JPS6158115B2 - - Google Patents
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Description
本発明は炭化水素のガス化生成物からの熱回収
方法に係り、特に炭化水素のガス化により生成し
た油状物を含む高温のガスを伝熱管等を設けた流
動層中に導入して間接的に熱交換を行なわせ、そ
れによつて熱を回収するようになされた前記熱回
収方法に関する。 石炭、減圧蒸留の残渣油、脱瀝アスフアルト、
タールサンド、オイルシエールおよびこれらの混
合物などの炭化水素類をガス化する際には、ガ
ス、油状物（タール）、固形炭化水素（チヤー）
あるいは灰分などが生成されるが、ガス化温度が
高温（600〜1500℃）であるために生成物の顕熱
を有効に回収してガス化プラント全体の熱効率を
向上させることが必要である。この場合、特に前
記生成物の中でもつとも顕熱の大きいガス（油状
物を含有）からの熱回収をはかることが効果的で
あり、このため流動層方式による間接的な熱交換
による熱回収方法が開発されている。この方式に
よれば、伝熱管を挿入された流動層内に前記ガス
を導入して流動層粒子を介して熱交換を行なわせ
ることによりガスの顕熱が伝熱管から高温の水蒸
気の形態として取出される。このガスの冷脚によ
り油状物の一部が凝集、固化して生じるいわゆる
コーキング状物は動きの激しい流動層粒子の表面
に付着するので、２重管式熱交換器を用いる方式
におけるようなコーキングによる機器閉塞のおそ
れはない。また、伝熱管表面にコーキング状物が
付着しても、これは流動層粒子の動きによつてた
えずかき取られるので管表面に堆積を生じること
はなく、熱伝達率は常に初期の設定値に維持され
る。 このような流動層を用いた熱交換方式による熱
回収方法では、熱回収率および油状物からの回収
量（粒子上のコーキング量）を増大させるために
流動層熱交換器の操作温度を低くすることが望ま
しいが、単に温度を低下させたのでは回収される
水蒸気の温度が低下して回収熱の品質が悪くな
り、また油状物が液状のまま流動層の粒子に付着
して流動層内の流動を阻害するようになる。さら
に、粒子上に経時的に堆積するコーキング状物を
除去して粒子を再生するために、流動層排熱ボイ
ラや燃焼炉などを含む再生工程を付加せねばなら
ず、このために装置が複雑化して設備コストが増
加すると共に運転制御も煩雑化する。 このために従来では流動層熱交換器の最低操作
温度は約400〜450℃とされており、また流動層粒
子としてガス化炉に用いる粒子と同様なものを用
い、粒子の再生をガス化炉自体によつて行なうこ
とも試みられている。しかし、これらの場合には
熱回収率等が必らずしも良好ではなく、また種々
の形式のプロセスに一般的に適用することが困難
であつた。 本発明の目的は流動層熱交換器により良好な品
質の熱を高い熱回収率で回収することができ、し
かも冷却特にコーキングによる閉塞を生じない炭
化水素ガス生成物からの熱回収方法を提供するこ
とにある。 本発明は、炭化水素のガス化により生成した油
状物を含む高温の生成ガスを流動層中に導き、こ
の流動層中に設けられた伝熱管中を通過する冷媒
と前記生成ガスとの間接的な熱交換により熱を回
収するようになされた炭化水素のガス化生成物か
らの熱回収方法において、前記高温の生成ガスを
約450〜500℃に保持した高温流動層に次いで約
250〜300℃に保持した低温流動層に連続的に通過
させ、前記高温流動層および低温流動層中での
夫々の熱交換によつて前記生成ガス中の熱を回収
するようになされたことを特徴とする。 以下かかる本発明方法の実施例を図面に基づい
て詳細に説明する。 第１図は本発明方法の基礎をなす実験の結果を
示すものである。この実験では石炭と減圧蒸類の
残渣油との混合物を酸素と水蒸気とによりガス化
して得られた高温の生成ガスをケイ砂を流動層粒
子とする流動層中に通過させてケイ砂の重量増加
を経時的に測定した。図中、横軸には生成ガスの
通過を開始した時点からの経過時間Ｔ（時間ｈ）
を横軸には層内の充填物の初期重量と各時点での
流動層粒子の元素分析値とから計算された重量増
加量Ｗ（Kg）が夫々示されている。ガス化炉内の
熱分解域の温度は750〜780℃であり、ケイ砂流動
層の温度制御は電気ヒータで行なつた。 第１図の実験結果から次のことが明らかであ
る。 (1) コーキング状物は時間の経過とともにケイ砂
上に着実に付着していくが、たとえば450℃以
上の曲線が示すように１時間を経過する辺りか
ら付着量の増加率が減少する。これは付着した
コーキング状物の流動によつてはく離しガスと
共に飛散するためである。 (2) 低い温度では流動層内に比較的短時間でしめ
りが生じ流動阻害が起る（斜線領域で示す）。
しかし、450℃以上の温度ではこのような現象
は生じない。 (3) 前記の流動阻害が生じる場合の付着量（以下
限界付着量という）は温度によらずほゞ一定で
ある。 以上のことから、流動層内では油状物の供給量
とコーキング速度とのバランスによつてコーキン
グ量が決り、供給量がコーキング速度を上まわる
と層内に液状物が蓄積して流動阻害を起すが、こ
の蓄積量がある値以下の場合には流動に悪影響を
与えないことがわかる。したがつて、温度を300
℃程度の低温にしても流動層内の付着量を限界付
着量以下とすれば安定した運転が可能になる。 ここで限界付着量以下への制御は層内の粒子を
再生することによつて得られるが、第１図中300
℃の曲線が示すように、この再生はたとえば12分
以内に行なわねばならず、粒子の帯留時間を極め
て短かなものとせねばならない。このために、た
とえば流動層粒子を熱回収塔と再生塔との間で循
環させることなども提案されているが（たとえ
ば、特開昭51−127101号公報）、このような方式
では循環される粒子量が大きいため動力コストが
増大し運転性が低下してしまう。 本発明は前記実験結果およびその検討によつて
得られた知見に基づいてなされたものであり、そ
の最も好適な実験例を以下第２図について説明す
る。 第２図は炭化水素原料のガス化による生成ガス
から流動床熱交換器による方式によつて熱を高温
の水蒸気として回収し、これをガス化炉に循環さ
せてガス化剤として利用する方法を実施するプラ
ントのフロー図である。図中、石炭等の炭化水素
原料１が酸素（または空気）２と水蒸気（あるい
はH2もしくはCO2）とによつて流動層方式のガス
化炉６内でガス化される。高温の生成ガス７の温
度はこの場合700〜900℃であり、その中に含有さ
れる油状生成物の割合いは原料によつても異なる
が原料を基準として５〜15wt％である。 次いで、この高温の生成ガス７は本発明の特色
をなす以下の高温および低温の流動層熱交換器に
よる逐次的な熱回収処理に付される。高温流動層
熱交換器１０は前記ガス化炉６の場合と同じ固形
カーボン粒子（チヤー）を流動層粒子１２として
用い、この流過層内には水３が流過する高温伝熱
管１１を挿入してある。流動層温度は前記第１図
の実験結果に基づいて流動阻害の起らない下限温
度付近の約450℃とし、前記伝熱管１１中の水の
流量の調節によつて常にこの温度値に制御するよ
うになされている。ここで前記高温の生成ガス７
を高温流動層熱交換器１０の下方から導入し、水
３をガス化炉６の圧力よりも若干高い圧力で高温
伝熱管１１に供給すると熱交換によつてガス化炉
６におけるガス化剤として必要な温度および圧力
の高温水蒸気１３が得られ、これはそのまま炭化
水素原料１のガス化に用いられる。 尚この高温流動層熱交換器１０には流動粒子を
供給する供給ホツパ８とコーキング状物の付着し
た粒子を回収するための回収ホツパ９とが設けら
れているが、第１図の実験結果から明らかなよう
に、前記450℃の操作温度では流動阻害が起らな
いため新鮮な粒子を運転途中に供給する必要がな
く、したがつてこの供給ポンプ８はスタートアツ
プ時にのみ用いられ粒子フイダー４を介して粒子
を供給する。また、流動化条件を適宜に設定すれ
ば層内で流動粒子１２に一旦付着したコーキング
状物をはく離させることができるので、粒子の重
量増加率は経時的に減少する。したがつて回収ホ
ツパ９は層内の粒子の重量が何等かの原因で一時
的に増加した場合にのみ用いられ、この場合に粒
子エジエクタ５により回収ホツパ９に排出された
粒子はそのままガス化炉６の燃焼域にもどされ
る。 高温流動層熱交換器１０中で高品質の熱を回収
された高温熱回収ガス１４はなお回収すべき顕熱
を有しており、本実施例ではさらに次段の低温流
動層熱交換器１５に導かれてその下方から流動層
中に通過される。この低温流動層の粒子１７は
砂、アルミナ、鉱石などの無機物質からなつてい
る。ガス化炉６の場合と同様な酸化剤としての酸
素（または空気）２の供給孔が低温流動層熱交換
器１５の底部に設けられており、粒子１７を酸素
２の図中垂直上方への吹き込みによつて燃焼させ
ながら噴流させる燃焼域が形成されている。一方
前記低温流動層熱交換器１５中の酸素供給孔の上
方には所定の距離をおいて低温伝熱管１６が配置
されて熱回収域が形成されている。この熱回収域
の温度はこの熱回収によつて数十気圧以上の過熱
水蒸気が得られるように250〜300℃とされてい
る。熱回収によつて得られた低温過熱水蒸気１８
は一部を低温流動層熱交換器１５自体のガス化剤
として用い、その他の部分は前記高温流動層熱交
換器１０からの高温水蒸気１３と共にガス化炉６
に供給される。 ここで低温流動層熱交換器１５中の熱回収挙動
を第３図についてさらに説明すると、その最下部
から垂直に吹き上げられる酸素２によつて、いわ
ゆる噴流層の形態としての粒子１７の循環流が形
成される。したがつて、上部の熱回収域で低温伝
熱管１６中の水によつて冷却され粒子１７上に凝
集しコーキングに到らない油状物（高温流動層熱
交換器１０で捕集されなかつたもの）は迅速に下
方の燃焼域に移動し、ここで酸素２によつて燃焼
される。再生された粒子１７は酸素気流によつて
再び上方の熱回収域に移動して高温熱回収ガス１
４中に含まれている油状物の付着媒体となる。こ
のようにして高温熱回収ガス１４の供給位置と酸
素２の供給孔とを所定距離はなすことによつて一
つの流動層内で熱回収と燃焼（部分燃焼）とを同
時に行なわせることができる。しかも酸素２は粒
子１７上の付着物（カーボン）の燃焼に消費され
るので、高温熱回収ガス１４は何等燃焼されずに
低温流動層熱交換器から低温熱回収ガス１９とし
て排出される。尚粒子１７上の付着物は固形状よ
りは液状に近い状態であるから燃焼域の温度はそ
れほど高くなくても約400〜500℃で充分である。 このような低温度流動層熱交換器１５内部の高
さ方向Ｈの温度Ｔの分布および酸素濃度ＣOXYの
分布を第４図に示す。上部の熱回収域では吸収
が下部の燃焼域では発熱が生じるので温度Ｔの
分布は図中実線で示すようになる。上部と下部と
の温度差は粒子循環量によつて左右されるが、本
実施例においては熱回収域での粒子滞留時間を
短くせねばならないので循環量を大きくする必要
があり、したがつて温度差はそれほど大きくな
い。一方、燃焼反応は極めて速いので、酸素はす
みやかに消費され、流動層内の酸素濃度ＣOXYは
図中点線で示すように酸素供給孔から上方に向つ
て急速に低下する。これにより、上部の熱回収域
は完全な還元性雰囲気となるので、この部分に
高温熱回収ガス（生成ガス）１４を供給すれば流
動層通過中に大きな組成変化を生じることはな
い。ここで用いられる酸素の供給量を調節するこ
とによつてこの低温流動層熱交換器１５における
熱回収域の温度が前記250〜300℃の値に制御さ
れる。尚この供給量は粒子１７上の付着物を完全
に燃焼させるとしてもガス化炉６で使用する酸素
の量の約３〜６％で充分であり、流動層粒子再生
のために必要な付加コストの上昇は極めて僅かで
ある。 このようにして熱回収を完了したガスは低温流
動層熱交換器１５から低温熱回収ガス１９として
排出され、サイクロン２０でダストを除去された
後、スクラバ２１に導かれて250〜300℃以下の留
分の油状物およびサイクロンを通過したダストを
さらに除去される。スクラバ２１の入口でガス１
９は急速に冷却されるが、ガス中には重質留分の
油状物が含まれていないのでここでのコーキング
による閉塞等はほとんど生じない。スクラバ２１
での冷却水２３はスクラバ自体から回収された水
から主としてなり、分離器２２で軽質油状物やダ
ストを分離してからポンプ２４で循環して用いら
れる。スクラバ２４を出た生成ガス２５はその後
H2S，CO2，NH3を除くために精製系に導かれ
る。 前記本発明の方法を実施するため、第２図に図
示のプラントの具体的な動作条件、性能等を第１
表に示す。
方法に係り、特に炭化水素のガス化により生成し
た油状物を含む高温のガスを伝熱管等を設けた流
動層中に導入して間接的に熱交換を行なわせ、そ
れによつて熱を回収するようになされた前記熱回
収方法に関する。 石炭、減圧蒸留の残渣油、脱瀝アスフアルト、
タールサンド、オイルシエールおよびこれらの混
合物などの炭化水素類をガス化する際には、ガ
ス、油状物（タール）、固形炭化水素（チヤー）
あるいは灰分などが生成されるが、ガス化温度が
高温（600〜1500℃）であるために生成物の顕熱
を有効に回収してガス化プラント全体の熱効率を
向上させることが必要である。この場合、特に前
記生成物の中でもつとも顕熱の大きいガス（油状
物を含有）からの熱回収をはかることが効果的で
あり、このため流動層方式による間接的な熱交換
による熱回収方法が開発されている。この方式に
よれば、伝熱管を挿入された流動層内に前記ガス
を導入して流動層粒子を介して熱交換を行なわせ
ることによりガスの顕熱が伝熱管から高温の水蒸
気の形態として取出される。このガスの冷脚によ
り油状物の一部が凝集、固化して生じるいわゆる
コーキング状物は動きの激しい流動層粒子の表面
に付着するので、２重管式熱交換器を用いる方式
におけるようなコーキングによる機器閉塞のおそ
れはない。また、伝熱管表面にコーキング状物が
付着しても、これは流動層粒子の動きによつてた
えずかき取られるので管表面に堆積を生じること
はなく、熱伝達率は常に初期の設定値に維持され
る。 このような流動層を用いた熱交換方式による熱
回収方法では、熱回収率および油状物からの回収
量（粒子上のコーキング量）を増大させるために
流動層熱交換器の操作温度を低くすることが望ま
しいが、単に温度を低下させたのでは回収される
水蒸気の温度が低下して回収熱の品質が悪くな
り、また油状物が液状のまま流動層の粒子に付着
して流動層内の流動を阻害するようになる。さら
に、粒子上に経時的に堆積するコーキング状物を
除去して粒子を再生するために、流動層排熱ボイ
ラや燃焼炉などを含む再生工程を付加せねばなら
ず、このために装置が複雑化して設備コストが増
加すると共に運転制御も煩雑化する。 このために従来では流動層熱交換器の最低操作
温度は約400〜450℃とされており、また流動層粒
子としてガス化炉に用いる粒子と同様なものを用
い、粒子の再生をガス化炉自体によつて行なうこ
とも試みられている。しかし、これらの場合には
熱回収率等が必らずしも良好ではなく、また種々
の形式のプロセスに一般的に適用することが困難
であつた。 本発明の目的は流動層熱交換器により良好な品
質の熱を高い熱回収率で回収することができ、し
かも冷却特にコーキングによる閉塞を生じない炭
化水素ガス生成物からの熱回収方法を提供するこ
とにある。 本発明は、炭化水素のガス化により生成した油
状物を含む高温の生成ガスを流動層中に導き、こ
の流動層中に設けられた伝熱管中を通過する冷媒
と前記生成ガスとの間接的な熱交換により熱を回
収するようになされた炭化水素のガス化生成物か
らの熱回収方法において、前記高温の生成ガスを
約450〜500℃に保持した高温流動層に次いで約
250〜300℃に保持した低温流動層に連続的に通過
させ、前記高温流動層および低温流動層中での
夫々の熱交換によつて前記生成ガス中の熱を回収
するようになされたことを特徴とする。 以下かかる本発明方法の実施例を図面に基づい
て詳細に説明する。 第１図は本発明方法の基礎をなす実験の結果を
示すものである。この実験では石炭と減圧蒸類の
残渣油との混合物を酸素と水蒸気とによりガス化
して得られた高温の生成ガスをケイ砂を流動層粒
子とする流動層中に通過させてケイ砂の重量増加
を経時的に測定した。図中、横軸には生成ガスの
通過を開始した時点からの経過時間Ｔ（時間ｈ）
を横軸には層内の充填物の初期重量と各時点での
流動層粒子の元素分析値とから計算された重量増
加量Ｗ（Kg）が夫々示されている。ガス化炉内の
熱分解域の温度は750〜780℃であり、ケイ砂流動
層の温度制御は電気ヒータで行なつた。 第１図の実験結果から次のことが明らかであ
る。 (1) コーキング状物は時間の経過とともにケイ砂
上に着実に付着していくが、たとえば450℃以
上の曲線が示すように１時間を経過する辺りか
ら付着量の増加率が減少する。これは付着した
コーキング状物の流動によつてはく離しガスと
共に飛散するためである。 (2) 低い温度では流動層内に比較的短時間でしめ
りが生じ流動阻害が起る（斜線領域で示す）。
しかし、450℃以上の温度ではこのような現象
は生じない。 (3) 前記の流動阻害が生じる場合の付着量（以下
限界付着量という）は温度によらずほゞ一定で
ある。 以上のことから、流動層内では油状物の供給量
とコーキング速度とのバランスによつてコーキン
グ量が決り、供給量がコーキング速度を上まわる
と層内に液状物が蓄積して流動阻害を起すが、こ
の蓄積量がある値以下の場合には流動に悪影響を
与えないことがわかる。したがつて、温度を300
℃程度の低温にしても流動層内の付着量を限界付
着量以下とすれば安定した運転が可能になる。 ここで限界付着量以下への制御は層内の粒子を
再生することによつて得られるが、第１図中300
℃の曲線が示すように、この再生はたとえば12分
以内に行なわねばならず、粒子の帯留時間を極め
て短かなものとせねばならない。このために、た
とえば流動層粒子を熱回収塔と再生塔との間で循
環させることなども提案されているが（たとえ
ば、特開昭51−127101号公報）、このような方式
では循環される粒子量が大きいため動力コストが
増大し運転性が低下してしまう。 本発明は前記実験結果およびその検討によつて
得られた知見に基づいてなされたものであり、そ
の最も好適な実験例を以下第２図について説明す
る。 第２図は炭化水素原料のガス化による生成ガス
から流動床熱交換器による方式によつて熱を高温
の水蒸気として回収し、これをガス化炉に循環さ
せてガス化剤として利用する方法を実施するプラ
ントのフロー図である。図中、石炭等の炭化水素
原料１が酸素（または空気）２と水蒸気（あるい
はH2もしくはCO2）とによつて流動層方式のガス
化炉６内でガス化される。高温の生成ガス７の温
度はこの場合700〜900℃であり、その中に含有さ
れる油状生成物の割合いは原料によつても異なる
が原料を基準として５〜15wt％である。 次いで、この高温の生成ガス７は本発明の特色
をなす以下の高温および低温の流動層熱交換器に
よる逐次的な熱回収処理に付される。高温流動層
熱交換器１０は前記ガス化炉６の場合と同じ固形
カーボン粒子（チヤー）を流動層粒子１２として
用い、この流過層内には水３が流過する高温伝熱
管１１を挿入してある。流動層温度は前記第１図
の実験結果に基づいて流動阻害の起らない下限温
度付近の約450℃とし、前記伝熱管１１中の水の
流量の調節によつて常にこの温度値に制御するよ
うになされている。ここで前記高温の生成ガス７
を高温流動層熱交換器１０の下方から導入し、水
３をガス化炉６の圧力よりも若干高い圧力で高温
伝熱管１１に供給すると熱交換によつてガス化炉
６におけるガス化剤として必要な温度および圧力
の高温水蒸気１３が得られ、これはそのまま炭化
水素原料１のガス化に用いられる。 尚この高温流動層熱交換器１０には流動粒子を
供給する供給ホツパ８とコーキング状物の付着し
た粒子を回収するための回収ホツパ９とが設けら
れているが、第１図の実験結果から明らかなよう
に、前記450℃の操作温度では流動阻害が起らな
いため新鮮な粒子を運転途中に供給する必要がな
く、したがつてこの供給ポンプ８はスタートアツ
プ時にのみ用いられ粒子フイダー４を介して粒子
を供給する。また、流動化条件を適宜に設定すれ
ば層内で流動粒子１２に一旦付着したコーキング
状物をはく離させることができるので、粒子の重
量増加率は経時的に減少する。したがつて回収ホ
ツパ９は層内の粒子の重量が何等かの原因で一時
的に増加した場合にのみ用いられ、この場合に粒
子エジエクタ５により回収ホツパ９に排出された
粒子はそのままガス化炉６の燃焼域にもどされ
る。 高温流動層熱交換器１０中で高品質の熱を回収
された高温熱回収ガス１４はなお回収すべき顕熱
を有しており、本実施例ではさらに次段の低温流
動層熱交換器１５に導かれてその下方から流動層
中に通過される。この低温流動層の粒子１７は
砂、アルミナ、鉱石などの無機物質からなつてい
る。ガス化炉６の場合と同様な酸化剤としての酸
素（または空気）２の供給孔が低温流動層熱交換
器１５の底部に設けられており、粒子１７を酸素
２の図中垂直上方への吹き込みによつて燃焼させ
ながら噴流させる燃焼域が形成されている。一方
前記低温流動層熱交換器１５中の酸素供給孔の上
方には所定の距離をおいて低温伝熱管１６が配置
されて熱回収域が形成されている。この熱回収域
の温度はこの熱回収によつて数十気圧以上の過熱
水蒸気が得られるように250〜300℃とされてい
る。熱回収によつて得られた低温過熱水蒸気１８
は一部を低温流動層熱交換器１５自体のガス化剤
として用い、その他の部分は前記高温流動層熱交
換器１０からの高温水蒸気１３と共にガス化炉６
に供給される。 ここで低温流動層熱交換器１５中の熱回収挙動
を第３図についてさらに説明すると、その最下部
から垂直に吹き上げられる酸素２によつて、いわ
ゆる噴流層の形態としての粒子１７の循環流が形
成される。したがつて、上部の熱回収域で低温伝
熱管１６中の水によつて冷却され粒子１７上に凝
集しコーキングに到らない油状物（高温流動層熱
交換器１０で捕集されなかつたもの）は迅速に下
方の燃焼域に移動し、ここで酸素２によつて燃焼
される。再生された粒子１７は酸素気流によつて
再び上方の熱回収域に移動して高温熱回収ガス１
４中に含まれている油状物の付着媒体となる。こ
のようにして高温熱回収ガス１４の供給位置と酸
素２の供給孔とを所定距離はなすことによつて一
つの流動層内で熱回収と燃焼（部分燃焼）とを同
時に行なわせることができる。しかも酸素２は粒
子１７上の付着物（カーボン）の燃焼に消費され
るので、高温熱回収ガス１４は何等燃焼されずに
低温流動層熱交換器から低温熱回収ガス１９とし
て排出される。尚粒子１７上の付着物は固形状よ
りは液状に近い状態であるから燃焼域の温度はそ
れほど高くなくても約400〜500℃で充分である。 このような低温度流動層熱交換器１５内部の高
さ方向Ｈの温度Ｔの分布および酸素濃度ＣOXYの
分布を第４図に示す。上部の熱回収域では吸収
が下部の燃焼域では発熱が生じるので温度Ｔの
分布は図中実線で示すようになる。上部と下部と
の温度差は粒子循環量によつて左右されるが、本
実施例においては熱回収域での粒子滞留時間を
短くせねばならないので循環量を大きくする必要
があり、したがつて温度差はそれほど大きくな
い。一方、燃焼反応は極めて速いので、酸素はす
みやかに消費され、流動層内の酸素濃度ＣOXYは
図中点線で示すように酸素供給孔から上方に向つ
て急速に低下する。これにより、上部の熱回収域
は完全な還元性雰囲気となるので、この部分に
高温熱回収ガス（生成ガス）１４を供給すれば流
動層通過中に大きな組成変化を生じることはな
い。ここで用いられる酸素の供給量を調節するこ
とによつてこの低温流動層熱交換器１５における
熱回収域の温度が前記250〜300℃の値に制御さ
れる。尚この供給量は粒子１７上の付着物を完全
に燃焼させるとしてもガス化炉６で使用する酸素
の量の約３〜６％で充分であり、流動層粒子再生
のために必要な付加コストの上昇は極めて僅かで
ある。 このようにして熱回収を完了したガスは低温流
動層熱交換器１５から低温熱回収ガス１９として
排出され、サイクロン２０でダストを除去された
後、スクラバ２１に導かれて250〜300℃以下の留
分の油状物およびサイクロンを通過したダストを
さらに除去される。スクラバ２１の入口でガス１
９は急速に冷却されるが、ガス中には重質留分の
油状物が含まれていないのでここでのコーキング
による閉塞等はほとんど生じない。スクラバ２１
での冷却水２３はスクラバ自体から回収された水
から主としてなり、分離器２２で軽質油状物やダ
ストを分離してからポンプ２４で循環して用いら
れる。スクラバ２４を出た生成ガス２５はその後
H2S，CO2，NH3を除くために精製系に導かれ
る。 前記本発明の方法を実施するため、第２図に図
示のプラントの具体的な動作条件、性能等を第１
表に示す。
【表】
【表】
表中の各ラインNo.は夫々第２図のライン符号を
示し、No.７は高温生成ガス７の出口に、No.14は高
温熱回収ガス１４の出口に、そしてNo.19は低温熱
回収ガス１９の出口に対応している。表中の油状
物量は各ラインからのガスを直接サンプルして定
量した値である。また各データの値はプラントを
約50時間安定運転した後の定常時の値である。 前記第１表から明らかなように、高温および低
温の流動層熱交換器から回収された水蒸気の温度
は夫々403℃および246℃であり、その量は夫々
13.2および8.3Kg／ｈであつてその合計はガス化
剤として必要な水蒸気の熱源の88％に当るものと
なる。これは従来の高温流動層熱交換器のみを用
いる方式における対応する値の54％に比較して著
しい改善を示しており、本実施例における低温流
動層熱交換器を併置した方式のすぐれた効果を表
わしている。生成ガス中の油状物の原料比は各ラ
イン７，１４および１９で夫々9.5，7.1および
4.5wt％であり、ガス化炉で油状物量を約3wt％
低減したのと同等な効果が得られた。 各ライン７，１４および１９で回収した油状物
を熱天びんで加熱したときの重量減少特性を第５
図に夫々曲線Ａ，ＢおよびＣとして示す（横軸は
加熱温度Ｔ（℃）を縦軸は重量減少率Ｐ（％）を
示す）。ガス化炉６の出口に比較して低温流動層
熱交換器１５の出口の油状物中の重質留分は極め
て少なく、350℃以上の留分は数％である。また
スクラバ２１の入口での急冷却時に前記のように
ほとんどコーキングによる閉塞が生じなかつた
が、これは第５図で示すように油状物が軽質留分
のみであつたことから裏付けられる。 低温流動層内の粒子循環はガス化剤の流速に影
響される。本実施例では直接粒子速度を測定でき
なかつたので層内の熱吸収からその値を推定した
ところ500Kg／ｈとなり、熱回収域中での粒子の
平均滞留時間は僅か0.1時間であつた。 第６図は高温および低温の流動層熱交換器を直
接一体に結合して下方の高温流動層熱交換器から
の生成ガスによつて上方の低温流動層熱交換器中
の粒子を循環させるようにした別の実施例を示
す。図中、高温流動層熱交換３０には前記第２図
示の場合と同様な伝熱管３１を流動層粒子３２中
に有しており、ガス化炉（図示せず）からの高温
の生成ガス３３と水３４との間の熱交換によつて
生成ガス中の熱を高温水蒸気３５として回収しか
つ高温熱回収ガス３６を排出するようになされて
いる。一方この高温流動層熱交換器３０の直上に
は低温流動層熱交換器３７が設けられており、伝
熱管３８を流動層粒子３９中に配置し、前記高温
熱回収ガス３６と水４０との熱交換によつて熱を
低温水蒸気４１として回収するようになされてい
る。 前記高温流動層熱交換器３０の頂部の高温熱回
収ガス３６の出口は連結管４２によつて延設され
て低温流動層熱交換器３７の下部に開口してい
る。一方この連結管開口部から所定距離だけ下方
の位置において酸素４３の供給孔が設けられてお
り、ガス分散板４４を介して低温流動層に酸素を
供給するようになされている。 この実施例においては高温流動層熱交換器３０
からのガス３６が高速で連結管４２を通して低温
流動層の下部に吹き込まれて粒子３８を吹上げて
循環流を生じさせる。上部の熱回収域で油状物が
付着した流子は下方の燃焼域に移動して酸素４３
により燃焼再生され、このようにして低温流動層
熱交換器３７では高温熱回収ガス３６による流動
粒子の迅速かつ大量な再生循環下に熱回収が行な
われる。 叙上のように本発明の熱回収方法によれば、流
動層熱交換器による生成ガスの熱回収量を増大さ
せしかも冷却時のコーキングによる閉塞のおそれ
を著しく減少させることができる。
示し、No.７は高温生成ガス７の出口に、No.14は高
温熱回収ガス１４の出口に、そしてNo.19は低温熱
回収ガス１９の出口に対応している。表中の油状
物量は各ラインからのガスを直接サンプルして定
量した値である。また各データの値はプラントを
約50時間安定運転した後の定常時の値である。 前記第１表から明らかなように、高温および低
温の流動層熱交換器から回収された水蒸気の温度
は夫々403℃および246℃であり、その量は夫々
13.2および8.3Kg／ｈであつてその合計はガス化
剤として必要な水蒸気の熱源の88％に当るものと
なる。これは従来の高温流動層熱交換器のみを用
いる方式における対応する値の54％に比較して著
しい改善を示しており、本実施例における低温流
動層熱交換器を併置した方式のすぐれた効果を表
わしている。生成ガス中の油状物の原料比は各ラ
イン７，１４および１９で夫々9.5，7.1および
4.5wt％であり、ガス化炉で油状物量を約3wt％
低減したのと同等な効果が得られた。 各ライン７，１４および１９で回収した油状物
を熱天びんで加熱したときの重量減少特性を第５
図に夫々曲線Ａ，ＢおよびＣとして示す（横軸は
加熱温度Ｔ（℃）を縦軸は重量減少率Ｐ（％）を
示す）。ガス化炉６の出口に比較して低温流動層
熱交換器１５の出口の油状物中の重質留分は極め
て少なく、350℃以上の留分は数％である。また
スクラバ２１の入口での急冷却時に前記のように
ほとんどコーキングによる閉塞が生じなかつた
が、これは第５図で示すように油状物が軽質留分
のみであつたことから裏付けられる。 低温流動層内の粒子循環はガス化剤の流速に影
響される。本実施例では直接粒子速度を測定でき
なかつたので層内の熱吸収からその値を推定した
ところ500Kg／ｈとなり、熱回収域中での粒子の
平均滞留時間は僅か0.1時間であつた。 第６図は高温および低温の流動層熱交換器を直
接一体に結合して下方の高温流動層熱交換器から
の生成ガスによつて上方の低温流動層熱交換器中
の粒子を循環させるようにした別の実施例を示
す。図中、高温流動層熱交換３０には前記第２図
示の場合と同様な伝熱管３１を流動層粒子３２中
に有しており、ガス化炉（図示せず）からの高温
の生成ガス３３と水３４との間の熱交換によつて
生成ガス中の熱を高温水蒸気３５として回収しか
つ高温熱回収ガス３６を排出するようになされて
いる。一方この高温流動層熱交換器３０の直上に
は低温流動層熱交換器３７が設けられており、伝
熱管３８を流動層粒子３９中に配置し、前記高温
熱回収ガス３６と水４０との熱交換によつて熱を
低温水蒸気４１として回収するようになされてい
る。 前記高温流動層熱交換器３０の頂部の高温熱回
収ガス３６の出口は連結管４２によつて延設され
て低温流動層熱交換器３７の下部に開口してい
る。一方この連結管開口部から所定距離だけ下方
の位置において酸素４３の供給孔が設けられてお
り、ガス分散板４４を介して低温流動層に酸素を
供給するようになされている。 この実施例においては高温流動層熱交換器３０
からのガス３６が高速で連結管４２を通して低温
流動層の下部に吹き込まれて粒子３８を吹上げて
循環流を生じさせる。上部の熱回収域で油状物が
付着した流子は下方の燃焼域に移動して酸素４３
により燃焼再生され、このようにして低温流動層
熱交換器３７では高温熱回収ガス３６による流動
粒子の迅速かつ大量な再生循環下に熱回収が行な
われる。 叙上のように本発明の熱回収方法によれば、流
動層熱交換器による生成ガスの熱回収量を増大さ
せしかも冷却時のコーキングによる閉塞のおそれ
を著しく減少させることができる。
第１図は流動層粒子の重量増加の経時変化を示
す説明図、第２図は本発明方法を実施する装置の
フロー図、第３図は前記装置要部の概略図、第４
図は前記要部の内部における温度分布状態を示す
説明図、第５図は前記装置における油状生成物の
加熱重量減少特性を示す説明図、第６図は本発明
の方法を実施する別の装置の概要を示す説明図で
ある。 １……原料炭化水素、２……酸素、６……ガス
化炉、７……高温生成ガス、１０……高温流動層
熱交換器、１３……高温水蒸気、１４……高温熱
回収ガス、１５……低温流動層熱交換器、１８…
…低温水蒸気、１９……低温熱回収ガス。
す説明図、第２図は本発明方法を実施する装置の
フロー図、第３図は前記装置要部の概略図、第４
図は前記要部の内部における温度分布状態を示す
説明図、第５図は前記装置における油状生成物の
加熱重量減少特性を示す説明図、第６図は本発明
の方法を実施する別の装置の概要を示す説明図で
ある。 １……原料炭化水素、２……酸素、６……ガス
化炉、７……高温生成ガス、１０……高温流動層
熱交換器、１３……高温水蒸気、１４……高温熱
回収ガス、１５……低温流動層熱交換器、１８…
…低温水蒸気、１９……低温熱回収ガス。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １ 炭化水素のガス化により生成した油状物を含
む高温の生成ガスを流動層中に導き、この流動層
中に設けられた伝熱管中を通過する冷媒と前記生
成ガスとの間接的な熱交換により熱を回収するよ
うになされた炭化水素のガス化生成物からの熱回
収方法において、前記高温の生成ガスを約450〜
500℃に保持した高温流動層に次いで約250〜300
℃に保持した低温流動層に連続的に通過させ、前
記高温流動層および低温流動層中での夫々の熱交
換によつて前記生成ガス中の熱を回収するように
なされたことを特徴とする前記炭化水素のガス化
生成物からの熱回収方法。 ２ 前記低温流動層には前記高温流動層の出口か
らのガスの吹き込み口の上方に伝熱管を配置して
熱回収域を形成し、また、前記吹き込み口から所
定間隔をおいて下方に酸化剤ガスの吹き込み口を
設けて燃焼域を形成し、前記高温流動層の出口か
らのガスおよび酸化剤ガスの少なくとも一方のも
のの吹き込みによつて流動層形成粒子を前記熱回
収域と燃焼域との間に循環させるようになされた
ことを特徴とする特許請求の範囲第１項記載の炭
化水素のガス化生成物からの熱回収方法。
Priority Applications (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP56063346A JPS57179289A (en) | 1981-04-28 | 1981-04-28 | Recovering method of heat from gasified product of hydrocarbon |
| US06/361,270 US4412848A (en) | 1981-04-28 | 1982-03-24 | Heat recovery method from gasified products of hydrocarbon |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
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