(57)【要約】  供給ガス流の第一部分及び前記供給ガス流の第二部分を形成すること、前記第一部分対前記第二部分の質量比は９５：５〜５：９５である；熱交換器において前記第一部分を冷却し、前記第一部分を少なくとも部分的に凝縮させること；及び前記第二部分と、冷却され、少なくとも部分的に凝縮された前記第一部分とを、蒸留塔に供給すること、を含み、軽質成分をオーバーヘッド蒸気流として前記蒸留塔から取り出し、重質成分を製品流として底部において前記蒸留塔から取り出し、前記第二部分を、前記第一部分よりも下にある１つ以上の気液平衡段階のポイントで前記蒸留塔中に供給し、それによって、前記蒸留塔内において、前記冷却された第二部分の液体と、前記第二部分の蒸気との間で物質移動交換させ得ることを特徴とする、供給ガス流から天然ガス液を回収するためのプロセスを本明細書で開示する。また、対応する装置も開示する。【選択図】図５
2016539300.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
供給ガス流からの天然ガス液の回収プロセスであって：
（ａ）前記供給ガス流の第一部分及び前記供給ガス流の第二部分を形成すること、ここで、前記第一部分対前記第二部分の質量比は９５：５〜５：９５である；
（ｂ）熱交換器において前記第一部分を冷却し、前記第一部分を少なくとも部分的に凝縮させること；
（ｃ）前記第二部分と、冷却され、少なくとも部分的に凝縮された前記第一部分とを、蒸留塔に供給すること、ここで、軽質成分をオーバーヘッド蒸気流として前記蒸留塔から取り出し、重質成分を製品流として底部において前記蒸留塔から取り出すこと、ここで、前記第二部分を、前記第一部分よりも下にある１つ以上の気液平衡段階のポイントで前記蒸留塔中に供給し、それによって、前記塔内において、前記冷却された第一部分の液体と、前記第二部分の蒸気との間で物質移動交換させる；
（ｄ）前記蒸留塔オーバーヘッド流を前記熱交換器に供給し、そして前記蒸留塔オーバーヘッド流を冷却して前記蒸留塔オーバーヘッド流を少なくとも部分的に液化させること；
（ｅ）少なくとも部分的に液化された蒸留塔オーバーヘッド流を第一分離器に供給すること、
（ｆ）前記第一分離器において蒸気と液体を分離して、セールスガスを含むオーバーヘッド蒸気流と、混合冷媒を含むボトムス流とを製造すること、
（ｇ）前記混合冷媒流を前記熱交換器に供給して冷却を提供すること、ここで前記混合冷媒流は前記熱交換器を通過する際に気化する；
（ｈ）前記気化された混合冷媒流を圧縮し、その圧縮された混合冷媒流を前記熱交換器中に通すこと；及び
（ｉ）前記圧縮された混合冷媒流の少なくとも一部を還流の流れとして前記蒸留塔に供給すること、を含む前記プロセス。
【請求項２】
（ｉ）の前に、第二分離器に前記圧縮された混合冷媒流を供給し、前記第二分離器からの前記ボトムスを還流の流れとして前記蒸留塔に供給することを更に含む請求項１に記載のプロセス。
【請求項３】
調節弁を使用して前記混合冷媒の圧力を低下させることによって、前記混合冷媒流が前記熱交換器に入る前に、前記混合冷媒流の温度を低下させることを更に含む請求項１に記載のプロセス。
【請求項４】
前記第二分離器からのオーバーヘッド流を前記蒸留塔からのオーバーヘッド流と合わせ、その合わせた流れを前記第一分離器に供給することを更に含む請求項１に記載のプロセス。
【請求項５】
前記圧縮された混合冷媒流を前記熱交換器に通す前に、冷却器で前記圧縮された混合冷媒を冷却することを更に含む請求項１に記載のプロセス。
【請求項６】
前記第一分離器が吸収塔である請求項１に記載のプロセス。
【請求項７】
前記供給ガス流が天然ガスまたは製油所ガスの１つである請求項１に記載のプロセス。
【請求項８】
前記蒸留塔が約１００ｐｓｉａ〜４５０ｐｓｉａの圧力で作動する請求項１に記載のプロセス。
【請求項９】
前記供給ガス流の第一部分及び第二部分が同じ組成を有する請求項１に記載のプロセス。
【請求項１０】
前記供給ガス流の第一部分及び第二部分が９５：５〜６５：３５の質量比を有する請求項１に記載のプロセス。
【請求項１１】
前記供給ガス流の第一部分及び第二部分が９５：５〜７０：３０の質量比を有する請求項１に記載のプロセス。
【請求項１２】
圧縮された混合冷媒流の一部を追加の製品流として取り出す請求項１に記載のプロセス。
【請求項１３】
前記分離器において蒸気と液体を分離することが、側部抜取留分を製造することを更に包含する請求項１に記載のプロセス。
【請求項１４】
前記オーバーヘッド蒸気流が、窒素で富化されていて、且つプロパンが枯渇していて、ボトムス留分が、窒素が枯渇していて、且つプロパンが富化されていて、そして前記側部抜取留分が、中間のプロパン含量及び窒素含量を有している請求項１３に記載のプロセス。
【請求項１５】
蒸留塔リボイラーにおいて前記蒸留塔ボトムスの一部を再沸騰させること、ここで、前記蒸留塔リボイラーへのエネルギー入力は、前記の供給ガス流、製品流及びセールスガス流と同じ体積及び組成を有するプロセスのためのエネルギー入力に比べて少なくとも５％低く、そしてその場合、第二部分は前記供給ガス流から形成されない、を更に含む請求項１に記載のプロセス。
【請求項１６】
蒸留塔リボイラーにおいて前記蒸留塔ボトムスの一部を再沸騰させること、ここで、前記蒸留塔リボイラーへのエネルギー入力は、前記の供給ガス流、製品流及びセールスガス流と同じ体積及び組成を有するプロセスのためのエネルギー入力に比べて少なくとも１０％低い、そしてその場合、第二部分は前記供給ガス流から形成されない、を更に含む請求項１に記載のプロセス。
【請求項１７】
前記プロセスの全体的なコンプレッサー負荷が、前記の供給ガス流、製品流及びセールスガス流と同じ体積及び組成を有するプロセスのためのコンプレッサー負荷に比べて少なくとも５％低いが、その場合、第二部分は前記供給ガス流から形成されない請求項１に記載のプロセス。
【請求項１８】
前記プロセスの全体的なコンプレッサー負荷が、前記の供給ガス流、製品流及びセールスガス流と同じ体積及び組成を有するプロセスのためのコンプレッサー負荷に比べて少なくとも１０％低いが、その場合、第二部分は前記供給ガス流から形成されない請求項１に記載のプロセス。
【請求項１９】
供給ガス流から天然ガス液を分離するための装置であって：
（ａ）供給ガス流を送達するように構成された第一供給ガスライン；
（ｂ）前記供給ガス流と、冷却された供給ガス流を形成する１つ以上のプロセス流との間の熱交換接触によって、供給ガス流から天然ガス液を分離するために必要な加熱及び冷却を提供するように作動可能な熱交換器；
（ｃ）前記供給ガス流を受け入れ、そしてその供給ガス流を、前記供給ガス流の軽質炭化水素成分の実質量を含む蒸留塔オーバーヘッド流と、重質炭化水素成分の実質量を含む蒸留塔ボトム流とに分離するように構成された蒸留塔；
（ｄ）蒸留塔オーバーヘッド流を受け入れ、そしてその蒸留塔オーバーヘッド流を、オーバーヘッドセールスガス流と、前記熱交換器においてプロセス冷却を提供するように構成された混合冷媒を含むボトムス流とに分離するように構成された第一分離器；
（ｅ）前記混合冷媒流が前記熱交換器においてプロセス冷却を提供した後に、前記混合冷媒流を圧縮するように構成されたコンプレッサー；及び
（ｆ）前記熱交換器に送られる前に、前記供給ガス流の一部を取り出すように構成された供給ガスバイパスライン、ここで、前記供給ガスバイパスラインは、前記熱交換器からの前記冷却された供給ガス流が流体的に接続されるポイントより下にある１つ以上の気液平衡段階のポイントで前記蒸留塔に流動的に接続され、それにより、前記熱交換器からの前記冷却された供給ガス流の液体と、前記塔内のバイパス供給ガス流の蒸気との間で物質移動交換させることができる、を含む前記装置。
【請求項２０】
前記圧縮された混合冷媒流を受け入れ、そしてその圧縮された混合冷媒を、オーバーヘッド流と、還流の流れとして前記蒸留塔に供給されるボトムス流とに分離させるように構成される第二分離器を更に含む請求項１９に記載の装置。
【請求項２１】
前記供給ガスバイパスラインに入る流れが、前記熱交換器に送られる前記供給ガス流の一部と同じ組成を有するように構成されるスプリッターを更に含む請求項１９に記載の装置。
【請求項２２】
前記スプリッターを、前記バイパスラインが前記第一供給ガスラインからの前記供給ガスの約５〜３５重量％を受け入れるように構成する請求項１９に記載の装置。
【請求項２３】
製品流として前記圧縮された混合冷媒の一部を取り出すように構成されるスプリッターを更に含む請求項１９に記載の装置。
【請求項２４】
前記第一分離器が吸収塔である請求項１９に記載の装置。
【請求項２５】
前記吸収塔が、側部抜取流を取り出すように構成される側部抜取ラインを有する請求項２４に記載の装置。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
関連出願
本出願は、２０１３年１０月９日に出願された米国仮特許出願第６１／８８８，９０１号の優先権を主張する。
【０００２】
分野
本明細書に記載される実施形態は、炭化水素を含有するガス供給流からの天然ガス液の改良された回収プロセス、特にガス供給流からのプロパン及びエタンの回収に関する。
【背景技術】
【０００３】
天然ガスは、種々の炭化水素、例えばメタン、エタン及びプロパンを含有する。天然ガスは、通常は、過半比率のメタン及びエタンを有し、すなわち、メタン及びエタンを合わせると典型的には天然ガスの少なくとも５０モル％を構成する。また、天然ガスは、比較的少量の重質炭化水素、例えばプロパン、ブタン、ペンタン等、ならびに水素、窒素、二酸化炭素及び他のガスも含有する。天然ガスに加えて、炭化水素を含有する他のガス流は、軽質炭化水素と重質炭化水素との混合物を含有することができる。例えば、精製プロセスで形成されたガス流は、分離されるべき炭化水素の混合物を含有することができる。これらの炭化水素の分離及び回収は、直接使用してもよく、または他のプロセスのための供給原料として使用してもよい有益な製品を提供することができる。これらの炭化水素は典型的には天然ガス液（ＮＧＬ）として回収される。
【０００４】
本明細書に記載される実施形態は、主に、炭化水素を含有するガス流中のＣ３＋成分を回収すること、特にこれらのガス流からプロパンを回収することを目的とする。以下に記載するプロセスにしたがって処理される代表的な天然ガス供給物は、典型的には、おおよそのモル％で、メタンを９２．１２モル％、エタン及び他のＣ２成分を３．９６モル％、プロパン及び他のＣ３成分を１．０５モル％、イソブタンを０．１５モル％、ノルマルブタンを０．２１モル％、ペンタンまたはより重質の成分を０．１１モル％、そして窒素及び二酸化炭素から主に構成される残余を含有することができる。製油所ガス流は、少量のメタン及びより多量の重質炭化水素を含有することができる。
【０００５】
ガス供給流からの天然ガス液の回収は、種々のプロセス、例えば、ガスの冷却及び冷凍、油吸収、冷凍油吸収を使用して、または多重蒸留塔の使用によって行なわれてきた。更に最近では、ジュール・トムソン弁またはターボエキスパンダーを利用する極低温膨張プロセスが、天然ガスからのＮＧＬの回収に好ましいプロセスとなってきている。
【０００６】
典型的な極低温膨張回収プロセスにおいて、加圧下の供給ガス流は、そのプロセスの他の流れ及び／または外部冷凍源との、例えばプロパン圧縮−冷凍システムとの熱交換によって冷却される。ガスが冷却される際に、液体は、１つ以上の分離器中で、所望の成分を含有する高圧液体として凝縮され、そして回収することができる。
【０００７】
高圧液体は、より低い圧力に膨張させ、分別することができる。液体と蒸気の混合物を含む、膨張流は蒸留塔中で分別される。蒸留塔中で、揮発性ガス及び軽質炭化水素はオーバーヘッド蒸気として取り出され、重質炭化水素成分は塔底部において液体製品として出る。
【０００８】
供給ガスは、典型的には、完全には凝縮されず、そして、部分凝縮から残っている蒸気は、より低圧へとジュール・トムソン弁またはターボエキスパンダーを通過することができ、その圧力において、その流れは、更に冷却され、その結果として更なる液体が凝縮される。その膨張流は、蒸留塔に供給流として供給される。
【０００９】
蒸留塔には、典型的には、冷却後ではあるが、膨張前に、部分的に凝縮された供給ガスの一部である還流の流れが提供される。種々のプロセスでは、還流のための他の源が、例えば、加圧下で供給される残留ガスの循環流が使用されてきた。
【００１０】
上記の一般的な極低温プロセスについて様々な改良が試みられているが、これらの改良は、蒸留塔への供給流を膨張させるために、ターボエキスパンダーまたはジュール・トムソン弁を使用し続けている。天然ガス供給流からのＮＧＬの回収を増大させるための改良プロセスが望まれている。
【００１１】
概要
本明細書に記載される実施形態は、供給ガス流からＮＧＬを回収するための改良プロセスに関する。このプロセスは、高レベルのＮＧＬ回収に必要な低温を達成するために、オープンループ混合冷媒プロセスを利用する。単一の蒸留塔を利用して、セールスガスのような軽質成分から、重質の炭化水素を分離する。蒸留塔からのオーバーヘッド流を冷却して、そのオーバーヘッド流を部分的に液化させる。その部分的に液化されたオーバーヘッド流を、軽質の炭化水素、例えばセールスガスを含む蒸気流と、混合冷媒として役立つ液体成分とに分離する。その混合冷媒により、プロセス冷却が提供され、そして混合冷媒の一部は、蒸留塔が主要な成分で富化されるように、還流の流れとして使用される。蒸留塔で富化されたガスによって、蒸留塔のオーバーヘッド流は、より温かい温度で凝縮し、蒸留塔は、高レベルのＮＧＬ回収のために典型的に使用される温度によりも温かい温度で作動する。このプロセスは、ジュール・トムソン弁またはターボエキスパンダーに基づくプラントにおけるようなガスを膨張させることなく、ただ１つの蒸留塔を使用して、所望のＮＧＬ成分の高レベル回収を達成する。
【００１２】
一実施形態では、Ｃ３＋炭化水素、特にプロパンが回収される。流入供給流の組成に基づいて、Ｃ３＋炭化水素の所望の回収率を達成するために要求される温度及び圧力を維持する。プロセスのこの実施形態では、供給ガスは、主熱交換器に入り、冷却される。冷却された供給ガスは、この実施形態では脱エタン塔として機能する蒸留塔に供給される。供給流の冷却は、主として、プロパンのような温かい冷媒によって提供することができる。蒸留塔からのオーバーヘッド流は、主熱交換器に入り、そこで、混合冷媒を生成し、システムからの所望のＮＧＬ回収を提供するために要求される温度に冷却される。
【００１３】
蒸留塔からの冷却されたオーバーヘッド流を、還流ドラムからのオーバーヘッド流と合わせ、蒸留塔オーバーヘッドドラムにおいて分離する。蒸留塔オーバーヘッドドラムからのオーバーヘッド蒸気は、セールスガス（すなわち、メタン、エタン及び不活性ガス）であり、液体ボトムス（ｌｉｑｕｉｄ  ｂｏｔｔｏｍ）は混合冷媒である。その混合冷媒は、供給ガスと比較してＣ２及びより軽質の成分に富んでいる。セールスガスは、主熱交換器中に供給され、温められる。混合冷媒の温度は、主熱交換器において、必要な熱移動を容易にするように十分な低温まで下げる。冷媒の温度は、調節弁を通過する冷媒の圧力を低下させることによって、下げる。混合冷媒を主熱交換器に供給し、そこで、主熱交換器を通過する際に、混合冷媒は、気化し、そして過熱される。
【００１４】
主熱交換器を通過した後、混合冷媒は圧縮される。好ましくは、コンプレッサー排出圧力は、蒸留塔圧力よりも高いので、還流ポンプは不要である。圧縮されたガスは、主熱交換器を通過し、部分的に凝縮される。部分的に凝縮された混合冷媒は還流ドラムに送られる。還流ドラムからのボトム液は、蒸留塔のための還流の流れとして使用する。還流ドラムからの蒸気は、主熱交換器から出る蒸留塔オーバーヘッド流と合わせ、その合わせた流れは、蒸留塔オーバーヘッドドラムに送られる。この実施形態では、プロセスは、供給ガスからのプロパンの９９％を超える回収率を達成できる。
【００１５】
プロセスの他の実施形態では、供給ガスを上記のように処理し、混合冷媒の一部は、圧縮及び冷却の後に、プラントから取り出される。プラントから取り出された混合冷媒の一部はＣ２回収ユニットに供給され、混合冷媒中のエタンが回収される。主熱交換器を通過し、圧縮及び冷却された後の混合冷媒流の一部の取り出しは、必要な冷凍を提供するのに十分なＣ２成分がシステム内に残留している場合、プロセスに関する影響は極僅かである。いくつかの実施形態では、混合冷媒流の９５％程度を、Ｃ２回収のために取り出すことができる。その取り出された流れは、エチレンクラッキングユニットにおける供給流として使用することができる。
【００１６】
プロセスの別の実施形態では、吸収塔（ａｂｓｏｒｂｅｒ  ｃｏｌｕｍｎ）を使用して蒸留塔オーバーヘッド流を分離する。吸収塔からのオーバーヘッド流はセールスガスであり、ボトムスは混合冷媒である。
【００１７】
本発明の更に別の実施形態では、ただ１つの分離ドラム（ｓｅｐａｒａｔｏｒ  ｄｒｕｍ）が使用される。この実施形態では、圧縮され冷却された混合冷媒は、還流の流れとして蒸留塔に戻される。
【００１８】
上記のプロセスは、所望の任意の様式で、炭化水素の分離を達成するために変更することができる。例えば、プラントは、蒸留塔によって、Ｃ３及びより軽質の炭化水素から、Ｃ４＋炭化水素が、主としてブタンが分離されるように、作動させることができる。別の実施形態では、プラントは、エタン及びプロパンの両方を回収するように作動させることができる。この実施形態では、蒸留塔は脱メタン塔として使用され、プラントの圧力及び温度は適宜調整される。この実施形態では、蒸留塔からのボトムスは主にＣ２＋成分を含有し、一方、オーバーヘッド流は主にメタン及び不活性ガスを含有している。この実施形態では、供給ガス中のＣ２＋成分の５５％程度の回収を達成することができる。
【００１９】
プロセスの利点は、中でも、蒸留塔への還流が、例えばエタンに富んでいて、それにより蒸留塔からのプロパンの損失が低減されることにある。また、還流は、蒸留塔におけるエタンのような軽質の炭化水素のモル分率を増大させ、オーバーヘッド流を凝縮させることがより容易になる。このプロセスは、蒸留塔オーバーヘッドにおいて凝縮された液体を２度使用するものであり、１度目は低温冷媒として使用し、２度目は蒸留塔のための還流の流れとして使用する。本明細書に記載されるプロセスの他の利点は、以下に提供される好ましい実施形態の詳細な説明に基づき、当業者には明らかであろう。
【００２０】
更に別の実施形態では、供給ガス流の第一部分及び供給ガス流の第二部分を形成すること、ここで、その第一部分対第二部分の質量比は９５：５〜５：９５の範囲である；熱交換器において第一部分を冷却し、第一部分を少なくとも部分的に凝縮させること；及び第二部分と、冷却され、少なくとも部分的に凝縮された第一部分とを、蒸留塔に供給すること、ここで、軽質成分はオーバーヘッド蒸気流として蒸留塔から取り出され、重質成分は製品流としてボトムスにおいて蒸留塔から取り出され、また、ここで、第二部分は、第一部分よりも下にある１つ以上の気液平衡段階のポイントで蒸留塔中に供給され、それによって、前記塔内において、冷却された第一部分の液体と、第二部分の蒸気との間で物質移動交換させることができる、を含む、供給ガス流から天然ガス液を回収するためのプロセスを提供する。そのプロセスは、更に、蒸留塔オーバーヘッド流を熱交換器に供給し、そしてその蒸留塔オーバーヘッド流を冷却して蒸留塔オーバーヘッド流を少なくとも部分的に液化すること、少なくとも部分的に液化された蒸留塔オーバーヘッド流を第一分離器に供給すること、第一分離器において蒸気と液体を分離して、セールスガスを含むオーバーヘッド蒸気流と、混合冷媒を含むボトムス流とを製造すること、その混合冷媒流を熱交換器に供給して冷却を提供すること、ここで混合冷媒流は熱交換器を通過する際に気化し、その気化された混合冷媒流を圧縮し、そしてその圧縮された混合冷媒流を熱交換器中に通すこと、及びその圧縮された混合冷媒流の少なくとも一部を還流の流れとして蒸留塔に供給すること、を包む。実施形態では、エネルギー入力は、供給流が分割されず且つ全供給流が冷却のために熱交換器を通過するプロセスのためのエネルギー入力に比べて、約５〜３０％、または約１０〜２０％低い。エネルギー入力の減少は、運転コストの有意な節約をもたらす。
【００２１】
更なる実施形態では、供給ガス流から天然ガス液を分離するための装置を提供し、その装置は、供給ガス流を送達するように構成された第一供給ガスライン、供給ガス流と、冷却された供給ガス流を形成する１つ以上のプロセス流との間の熱交換接触によって、供給ガス流から天然ガス液を分離するために必要な加熱及び冷却を提供するように作動可能な熱交換器、及び供給ガス流を受け入れ、そしてその供給ガス流を、供給ガス流の軽質炭化水素成分の実質量を含む塔オーバーヘッド流と、重質炭化水素成分の実質量を含む塔ボトムス流とに分離するように構成された蒸留塔を含む。その装置は、更に、蒸留塔オーバーヘッド流を受け入れ、そしてその塔オーバーヘッド流を、オーバーヘッドセールスガス流と、熱交換器においてプロセス冷却を提供するように構成された混合冷媒を含むボトムス流とに分離するように構成された第一分離器、混合冷媒流が熱交換器でプロセス冷却を提供した後に、混合冷媒流を圧縮するように構成されたコンプレッサー、及び熱交換器に送られる前に、供給ガス流の一部を取り出すように構成された供給ガスバイパスライン、ここで、供給ガスバイパスラインは、熱交換器からの冷却された供給ガス流が流体的に接続されるポイントより下にある１つ以上の気液平衡段階のポイントで蒸留塔に流動的に接続され、それにより、熱交換器からの冷却された供給ガス流の液体と、前記塔内のバイパス供給ガス流の蒸気との間で物質移動交換させることができる、を含む。
【図面の簡単な説明】
【００２２】
【図１】混合冷媒流を圧縮し、そして還流分離器へと戻す方法の実施形態を実行するためのプラントの概略図である。
【図２】圧縮された混合冷媒流の一部を、エタン回収のためのプラントから取り出す方法の実施形態を実行するためのプラントの概略図である。
【図３】吸収塔を使用して蒸留オーバーヘッド流を分離する実施形態を実行するためのプラントの概略図である。
【図４】ただ１つの分離ドラムを使用する実施形態を実行するためのプラントの概略図である。
【図５】蒸留塔への供給流を、分割し、蒸留塔の異なる位置に供給し、そして混合冷媒を圧縮し、還流分離器へと戻す方法の実施形態を実行するためのプラントの概略図である。
【図６】蒸留塔への供給流を、分割し、蒸留塔の異なる位置に供給し、そして圧縮された混合冷媒流を取り出し、その圧縮された混合冷媒流の一部をエタン回収のためのプラントから取り出す方法の実施形態を実行するためのプラントの概略図である。
【図７】蒸留塔への供給流を、分割し、蒸留塔の異なる位置に供給し、そして吸収塔を使用して蒸留塔オーバーヘッド流を分離する方法の実施形態を実行するためのプラントの概略図である。
【図８】蒸留塔への供給流を、分割し、蒸留塔の異なる位置に供給し、そこで、ただ１つの分離ドラムを使用する方法の実施形態を実行するためのプラントの概略図である。
【図９】蒸留塔への供給流を、分割し、蒸留塔の異なる位置に供給する別の方法の実施形態を実行するためのプラントの概略図である。
【発明を実施するための形態】
【００２３】
本明細書に記載される実施形態は、炭化水素を含有するガス供給流から、例えば石油処理からの天然ガス流またはガス流を含有するガス供給流から、天然ガス液（NGL）を回収するための改良プロセスに関する。実施形態では、そのプロセスは、プラント中のガス圧を意図的に低減することなく、ほぼ一定の圧力で行われる。プロセスでは、軽質炭化水素及び重質炭化水素を分離するために単一蒸留塔を使用する。オープンループ混合冷媒は、プロセスの冷却を提供して、ＮＧＬガスの高レベルでの回収に必要な温度を達成する。混合冷媒は、供給ガス中の軽質及び重質の炭化水素の混合物から成り、一般的には、供給ガスと比較して、軽質炭化水素に富んでいる。
【００２４】
また、オープンループ混合冷媒は、蒸留塔へ、富化された還流の流れを提供するためにも使用され、より高い温度で蒸留塔が作動することを可能にし、ＮＧＬの回収を増大させる。蒸留塔からのオーバーヘッド流を冷却して、そのオーバーヘッド流を部分的に液化させる。部分的に液化されたオーバーヘッド流を、セールスガスのような軽質炭化水素を含む蒸気流と、混合冷媒として役立つ液体成分とに分離する。
【００２５】
実施形態では、プロセスを使用して、混合供給ガス流中の炭化水素の所望の分離を得ることができる。一実施形態では、本出願のプロセスを使用して、高レベルでのプロパン回収を得ることができる。供給ケース（ｆｅｅｄ  ｃａｓｅ）中のプロパンの９９％程度またはそれ以上を、このプロセスで回収することができる。また、プロセスは、プロパンと一緒に有意な量のエタンを回収する様式またはセールスガスと一緒にエタンの大部分を排除する様式で作動することもできる。あるいは、プロセスは、供給流の高い％のＣ４＋成分を回収し、Ｃ３及びより軽質の成分を排出するように作動することができる。
【００２６】
実施形態では、エネルギー使用の実質的な低減は、本明細書に記載の分割供給構成を使用して得ることができる。実施形態では、コンプレッサー能力を、分割供給が使用されないシステムと比較して、少なくとも５％だけ、または少なくとも１０％だけ、または５〜２０％だけ低下させることができる。実施形態では、リボイラー負荷は、分割供給を有していないシステムと比較して、少なくとも１０％だけ、または少なくとも２０％だけ、または少なくとも３０％だけ低下させることができる。実施形態では、蒸留塔のサイズも縮小させることができ、その結果として資本コストが減少する。実施形態では、供給流の第一部分（蒸留塔に供給される前に、冷却され、部分的に凝縮される）と、供給流の第二部分（冷却されず、部分的に凝縮されない）の質量比は、９５：５〜５：９５、または９５：５〜６５：３５、または９５：５〜７０：３０の範囲である。
【００２７】
いくつかの実施形態を実行するためのプラントを図１に概略示す。プラントに関する操作パラメーター、例えば温度、圧力、流量及び種々の流れの組成は、ＮＧＬの所望の分離及び回収を達成するように設定されることを理解すべきである。必要とされる操作パラメーターは、供給ガスの組成にも左右される。必要とされる操作パラメーターは、公知の技術、例えばコンピューターによるシミュレーションを使用して、当業者によって容易に決定される。したがって、下記に示す種々の操作パラメーターの記載及び範囲は、本発明の特定の実施形態を説明するものであり、それらは、本発明の範囲を限定することを意図していない。
【００２８】
供給ガスは、ライン（１２）を介して、主熱交換器（１０）に供給される。供給ガスは、天然ガス、製油所ガスまたは分離を必要とする他のガス流であり得る。供給ガスは、典型的には、プラントに供給される前に、濾過及び脱水して、ＮＧＬユニットでの凍結を防止する。供給ガスは、典型的には、温度約１１０°Ｆ〜１３０°Ｆ及び圧力約１００ｐｓｉａ〜４５０ｐｓｉａで主熱交換器に供給される。供給原料ガスは、より冷たいプロセス流及び冷媒（そのプロセスにとって必要な追加の冷却を提供するのに要する量でライン（１５）を通して主熱交換器に供給することができる）との熱交換接触により、主熱交換器（１０）中で冷却され、部分的に液化される。温かい冷媒、例えばプロパンを使用して、供給ガスに必要な冷却を提供することができる。供給ガスは、主熱交換器中で、約０°Ｆ〜−４０°Ｆの温度に冷却することができる。
【００２９】
冷たい供給ガス（１２）は、主熱交換器（１０）を出て、供給ライン（１３）を通って蒸留塔（２０）に入る。蒸留塔は、供給ガスの圧力に比べてわずかに低い圧力、典型的には供給ガスの圧力に比べて約５ｐｓｉ〜１０ｐｓｉ低い圧力で作動する。蒸留塔では、重質炭化水素を、例えばプロパン及び他のＣ３＋成分を、軽質の炭化水素から、例えばエタン、メタン及び他のガスから分離する。重質炭化水素成分は、液体ボトムスとして蒸留塔からライン（１６）を通って出て、一方、軽質成分は、蒸気オーバーヘッドライン（１４）を通って出る。好ましくは、ボトムス流（１６）は約１５０°Ｆ〜３００°Ｆの温度で蒸留塔から出て、オーバーヘッド流（１４）は約−１０°Ｆ〜−８０°Ｆの温度で蒸留塔から出る。
【００３０】
蒸留塔からのボトムス流（１６）は、製品流（１８）と、熱入力（Ｑ）を受けるリボイラー（３０）に向けられるリサイクル流（２２）とに分割される。任意には、製品流（１８）を、冷却器において、約６０°Ｆ〜１３０°Ｆの温度に冷却することができる。製品流（１８）は、供給ガス流中の重質炭化水素が高度に富化されている。図１に示す実施形態では、製品流は、プロパン及びより重質の成分で高度に富化されることができ、エタン及びより軽質のガスは、下記のように、セールスガスとして取り出される。あるいは、プラントは、製品流がＣ４＋炭化水素で高度に富化され、そしてプロパンがセールスガス中のエタンと一緒に取り出されるように、作動させることができる。リサイクル流（２２）を、リボイラー（３０）で加熱して、熱を蒸留塔に提供する。蒸留塔のために典型的に使用される任意のタイプのリボイラーを使用することができる。
【００３１】
蒸留塔オーバーヘッド流（１４）は、主熱交換器（１０）を通り、ここで、プロセスガスとの熱交換接触によって冷却されて、部分的に液化する。蒸留塔オーバーヘッド流は、ライン（１９）を通って主熱交換器を出て、下記のように混合冷媒を生成するように十分に冷却されている。好ましくは、蒸留塔オーバーヘッド流は、主熱交換器において、約−３０°Ｆ〜−１３０°Ｆの温度に冷却される。
【００３２】
図１に示すプロセスの実施形態では、冷却され、部分的に液化された流れ（１９）は、ミキサー（１００）において、還流分離器（４０）からのオーバーヘッド流（２８）と合わせられ、次いで、ライン（３２）を通って、蒸留塔オーバーヘッド分離器（６０）に供給される。あるいは、流れ（１９）を、還流分離器（４０）からのオーバーヘッド流（２８）と合わせることなく、蒸留塔オーバーヘッド分離器（６０）に供給することができる。オーバーヘッド流（２８）を蒸留塔オーバーヘッド分離器に直接に供給することができるか、またはプロセスの他の実施形態では、還流分離器（４０）からのオーバーヘッド流（２８）をセールスガス（４２）と合わせることができる。任意には、還流分離器（４０）からのオーバーヘッド流は、蒸留塔オーバーヘッド流（１９）と混合させるためにライン（２８ａ）を通して供給される前に、調節弁（７５）を通過させることができる。使用される供給ガス及び他のプロセスパラメーターに応じて、調節弁（７５）を使用して、エタンコンプレッサー（８０）に関する圧力を保持し（この流れの凝縮を容易にすることができる）、そして蒸留塔の頂部へ液体を移動させるために圧力を提供することができる。あるいは、還流ポンプを使用して、蒸留塔の頂部へ液体を移動させるのに必要な圧力を提供することができる。
【００３３】
図１に示す実施形態では、合わせられた蒸留塔オーバーヘッド流及び還流ドラムオーバーヘッド流（３２）は、蒸留塔オーバーヘッド分離器（６０）において、オーバーヘッド流（４２）とボトムス流（３４）に分離される。蒸留塔オーバーヘッド分離器（６０）からのオーバーヘッド流（４２）は、セールスガス（例えばメタン、エタン及びより軽質の成分）を含有している。蒸留塔オーバーヘッド分離器からのボトムス流（３４）は、主熱交換器（１０）における冷却に使用される液体混合冷媒である。
【００３４】
セールスガスは、ライン（４２）を介して主熱交換器（１０）を通って流れ、加温される。典型的なプラントでは、セールスガスは、約−４０°Ｆ〜−１２０°Ｆの温度及び約８５ｐｓｉａ〜４３５ｐｓｉａの圧力で、脱エタン塔オーバーヘッド分離器を出て、そして約１００°Ｆ〜１２０°Ｆの温度で、主熱交換器を出る。セールスガスは、ライン（４３）を通って、更なる処理に送られる。
【００３５】
混合冷媒は、蒸留塔オーバーヘッド分離器ボトムスライン（３４）を通って流れる。混合冷媒の温度は、調節弁（６５）を通る冷媒の圧力を低下させることによって、下げることができる。混合冷媒の温度を、主熱交換器（１０）で必要な冷却を提供するのに十分に冷たい温度まで低下させる。その混合冷媒を、ライン（３５）を通して、主熱交換器に供給する。主熱交換器に入る混合冷媒の温度は、典型的には、約−６０°Ｆ〜−１７５°Ｆである。調節弁（６５）を使用して混合冷媒の温度を低下させる場合、温度は、典型的には、約２０°Ｆ〜５０°Ｆだけ低下させ、圧力は約９０ｐｓｉ〜２５０ｐｓｉだけ低下させる。混合冷媒は、主熱交換器（１０）を通過する時に気化、過熱され、そしてライン（３５ａ）を通って出る。主熱交換器を出る混合冷媒の温度は、約８０°Ｆ〜１００°Ｆである。
【００３６】
主熱交換器を出た後、混合冷媒はエタンコンプレッサー（８０）に供給される。その混合冷媒は、約２３０°Ｆ〜３５０°Ｆの温度で、蒸留塔の作動圧力よりも約１５ｐｓｉ〜２５ｐｓｉ高い圧力に圧縮される。混合冷媒を蒸留塔の圧力を超える圧力に圧縮することにより、還流ポンプは不要となる。圧縮された混合冷媒は、ライン（３６）を通って冷却器（９０）中に流れ、そこで、約７０°Ｆ〜１３０°Ｆの温度に冷却される。任意には、冷却器（９０）は省略でき、下記のように、圧縮された混合冷媒は、主熱交換器（１０）へと直接流れることができる。次いで、圧縮された混合冷媒は、ライン（３８）を通って主熱交換器（１０）へと流れ、そこで、更に冷却され、部分的に液化する。その混合冷媒は、主熱交換器において、約１５°Ｆ〜−７０°Ｆの温度に冷却される。部分的に液化された混合冷媒は、ライン（３９）を通って還流分離器（４０）に導入される。既に述べたように、図１の実施形態では、還流分離器（４０）からのオーバーヘッド（２８）は、蒸留塔からのオーバーヘッド（１４）と合わせ、その合わせた流れ（３２）は、蒸留塔オーバーヘッド分離器に供給される。還流分離器（４０）からの液体ボトムス（２６）は、還流の流れ（２６）として蒸留塔にフィードバックされる。調節弁（７５，８５）を使用して、凝縮を促進するためにコンプレッサーに関する圧力を保持することができる。
【００３７】
還流として使用されるオープンループ混合冷媒により、蒸留塔は、気相成分で富化される。富化された蒸留塔の中のガスにより、蒸留塔のオーバーヘッド流は、より温かい温度で凝縮し、蒸留塔は、ＮＧＬを高レベルで回収するために通常必要とされる温度に比べてより温かい温度で作動する。
【００３８】
また、蒸留塔への還流は、蒸留塔からの重質炭化水素の損失も低減する。例えば、プロパンの回収プロセスでは、還流は、蒸留塔におけるエタンのモル分率を増加させ、それによりオーバーヘッド流を凝縮させることがより容易になる。プロセスは、蒸留塔オーバーヘッドドラムにおいて凝縮された液体を２回使用しており、１回目は低温冷媒としての使用であり、２回目は蒸留塔のための還流の流れとしての使用である。
【００３９】
図２に示してある別の実施形態では、図において、同じ番号は上記したものと同じ成分及びフローストリームを示しており、プロセスを使用して、エタン及び軽質成分からプロパン及び他のＣ３＋炭化水素を分離する。混合冷媒を、戻しライン（４５）及びエタン回収ライン（４７）に分割するために、ライン（３８）において、混合冷媒コンプレッサー（８０）及び混合冷媒冷却器の後に、ティー（１１０）を設けている。戻しライン（４５）は、上記したように、プロセススルー主熱交換器（１０）に混合冷媒の一部を戻す。エタン回収ライン（４７）は、混合冷媒の一部を、エタン回収のための別のエタン回収ユニットに供給する。混合冷媒流の一部の取り出しは、所望の冷凍を提供するのに十分なＣ２成分がシステムに残留している場合には、プロセスに関する影響は極僅かである。いくつかの実施形態では、混合冷媒流の９５％程度を、Ｃ２回収のために取り出すことができる。取り出された流れは、例えば、エチレンクラッキングユニットにおける供給流として使用することができる。
【００４０】
別の実施形態では、ＮＧＬ回収ユニットは、プロパンと一緒に有意な量のエタンを回収することができる。プロセスのこの実施形態では、蒸留塔は脱メタン塔であり、オーバーヘッド流は、主として、メタン及び不活性ガスを含有し、一方、塔ボトムスは、エタン、プロパン及びより重質の成分を含有する。
【００４１】
プロセスの別の実施形態では、脱エタン塔オーバーヘッドドラムは、吸収塔で置き換えることができる。図３に示すように、図において、同じ番号は上記したものと同じ成分及びフローストリームを示しており、この実施形態では、蒸留塔（２０）からのオーバーヘッド流（１４）は、主熱交換器（１０）を通過し、冷却された流れ（１９）は吸収塔（１２０）に供給される。還流分離器（４０）からのオーバーヘッド流（２８）も、吸収塔（１２０）に供給される。吸収塔からのオーバーヘッド流（４２）はセールスガスであり、吸収塔からのボトムス流（３４）は混合冷媒である。図３に示してある他の流れ及び成分は上記のものと同じ流路を有する。
【００４２】
図４に示す更に別の実施形態では、図において、同じ番号は上記したものと同じ成分及びフローストリームを示しており、このプロセスでは、第二分離器及び冷却器は使用されない。この実施形態では、圧縮された混合冷媒（３６）は、主熱交換器（１０）を通して供給され、そしてライン（３９）を通して蒸留塔に供給されて還流フローを提供する。
【００４３】
図５に示してある実施形態では、ガス供給流（１１２）を分割して、第一供給流（１１２ａ）と第二供給流（１１２ｂ）とする。第一供給流（１１２ａ）は、冷却のために熱交換器（１１０）に入り、そこで部分的に液化されて液体と蒸気の混合物を含有する流れ（１１３）を形成し、熱交換器（１１０）からの冷供給流（１１３）を形成する。第二供給流（１１２ｂ）は、予冷されていない、典型的には、液体を有していない完全に気相の温かいガスバイパス供給流（ｗａｒｍ  ｇａｓ  ｂｙ−ｐａｓｓ  ｆｅｅｄ  ｓｔｒｅａｍ）である。弁（１９５）は、プロセス管理目的のために、例えば、第一及び第二供給流（１１２ａ）及び（１１２ｂ）の蒸留塔（１２０）への相対的な流量を制御するために、第二供給流（１１２ｂ）に対して設けられている。液体が第一供給流（１１２ａ）において凝縮するとき、凝縮された液体の一部はメタン及びエタンである。通常は、メタン及びエタンは、プロセスからのオーバーヘッド蒸気製品である。第二供給流（１１２ｂ）は、第一供給流（１１２ａ）と同じ全体的な組成を有するが、その冷却された供給流（１１３）は典型的には液体を含有していない。その結果として、冷供給流（１１３）中に比べて、第二供給流（１１２ｂ）のバイパスガス中にはより高濃度のプロパン蒸気とブタン蒸気が存在する。冷供給流（１１３）より下にある蒸留塔の１つ以上、または１〜１０、または１〜７、または１〜４つの気液平衡段階に対して第二供給流（１１２ｂ）の温かいバイパスガスを供給することにより、蒸留塔（１２０）内で、液体のメタン及びエタンと、蒸気のプロパン及びブタンとの間で、物質移動を交換させることができる。これにより、メタン及びエタンは気化し、プロパン及びブタンは凝縮する。こうすることにより、冷凍負荷とリボイラー負荷を実質的に低下させることによって、プロセスの総合効率は予想外に増加する。実施形態では、蒸留塔のサイズは、第二供給流（１１２ｂ）を包含しないシステムと比較して、縮小させることができる。
【００４４】
供給ガス（１１２）は、天然ガス、製油所ガスまたは分離を必要とする他のガス流であり得る。供給ガスは、典型的には、プラント中に供給される前に、濾過及び脱水して、ＮＧＬユニットにおける凍結を防止する。第一供給流（１１２ａ）中の供給ガスは、典型的には、温度約１１０°Ｆ〜１３０°Ｆ及び圧力約１００ｐｓｉａ〜４５０ｐｓｉａで主熱交換器に供給する。供給ガスは、より冷たいプロセス流及び冷媒（そのプロセスにとって必要な追加の冷却を提供するのに要する量でライン（１１５）を通して主熱交換器に供給することができる）との熱交換接触により、主熱交換器（１１０）中で冷却され、部分的に液化される。温かい冷媒、例えばプロパンを使用して、供給ガスに必要な冷却を提供することができる。供給ガスは、主熱交換器中で、約０°Ｆ〜−４０°Ｆの温度に冷却される。
【００４５】
冷供給ガス（１１２ａ）は、主熱交換器（１１０）を出て、そして供給ライン（１１３）を通って蒸留塔（１２０）に入る。蒸留塔は、供給ガスの圧力に比べてわずかに低い圧力、典型的には供給ガスの圧力に比べて約５ｐｓｉ〜１０ｐｓｉ低い圧力で作動する。蒸留塔では、重質炭化水素は、例えばプロパン及び他のＣ３＋成分は、軽質炭化水素から、例えばエタン、メタン及び他のガスから分離される。重質炭化水素成分は、液体ボトムスとして蒸留塔からライン（１１６）を通って出て、一方、軽質成分は、蒸気オーバーヘッドライン（１１４）を通って出る。好ましくは、ボトムス流（１１６）は約１５０°Ｆ〜３００°Ｆの温度で蒸留塔から出て、オーバーヘッド流（１１４）は約−１０°Ｆ〜−８０°Ｆの温度で蒸留塔から出る。
【００４６】
蒸留塔からのボトムス流（１１６）は、製品流（１１８）と、熱入力（Ｑ）を受けるリボイラー（１３０）に向けられるリサイクル流（１２２）とに分割される。任意には、製品流（１１８）は、冷却器において、約６０°Ｆ〜１３０°Ｆの温度に冷却することができる。製品流（１１８）は、供給ガス流中の重質炭化水素が高度に富化されている。図５に示す実施形態では、製品流では、プロパン及びより重質の成分を高度に富化することができ、エタン及びより軽質のガスは、下記のように、セールスガスライン（１４３）におけるセールスガスとして取り出される。あるいは、プラントは、製品流がＣ４＋炭化水素で高度に富化され、そしてプロパンがセールスガス中のエタンと一緒に取り出されるように、作動させることができる。リサイクル流（１２２）は、リボイラー（１３０）で加熱されて、蒸留塔に熱を提供する。蒸留塔のために典型的に使用される任意のタイプのリボイラーを使用することができる。
【００４７】
蒸留塔オーバーヘッド流（１１４）は、主熱交換器（１１０）を通り、ここで、プロセスガスとの熱交換接触によって冷却され、部分的に液化する。蒸留塔オーバーヘッド流は、ライン（１１９）を通って主熱交換器を出て、下記のように混合冷媒を生成するように十分に冷却されている。好ましくは、蒸留塔オーバーヘッド流は、主熱交換器において、約−３０°Ｆ〜−１３０°Ｆの温度に冷却される。
【００４８】
図５に示すプロセスの実施形態では、冷却され、部分的に液化された流れ（１１９）を、ミキサー（２００）において、還流分離器（１４０）からのオーバーヘッド流（１２８）と合わせ、次いで、ライン（１３２）を通して、蒸留塔オーバーヘッド分離器（１６０）に供給する。あるいは、流れ（１１９）は、還流分離器（１４０）からのオーバーヘッド流（１２８）と合わせずに、蒸留塔オーバーヘッド分離器（１６０）に供給することができる。オーバーヘッド流（１２８）を、蒸留塔オーバーヘッド分離器に直接に供給することができるか、またはプロセスの他の実施形態では、還流分離器（１４０）からのオーバーヘッド流（１２８）は、セールスガス（１４２）と合わせることができる。任意には、還流分離器（１４０）からのオーバーヘッド流を、蒸留塔オーバーヘッド流（１１９）と混合させるためにライン（１２８ａ）を通して供給する前に、調節弁（１７５）を通過させることができる。使用される供給ガス及び他のプロセスパラメーターに応じて、調節弁（１７５）を使用して、エタンコンプレッサー（１８０）に関する圧力を保持し（この流れの凝縮を容易にすることができる）、そして蒸留塔の頂部へ液体を移動させるために圧力を提供することができる。あるいは、還流ポンプを使用して、蒸留塔の頂部へ液体を移動させるのに必要な圧力を提供することができる。
【００４９】
図５に示す実施形態では、合わせた蒸留塔オーバーヘッド流及び還流ドラムオーバーヘッド流（１３２）を、蒸留塔オーバーヘッド分離器（１６０）において、オーバーヘッド流（１４２）とボトムス流（１３４）に分離する。蒸留塔オーバーヘッド分離器（１６０）からのオーバーヘッド流（１４２）は、セールスガス（例えばメタン、エタン及びより軽質の成分）を含有している。蒸留塔オーバーヘッド分離器からのボトムス流（１３４）は、主熱交換器（１１０）における冷却に使用される液体混合冷媒である。
【００５０】
セールスガスは、ライン（１４２）を介して主熱交換器（１１０）を通って流れ、加温される。典型的なプラントでは、セールスガスは、約−４０°Ｆ〜−１２０°Ｆの温度及び約８５ｐｓｉａ〜４３５ｐｓｉａの圧力で、脱エタン塔オーバーヘッド分離器を出て、そして約１００°Ｆ〜１２０°Ｆの温度で、主熱交換器を出る。セールスガスは、ライン（１４３）を通って、更なる処理に送られる。
【００５１】
混合冷媒は、蒸留塔オーバーヘッド分離器ボトムスライン（１３４）を通って流れる。混合冷媒の温度は、調節弁（１６５）を通る冷媒の圧力を低下させることによって下げることができる。混合冷媒の温度は、主熱交換器（１１０）で必要な冷却を提供するのに十分に冷たい温度まで低下させる。その混合冷媒を、ライン（１３５）を通して、主熱交換器に供給する。主熱交換器に入る混合冷媒の温度は、典型的には約−６０°Ｆ〜−１７５°Ｆである。調節弁（１６５）を使用して混合冷媒の温度を低下させる場合、温度は、典型的には、約２０°Ｆ〜５０°Ｆだけ低下させ、圧力は約９０ｐｓｉ〜２５０ｐｓｉだけ低下させる。混合冷媒は、主熱交換器（１１０）を通過する時に蒸発し、過熱され、そしてライン（１３５ａ）を通って出る。主熱交換器を出る混合冷媒の温度は、約８０°Ｆ〜１００°Ｆである。
【００５２】
主熱交換器を出た後、混合冷媒はエタンコンプレッサー（１８０）に供給される。その混合冷媒は、約２３０°Ｆ〜３５０°Ｆの温度で、蒸留塔の作動圧力よりも約１５ｐｓｉ〜２５ｐｓｉ高い圧力に圧縮される。混合冷媒を蒸留塔の圧力を超える圧力に圧縮することにより、還流ポンプは不要となる。圧縮された混合冷媒は、ライン（１３６）を通って冷却器（１９０）中に流れ、そこで、約７０°Ｆ〜１３０°Ｆの温度に冷却される。任意には、冷却器（１９０）は省略でき、下記のように、圧縮された混合冷媒は、主熱交換器（１１０）へと直接流れることができる。次いで、圧縮された混合冷媒は、ライン（１３８）を通って主熱交換器（１１０）へと流れ、そこで、更に冷却され、部分的に液化する。その混合冷媒は、主熱交換器において、約１５°Ｆ〜−７０°Ｆの温度に冷却される。部分的に液化された混合冷媒は、ライン（１３９）を通って還流分離器（１４０）に導入される。既に述べたように、図５の実施形態では、還流分離器（１４０）からのオーバーヘッド（１２８）は、蒸留塔からのオーバーヘッド（１１４）と合わせ、その合わせた流れ（１３２）は、蒸留塔オーバーヘッド分離器に供給される。還流分離器（１４０）からの液体ボトムス（１２６）は、還流の流れ（１２６）として蒸留塔にフィードバックされる。調節弁（１７５，１８５）を使用して、凝縮を促進するためにコンプレッサーの圧力を保持することができる。
【００５３】
図６に示してある実施形態では、ガス供給流（２１２）は、分割されて、第一供給流（２１２ａ）と第二供給流（２１２ｂ）となる。第一供給流（２１２ａ）は、冷却のために熱交換器（２１０）に入り、そこで部分的に液化されている、熱交換器（２１０）からの冷供給流（２１３）を形成する。第二供給流（２１２ｂ）は、予冷されていない、典型的には、液体を有していない完全に気相の温かいガスバイパス供給流である。弁（２９５）は、プロセス管理目的のために第二供給流（２１２ｂ）のために設けられている。液体が凝縮するとき、凝縮された液体の一部はメタン及びエタンである。通常は、メタン及びエタンは、プロセスからのオーバーヘッド蒸気製品である。第二供給流（２１２ｂ）は、第一供給流（２１２ａ）と同じ組成を有するが、液体の含有は少ない（典型的には完全に気相である）。その結果として、冷供給流（２１３）中に比べて、第二供給流（２１２ｂ）のバイパスガス中にはより高濃度のプロパン蒸気とブタン蒸気が存在する。冷供給流（２１３）より下にある１つ以上、または１〜１０、または１〜７、または１〜４つの気液平衡段階に第二供給流（２１２ｂ）の温かいバイパスガスを入れることにより、蒸留塔（２２０）内で、液体のメタン及びエタンと、蒸気のプロパン及びブタンとの間で物質移動を交換させることができる。これにより、メタン及びエタンは気化し、プロパン及びブタンは凝縮する。こうすることにより、冷凍負荷とリボイラー負荷を実質的に低下させることによって、プロセスの総合効率は予想外に増加する。実施形態では、蒸留塔のサイズは、流れ（２１２ｂ）を包含しないシステムと比較して、縮小させることができる。
【００５４】
図６の実施形態では、プロセスを使用して、エタン及びより軽質の成分から、プロパン及び他のＣ３＋炭化水素を分離する。混合冷媒を、戻しライン（２４５）とエタン回収ライン（２４７）に分割するために、ライン（２３８）において、混合冷媒コンプレッサー（２８０）及び混合冷媒冷却器の後に、ティー（３１０）を設けている。戻しライン（２４５）は、上記したように、プロセススルー主熱交換器（２１０）に混合冷媒の一部を戻す。エタン回収ライン（２４７）は、混合冷媒の一部を、エタン回収のための別のエタン回収ユニットに供給する。混合冷媒流の一部の取り出しは、所望の冷凍を提供するのに十分なＣ２成分がシステムに残留している場合には、プロセスに関する影響は極僅かである。いくつかの実施形態では、混合冷媒流の９５％程度を、Ｃ２回収のために取り出すことができる。取り出された流れは、例えば、エチレンクラッキングユニットにおける供給流として使用することができる。
【００５５】
図７に示してある実施形態では、ガス供給流（３１２）は分割されて、部分的に液化されている、熱交換器（３１０）からの冷供給流（３１３）を形成するための冷却用熱交換器（３１０）に入る第一供給流（３１２ａ）と、予冷されていない温かいガスバイパス供給流である第二供給流（３１２ｂ）を生成する。弁（３９５）は、プロセス管理目的のために第二供給流（３１２ｂ）に設けられている。液体が第一供給流（３１２ａ）で凝縮するとき、凝縮された液体の一部はメタン及びエタンである。通常は、メタン及びエタンは、プロセスからのオーバーヘッド蒸気製品である。第二供給流（３１２ｂ）は、第一供給流（３１２ａ）と同じ組成を有するが、液体の含有は少ない。その結果として、冷供給流（３１３）中に比べて、第二供給流（３１２ｂ）のバイパスガス中にはより高濃度のプロパン蒸気とブタン蒸気が存在する。冷供給流（３１３）より下にある１つ以上、または１〜１０、または１〜７、または１〜４つの気液平衡段階に第二供給流（３１２ｂ）の温かいバイパスガスを入れることにより、蒸留塔（３２０）内で、液体のメタン及びエタンと、蒸気のプロパン及びブタンとの間で物質移動を交換させることができる。これにより、メタン及びエタンは気化し、プロパン及びブタンは凝縮する。こうすることにより、冷凍負荷とリボイラー負荷を実質的に低下させることによって、プロセスの総合効率は予想外に増加する。実施形態では、蒸留塔のサイズは、流れ（３１２ｂ）を包含しないシステムと比較して、縮小させることができる。
【００５６】
図７に示してあるように、脱エタン塔オーバーヘッドドラムは、吸収塔で置き換えることができる。この実施形態では、蒸留塔（３２０）からのオーバーヘッド流（３１４）は主熱交換器（３１０）を通過し、他の冷却流（３１９）は吸収塔（３２１）に供給される。還流分離器（３４０）からのオーバーヘッド流（３２８）も、ライン（３３２）を通して吸収塔（３２１）に供給される。吸収塔（３２１）からのオーバーヘッド流（３４２）はセールスガスであり、吸収塔（３２１）からのボトムス流（３３４）は混合冷媒である。図７に示してある他の流れ及び成分は、上記したものと同じ流路を有する。
【００５７】
図８に示してある更に別の実施形態では、第二分離器及び冷却器はプロセスで使用されない。この実施形態では、圧縮された混合冷媒（４３６）は、主熱交換器（４１０）を通して供給され、そしてライン（４３９）を通して蒸留塔（４２０）に供給されて還流フローを提供する。
【００５８】
図８に示してある実施形態では、ガス供給流（４１２）は分割されて、部分的に液化されている、熱交換器（４１０）からの冷供給流（４１３）を形成するための冷却用熱交換器（４１０）に入る第一供給流（４１２ａ）と、予冷されていない温かいガスバイパス供給流である第二供給流（４１２ｂ）を生成する。弁（４９５）は、プロセス管理目的のために第二供給流（４１２ｂ）設けられている。液体が凝縮するとき、凝縮された液体の一部はメタン及びエタンである。通常は、メタン及びエタンは、プロセスからのオーバーヘッド蒸気製品である。第二供給流（４１２ｂ）は、第一供給流（４１２ａ）と同じ組成を有するが、液体の含有は少ない。その結果として、冷供給流（４１３）中に比べて、第二供給流（４１２ｂ）のバイパスガス中にはより高濃度のプロパン蒸気とブタン蒸気が存在する。冷供給流（４１３）より下にある１つ以上、または１〜１０、または１〜７、または１〜４つの気液平衡段階に第二供給流（４１２ｂ）の温かいバイパスガスを入れることにより、蒸留塔（４２０）内で、液体のメタン及びエタンと、蒸気のプロパン及びブタンとの間で物質移動を交換させることができる。これにより、メタン及びエタンは気化し、プロパン及びブタンは凝縮する。こうすることにより、冷凍負荷とリボイラー負荷を実質的に低下させることによって、プロセスの総合効率は予想外に増加する。実施形態では、蒸留塔のサイズは、流れ（４１２ｂ）を包含しないシステムと比較して、縮小させることができる。
【００５９】
図９に示してある更に別の実施形態では、分割供給システムが、参照によってその内容の全体が本明細書に組み込まれる米国特許第８，６２７，６８１号に記載されているプロセスにやや類似しているシステム中に組み込まれる。冷凍負荷規格の減少、脱エタン塔リボイラー負荷規格の減少、脱エタン塔の蒸気及び液体のトラフィックの減少（したがって蒸留塔サイズの縮小を提供する）、及び高圧供給による冷凍負荷規格及びリボイラー負荷規格の減少が存在する図９の実施形態の有益性が、驚くべきことに且つ予想外に発見される。全体的なプロパン及び混合冷媒コンプレッサー負荷は、分割供給を用いない場合には１１％超高い。示しているように、全体として投下原価及び運転コストが減少するので相当な経済的利益が、これらの予想外の向上の結果として得ることができる。
【００６０】
更に詳しくは、図９のプロセス全体を５０２として示す。供給流（５１２）は、分割されて、第一供給流（５１２ａ）及び第二供給流（５１２ｂ）となる。第一供給流（５１２ａ）は、冷却のために熱交換器（５１０）に入り、そこで部分的に液化されて熱交換器（５１０）からの冷たいまたは高圧の流れ（５１３）を形成する。温かい蒸気バイパス流（５１２ｂ）は、予冷されていない第二の流れである。流れ（５１２ｂ）は、調節弁（６０５）を通ってその圧力が低下し、次いで、流れ５１３の入口点より下にある１つ以上、または１〜１０、または１〜７、または１〜４つの気液平衡段階の位置で蒸留塔（５２０）の中央に供給される。
【００６１】
マルチパス熱交換器（５１０）が図示してあるが、マルチパス熱交換器を使用して、図５〜８に示してある実施形態と同様な結果を達成することができる。供給流（５１２）は、天然ガス、製油所ガスまたは分離を必要とする他のガス流であり得る。供給ガスは、典型的には、プラント中に供給される前に、濾過及び脱水して、ＮＧＬユニットにおける凍結を防止する。実施形態では、第一供給流（５１２ａ）は、典型的には、温度約４３℃〜５４℃（１１０°Ｆ〜１３０°Ｆ）及び圧力約７バール〜３１バール（１００ｐｓｉａ〜４５０ｐｓｉａ）で主熱交換器に供給される。第一供給ガス流（５１２ａ）は、より冷たいプロセス流及び／または冷媒（そのプロセスにとって必要な追加の冷却を提供するのに要する量でライン（５１５）を経て主熱交換器に供給することができる）との間接熱交換接触により、主熱交換器（５１０）中で冷却され、そして部分的に液化される。例えば、プロパンのような温かい冷媒を使用して、供給ガスに必要な冷却を提供することができる。供給ガスは、主熱交換機中で、約−１８℃〜−４０℃（約０°Ｆ〜−４０°Ｆ）の温度に冷却することができる。
【００６２】
冷たい供給ガスは主熱交換器（５１０）を出て、供給ライン（５１３）を経て蒸留塔（５２０）に供給される。蒸留塔（５２０）は、供給ガスの圧力に比べてわずかに低い圧力、典型的には供給ガスの圧力に比べて約０．３バール〜０．７バール（５〜１０ｐｓｉ）低い圧力で作動する。蒸留塔では、重質炭化水素を、例えばプロパン及び他のＣ３＋成分を、軽質炭化水素から、例えばエタン、メタン及び他のガスから分離する。重質炭化水素成分は、液体ボトムスとして蒸留塔からライン（５１６）を通って出、一方、軽質成分は、蒸気オーバーヘッドライン（５１４）を通って出る。実施形態では、ボトムス流５１６は約６５℃〜１４９℃（１５０°Ｆ〜３００°Ｆ）の温度で蒸留塔から出、オーバーヘッド流１４は約−２３℃〜−６２℃（約−１０°Ｆ〜−８０°Ｆ）の温度で蒸留塔から出る。
【００６３】
蒸留塔からのボトムス流（５１６）は、製品流（５１８）と、リボイラー（５３０）に向けられるリボイル流（５２２）に分割される。任意には、製品流（５１８）は、冷却器（図示されていない）で、約５１５℃〜５５４℃（約６０°Ｆ〜１３０°Ｆ）の温度に冷却することができる。製品流（５１８）は、供給ガス流中の重質炭化水素が高度に富化されている。図９に示す実施形態では、製品流は、プロパン及びより重質の成分で高度に富化されることができ、エタン及びより軽質のガスは、下記のように更に処理される。あるいは、プラントは、製品流がＣ４＋炭化水素で高度に富化され、そしてプロパンが、製造されたセールスガス中のエタンと一緒に取り出されるように、作動させることができる。リサイクル流（５２２）は、リボイラー（５３０）で加熱されて、蒸留塔に対して熱を提供する。蒸留塔のために典型的に使用される任意のタイプのリボイラーを使用することができる。
【００６４】
蒸留塔オーバーヘッド流（５１４）は、主熱交換器（５１０）を通り、ここで、プロセスガスとの間接的な熱交換によって冷却されて、少なくとも部分的に液化するか、または完全に（１００％）液化する。蒸留塔オーバーヘッド流は、ライン（５１９）を通って主熱交換器（５１０）を出て、下記のように、混合冷媒を生成するのに十分に冷却されている。いくつかの実施形態では、蒸留塔オーバーヘッド流は、主熱交換器５１０において、約−３４℃〜−９０℃（約−３０°Ｆ〜−１３０°Ｆ）の温度に冷却される。
【００６５】
冷却され且つ部分的に液化された流れ（５１９）及び還流分離器（５４０）からのオーバーヘッド流（５２８）（調節弁５７５後の流れ５３２）は、蒸留塔オーバーヘッド分離器（５８５）に供給することができる。
【００６６】
蒸留塔オーバーヘッド流（５１９）と還流ドラムオーバーヘッド流（５３２）の成分は、オーバーヘッド分離器（５８５）において、オーバーヘッド流（５４２）、側部抜取留分（５５１）、及びボトムス流（５３４）へと分離される。蒸留塔オーバーヘッド分離器（５８５）からのオーバーヘッド流（５４２）は、エタン、窒素、及び他の軽質成分を含有し、窒素含量が富化されている。側部抜取留分（５５１）は、中間の窒素含量であり得る。蒸留塔オーバーヘッド分離器（５８５）からのボトムス流（５３４）は、主熱交換器（５１０）での冷却のために使用される液体混合冷媒であり、それは窒素含量が枯渇していてもよい。側部抜取留分は、フロー弁（５９５）を通して圧力を低下させることができ、統合熱交換システムでの使用のために熱交換器（５１０）に供給され、そしてフローライン（５５２）により回収される。
【００６７】
オーバーヘッド流（５４２）中の成分は、主熱交換器（５１０）に供給され、温められる。典型的なプラントでは、オーバーヘッド分離器（５８５）からの流れ（５４２）によって回収されるオーバーヘッド留分は、約−４０℃〜−８４℃（−４０°Ｆ〜−１２０°Ｆ）の温度及び約５バール〜３０バール（８５ｐｓｉａ〜４３５ｐｓｉａ）の圧力である。主交換器（５１０）における熱交換後に、流れ（５４３）により熱交換器５１０から回収されたオーバーヘッド留分は、約３７℃〜４９℃（１００°Ｆ〜１２０°Ｆ）の温度であり得る。オーバーヘッド留分は、窒素含量が富化され、低ｂｔｕ天然ガス流として流れ（５４３）により回収することができる。
【００６８】
上記の混合冷媒は、ボトムスライン（５３４）により蒸留塔オーバーヘッド分離器（５８５）から回収される。混合冷媒の温度は、調節弁（５６５）を通る冷媒の圧力を低下させることによって低下させることができる。混合冷媒の温度は、主熱交換器（５１０）において必要な冷却を提供するのに十分に冷たい温度に低下される。混合冷媒はライン（５３５）を通って主熱交換機に供給される。主熱交換器に入る混合冷媒の温度は典型的には約−５１℃〜−１１５℃（−６０°Ｆ〜−１７５°Ｆ）である。
【００６９】
調節弁５６５が混合冷媒の温度を低下させるのに使用される場合、温度は、典型的には、約６℃〜１０℃（２０°Ｆ〜５０°Ｆ）だけ下げられ、圧力は約６バール〜１７バール（９０〜２５０ｐｓｉ）だけ下げられる。その混合冷媒は、主熱交換器５１０を通過するときに、気化され、そして過熱されて、ライン（５３５ａ）を通って出る。
【００７０】
主熱交換器を出る混合冷媒の温度は約２６℃〜３８℃（８０°Ｆ〜１００°Ｆ）である。
【００７１】
主熱交換機器（５１０）を出た後、混合冷媒はコンプレッサー（５８０）に供給される。混合冷媒は、約１１０℃〜１７７℃（２３０°Ｆ〜３５０°Ｆ）の温度で、蒸留塔の作動圧力を１バール〜２バール（１５ｐｓｉ〜２５ｐｓｉ）超える圧力に圧縮される。混合冷媒を蒸留塔の圧力を超える圧力に圧縮することにより、還流ポンプは不要となる。圧縮された混合冷媒は、ライン（５３６）を通って冷却器（５９０）に流れ、そこで、約２１℃〜５４℃（７０°Ｆ〜１３０°Ｆ）の温度に冷却される。任意には、冷却器（５９０）は省略でき、圧縮された混合冷媒は、主熱交換器（５１０）へと直接流れることができる。次いで、圧縮された混合冷媒は、ライン（５３８）を通って主熱交換器（５１０）へと流れ、そこで、更に冷却され、部分的に液化する。
【００７２】
その混合冷媒は、主熱交換器において、約−９℃〜−５７℃（１５°Ｆ〜−７０°Ｆ）の温度に冷却される。部分的に液化された混合冷媒は、ライン（５３９）を通って還流分離器（５４０）に導入される。上記したように、還流分離器（５４０）からのオーバーヘッド（５２８）及び蒸留塔（５２０）からのオーバーヘッド（５１４）は、蒸留塔オーバーヘッド分離器（５８５）に供給される。還流分離器（５４０）からの液体ボトムス（５２６）は、還流の流れ（５２６）として蒸留塔（５２０）にフィードバックされる。調節弁（５７５）、（５８６）を使用して、凝縮を促進するためにコンプレッサーの圧力を保持することができる。
【００７３】
還流（流れ５２６により供給される）として使用される混合冷媒は、気相成分で蒸留塔（５２０）を富化させる。富化された蒸留塔中のガスにより、蒸留塔のオーバーヘッド流は、より温かい温度で凝縮し、蒸留塔は、ＮＧＬを高レベルで回収するために通常必要とされる温度に比べてより温かい温度で作動する。
【００７４】
蒸留塔（５２０）への還流は、オーバーヘッド留分中の重質炭化水素も低下させる。例えば、プロパンの回収プロセスでは、還流は、蒸留塔におけるエタンのモル分率を増加させ、それによりオーバーヘッド流を凝縮させることがより容易になる。プロセスは、蒸留塔オーバーヘッド分離器において凝縮された液体を２回使用しており、１回目は低温冷媒としての使用であり、２回目は蒸留塔のための還流の流れとしての使用である。
【００７５】
非常に低い窒素含量を有する、フローライン（５２８）中の混合冷媒の少なくとも一部は、分離器（５８５）の前のフロー流（５３２ｅｘ）によって取り出すことができる。いくつかの実施形態では、フローストリーム（５３２ｅｘ）によって取り出された部分は、パイプラインセールスのために使用することができる。他の実施態様では、１モル％未満の窒素を有する、混合冷媒流（５３２ｅｘ）は、４％を超える窒素を有する高または中間ｂｔｕ天然ガスプロセス流と混合して、４％以下の窒素を有するパイプラインセールス流をもたらすことができる。
【００７６】
例えば、混合冷媒流（５３２ｅｘ）は、流れ（５５１）（側部抜取）中の中間ｂｔｕ天然ガスと合わされて、パイプラインセールスに適した天然ガス流をもたらすことができる。流れ（５３２ｅｘ）及び（５５１）の流量は、得られる製品流（５４８）が４モル％未満の窒素（不活性）含量を有するようなものであり得る。いくつかの実施形態では、フロー流（５３２ｅｘ）は、主熱交換器（５１０）に供給することができ；そして熱移動後に、混合冷媒は、中間ｂｔｕ流（５５１）と混合するためにフローライン（５４１）によって熱交換器（５１０）から回収することができる。他のプロセス流も、他の実施態様で、混合冷媒流（５３２ｅｘ）と混合することができる。
【００７７】
図９の実施形態によるプロセスは、実質的なプロセス融通性を可能にし、広範囲の窒素含量を有する供給ガス流を効率的に処理する能力を提供する。図９に関して記載された実施形態は、天然ガスセールス流としての供給ガスｂｔｕ値の大半の回収を可能にする。本明細書で開示される実施形態による等圧オープン冷凍法は、高または中間窒素含量流からの窒素の分離を更に包含することができ、ｂｔｕ値の追加の回収またはプロセス条件及び供給ガス窒素含量に関する追加の融通性を可能にする。
【００７８】
プロセスの特定の実施形態の例を以下に記載する。これらの実施例を提供して、本明細書に記載されているプロセスを更に説明するが、いずれにしても、これらの実施例は、開示の全範囲を限定することを意図するものではない。
【００７９】
対照実施例１
以下の実施例では、異なるタイプ及び組成の供給ガスを使用して、図１に示した処理プラントで行った操作を、Ａｐｓｅｎ  ＨＹＳＹＳシミュレーターを使用して、コンピューターシミュレートした。この実施例では、比較的リーンな供給ガスを使用するＣ３＋回収に関する操作パラメーターを示す。表１には、リーンな供給ガスを使用するプロパン回収に関する操作パラメーターを示す。供給ガス、セールスガス流及びＣ３＋製品流、ならびに混合冷媒流の組成は、モル分率で表２に示してある。この実施形態に関するエネルギー入力は、リボイラー（３０）に対して約３．７１７×１０５５Ｂｔｕ／時（Ｑ）及びエタンコンプレッサー（８０）に対して約４５９馬力（Ｐ）であった。
【００８０】
表２で理解できるように、蒸留塔の底部からの製品流（１８）は、Ｃ３＋成分で高度に富化されており、一方、セールスガス流（４３）は、Ｃ２及びより軽質の炭化水素とガスをほぼ完全に含有している。供給ガス中のプロパンの約９９．６％が製品流に回収される。混合冷媒は、主としてメタン及びエタンから成るが、セールスガスに比べてより多くのプロパンを含有している。
【００８１】
対照実施例２
この実施例では、製品流中のＣ３＋成分を回収するために製油所供給ガスを使用する図１に示した処理プラントに関する操作パラメーターを提供する。表３は製油所供給ガスを使用する操作パラメーターを示している。供給ガス、セールスガス流及びＣ３＋製品流、ならびに混合冷媒流の組成は、モル分率で表４に示してある。この実施形態に関するエネルギー入力は、リボイラー（３０）に対して約２．２０５ｘ１０６Ｂｔｕ／時（Ｑ）及びエタンコンプレッサー（８０）に対して約２２８馬力（Ｐ）であった。
【００８２】
表４で理解できるように、蒸留塔の底部からの製品流（１８）は、Ｃ３＋成分で高度に富化されており、一方、セールスガス流（４３）は、Ｃ２及びより軽質の炭化水素とガス、特に水素をほぼ完全に含有している。この流れを使用して、膜ユニットまたはＰＳＡに供給して、有用な水素へとアップグレードすることができた。供給ガス中のプロパンの約９７．２％が製品流中に回収される。混合冷媒は、主としてメタン及びエタンから成るが、セールスガスに比べてより多くのプロパンを含有している。
【００８３】
対照実施例３
この実施例では、セールスガス流中に取り出されたＣ３成分と一緒に、製品流中Ｃ４＋成分を回収するために製油所供給ガスを使用する図１に示した処理プラントに関する操作パラメーターを提供する。表５はプロセスのこの実施形態に関する操作パラメーターを示している。供給ガス、セールスガス流及びＣ４＋製品流、ならびに混合冷媒流の組成は、モル分率で表６に示してある。この実施形態に関するエネルギー入力は、リボイラー（３０）に対して約２．５１２ｘ１０６Ｂｔｕ／時（Ｑ）及びエタンコンプレッサー（８０）に対して約１９８馬力（Ｐ）であった。
【００８４】
表６で理解できるように、この実施形態では、蒸留塔の底部からの製品流（１８）は、Ｃ４＋成分で高度に富化されており、一方、セールスガス流（４３）は、Ｃ３及びより軽質の炭化水素とガスをほぼ完全に含有している。供給ガス中のＣ４＋成分の約９９．７％が製品流中に回収される。混合冷媒は、主としてＣ３及びより軽質の成分から成るが、セールスガスに比べてより多くのブタンを含有している。
【００８５】
対照実施例４
この実施例では、セールスガス流中に取り出されたＣ２成分及びより軽質の成分と一緒に、製品流中のＣ３＋成分を回収するために製油所供給ガスを使用する図２に示した処理プラントに関する操作パラメーターを提供する。この実施形態では、混合冷媒の一部は、ライン（４７）を通して取り出され、更なる処理のためにエタン回収ユニットに供給される。表７はプロセスのこの実施形態に関する操作パラメーターを示している。供給ガス、セールスガス流及びＣ３＋製品流、ならびに混合冷媒流の組成は、モル分率で表８に示してある。この実施形態に関するエネルギー入力は、リボイラー（３０）に対して約２．０８９ｘ１０６Ｂｔｕ／時（Ｑ）及びエタンコンプレッサー（８０）に対して約３９１馬力（Ｐ）であった。
【００８６】
表８で理解できるように、この実施形態では、蒸留塔の底部からの製品流（１８）は、Ｃ３＋成分で高度に富化されており、一方、セールスガス流（４３）は、Ｃ２及びより軽質の炭化水素とガスをほぼ完全に含有している。混合冷媒は、主としてＣ２及びより軽質の成分から成るが、セールスガスに比べてより多くのプロパンを含有している。
【００８７】
対照実施例５
この実施例では、セールスガス流中に取り出されたＣ２成分及びより軽質の成分と一緒に、製品流中のＣ３＋成分を回収するためにリーン供給ガスを使用する図３に示した処理プラントに関する操作パラメーターを提供する。この実施形態では、吸収塔（１２０）を使用して、蒸留塔オーバーヘッド流と還流分離器オーバーヘッド流を分離して、混合冷媒を得る。表９はプロセスのこの実施形態に関する操作パラメーターを示している。供給ガス、セールスガス流及びＣ３＋製品流、ならびに混合冷媒流の組成は、モル分率で表１０に示してある。この実施形態に関するエネルギー入力は、リボイラー（３０）に対して約３．７３４ｘ１０５Ｂｔｕ／時（Ｑ）及びエタンコンプレッサー（８０）に対して約３１６馬力（Ｐ）であった。
【００８８】
表１０で理解できるように、この実施形態では、蒸留塔の底部からの製品流（１８）は、Ｃ３＋成分で高度に富化されており、一方、セールスガス流（４３）は、Ｃ２及びより軽質の炭化水素とガスをほぼ完全に含有している。混合冷媒は、主としてＣ２及びより軽質の成分から成るが、セールスガスに比べてより多くのプロパンを含有している。
【００８９】
対照実施例６
この実施例では、セールスガス流中に取り出されたＣ２成分と一緒に、製品流中のＣ３＋成分を回収するためにリッチ供給ガスを使用する図１に示した処理プラントに関する操作パラメーターを提供する。表１１はプロセスのこの実施形態に関する操作パラメーターを示している。供給ガス、セールスガス流及びＣ３＋製品流、ならびに混合冷媒流の組成は、モル分率で表１２に示してある。この実施形態に関するエネルギー入力は、リボイラー（３０）に対して約１．４５８ｘ１０６Ｂｔｕ／時（Ｑ）及びエタンコンプレッサー（８０）に対して約２２６馬力（Ｐ）であった。
【００９０】
表１２で理解できるように、この実施形態では、蒸留塔の底部からの製品流（１８）は、Ｃ３＋成分で高度に富化されており、一方、セールスガス流（４３）は、Ｃ２及びより軽質の炭化水素とガスをほぼ完全に含有している。混合冷媒は、主としてＣ２及びより軽質の成分から成るが、セールスガスに比べてより多くのプロパンを含有している。
【００９１】
実施例７
この実施例では、セールスガス流中に取り出されたＣ２成分と一緒に、製品流中のＣ３＋成分を回収するために対照実施例６のリッチ供給ガスを使用する図５に示したシミュレートされた処理プラントに関して、前の実施例と類似の操作パラメーターを提供する。この実施形態に関するエネルギー入力は、リボイラー（１３０）に対しては約１．１１７ｘ１０６Ｂｔｕ／時（Ｑ）であり、エタンコンプレッサー（１８０）に対しては馬力を低下させた。この実施形態では、ガス供給流（１１２）の約１５重量％がバイパス流（１１２ｂ）を形成し、流れ（１１２）の残りは第一供給流（１１２ａ）を形成した。
【００９２】
前の実施例と同様に、この実施形態では、蒸留塔の底部からの製品流（１１８）は、Ｃ３＋成分で高度に富化されており、一方、セールスガス流（１４３）は、Ｃ２及びより軽質の炭化水素とガスをほぼ完全に含有している。混合冷媒は、主としてＣ２及びより軽質の成分から成るが、セールスガスに比べてより多くのプロパンを含有している。示してあるように供給流（１１２ｂ）を塔（１２０）へ入れるプロセスシミュレーションデータに基づいて、冷凍負荷規格の予想外で驚くべき減少、脱エタン塔リボイラー負荷規格の減少、脱エタン塔の蒸気及び液体のトラフィックの減少（したがって蒸留塔サイズの縮小を提供する）、及び高圧供給による冷凍負荷規格及びリボイラー負荷規格の減少が存在することを発見した。全体的なプロパン及び混合冷媒コンプレッサー負荷は、分割供給を用いない場合には１２％超高い。これにより、プラントの総投下原価（ＴＩＣ）と運転コストの両方で有意な経済的な節約がもたらされる。実例として、米国では、２００ＭＭＳＣＦＤガスプラントがかなり一般的である。そのようなプラントは、供給組成に応じて、約１５，０００馬力の冷凍コンプレッサーを有することができる。以下の計算に基づいて、構成は、約１２％のコンプレッサー負荷の節約をもたらす。１５，０００ＨＰ  ｘ  ０．１２節約  ｘ  ０．７４６ｋｗ／ｈｐ  ｘ  ０．１＄／ｋｗｈ  ＝  １３４＄／時、１年当たり１００万ドルを超える電力の節約である。
【００９３】
２００ＭＭＳＣＦＤプラントに関して、分割供給の無い場合のリボイラー負荷は約２９．２ＭＭＢＴＵ／時である。この実施例において、リボイラー負荷は約２２．２ＭＭＢＴＵ／時である。エネルギーコストをＵＳ＄５．００ＭＭＢＴＵと仮定すると、年間の費用節約は約３０７，０００ドルである。
【００９４】
実施例８
この実施例のセットでは、セールスガス流中に取り出されたＣ２成分と一緒に、製品流中のＣ３＋成分を回収するために、対照実施例１で使用されたのと同じリーン供給ガス及び製品流組成を使用する図５に示したシミュレートされた処理プラントに関して、前の実施例と類似の操作パラメーターを提供する。バイパス供給流は供給ガス流１１２を約１０〜１５重量％含有していた。この実施形態のためのエネルギー入力は、対照実施例１のためのエネルギー入力に比べて約２０〜２７％低かった。実施例のこのセットは、プラントの総投下原価（ＴＩＣ）と運転コストの両方で有意な経済的な節約をもたらした。
【００９５】
想定実施例９
この実施例では、セールスガス流中に取り出されたＣ２成分と一緒に、製品流中Ｃ３＋成分を回収するために、対照実施例４で使用されたのと同じリーン供給ガス及び製品流組成を使用する図６に示したシミュレートされた処理プラントに関して、前の実施例と類似の操作パラメーターを提供する。バイパス供給流は供給ガス流２１２を約１０〜１５重量％含有している。この実施形態のためのエネルギー入力は、対照実施例４のためのエネルギー入力に比べて低い。この実施形態により、プラントの総投下原価（ＴＩＣ）と運転コストの両方で有意な経済的節約がもたらされる。
【００９６】
想定実施例１０
この実施例では、セールスガス流中に取り出されたＣ２成分と一緒に、製品流中Ｃ３＋成分を回収するために、対照実施例５で使用されたのと同じリーン供給ガス及び製品流組成を使用する  図７に示したシミュレートされた処理プラントに関して、前の実施例と類似の操作パラメーターを提供する。バイパス供給流は供給ガス流３１２を約１０〜１５重量％含有している。この実施形態のためのエネルギー入力は、対照実施例５のためのエネルギー入力に比べて低い。この実施形態は、プラントの総投下原価（ＴＩＣ）と運転コストの両方で有意な経済的節約をもたらした。
【００９７】
特定の実施形態について以上説明してきたが、当業者は、添付の特許請求の範囲に記載されている範囲から逸脱することなく、上記プロセスに対して数多くのバリエーション及び変更をなし得ることを認めるであろう。したがって、好ましい実施形態に関する上記の記載は、本発明を限定するためのものではなく、実施形態を例として説明することを意図している。
【００９８】
【表１】
2016539300.tif 000003
【００９９】
【表２】
2016539300.tif 000004
【０１００】
【表３】
2016539300.tif 000005
【０１０１】
【表４】
2016539300.tif 000006
【０１０２】
【表５】
2016539300.tif 000007
【０１０３】
【表６】
2016539300.tif 000008
【０１０４】
【表７】
2016539300.tif 000009
【０１０５】
【表８】
2016539300.tif 000010
【０１０６】
【表９】
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【０１０７】
【表１０】
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【０１０８】
【表１１】
2016539300.tif 000013
【０１０９】
【表１２】
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【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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【図６】
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【図７】
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【図８】
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【図９】
2016539300.tif 000023
【国際調査報告】
2016539300.tif 000024
2016539300.tif 000025
2016539300.tif 000026