(57)【要約】【課題】高価なコンプレッサーを使用することなく、効率的な原料ガスの脱水装置の再生が可能な方法とプラントを提供する。【解決手段】原料ガスから製品ガスと重質成分とに分離する際に用いられる原料ガスの脱水装置の再生方法であって、複数の脱水装置のうち少なくとも一つの脱水装置に原料ガスを流して水分を除去する脱水工程と、脱水装置よりも下流側から取り出したガスを加熱して得られた高温ガスを複数の脱水装置のうち原料ガスが流れておらず再生処理が必要な脱水装置の少なくとも一つに流してその再生を行う再生工程と、水分を分離した高温ガスを製品ガスに混合する工程と、所定時間ごとに複数の脱水装置のうち少なくとも一つの原料ガスが流れる脱水装置と高温ガスが流されて再生される脱水装置を切り替える工程とを有することを特徴とする脱水装置の再生方法。【選択図】図１
2006175324.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
少なくともメタンとメタンよりも低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスから、該原料ガスよりも高濃度のメタンと低濃度の該炭化水素とを含む製品ガスと、該原料ガスよりも低濃度のメタンと高濃度の該炭化水素とを含む重質成分とに分離する際に用いられる原料ガスの脱水装置の再生方法であって、
複数の脱水装置のうち少なくとも一つの脱水装置に原料ガスを流し、水分を除去する脱水工程；
該脱水工程で得られた乾燥原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する冷却分離工程；
該冷却分離工程で得られた分離ガスを第１の部分と第２の部分に分岐する分岐工程；
該第１の部分を減圧する減圧工程；
該第２の部分から蒸留分離法によって、該分離ガスよりも高濃度のメタンと低濃度の前記炭化水素とを含む製品ガスと、該分離ガスよりも低濃度のメタンと高濃度の前記炭化水素とを含む重質成分とに分離する蒸留分離工程；
前記減圧工程で減圧されたガスを加熱する加熱工程；
該加熱工程で得られた高温ガスを、前記複数の脱水装置のうち前記原料ガスが流れておらず再生処理が必要な脱水装置の少なくとも一つに流して、その再生を行う再生工程；
該再生工程で脱水装置を流れることにより水分を含んだ高温ガスを冷却し、水を凝縮させて分離する凝縮分離工程；
該凝縮分離工程で水分を分離したガスを前記製品ガスに混合する工程；
所定時間ごとに、前記複数の脱水装置のうち少なくとも一つの原料ガスが流れる脱水装置と高温ガスが流されて再生される脱水装置を切り替える工程；
を有することを特徴とする脱水装置の再生方法。
【請求項２】
少なくともエタンとエタンよりも低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスから、該原料ガスよりも高濃度のエタンと低濃度の該炭化水素とを含む製品ガスと、該原料ガスよりも低濃度のエタンと高濃度の該炭化水素とを含む重質成分とに分離する際に用いられる原料ガスの脱水装置の再生方法であって、
複数の脱水装置のうち少なくとも一つの脱水装置に原料ガスを流し、水分を除去する脱水工程；
該脱水工程で得られた乾燥原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する冷却分離工程；
該冷却分離工程で得られた分離ガスを第１の部分と第２の部分に分岐する分岐工程；
該第１の部分を減圧する減圧工程；
該第２の部分から蒸留分離法によって、該分離ガスよりも高濃度のエタンと低濃度の前記炭化水素とを含む製品ガスと、該分離ガスよりも低濃度のエタンと高濃度の前記炭化水素とを含む重質成分とに分離する蒸留分離工程；
前記減圧工程で減圧されたガスを加熱する加熱工程；
該加熱工程で得られた高温ガスを、前記複数の脱水装置のうち前記原料ガスが流れておらず再生処理が必要な脱水装置の少なくとも一つに流して、その再生を行う再生工程；
該再生工程で脱水装置を流れることにより水分を含んだ高温ガスを冷却し、水を凝縮させて分離する凝縮分離工程；
該凝縮分離工程で水分を分離したガスを前記製品ガスに混合する工程；
所定時間ごとに、前記複数の脱水装置のうち少なくとも一つの原料ガスが流れる脱水装置と高温ガスが流されて再生される脱水装置を切り替える工程；
を有することを特徴とする脱水装置の再生方法。
【請求項３】
原料ガスの脱水装置の再生が可能で、少なくともメタンとメタンよりも低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスから、該原料ガスよりも高濃度のメタンと低濃度の該炭化水素とを含む製品ガスと、該原料ガスよりも低濃度のメタンと高濃度の該炭化水素とを含む重質成分とに分離するプラントであって、
該原料ガスから水分を除去可能な複数の脱水装置；
該複数の脱水装置の何れにも連結可能で、該脱水装置で得られた乾燥原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する冷却分離手段；
該冷却分離手段で得られた分離ガスを第１の部分と第２の部分に分岐する分岐手段；
該第１の部分を減圧する減圧バルブ；
該第２の部分から、該分離ガスよりも高濃度のメタンと低濃度の該炭化水素とを含む製品ガスと、該分離ガスよりも低濃度のメタンと高濃度の該炭化水素とを含む重質成分とに分離する蒸留分離手段；
該減圧工程で減圧されたガスを加熱する加熱手段；
前記複数の脱水装置の何れにも連結可能で、該加熱手段で加熱された高温ガスを該脱水装置まで移送する再生ライン；
該再生ラインに連結された脱水装置を流されることにより水分を含んだ高温ガスを冷却し、水を凝縮させて分離する凝縮分離手段；
該凝縮分離手段で水分を分離されたガスを前記製品ガスに混合するライン；
を有することを特徴とするプラント。
【請求項４】
原料ガスの脱水装置の再生が可能で、少なくともエタンとエタンよりも低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスから、該原料ガスよりも高濃度のエタンと低濃度の該炭化水素とを含む製品ガスと、該原料ガスよりも低濃度のエタンと高濃度の該炭化水素とを含む重質成分とに分離するプラントであって、
該原料ガスから水分を除去可能な複数の脱水装置；
該複数の脱水装置の何れにも連結可能で、該脱水装置で得られた乾燥原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する冷却分離手段；
該冷却分離手段で得られた分離ガスを第１の部分と第２の部分に分岐する分岐手段；
該第１の部分を減圧する減圧バルブ；
該第２の部分から、該分離ガスよりも高濃度のエタンと低濃度の該炭化水素とを含む製品ガスと、該分離ガスよりも低濃度のエタンと高濃度の該炭化水素とを含む重質成分とに分離する蒸留分離手段；
該減圧工程で減圧されたガスを加熱する加熱手段；
前記複数の脱水装置の何れにも連結可能で、該加熱手段で加熱された高温ガスを該脱水装置まで移送する再生ライン；
該再生ラインに連結された脱水装置を流されることにより水分を含んだ高温ガスを冷却し、水を凝縮させて分離する凝縮分離手段；
該凝縮分離手段で水分を分離されたガスを前記製品ガスに混合するライン；
を有することを特徴とするプラント。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、例えば、天然ガス、石油随伴ガス、または製油所もしくは石油化学プラントで生じる排ガスの脱水装置の再生方法及び装置に関する。
【背景技術】
【０００２】
従来から、メタンとメタンよりも低揮発性の炭化水素を分離すること（エタン回収プロセス）、またエタンとエタンよりも低揮発性の炭化水素を分離すること（プロパン回収プロセス）が行われている。例えば、特許文献１にはエタン回収プロセスが、特許文献２にはプロパン回収プロセスが開示されている。
【０００３】
天然ガスからエタンまたはプロパンを回収する方法として、天然ガスを冷却し脱メタン塔（またはプロパン回収の場合には脱エタン塔）で軽質成分とエタン（またはプロパン）及びエタン（またはプロパン）よりもさらに低揮発性の炭化水素成分を蒸留分離する方法が広く用いられている。この時、天然ガスに水が含まれていると、冷却の過程でガス水和物（ガスハイドレート）または氷を生成し、配管、熱交換器などの閉塞を起こすためプラントの運転が困難となる。その為、天然ガスからエタンまたはプロパンを回収するプラントにおいては、冷却工程の前に脱水装置を置くのが一般的である。
【０００４】
天然ガスからエタンまたはプロパンを回収するプラントにおいては、分離に必要な温度が低いため（例えば、−１００℃）、水分を１ｐｐｍ以下まで分離するモレキュラーシーブなどの乾燥剤を充填した固体床式の脱水装置が用いられる。本脱水装置は少なくとも２塔の脱水塔からなり、それぞれの塔が乾燥剤を充填した固体床を内部に有する。２塔式の脱水装置においては、第一の塔で天然ガス中の水分を吸着・分離している間、第二の塔では乾燥剤を高温のガスを用いて再生する。第一の塔の乾燥剤が水分で飽和し吸着能力が無くなる前に、両者を切り替え、第二の塔で天然ガス中の水分を吸着・分離し、その間、第一の塔の乾燥剤を再生する。これらの切り替え操作を一定時間毎（例えば、２４時間毎）に行う。吸着・分離を行う塔数と再生を行う塔数は、脱水装置への供給ガスの流量に応じて決まる。
【０００５】
固体床式脱水装置の再生に使用するガスの供給源は、プラント内部から供給される場合が多く、おおむね、脱水装置を出た直後の乾燥天然ガスを使用する場合（これを高圧再生方法と呼ぶ）と、天然ガスから低揮発性の炭化水素を除いた製品ガスの一部を使用する場合（これを低圧再生方法と呼ぶ）とに分けられる。
【０００６】
図３に高圧再生方法を用いたプロセスフロー図を示す。高圧再生方法においては、脱水装置２を出た直後の乾燥天然ガス７を加熱し、これを再生ガスとして脱水装置３の乾燥剤の再生に使用した後、この再生処理により水分を含んだ再生オフガス２６を冷却し、水を凝縮、分離させる。水を分離した後の再生オフガス２１は、それでもなお蒸気圧分の水分を含む為、脱水装置の上流の天然ガス（原料ガス）１に合流させ、天然ガスとともに再び脱水装置２で水分を除去する。脱水装置の下流の乾燥天然ガスは比較的高圧のため、ここでは高圧再生方法と呼ぶ。本高圧再生方法においては、脱水装置下流（低圧側）から脱水装置上流（高圧側）まで再生ガスを移送する為、コンプレッサーが必要となる。
【０００７】
図４に低圧再生方法を用いたプロセスフロー図を示す。低圧再生方法においては、比較的低圧の製品ガスの一部を抜き出し、加熱した後、脱水装置３の乾燥剤の再生に使用する。その後、水分を含んだ再生オフガス２６を冷却し、水を凝縮、分離させる。水を分離した後の再生オフガス２１は製品ガスに、取り出し位置よりも下流の場所３３で合流させる。再生オフガスは、蒸気圧分の水分を含むが、製品ガスとの合流により稀釈される為、製品ガスの製品規格（露点）を満たす範囲内であれば問題とはならない。本低圧再生方法においては、製品ガスラインから脱水装置を通して再度、製品ガスラインまで再生ガスを移送するため、コンプレッサーが必要となる。
【特許文献１】米国特許第４，１５７，９０４号明細書
【特許文献２】米国特許第６，６０１，４０６号明細書
【発明の開示】
【発明が解決しようとする課題】
【０００８】
上述したように高圧再生、低圧再生の両方法においても、圧力が低い方から高い方へ、又は圧力が同程度の場所へ再生ガスを移送させる為に高価なコンプレッサーが必要になる。また、コンプレッサーは内部に回転体を有する為、回転時の磨耗などにより静的機器と比べ故障が多く、保守に人手とコストがかかるという問題があった。さらに、プラントを長期に連続運転させるために、コンプレッサーの故障時に使用する目的で予備機を設けることが多く、コストが掛かるという問題があった。
【０００９】
本発明の目的は、固体床式脱水装置を効率よく再生することのできる方法とプラントを提供することである。より詳しくは、高価なコンプレッサーを使用することなく、脱水装置の再生を行うことである。
【課題を解決するための手段】
【００１０】
上記課題を解決するため、本発明は以下の構成を有することを特徴とする。すなわち、本発明は少なくともメタンとメタンよりも低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスから、該原料ガスよりも高濃度のメタンと低濃度の該炭化水素（メタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む製品ガスと、該原料ガスよりも低濃度のメタンと高濃度の該炭化水素（メタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む重質成分とに分離する際に用いられる原料ガスの脱水装置の再生方法であって、
複数の脱水装置のうち少なくとも一つの脱水装置に原料ガスを流し、水分を除去する脱水工程；
該脱水工程で得られた乾燥原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する冷却分離工程；
該冷却分離工程で得られた分離ガスを第１の部分と第２の部分に分岐する分岐工程；
該第１の部分を減圧する減圧工程；
該第２の部分から蒸留分離法によって、該分離ガスよりも高濃度のメタンと低濃度の前記炭化水素（メタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む製品ガスと、該分離ガスよりも低濃度のメタンと高濃度の前記炭化水素（メタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む重質成分とに分離する蒸留分離工程；
前記減圧工程で減圧されたガスを加熱する加熱工程；
該加熱工程で得られた高温ガスを、前記複数の脱水装置のうち前記原料ガスが流れておらず再生処理が必要な脱水装置の少なくとも一つに流して、その再生を行う再生工程；
該再生工程で脱水装置を流れることにより水分を含んだ高温ガスを冷却し、水を凝縮させて分離する凝縮分離工程；
該凝縮分離工程で水分を分離したガスを前記製品ガスに混合する工程；
所定時間ごとに、前記複数の脱水装置のうち少なくとも一つの原料ガスが流れる脱水装置と高温ガスが流されて再生される脱水装置を切り替える工程；
を有することを特徴とする脱水装置の再生方法に関する。
【００１１】
本発明は、少なくともエタンとエタンよりも低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスから、該原料ガスよりも高濃度のエタンと低濃度の該炭化水素（エタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む製品ガスと、該原料ガスよりも低濃度のエタンと高濃度の該炭化水素（エタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む重質成分とに分離する際に用いられる原料ガスの脱水装置の再生方法であって、
複数の脱水装置のうち少なくとも一つの脱水装置に原料ガスを流し、水分を除去する脱水工程；
該脱水工程で得られた乾燥原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する冷却分離工程；
該冷却分離工程で得られた分離ガスを第１の部分と第２の部分に分岐する分岐工程；
該第１の部分を減圧する減圧工程；
該第２の部分から蒸留分離法によって、該分離ガスよりも高濃度のエタンと低濃度の前記炭化水素（エタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む製品ガスと、該分離ガスよりも低濃度のエタンと高濃度の前記炭化水素（エタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む重質成分とに分離する蒸留分離工程；
前記減圧工程で減圧されたガスを加熱する加熱工程；
該加熱工程で得られた高温ガスを、前記複数の脱水装置のうち前記原料ガスが流れておらず再生処理が必要な脱水装置の少なくとも一つに流して、その再生を行う再生工程；
該再生工程で脱水装置を流れることにより水分を含んだ高温ガスを冷却し、水を凝縮させて分離する凝縮分離工程；
該凝縮分離工程で水分を分離したガスを前記製品ガスに混合する工程；
所定時間ごとに、前記複数の脱水装置のうち少なくとも一つの原料ガスが流れる脱水装置と高温ガスが流されて再生される脱水装置を切り替える工程；
を有することを特徴とする脱水装置の再生方法に関する。
【００１２】
本発明は、原料ガスの脱水装置の再生が可能で、少なくともメタンとメタンよりも低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスから、該原料ガスよりも高濃度のメタンと低濃度の該炭化水素（メタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む製品ガスと、該原料ガスよりも低濃度のメタンと高濃度の該炭化水素（メタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む重質成分とに分離するプラントであって、
該原料ガスから水分を除去可能な複数の脱水装置；
該複数の脱水装置の何れにも連結可能で、該脱水装置で得られた乾燥原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する冷却分離手段；
該冷却分離手段で得られた分離ガスを第１の部分と第２の部分に分岐する分岐手段；
該第１の部分を減圧する減圧バルブ；
該第２の部分から、該分離ガスよりも高濃度のメタンと低濃度の該炭化水素（メタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む製品ガスと、該分離ガスよりも低濃度のメタンと高濃度の該炭化水素（メタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む重質成分とに分離する蒸留分離手段；
該減圧工程で減圧されたガスを加熱する加熱手段；
前記複数の脱水装置の何れにも連結可能で、該加熱手段で加熱された高温ガスを該脱水装置まで移送する再生ライン；
該再生ラインに連結された脱水装置を流されることにより水分を含んだ高温ガスを冷却し、水を凝縮させて分離する凝縮分離手段；
該凝縮分離手段で水分を分離されたガスを前記製品ガスに混合するライン；
を有することを特徴とするプラントに関する。
【００１３】
本発明は、原料ガスの脱水装置の再生が可能で、少なくともエタンとエタンよりも低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスから、該原料ガスよりも高濃度のエタンと低濃度の該炭化水素（エタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む製品ガスと、該原料ガスよりも低濃度のエタンと高濃度の該炭化水素（エタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む重質成分とに分離するプラントであって、
該原料ガスから水分を除去可能な複数の脱水装置；
該複数の脱水装置の何れにも連結可能で、該脱水装置で得られた乾燥原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する冷却分離手段；
該冷却分離手段で得られた分離ガスを第１の部分と第２の部分に分岐する分岐手段；
該第１の部分を減圧する減圧バルブ；
該第２の部分から、該分離ガスよりも高濃度のエタンと低濃度の該炭化水素（エタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む製品ガスと、該分離ガスよりも低濃度のエタンと高濃度の該炭化水素（エタンよりも低揮発性の炭化水素）とを含む重質成分とに分離する蒸留分離手段；
該減圧工程で減圧されたガスを加熱する加熱手段；
前記複数の脱水装置の何れにも連結可能で、該加熱手段で加熱された高温ガスを該脱水装置まで移送する再生ライン；
該再生ラインに連結された脱水装置を流されることにより水分を含んだ高温ガスを冷却し、水を凝縮させて分離する凝縮分離手段；
該凝縮分離手段で水分を分離されたガスを前記製品ガスに混合するライン；
を有することを特徴とするプラントに関する。
【発明の効果】
【００１４】
本発明によれば、低温セパレーターで分離した比較的高圧のガスの一部を再生ガスとして取り出し、減圧、加熱した後、脱水装置の乾燥剤の再生に使用し、再生オフガス（乾燥剤の再生に使用した後のガス）を冷却し水を除去した後、比較的低圧の製品ガスラインに送ることにより、再生ガスと製品ガスとの圧力差が大きいため再生ガスの移送にコンプレッサーが不要となる。このため、脱水装置の再生を安価に行える。また、再生ガスとして使用する低温セパレーター出口のガスは、エタン回収プロセスではエタン、プロパンおよび低揮発成分の濃度が小さいので、エタン、プロパンの回収率を大幅に損なうことなく、脱水装置の再生を行うことができる（プロパン回収プロセスでは、プロパンの回収率を大幅に損なうことなく、脱水装置の再生を行うことができる）。
【発明を実施するための最良の形態】
【００１５】
本発明においては、低温セパレータで分離したガスの一部を再生ガスとして取り出し、減圧し加熱した後、脱水装置の乾燥剤の再生に使用し、再生オフガスを冷却し大部分の水を除去した後、製品ガスラインに送ることができる。このため、再生ガスを高圧の位置から低圧の位置に移送するため、コンプレッサーを不要とすることができる。
【００１６】
以下に、図１を用いて本発明の脱水装置の再生方法およびプラントの一例を説明する。なお、以下の記載および図面は単に本発明の好適な態様を説明するためのものであり、本発明はこれに限定されるものではない。また、本実施例ではエタン回収プロセスとして米国特許４，１５７，９０４号明細書（特許文献１）によるガスサブクールドプロセスを用いて説明するが、本発明はこれに限定されるものではない。
【００１７】
例えば、天然ガスなどの原料ガス１が、蒸気圧分の水分を含んだ状態で脱水装置に供給される。脱水装置は２塔の脱水塔（両端に鏡板を有する円筒状の縦型容器）からなり、それぞれの塔には乾燥剤（モレキュラーシーブ）が充填される。乾燥剤の充填量は、原料ガスの流量と吸着／再生の切り替え時間により決まるが、おおよそ１２〜２４時間である。
【００１８】
原料ガスの圧力は原料ガスの組成、水分含量及びプロセス中の装置の配置によって異なるが、原料ガス圧力が大きいほど体積流量が小さくなり、脱水塔を小さくできるという観点から４．０ＭＰａ（Ａ）以上が好ましい。また、原料ガスの温度が低いほど相当する水の蒸気圧が小さくなる為、原料ガス中の水分の含有量が小さくなり乾燥剤の量を小さくできるので好ましいが、低くなりすぎるとガス水和物（ガスハイドレート）を生成する。その為、１５℃以上４０℃以下が好ましく、さらに好ましくは１５℃以上３０℃以下である。
【００１９】
原料ガス１は、第１脱水塔２を上から下の方向に流れ、その過程で水分が吸着・分離される。その間、第２脱水塔３では再生ガスヒーター４で加熱された、高温の再生ガス５が好ましくは下から上の方向に流れ、乾燥剤を加熱することにより水分を吸着・分離させる（再生する）。再生ガスの流れ方向は上から下の場合もあり得る。高温の再生ガス５の温度は、乾燥剤のタイプにより決まり、３Ａタイプのモレキュラーシーブではおおよそ２２０〜２５０℃、４Ａタイプのモレキュラーシーブではおおよそ２５０〜３００℃が一般的に使用される。また、再生ガスの圧力は再生オフガスを製品ガスに合流させる場所の圧力に配管、機器等の圧力損失分を足した圧力であり、典型的には２．０〜３．７ＭＰａ（Ａ）であることが多い。乾燥剤から全ての水分が分離されると、再生ガス６は再生ガスヒーター４をバイパスし、低温のまま第２脱水塔３を流れ、乾燥剤の温度を下げる。乾燥剤の充填量が２４時間の吸着時間を有する場合には、乾燥剤を加熱する時間はおおよそ１２〜１４時間、乾燥剤を冷却する時間はおおよそ８〜１０時間である。２４時間までの残りの時間が、待機時間である。
【００２０】
原料ガス１が第１脱水塔２を流れ始めてから、乾燥剤が保有する吸着可能時間まで経過すると、乾燥剤が水分で飽和し吸着能力が無くなるため、切り替え手段を用いて原料ガスの流れを第２脱水塔３に切り替え、第２脱水塔３で水分を吸着・分離させる。この切り替えの前には、第２脱水塔３の乾燥剤の温度が原料ガス１の温度に近いところまで冷却されていることが好ましい。原料ガスの切り替えが終わると、第１脱水塔２の再生を行う。その後、第１脱水塔２と第２脱水塔３は、切り替え手段を用いて一定時間毎に切り替えられる。
【００２１】
なお、図１では脱水装置が２台の場合を表しているが、脱水装置は２台に限定されるわけではなく、３台以上であっても良い。脱水装置の数はプロセスでの必要性・経済性を考慮して決定される。原料が流されて原料ガス中の水分を除去する脱水装置と、再生ガスによる再生処理が必要な脱水装置の数は同数である必要はなく、これらの脱水装置の数は原料ガスを流す条件及び再生条件によって適宜、決定される（ただし、切り替え手段を用いて切り替え処理を行う際に、切り替えに関与する原料ガス中の水分を除去する脱水装置と、再生ガスによる再生処理が必要な脱水装置の数は同数となる）。切り替えは全ての脱水装置に行う必要はなく所定時間経過後、脱水装置の一部を切り替え残りの脱水装置については待機状態としても良い。また、４台以上の脱水装置が存在する場合、切り替えは時間差で複数回に分けて行っても良い。
【００２２】
脱水装置で乾燥された原料ガス７は、第１原料ガスクーラー８、第２原料ガスクーラー９にて低温の製品ガスとの熱交換により冷却され、また原料ガスクーラー１０にてプロパン冷凍により冷却される。
【００２３】
冷却された原料ガス１１は、低温セパレーター１２にて気液分離が行われ、分離されたガス１３は第１のストリーム１４と第２のストリーム１５に分割される。低温セパレータには両端に鏡板を有する円筒状容器で縦型または横型のものが使用される。材質は、炭素鋼またはステンレス鋼などが温度条件に応じて市販のものから選定される。第１のストリーム１４は再生ガスとして使用される。再生ガスはエタン回収には直接、寄与しないため流量が少ないほどエタンの回収率が高くなり望ましいが、乾燥剤からの水分の脱着・分離に必要な量として原料ガス流量の５〜１５％であることが一般的である。第２のストリーム１５は図１の例ではさらに２つのストリームに分割され、一方はターボエキスパンダー１６に供給された後、脱メタン塔１７に供給される。もう一方はリフラックスサブクーラー１８に供給された後、脱メタン塔１７に供給される。脱メタン塔１７からはメタンを主成分とする脱メタン塔塔頂ガス１９を塔頂から、またエタン、プロパンおよび重質成分を主成分とするＮＧＬ２０（Ｎａｔｕｒａｌ  Ｇａｓ  Ｌｉｑｕｉｄ：天然ガス液）を塔底から得る。
【００２４】
脱メタン塔の塔頂から取り出された脱メタン塔塔頂ガス１９は原料ガスとの熱交換の後、再生オフガスクーラー出口セパレーターにて分離されたガス２１と混合され、ターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサー２２に供給される。その後、製品ガスコンプレッサー２３により所定の圧力まで圧縮され、製品ガス２４となる。
【００２５】
再生ガスは、減圧弁２５で減圧された後、第１原料ガスクーラー８および第２原料ガスクーラー９で原料ガスとの熱交換が行われる。ここで、再生ガスの減圧を行うのは圧力を低くするほど、断熱膨張により再生ガスの温度が下がり、第１原料ガスクーラー８及び第２原料ガスクーラー９での原料ガスとの熱交換の際に効果的に原料ガスの冷却を行うことができるためである。しかし、再生ガスの圧力をあまり低くしすぎると製品ガスとの圧力差が生じず、コンプレッサーなしでは脱水装置の再生後に製品ガスに混合できなくなるため、減圧弁２５で減圧される圧力は再生オフガスが製品ガスに合流する場所の圧力に、必要量の再生ガスを流したときの配管・機器の圧力損失分を足した圧力として決定される。
【００２６】
その後、再生ガスヒーター４により所定の温度まで加熱される。再生ガスの温度は、第１原料ガスクーラー８の出口でおおむね３０〜３８℃であり、アルミ熱交換器における温度アプローチが２〜５℃以上となることが望ましい。また、再生ガスヒーター４の出口の温度は、乾燥剤のタイプにより決まり、３Ａタイプのモレキュラーシーブではおおよそ２２０〜２５０℃、４Ａタイプのモレキュラーシーブではおおよそ２５０〜３００℃が一般的に使用される。第１原料ガスクーラー８と第２原料ガスクーラー９はアルミ熱交換器、多管式熱交換器などが市販のものから選ばれる。再生ガスヒーター４は、スチームや熱媒油を用いる多管式熱交換器または加熱炉などが利用できる。
【００２７】
再生ガスヒーターを出た高温再生ガス５は、第２脱水塔３に供給され再生、すなわち乾燥剤を加熱することにより水分を脱着・分離させる。分離された水分を含んだ再生オフガス２６は、再生オフガスクーラー２７に供給され、２５〜５０℃まで冷却される。再生オフガスクーラー２７の出口温度は、製品ガス２４の露点が製品規格に対し１℃〜１０℃低くなるように決定されることが好ましい。再生オフガスクーラー２７は、空冷式熱交換器、多管式熱交換器などにより、空気や水、プロパン冷凍などを冷媒とすることが可能であるが、製品ガス規格を満たすために必要な温度に応じてそのタイプは決定される。
【００２８】
冷却された再生オフガス２８は、再生オフガスクーラー出口セパレータ２９に供給され、冷却により凝縮された水が分離され、エタン回収設備からの脱メタン塔塔頂ガスに混合される。なお、図１ではこの再生オフガス２８が脱メタン塔塔頂ガスに混合される位置は、コンプレッサー２２及び２３よりも上流側であるが、再生オフガスの圧力によってはコンプレッサー２２と２３の間や２３の下流側であっても良い。このようにプロセス中で再生オフガスが製品ガスに混合される位置は、再生オフガスの圧力、製品ガスの圧力、再生ガスの減圧弁での断熱膨張による温度低下の度合を考慮して最適な位置が決定される。
分離されたガス２１は、メタンおよび少量の炭素数２以上の炭化水素を含むが、エタン、プロパンおよび低揮発成分の濃度が小さいので、エタン、プロパンの回収率を大幅に損なうことはない。
【００２９】
この時、製品ガスの圧力はプラントの仕様によって異なる（エタン回収プロセスの場合には、主に脱メタン塔において分離に必要な圧力により決まる。）が、典型的にはコンプレッサー２２の上流側では２．０〜３．０ＭＰａ（Ａ）、コンプレッサー２２と２３の間では２．５〜３．５ＭＰａ（Ａ）である。再生オフガス中の水分の大部分は、再生オフガスクーラー２７で冷却され凝縮された後、再生オフガスクーラー出口セパレーター２９にて分離されるため、再生オフガスクーラー出口セパレーター２９で分離されたガスに水分が含まれていても、製品ガス２３の製品規格（露点）を満たす範囲であれば問題ない。再生オフガスセパレーター２９は両端に鏡板を有する円筒状の容器で、縦型または横型のものが使用される。材質は、炭素鋼またはアルミ鋼などが再生オフガス中の二酸化炭素、硫黄化合物の濃度に応じて腐食に耐えうるように市販のものから選ばれる。
【００３０】
図２には、本発明に基づく脱水装置の再生方法およびプラントのもう一つの好ましい形態を示す。図１で示した方法では、再生ガスは原料ガスとの熱交換により加熱され、さらに再生ガスヒーターにより所定の温度まで加熱されるが、図２に示す方法では、原料ガスとの熱交換は行われず再生ガスヒーターのみによって、所定の温度まで加熱される。この温度は、図１で示した方法と同じく乾燥剤のタイプにより決まり、３Ａタイプのモレキュラーシーブではおおよそ２２０〜２５０℃、４Ａタイプのモレキュラーシーブではおおよそ２５０〜３００℃が一般的に使用される。図１で示した方法と比較して、原料ガスチーラーおよび再生オフガスヒーターの負荷が増加するが、第１原料ガスクーラーおよび第２原料ガスクーラーの建設費および所要スペースが低減できる。
【００３１】
また、本発明の再生方法は例えば、米国特許第６，６０１，４０６号明細書（特許文献２）に記載のプロパン回収プロセスやターボエキスパンダープロセス（図５）などにも利用することができる。
【００３２】
図５のターボエキスパンダープロセスは図１のプロセスと比較すると、リフラックスサブクーラー１８が設けられておらず、低温ガスセパレーター１２で分離された第２のストリーム１５の一部がリフラックスサブクーラー１８を通して脱メタン塔１７に供給されない点が異なる。このプロセスにおいても低温ガスセパレーター１２で分離した再生ガスを脱水装置３の再生に使用した後、製品ガスに混合するため再生ガスの混合にコンプレッサーが不要となり、脱水装置の再生を効果的に行うことができる。
【実施例】
【００３３】
以下、本発明を実施例に基づき詳細に説明する。
【００３４】
〔実施例１〕
図１に示した構成のガス処理プラントを用い、脱水装置の再生を行った例を説明するが、本発明はこれに制限されるものではない。本実施例では、高圧の原料ガス１が、７．４ＭＰａ（Ａ）、４０℃の条件でガス処理プラントに導入される。このときの原料ガス組成は、表１に示される通りであり、流量は７８０４ｋｇ−ｍｏｌ／時（７８０４×１０3モル／時）である。なお、Ｃｎ（ｎは自然数）は炭素数ｎの炭化水素を表す。また、「Ｉ−Ｃｎ」とは分岐した炭化水素、「Ｎ−Ｃｎ」とは直鎖状炭化水素を表す。
【００３５】
【表１】
2006175324.tif 000003
原料ガス１は、第１脱水塔２を上のほうから下の方向に流れ、その過程で水分が吸着・分離され、乾燥剤により原料ガス中の水分が０．１ｐｐｍまで除去される。その間、第２脱水塔３では再生ガスヒーター４で加熱された、高温の再生ガス５が下から上の方向に流れ、乾燥剤を加熱することにより水分を脱着・分離させる。乾燥剤のタイプは、３Ａタイプのモレキュラーシーブを用い、高温の再生ガス５の温度は、２５０℃である。乾燥剤から全ての水分が分離されると、再生ガス６は再生ガスヒーター４をバイパスし、低温のまま第２脱水塔３を流れ、乾燥剤の温度を下げる。乾燥剤の充填量は２４時間の吸着時間を有し、乾燥剤を加熱する時間は１２時間、乾燥剤を冷却する時間は８時間である。残りの４時間は、待機時間である。
【００３６】
原料ガス１が第１脱水塔２を流れ始めてから、２４時間経過すると、乾燥剤が水分で飽和し吸着能力が無くなるため、原料ガスの流れを第２脱水塔３に切り替え、第２脱水塔３で水分を吸着・分離させる。この切り替えの前には、第２脱水塔３の乾燥剤の温度が３４．６℃まで冷却される。原料ガスの切り替えが終わると、第１脱水塔２の再生を行う。その後、第１脱水塔２と第２脱水塔３は、２４時間毎に切り替えられる。
【００３７】
脱水装置で乾燥された原料ガス７は、第１原料ガスクーラー８、第２原料ガスクーラー９にて製品ガスとの熱交換により冷却され、また原料ガスチラー１０にてプロパン冷凍により冷却される。
【００３８】
原料ガスは−４９℃まで冷却され、低温セパレーター１２にて気液分離が行われる。分離されたガス１２は第１のストリーム１４と第２のストリーム１５に分割され、第１のストリーム１４は再生ガスとして使用される。このとき、再生ガスの組成は表２のとおりであり、流量は８８０ｋｇ−ｍｏｌ／時（８８０×１０3モル／時）である。
【００３９】
【表２】
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第２のストリーム１５はさらに２つのストリームに分割され、一方はターボエキスパンダー１６に供給された後、脱メタン塔１７に供給される。もう一方はリフラックスサブクーラー１８に供給された後、脱メタン塔１７に供給される。脱メタン塔１７からはメタンを主成分とする脱メタン塔塔頂ガス１９を塔頂から、またエタン、プロパンおよび重質成分を主成分とするＮＧＬ（Ｎａｔｕｒａｌ  Ｇａｓ  Ｌｉｑｕｉｄ：天然ガス液）２０を塔底から得る。脱メタン塔塔頂ガス１９の組成は表３のとおりであり、流量は５７５９ｋｇ−ｍｏｌ／時（５７５９×１０3モル／時）である。
【００４０】
【表３】
2006175324.tif 000005
ＮＧＬ２０の組成は表４のとおりであり、流量は、１１５７ｋｇ−ｍｏｌ／時（１１５７×１０3モル／時）である。
【００４１】
【表４】
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脱メタン塔の塔頂から取り出された脱メタン塔塔頂ガス１９は原料ガスとの熱交換の後、再生オフガスクーラー出口セパレーターにて分離されたガス２１と混合され、ターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサー２２に供給され、２．７ＭＰａ（Ａ）まで昇圧される。その後、製品ガスコンプレッサー２３により３．５ＭＰａ（Ａ）まで圧縮され、製品ガス２４となる。
【００４２】
再生ガスは減圧弁２５で２．９ＭＰａ（Ａ）まで減圧され、原料ガスとの熱交換により、第２原料ガスクーラー９で−４０℃、第１原料ガスクーラー８で３５℃まで加熱される。第１原料ガスクーラー８と第２原料ガスクーラー９にはアルミ熱交換器が用いられる。その後、再生ガスヒーター４により２５０℃まで加熱される。再生ガスヒーター４には、加熱炉が用いられる。この時の再生ガスの圧力は２．６ＭＰａ（Ａ）である。
【００４３】
再生ガスヒーター４を出た高温の再生ガス５は、第２脱水塔３に供給され、乾燥剤を加熱することにより水分を脱着・分離させる。分離された水分を含んだ再生オフガス２６は、再生オフガスクーラー２７に供給され、４０℃まで冷却される。再生オフガスクーラー２７は、冷却水を冷媒とし、多管式熱交換器が用いられる。
【００４４】
冷却された再生オフガス２８は、再生オフガスクーラー出口セパレーター２９（両端に鏡板を有する円筒状容器）に供給され、冷却により凝縮された水とガスが分離され、エタン回収設備からの脱メタン塔塔頂ガスに混合され、製品ガスとなる。このとき、製品ガスの組成は表５の通りであり、流量は６６２５ｋｇ−ｍｏｌ／時（６６２５×１０3モル／時）である。また凝縮し分離された水の流量は、５ｋｇ−ｍｏｌ／時（５×１０3モル／時）である。
【００４５】
【表５】
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製品ガスの水分の露点は８．７℃であり、製品ガス規格（１０℃の露点）に対し、１．３℃の余裕がある。また、エタン回収率は、８７．１％である。
【図面の簡単な説明】
【００４６】
【図１】本発明に基づく脱水装置の再生方法の実施例を示すプロセスフロー図である。
【図２】本発明に基づく脱水装置の再生方法の実施例を示すプロセスフロー図である。
【図３】高圧再生方法に基づく脱水装置の再生方法を示すプロセスフロー図である。
【図４】低圧再生方法に基づく脱水装置の再生方法を示すプロセスフロー図である。
【図５】本発明の再生方法を使用可能な他のプロセスフロー図を表す図である。
【符号の説明】
【００４７】
１  原料ガス
２  第１脱水塔
３  第２脱水塔
４  再生ガスヒーター
５  高温の再生ガス
６  再生ガス
７  乾燥された原料ガス
８  第１原料ガスクーラー
９  第２原料ガスクーラー
１０  原料ガスチラー
１１  冷却された原料ガス
１２  低温ガスセパレーター
１３  分離されたガス
１４  第１のストリーム
１５  第２のストリーム
１６  ターボエキスパンダー
１７  脱メタン塔
１８  リフラックスサブクーラー
１９  脱メタン塔塔頂ガス
２０  ＮＧＬ
２１  再生オフガスクーラー出口セパレーターにて分離されたガス
２２  ターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサー
２３  製品ガスコンプレッサー
２４  製品ガス
２５  減圧弁
２６  再生オフガス
２７  再生オフガスクーラー
２８  冷却された再生オフガス
２９  再生オフガスクーラー出口セパレーター
３１  コンプレッサー
３３  取り出し位置よりも下流の場所
【図１】
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【図２】
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【図３】
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【図４】
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【図５】
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