰分および／またはスラグを除去した後の組成およ・び
脱水の有無によって、このガス流を合成ガス、燃料ガス
または還元ガスとして用いることになる。

本発明では、部分酸化ガス発生器の耐熱ライニングされ
た反応帯域から出る流出高温生ガス全量が断熱性耐熱ラ
イニングされたチャンバーに直接通された後、第１と第
２の生ガス流に分釧される。

とれら第１と第２の高温生ガス流は別々の断熱ラインを
通り、第１と第２の系列中で各々同時に処理される。第
１の高温生ガス流分はガス化装置からの全ガス流量の約
５〜５０体積係、例えば１０〜２０体積係、特に１５体
積係の範囲の量であシ、第２の高温圧ガス流分はその残
りで、通常はこちらの流量の方が多い。

第２分割流はライン中での通常の降下分を引いた反応帯
域の温度と圧力と実質的に同じ温度と圧力であり、この
分割流は本発明で参照した米国特￥−ｆ第２，８９６．
９２７号に記載されているような冷却ドラムす力わちタ
ンクの底に収容された水のプール中に直接導入される。

この冷却ドラムはガス発生器の反応帯域の下に配置され
ており、これに収容される第２の高温生ガス流にはガス
発生器の反応帯域から来る全ての灰分および／またはス
ラグ並びに粒状炭素の油煙の大部分が含まれている。水
中を通って大容量のガスをバブリングすることによって
冷却ドラム中で乱流状態が生じ、それによシ、流出ガス
の固形物のほぼ全てがスクラビングされる。冷却容器中
で発生する多量のスチームによってガス流が飽和される
。この第２分割流は冷却ドラム中で冷却され、３００下
（１４８，９℃）〜６００？（３１５，６℃）の範囲の
温度で出てゆく。

下流のガス精製工程で用いられる液体抽剤の汚染および
／または触媒層の閉塞を防止するために、冷却ドラムを
出た冷却−洗浄済みガス流は第２系列中の２次ガス浄化
帯域中でスクラビンダ液体と接触してさらに浄化される
わとの２次ガス浄化帯域には通常のオリフィス、ベンチ
ュリースクラバー、スプレーが含まれ、これによって第
２分割流は以下で述べるデカンタ−帯域からの再循環水
すなわち浄化水でスクラバーされる。このスクラバー用
水の中の固形物は約０．１重量％以下で、スクラバー水
の残りは冷却ドラムに再循環するのが好ましい。このガ
ス浄化工程によって、第２分割ガス流中の固形粒子量は
約１００万分の３　（ＰＰＭ）以下、好ましくは約Ｉ　
ＰＰＭ以下まで低下する。この冷却・洗浄済み生成ガス
流はＨ２Ｏで飽和されているので、排ガス中のＮＯｘ含
有量を減らす必要のあるガスタービン用燃料ガスとして
直接使用するととができる。あるいはこの冷却・浄化済
みのＨ２０飽和ガスを通常の触媒式水−ガス転換器に直
接導入して合成ガス流のＨ２／ＣＯモル比を増加あるい
はＨ２リッチガスを製造することもできる。

前記冷却タンク中で作られる懸濁液は実質的に冷却水と
、粒状炭素含有固形物の約０．１〜４．０重量％、例え
ば約０．５〜２．５重量％とで構成されている。燃料組
成によってはこの懸濁液中に少量の灰分も存在する。さ
らに、冷却ドラムの底には例えば粗大灰分および／また
は固形燃料からのスラグ並びにガス化器からの耐火物の
ような不燃無機固形物が堆積している。これら物質は定
期的に除去し、通常の手段、例えば重力分離、７０−テ
ーション、遠心分離、濾過等によって灰分および／また
はスラグから炭素−水懸濁液流が分離される。

第２系列で作られた炭素−水懸濁物は例えば軽い液体炭
化水床、例えばナフサのような適当な液域へ送られる。

こうして炭素が回収され、燃料の一部としてガス発生器
へ再循環される。水はガス冷却・洗浄帯域へ再循環され
る。通常の水平型または垂直型のデカンタ−が利用でき
る。液体有機抽剤は１段または２段で添加できる。適当
力垂直デカンター２液体有機抽剤および操作法は本発明
人に醸渡された米国特許第４，０１４，７８６号に記載
されている。

本発明方法の一実施例を示す図面では、２段デカンテー
ション操作が用いられている。本プロセスの下流で回収
された液体有機抽剤の第１部分は炭素−水懸濁液の全量
と混合される。この液体有機抽剤の址は炭素−水懸濁液
を溶すのに十分な量であシ、との量は炭素１４ｂ（４５
３，５？）当シ１．５〜１５ｔｈ（６８０，３〜６８０
３Ｆ）である。この混合物は次いで２段デカンテーショ
ン操作の第１段に入れられる。同時に、約０．５〜９重
量係の固形物含有量を有するポンプ移送可能な液体有機
抽剤−炭素−水懸濁液を作るのに十分な量の液体有機抽
剤のの滞留時間は約２〜２０分例えば６〜１５分の範囲
にできる。

粒状炭素と懸濁液を作）且つそれよシ軽く且つ水に不溶
な液体有機抽剤には、（１）大気圧沸点が１００〜４５
０’Ｆ（３７，８℃〜２３２．２℃）の範囲、例えば１
２５〜３７５’Ｆ（５１，７〜１９０．６℃）でＡＰＩ
密度が２０以上から約１００までで、炭素数が約５〜１
６であるような軽い液体炭化水素、（２）オキシ法また
はオキシル法からの実質的に水に不溶の液体有機副成物
混合物、および（３）上記（１）と（２）の混合物が含
まれる。（１）の壓の液体抽剤の例にはブタン。

ペンタン、ヘキサン、ドルオール、天然カッリン。

ガンリン、ナフサ、ガスオイル、これらの混合物。

その他がある。型式（２）の抽剤を含む混合物成分には
少なくとも一種のアルコール、少なくとも一種のエステ
ル並びにアルデヒド、ケトン、エーテル。

酸、オレフィン、飽和炭化水垢で構成される群からの少
々くとも一部分を含んでいる。

デカンタ−に供給される炭素−水懸濁液中の粒状炭素は
遊離カーボンブラックや油煙の形になっている。ＡＳＴ
Ｍ法Ｄ−２８１で規定される炭素油煙のオイル吸収番号
は１以上で、通常はＣ１グラム当り２〜４ｃｃで変化す
る。この懸濁液中のオイルからの無機灰分は金属と硫化
物で構成されている。例えば、石油誘導燃料では、これ
ら成分はＮｔ。

Ｖ　ｒ　Ｆ　ｅおよびこれらの混合物の群から選択でき
る。これら燃料の場合の水−粒状固形物懸濁液中の可溶
不純物の量は百万分の１単位（ＰＰＭ）で、アンモニア
Ｏ〜ｉｏ、ｏｏｏ　、ギ酸塩Ｏ〜１０，０００゜塩化ナ
トリウム０〜５０００　、　ニッケルＯ〜２５゜鉄０〜
１５０．硫黄０〜５００　、シアン化物Ｏ〜１００であ
る。

デカンタ−は１８０〜６５０７（８２，２〜３４３．３
℃）の範囲、好ましくは２５０’Ｆ（１２１，１℃）の
温度で運転される。デカンタ−中の圧力は７５〜４５０
０ｐｓｉｇ（５，１〜３０６．１気圧）、例えば７５〜
６００ｐａｉｇ　（５，１〜４０．８気圧）特に７５〜
４００ｐａｉｇ（５，１〜２７．２気圧）の範囲であシ
、液体有機抽剤を液相に維持するのに十分な圧力でなけ
ればならない。すなわち、デカンタ−底の出口温度が３
００’Ｆ　（１４８，９℃）で、液体有機抽剤がナフサ
の場合、デカンタ−中の圧力は少なくとも３００ｐａｉ
ｇ（２０，４気圧）となる。１段または２段式デカンテ
ーション操作で供給される全液体有機抽剤の量は炭素−
水懸濁液中の粒状炭素重量の約１０〜２００倍、例えば
３０〜７０倍の範囲である。

デカ／ター中で炭素−水懸濁液を溶解した結果得られる
浄化水流は約１００〜５００ＰＰＭ重量部の粒子炭素と
約２〜２０重量係の灰分とを含んでいる。この浄化水は
重力分離され、デカンタ−底から抜き出される。液相中
の液体有機抽剤−炭素−水懸濁流は実質的に約０．５〜
９重量重量物えば２．５〜４４５重量係の重量炭素、約
０．５〜１０重景係の水、および残量の液体有機抽剤と
で構成され、これはデカンタ−の上部から抜き出される
。浄化水および液体有機抽剤−炭素一水懸濁流は１８０
〜６５０’ＦＣ８２，２〜３４３．３℃）、例えば２５
０〜３５０Ｔ（１２１，１〜１７６．７℃）の範囲の温
肢でデカンタ−から抜き出される。

次に、第１系列で処理される高温流出生ガスの第１分割
流について説明すると、この第１分割流は全てガス発生
器の反応帯域の温度および圧力がら断熱された蒸発器へ
至るラインでの通常の降下分子引いた実質的に同一の温
度と圧力で直接蒸発巻へ供給される。ライン中での通常
の降下分という表現は１００７（３７，８℃）未満の温
度降下および３゜ｐｓｉｇ　（２気圧）未満の圧力降下
を意味する。蒸発器は内部を耐熱材で２イニングした２
つの入口と一つの出口を有するｒＴＪ形断面の中空体で
構成できる。この蒸発器には外部から付加的熱エネルギ
ーは供給されない。

第２系列のデカンタ−からの液体有機抽剤−炭素一水の
液相懸濁物が第１系列中の上記蒸発器に供給される。脱
気後または脱気無しの上記液体有機抽剤−炭素−水懸濁
物がラインでの通常の降下分を引いたデカンタ−中の温
度および圧力と実質的に同一の温度および圧力で蒸発器
へ供給される。

この流れを有効に蒸発させるためには圧力降下の無いこ
とが必要あるいは推薦される。蒸発器中では液体有機抽
剤−炭素一水ｉ濁物がアトマイズされ、次いで内部を通
る高温生ガス流の第１分割流と直接接触嘔れ且つ密に混
合される。液体有機抽剤−炭素一水の液流を液相から気
相に変換するのに必要な全エネルギーは第１の高温生ガ
ス分割流中の熱エネルギーによって与えられる。この第
１高温分割生ガス流はラインでの通常の圧力降下分を引
いたガス発生器の反応帯域中の温度と圧力と実質的に同
じ温度と圧力で蒸発器に供給するのが好ましい。クラッ
キングやスチーム、■（２と合成ガスおよび液体有機抽
剤中のＣＯとの間の反応のよう力望ましくない副反応が
蒸発器内で生じるのを避は且つ水と液体有機抽剤を完全
蒸発させるために、蒸発器は１０００７（５３７，８℃
）以下で且つ蒸発器内での液体有機抽剤およびＨ２Ｏの
露点以上、例えば３００７（１４８，９℃）〜７００７
（３７１，１℃）、例えば４５０７（２３２，２℃）〜
５５０７（２８７，８℃）の範囲の限界温度に維持され
る。蒸発器中での液体有機抽剤−炭素−水懸濁液の分圧
は上記温度での懸濁成分の蒸気圧以下に維持して完全蒸
発と必要に応じた過熱、例えば５０〜２００’？（１０
〜９３．３℃）を行なえるようにする。一つの実施例で
は、蒸発器中での操作圧力は７５〜２０００ｐａｉｇ（
５，１〜１３６．１気圧）の範囲、例えば２００〜１０
１０００ｐｓｉ　１３．６〜６８気圧）、特に８００ｐ
ａｉｇ（５４，４気圧）である。液体有機抽剤−炭素−
水懸濁物をｘｔｂ（４５，３，５ｆ　）蒸発させるのに
必要外高温生ガスの第１分割流の量は０．１〜１．０ｔ
ｂ（４５，４〜４５３．５　Ｆ　）、例えば０．３〜０
．６　ｔｈ　（１３６，１〜２７２．１）である。

従って、直接熱交換によって、アトマイズ化された液体
有機抽剤−炭素−水懸濁物は高温生ガス流の第１分割流
からの感熱を吸収して蒸発器中で副生成物を最少にして
蒸発される。これによって蒸発器中で同伴粒状炭素を含
んだガス混合物が実質的に圧力低下無しに生成される。

好ましい実施例では、蒸発器を出たガス流を液体炭化水
素燃料のスクラビング液で洗って同伴粒状炭素が除去さ
れる。このスクラビング液は蒸発器の温度、すなわち３
００〜７００７（１４８，９〜３７１．１℃）で且つ初
期沸点以下の温度に予熱するのが好ましい。この液体炭
化水素のスクラビング液体はＡＰＩ濃度が１０以下で、
初期沸点が４００〜８００？（２０４，４〜４０８．９
℃）、例えば５００〜６００７（２６０＝３１５．６℃
）ＣＡＳＴＭの標準試験法に従って大気圧で測定した場
合〕を有している。適当な液体炭化水素燃料のスクラビ
ング液体は次の群から選択される。すなわち、石油蒸留
およ、びクラッキングプロセスからの液体残留物１石油
蒸分、還元原油。

ホール原油、アスファルト、コールタール、石炭誘導オ
イル、シェルオイル、タールサンドオイル。

およびこれらの混合物。固形炭素燃料９例えば粒状炭素
１石油コークスおよびこれら混合物を液体炭化水素燃料
（上記したもの）中に入れたポンプ輸送町ｎ、ヒなスラ
リーも上記の液体炭化水素燃料のスクラビング燃料の定
義に入るものである。

蒸発器からの１０００立方フイート（２８ｎ％　）のガ
ス流をスクラバーで処理するのに１〜１０ガロンの液体
炭化水素燃料のスクラビング流体が用いられる。通常の
オリフィス型またはベンチュリー屋スクラバーを用−る
ことかできる。スクラビング操作は蒸発した液体有機抽
剤お工びＨｚＯの露点以上で且つスクラバー中の液体炭
化水素燃料のスクラビング流体の初期沸点以下で行なう
のが好ましい。こうすることによって蒸発した液体有機
抽剤とスクラビング流体のロスが最少となシ、分離が難
しい湿った油煙の発生が避けられる。ガススクラビング
中、液体有機抽剤は蒸気相にあシ、液体炭化水嵩燃料の
スクラビング液体は液相にある。

スクラビング流体は同伴炭素粒子を捕捉する。次の気−
液分離器のステップで、液体炭化水素−炭素懸濁物は重
力で液体として容易に分離され、気−液分離器の底から
除去される。スクラバーおよび気−液分離器中の温度と
圧力は実質的に同じである。３００〜７００下（１４８
，９〜３７１．１℃）の範囲の温度で生じる液体炭化水
素燃料−炭素懸濁物の少々くとも一部、好ましくは全量
が少なくとも燃料の一部分としてガス発生器へ再循環さ
れる。あるいは、この懸濁物の少なくとも一部は液体炭
化水　−素燃料のスクラビング流体の一部としてスクラ
バーへ再循環するか燃料として取出すこともできる。

必要に応じて付加的ガス浄化ステップを用いることもで
きる。

気−液分離器の頂部から抜き出されるガス流はスクラビ
ング済みの第１分割ガス流と、蒸発されだ液体有機抽剤
と、スチームで構成されている。

このガス流中には例えば液体炭化水素燃料のスクラビン
グ流体から来た通常は液体の有機物質が約０〜５モル係
入っている。しかし、好ましい実施例ではゼロである。

とのガス流はＨ２Ｏおよび蒸気化した液体有機抽剤の露
点以下に冷却された後、気−液分離器に供給されて成分
の分離が重力沈降によって行々われる。液相中の液体有
機抽剤と水の混合物は気−液分離器の底から抜き出され
て沈降される。各液体は不混和であるので、水は重力沈
降によって容易に液体有機抽剤から分離され、冷却・ス
クラバー帯域へと再循環される。分離した液体有機抽剤
の少々くとも一部分、例えば９０〜１００体積係は任意
のメークアップ液体有機抽剤と一緒にデカンタ−へと再
循環される。上記のガス流の冷却中に分離される例えば
液体炭化水素燃料のスクラビング流体からの通常は液体
の有機物質の少量は液体有機抽剤と一緒にデカンタ−へ
再循環される。気−液分離器頂部から抜き出されたクリ
ーンな脱水生成物には約１〜３１’ＰＭの同伴粒状物が
含まれている。このガス流は合成ガス、還元ガスあるり
は燃料ガスとして使用できる。クリーンな脱水生成ガス
流と水で飽和されたクリーンな生成ガス流とはラインお
よび装置中での通常の圧力降下分を引いたガス発生器中
の圧力と同じ圧力、すなわち５０　ｐａｉｇ（３，４気
圧）以下の圧力降下をした圧力で生成する鴫のが好まし
い。

本発明では通常用いられる装置を省略したシ小型化して
犬１】な節約ができるという利点がある。

例えば、ガス化器からの高温流出ガス流の５〜５０体積
係体積力ンタ−の頂部流を蒸発させて冷却されるため、
第２の高温生ガス分割流の冷却に用いられる冷却ドラム
が小屋化され、冷却水要求量も少なくなる。これにょシ
ブカンタ−を小型化でき、使用する液体有機抽剤量も減
すことができる。第１の高温生ガス分割流中の同伴粒状
炭素は高温オイルスクラバーで除去されるためデカンタ
−への油煙負荷が小さくなる。さらに抽剤と炭素を回収
するために通常用いられる分別装置は火災加熱器とその
だめの付加的燃料およびそれに伴うエネルギーロスがあ
るが、本発明ではこれが全く無い。

また、装置の改良およびフィードバック制御ループを用
いることによって高価ガ圧力降下制御弁と圧力センサー
が不用と麦る。

高価々液体ポンプの代りに、本発明では比較的コストが
安く且つエネルギー消費量の少ないサーキュレータを用
いることができる。これは本発明ではライン中の圧力降
下をもたらすフラッシュを避けたためである。さらに、
クリーン々生成ガス流が２イン中の通常の圧力降下分を
引いたガス発生器と同じ圧力で作られる。ガス発生器を
高圧で運転することによって、生成ガスは高圧で製造さ
れ、それによってコストのかかるガス圧縮機が不用とな
る。

本発明の添付図面を参照するととによってさらにより良
く理解できよう。

炭化水素燃料の反応原料はライン１から一白由流通式無
触媒型部分酸化ガス発生器２に供給される。

このガス発生器２は耐熱ライニングされた垂直型スチー
ル製圧力容器である。炭化水素原料は新しい液体炭化水
素原料と、少なくとも一部は粒状炭素懸濁物と、ライン
３からの重質液体炭化水素燃料とで構成されている。上
記懸濁物は気−液分離器４の底から未来る。予熱されあ
るいは予熱無しに、上記炭化水素燃料原料はライン５中
でライン６からのスチームのような温度減速剤と混合さ
れる。この混合物はガス発生器２の上部閉塞部Ｂ中に取
付けられた通常の環状部分酸化バーナー７の一つの通路
を介して供給される。それと同時にライン１２中の遊離
酸素含有ガスの反応原料が他の通路を介してバーナー７
に供給される。

これら両原料はバーナー７の下流出口１３から放出され
、耐火物１５でライニングされた未閉塞反応帯域１４中
で部分酸化されて互いに反応する。

垂直反応帯域の底からは高温の生ガス流が流出する。こ
のガスは出口通路１Ｂを通って断熱室１９に直接入シ、
そこで互いに異る量の２つのガス流に分割される。第１
のガス分割流、例えば少量のガス流は断熱移送ライン２
０を通って第１系列へと送られる。乙の第１系列のプロ
セスはライン２５のクリーン々脱水ガス流と、ライン２
６の液体有機抽剤流と、ライン３の液体炭素水素燃料−
炭素懸濁物流まで続いている。生成した高温生ガス流の
第２の分割流はライン２８中のＨ２Ｏで飽和したクリー
ンな飽和ガスの製造まで続く第２の製造プロセス系列へ
直接送られる。大多数の生成ガスを含むこの第２の高温
生ガス流は断熱ライン３０と、浸漬管３１とを通ってタ
ンク３３中の水３２中へと直接送られる。第２分割流中
の高温生ガス流はドラフト管３４を中を上方へ流れる間
に冷却・洗浄され、冷却タンク３３の頂部近くの出口３
５からライン３６へと出る。水はライン６１がらタンク
３３中に入る。炭素の同形粒子と灰分の水懸濁液は出口
ボート３８，２イン３９．弁４０および冷却タンクの底
のライン４１を介して連続的に抜き出される。この抜き
取りは通常のロツクホツノ（−システム（図示せず）に
よって周期的に行なうこ、ともできる。

ライン３６中の流出ガス流中に残る同伴粒状物はライン
４５からの浄化水でオリフィススクラバー４６中でスク
ラビングされて除去される。ライン４１．浸漬管４Ｂを
通って気−液分離器５０の底に上記浄化済みガスが送ら
れる。クリーンな飽和生成ガス流はシャワーすなわち洗
浄トレー５１からの水で洗われ、分離器頂部のライン２
１．弁２７、ライン２８を介して抜き出される。洗浄水
はライン５５から入る。この水はライン５了、弁５８、
ライン５９を通るメークアップ水を加え、または加えな
いで、ライン５６からの浄化水で構成される。

本発明方法では、ライン４１中の粒状炭素を回収するの
が経済的に好ましい。従って、粒状炭素は原料の一部と
してガス発生器へ再循環するのが好ましい。また、本プ
ロセスで用いる液体有機抽剤も回収して再利用される。

水懸濁液中に存在する灰分は懸濁液をライン４１．ライ
ン６５．弁６６゜ライン６Ｔおよび灰券分離器６Ｂに通
して除去する。灰分はライン６８を介して、また炭素−
水懸濁物はラインＴＯを介して抜き取られる。ライン７
１の炭素−水懸濁物は弁７２．ライン７３．７４を介し
て抜き取られ、２イン７５中でライン７６からの液体有
機抽剤と混合される。ツインＴ５中の混合物は２段デカ
ンタ−７８の入ロア７を介して管路副組立体７９を通り
、内管８２と外管８３の間の環状通路８１を上昇して下
部水平放射状ノズル８４から出る。粒状炭素は界面８５
へ浮上する。浄化水は重力で界面より下へ沈み、連続的
に底部出口８６とライン８７を介して抜き出される。

この水の一部は次いで浄化され、あるいはそのままライ
ン４５を通ってスクラバー４６へ再循環される。ライン
８７中の浄化水の第２部分はライン５８．５５を介して
シャワーすなわち洗浄ｌ・レー５１へ再循環される。ラ
イン８９．９０からの付加的液体有機抽剤が予熱されて
ライン９１を上昇し、内管８２を通って上側水平放射状
ノズル９２から放出される。この液体有機抽剤は界面８
５で次系粒子を４’ｔｔｉ捉し、液体有機抽剤−炭素−
水懸濁物として上側出口９３と２イン９４を介してデカ
ンタ−７８の外へ抜き出される。

ライン９４中の懸濁物中に吸収されているガスはサージ
ポット１００で必要々場合除去される。フレアーガスは
サージポット１００頂部のライン１０１゜弁１０２．ラ
イン１０３を介して抜き出される。サージポット１００
底部のライン１０４中の液体有機抽剤−炭素−水懸濁物
はサーキュレータ１０５によってライン１０６から蒸発
器１０Ｂの入口１０７へ送られる。

スプレーノズル１０９によってこの懸濁物はアトマイズ
化され、次いで、通常のライン中のロスを引いたガス発
生器２中の温度と圧力に実質的に等しい温度と圧力でラ
イン１１０から蒸発器１０８に入る高温生ガスの第１分
割流と密に混合される。この懸濁物中の液体成分のさら
に完全な蒸発が起ると、液体有機抽剤の副反応が少し起
る。蒸発した炭素懸濁物流は出口１１１を介して蒸発器
１０８から出て、高温オイルスクラバー１１２を通シ、
そこで炭素粒子に液体炭化水素燃料が被覆される。この
液体炭化水素の粘度を下げる必要のある時には予熱を行
なう。この液体炭化水素燃料は実質的に全く蒸発しない
。すなわち、ライン１１３中の液体炭化水素燃料はヒー
タ１１４で予熱され、ライン１１５〜１１７を通ってオ
リフィススクラバー１１２のスロート部へ送られる。

高温オイルスクラバー１１２からの混合物は気−液分離
器４のライン１２２を通る。液体炭化水素−炭素懸濁物
の高温流は重力分離され分離器４の底のライン１２３．
弁１２４．ライン３を介して気−液分離器４から抜き取
られる。液体流３拡炭化水素燃料の一部分としてガス発
生器２へ再循環される。

あるいは液体燃料−炭素懸濁物をスクラバー１１２中の
スクラビング流体として用いたり、ボイラー燃料として
用いることもできる。分離器４頂部のライン１２６を通
るガス流は冷却器１２７で冷却されて通常は液体の成分
が凝縮され、気−液分離器１２９へ送られる。液体炭化
水素燃料スクラビング流体から来る通常は液体の有機物
の少量（たとえ存在したとしても）は重力で分離器１２
９の底へ落下する。次いで液体混合物はライン１３０を
通って液−液分離器１３１へ送られ、水がこの分離器１
３１の底からライン２２．弁２３．ライン２４を介して
抜き取られる。この水は必要に応じてライ／１３５、弁
１３６．ライン１３７　．６１を介して冷却タンク３３
へ再循環される。あるいは、この水をオリフィススクラ
バー４６またはシャワー５１へ再循環することもできる
。液体有機抽剤および通常は液体の有機物質は分離器１
３１頂部のライン２６を介して抜き取られ、サーキュレ
ータ１３２と２イン１３０．９０，８９．７６を介して
デカンタ−７８へ再循環される。必換な場合には、１４
１．弁１４２゜ライン１４３を介してメークアップ液体
有機抽剤をこのシステム中に供給できる。クリーンな脱
水生成ガスはライン１４４．弁１４５．ライン２５を介
して分離器１２７の頂部から抜き取られる。

実施例 以下の実施例はクリーンな脱水合成ガス流とクリーンな
水飽和合成ガス流とを同時生成するだめの添付図面に示
す本発明の連続プロセスの好ましい実施例を示すもので
ある。以下に好ましい操作法を説明するが、本発明はこ
の実施例にのみ限定されるものではない。このプロセス
は連続で、流量は全材料流について時間単位で示しであ
る。

図面のライン１中の炭化水素燃料は９１．６重量％の真
空残渣と残りが粒状炭素で構成される図面のライン３か
らのポンプ輸送可能な液体炭化水素−炭素懸濁物の４５
９ボンド（２０８，２Ｋ））である。この炭化水素燃料
はＡＰＩ比重が４．６度で、最終分析は重量パーセント
でＣ：　８７．１Ｂ　、　Ｈ：　９．１３　、Ｎ：ｏ、
ｓｌ、　ｓ　：　１．８５　、　Ｏ：　０．６６　、灰
分０．３７である。

この炭化水素燃料は温度が２７２’Ｆ（１３３，３℃）
で圧力は８９０ｐｓｉｇ（６０，５気圧）であシ、ライ
ン５中で温度７３５？（３９０，６℃）で圧力８９０１
）ａｉｇ（６０−５気圧）のスチーム２５４４ｂ（１１
１，１ＫＦ）と混合される。この混合物は環状バーナー
の環路に送られる。

このバーナーは通常の垂直耐熱ライニングされた自由流
通式無触媒式無充填合成ガス発生器の上端に設けられて
いる。

これと同時に、実質的に純粋な酸素流３８０ｔｂ（１７
２，３に９）すなわちライ？／１２からの温度が６６？
（１８，９℃）で圧力が８９０ｐｓｉｇ（６０，５気圧
）の９９．５モル係の０２がバーナーの中心通路を介し
て供給される。これら２つの流れは合流・混合し、ガス
発生器の反応帯域中で部分酸化と他の関連反応が起る。

ガス発生器を出る２２．４Ｘ１０”標準立方フィー）　
（０，６２７Ｘ１０３ｍ”）の生合成ガス流（６０’Ｆ
（１５，６℃）、　１４．７ｐａｉｇ　（１気圧）でＳ
ＣＦ測定したもの）の温度は２３００？（１２６０℃）
　で圧力は８００ｐｓｉｇ（５４，４気圧）である。こ
の生合成ガスの反応帯域１４出口１８での組成は表１の
第１欄に示しである。この生合成ガス中には３６ｔｂ（
１６，３Ｋ））の未反応粒状炭素と１．７ｔｈ　（７７
１Ｆ）の灰分が同伴している。反応帯域を出た生ガス流
は直ちに１９の所で２つの流れに分割され、第１の高温
生ガス流は生合成ガスの７．０Ｘ１０３ＳＣＦである。

主流から分割されたこの第１分割流は断熱通路２０を通
って第１系列で処理される。高温生ガス流の残りで構成
される第２分割流もそれと同時に断熱通路３０を通って
第２系列中で処理される。上記２系列間の分割割合は各
ライン中の背圧弁で制御される。

第２分割流の全量は冷却タンク中の冷却水中に供給され
、それと同時に同伴′粒状物すなわち粒状炭素と灰分が
作られる。第２分割流は冷却水および付加的スクラビン
グ水で冷却され浄化されてライン２８中でＨｚＯ飽和さ
れたクリーンな生成ガス流が作られる。この生成合成ガ
スは２３．２Ｘ１０３ＳＣＦで、表１の第２欄の組成を
有している。

２段デカンタ−７８中では、ライン７４からの粒状炭素
を２６．１　ｔｂ　（１１，８Ｋｙ　）　含む５７０４
ｔｂ（２５８６，８Ｋ））の炭素−水一懸濁物が２イン
７５中でライン７６からの２０４．９　ｔｈ　（９２，
９に９　）のナフサと第１段の混合される。このナフサ
はＡＰＩ比重が４０分、この例では７２で、初期沸点が
７５〜１９０”Ｆ　（２３，９〜８７．８℃）、この場
合では９６’Ｆ（３５，６℃）である。この混合物は環
状通路Ｔ９と下側水平放射状ノズル８４を介してデカン
タ−７８中に送られる。粒状炭素は疎水性に変わシ、浄
化水が分離してデカンタ−の底に落下し、そこから連続
的に抜き出されてガススクラバー兼冷却帯域へ再循環さ
れる。液体有機抽剤−炭素一水形状の懸濁物は水層の上
に浮ぶ。この界面８５に第２段として上側水平放射状ノ
ズル９２から付加的量である４２３．６ｔｂ（１９２、
ＩＫ７）のナフサが供給される。

７１７．８ｔｂ（３２５，５Ｋｙ）のナフサ−炭素−水
懸濁物は２５０″Ｆ（１２１，１℃）の温度と２６７９
ｓｉｇ（１８，２気圧）の圧力でデカンタ−７８から連
続的に抜き出される。この液相組成は重量％でナフサ８
７．６゜炭素３，６．水８．８である。必要に応じて脱
銀後蒸発器１０Ｂ中にスプレーされ、アトマイズ化され
た混合物が第１の高温生ガス流の全量と直接接触される
。蒸発器１０８中の圧力は実質的にガス発生器２中に圧
力からラインと装置中での通常の降下分を引いたものと
同じである。蒸発器は４５０〜５００下（２３２，２〜
２６０℃）の範Ｈの温度に維持される。

直接熱交換によって、このナフサ−炭素−水懸濁物が第
１ガス分割流から感熱を吸収する。本発明では、ナフサ
と水は完全に蒸発する。ナフサのクランキングは実質的
に無い。蒸発器を外部加熱する必要は力い。蒸発器中で
の圧力降下は実質的に無い。

蒸発器１０Ｂからのガス状懸濁物は前記炭化水素燃料に
ついて前記したものと実質的に同一組成の真空残渣（Ａ
ＰＩで８．８度）の４２１ｔｂ（１９０，９に９）とホ
ットオイルスクラバー１１２中で接触される。

真空残渣−炭素懸濁物が生成し、それが気−液分離器４
中で残シのガス流から比重分離される。この懸濁物は燃
料原料またはその一部としてガス発生器へ再循環するの
が好ましい。ナフサのロスを避けるため、ホットオイル
スクラノ（−および気−液分離器の温度と圧力は蒸発器
と実質的に同じである。分離器４を出たガス流は７５〜
１５０？（２３，９〜６５．６℃）の温度に冷却され、
ナフサと水の混合物が分離器１２９中で分離されて表１
の第ＦＡｌｉｌに示す組成のクリーンな脱水生成物が６
．０５　Ｘ　１０３標準立方フイート（０，１７Ｘ１０
　”ｍ”　）製造される。このガス流は合成ガスとして
用いることができる。ナフサ−水混合物から分離される
６２８．５７！、ｂ（２８５Ｋｐ）のナフサはデカンタ
−７８に戻され、１０８ｔｂ（４９に９）の水は冷却ド
ラム３３に戻される。

蒸留のような従来のナフサ回収法に比べて本発明方法で
は要求熱エネルギーを少なくとも１０％節約するように
ナフサ−炭素−水懸濁物から回収されたナフサをデカン
タ−で再使用するのが好ましい。

表　１ （ガス組成） 欄番号　１　２　３ 図面参照番号　１８　２８　２５ 組成２モル係 Ｃｏ　３８．０３　２５．２５　４３．９４Ｈ２３８，
３４２５，４６４４，３１ Ｃ６２６，３５４，２２７，３４ Ｈ２０１３，５７４２，６１０，１３ ＣＨ４３，３４２，２１３，８５ Ａｒ　Ｏ，０６０，０４０，０７ Ｎ２　０．０３　０．０２　０．０３ Ｈ２Ｓ　Ｏ，２８０，１９０，３３ ｃｏｓ　ｏ、ｏｏ　ｏ、ｏｏ　ｏ、ｏ。

以上本発明を炭化水素原料１合成ガスおよび燃料ガスと
して説明を容易にするために特定組成のものについて例
として一般的に説明したが、これは単なる例示にすぎな
い。当業者には上記の説明から本発明の精神を逸脱し々
い範囲でプロセスと材料を各種変更できるということは
明らかであろう。

【図面の簡単な説明】

添付図面は本発明の方法の好ましい実施例を示す図であ
る。 １・・・−炭化水素原料、２−・・・ガス発生器、４・
′１・気−液分離器、７１目バーナー、３３・拳・・タ
ンク、５０・、・−気一液分離器、６８会・−拳灰分分
離器、１００・φ・会サージポット、１０８−　＠・・
蒸発器、１１２−・・・ホットオイルスクラバー、１２
７Ｉ１１１１１・冷却器、１２９・・・・気−液分離器
、１３１・・・・液−液分離器。

Claims (1)

【特許請求の範囲】
1. 炭化水素原料を自由流通式無触媒部分酸化ガス発生器の
   反応帯域に於て１７００　”Ｆ　（９２６，７℃）から
   ３５００”Ｆ（１９２６，７℃）の範囲の温度で約５〜
   ３００気圧の範囲の圧力で温度減速剤の存在下で遊離酸
   素含有ガスを用いて部分酸化してＨ２＊　Ｃｏ　＋　Ｃ
   ｏ　２　＋同伴粒状炭素およびＨ２０＋　Ｎ　２　＊　
   Ａ　ｒ　ｒ　Ｈ２Ｓ　＋　ＣＯ８ｒＣＨ４および灰分の
   群の少なくとも一つの物質で構成される高温流出生ガス
   流を作り、このプロセスガスを冷却および浄化する方法
   に於て、（１）上記反応域を出た高温流出生ガス流の全
   量を第１と第２の高温生ガス流に分割し、第１の高温生
   ガス流を全高温流出生ガス流量の約５から１０体積ツク
   −セントの範囲とし、第２の高温生ガス流を残りの量と
   し、（２）上記（１）からの第２の高温生ガス流を水と
   直接接触して冷却・洗浄して前記同伴粒状炭素を除去し
   、且つ炭素−水懸濁液を作り、（３）上記（２）からの
   炭素−水懸濁液を液体有機抽剤と混合し、デカンタ−帯
   域に於て１８０７（８２，２℃）から６５０’Ｆ（３４
   ３，３℃）の範囲の温度で７５　ｐｓｉｇ（５，１気圧
   ）から４５００ｐａｉｇ（３０６，１気圧）の範囲の圧
   力で液体有機抽剤−炭素−水懸濁液流と浄化水とに分離
   し、（４）上記（２）からのガス流を上記（３）からの
   浄化水の少なくとも一部分で構成される水でスクラバー
   してＨ２Ｏで飽和された浄化ガス流を作シ、（５）上記
   （１）次らの第１の高温生ガス流を前記ガス発生器の反
   応帯域中の温度および圧力からライン中の通常の温度ロ
   スおよび圧力ロスを減じた温度および圧力と実質的に同
   じ温度および圧力で蒸発帯域に導入し、この蒸発帯域内
   で上記ガス発生器の反応帯域中の圧力からライン中の通
   常の圧力降下を減じた圧力と実質的に同じ圧力で上記第
   １の高温生ガス流と前記（３）からの液体有機抽剤−炭
   素−水懸濁液流とを直接接触・混合し、この蒸発帯域に
   於て上記懸濁液中の実質的に全ての液体有機抽剤と水と
   を蒸発して前記第１の生ガス流と、蒸発した液体有機抽
   剤と、Ｈ２０と、同伴粒状固体とで＋ｉ’ｊ　ｙ、され
   るガス流を作り、（６）上記（５）の蒸発帯域を出た上
   記ガス流をガススクラバー帯域中で液相で液体炭化水素
   燃料のスクラバー液と接触させて炭素粒子を上記液体炭
   化水素燃料のスクラバー液で被覆し、（７）上記ガス流
   からの液体炭化水素燃料のスクラバー液と粒状炭素の液
   相懸濁物を分離帯域で重力分離し、（８）上記（７）の
   分離帯域から出るガス液を上記Ｈ２０と上記蒸発した液
   体有機抽剤の露点のより低い方の露点以下に冷却して、
   分離帯域中で水と、液体有機抽剤と、浄化剤脱水ガス流
   とに互いに分離することを特徴とするクリーン々脱水ガ
   ス液とクリーンｌＨ２Ｏ飽和ガス液とを同時に生成し且
   つ前記流出ガス流から粒状炭素を回収する方法。