(57)【特許請求の範囲】
【請求項１】
メタン、Ｃ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記Ｃ２成分の大部分、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
（ａ）前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し；
（ｂ）前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し；そして、
（ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する；
ことを含み、改善として、冷却の後、前記冷却されたストリームを第１ストリームと第２ストリームとに分割し；そして、
（１）前記第１ストリームを冷却して、その第１ストリームの実質的にすべてを凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し；
（２）続いて前記膨張させ冷却した第１ストリームを、前記蒸留カラムにカラム中間の第１フィード位置で供給し；
（３）前記第２ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第２フィード位置で供給し；
（４）前記膨張させた第２ストリームを供給する第２フィード位置より上の前記蒸留カラムの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、そして十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し；
（５）前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給し；
（６）前記蒸留カラムの上部領域からオーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（４）の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を、前記揮発性の残留ガス留分として放出し；そして、
（７）前記蒸留カラムへの前記フィードストリームの量および温度は、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に前記蒸留カラムのオーバーヘッド温度を維持するために有効である、前記方法。
【請求項２】
メタン、Ｃ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記Ｃ２成分の大部分、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
（ａ）前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し；
（ｂ）前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し：そして、
（ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する；
ことを含み、改善として、前記ガスストリームを、それを十分に冷却して部分的に凝縮し；そして、
（１）前記部分的に凝縮されたガスストリームを分離することによって、蒸気ストリームおよび少なくとも１つの液体ストリームを提供し；
（２）続いて前記蒸気ストリームを、第１ストリームと第２ストリームとに分割し；
（３）前記第１ストリームを冷却して、その第１ストリームの実質的にすべてを凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し；
（４）続いて前記膨張させ冷却した第１ストリームを、前記蒸留カラムにカラム中間の第１フィード位置で供給し；
（５）前記第２ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第２フィード位置で供給し；
（６）前記少なくとも１つの液体ストリームの少なくとも一部を前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第３フィード位置で供給し：
（７）前記膨張させた第２ストリームを供給する第２フィード位置より上の前記蒸留カラムの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、そして十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し；
（８）前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給し；
（９）前記蒸留カラムの上部領域からオーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（７）の冷却の少なくとも一部を供給し、その後、前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を、前記揮発性の残留ガス留分として放出し；そして、
（１０）前記蒸留カラムへの前記フィードストリームの量および温度は、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に前記蒸留カラムのオーバーヘッド温度を維持するために有効である、前記方法。
【請求項３】
メタン、Ｃ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記Ｃ２成分の大部分、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
（ａ）前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し；
（ｂ）前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し；そして、
（ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する；
ことを含み、改善として、前記ガスストリームを、それを十分に冷却して部分的に凝縮し；そして、
（１）前記部分的に凝縮されたガスストリームを分離することによって、蒸気ストリームおよび少なくとも１つの液体ストリームを提供し；
（２）続いて前記蒸気ストリームを、第１ストリームと第２ストリームとに分割し；
（３）前記第１ストリームを、前記少なくとも１つの液体ストリームの少なくとも一部と合流させて、合流されたストリームを形成し、前記合流されたストリームを冷却して、実質的にその合流されたストリーム全体を凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し；
（４）続いて前記膨張させ冷却した合流されたストリームを、前記蒸留カラムにカラム中間の第１フィード位置で供給し；
（５）前記第２ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第２フィード位置で供給し；
（６）前記少なくとも１つの液体ストリームの残りの部分全てを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第３フィード位置で供給し；
（７）前記膨張させた第２ストリームを供給する第２フィード位置より上の前記蒸留カラムの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し；
（８）前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給し：
（９）前記蒸留カラムの上部領域からオーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（７）の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を、前記揮発性の残留ガス留分として放出し；そして、
（１０）前記蒸留カラムへの前記フィードストリームの量および温度は、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に前記蒸留カラムのオーバーヘッド温度を維持するために有効である、前記方法。
【請求項４】
メタン、Ｃ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記Ｃ２成分の大部分、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
（ａ）前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し；
（ｂ）前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し；そして、
（ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する；
ことを含み、改善として、冷却の後、前記冷却されたストリームを第１ストリームと第２ストリームとに分割し；そして、
（１）前記第１ストリームを冷却して、その第１ストリームの実質的にすべてを凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し；
（２）続いて前記膨張させ冷却した第１ストリームを、第１オーバーヘッド蒸気ストリームおよび底部液体ストリームを生産する接触および分離デバイスにカラム中間のフィード位置で供給し、その結果、前記底部液体ストリームが前記蒸留カラムに供給され；
（３）前記第２ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第１フィード位置で供給し；
（４）前記蒸留カラムの上部領域から第２オーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第２フィード位置で供給し；
（５）前記膨張させた第２ストリームを供給する第１フィード位置より上の前記接触および分離デバイスの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し；
（６）前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記接触および分離デバイスに頂部のフィード位置で供給し；
（７）前記第１オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（５）の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された第１オーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出し；そして、
（８）前記接触および分離デバイスへの前記フィードストリームの量および温度は、前記接触および分離デバイスのオーバーヘッド温度を、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に維持するために有効である、前記方法。
【請求項５】
メタン、Ｃ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記Ｃ２成分の大部分、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
（ａ）前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し；
（ｂ）前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し；そして、
（ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する；
ことを含み、改善として、前記ガスストリームを、それを十分に冷却して部分的に凝縮し；そして、
（１）前記部分的に凝縮されたガスストリームを分離することによって、蒸気ストリームおよび少なくとも１つの液体ストリームを提供し；
（２）続いて前記蒸気ストリームを、第１ストリームと第２ストリームとに分割し；
（３）前記第１ストリームを冷却して、その第１ストリームの実質的にすべてを凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し；
（４）続いて前記膨張させ冷却した第１ストリームを、第１オーバーヘッド蒸気ストリームおよび底部液体ストリームを生産する接触および分離デバイスにカラム中間のフィード位置で供給し、その結果、前記底部液体ストリームが前記蒸留カラムに供給され；
（５）前記第２ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第１フィード位置で供給し；
（６）前記少なくとも１つの液体ストリームの少なくとも一部を前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間のフィード位置で供給し；
（７）前記蒸留カラムの上部領域から第２オーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第２フィード位置で供給し；
（８）前記膨張させた第２ストリームを供給する第１フィード位置より上の前記接触および分離デバイスの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し；
（９）前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記接触および分離デバイスに頂部のフィード位置で供給し；
（１０）前記第１オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（８）の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された第１オーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出し；そして、
（１１）前記接触および分離デバイスへの前記フィードストリームの量および温度は、前記接触および分離デバイスのオーバーヘッド温度を、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に維持するために有効である、前記方法。
【請求項６】
メタン、Ｃ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記Ｃ２成分の大部分、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記Ｃ３成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
（ａ）前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し；
（ｂ）前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し；そして、
（ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する；
ことを含み、改善として、前記ガスストリームを、それを十分に冷却して部分的に凝縮し：そして
（１）前記部分的に凝縮されたガスストリームを分離することによって、蒸気ストリームおよび少なくとも１つの液体ストリームを提供し；
（２）続いて前記蒸気ストリームを、第１ストリームと第２ストリームとに分割し；
（３）前記第１ストリームを、前記少なくとも１つの液体ストリームの少なくとも一部と合流させて、合流されたストリームを形成し、前記合流されたストリームを冷却して、実質的にその合流されたストリーム全体を凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し；
（４）続いて前記膨張させ冷却した合流されたストリームを、第１オーバーヘッド蒸気ストリームおよび底部液体ストリームを生産する接触および分離デバイスにカラム中間のフィード位置で供給し、その結果、前記底部液体ストリームが前記蒸留カラムに供給され；
（５）前記第２ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第１フィード位置で供給し；
（６）前記少なくとも１つの液体ストリームの残りの部分全てを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間のフィード位置で供給し：
（７）前記蒸留カラムの上部領域から第２オーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第２フィード位置で供給し；
（８）前記膨張させた第２ストリームを供給する第１フィード位置より上の前記接触および分離デバイスの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し；
（９）前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記接触および分離デバイスに頂部のフィード位置で供給し；
（１０）前記第１オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（８）の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された第１オーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出し；そして、
（１１）前記接触および分離デバイスへの前記フィードストリームの量および温度は、前記接触および分離デバイスのオーバーヘッド温度を、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に維持するために有効である、前記方法。
【請求項７】
（１）前記オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記残留蒸気ストリームと合流させて、合流された蒸気ストリームを形成し；そして、
（２）前記合流された蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、前記蒸気蒸留ストリームの冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された合流された蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項１、２または３に記載の方法。
【請求項８】
（１）前記第１オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記残留蒸気ストリームと合流させて、合流された蒸気ストリームを形成し；そして、
（２）前記合流された蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、前記蒸気蒸留ストリームの冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された合流された蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項４、５または６に記載の方法。
【請求項９】
（１）第２蒸気蒸留ストリームを、前記膨張させた第２ストリームより下の前記蒸留カラムの領域から抜き出し；
（２）前記蒸気蒸留ストリームを前記第２蒸気蒸留ストリームと合流させて、合流された蒸留ストリームを形成し；
（３）前記合流された蒸留ストリームを、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、前記残留蒸気ストリームおよび前記凝縮されたストリームを形成し；そして、
（４）前記オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記合流された蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（３）の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項１、２または３に記載の方法。
【請求項１０】
（１）第２蒸気蒸留ストリームを、前記膨張させた第２ストリームより下の前記蒸留カラムの領域から抜き出し；
（２）前記蒸気蒸留ストリームを前記第２蒸気蒸留ストリームと合流させて、合流された蒸留ストリームを形成し；
（３）前記合流された蒸留ストリームを、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、前記残留蒸気ストリームおよび前記凝縮されたストリームを形成し；
（４）前記オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記残留蒸気ストリームと合流させて、合流された蒸気ストリームを形成し；そして、
（５）前記合流された蒸気ストリームを、前記合流された蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（３）の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された合流された蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項１、２または３に記載の方法。
【請求項１１】
（１）前記第２オーバーヘッドストリームを、第２蒸気蒸留ストリームと第３蒸気蒸留ストリームとに分割し、その結果、前記第３蒸気蒸留ストリームは、前記接触および分離デバイスに前記カラム下部の第２フィード位置で供給され；
（２）前記蒸気蒸留ストリームを前記第２蒸気蒸留ストリームと合流させて、合流された蒸留ストリームを形成し；
（３）前記合流された蒸留ストリームを十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、前記残留蒸気ストリームおよび前記凝縮されたストリームを形成し；そして、
（４）前記第１オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記合流された蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（３）の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された第１オーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項４、５または６に記載の方法。
【請求項１２】
（１）前記第２オーバーヘッドストリームを、第２蒸気蒸留ストリームと第３蒸気蒸留ストリームとに分割し、その結果、前記第３蒸気蒸留ストリームは、前記接触および分離デバイスに前記カラム下部の第２フィード位置で供給され；
（２）前記蒸気蒸留ストリームを前記第２蒸気蒸留ストリームと合流させて、合流された蒸留ストリームを形成し；
（３）前記合流された蒸留ストリームを十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、前記残留蒸気ストリームおよび前記凝縮されたストリームを形成し；
（４）前記第１オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記残留蒸気ストリームと合流させて、合流された蒸気ストリームを形成し；そして、
（５）前記合流された蒸気ストリームを、前記合流された蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程（３）の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された合流された蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項４、５または６に記載の方法。
【請求項１３】
（１）前記凝縮されたストリームを、少なくとも第１部分と第２部分とに分割し；
（２）前記第１部分を、前記頂部のフィード位置で前記蒸留カラムに供給し；そして、
（３）前記第２部分を、前記膨張させた第２ストリームのフィード位置より下のカラム中間のフィード位置で前記蒸留カラムに供給する、請求項１、２または３に記載の方法。
【請求項１４】
（１）前記凝縮されたストリームを、少なくとも第１部分と第２部分とに分割し；
（２）前記第１部分を、前記頂部のフィード位置で前記蒸留カラムに供給し；そして、
（３）前記第２部分を、前記膨張させた第２ストリームのフィード位置より下のカラム中間のフィード位置で前記蒸留カラムに供給する、請求項７に記載の方法。
【請求項１５】
（１）前記凝縮されたストリームを、少なくとも第１部分と第２部分とに分割し；
（２）前記第１部分を、前記蒸留カラムに前記頂部のフィード位置で供給し；そして、
（３）前記第２部分を、前記蒸留カラムにカラム中間のフィード位置で供給し、前記カラム中間のフィード位置は、前記第２蒸気蒸留ストリームが抜き出される領域と実質的に同じ領域内である、請求項９に記載の方法。
【請求項１６】
（１）前記凝縮されたストリームを、少なくとも第１部分と第２部分とに分割し；
（２）前記第１部分を、前記蒸留カラムに前記頂部のフィード位置で供給し；そして、
（３）前記第２部分を、前記蒸留カラムにカラム中間のフィード位置で供給し、前記カラム中間のフィード位置は、前記第２蒸気蒸留ストリームが抜き出される領域と実質的に同じ領域内である、請求項１０に記載の方法。
【請求項１７】
（１）前記凝縮されたストリームを、少なくとも第１部分と第２部分とに分割し；
（２）前記第１部分を、前記接触および分離デバイスに前記頂部のフィード位置で供給し；そして、
（３）前記第２部分を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給する、請求項４、５または６に記載の方法。
【請求項１８】
（１）前記凝縮されたストリームを、少なくとも第１部分と第２部分とに分割し；
（２）前記第１部分を、前記接触および分離デバイスに前記頂部のフィード位置で供給し；そして、
（３）前記第２部分を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給する、請求項８に記載の方法。
【請求項１９】
（１）前記凝縮されたストリームを、少なくとも第１部分と第２部分とに分割し；
（２）前記第１部分を、前記接触および分離デバイスに前記頂部のフィード位置で供給し；そして、
（３）前記第２部分を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給する、請求項１１に記載の方法。
【請求項２０】
（１）前記凝縮されたストリームを、少なくとも第１部分と第２部分とに分割し；
（２）前記第１部分を、前記接触および分離デバイスに前記頂部のフィード位置で供給し；そして、
（３）前記第２部分を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給する、請求項１２に記載の方法。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、炭化水素を含有するガスの分離のためのプロセスおよび装置に関する。本出願人らは、合衆国法典第３５巻第１１９条（ｅ）に基づき、先行の米国特許仮出願である２００７年１０月１８日に出願された第６０／９８０，８３３号および２００８年２月４日に出願された第６１／０２５，９１０号の利益を主張する。
【背景技術】
【０００２】
エチレン、エタン、プロピレン、プロパンおよび／またはより重質の炭化水素は、例えば、天然ガス、製油所ガス、ならびに、石炭、原油、ナフサ、頁岩油、タールサンドおよび褐炭といったその他の炭化水素材料から得られる合成ガスストリームなどの様々なガスから回収することができる。通常、天然ガスの主成分はメタンおよびエタンであり、すなわち、メタンとエタンが共にガスの少なくとも５０モルパーセントを構成する。このガスはまた、比較的少量のプロパン、ブタン、ペンタンなどのより重質の炭化水素、ならびに水素、窒素、二酸化炭素およびその他のガスも含有する。
【０００３】
本発明は、一般的に、このようなガスストリームからのエチレン、エタン、プロピレン、プロパン、およびより重質の炭化水素の回収に関係する。本発明に従って処理されることになるガスストリームの典型的な解析結果は、およそのモルパーセントにおいて、８０．８％のメタン、９．４％のエタンおよびその他のＣ２成分、４．７％のプロパンおよびその他のＣ３成分、１．２％のイソブタン、２．１％のノルマルブタン、ならびに１．１％のペンタンであり、加えて、その残りは窒素および二酸化炭素で構成されるであろう。硫黄を含有するガスもまた存在することがある。
【０００４】
歴史的に、天然ガスおよびその天然ガス液（ＮＧＬ）成分の値段はいずれも周期的に変動しているために、液体生成物としての、エタン、エチレン、プロパン、プロピレン、およびより重質の成分の利益額が減少することもある。このために、これらの生成物のより効率的な回収を提供することができるプロセス、効率的な回収をより少ない設備投資で提供することができるプロセス、および回収する特定の成分を広範囲にわたり変更するために容易に適合または調節することができるプロセスに関する需要が生じている。これらの材料を分離するための利用可能なプロセスとしては、ガスの冷却および冷蔵、油の吸収、ならびに冷却された油の吸収に基づくプロセスが挙げられる。加えて、低温プロセスは、電力を生成すると同時に、処理されるガスから熱を膨張させて除去する経済的な設備を利用できるので、普及しつつある。ガス源の圧力、ガスの豊富さ（エタン、エチレン、およびより重質の炭化水素の含量）、ならびに望ましい最終生成物に応じて、これらのプロセスのいずれか、または、これらのプロセスの組み合わせを用いても良い。
【０００５】
現在、低温膨張プロセスは、天然ガス液の回収に関して一般的に好ましいが、これは、このプロセスが、最も単純で始動が容易であり、操作の柔軟性、良好な効率、安全性、および良好な信頼性を提供するためである。米国特許第３，２９２，３８０号；４，０６１，４８１号；４，１４０，５０４号；４，１５７，９０４号；４，１７１，９６４号；４，１８５，９７８号；４，２５１，２４９号；４，２７８，４５７号；４，５１９，８２４号；４，６１７，０３９号；４，６８７，４９９号；４，６８９，０６３号；４，６９０，７０２号；４，８５４，９５５号；４，８６９，７４０号；４，８８９，５４５号；５，２７５，００５号；５，５５５，７４８号；５，５６６，５５４号；５，５６８，７３７号；５，７７１，７１２号；５，７９９，５０７号；５，８８１，５６９号；５，８９０，３７８号；５，９８３，６６４号；６，１８２，４６９号；６，５７８，３７９号；６，７１２，８８０号；６，９１５，６６２号；７，１９１，６１７号；７，２１９，５１３号；米国再発行特許第３３，４０８号；ならびに、同時係属中の米国特許出願第１１／４３０，４１２号；１１／８３９，６９３号；および１１／９７１，４９１号は、関連するプロセスを記載している（しかしながら、本発明の記載は、引用された米国特許中に記載されているものとは異なる処理条件に基づいている場合もある）。
【０００６】
典型的な低温膨張回収プロセスにおいて、フィードガスストリームは、プロセスのその他のストリームとの熱交換、および／またはプロパン圧縮冷却システムなどの外部の冷却源により加圧下で冷却される。ガスを冷却して、１つ以上のセパレーター中で、数種の望ましいＣ２＋成分を含有する高圧の液体として液体を凝縮し、回収しても良い。ガスの豊富さおよび形成された液体の量に応じて、高圧の液体をより低圧に膨張させ、分留しても良い。液体が膨張する間に起こる蒸発は、ストリームのさらなる冷却を生ずる。いくつかの条件下では、膨張により生じる温度をさらに低くするために、高圧の液体を膨張させる前に予冷することが望ましい場合がある。液体及び蒸気の混合物を含む膨張させたストリームは、蒸留（脱メタン装置または脱エタン装置）カラムで分留する。このカラムにおいて膨張冷却されたストリーム（各ストリーム）を蒸留して、底部液体生成物としての望ましいＣ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分から、残留メタン、窒素およびその他の揮発性ガスをオーバーヘッド蒸気として分離するか、または、底部液体生成物としての望ましいＣ３成分およびより重質の炭化水素成分から残留メタン、Ｃ２成分、窒素およびその他の揮発性ガスをオーバーヘッド蒸気として分離する。
【０００７】
フィードガスが完全に凝縮されない場合（典型的には、完全には凝縮されない）、部分的な凝縮から残留する蒸気は、２つのストリームに分割することができる。蒸気の一方の部分は、仕事膨張装置（ｗｏｒｋ  ｅｘｐａｎｓｉｏｎ  ｍａｃｈｉｎｅ）もしくはエンジン、または膨張弁を通過させてより低圧にし、そこでさらにストリームを冷却した結果としてさらなる液体が凝縮される。膨張後の圧力は、蒸留カラムを運転させている圧力と本質的に同じである。膨張によって生じた、合流された蒸気と液相は、カラムにフィードとして供給される。
【０００８】
蒸気の残りの部分は、例えば冷たい分留塔オーバーヘッドなどの他のプロセスストリームとの熱交換によって冷却されて、実質的に凝縮される。高圧の液体のうち一部または全部を、冷却前にこの蒸気部分と合流させてもよい。続いて、得られた冷却されたストリームを、膨張弁などの適切な膨張デバイスを介して脱メタン装置を運転する圧力に膨張させる。膨張中に液体の一部が蒸発することによって、ストリーム全体が冷却される。続いて、フラッシュ膨張させたストリームが、頂部へのフィードとして脱メタン装置に供給される。典型的には、フラッシュ膨張させたストリームの蒸気部分と脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気とを、分留塔の上部セパレーターセクションにおいて残留メタン生成物ガスとして合流させる。あるいは、冷却されかつ膨張させたストリームをセパレーターに供給して蒸気および液体ストリームを提供しても良い。この蒸気は塔のオーバーヘッドと合流し、液体はカラム頂部へのフィードとしてカラムに供給される。
【０００９】
このような分離プロセスの理想的な運転においては、プロセスから生じた残留ガスは、フィードガス中の実質的に全てのメタンを含有し、より重質の炭化水素成分を本質的に含まず、脱メタン装置から出る底部の留分は、実質的に全てのより重質の炭化水素成分を含有し、メタンまたはより高い揮発性の成分を本質的に含まない。しかしながら、実際には、従来の脱メタン装置は主としてストリッピングカラムとして運転させるので、この理想的な状況は得られない。それゆえに、プロセスのメタン生成物は、典型的には、どの精留工程でも処理されなかった蒸気と一緒にカラム頂部の分留段から出る蒸気を含む。頂部の液体フィードは、実質的な量のＣ２成分、Ｃ３成分、Ｃ４＋成分およびより重質の炭化水素成分を含有し、脱メタン装置頂部の分留段から出る蒸気中に、それに対応する釣り合う量のＣ２成分、Ｃ３成分、Ｃ４成分およびより重質の炭化水素成分が生じるため、Ｃ２、Ｃ３およびＣ４＋成分の顕著な損失が起こる。上昇する蒸気を、Ｃ２成分、Ｃ３成分、Ｃ４成分およびより重質の炭化水素成分を蒸気から吸収できるような有意な量の液体（還流）と接触させることができるならば、これらの望ましい成分の損失を有意に減少させることが可能であろう。
【００１０】
近年、炭化水素の分離のための好ましいプロセスは、上部吸収セクションを用いて上昇する蒸気の追加の精留を提供している。上部の精留セクションのための還流ストリーム源は、典型的には、加圧下で供給された残留ガスから再利用されたストリームである。通常、再利用された残留ガスストリームは、その他のプロセスストリーム（例えば冷たい分留塔オーバーヘッド）との熱交換により冷却されて、実質的に凝縮される。続いて、得られた実質的に凝縮されたストリームを、膨張弁などの適切な膨張デバイスを介して脱メタン装置を運転させる圧力に膨張させる。通常、膨張中に液体の一部が蒸発することによって、ストリーム全体が冷却される。続いて、フラッシュ膨張させたストリームが、頂部へのフィードとして脱メタン装置に供給される。典型的には、分留塔の上部セパレーターセクション中で、膨張させたストリームの蒸気部分と脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気とを残留メタン生成物ガスとして合流させる。あるいは、冷却され、かつ膨張させたストリームをセパレーターに供給して、蒸気と液体のストリームを提供してもよく、結果として、その後、蒸気が塔のオーバーヘッドと合流し、液体がカラム頂部へのフィードとしてカラムに供給される。このタイプの典型的なプロセススキームは、米国特許第４，８８９，５４５号；５，５６８，７３７号；および、５，８８１，５６９号、ならびに、Ｍｏｗｒｅｙ，Ｅ．Ｒｏｓｓ，“Ｅｆｆｉｃｉｅｎｔ，Ｈｉｇｈ  Ｒｅｃｏｖｅｒｙ  ｏｆ  Ｌｉｑｕｉｄｓ  ｆｒｏｍ  Ｎａｔｕｒａｌ  Ｇａｓ  Ｕｔｉｌｉｚｉｎｇ  ａ  Ｈｉｇｈ  Ｐｒｅｓｓｕｒｅ  Ａｂｓｏｒｂｅｒ”，Ｐｒｏｃｅｅｄｉｎｇｓ  ｏｆ  ｔｈｅ  Ｅｉｇｈｔｙ−Ｆｉｒｓｔ  Ａｎｎｕａｌ  Ｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎ  ｏｆ  ｔｈｅ  Ｇａｓ  Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ  Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ，Ｄａｌｌａｓ，Ｔｅｘａｓ，２００２年３月１１〜１３日に開示されている。残念ながら、これらのプロセスは、脱メタン装置に還流ストリームを再利用するための原動力を提供するためにコンプレッサーの使用を要求し、これらのプロセスを用いた施設の資本コストと運転コストの両方がかさむことになる。
【００１１】
本発明はまた、上部の精留セクション（または、プラントサイズまたはその他の要因により別の精留およびストリッピングカラムの使用が好ましい場合は、別の精留カラム）を使用する。しかしながら、この精留セクションの還流ストリームは、塔の下部で上昇する蒸気のサイドドロー（ｓｉｄｅ  ｄｒａｗ）を用いることによって提供される。塔の下部の蒸気中のＣ２成分が比較的高濃度であるために、このサイドドローストリーム中で、その圧力を高めることなく有意な量の液体を凝縮することができ、ここでこの凝縮は、上部の精留セクションから出る冷たい蒸気中で利用可能な冷却のみを用いることが多い。続いてこの凝縮された液体（主として液状メタン）を用いて、上部の精留セクションを通じて上昇する蒸気からＣ２成分、Ｃ３成分、Ｃ４成分、およびより重質の炭化水素成分を吸収し、これによって、脱メタン装置からの底部液体生成物中にこれらの有用な成分を取り込むことができる。
【００１２】
これまで、このようなサイドドロー機能は、譲受人の米国特許第５，７９９，５０７号で説明されているようなＣ３＋回収システムで使用されており、ならびに譲受人の米国特許第７，１９１，６１７号で説明されているようなＣ２＋回収システムでも利用されている。驚くべきことに、出願人は、譲受人の米国特許第７，１９１，６１７号の発明のサイドドロー機能の引き抜き位置を変更することによって、資本または運転コストを増加させることなくＣ２＋の回収率とシステム効率が改善されることを見出した。
【先行技術文献】
【特許文献】
【００１３】
【特許文献１】米国特許第３，２９２，３８０号
【特許文献２】米国特許第４，０６１，４８１号
【特許文献３】米国特許第４，１４０，５０４号
【特許文献４】米国特許第４，１５７，９０４号
【特許文献５】米国特許第４，１７１，９６４号
【特許文献６】米国特許第４，１８５，９７８号
【特許文献７】米国特許第４，２５１，２４９号
【特許文献８】米国特許第４，２７８，４５７号
【特許文献９】米国特許第４，５１９，８２４号
【特許文献１０】米国特許第４，６１７，０３９号
【特許文献１１】米国特許第４，６８７，４９９号
【特許文献１２】米国特許第４，６８９，０６３号
【特許文献１３】米国特許第４，６９０，７０２号
【特許文献１４】米国特許第４，８５４，９５５号
【特許文献１５】米国特許第４，８６９，７４０号
【特許文献１６】米国特許第４，８８９，５４５号
【特許文献１７】米国特許第５，２７５，００５号
【特許文献１８】米国特許第５，５５５，７４８号
【特許文献１９】米国特許第５，５６６，５５４号
【特許文献２０】米国特許第５，５６８，７３７号
【特許文献２１】米国特許第５，７７１，７１２号
【特許文献２２】米国特許第５，７９９，５０７号
【特許文献２３】米国特許第５，８８１，５６９号
【特許文献２４】米国特許第５，８９０，３７８号
【特許文献２５】米国特許第５，９８３，６６４号
【特許文献２６】米国特許第６，１８２，４６９号
【特許文献２７】米国特許第６，５７８，３７９号
【特許文献２８】米国特許第６，７１２，８８０号
【特許文献２９】米国特許第６，９１５，６６２号
【特許文献３０】米国特許第７，１９１，６１７号
【特許文献３１】米国特許第７，２１９，５１３号
【特許文献３２】米国再発行特許第３３，４０８号
【特許文献３３】米国特許第出願第１１／４３０，４１２号
【特許文献３４】米国特許第出願第１１／８３９，６９３号
【特許文献３５】米国特許第出願第１１／９７１，４９１号
【非特許文献】
【００１４】
【非特許文献１】Ｍｏｗｒｅｙ，Ｅ．Ｒｏｓｓ，“Ｅｆｆｉｃｉｅｎｔ，Ｈｉｇｈ  Ｒｅｃｏｖｅｒｙ  ｏｆ  Ｌｉｑｕｉｄｓ  ｆｒｏｍ  Ｎａｔｕｒａｌ  Ｇａｓ  Ｕｔｉｌｉｚｉｎｇ  ａ  Ｈｉｇｈ  Ｐｒｅｓｓｕｒｅ  Ａｂｓｏｒｂｅｒ”，Ｐｒｏｃｅｅｄｉｎｇｓ  ｏｆ  ｔｈｅ  Ｅｉｇｈｔｙ−Ｆｉｒｓｔ  Ａｎｎｕａｌ  Ｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎ  ｏｆ  ｔｈｅ  Ｇａｓ  Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ  Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ，Ｄａｌｌａｓ，Ｔｅｘａｓ，２００２年３月１１〜１３日
【発明の概要】
【００１５】
本発明に従って、脱メタン装置への還流ストリームの圧縮を必要とすることなく、８７％を超えるＣ２回収率、ならびに、９９パーセントを超えるＣ３およびＣ４＋回収率が得られることを見出した。本発明は、Ｃ２成分の回収率を高い値から低い値に調節して、９９パーセントを超えるＣ３およびＣ４＋成分の回収率を維持することができるというさらなる利点を提供する。加えて、本発明は、回収レベルを高める一方、従来技術と比較して同じエネルギー必要量で、Ｃ２成分およびより重質の成分からメタンおよびより軽い成分を本質的に１００パーセント分離することを可能にする。本発明は、より低圧およびより高温で適用できるが、ＮＧＬ回収カラムのオーバーヘッド温度が−５０°Ｆ［−４６℃］またはそれより低温であることが必要な条件下で、４００〜１５００ｐｓｉａ［２，７５８〜１０，３４２ｋＰａ（ａ）］の範囲またはそれより高圧でフィードガスを処理する場合、特に有利である。
【００１６】
本発明をよりよく理解するために、以下の実施例および図面について参照する。図面を参照すると以下の通りである。
【図面の簡単な説明】
【００１７】
【図１】図１は、米国特許第４，２７８，４５７号に従った従来技術による天然ガス処理プラントのフロー図である。
【図２】図２は、米国特許第７，１９１，６１７号に従った従来技術による天然ガス処理プラントのフロー図である。
【図３】図３は、本発明に従った天然ガス処理プラントのフロー図である。
【図４】図４は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。
【図５】図５は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。
【図６】図６は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。
【図７】図７は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。
【図８】図８は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。
【発明を実施するための形態】
【００１８】
上記図の以下に示す説明において、代表的なプロセス条件に関して計算した流速をまとめた表を提供する。本明細書で示された表において、流速に関する値（モル／時）は、便宜上小数点第一位で四捨五入した。表に示される総ストリーム速度は、炭化水素でない成分の全てを含み、それ故に一般的には、炭化水素成分に関するストリームの流速の合計よりも大きい。示された温度は、最も近接した数値に四捨五入した概算値である。また、図に示されたプロセスを比較する目的で行われたプロセス設計の計算は、周囲から（または周囲へ）プロセスへの（またはプロセスからの）熱の漏れはないという推測に基づいていることに留意すべきである。市販の断熱材の品質は、この推測を極めて妥当なものとし、これを典型的に当業者が成し得るものとする。
【００１９】
便宜上プロセスパラメーターは、従来の英国単位と国際単位系（ＳＩ）の単位の両方で報告する。表に示されたモル流量は、ポンドモル／時またはキログラムモル／時のどちらで解釈してもよい。馬力（ＨＰ）、および／または、１０００英国熱単位／時（ＭＢＴＵ／Ｈｒ）として報告されているエネルギー消費は、ポンドモル／時で記載されたモル流量に対応する。キロワット（ｋＷ）として報告されているエネルギー消費は、キログラムモル／時で記載されたモル流量に対応する。
【００２０】
従来技術の説明
図１は、米国特許第４，２７８，４５７号に従った従来技術を用いて天然ガスからＣ２＋成分を回収するための処理プラントの設計を示すプロセスフロー図である。このプロセスのシミュレーションにおいて、入口ガスは、８５°Ｆ［２９℃］および９７０ｐｓｉａ［６，６８８ｋＰａ（ａ）］でストリーム３１としてプラントに入る。入口ガスが、生成物ストリームが仕様を満たすことを妨害するであろう濃度の硫黄化合物を含有する場合、硫黄化合物は、フィードガスを適切に前処理することによって除去される（図示せず）。加えて、低温条件下での水和物（氷）の形成を防ぐために、通常、フィードストリームを脱水する。この目的のために、典型的には固形の乾燥剤が用いられている。
【００２１】
フィードストリーム３１は、熱交換器１０中で、−６°Ｆ［−２１℃］の冷えた残留ガス（ストリーム３８ｂ）、３０°Ｆ［−１℃］の脱メタン装置下部のサイドリボイラー液（ストリーム４０）、および、プロパン冷媒と熱交換することにより冷却される。全ての場合において、交換器１０は、多数の独立した熱交換器であるか、または、単一のマルチパス熱交換器であるか、あるいは、あらゆるそれらの組み合わせを表すことに留意すべきである。（示された冷却作業に１つより多くの熱交換器を用いるかどうかに関する決定は、限定されるものではないが、例えば入口ガスの流速、熱交換器のサイズ、ストリームの温度などの多数の要因に依存する。）冷却されたストリーム３１ａは、０°Ｆ［−１８℃］および９５５ｐｓｉａ［６，５８４ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１１に入り、セパレーター１１で凝縮された液体（ストリーム３３）から蒸気（ストリーム３２）が分離される。セパレーター液（ストリーム３３）を、膨張弁１２によって分留塔２０の運転圧力（およそ４４５ｐｓｉａ［３，０６８ｋＰａ（ａ）］）に膨張させ、ストリーム３３ａを−２７°Ｆ［−３３℃］に冷却し、続いてそれを分留塔２０にカラム中間下部のフィードポイントで供給する。
【００２２】
セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３２）は、熱交換器１３中で、−３４°Ｆ［−３７℃］の冷えた残留ガス（ストリーム３８ａ）、および、−３８°Ｆ［−３９℃］の脱メタン装置上部のサイドリボイラー液（ストリーム３９）と熱交換することによってさらに冷却される。冷却されたストリーム３２ａは、−２７°Ｆ［−３３℃］および９５０ｐｓｉａ［６，５５０ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１４に入り、セパレーター１４で蒸気（ストリーム３４）が凝縮された液体（ストリーム３７）から分離される。セパレーター液（ストリーム３７）を、膨張弁１９によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム３７ａを−６１°Ｆ［−５２℃］に冷却し、続いてそれを分留塔２０にカラム中間下部の第２フィードポイントで供給する。
【００２３】
セパレーター１４からの蒸気（ストリーム３４）は、２つのストリーム３５及び３６に分割される。全蒸気の約３８％を含有するストリーム３５は、熱交換器１５を通過して−１２４°Ｆ［−８７℃］の冷たい残留ガス（ストリーム３８）と熱交換関係を持ち、冷却されて実質的に凝縮される。続いて、得られた実質的に凝縮されたストリーム３５ａは、−１１９°Ｆ［−８４℃］で膨張弁１６を介して分留塔２０の運転圧力にフラッシュ膨張させる。膨張中にストリームの一部が気化することによって、ストリーム全体が冷却される。図１で説明されているプロセスにおいて、膨張弁１６を出る膨張させたストリーム３５ｂは、−１３０°Ｆ［−９０℃］の温度に至り、分留塔２０の上部領域のセパレーターセクション２０ａに供給される。そこで分離した液体が、脱メタンセクション２０ｂへの頂部フィードになる。
【００２４】
セパレーター１４からの蒸気の残りの６２％（ストリーム３６）は、仕事膨張装置１７に入り、仕事膨張装置１７で高圧フィードのこの部分から機械的エネルギーが抽出される。装置１７は、この蒸気を実質的に等エントロピーで塔の運転圧力に膨張させ、その仕事膨張によって、膨張させたストリーム３６ａをおよそ−８３°Ｆ［−６４℃］の温度に冷却させる。典型的な市販の膨張装置は、理想的な等エントロピーの膨張で論理上利用可能な仕事の８０〜８５％のオーダーで回収することができる。回収された仕事は、例えば残留ガス（ストリーム３８ｃ）を再度圧縮するのに使用できる遠心コンプレッサー（例えば項目１８）を駆動させるのに用いられることが多い。続いて、部分的に凝縮させ膨張させたストリーム３６ａを、フィードとして分留塔２０にカラム中間上部のフィードポイントで供給する。
【００２５】
塔２０における脱メタン装置は、垂直に間隔をあけられた複数のトレイ、１つ以上の充填床、または、トレイと充填材とのいくつかの組み合わせを含有する従来型の蒸留カラムである。天然ガス処理プラントの場合よくあることだが、分留塔は、２つのセクションからなっていても良い。上部セクション２０ａはセパレーターであり、ここで部分的に気化した頂部フィードがそれぞれ蒸気部分と液体部分とに分割され、さらにここで下部の蒸留または脱メタンセクション２０ｂから上昇する蒸気が頂部フィードの蒸気部分と合流して、冷たい脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気（ストリーム３８）を形成し、この蒸気が−１２４°Ｆ［−８７℃］で塔の頂部から出る。下部の脱メタンセクション２０ｂは複数のトレイおよび／または充填材を含有しており、それにより下降する液体と上昇する蒸気の間の必要な接触が提供される。脱メタンセクション２０ｂはまた、リボイラー（例えば、リボイラー２１、および、前述したサイドリボイラー）も含み、これによりカラムを下方に流れる液体の一部を加熱し、かつ蒸発させ、ストリッピング蒸気を提供することができ、このストリッピング蒸気はカラムを上方に流れて、メタンおよびより軽い成分の液体生成物、すなわちストリーム４１をストリッピングする。
【００２６】
液体生成物ストリーム４１は、底部生成物において、メタン：エタン比がモルベースで０．０２５：１の典型的な仕様に基づくと、１１３°Ｆ［４５℃］で塔の底部を出る。残留ガス（脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気ストリーム３８）は、入ってくるフィードガスと向流して通過し、熱交換器１５中で−３４°Ｆ［−３７℃］に加熱され（ストリーム３８ａ）、熱交換器１３中で−６°Ｆ［−２１℃］に加熱され（ストリーム３８ｂ）、そして熱交換器１０中で８０°Ｆ［２７℃］に加熱される（ストリーム３８ｃ）。続いて残留ガスは、二段階で再度圧縮される。第一段階は、膨張装置１７によって駆動するコンプレッサー１８である。第二段階は、補助動力源によって駆動するコンプレッサー２５であり、コンプレッサー２５は、残留ガス（ストリーム３８ｄ）を販売ラインの圧力に圧縮する。これを吐出冷却器２６中で１２０°Ｆ［４９℃］に冷却した後、残留ガス生成物（ストリーム３８ｆ）をラインの必要条件（通常は入口圧力のオーダー）を満たすのに十分な１０１５ｐｓｉａ［６，９９８ｋＰａ（ａ）］で販売ガスのパイプラインに送る。
【００２７】
以下の表に、図１で説明されているプロセスに関するストリームの流速およびエネルギー消費の要約を説明する。
【００２８】
【表１】
0005667445.tif 000002
図２は、米国特許第７，１９１，６１７号に従った代替の従来技術のプロセスを表す。図２のプロセスを、図１に関して上述したのと同じフィードガスの組成および条件に適用した。このプロセスのシミュレーションにおいて、図１のプロセスに関するシミュレーションにおけるように、所定の回収レベルに対するエネルギー消費が最小になるように運転条件を選択した。
【００２９】
図２のプロセスのシミュレーションにおいて、入口ガスは、ストリーム３１としてプラントに入り、熱交換器１０中で−５°Ｆ［−２０℃］の冷えた残留ガス（ストリーム４５ｂ）、３３°Ｆ［０℃］の脱メタン装置下部のサイドリボイラー液（ストリーム４０）、および、プロパン冷媒と熱交換することによって冷却される。冷却されたストリーム３１ａは、０°Ｆ［−１８℃］および９５５ｐｓｉａ［６，５８４ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１１に入り、セパレーター１１で蒸気（ストリーム３２）は、凝縮された液体（ストリーム３３）から分離される。セパレーター液（ストリーム３３）を、膨張弁１２によって分留塔２０の運転圧力（およそ４５０ｐｓｉａ［３，１０３ｋＰａ（ａ）］）に膨張させ、ストリーム３３ａを−２７°Ｆ［−３３℃］に冷却し、続いてそれを分留塔２０にカラム中間下部のフィードポイントで供給する。
【００３０】
セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３２）は、熱交換器１３中で、−３６°Ｆ［−３８℃］の冷えた残留ガス（ストリーム４５ａ）、および、−３８°Ｆ［−３９℃］の脱メタン装置上部のサイドリボイラー液（ストリーム３９）と熱交換することによってさらに冷却される。冷却されたストリーム３２ａは、−２９°Ｆ［−３４℃］および９５０ｐｓｉａ［６，５５０ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１４に入り、セパレーター１４で蒸気（ストリーム３４）が凝縮された液体（ストリーム３７）から分離される。セパレーター液（ストリーム３７）を、膨張弁１９によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム３７ａを−６４°Ｆ［−５３℃］に冷却し、続いてそれを分留塔２０にカラム中間下部の第２フィードポイントで供給する。
【００３１】
セパレーター１４からの蒸気（ストリーム３４）は、２つのストリーム３５及び３６に分割される。全蒸気の約３７％を含有するストリーム３５は、熱交換器１５を通過して−１２０°Ｆ［−８４℃］の冷えた残留ガス（ストリーム４５）と熱交換関係を持ち、冷却されて実質的に凝縮される。続いて、得られた、実質的に凝縮されたストリーム３５ａは、−１１５°Ｆ［−８２℃］で膨張弁１６を介して分留塔２０の運転圧力にフラッシュ膨張させる。膨張中にストリームの一部が気化することによって、ストリーム３５ｂが−１２９°Ｆ［−８９℃］に冷却され、続いてそれを分留塔２０にカラム中間上部のフィードポイントで供給する。
【００３２】
セパレーター１４からの蒸気の残りの６３％（ストリーム３６）は、仕事膨張装置１７に入り、仕事膨張装置１７で高圧フィードのこの部分から機械的エネルギーが抽出される。装置１７は、この蒸気を実質的に等エントロピーで塔の運転圧力に膨張させ、その仕事膨張によって、膨張させたストリーム３６ａをおよそ−８４°Ｆ［−６５℃］の温度に冷却させる。続いて、部分的に凝縮させ膨張させたストリーム３６ａを、フィードとして分留塔２０にカラム中間下部の第３フィードポイントで供給する。
【００３３】
塔２０における脱メタン装置は、上部の吸収（精留）セクション２０ａ（これは、上昇する膨張させたストリーム３５ｂおよび３６ａの蒸気部分と、下降する冷たい液体との間の必要な接触を提供して、上昇する蒸気からエタン、プロパンおよびより重質の成分を凝縮し吸収するための複数のトレイおよび／または充填材を含有する）；および、下部のストリッピングセクション２０ｂ（これは、下降する液体と上昇する蒸気との間の必要な接触を提供するための複数のトレイおよび／または充填材を含有する）の２つのセクションからなる。脱メタンセクション２０ｂはまた、リボイラー（例えば、リボイラー２１、および、前述したサイドリボイラー）も含み、これによりカラムを下方に流れる液体の一部を加熱し、かつ蒸発させて、ストリッピング蒸気を提供することができ、このストリッピング蒸気はカラムを上方に流れて、メタンおよびより軽い成分の液体生成物、すなわちストリーム４１をストリッピングする。ストリーム３６ａは、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａの下部領域に配置された中央フィード位置で脱メタン装置２０に入る。膨張させたストリームの液体部分は、吸収セクション２０ａから下降する液体と一体化し、合流された液体は下方へ流れ続け、脱メタン装置２０のストリッピングセクション２０ｂに至る。膨張させたストリームの蒸気部分は吸収セクション２０ａを通じて上昇し、下降する冷たい液体と接触して、エタン、プロパンおよびより重質の成分を凝縮し、かつ吸収する。
【００３４】
蒸留蒸気の一部（ストリーム４２）は、ストリッピングセクション２０ｂの上部領域から抜き出される。続いてこのストリームを−９１°Ｆ［−６８℃］から−１２２°Ｆ［−８６℃］に冷却し、脱メタン装置２０の頂部から−１２７°Ｆ［−８８℃］で出る冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８との熱交換により熱交換器２２中で部分的に凝縮する（ストリーム４２ａ）。それが冷却されるにつれて、この冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリームは、わずかに−１２０°Ｆ［−８４℃］に温められ（ストリーム３８ａ）、ストリーム４２の少なくとも一部が凝縮される。
【００３５】
還流セパレーター２３における運転圧力（４４７ｐｓｉａ［３，０７９ｋＰａ（ａ）］）は、脱メタン装置２０の運転圧力よりわずかに低く維持される。これにより、蒸留蒸気ストリーム４２を熱交換器２２に通し、そこから還流セパレーター２３へと流動させる駆動力が提供され、還流セパレーター２３で全ての凝縮されていない蒸気（ストリーム４３）から凝縮された液体（ストリーム４４）が分離される。続いてストリーム４３は、熱交換器２２からの温められた脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８ａと合流して、−１２０°Ｆ［−８４℃］の冷たい残留ガスストリーム４５を形成する。
【００３６】
還流セパレーター２３からの液体ストリーム４４を、ポンプ２４によって脱メタン装置２０の運転圧力をわずかに超える圧力にし、続いてストリーム４４ａを、冷たいカラム頂部へのフィード（還流）として脱メタン装置２０に供給する。この冷たい液体の還流は、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａの上部の精留領域中で上昇するプロパンとより重質の成分とを吸収し、かつ凝縮する。
【００３７】
脱メタン装置２０のストリッピングセクション２０ｂにおいて、フィードストリームは、それらのメタンおよびより軽い成分からストリッピングされる。得られた液体生成物（ストリーム４１）は、１１４°Ｆ［４５℃］で塔２０の底部から出る。塔のオーバーヘッドを形成する蒸留蒸気ストリーム（ストリーム３８）は、前述したように蒸留ストリーム４２に冷却を提供しながら熱交換器２２中で温められ、続いて還流セパレーター２３からの蒸気ストリーム４３と合流して、冷たい残留ガスストリーム４５を形成する。残留ガスは、入ってくるフィードガスと向流して通過し、前述したように冷却を提供しながら、熱交換器１５中で−３６°Ｆ［−３８℃］に加熱され（ストリーム４５ａ）、熱交換器１３中で−５°Ｆ［−２０℃］に加熱され（ストリーム４５ｂ）、そして熱交換器１０中で８０°Ｆ［２７℃］に加熱される（ストリーム４５ｃ）。続いて残留ガスは、二段階で、すなわち膨張装置１７によって駆動するコンプレッサー１８、および、補助動力源によって駆動するコンプレッサー２５で再圧縮される。ストリーム４５ｅを吐出冷却器２６中で１２０°Ｆ［４９℃］に冷却した後、残留ガス生成物（ストリーム４５ｆ）を１０１５ｐｓｉａ［６，９９８ｋＰａ（ａ）］で販売ガスのパイプラインに送る。
【００３８】
以下の表に、図２で説明されているプロセスに関するストリームの流速およびエネルギー消費の要約を説明する。
【００３９】
【表２】
0005667445.tif 000003
表ＩとＩＩとの比較によれば、図１のプロセスと比較すると、図２のプロセスは、エタンの回収率を８４．２０％から８５．０８％に、プロパンの回収率を９８．５８％から９９．２０％に、および、ブタン＋の回収率を９９．８８％から９９．９８％に改善したことが示される。さらに表ＩとＩＩとの比較によれば、本質的に同じ必要動力を用いて収率の改善が達成されたことが示される。
【実施例】
【００４０】
実施例１
図３は、本発明に従ったプロセスのフロー図を説明する。図３で示されたプロセスで考察されているフィードガスの組成および条件は、図１および２で示されたものと同じである。従って、本発明の利点を説明するために、図３のプロセスは、図１および２のプロセスと比較することができる。
【００４１】
図３のプロセスのシミュレーションにおいて、入口ガスは、ストリーム３１としてプラントに入り、熱交換器１０中で−４°Ｆ［−２０℃］の冷えた残留ガス（ストリーム４５ｂ）、３６°Ｆ［２℃］の脱メタン装置下部のサイドリボイラー液（ストリーム４０）、および、プロパン冷媒と熱交換することによって冷却される。冷却されたストリーム３１ａは、１°Ｆ［−１７℃］および９５５ｐｓｉａ［６，５８４ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１１に入り、セパレーター１１で蒸気（ストリーム３２）は、凝縮された液体（ストリーム３３）から分離される。セパレーター液（ストリーム３３）を、膨張弁１２によって分留塔２０の運転圧力（およそ４５２ｐｓｉａ［３，１１６ｋＰａ（ａ）］）に膨張させ、ストリーム３３ａを−２５°Ｆ［−３２℃］に冷却し、続いてそれを分留塔２０にカラム中間下部のフィードポイントで供給する。
【００４２】
セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３２）は、熱交換器１３中で、−３８°Ｆ［−３９℃］の冷えた残留ガス（ストリーム４５ａ）、および、−３７°Ｆ［−３８℃］の脱メタン装置上部のサイドリボイラー液（ストリーム３９）と熱交換することによってさらに冷却される。冷却されたストリーム３２ａは、−３１°Ｆ［−３５℃］および９５０ｐｓｉａ［６，５５０ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１４に入り、セパレーター１４で蒸気（ストリーム３４）が凝縮された液体（ストリーム３７）から分離される。セパレーター液（ストリーム３７）を、膨張弁１９によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム３７ａを−６５°Ｆ［−５４℃］に冷却し、続いてそれを分留塔２０にカラム中間下部の第２フィードポイントで供給する。
【００４３】
セパレーター１４からの蒸気（ストリーム３４）は、２つのストリーム３５及び３６に分割される。全蒸気の約３８％を含有するストリーム３５は、熱交換器１５を通過して−１２４°Ｆ［−８６℃］の冷たい残留ガス（ストリーム４５）と熱交換関係を持ち、冷却されて実質的に凝縮される。続いて、このようにして得られた、実質的に凝縮されたストリーム３５ａは、−１１９°Ｆ［−８４℃］で膨張弁１６を介して分留塔２０の運転圧力にフラッシュ膨張させる。膨張中にストリームの一部が気化することによって、ストリーム全体が冷却される。図３で説明されているプロセスにおいて、膨張弁１６を出る膨張させたストリーム３５ｂは、−１２９°Ｆ［−８９℃］の温度に至り、分留塔２０にカラム中間上部のフィードポイントで供給される。
【００４４】
セパレーター１４からの蒸気の残りの６２％（ストリーム３６）は、仕事膨張装置１７に入り、仕事膨張装置１７で高圧フィードのこの部分から機械的エネルギーが抽出される。装置１７は、この蒸気を実質的に等エントロピーで塔の運転圧力に膨張させ、その仕事膨張によって、膨張させたストリーム３６ａを約−８５°Ｆ［−６５℃］の温度に冷却させる。続いて、部分的に凝縮させ膨張させたストリーム３６ａを、フィードとして分留塔２０にカラム中間下部の第３フィードポイントで供給する。
【００４５】
塔２０における脱メタン装置は、垂直に間隔をあけられた複数のトレイ、１つ以上の充填床、または、トレイと充填材とのいくつかの組み合わせを含有する従来型の蒸留カラムである。脱メタン装置の塔は、上部の吸収（精留）セクション２０ａ（これは、上昇する膨張させたストリーム３５ｂおよび３６ａの蒸気部分と、下降する冷たい液体との間の必要な接触を提供して、上昇する蒸気からＣ２成分、Ｃ３成分およびより重質の成分を凝縮し、かつ吸収するための複数のトレイおよび／または充填材を含有する）；および、下部のストリッピングセクション２０ｂ（これは、下降する液体と上昇する蒸気との間の必要な接触を提供するための複数のトレイおよび／または充填材を含有する）の２つのセクションからなる。脱メタンセクション２０ｂはまた、リボイラー（例えば、リボイラー２１、および、前述したサイドリボイラー）も含み、これによりカラムを下方に流れる液体の一部を加熱し、かつ蒸発させて、ストリッピング蒸気を提供することができ、このストリッピング蒸気はカラムを上方に流れて、メタンおよびより軽い成分の液体生成物、すなわちストリーム４１をストリッピングする。ストリーム３６ａは、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａの下部領域に配置された中央フィード位置で脱メタン装置２０に入る。膨張させたストリームの液体部分は、吸収セクション２０ａから下降する液体と一体化し、合流された液体は下方へ流れ続け、脱メタン装置２０のストリッピングセクション２０ｂに至る。膨張させたストリームの蒸気部分は吸収セクション２０ａを通じて上昇し、下降する冷たい液体と接触して、Ｃ２成分、Ｃ３成分およびより重質の成分を凝縮し、かつ吸収する。
【００４６】
蒸留蒸気の一部（ストリーム４２）は、吸収セクション２０ａの下部領域における膨張させたストリーム３６ａのフィード位置より上で、吸収セクション２０ａの中央領域から抜き出される。続いてこの蒸留蒸気ストリーム４２を−１０１°Ｆ［−７４℃］から−１２４°Ｆ［−８６℃］に冷却し、−１２８°Ｆ［−８９℃］で脱メタン装置２０の頂部から出る冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８との熱交換によって熱交換器２２中で部分的に凝縮する（ストリーム４２ａ）。それが冷却されるにつれて、冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリームは、わずかに−１２４°Ｆ［−８６℃］に温められ（ストリーム３８ａ）、ストリーム４２の少なくとも一部が凝縮される。
【００４７】
還流セパレーター２３における運転圧力（４４８ｐｓｉａ［３，０９０ｋＰａ（ａ）］）は、脱メタン装置２０の運転圧力よりわずかに低く維持される。これにより、蒸留蒸気ストリーム４２を熱交換器２２に通し、そこから還流セパレーター２３へと流動させる駆動力が提供され、還流セパレーター２３で全ての凝縮されていない蒸気（ストリーム４３）から凝縮された液体（ストリーム４４）が分離される。続いてストリーム４３が熱交換器２２からの温められた脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８ａと合流して、−１２４°Ｆ［−８６℃］の冷たい残留ガスストリーム４５を形成する。
【００４８】
還流セパレーター２３からの液体ストリーム４４を、ポンプ２４によって脱メタン装置２０の運転圧力をわずかに超える圧力にして、続いてストリーム４４ａを、冷たいカラム頂部へのフィード（還流）として脱メタン装置２０に−１２３°Ｆ［−８６℃］で供給する。この冷たい液体の還流は、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａの上部の精留領域中で上昇するＣ２成分、Ｃ３成分およびより重質の成分を吸収し、かつ凝縮する。
【００４９】
脱メタン装置２０のストリッピングセクション２０ｂにおいて、フィードストリームは、それらのメタンおよびより軽い成分からストリッピングされる。得られた液体生成物（ストリーム４１）は、１１３°Ｆ［４５℃］で塔２０の底部から出る。塔のオーバーヘッドを形成する蒸留蒸気ストリーム（ストリーム３８）は、前述したように、それが蒸留ストリーム４２に冷却を提供するにつれて熱交換器２２中で温められ、続いて、還流セパレーター２３からの蒸気ストリーム４３と合流されて、冷たい残留ガスストリーム４５を形成する。残留ガスは、入ってくるフィードガスと向流して通過し、前述したように冷却を提供しながら、熱交換器１５中で−３８°Ｆ［−３９℃］に加熱され（ストリーム４５ａ）、熱交換器１３中で−４°Ｆ［−２０℃］に加熱され（ストリーム４５ｂ）、そして熱交換器１０中で８０°Ｆ［２７℃］に加熱される（ストリーム４５ｃ）。続いて残留ガスは、二段階で、すなわち膨張装置１７によって駆動するコンプレッサー１８、および、補助動力源によって駆動するコンプレッサー２５で再度圧縮される。ストリーム４５ｅを吐出冷却器２６中で１２０°Ｆ［４９℃］に冷却した後、残留ガス生成物（ストリーム４５ｆ）を１０１５ｐｓｉａ［６，９９８ｋＰａ（ａ）］で販売ガスのパイプラインに送る。
【００５０】
以下の表に、図３で説明されているプロセスに関するストリームの流速およびエネルギー消費の要約を記載する。
【００５１】
【表３】
0005667445.tif 000004
表Ｉ、ＩＩおよびＩＩＩの比較によれば、従来技術と比較して、本発明は、エタンの回収率を８４．２０％（図１の場合）および８５．０８％（図２の場合）から８７．３３％に、プロパンの回収率を９８．５８％（図１の場合）および９９．２０％（図２の場合）から９９．３６％に、および、ブタン＋の回収率を９９．８８％（図１の場合）および９９．９８％（図２の場合）から９９．９９％に改善したことが示される。さらなる表Ｉ、ＩＩおよびＩＩＩの比較によれば、従来技術よりもわずかに少ない動力を用いて収量の改善が達成されたことが示される。回収効率（動力単位あたりの回収されたエタンの量によって定義される）の点で、本発明は、図１のプロセスの従来技術に対して４％の改善、および、図２のプロセスの従来技術に対して３％の改善を示す。
【００５２】
本発明によって提供される回収率および回収効率の、図１のプロセスの従来技術のものに対する改善は、還流ストリーム４４ａによって提供される追加の精留によるものであり、それにより、残留ガスから失われた、入口のフィードガスに含まれるＣ２成分、Ｃ３成分およびＣ４＋成分の量が減少する。脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａに供給される、膨張させた、実質的に凝縮されたフィードストリーム３５ｂは、膨張させたフィード３６ａおよびストリッピングセクション２０ｂから上昇する蒸気に含有されるＣ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分の大半の回収を提供するにもかかわらず、ストリーム３５ｂそれ自体がＣ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分を含有するので、平衡作用のために全てのＣ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分を取り込めない。しかしながら、本発明の還流ストリーム４４ａは主として液状メタンであり、Ｃ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分は極めてわずかしか含有しないため、結果として、Ｃ２成分の殆どとＣ３成分およびより重質の炭化水素成分ほぼ全てとを取り込むには、吸収セクション２０ａにおける上部の精留領域への還流はほんの少量で十分である。結果として、エタンの回収率における改善に加えて、ほぼ１００％のプロパンおよび本質的により重質の炭化水素成分の全てが、脱メタン装置２０の底部を出る液体生成物４１中に回収される。膨張させた、実質的に凝縮されたフィードストリーム３５ｂによって提供される大半の液体回収のため、必要な還流（ストリーム４４ａ）の量は、熱交換器１５中のフィードストリーム３５の冷却に有意な影響を与えないで、冷たい脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気（ストリーム３８）が冷却を提供して、この還流を作り出すことができる程度に十分に少ない。
【００５３】
図２のプロセスの従来技術の主要な特徴に対する本発明の主要な特徴は、蒸留蒸気ストリーム４２の引き抜き地点の位置である。図２のプロセスに関する引き抜き地点は、分留塔２０のストリッピングセクション２０ｂの上部領域内であるのに対して、本発明では、膨張させたストリーム３６ａのフィード位置より上で、吸収セクション２０ａの中央領域から蒸留蒸気ストリーム４２が抜き出される。吸収セクション２０ａのこの中央領域中の蒸気は、還流ストリーム４４ａおよび膨張させた実質的に凝縮されたストリーム３５ｂで見出された冷たい液体によってすでに部分的な精留を受けている。結果として、表ＩＩおよびＩＩＩを比較すればわかるように、本発明の蒸留蒸気ストリーム４２は、それに対応する図２の従来技術のプロセスにおけるストリーム４２と比較して有意に低いＣ２成分、Ｃ３成分およびＣ４＋成分の濃度を含有する。得られた還流ストリーム４４ａは、吸収セクション２０ａ中の蒸気をより効率的に精留することができ、必要な還流ストリーム４４ａの量を減少させ、結果的に本発明の効率を従来技術に対して改善することができる。
【００５４】
還流ストリーム４４ａは、メタンおよびより高い揮発性を有する成分のみを含有し、Ｃ２＋成分を含まない場合に、さらにより有効であろう。残念ながら、それが少なくともある程度のＣ２＋成分を含んでいない限り、ストリーム４２の圧力を高めることなくプロセスストリームで利用可能な冷却だけを用いて蒸留蒸気ストリーム４２からの還流を十分な量凝縮することは不可能である。得られた蒸留蒸気ストリーム４２に多すぎる量のＣ２＋成分が含有されてしまうことにより、還流ストリーム４４ａの有効性を損なうことなく、結果として容易に凝縮できる程度の十分なＣ２＋成分を含有するために、吸収セクション２０ａにおける引き抜き位置を慎重に選択することが必要である。従って、本発明の蒸留蒸気ストリーム４２の引き抜き位置は、各用途ごとに評価しなければならない。
【００５５】
実施例２
図４で説明したように、本発明のその他の実施態様において、カラムから蒸留蒸気を抜き出すための代替手段を示す。図４で示されたプロセスで考察されているフィードガスの組成および条件は、図１〜３で示されたものと同じである。従って、図４は、本発明の利点を説明するために、図１および２のプロセスと比較することができ、同様に図３に表示された実施態様と比較することもできる。
【００５６】
図４のプロセスのシミュレーションにおいて、入口ガスは、ストリーム３１としてプラントに入り、熱交換器１０中で−４°Ｆ［−２０℃］の冷えた残留ガス（ストリーム４５ｂ）、３５°Ｆ［２℃］の脱メタン装置下部のサイドリボイラー液（ストリーム４０）、および、プロパン冷媒と熱交換することによって冷却される。冷却されたストリーム３１ａは、１°Ｆ［−１７℃］および９５５ｐｓｉａ［６，５８４ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１１に入り、セパレーター１１で蒸気（ストリーム３２）は、凝縮された液体（ストリーム３３）から分離される。セパレーター液（ストリーム３３）を、膨張弁１２によって分留塔２０の運転圧力（およそ４５１ｐｓｉａ［３、１０７ｋＰａ（ａ）］）に膨張させ、ストリーム３３ａを、−２５°Ｆ［−３２℃］に冷却し、続いてそれを分留塔２０にカラム中間下部のフィードポイントで供給する。
【００５７】
セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３２）は、熱交換器１３中で、−４０°Ｆ［−４０℃］の冷えた残留ガス（ストリーム４５ａ）、および、−３７°Ｆ［−３９℃］の脱メタン装置上部のサイドリボイラー液（ストリーム３９）と熱交換することによってさらに冷却される。冷却されたストリーム３２ａは、−３２°Ｆ［−３５℃］および９５０ｐｓｉａ［６，５５０ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１４に入り、セパレーター１４で蒸気（ストリーム３４）が凝縮された液体（ストリーム３７）から分離される。セパレーター液（ストリーム３７）を、膨張弁１９によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム３７ａを−６７°Ｆ［−５５℃］に冷却し、続いてそれを分留塔２０にカラム中間下部の第２フィードポイントで供給する。
【００５８】
セパレーター１４からの蒸気（ストリーム３４）は、２つのストリーム３５及び３６に分割される。全蒸気の約３７％を含有するストリーム３５は、熱交換器１５を通過して−１２３°Ｆ［−８６℃］で冷たい残留ガス（ストリーム４５）と熱交換関係を持ち、冷却されて実質的に凝縮される。続いて、得られた、実質的に凝縮されたストリーム３５ａは、−１１８°Ｆ［−８３℃］で膨張弁１６を介して分留塔２０の運転圧力にフラッシュ膨張させる。膨張中にストリームの一部が気化することによって、ストリーム全体が冷却される。図４で説明されているプロセスにおいて、膨張弁１６から出る膨張させたストリーム３５ｂは、−１２９°Ｆ［−９０℃］の温度に至り、分留塔２０にカラム中間上部のフィードポイントで供給される。
【００５９】
セパレーター１４からの蒸気の残りの６３％（ストリーム３６）は、仕事膨張装置１７に入り、仕事膨張装置１７で高圧フィードのこの部分から機械的エネルギーが抽出される。装置１７は、この蒸気を実質的に等エントロピーで塔の運転圧力に膨張させ、その仕事膨張によって、膨張させたストリーム３６ａをおよそ−８６°Ｆ［−６６℃］の温度に冷却させる。続いて、部分的に凝縮させ膨張させたストリーム３６ａを、フィードとして分留塔２０にカラム中間下部の第３フィードポイントで供給する。
【００６０】
蒸留蒸気の第１部分（ストリーム５４）は、吸収セクション２０ａの下部領域における膨張させたストリーム３６ａのフィード位置より上で、吸収セクション２０ａの中央領域から抜き出される。蒸留蒸気（ストリーム５５）の第２部分は、膨張させたストリーム３６ａのフィード位置より下で、ストリッピングセクション２０ｂの上部領域から抜き出される。−１０５°Ｆ［−７６℃］の第１部分は、−９２°Ｆ［−６９℃］の第２部分と合流されて、合流された蒸気ストリーム４２が形成される。続いて合流された蒸気ストリーム４２を−１０２°Ｆ［−７４℃］から−１２４°Ｆ［−８７℃］に冷却し、−１２９°Ｆ［−９０℃］で脱メタン装置２０の頂部から出る冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８との熱交換により熱交換器２２中で部分的に凝縮する（ストリーム４２ａ）。それが冷却されるにつれて、この冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリームは、わずかに−１２２°Ｆ［−８６℃］に温められ（ストリーム３８ａ）、ストリーム４２の少なくとも一部が凝縮される。
【００６１】
還流セパレーター２３における運転圧力（４４７ｐｓｉａ［３，０８１ｋＰａ（ａ）］）は、脱メタン装置２０の運転圧力よりわずかに低く維持される。これにより、合流された蒸気ストリーム４２を熱交換器２２に通し、そこから還流セパレーター２３に流動させる駆動力が提供され、還流セパレーター２３で全ての凝縮されていない蒸気（ストリーム４３）から凝縮された液体（ストリーム４４）が分離される。続いてストリーム４３は熱交換器２２からの温められた脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８ａと合流して、−１２３°Ｆ［−８６℃］で冷たい残留ガスストリーム４５を形成する。
【００６２】
還流セパレーター２３からの液体ストリーム４４を、ポンプ２４によって脱メタン装置２０の運転圧力をわずかに超える圧力にして、続いてストリーム４４ａを、冷たいカラム頂部へのフィード（還流）として脱メタン装置２０に−１２４°Ｆ［−８６℃］で供給する。この冷たい液体の還流は、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａの上部の精留領域中で上昇するＣ２成分、Ｃ３成分、および、より重質の成分を吸収し、かつ凝縮する。
【００６３】
脱メタン装置２０のストリッピングセクション２０ｂにおいて、フィードストリームは、それらのメタンおよびより軽い成分からストリッピングされる。得られた液体生成物（ストリーム４１）は、１１２°Ｆ［４４℃］で塔２０の底部から出る。塔のオーバーヘッドを形成する蒸留蒸気ストリーム（ストリーム３８）は、前述したように、それが蒸留ストリーム４２に冷却を提供するにつれて熱交換器２２中で温められ、続いて、還流セパレーター２３からの蒸気ストリーム４３と合流されて、冷たい残留ガスストリーム４５を形成する。残留ガスは、入ってくるフィードガスと向流して通過し、前述したように冷却を提供しながら、熱交換器１５中で−４０°Ｆ［−４０℃］に加熱され（ストリーム４５ａ）、熱交換器１３中で−４°Ｆ［−２０℃］に加熱され（ストリーム４５ｂ）、そして熱交換器１０中で８０°Ｆ［２７℃］に加熱される（ストリーム４５ｃ）。続いて残留ガスは、二段階で、すなわち膨張装置１７によって駆動するコンプレッサー１８、および、補助動力源によって駆動するコンプレッサー２５で再度圧縮される。ストリーム４５ｅを吐出冷却器２６中で１２０°Ｆ［４９℃］に冷却した後、残留ガス生成物（ストリーム４５ｆ）を１０１５ｐｓｉａ［６，９９８ｋＰａ（ａ）］で販売ガスのパイプラインに送る。
【００６４】
以下の表に、図４で説明されているプロセスに関するストリームの流速およびエネルギー消費の要約を記載する。
【００６５】
【表４】
0005667445.tif 000005
表ＩＩＩとＩＶとの比較によれば、図３の本発明の実施態様と比較して、図４の実施態様は、さらにエタンの回収率を８７．３３％から８７．５９％に、および、プロパンの回収率を９９．３６％から９９．４３％に改善したことが示される。さらなる表ＩＩＩとＩＶとの比較によれば、本質的に同じ量の動力を用いて収量の改善が達成されたことが示される。回収効率（動力単位あたりの回収されたエタンの量によって定義される）の点で、本発明の図４の実施態様は、図１のプロセスの従来技術に対して４％の改善、および、図２のプロセスの従来技術に対して３％の改善を維持する。
【００６６】
本発明の図４の実施態様の回収率の、図３の実施態様の回収率に対する改善は、図４の実施態様に関する還流ストリーム４４ａの量の増加によるものである。表ＩＩＩとＩＶとを比較すればわかるように、還流ストリーム４４ａの流速は、図４の実施態様のものよりも２４％高い。還流速度が速いほど、吸収セクション２０ａの上部領域における追加の精留が改善され、それにより入口のフィードガスに含有される残留ガスから失われたＣ２成分、Ｃ３成分およびＣ４＋成分の量が減少する。
【００６７】
図４の実施態様の合流された蒸気ストリーム４２は、図３の実施態様における蒸留蒸気ストリーム４２よりも容易に凝縮されるために、このより速い還流速度が可能になる。注目すべきことに、合流された蒸気ストリーム４２の一部（ストリーム５５）は、膨張させたストリーム３６ａのカラム中間のフィード位置より下で蒸留カラム２０から抜き出されている。そのようなものとして、ストリーム５５は、膨張させたストリーム３６ａのカラム中間のフィード位置より上で抜き出されたその他の部分（ストリーム５４）よりも少しの精留しか受けていないため、より高濃度のＣ２＋成分を有する。結果として、図４の実施態様の合流された蒸気ストリーム４２は、図３の実施態様の蒸留蒸気ストリーム４２よりもわずかに高濃度のＣ３＋成分を有し、それらストリームがカラムのオーバーヘッドストリーム３８によって冷却されるので、より多くのストリームを凝縮することが可能になる。
【００６８】
実質的には、蒸留カラムの異なる位置で蒸留蒸気の一部を抜き出すことによって、所定の一連の動作条件に関する還流の生成を最適化するために、合流された蒸気ストリーム４２の組成を調節することが可能になる。得られた合流された蒸気ストリーム４２に多すぎる量のＣ２＋成分が含有されてしまうことにより還流ストリーム４４ａの有効性を損なうことなく、結果として容易に凝縮できる程度の十分なＣ２＋成分を含有するために、吸収セクション２０ａおよびストリッピングセクション２０ｂにおける引き抜き位置、ならびに、各位置で抜き出される相対量を慎重に選択することが必要である。この実施態様に関する回収率の、図３の実施態様の回収率に対する増加は、図３の実施態様と比較して図４の実施態様に関して予想される資本コストのわずかな増加に関連して各用途ごとに評価しなければならない。
【００６９】
その他の実施態様
本発明に従うと、一般的に、脱メタン装置の吸収（精留）セクションを、複数の理論分離段数を含有するように設計することが有利である。しかしながら、本発明の利点は、わずか２つの理論段数で達成できる。例えば、還流セパレーター２３を出るポンプ注入した凝縮された液体（ストリーム４４ａ）の全部または一部、および、膨張弁１６からの膨張させた実質的に凝縮されたストリーム３５ｂの全部または一部を（例えば、膨張弁を脱メタン装置に繋ぐ配管中で）合流させることができ、そして、十分に混合された場合には、その蒸気および液体は、一緒に混合されて、合流されたストリーム全体の様々な成分の相対的な揮発性に従って分離する。このような２つのストリームの混合は、膨張させたストリーム３６ａの少なくとも一部と接触させることと併せて、本発明の目的のために吸収セクションを構成することとみなされるであろう。
【００７０】
図３〜６は、単一の容器で構築した分留塔を示す。図７および８は、２つの容器で、すなわち吸収（精留）カラム２７（接触および分離デバイス）、および、ストリッパー（蒸留）カラム２０で構築した分留塔を示す。このような場合において、蒸留蒸気（ストリーム５４）の一部は、吸収カラム２７の下部セクションから抜き出され、（任意に、ストリッパーカラム２０からのオーバーヘッド蒸気ストリーム５０の一部、すなわちストリーム５５に合流されて）還流凝縮器２２に導かれて、吸収カラム２７のための還流が作り出される。ストリッパーカラム２０からのオーバーヘッド蒸気ストリーム５０の残りの部分（ストリーム５１）は、吸収カラム２７の下部セクションに流れて、それにより還流ストリーム５２および膨張させた実質的に凝縮されたストリーム３５ｂを接触させることができる。ポンプ２８を用いて、２つの塔を１つの蒸留システムとして効果的に機能させるために、吸収カラム２７底部からの液体（ストリーム４７）をストリッパーカラム２０の頂部に導く。分留塔を単一の容器（例えば、図３〜６における脱メタン装置２０）として、または、複数の容器として構築するかどうかの決定は、例えばプラントサイズ、製造施設への距離などの多数の要因に依存する。
【００７１】
ある種の環境では、蒸留ストリーム４２ａの残りの蒸気部分と、分留カラム２０（図６）または吸収カラム２７（図８）からのオーバーヘッドストリーム３８とを混合し、続いてこの混合されたストリームを熱交換器２２に供給して、蒸留ストリーム４２または合流された蒸気ストリーム４２の冷却を提供することが好ましい場合がある。図６および８で示したように、還流セパレーターの蒸気（ストリーム４３）をオーバーヘッドストリーム３８と合流させることによって得られた混合されたストリーム４５は、熱交換器２２に導かれる。
【００７２】
前述したように、蒸留蒸気ストリーム４２または合流された蒸気ストリーム４２は、部分的に凝縮され、得られた凝縮体を用いて、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａを介して、または、吸収カラム２７を介して上昇する蒸気から有用なＣ２成分、Ｃ３成分およびより重質の成分を吸収する。しかしながら、本発明はこの実施態様に限定されない。例えば、この方式でこれらの蒸気の一部だけを処理するために、または、吸収剤として凝縮体の一部だけを使用するために、その他の設計の考察が示される場合において、蒸気または凝縮体の一部は、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａ、または、吸収カラム２７を迂回するほうが有利な場合がある。ある種の環境では、熱交換器２２中で、蒸留蒸気ストリーム４２または合流された蒸気ストリーム４２を部分的に凝縮するよりも、それら全体を凝縮するほうが好ましい場合がある。その他の環境では、蒸留蒸気ストリーム４２は、分留カラム２０からの部分的な蒸気サイドドローではなく、全部の蒸気サイドドローであるほうが好ましい場合がある。また注目すべきことに、フィードガスストリームの組成に応じて、熱交換器２２中で蒸留蒸気ストリーム４２または合流された蒸気ストリーム４２の部分的な冷却を提供するために、外部の冷却源を使用するほうが有利な場合がある。
【００７３】
仕事膨張装置１７の除去、または、代わりの膨張デバイス（例えば膨張弁）との交換がふさわしいかどうかは、フィードガス条件、プラントサイズ、利用可能な器具またはその他の要因によって示される場合がある。個々のストリームの膨張において、膨張デバイスが具体的に示されていても、必要に応じて代替の膨張手段を用いても良い。例えば、フィードストリーム（ストリーム３５ａ）の実質的に凝縮された部分の仕事膨張を条件により保証してもよい。
【００７４】
入口ガスが薄い場合、図３および４におけるセパレーター１１が不要と判断される場合がある。このような場合において、図３および４における熱交換器１０および１３で達成されるフィードガスの冷却は、図５〜８で示されるように介在するセパレーターなしで達成してもよい。複数の工程でフィードガスを冷却し、かつ分離するかどうかの決定は、フィードガスの豊富さ、プラントサイズ、利用可能な器具などに依存する。フィードガス中のより重質の炭化水素の量およびフィードガス圧に応じて、図３〜８における熱交換器１０を出る冷却されたフィードストリーム３１ａ、および／または、図３および４における熱交換器１３を出る冷却されたストリーム３２ａは、液体をまったく含まなくても良く（なぜならそれは、その露点を超えているか、または、そのクリコンデンバールを超えているためである）、結果として、図３〜８に示されるセパレーター１１、および／または、図３および４に示されるセパレーター１４は必要ではない。
【００７５】
高圧の液体（図３および４におけるストリーム３７、および、図５〜８におけるストリーム３３）は、必ずしも膨張させ、蒸留カラムのカラム中間のフィードポイントに供給させなくてもよい。その代わりに、その全部または一部を、熱交換器１５に流れるセパレーター蒸気（図３および４におけるストリーム３５、および、図５〜８におけるストリーム３４）の一部と合流させてもよい。（これは、図５〜８において破線のストリーム４６により示される。）液体の残りの部分は全て、膨張弁または膨張装置などの適切な膨張デバイスを介して膨張させ、蒸留カラムのカラム中間のフィードポイント（図５〜８におけるストリーム３７ａ）に供給されてもよい。図３および４におけるストリーム３３、および、図３〜８におけるストリーム３７はまた、脱メタン装置に流す前の膨張工程より先に、または、その後に、入口ガスの冷却またはその他の熱交換作業に利用してもよい。
【００７６】
本発明に従うと、特に豊富な入口ガスの場合において、その他のプロセスストリームからの入口ガスに利用可能な冷却を追加するために、外部の冷却源を用いても良い。セパレーター液の使用および分配、ならびに、プロセス熱交換のための脱メタン装置のサイドドロー液、加えて入口ガスを冷却するための熱交換器の具体的な配列は、具体的な用途ごとに評価しなければならず、特定の熱交換作業のためのプロセスストリームの選択も同様である。
【００７７】
ある種の環境では、熱交換のために、例えば図５〜８における破線のストリーム４９のような、吸収セクション２０ａまたは吸収カラム２７を出る冷たい蒸留液体の一部を用いるほうが好ましい場合がある。脱メタン装置２０またはストリッパーカラム２０におけるエタンの回収率を減少させることなく、プロセス熱交換のために吸収セクション２０ａまたは吸収カラム２７からの液体の一部だけを用いることが出来るが、これらの液体から、ストリッピングセクション２０ｂまたはストリッパーカラム２０からの液体を用いた場合よりも多くの能率が生じることがある。これは、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａ（または吸収カラム２７）中の液体が、ストリッピングセクション２０ｂ（またはストリッパーカラム２０）における温度レベルよりも低い温度レベルで利用可能であるからである。
【００７８】
図５〜８において破線のストリーム５３で示したように、場合によっては、液体ストリームを還流ポンプ２４（ストリーム４４ａ）から少なくとも２つのストリームに分配することが有利な場合がある。続いて一部（ストリーム５３）を分留塔２０のストリッピングセクション（図５および６）、または、ストリッパーカラム２０の頂部（図７および８）に供給して、蒸留システムのその部分における液体の流れを増加させ、精留を改善することができ、それによってストリーム４２中のＣ２＋成分の濃度を減少させることができる。このような場合において、残りの部分（ストリーム５２）は、吸収セクション２０ａの頂部（図５および６）、または、吸収カラム２７（図７および８）に供給される。
【００７９】
本発明に従うと、蒸気フィードの分配は、いくつかの方法で達成してもよい。図３〜８のプロセスにおいて、蒸気の分配は、形成された可能性がある全ての液体を冷却および分離した後に起こる。しかしながら、高圧ガスは、入口ガスのあらゆる冷却の前に、または、ガスの冷却の後に、および、あらゆる分離段階の前に分配してもよい。いくつかの実施態様において、蒸気の分配は、セパレーター中で実行されてもよい。
【００８０】
分配蒸気フィードの各枝で見出されたフィードの相対量はまた、例えばガス圧、フィードガスの組成、フィードから経済的に抽出することができる熱の量、および、利用可能な馬力の量などのいくつかの要因に依存すると認められる。カラムの頂部へのフィードが多ければ、回収率が増加し、同時に膨脹器から回収される動力を減少させる可能性があり、それによって再加圧するための馬力の必要量が増加する。カラム下部のフィードを増加させることによって馬力消費を減少させるが、生成物の回収率が減少する可能性もある。カラム中間におけるフィードの相対的な位置は、入口の組成、または、望ましい回収レベルおよび入口ガスの冷却中に形成された液体の量などのその他の要因に応じて変化しても良い。その上、２つ以上のフィードストリームまたはそれらの一部が、相対的な温度および個々のストリームの量に応じて合流されてもよく、続いて合流されたストリームは、カラム中間のフィード位置に供給される。
【００８１】
本発明は、プロセスを運転させるのに必要なユーティリティー消費量あたりの、Ｃ２成分、Ｃ３成分およびより重質の炭化水素成分の回収率の改善を提供する。脱メタン装置プロセスを運転させるのに必要なユーティリティー消費の改善は、圧縮または再圧縮のための必要動力の低減、外部の冷却のための必要動力の低減、塔リボイラーのためのエネルギー必要量の低減の形態で、または、それらの組み合わせで実現することができる。
【００８２】
本発明の好ましい実施態様と考えられるものを説明したが、当業者は、例えば、以下の特許請求の範囲によって定義されているような本発明の精神から逸脱することなく、本発明を様々な条件、フィードのタイプまたはその他の必要条件に適合させるために、それらにその他の変更およびさらなる変更を施すことができることを認識している。
【図１】
0005667445.tif 000006
【図２】
0005667445.tif 000007
【図３】
0005667445.tif 000008
【図４】
0005667445.tif 000009
【図５】
0005667445.tif 000010
【図６】
0005667445.tif 000011
【図７】
0005667445.tif 000012
【図８】
0005667445.tif 000013