(57)【特許請求の範囲】
【請求項１】
天然ガスに含まれる窒素の除去方法であって、
ａ）吸収装置中で、実質的にＣ５〜Ｃ８パラフィンからなる直留ナフサを使用し、天然ガスの炭化水素成分を吸収し、吸収されなかった窒素を排出する工程、
ｂ）底部で１５０〜２００℃の温度で作動しているリボイラー塔中で、炭化水素成分を直留ナフサからストリッピングする工程、
ｃ）ストリッピング工程で回収された直留ナフサを工程（ａ）に循環する工程、および
ｄ）ストリッピングされた炭化水素成分を分配回路網に供給する工程
を含んでなることを特徴とする方法。
【請求項２】
天然ガスを前処理し、二酸化炭素を除去する、請求項１に記載の方法。
【請求項３】
天然ガスからの二酸化炭素の除去を膜透過により行う、請求項２に記載の方法。
【請求項４】
吸収工程を充填塔で行う、請求項１〜３のいずれか１項に記載の方法。
【請求項５】
吸収工程を室温で行う、請求項１〜４のいずれか１項に記載の方法。
【発明の詳細な説明】
【０００１】
本発明は、天然ガス中に含まれる窒素の除去方法に関する。より詳しくは、本発明は、天然ガス中の窒素含有量を１０モル％未満の濃度に低下させる方法に関する。
公知の様に、天然ガスは熱エネルギーの供給源になっており、これは、地球の気象傾向に影響する温室効果の主な原因の一つであると考えられている、伝統的な化石燃料、特に石油系の燃料油、の主要代替品の１種である。
産地から来る天然ガスは、実質的にはメタンからなるが、極微量の、より高級のＣ２〜Ｃ７炭化水素に加えて、様々な量の不活性ガス、例えば二酸化炭素または窒素も含むので、規格を満たすためには、これらの不活性ガスを除去するか、または減少させなければならない。
これらの規格の中に、ガスの発熱量（高または低）と、その空気に対する密度との比により規定されるパラメータであるWobbe 指数に関連する規格がある。従って、Wobbe 指数は、そのガスが一定圧力で燃焼した時に生じる熱量を表すパラメータである。
【０００２】
天然ガスから不活性ガス、特に窒素、を除去する方法は、科学文献から公知である。しかし、これらの方法のほとんどは、例えば米国特許第５，５０５，０４９号、第５，０３６，６７１号、または第４，４１５，３４５号に記載されている様に、実質的に窒素の低温除去に基づいており、結果は効果的ではあるが、経済的ではない。
米国特許第５，３２１，９５２号は、低温方法に代わる方法を開示しているが、この方法は、天然ガスの炭化水素画分（実質的にはメタン）をＣ９〜Ｃ１４パラフィン系油中に吸収し、そうして分離した不活性ガス（実質的に窒素）を大気中または別の運転装置中に放出する。しかし、吸収液としてパラフィン系油を使用することには一連の欠点があり、そのために吸収法は、低温法に代わる方法としての競争力がほとんど無い。
【０００３】
とりわけ、パラフィン系油を使用する吸収方法は、特殊な操作条件を必要とする。事実、室温で操作する可能性はあるが、実際には、−４０〜−１０℃の温度で操作するのが好ましく、その結果、装置の内側における凍結現象を避けるために、ガスの強制脱水が必要になる。
第二の欠点は、第一の欠点よりはるかに深刻であり、ガスを回収するための脱着工程で起こる。この操作は、直列に配置されたフラッシュ塔の中でパラフィン系油を膨脹させて行なう。膨脹後、パラフィン系油は吸収工程に循環され、ガスは、部分的に圧縮部に送られて分配回路網に供給され、部分的に吸収工程に循環される。この圧縮工程だけで、この方法の競争力は明らかに低下する。
米国特許第５，３２１，９５２号に記載されている方法のもう一つの欠点は、吸収区域に見ることができ、そこでは、２基の塔で操作する必要があり、一方には、生産元から来る天然ガスが供給され、他方には循環ガスが供給される。
【０００４】
ここで本発明者は、パラフィン系油を、軽質で粘性の低い液体、例えば直留ナフサ、で単純に置き換えることにより、驚くべきことに、上記の欠点が排除されることを発見した。同時に、低温方式と同じ位効果的であるが、高いコストがかからない分離方法も得られる。
そこで、本発明の目的は、天然ガスに含まれる窒素の除去方法であって、
ａ）吸収装置中で、実質的にＣ５〜Ｃ８パラフィンからなる直留ナフサを使用し、天然ガスの炭化水素成分を吸収し、吸収されなかった窒素を排出する工程、
ｂ）底部で１５０〜２００℃の温度で作動しているストリッピング塔中で、炭化水素成分を直留ナフサからストリッピングする工程、
ｃ）ストリッピング工程で回収された直留ナフサを工程（ａ）に循環する工程、および
ｄ）ストリッピングされた炭化水素成分を分配回路網に供給する工程
を含んでなる方法に関する。
【０００５】
吸収工程に供給される天然ガスは、一般的に前処理し、存在している可能性がある、より高級の炭化水素および他の不活性ガス、例えば二酸化炭素、を除去する。前処理操作では、ガスを濾過および加熱装置に供給する。ＣＯ２  および存在し得る痕跡量の湿分は、膜を透過させることにより除去する。膜透過法は、「Polymeric Gas Separation Membranes」、R.E. Kesting, A.K. Fritzsche, Wiley Interscience, 1993、に詳細に記載されている。
吸収工程は、好ましくは棚段塔または充填塔で行ない、天然ガスを底部に、直留ナフサを頭部に供給する。
本説明および請求項で使用する用語「直留ナフサ」は、実質的に、炭素原子数が主として５〜８であり、平均沸点がペンタンの約３５℃〜オクタンの約１２５℃である、室温で液体の炭化水素混合物からなる石油留分を意味する。
吸収は、実質的に室温および天然ガスの生産圧に等しい圧力で、棚段塔または充填塔で行なわれ、その際、充填物は、不規則ではなく、規則的な様式で配列される。実質的に窒素からなるガス流は塔の頭部から排出され、天然ガスの炭化水素成分、実質的にメタン、を含む吸収流体は底部で回収される。
メタンは、吸収塔の圧力よりは低いが、分配回路網の圧力より高いか、または実質的にそれと等しい圧力で作動しているストリッピング塔で回収され、回路網自体に供給される。直留ナフサ成分の一部（より軽質の成分）がストリッピング工程の際に吸収される場合、これらの成分を凍結サイクルで回収する工程を含むことができる。
【０００６】
本発明の目的である、天然ガス中に含まれる窒素の除去方法は、本発明の実施態様を説明する（ただし制限しない）添附の図面を参照すると良く理解できる。前処理して湿分、二酸化炭素、およびＨ２  Ｓの様な他の好ましくないガスを除去した、窒素を含む天然ガス（１）が吸収塔Ｄ１の底部に供給される。直留ナフサは、供給ライン（２）により塔Ｄ１の頭部に供給される。直留ナフサは、一般的に循環された直留ナフサ（１２）である。
実質的に窒素からなるガス流（４）は、塔Ｄ１の頭部から排出され、バルブＶ１により膨脹し、続いて熱交換器Ｅ１で冷却された後、ガス−液体分離装置Ｓ１に送られる。分離装置Ｓ１から出た残りのガス流（５）は、Ｖ２で膨脹し、Ｅ１で冷却された後、排出される。
タンクＳ１の底部で集められた、実質的に窒素により吸収された直留ナフサからなる液体は、分離装置Ｓ２に送られ、その分離装置Ｓ２は、後に続くストリッピング塔Ｄ２の還流を調整する。
【０００７】
実質的に直留ナフサおよびその中に溶解した天然ガスからなる液体流（６）は、塔Ｄ１の底部から回収される。この流れは、バルブＶ３により膨脹し、分離装置Ｓ３に集められる。膨脹の結果解放されたガスは、ライン（７）により放出され、この設備を運転するためのエネルギー供給源として使用される。残りの液相（８）は、Ｖ４でさらに膨脹し、Ｅ２で加熱された後、底部の再沸器Ｅ３と共に作動するストリッピング塔Ｄ２に供給される。
実質的にメタンおよびストリッピングの際にメタン自体に吸収された直留ナフサからなるガス流（９）は、塔Ｄ２の頭部から回収される。ガス流（９）はＶ５で膨脹し、先ず回収交換器Ｅ４で、次いで冷却サイクルＰＫ１に接続された交換器Ｅ５で冷却され、分離装置Ｓ２に送られる。
分離装置Ｓ２の底部で集められた液体は、ポンプＰ１により、塔Ｄ２の頭部に還流として循環（１０）される。メタンおよび１０モル％未満の濃度の吸収されていない窒素からなるガス（１１）は、Ｅ４で冷却され、放出された後、分配回路網に送られる。
直留ナフサ（１２）は、塔Ｄ２の底部から回収され、先ず空気交換器Ｅ６で、次いで交換器Ｅ２で、続いて冷却サイクルＰＫ２に接続した交換器Ｅ７で冷却された後、Ｐ２で、吸収塔Ｄ１の頭部にポンプ輸送される。原料中のガスは、極微量の、より高級のＣ５+炭化水素を含み、これが直留ナフサ中に蓄積することがあるので、フラッシング（３）を行ない、サイクル中の直留ナフサの流量を一定に維持する。
【０００８】
本発明を限定するためではなく、例示するために、添附図面の様式に従って行なう試験を以下に記載する。
６０バールで得られ、下記の組成を有する天然ガスを採用する。
0004067732.tif 000002
【０００９】
このガスを膜透過させて前処理し、ＣＯ２  を除去する。下記の組成を有するガス流（１）が得られる。
0004067732.tif 000003
このガス流６０，０００ Sm３/gを、６０バール、頭部温度２５℃、底部温度２９℃で運転している吸収充填塔Ｄ１の底部に供給する。循環直留ナフサ（１２）は同塔の頭部に、温度２５℃および圧力約６２バールで供給（２）し、約４モル％のメタンを含む。直留ナフサとして、実質的にＣ５  〜Ｃ８  炭化水素からなり、平均沸点が約９５℃である混合物を使用する。
【００１０】
流れ（４）は吸収塔Ｄ１の頭部から回収し、膨脹し、冷却され、次いで生産サイクルから排出される（５）。この流れは流量が約８，７００ Sm３/gであり、下記の組成を有する。
0004067732.tif 000004
約２０モル％のメタンおよび２％の残留窒素を含む直留ナフサからなる液体流（６）（１３４０ Sm３/g）は、塔Ｄ１の底部から排出される。この流れは５５バールで膨脹し、分離装置Ｓ３に集められる。燃料として使用される、８０ Sm３/gに等しいガス流（７）は、分離装置の頭部から排出されるのに対し、約１９モル％のメタンおよび１．６７モル％の窒素を含む直留ナフサの液体流（８）は底部から回収される。
流れ（８）は先ず４５℃に予熱され、次いで２５バール、頭部温度４３℃、底部温度１６５℃で運転しているストリッピング塔Ｄ２に送られる。
【００１１】
塔Ｄ２から回収されたガス流は、膨脹および冷却の後、Ｓ２で凝縮した生成物から分離される。メタン（１１）は、このタンクから流量５０，８００ Sm３/gで回収される。このガスは下記の組成を有する。
0004067732.tif 000005
１２００ Sm３/gの直留ナフサが塔Ｄ２の底部から回収され、Ｅ６、Ｅ２、Ｅ７で２５℃に冷却され、次いで、２．６２m３/gのフラッシュ（３）後、吸収塔にポンプ輸送される。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明の方法の一実施態様を説明する工程フロー図である。
【図１】
0004067732.tif 000006