(57)【特許請求の範囲】
【請求項１】
水素と、エタン、エチレン、プロパン及びプロピレンからなる群より選ばれる１種以上の成分とを含む原料ガス混合物を分離するための方法であって、
（ａ）原料ガス混合物を冷却する工程、
（ｂ）その結果得られる冷却された原料ガス混合物を冷却及び分別帯域へ導入し、そこで当該冷却された原料ガス混合物を更に冷却しそして分別して、軽質のオーバーヘッドガス流と、エタン、エチレン、プロパン及びプロピレンからなる群より選ばれる１種以上の成分を富ませた液体製品流とを得る工程、そして
（ｃ）工程（ａ）及び（ｂ）において必要とされる寒冷のうちの少なくとも一部分を、昇圧した気体冷媒流を閉ループガスエキスパンダー冷却プロセスで仕事膨張させることにより発生させた低温の冷媒流との間接熱交換により提供する工程、
を含む、原料ガス混合物の分離方法。
【請求項２】
工程（ｂ）における冷却された原料ガス混合物の冷却及び分別をデフレグメーターで行う、請求項１記載の方法。
【請求項３】
工程（ｂ）の冷却及び分別帯域において必要とされる寒冷のうちの一部分を、工程（ｂ）の軽質オーバーヘッドガス流との間接熱交換により提供して、加温された軽質オーバーヘッドガス流を生じさせる、請求項１又は２記載の方法。
【請求項４】
工程（ａ）における原料ガス混合物を冷却するのに必要とされる寒冷のうちの一部分を、前記加温された軽質オーバーヘッドガス流との間接熱交換により提供する、請求項３記載の方法。
【請求項５】
原料ガス混合物を冷却するのに必要とされる寒冷のうちの一部分を、工程（ｂ）の液体製品流を少なくとも部分的に気化させることによる間接熱交換によって提供する、請求項１から４までのいずれか一つに記載の方法。
【請求項６】
工程（ｃ）の昇圧した気体冷媒流を、工程（ａ）と（ｂ）で必要とされる寒冷のうちの少なくとも一部分を提供する結果として得られる加温された冷媒ガスを圧縮し、その結果得られた圧縮した冷媒ガスを冷却し、そしてその結果得られた冷却した圧縮冷媒ガスを仕事膨張させて行程（ｃ）の低温冷媒流を提供することを含む、閉ループガスエキスパンダー冷却プロセスでもって提供する、請求項１から５までのいずれか一つに記載の方法。
【請求項７】
前記冷媒ガスが、窒素、メタン、窒素とメタンとの混合物、又は空気を含む、請求項６記載の方法。
【請求項８】
前記加温された冷媒ガスを圧縮するのに必要とされる仕事のうちの一部分を、冷却の結果得られた前記冷却圧縮冷媒ガスの仕事膨張により提供する、請求項６又は７記載の方法。
【請求項９】
圧縮の結果得られた前記圧縮冷媒ガスを冷却するのに必要とされる寒冷のうちの一部分を、工程（ｂ）の液体製品流を少なくとも部分的に気化させることによる間接熱交換により提供する、請求項６から８までのいずれか一つに記載の方法。
【請求項１０】
工程（ａ）と（ｂ）で必要とされる寒冷のうちの少なくとも一部分を、
（１）工程（ａ）と（ｂ）で必要とされる寒冷のうちの少なくとも一部分を提供する結果として得られた加温された冷媒ガスを圧縮し、
（２）その結果得られた圧縮した冷媒ガスを冷却して冷却冷媒ガスを生じさせ、
（３）この冷却冷媒ガスのうちの第１の部分を更に冷却して、仕事膨張させそして工程（ｂ）で必要とされる寒冷のうちの一部分を提供するのに使われる更に冷却した冷媒ガスを生じさせ、それにより部分的に加温した冷媒ガスを生じさせ、そして
（４）上記の冷却冷媒ガスのうちの第２の部分を仕事膨張させて冷却した膨張冷媒ガスを生じさせ、この冷却した膨張冷媒ガスを（３）の部分的に加温した冷媒ガスと一緒にし、そしてその結果得られた一緒にした冷媒ガスを使って工程（ａ）における原料ガス混合物を冷却するのに必要とされる寒冷のうちの一部分を提供し、それにより（１）の加温された冷媒ガスを提供すること、
を含む閉ループガスエキスパンダー冷却プロセスでもって提供する、請求項１記載の方法。
【請求項１１】
工程（ｂ）の液体製品流のうちの少なくとも一部分をストリッピング塔へ導入し、そしてそこから、エタン、エチレン、プロパン及びプロピレンからなる群より選ばれる１種以上の成分を更に富ませた塔底流と、水素を富ませたオーバーヘッド流とを抜き出すことを更に含む、請求項１から１０までのいずれか一つに記載の方法。
【請求項１２】
前記オーバーヘッド流を工程（ｂ）での冷却と分別の前の冷却された原料ガス混合物と一緒にする、請求項１１記載の方法。
【請求項１３】
前記ストリッピング塔のための焚上げ蒸気を、少なくとも一部分は、原料ガス混合物と間接熱交換させて原料ガス混合物を冷却することにより当該塔の底部から液を気化させることにより提供する、請求項１１又は１２記載の方法。
【請求項１４】
前記ストリッピング塔のための焚上げを、少なくとも一部分は、前記昇圧した気体冷媒流のうちの一部分と間接熱交換させてその昇圧した気体冷媒流のうちの当該一部分を冷却することにより当該塔の底部から液を気化させることにより提供する、請求項１１から１３までのいずれか一つに記載の方法。
【請求項１５】
前記原料ガス混合物が、メタン、一酸化炭素、二酸化炭素及び窒素からなる群より選ばれる１種以上の低沸点成分を更に含む、請求項１から１４までのいずれか一つに記載の方法。
【発明の詳細な説明】
【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は、水素と、エタン、エチレン、プロパン及びプロピレンからなる群より選ばれる１種以上の成分とを含む原料ガス混合物を分離するための方法に関する。
【０００２】
【従来の技術及び発明が解決しようとする課題】
ガス混合物からエチレンやプロピレンといったようなオレフィン類を回収するのは、石油化学産業では経済的に重要であるがエネルギーを非常に集中使用するプロセスである。これらのガス混合物は、水蒸気の存在下での炭化水素の高温分解、一般に熱分解と称されるもの、によって製造されるか、あるいは流動接触分解プロセスやフルードコーキングプロセスからの排ガスとして得ることができる。これらのオレフィン類を回収するのには低温（ｃｒｙｏｇｅｎｉｃ）分離法が広く用いられ、そしてこの低温分離法は低温の寒冷を大量に必要とする。
【０００３】
オレフィン類は、様々な濃度の水素、メタン、エタン、エチレン、プロパン、プロピレン、そして少量の炭素数のより多い炭化水素類、窒素及びその他の微量成分を含有している原料ガス混合物から、凝縮と分別により回収される。これらのオレフィン含有原料ガス混合物を凝縮し分別するための方法は、当該技術においてよく知られている。凝縮及び分別のための寒冷は、通常、周囲温度の冷却水、プロピレン及びエチレンの閉サイクル系、そして分離プロセスで製造される昇圧した軽質ガス類の仕事膨張又はジュール−トムソン膨張により、順次より低くなる温度レベルで供給される。低温オレフィン回収法における最近の改良では、エネルギー必要量が低減されそしてエチレン及び／又はプロピレンの回収レベルが上昇している。
【０００４】
Ｃ２又はＣ３及びより重質の炭化水素の回収のための低温分離プロセスに寒冷を提供するのには、たくさんの方法が提案されている。これらの方法には、原料ガス又は軽質残留ガスの仕事膨張、通常の単一流体又はカスケード蒸気圧縮による冷却、混合冷媒、及びジュール−トムソン膨張による冷却が含まれる。このほかの方法はＣ２又はＣ３及びより重質の炭化水素の回収のために吸収を利用し、これは一般に分離プロセスのために必要とされる寒冷の量を減少させる。
【０００５】
米国特許第５５６８７３７号、同第５５５５７４８号及び同第４７５２３１２号各明細書には、原料ガスの仕事膨張を利用して、天然ガス又は製油所ガス流からＣ２＋又はＣ３＋炭化水素を回収するための寒冷を提供する方法が記載されている。米国特許第５２７５００５号、同第４８９５５８４号及び同第４６１７０３９号各明細書には、通常のプロパン又はその他の蒸気の圧縮による冷凍系を使って、原料ガスの仕事膨張により提供される寒冷を補う同様の方法が記載されている。これらの方法は、高いＣ２回収率（９０％以上）のために十分な寒冷を提供するのに比較的高い原料ガス圧力、典型的には３．４５〜６．９０ＭＰａ（絶対圧）（５００〜１０００ｐｓｉａ）と、原料中の比較的低いＣ２含有量とを必要とする。それらは、一般に、Ｃ２の回収のために必要とされるよりも高温の寒冷を必要とするＣ３の回収により適している。米国特許第４７１４４８７号明細書には、Ｃ３＋炭化水素を回収するための寒冷を提供するのに軽質の残留ガスの仕事膨張を利用する同様の方法が記載されている。
【０００６】
通常のカスケード蒸気圧縮による冷凍系が米国特許第５５０２９７１号明細書に開示されており、これはエチレン／プロピレン系を利用して、製油所排ガス流からＣ２＋炭化水素を回収するための寒冷を提供するものである。この種の寒冷は、分解ガスからエチレンとそれより重質の炭化水素類を回収するため本質的に全てエチレンプラントで使用される。この種のカスケード系は、−１０１℃（−１５０°Ｆ）ほどの低い温度レベルで寒冷を効率的に提供することができるが、２台の冷媒圧縮機と多数の冷媒ドラムとを必要とする。
【０００７】
分離したＣ２＋炭化水素をジュール−トムソン膨張及び再気化させて分解ガスからそれらの炭化水素を回収するための寒冷を提供することが、米国特許第５４６１８７０号明細書に記載されている。この方法は、エネルギー効率的であるが、分離のために必要である低温レベルの寒冷を提供するために炭化水素製品を比較的低圧の蒸気として回収することを必要とする。
【０００８】
米国特許第５３２９７７９号、同第５２８７７０３号、同第４７０７１７０号及び同第４５８４００６号各明細書では、種々の形態の混合冷媒系を利用して、様々な炭化水素含有流からＣ２又はそれより重質の炭化水素を回収するための寒冷を提供している。これらの方法は、単一の冷媒圧縮機を利用して広い温度範囲にわたる寒冷を提供しているが、多数の冷媒ドラムと複雑な冷媒補給系とを必要としている。
【０００９】
分解ガス、製油所ガス又は天然ガスからＣ２＋又はＣ３＋炭化水素を回収するのに吸収を利用する方法が、米国特許第５５２０７２４号、同第５０１９１４３号及び同第４２７２２６９号各明細書に開示されている。軽質炭化水素は吸収塔においてより重質の溶媒、通常はＣ５又はそれより重質の炭化水素、でもって吸収され、そして別の塔においてストリッピングして軽質の製品が回収され、且つ重質の溶媒が再生される。Ｃ２回収率を高くするため、溶媒を典型的には約−４０℃（−４０°Ｆ）に冷却するのに通常の蒸気再圧縮による寒冷が一般に要求される。
【００１０】
窒素再循環冷却系は、液体酸素製品及び液体窒素製品を生産するための非常に低温の寒冷（−１７３〜−１９６℃（−２８０〜−３２０°Ｆ））を提供するために低温空気分離プラントで使用されている。しかしながら、窒素再循環冷却系は、もっと高温（−４６〜−１５７℃（−５０〜−２５０°Ｆ））でのＣ２及びＣ３炭化水素の回収のためには使用されていない。
【００１１】
Ｃ２＋及びＣ３＋炭化水素を回収するための上述の低温分離方法は、低温の寒冷を大量に必要としている。これらの寒冷の要求のために消費されるエネルギーを、ほどよい資本費で実施することができる新しい又は改良した冷却プロセスを利用して低減することは、望ましいことである。以下において説明され、特許請求の範囲により定義される本発明の方法は、経費が安くて且つエネルギー効率的な方法を利用してそのような寒冷を提供するものである。
【００１２】
【課題を解決するための手段】
本発明は、水素と、エタン、エチレン、プロパン及びプロピレンからなる群より選ばれる１種以上の成分とを含む原料ガス混合物を分離するための方法である。この方法は、（ａ）原料ガス混合物を冷却する工程、（ｂ）その結果得られる冷却した原料ガス混合物を冷却及び分別帯域へ導入し、そこで当該冷却した原料ガス混合物を更に冷却しそして分別して、軽質のオーバーヘッドガス流と、エタン、エチレン、プロパン及びプロピレンからなる群より選ばれる１種以上の成分を富ませた液体製品流とを得る工程、そして（ｃ）工程（ａ）及び（ｂ）において必要とされる寒冷のうちの少なくとも一部分を、昇圧した気体冷媒流を閉ループガスエキスパンダー冷却プロセスで仕事膨張させることにより発生させた低温の冷媒流との間接熱交換により提供する工程、を含む。工程（ｂ）における冷却した原料ガス混合物の冷却及び分別は、デフレグメーターで行うことができる。
【００１３】
工程（ｂ）における冷却及び分別帯域において必要とされる寒冷のうちの一部分は、工程（ｂ）の軽質オーバーヘッドガス流と間接熱交換し加温された軽質オーバーヘッドガス流を生じさせることにより提供することができる。工程（ａ）における原料ガス混合物を冷却するために必要とされる寒冷のうちの一部分は、この加温された軽質オーバーヘッドガス流との間接熱交換により提供することができる。原料ガス混合物を冷却するために必要とされる寒冷のうちの一部分は、工程（ｂ）の液体製品流を少なくとも部分的に気化させることによる間接熱交換によって提供することができる。
【００１４】
工程（ｃ）の昇圧した気体冷媒流は、工程（ａ）と（ｂ）で必要とされる寒冷のうちの少なくとも一部分を提供する結果として得られる加温された冷媒ガスを圧縮し、その結果得られた圧縮した冷媒ガスを冷却し、そしてその結果得られた冷却した圧縮冷媒ガスを仕事膨張させて行程（ｃ）の低温冷媒流を提供することを含む、閉ループガスエキスパンダー冷却プロセスでもって提供することができる。当該冷媒ガスは、窒素、メタン、窒素とメタンとの混合物、又は空気を含むことができる。加温された冷媒ガスを圧縮するのに必要とされる仕事のうちの一部分は、冷却の結果得られた上記の冷却圧縮冷媒ガスの仕事膨張により提供することができる。
【００１５】
圧縮の結果得られた上記の圧縮冷媒ガスを冷却するのに必要とされる寒冷のうちの一部分は、工程（ｂ）の液体製品流を少なくとも部分的に気化させることによる間接熱交換により提供することができる。
【００１６】
工程（ａ）と（ｂ）で必要とされる寒冷のうちの少なくとも一部分は、（１）工程（ａ）と（ｂ）で必要とされる寒冷のうちの少なくとも一部分を提供する結果として得られた加温された冷媒ガスを圧縮し、（２）その結果得られた圧縮した冷媒ガスを冷却して冷却した冷媒ガスを生じさせ、（３）この冷却した冷媒ガスのうちの第１の部分を更に冷却して、仕事膨張させそして工程（ｂ）で必要とされる寒冷のうちの一部分を提供するのに使われる更に冷却した冷媒ガスを生じさせ、それにより部分的に加温された冷媒ガスを生じさせ、そして（４）上記の冷却した冷媒ガスのうちの第２の部分を仕事膨張させて冷却した膨張冷媒ガスを生じさせ、この冷却した膨張冷媒ガスを（３）の部分的に加温された冷媒ガスと一緒にし、そしてその結果得られた一緒にした冷媒ガスを使って工程（ａ）における原料ガス混合物を冷却するのに必要とされる寒冷のうちの一部分を提供し、それにより（１）の加温された冷媒ガスを提供することを含む、閉ループガスエキスパンダー冷却プロセスでもって提供することができる。
【００１７】
上記の方法は、工程（ｂ）の液体製品流のうちの少なくとも一部分をストリッピング塔へ導入し、そしてそこから、エタン、エチレン、プロパン及びプロピレンからなる群より選ばれる１種以上の成分を更に富ませた塔底流と、水素を富ませたオーバーヘッド流とを抜き出すことを更に含んでもよい。このオーバーヘッド流は、工程（ｂ）での冷却と分別の前の冷却した原料ガス混合物と一緒にすることができる。
【００１８】
ストリッピング塔のための焚上げ蒸気は、少なくとも一部分は、原料ガス混合物と間接熱交換させそれにより原料ガス混合物を冷却することにより当該塔の底部から液を気化させることにより提供することができる。ストリッピング塔のための焚上げは、少なくとも一部分は、昇圧した気体冷媒流のうちの一部分と間接熱交換させそれによりその昇圧した気体冷媒流のうちの当該一部分を冷却することにより当該塔の底部から液を気化させることにより提供することができる。
【００１９】
原料ガス混合物はまた、メタン、一酸化炭素、二酸化炭素及び窒素からなる群より選ばれる１種以上の低沸点成分を含むこともできる。
【００２０】
【発明の実施の形態】
本発明は、Ｃ２及び／又はＣ３炭化水素成分を、水素を含め１種以上のより軽質の低沸点成分とともに含有している製油所又は石油化学プラントのガス混合物から、Ｃ２及び／又はＣ３炭化水素、特にエチレン及びプロピレンを回収するための方法である。デフレグメーター又はその他の冷却及び分別方法を使って原料ガスを凝縮及び分別し、Ｃ２成分を富ませた及び／又はＣ３成分を富ませた、随意に更に分離及び精製するための、中間生成物流を生じさせる。このプロセスのための寒冷は、少なくとも一部分は、好ましくは窒素を再循環冷媒として使用する、閉ループガスエキスパンダー冷却プロセスサイクルにより提供される。この閉ループ窒素エキスパンダープロセスサイクルは、圧縮機を利用して窒素冷媒を適当な圧力に圧縮し、そしてこの圧縮窒素を１台以上のターボエキスパンダーを利用して１以上の温度レベルまで仕事膨張させて、分離プロセスのために必要とされる寒冷のうちの少なくとも一部分を提供する。ターボエキスパンダーには圧縮機の負荷を負わせてもよい（コンパンダー）。炭化水素製品は気体の形態で回収してもあるいは液体の形態で回収してもよい。分離プロセスは、この製品からより軽質の成分を除去するためのストリッピング塔もしくは蒸留塔、及び／又はこの製品からより重質の成分を除去するための蒸留塔を含んでもよい。よりエネルギー効率的な冷却システムとするのに望ましいのであれば、窒素は２以上の圧力レベルに圧縮してもよく、また２以上の圧力レベルに膨張させてもよい。
【００２１】
本発明の第１の態様を図１に示す。管路１０１の原料ガスは、水素、メタン、エタン及びエチレンを主として含有し、少量のプロパン、プロピレン及びもっと重質の炭化水素類を含有している典型的な分解ガス、流動接触分解装置の排ガス、あるいはフルードコーキング装置の排ガスである。この原料ガスは、一般には周囲温度及び０．５２〜３．４５ＭＰａ（絶対圧）（７５〜５００ｐｓｉａ）の範囲の圧力で供給され、水分とそのほかの容易に凝縮する成分を凝縮させるために冷却（図示せず）することができ、凝縮したものはノックアウトドラム１０５から管路１０３を通して抜き出される。管路１０７の原料ガスを切り換え式の乾燥器１０９と１１１で乾燥させて、一般に約−４０℃（−４０°Ｆ）未満の露点にある、管路１１３の乾燥原料ガスを得る。
【００２２】
管路１１３の乾燥原料ガスを原料冷却熱交換器１１５で、管路１１７、１１９、及び１２２の加温する冷媒及びプロセス流（後に定義される）との熱交換により冷却して−１８〜−７３℃（０〜−１００°Ｆ）の範囲の温度にする。熱交換器１１５において部分的に凝縮していることもある、この原料ガスを、ドラム１１８へ導入する。未凝縮の蒸気をドラム１１８から管路１２０により抜き出し、デフレグメーター熱交換器１２１で更に冷却し、凝縮させ、そして精留（ｒｅｃｔｉｆｙ）して、管路１２３の軽質オーバーヘッドガスと管路１２０を通しドラム１１８へ戻されるボトム液とを生じさせる。ドラム１１８と熱交換器１２１がデフレグメーターの主要な構成要素であるが、デフレグメーターは当該技術において知られているいずれのタイプの精留熱交換器と分離器の集成装置であってもよい。包括的な凝縮及び分別装置１２５は、上で明らかにしたとおりのデフレグメーターでよく、あるいはまた、部分凝縮器あるいは再沸及び／又は還流を受ける蒸留塔といったような、いずれのタイプの冷却及び精留プロセスでもよい。
【００２３】
ドラム１１８からＣ２及び／又はＣ３炭化水素を富ませた管路１２７の液を抜き出し、そして随意にポンプ１２９で昇圧して、先に述べた管路１２２のプロセス流を提供する。管路１２２の液は熱交換器１１５で気化して、原料流１１３を冷却するための寒冷のうちの一部を提供し、そしてそこから気化した製品ガスを管路１２４でもって抜き出して、更に処理してエチレン及び／又はプロピレンを回収するために送り出す。
【００２４】
一般に−７３〜−１５１℃（−１００〜−２４０°Ｆ）の範囲の温度にある、管路１２３の軽質オーバーヘッドガスは、熱交換器１２１で加温されて、そこで必要とされる寒冷のうちの一部を提供し、そして部分的に加温した管路１１７の流れは、先に説明したとおり管路１１３の原料ガスを冷却するため熱交換器１１５における寒冷のうちの一部を提供するために更に加温される。管路１３１の最終的な高温のオーバーヘッドガスは、主としてメタンと水素を含有しており、関連プロセスにおいて燃料として利用することができる。
【００２５】
原料冷却熱交換器１１５とデフレグメーター熱交換器１２１のために必要とされる追加の寒冷は、閉ループガスエキスパンダー冷却プロセスサイクルにより提供され、この冷却プロセスサイクルは好ましくは窒素を作動冷媒流として使用する。その他の低沸点ガス類、例えばメタン、メタンと窒素との混合物、あるいは空気等を、所望ならば冷媒として使用することができる。この閉ループ冷却プロセスでは、管路１３３の高温窒素を圧縮機１３５で圧縮し、中間冷却器１３７で冷却し、圧縮機の最終段１３９で３．４５〜１０．３４ＭＰａ（絶対圧）（５００〜１５００ｐｓｉａ）まで更に圧縮し、そして後段冷却器１４１で周囲温度近くまで冷却する。圧縮した管路１４３の冷媒は、原料冷却熱交換器１１５で−１８〜−８４℃（０〜−１２０°Ｆ）の範囲内の温度まで冷却され、そして得られた管路１４５の冷却冷媒をターボエキスパンダー１４７で仕事膨張させて０．６９〜６．９０ＭＰａ（絶対圧）（１００〜１０００ｐｓｉａ）の範囲の圧力にし、それにより−７９〜−１５７℃（−１１０〜−２５０°Ｆ）の温度範囲にある管路１４９の低温冷媒流を得る。管路１４９の低温冷媒を熱交換器１２１と１１５で加温して、先に説明した必要とされる寒冷を提供させ、そして得られた管路１３３の加温した冷媒を圧縮して閉ループ冷却サイクルを続けさせる。
【００２６】
ターボエキスパンダー１４７によって発生される膨張仕事は、圧縮機のうちの１段１３５又は１３９を駆動するのに利用（図示せず）して、冷却サイクルの総合効率を向上させることができる。
【００２７】
本発明の別の態様を図２でもって説明する。この態様では、閉ループガスエキスパンダー窒素冷却プロセスは温度レベルを異にする二つの仕事膨張工程を利用し、そしてデフレグメーター液を統合されたストリッピング塔で更に分離してプロパンとプロピレンを更に富ませた液体製品を得る。図２を参照すると、ドラム１１８からの管路１２７の液をストリッピング塔２０１へ導入し、そこから軽質成分のエタン、エチレン、及びメタンをオーバーヘッド管路２０３でもって抜き出す。プロパンとプロピレンを更に富ませた、管路２０５の液体ボトム（塔底液）を抜き出して、更に処理するために送り出す。管路２０３のオーバーヘッドは熱交換器１１５からの冷却した原料ガスと一緒にして、この一緒にした流れをドラム１１８とデフレグメーター熱交換器１２１へ導入する。
【００２８】
管路２０７の高温窒素を多段圧縮機２０９で圧縮し、後段冷却器２１１で冷却して管路２１３の圧縮窒素冷媒を得る。この圧縮窒素のうちの一部分２１５は、リボイラー熱交換器２１７で管路２１９からの液体ボトムとの熱交換により冷却されてストリッピング塔２０１のために管路２２１を経由して焚上げ蒸気を提供することができる。冷却された管路２２３の窒素は残りの圧縮窒素と一緒にし、そして一緒にした管路２２５の冷却した窒素が熱交換器１１５へ導入される。熱交換器１１５で約−２９〜＋２７℃（約−２０〜＋８０°Ｆ）の中間温度まで冷却後、この中間冷却した窒素流のうちの一部分２２７を抜き出し、ターボエキスパンダー２２９で仕事膨張させる。残りの圧縮窒素は熱交換器１１５で−６２〜−７℃（−８０〜＋２０°Ｆ）まで冷却し、そしてターボエキスパンダー２３３で仕事膨張させる。
【００２９】
−７３〜−１１８℃（−１００〜−１８０°Ｆ）及び０．６９〜６．９ＭＰａ（絶対圧）（１００〜１０００ｐｓｉａ）になっている管路２３５の膨張し冷却した窒素は熱交換器１２１で加温されて、先に説明したように寒冷を提供する。−１８〜−７３℃（０〜−１００°Ｆ）及び０．６９〜６．９ＭＰａ（絶対圧）（１００〜１０００ｐｓｉａ）になっている管路２３７の膨張し冷却した窒素は管路２３９の加温された窒素と一緒にされ、そしてこの一緒にされた流れは熱交換器１１５で更に加温されて、先に説明したように寒冷を提供する。
【００３０】
ストリッピング塔２０１の焚上げ蒸気を発生させるための追加の熱を、リボイラー熱交換器２１７で管路１０１からの原料ガスを冷却しそしてこの冷却した原料ガスを先に説明したように処理するため管路２４１を通して戻すことにより提供することができる。
【００３１】
上述の態様に代わるものが可能である。例えば、先に説明した統合ストリッピング塔２０１に代えて、回収部と濃縮部を備え且つオーバーヘッド凝縮器を備えた蒸留塔を使用することができる。しかし、ストリッピング塔（回収塔）のみを使用しそしてストリッピングした蒸気流を原料デフレグメーターへ戻してその流れ中の残留製品を回収するのが、通常はより原価効率的である。
【００３２】
同様のプロセスを使って、上述のものよりも低い寒冷温度レベルを必要とすることがあるエチレン及び／又はエタンを回収することができる。この場合には、よりエネルギー効率的なやり方でもって分離プロセスの寒冷の要件を満たすために追加の窒素エキスパンダーを利用するのが望ましいことがある。窒素は、１以上の圧力レベルから３以上の温度レベルへ膨張させることができ、また圧縮機へ多数の圧力レベルで戻してもよい。それとは別に、炭化水素製品を蒸気として回収する場合には、回収した液の気化から有意量の寒冷を回収することができ、そしてエキスパンダーのうちの一つ以上をなくすことが可能なことがある。
【００３３】
種々の温度レベルの寒冷についての特定の要求条件に応じて、所要動力をより少なくし及び／又は資本費をより低くすることができる別の概要フローが図１及び２の窒素冷却系について可能である。これらの寒冷の必要条件は、主として、原料ガス圧力と組成、そしてまた製品回収率と要求される純度のレベルによって決定される。例えば、窒素冷媒をエキスパンダーの一つでより高い圧力レベルまで膨張させ、そして中間の圧力レベルで圧縮機へ戻すことができよう。あるいはまた、窒素を圧縮機の中間段から抜き出し、別個に冷却し、そしてエキスパンダーの一つで一番低い圧力レベル又はもう一つの中間圧力レベルまで膨張させることができよう。
【００３４】
２台のデフレグメーターを直列にして使用し、例えば、高温側のデフレグメーターからＣ３に富む製品を回収し、低温側のデフレグメーターからＣ２に富む製品を回収することができる。この構成は、原料冷却器と二つのデフレグメーターへ最も効率的に寒冷を提供するために３台のエキスパンダーを利用してもよい。一つ以上のストリッピング塔を追加して、一方又は両方の製品からより軽質の不純物を除去してもよい。ストリッピングした蒸気流は、好ましくは、製品回収率を上昇させるためデフレグメーターへ戻される。
【００３５】
プロセスに追加の蒸留塔を組み入れて、デフレグメーターでの精留の前か又はストリッピング塔の下流で、Ｃ２＋又はＣ３＋製品から重質炭化水素を除去してもよい。炭化水素製品流においてより高レベルの軽質不純物を許容することができる場合には、図１の態様におけるようにストリッピング塔をなくすことができる。デフレグメーターの代わりに部分凝縮器を利用することもできる。とは言え、これは、回収した製品中の軽質不純物のレベルを有意により高くすることになり、また必要とする寒冷の量を増加させ且つストリッピング塔が必要とされる場合にその寸法を増大させる。
【００３６】
【実施例】
本発明の二つの態様を以下の例でもって説明する。
【００３７】
（例１）
図１は、上述の単一冷媒ガスエキスパンダーを備えた窒素により寒冷を供給
する低温分離プロセスを示している。このプロセスは、流動接触分解（ＦＣＣ）装置の排ガスからエチレン及びエタン蒸気を回収するのに利用される。
【００３８】
管路１０１の原料ガスは、流量が３５７キログラムモル／ｈ（７８７ポンドモル／ｈ）であり、そして水素１２．４％、窒素１１．４％、メタン３８．９％、エチレン１８．３％、エタン１５．５％、及びプロパンと重質炭化水素３．５％の組成（モル％基準）を有する。４５℃（１１３°Ｆ）及び１．０５ＭＰａ（絶対圧）（１５２ｐｓｉａ）で得られる、この原料ガスを前処理（図示せず）し、乾燥器１０９で乾燥させ、そして原料冷却熱交換器１１５で−６５℃（−８５°Ｆ）に冷却する。この冷却により、原料ガス流は部分的に凝縮して、エチレン２３．５モル％及びエタン３５．７モル％の組成の凝縮部分を２１．３キログラムモル／ｈ（４７ポンドモル／ｈ）生じさせる。次に、この部分凝縮した流れをドラム１１８へ導入し、ドラム１１８からエチレン１８．０モル％及びエタン１４．２モル％の組成の未凝縮蒸気を管路１２０を通し３３６キログラムモル／ｈ（７４０ポンドモル／ｈ）の流量で抜き出す。
【００３９】
この蒸気は、次いで管路１２０を流れてデフレグメーター熱交換器１２１に至り、そこで−１３３℃（−２０７°Ｆ）に冷却され、精留されて管路１２３の軽質オーバーヘッドガスと、１２２キログラムモル／ｈ（２６８ポンドモル／ｈ）で４８．４モル％のエチレンと３９．２モル％のエタンを含有しているＣ２に富ませたボトム液とを生じさせ、このボトム液は管路１２０を流れてドラム１１８へ戻る。原料冷却熱交換器１１５で凝縮された液とデフレグメーター熱交換器１２１で凝縮された液はドラム１１８で一緒にされ、そこから管路１２７を通して抜き出され、ポンプ１２９で絶対圧１．１２ＭＰａ（１６２ｐｓｉａ）に昇圧されて管路１２２の昇圧液をもたらし、そしてこれは原料冷却熱交換器１１５で気化されてそこで必要とされる寒冷のうちの大部分を提供する。原料冷却熱交換器１１５からは管路１２４を通してＣ２を富ませた製品ガスが１４３キログラムモル／ｈ（３１５ポンドモル／ｈ）で抜き出され、これは４℃（４０°Ｆ）及び絶対圧１．１０ＭＰａ（１６０ｐｓｉａ）で４４．７モル％のエチレン、３８．６モル％のエタン、及び８．９モル％のＣ３＋を含有している。
【００４０】
デフレグメーター熱交換器１２１からは管路１２３を通して軽質オーバーヘッドガス流が２１４キログラムモル／ｈ（４７２ポンドモル／ｈ）で抜き出され、これはエチレンを０．６％未満含有し、エタンを本質的に含有していない。この流れは、寒冷の回収のためにデフレグメーター熱交換器１２１及び原料冷却熱交換器１１５で４℃（４０°Ｆ）まで加温され、次いで管路１３１を通りプラント燃料系へと流れる。
【００４１】
低温分離プロセスのために必要とされる寒冷のうちの残りは、閉ループ窒素再循環冷却系によって供給される。８８０キログラムモル／ｈ（１９４０ポンドモル／ｈ）、８℃（４６°Ｆ）、及び絶対圧１．１４ＭＰａ（１６５ｐｓｉａ）の管路１３３の低圧窒素は、窒素圧縮機１３５と圧縮機の最終段１３９で絶対圧５．４８ＭＰａ（７９５ｐｓｉａ）に圧縮され、次いで冷却器１４１で４０℃（１０４°Ｆ）に冷却される。次に、管路１４３の高圧窒素は原料冷却熱交換器１１５で−７９℃（−１１０°Ｆ）まで冷却され、冷却された管路１４５の高圧窒素はターボエキスパンダー１４７で−１４２℃（−２２４°Ｆ）及び絶対圧１．２１ＭＰａ（１７５ｐｓｉａ）に仕事膨張させられ、そしてこの膨張した冷却流１４９はデフレグメーター熱交換器１２１へ送られそこで寒冷を提供する。次に、管路１１９の膨張加温窒素流は原料冷却熱交換器１１５で８℃（４６°Ｆ）まで更に加温され、そして管路１３３を通し窒素圧縮機へ再循環される。
【００４２】
このプロセスは、原料ガス中のエチレンの９８．０％とエタン及びそれより重質の成分の本質的に１００％を管路１２４の製品ガスとして回収し、そしてそれはメタンとそれより軽質の不純物を８モル％未満含有している。
【００４３】
（例２）
流動接触分解（ＦＣＣ）又はディープ接触分解（ＤＣＣ）装置からの排ガスよりプロピレンに富む液体製品を回収するための窒素により寒冷を供給される低温分離プロセスを、図２を参照して説明する。原料ガスは、水素１３．２モル％、窒素６．０％、メタン３１．４％、エチレン／エタン３３．７％、プロピレン１０．９％、そしてプロパン及びそれより重質の炭化水素（Ｃ３＋）４．８％の組成、４０℃（１０４°Ｆ）、０．７６ＭＰａ（絶対圧）（１１０ｐｓｉａ）にて、９８８キログラムモル／ｈ（２１７８ポンドモル／ｈ）で管路１０１を流れる。この原料はストリッピング塔リボイラー２１７で予冷され、管路２４１を通して戻され、乾燥器１０９及び１１１で乾燥され、そして原料冷却熱交換器１１５で更に−４０℃（−４０°Ｆ）まで冷却され部分的に凝縮される。３７．８モル％のプロピレンと３９．９モル％のＣ３＋を含有している８１キログラムモル／ｈ（１７９ポンドモル／ｈ）の凝縮した液体部分を含有している、上記の部分的に凝縮した流れを、ストリッピング塔２０１からの蒸気流２０３と一緒にし、そしてこの一緒にした流れをドラム１１８へ流入させる。
【００４４】
未凝縮の蒸気はドラム１１８から管路１２０を通りデフレグメーター熱交換器１２１へと流れ、そこで−７８℃（−１０９°Ｆ）に冷却され、精留されて、管路１２３を通して抜き出される軽質オーバーヘッドガス流と、５７．３％のプロピレン及び１０．５モル％のＣ３＋を含有している１６５キログラムモル／ｈ（３６４ポンドモル／ｈ）のプロピレンを富ませたボトム液とを生じさせる。このボトム液は管路１２０を流れてドラム１１８へと戻る。デフレグメーターで精留される管路１２０中の全蒸気は９９８キログラムモル／ｈ（２２０１ポンドモル／ｈ）で、９．６％のプロピレンと１．７モル％のＣ３＋を含有している。原料冷却熱交換器１１５とデフレグメーター熱交換器１２１で凝縮されたプロピレンを富ませた液は、ドラム１１８から管路１２７を通して抜き出され、そしてエチレン及びそれより軽質の成分を回収するためストリッピング塔２０１へ送られる。ストリッピング塔２０１の塔底部からは、６８．９％のプロピレンと３０．７モル％のＣ３＋を含有している１５５キログラムモル／ｈ（３４１ポンドモル／ｈ）のプロピレンに富む液体製品が、管路２０５を通し１４℃（５８°Ｆ）及び絶対圧０．６９ＭＰａ（１００ｐｓｉａ）で回収されて、更なる処理のためにポンプで絶対圧２．４１ＭＰａ（３５０ｐｓｉａ）にされる。２０．４モル％のプロピレンと５．１モル％のＣ３＋を含有しているストリッピング塔２０１からの軽質オーバーヘッド蒸気は、管路２０３を９２キログラムモル／ｈ（２０２ポンドモル／ｈ）で流れ、先に説明したように蒸気中の残留プロピレンを回収する精留のためデフレグメーターに戻される。デフレグメーター熱交換器１２１からの軽質オーバーヘッドガスは管路１２３を８３３キログラムモル／ｈ（１８３７ポンドモル／ｈ）で流れ、そしてそれはプロピレンを０．２％未満含有している。このオーバーヘッドガスは、寒冷の回収のためデフレグメーター熱交換器１２１及び原料冷却熱交換器１１５で３０℃（８６°Ｆ）に加温され、そして管路１３１を通しプラント燃料系へ送られる。
【００４５】
この低温分離プロセスのために必要とされる寒冷のうちの大部分は、閉ループ窒素冷却系により供給される。低圧窒素は管路２０７を２８６０キログラムモル／ｈ（６３００ポンドモル／ｈ）、３０℃（８６°Ｆ）、及び１．７２ＭＰａ（絶対圧）（２４９ｐｓｉａ）で流れ、多段窒素圧縮機２０９で絶対圧５．５２ＭＰａ（８００ｐｓｉａ）に圧縮され、そして冷却器２１１で４０℃（１０４°Ｆ）に冷却される。管路２１３の圧縮した窒素のうちの一部分を、必要なら原料の冷却を補うためストリッピング塔リボイラー２１７での冷却へ管路２１５を通して送り、そして管路２２３を通し戻すことができる。圧縮された窒素は管路２２５を通って原料冷却熱交換器１１５へ流入し、１６℃（６０°Ｆ）の中間温度に冷却される。
【００４６】
この窒素の一部分の８４０キログラムモル／ｈ（１８５０ポンドモル／ｈ）を管路２２７を通して抜き出し、高温エキスパンダー２２９で仕事膨張させて−５７℃（−７１°Ｆ）及び絶対圧１．７５ＭＰａ（２５４ｐｓｉａ）にし、もう一つの窒素流（後に明らかにされる）と一緒にし、そして原料冷却熱交換器１１５へ流してそこで寒冷を提供させる。窒素のうちの残りの２０２０キログラムモル／ｈ（４４５０ポンドモル／ｈ）は原料熱交換器１１５で更に−４０℃（−４０°Ｆ）に冷却され、管路２３１を通し低温エキスパンダー２３３へ送られ、膨張して−９９℃（−１４６°Ｆ）及び絶対圧１．７９ＭＰａ（２５９ｐｓｉａ）にされ、そして管路２３５を通しデフレグメーター熱交換器１２１へ送られてそこで寒冷を提供する。デフレグメーター熱交換器１２１からの管路２３９の加温された窒素は、管路２３７の膨張窒素と一緒にされ、そしてこの一緒にした流れは原料冷却熱交換器１１５で３０℃（８６°Ｆ）に加温されてそこでの寒冷を提供する。加温された窒素は、先に説明したように、管路２０７を通し窒素圧縮機２０９へ戻される。窒素エキスパンダー２２９及び２３３により発生された仕事は、好ましくは、圧縮機２０９のうちの２段を駆動するのに利用される（図示せず）。
【００４７】
このプロセスは、原料ガス中のプロピレンの９８．７％とプロパン及びそれより重質の成分の本質的に１００％を、管路２０５を通し液体製品として回収し、この液体製品はエチレンとそれより軽質の不純物を０．４モル％未満含有している。
【００４８】
本発明は、エタン、エチレン、プロパン、プロピレン、そして存在するとすれば分子量がより大きな炭化水素類を、水素及び可能性としてそのほかの軽質成分とともに含有している製油所又は石油化学工場の排ガスといったようなガス流から、エタン、エチレン、プロパン、プロピレン、そして存在するとすれば分子量がより大きな炭化水素類から選ばれる１種以上の炭化水素を回収するための低コストで且つエネルギー効率的な方法を提供する。この方法は、原料ガスの凝縮と精留のために必要とされる寒冷を供給するのに低コスト且つエネルギー効率的な方法を利用する。
【００４９】
上記の窒素の再循環系は、必要とされる任意の温度レベルの寒冷を供給することができるが、約−４６℃（−５０°Ｆ）〜約−１５７℃（−２５０°Ｆ）の範囲内において最も効率的且つ経済的にそれを供給する。この低い温度レベルでは、比較的低い圧力の原料ガスであっても、非常に高いＣ２及びＣ３回収率が可能であり、そして原料の圧縮は一般に必要とされない。窒素により寒冷を供給されるこの方法は、原料ガス又は軽質の残留ガスの仕事膨張を利用する従来技術の方法よりもはるかに高い製品回収率を達成することができるが、従来技術の方法の場合には製品回収率は原料ガスの入口圧力と残留ガスの送出圧力との間で得ることができる寒冷によって制限される。
【００５０】
本発明の方法は、混合冷媒系あるいは通常のカスケード冷却系を利用する方法よりも資本費が安いが、と言うのも、炭化水素の圧縮機器に比べて窒素の圧縮機及びエキスパンダーの価格が安く且つ効率が高いからである。同様に、この方法では窒素が凝縮されないので窒素ドラムが必要とされない。窒素は不活性ガスとして使用するためあるいは機器をパージするために大抵の製油所及び石油化学工業の設備で普通に利用可能であるから、複雑な冷媒補給系は必要ない。
【００５１】
窒素冷媒は一般にプロセス全体を通して０．６９ＭＰａ（絶対圧）（１００ｐｓｉａ）より高く保持されるので、寒冷用にずっと低い圧力で一般に気化される炭化水素冷媒と比べて圧力損失は小さい。一般に、最もエネルギー効率的なプロセスを提供するためには、窒素は少なくとも絶対圧４．１４ＭＰａ（６００ｐｓｉａ）、好ましくは少なくとも絶対圧５．５２ＭＰａ（８００ｐｓｉａ）で圧縮される。より高い圧力はより一層エネルギー効率的であることができるが、動力の節約分をより高圧の機器の追加分の価格に対して評価しなくてはならない。
【００５２】
また、炭化水素の回収のために吸収を利用する方法は、軽質及び重質不純物を除去するのに必要とされる何らかの塔のほかに、炭化水素製品を吸収しそして吸収溶媒から取り出すために複数の蒸留塔を必要とするので、本発明は炭化水素の回収のために吸収を利用する方法よりも資本費が安い。高いＣ２回収率を達成するためには、溶媒を冷却するのに通常は外部冷却も必要とされる。
【００５３】
本発明の本質的な特徴は、前述の開示に完全に記載されている。当業者は、本発明を理解し、そして本発明の基本精神から逸脱することなしに、且つ特許請求の範囲に記載された事項の範囲及びそれと同等のものからはずれることなしに、様々な改変を行うことができる。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明の一態様の概要フローシートである。
【図２】本発明の別の態様の概要フローシートである。
【符号の説明】
１０９、１１１…乾燥器
１１５…原料冷却熱交換器
１１８…ドラム
１２１…デフレグメーター熱交換器
１２５…デフレグメーター
１２９…ポンプ
１３５…圧縮機
１３７…中間冷却器
１３９…圧縮機最終段
１４１、２１１…後段冷却器
１４７、２２９、２３３…ターボエキスパンダー
２０１…ストリッピング塔
２０９…多段圧縮機
２１７…リボイラー熱交換器
【図１】
0003602807.tif 000002
【図２】
0003602807.tif 000003