(57)【要約】炭化水素ガス流からのＣ２（またはＣ３）及びより重質な炭化水素成分の回収率を向上させるためのコンパクトな処理装置集合体向けのプロセス及び装置が開示される。好ましい炭化水素ガス流の分離方法は、概括的には、少なくとも実質的に凝縮した第１の流れと冷却された第２の流れとを生成し、両方の流れをより低い圧へと膨張させ、上記流れを分留塔に供給することを含む。開示されるプロセス及び装置において、上記塔の塔頂留出蒸気は、処理装置集合体内の吸収手段ならびに熱及び物質移動手段へと導かれる。上記処理装置集合体からの出口蒸気はより高い圧へと圧縮され且つ冷却され、次いで一部が上記処理装置集合体内の熱交換手段において実質的に凝縮し、より低い圧へと膨張し、上記熱及び物質移動手段に供給されて冷却を行う。上記吸収手段からの凝縮液は上記塔に供給される。【選択図】図９
2020522665.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
メタン、Ｃ２成分、Ｃ３成分、及びより重質な炭化水素成分を含有するガス流を、揮発性残留ガス留分と、前記Ｃ２成分、Ｃ３成分、及びより重質な炭化水素成分または前記Ｃ３成分及びより重質な炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性の低い留分とに分離するためのプロセスにおいて、
（ａ）前記ガス流が１または複数の熱交換ステップ及び少なくとも１の分離ステップにおいて処理され、少なくとも、加圧下で実質的に完全に凝縮するように冷却され、それによって実質的に凝縮した第１の流れを形成した第１の流れと、少なくとも、加圧下で冷却され、それによって冷却された第２の流れを形成した第２の流れとを生成し、
（ｂ）前記実質的に凝縮した第１の流れがより低い圧へと膨張し、それにより前記実質的に凝縮した第１の流れが更に冷却され、それによって膨張した更に冷却された第１の流れを形成し、その後、前記膨張した更に冷却された第１の流れが蒸留塔の塔頂フィード位置で供給され、前記蒸留塔が少なくとも塔頂留出蒸気流及び塔底液流を生成し、
（ｃ）前記冷却された第２の流れが前記より低い圧へと膨張し、それによって膨張した第２の流れを形成し、その後、前記膨張した第２の流れが、前記蒸留塔に塔中央のフィード位置で供給され、
（ｄ）少なくとも前記膨張した更に冷却された第１の流れ及び前記膨張した第２の流れが、前記蒸留塔中、前記より低い圧で分留され、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の成分が前記塔底液流中に回収され、及び
（ｅ）前記塔頂留出蒸気流が加熱され、より高い圧へと圧縮され、冷却され、それによって、冷却された圧縮ガス流を形成し、前記冷却された圧縮ガス流はその後前記揮発性残留ガス留分として排出され、
改良として、
（１）前記塔頂留出蒸気流が、単一の機器単位体である処理装置集合体中に格納された吸収手段へと導かれて凝縮流と接触し、それによって前記塔頂留出蒸気流の揮発性の低い成分が凝縮し、一部が精留された蒸気流を形成し、
（２）前記一部が精留された蒸気流が、前記吸収手段の上部領域から収集され、前記処理装置集合体中に格納された熱及び物質移動手段へと導かれ、それにより前記一部が精留された蒸気流が冷却され、同時に前記蒸気流のより揮発性の低い成分が凝縮し、それによって更に精留された蒸気流及び前記凝縮流を形成し、その後前記凝縮流が前記吸収手段へと導かれ、
（３）前記更に精留された蒸気流が加熱されたフラッシュ膨張流と混合されて混合流を形成し、
（４）前記混合流が熱交換手段へと導かれて加熱され、それによって加熱された混合流を形成し、
（５）前記加熱された混合流が、更に加熱され、前記より高い圧へと圧縮され、冷却され、それによって前記冷却された圧縮ガス流を形成し、
（６）前記冷却された圧縮ガス流がリサイクル流と前記揮発性残留ガス留分とに分離され、
（７）前記リサイクル流が前記熱交換手段へと導かれ、実質的に凝縮するまで冷却され、それによってステップ（４）の加熱の少なくとも一部を供給し、且つ実質的に凝縮した流れを形成し、
（８）前記実質的に凝縮した流れが前記より低い圧へと膨張し、それにより更に冷却されてフラッシュ膨張流を形成し、
（９）前記フラッシュ膨張流が前記熱及び物質移動手段で加熱され、それによって、ステップ（２）の冷却の少なくとも一部を供給し、且つ前記加熱されたフラッシュ膨張流を形成し、
（１０）前記実質的に凝縮した第１の流れが前記熱交換手段へと導かれ、加圧下で更に冷却され、それによってステップ（４）の加熱の少なくとも一部を供給し、且つ更に冷却された実質的に凝縮した第１の流れを形成し、
（１１）前記更に冷却された実質的に凝縮した第１の流れが前記より低い圧へと膨張し、それによって前記膨張した更に冷却された第１の流れを形成し、
（１２）蒸留液流が前記吸収手段の下部領域から収集され、前記膨張した更に冷却された第１の流れと混合されて混合フィード流を形成し、その後前記混合フィード流が前記蒸留塔の前記塔頂フィード位置へと導かれ、
（１３）少なくとも前記混合フィード流と前記膨張した第２の流れが前記蒸留塔中、前記より低い圧で分留され、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の成分が前記塔底液流中に回収され、
（１４）前記蒸留塔への前記フィード流の量及び温度が、前記蒸留塔の塔頂留出物温度を、前記相対的に揮発性の低い留分の成分の大部分が前記塔底液流中に回収される温度に維持するのに有効である、
前記プロセス。
【請求項２】
（１）前記ガス流が、前記１または複数の熱交換ステップにおいて、加圧下で一部が凝縮するのに十分に冷却され、それによって一部が凝縮したガス流を形成し、
（２）前記一部が凝縮したガス流が分離され、それによって蒸気流と少なくとも１の液流を与え、
（３）前記蒸気流が、前記少なくとも１の分離ステップにおいて分離され、少なくとも前記第１の流れと前記冷却された第２の流れを生成し、
（４）前記第１の流れが、前記１または複数の熱交換ステップにおいて、加圧下で実質的に完全に凝縮するように冷却され、それによって前記実質的に凝縮した第１の流れを形成し、
（５）前記少なくとも１の液流の少なくとも一部が前記より低い圧へと膨張し、それによって膨張した液流を形成し、その後、前記膨張した液流が前記塔中央のフィード位置よりも低い下部の塔中央のフィード位置で前記蒸留塔に供給され、
（６）少なくとも前記混合フィード流、前記膨張した第２の流れ、及び前記膨張した液流が前記蒸留塔中、前記より低い圧で分留され、それにより前記比較的揮発性の低い留分の前記成分が前記塔底液流中に回収される、
請求項１に記載のプロセス。
【請求項３】
（１）前記蒸気流が前記少なくとも１の分離ステップにおいて分離されて、少なくとも更なる蒸気流及び前記第２の流れを生成し、
（２）前記更なる蒸気流が、前記少なくとも１の液流の少なくとも一部と混合されて、前記第１の流れを形成し、
（３）前記少なくとも１の液流のいずれかの残りの部分が、前記より低い圧へと膨張し、その後、前記膨張した液流が、前記下部の塔中央のフィード位置で前記蒸留塔に供給される、
請求項２に記載のプロセス。
【請求項４】
前記熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項１に記載のプロセス。
【請求項５】
前記熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項２に記載のプロセス。
【請求項６】
前記熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項３に記載のプロセス。
【請求項７】
前記蒸留液流が圧送手段を用いて中程度の圧へと圧縮される、請求項１、２、３、４、５、または６に記載のプロセス。
【請求項８】
前記圧送手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項７に記載のプロセス。
【請求項９】
メタン、Ｃ２成分、Ｃ３成分、及びより重質な炭化水素成分を含有するガス流を、揮発性残留ガス留分と、前記Ｃ２成分、Ｃ３成分、及びより重質な炭化水素成分または前記Ｃ３成分及びより重質な炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性の低い留分とに分離するための装置において、前記装置中に、
（ａ）少なくとも、加圧下で実質的に完全に凝縮するように冷却され、それによって実質的に凝縮した第１の流れを形成した第１の流れと、少なくとも、加圧下で冷却され、それによって冷却された第２の流れを形成した第２の流れとを生成するための１または複数の熱交換手段及び少なくとも１の分離手段と、
（ｂ）前記実質的に凝縮した第１の流れを加圧下で受け入れ、これをより低い圧へと膨張させ、それにより前記第１の流れが更に冷却され、それによって膨張した更に冷却された第１の流れを形成するように接続された第１の膨張手段と、
（ｃ）前記膨張した更に冷却された第１の流れを塔頂フィード位置で受け入れるように前記膨張手段に接続された蒸留塔であり、少なくとも塔頂留出蒸気流及び塔底液流を生成する前記蒸留塔と、
（ｄ）前記冷却された第２の流れを加圧下で受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによって膨張した第２の流れを形成するように接続された第２の膨張手段と、
（ｅ）前記膨張した第２の流れを塔中央のフィード位置で受け入れるように前記第２の膨張手段に更に接続された前記蒸留塔と、
（ｆ）前記塔頂留出蒸気流を受け入れてこれを加熱し、それによって加熱されたガス流を形成するように前記蒸留塔に接続された加熱手段と、
（ｇ）前記加熱されたガス流を受け入れてこれをより高い圧へと圧縮し、それによって圧縮ガス流を形成するように前記加熱手段に接続された圧縮手段と、
（ｈ）前記圧縮ガス流を受け入れてこれを冷却し、それによって冷却された圧縮ガス流を形成し、前記冷却された圧縮ガス流はその後前記揮発性残留ガス留分として排出されるように前記圧縮手段に接続された冷却手段と、
（ｉ）少なくとも、前記膨張した更に冷却された第１の流れ及び前記膨張した第２の流れを前記より低い圧で分留し、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の前記成分が前記塔底液流中に回収されるように改造された前記蒸留塔と
が存在し、
改良として、前記装置が、
（１）前記塔頂留出蒸気流を受け入れ、これを凝縮流と接触させ、それによって前記塔頂留出蒸気流の揮発性のより低い成分を凝縮させ、一部が精留された蒸気流を形成するための、単一の機器単位体である処理装置集合体中に格納され、前記蒸留塔に接続された吸収手段と、
（２）前記吸収手段の上部領域から前記一部が精留された蒸気流を受け入れ、それにより前記一部が精留された蒸気流が冷却され、同時に前記一部が精留された蒸気流のより揮発性の低い成分を凝縮させ、それによって更に精留された蒸気流及び前記凝縮流を形成するための、前記処理装置集合体中に格納され、前記吸収手段に接続された熱及び物質移動手段であり、前記吸収手段に更に接続されて、前記凝縮流を前記吸収手段へと導く前記熱及び物質移動手段と、
（３）前記更に精留された蒸気流及び加熱されたフラッシュ膨張流を受け入れて混合流を形成するための、前記熱及び物質移動手段に接続された第１の混合手段と、
（４）前記混合流を受け入れてこれを加熱し、それによって加熱された混合流を形成するための、前記第１の混合手段に接続された第２の熱交換手段と、
（５）前記加熱された混合流を受け入れ、これを更に加熱し、それによって前記加熱されたガス流を形成するための前記加熱手段であって、これを前記第２の熱交換手段に接続するように改造された前記加熱手段と、
（６）前記冷却された圧縮ガス流を受け入れ、これをリサイクル流と前記揮発性残留ガス留分とに分離するための、前記冷却手段に接続された第２の分離手段と、
（７）前記リサイクル流を受け入れ、これを実質的に凝縮するまで冷却し、それによってステップ（４）の加熱の少なくとも一部を供給し、実質的に凝縮した流れを形成するための、前記第２の分離手段に更に接続された前記第２の熱交換手段と、
（８）前記実質的に凝縮した流れを受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによってフラッシュ膨張流を形成するための、前記第２の熱交換手段に接続された第３の膨張手段と、
（９）前記フラッシュ膨張流を受け入れてこれを加熱し、それによってステップ（２）の冷却を供給して前記加熱されたフラッシュ膨張流を形成するための、前記第３の膨張手段に更に接続された前記熱及び物質移動手段と、
（１０）前記実質的に凝縮した第１の流れを受け入れ、これを加圧下で更に冷却し、それによってステップ（４）の加熱の少なくとも一部を供給し、更に冷却された実質的に凝縮した第１の流れを形成するための、前記１または複数の熱交換手段及び前記少なくとも１の分離手段に更に接続された前記第２の熱交換手段と、
（１１）前記更に冷却された実質的に凝縮した第１の流れを受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによって前記膨張した更に冷却された第１の流れを形成するための前記第１の膨張手段であり、これを前記第２の熱交換手段に接続するように改造された前記第１の膨張手段と、
（１２）前記吸収手段の下部領域からの蒸留液流及び前記膨張した更に冷却された第１の流れを受け入れ、混合フィード流を形成するための、前記吸収手段及び前記第１の膨張手段に接続された第２の混合手段であり、前記蒸留塔に更に結合され、前記混合フィード流を前記蒸留塔の前記塔頂フィード位置で供給する前記第２の混合手段と、
（１３）少なくとも前記混合フィード流及び前記膨張した第２の流れを前記より低い圧で分留するように改造され、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の前記成分が前記塔底液流中に回収される前記蒸留塔と、
（１４）前記蒸留塔への前記フィード流の量及び温度を調節して、前記蒸留塔の塔頂留出物の温度を、前記相対的に揮発性の低い留分中の前記成分の大部分が前記塔底液流中に回収される温度に維持するように改造された制御手段と
を更に備える、前記装置。
【請求項１０】
（１）前記１または複数の熱交換手段が、加圧下で前記ガス流を一部が凝縮するのに十分に冷却し、それによって一部が凝縮したガス流を形成するよう改造され、
（２）フィード分離手段が前記１または複数の熱交換手段に接続され、前記一部が凝縮したガス流を受け入れ、これを蒸気流と少なくとも１の液流に分離し、
（３）前記少なくとも１の分離手段が前記フィード分離手段に接続され、前記蒸気流を受け入れ、これを少なくとも前記第１の流れと前記冷却された第２の流れとに分離するように改造され、
（４）前記１または複数の熱交換手段が前記少なくとも１の分離手段に接続され、前記第１の流れを受け入れ、これを実質的に凝縮させるのに十分に冷却し、それによって前記実質的に凝縮した第１の流れを形成するように改造され、
（５）前記第２の膨張手段が前記少なくとも１の分離手段に接続され、前記冷却された第２の流れを受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによって前記膨張した第２の流れを形成するように改造され、
（６）第４の膨張手段が前記フィード分離手段に接続され、前記少なくとも１の液流の少なくとも一部を受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによって膨張した液流を形成し、前記第４の膨張手段は前記蒸留塔に更に接続され、前記塔中央のフィード位置よりも低い下部の塔中央のフィード位置で前記膨張した液流を前記蒸留塔に供給し、
（７）前記蒸留塔が少なくとも前記混合フィード流、前記膨張した第２の流れ、及び前記膨張した液流を前記より低い圧で分留し、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の前記成分が前記塔底液流中に回収されるように改造されている、
請求項９に記載の装置。
【請求項１１】
（１）前記少なくとも１の分離手段が、前記蒸気流を少なくとも更なる蒸気流と前記第２の流れとに分離するように改造され、
（２）気液混合手段が前記少なくとも１の分離手段及び前記フィード分離手段に接続され、前記更なる蒸気流及び前記少なくとも１の液流の少なくとも一部を受け入れて前記第１の流れを形成し、
（３）前記１または複数の熱交換手段が、前記気液混合手段に接続され、前記第１の流れを受け入れ、これを実質的に凝縮させるのに十分に冷却し、それによって前記実質的に凝縮した第１の流れを形成するように改造され、
（４）前記第４の膨張手段が、前記少なくとも１の液流のいずれかの残りの部分を受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、その後前記膨張した液流が前記下部の塔中央のフィード位置で前記蒸留塔に供給されるように改造されている、
請求項１０に記載の装置。
【請求項１２】
前記第２の熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項９に記載の装置。
【請求項１３】
前記第２の熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項１０に記載の装置。
【請求項１４】
前記第２の熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項１１に記載の装置。
【請求項１５】
（１）圧送手段が前記吸収手段に接続され、前記吸収手段の前記下部領域からの前記蒸留液流を受け入れてこれを中程度の圧へと圧送し、それによって圧送された蒸留液流を形成し、
（２）前記第２の混合手段が前記圧送手段及び前記第１の膨張手段に接続され、前記圧送された蒸留液流及び前記膨張した更に冷却された第１の流れを受け入れて前記混合フィード流を形成するように改造された、請求項９、１０、１１、１２、１３、または１４に記載の装置。
【請求項１６】
前記圧送手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項１５に記載の装置。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
エチレン、エタン、プロピレン、プロパン、及び／またはより重質な炭化水素は、天然ガス、製油所ガス、石炭、原油、ナフサ、オイルシェール、タールサンド、及び亜炭などの他の炭化水素材料から得られる合成ガス流などの種々のガスから回収することができる。天然ガスは通常、メタンとエタンが大きな比率を占める、すなわち、メタンとエタンを併せて上記ガスの少なくとも５０モルパーセントを占める。上記ガスはまた、相対的により少量の、プロパン、ブタン、ペンタンなどのより重質な炭化水素、ならびに水素、窒素、二酸化炭素、及び／または他のガスも含有している。
【背景技術】
【０００２】
本発明は、概括的には、かかるガス流からのエチレン、エタン、プロピレン、プロパン、及びより重質な炭化水素の回収率の向上に関する。本発明によって処理されるガス流の一般的な分析結果は、おおよそのモルパーセントで、７８．６％のメタン、１２．５％のエタン及びその他のＣ２成分、４．９％のプロパン及びその他のＣ３成分、０．６％のイソブタン、１．４％のノルマルブタン、ならびに１．１％のペンタンプラス、残余は窒素と二酸化炭素からなる。硫黄含有ガスが存在する場合もある。
【０００３】
天然ガスとその天然ガス液（ＮＧＬ）成分の両方の、歴史的に周期的な価格の変動によって、ますます増加していくエタン、エチレン、プロパン、プロピレン、及び液体製品としてのより重質な成分の価値が時に低下してきた。このことにより、これらの製品をより効率的に回収することができるプロセス、より少ない資本投資で効率的に回収することができるプロセス、及び広範囲にわたって、特定の成分の回収率を変化させることに対して容易に改造または調節することができるプロセスが求められるようになった。これらの物質を分離するために利用可能なプロセスとしては、ガスの冷却及び冷凍、油の吸収、ならびに冷凍した油の吸収に基づくプロセスが挙げられる。更に、処理されるガスを膨張させること及び該ガスから熱を取り出すことを同時に行いながら、電力を生み出す経済的な機器を利用できることから、極低温プロセスが普及してきた。ガス源の圧、ガスの濃厚さ（エタン、エチレン、及びより重質な炭化水素の含有量）、及び所望の最終生成物に応じて、これらのプロセスのそれぞれまたはそれらの組み合わせを用いることができる。
【０００４】
極低温膨張プロセスは、運転開始の容易さ、運転の柔軟性、良好な効率、安全性、及び良好な信頼性を有すると共に、この上なく単純であることから、現在天然ガス液の回収に広く選択されている。米国特許第３，２９２，３８０号、第４，０６１，４８１号、第４，１４０，５０４号、第４，１５７，９０４号、第４，１７１，９６４号、第４，１８５，９７８号、第４，２５１，２４９号、第４，２７８，４５７号、第４，５１９，８２４号、第４，６１７，０３９号、第４，６８７，４９９号、第４，６８９，０６３号、第４，６９０，７０２号、第４，８５４，９５５号、第４，８６９，７４０号、第４，８８９，５４５号、第５，２７５，００５号、第５，５５５，７４８号、第５，５６６，５５４号、第５，５６８，７３７号、第５，７７１，７１２号、第５，７９９，５０７号、第５，８８１，５６９号、第５，８９０，３７８号、第５，９８３，６６４号、第６，１８２，４６９号、第６，５７８，３７９号、第６，７１２，８８０号、第６，９１５，６６２号、第７，１９１，６１７号、第７，２１９，５１３号、第８，５９０，３４０号、第８，８８１，５４９号、第８，９１９，１４８号、第９，０２１，８３１号、第９，０２１，８３２号、第９，０５２，１３６号、第９，０５２，１３７号、第９，０５７，５５８号、第９，０６８，７７４号、第９，０７４，８１４号、第９，０８０，８１０号、第９，０８０，８１１号、第９，４７６，６３９号、第９，６３７，４２８号、第９，７８３，４７０号、第９，９２７，１７１号、第９，９３３，２０７号、及び第９，９３９，１９５号、再発行米国特許第３３，４０８号、ならびに同時係属出願第１１／８３９，６９３号、第１２／８６８，９９３号、第１２／８６９，１３９号、第１４／７１４，９１２号、第１４／８２８，０９３号、第１５／２５９，８９１号、第１５／３３２，６７０号、第１５／３３２，７０６号、第１５／３３２，７２３号、及び第１５／６６８，１３９号は、関連するプロセスを記載する（但し、本発明の説明は、上記引用した米国特許及び同時係属出願に記載されている処理条件とは異なる処理条件に基づいている場合がある）。
【０００５】
一般的な極低温膨張回収プロセスにおいては、加圧下のフィードガス流が、当該プロセスの他の流れ及び／またはプロパン圧縮冷凍系などの外部冷凍源との熱交換によって冷却される。上記ガスが冷却されると、液体が凝縮し、１または複数の分離器において望ましいＣ２＋成分の一部を含有する高圧液体として収集される場合がある。当該ガスの濃厚さと形成される液体の量に応じて、上記高圧液体はより低い圧へと膨張し、分別される場合がある。上記液体の膨張に際して起こる蒸発により、当該の流れが更に冷却される。ある条件下では、上記膨張の結果として温度を更に低下させるために、上記膨張の前に上記高圧液体を予冷することが望ましい場合がある。液体と蒸気の混合物を含む膨張流は、蒸留（脱メタンまたは脱エタン）塔で分留される。上記の塔においては、膨張冷却された流れ（複数可）が蒸留され、残留するメタン、窒素、及びその他の揮発性ガスを塔頂留出蒸気として、所望のＣ２成分、Ｃ３成分、及び塔底液体生成物としてのより重質な炭化水素成分から分離するか、または残留するメタン、Ｃ２成分、窒素、及びその他の揮発性ガスを塔頂留出蒸気として、所望のＣ３成分及び塔底液体生成物としてのより重質な炭化水素成分から分離する。
【０００６】
上記フィードガスが完全には凝縮しない場合（一般的には完全には凝縮しない）、一部の凝縮において凝縮せずに残った蒸気を２つの流れに分割してもよい。上記蒸気の一方は、仕事膨張機もしくはエンジン、または膨張弁を通過してより低い圧となり、ここで当該の流れが更に冷却される結果、更に液体が凝縮する。膨張後の圧は、蒸留塔の運転圧と本質的に同一である。上記膨張によって生じた、上記混合された気液混合相は、蒸留塔へのフィードとして供給される。
【０００７】
上記蒸気の残りの部分は、他のプロセス流、例えば低温分留塔塔頂留出物との熱交換により実質的に凝縮するまで冷却される。上記高圧液体の一部または全ては、冷却前にこの蒸気分と混合されてもよい。次いで、得られた冷却された流れは、膨張弁などの適宜の膨張装置を介して、脱メタン塔の運転圧まで膨張する。膨張に際して、上記液体の一部が蒸発し、当該流れの全体が冷却されることとなる。次いで、このフラッシュ膨張流は、塔頂フィードとして脱メタン塔に供給される。一般的に、上記フラッシュ膨張流の蒸気分と脱メタン塔の塔頂留出蒸気は、分留塔の上部分離区画で残留メタン製品ガスとして混合される。あるいは、上記冷却され膨張した流れは分離器に供給されて、蒸気流及び液体流を与えてもよい。上記の蒸気は上記塔の塔頂留出物と混合され、上記の液体は塔頂フィードとして蒸留塔に供給される。
【０００８】
かかる分離プロセスの理想的な運転においては、当該プロセスを出る残留ガスは、フィードガス中の実質的に全てのメタンを含有し、より重質な炭化水素成分を本質的に含まず、脱メタン塔を出る塔底留分は実質的に全てのより重質な炭化水素成分を含有し、メタンまたはより揮発性の成分を本質的に含まないこととなる。しかしながら実際には、従来の脱メタン塔は大部分がストリッピング塔として運転が行われるために、この理想的な状況は得られない。したがって、上記プロセスのメタン製品は、一般的には、蒸留塔の上部分留段階から出る蒸気を、如何なる精留ステップにも供されていない蒸気と共に含んでいる。Ｃ２、Ｃ３、及びＣ４＋成分のかなりの損失が発生するが、これは上記液体の塔頂フィードが相当な量のこれらの成分及びより重質な炭化水素成分を含有し、その結果、脱メタン塔の上部分留段階を出る蒸気中に、相当する平衡量のＣ２成分、Ｃ３成分、Ｃ４成分、及びより重質な炭化水素成分が生じるためである。仮に上昇する蒸気を、当該蒸気からＣ２成分、Ｃ３成分、Ｃ４成分、及びより重質な炭化水素成分を吸収することができる相当量の液体（還流）に接触させることができるならば、これらの所望の成分の損失を顕著に低減することができる。
【０００９】
近年、炭化水素の分離にとって好ましいプロセスでは、上部吸収器区画を用いて、上昇する蒸気を更に精留する。これらのプロセスの多くについて、上記上部精留区画の還流の流れの供給源は、加圧下で供給される残留ガスのリサイクル流である。上記リサイクルされる残留ガスの流れは通常、他のプロセス流、例えば上記低温分留塔塔頂留出物との熱交換により実質的に凝縮するまで冷却される。次いで、得られた冷却された流れは、膨張弁などの適宜の膨張装置を介して、脱メタン塔の運転圧まで膨張する。膨張に際して、上記液体の一部が通常蒸発し、当該流れの全体が冷却されることとなる。次いで、このフラッシュ膨張流は、塔頂フィードとして脱メタン塔に供給される。このタイプの一般的なプロセススキームは、米国特許第４，８８９，５４５号、第５，５６８，７３７号、第５，８８１，５６９号、第９，０５２，１３７号、第９，０８０，８１１号、及び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，  Ｍａｒｃｈ  １１−１３，  ２００２に開示される。残念ながら、これらのプロセスは、上記脱メタン塔における追加の精留区画に加えて、上記還流の流れを脱メタン塔にリサイクルするための原動力を供給するための余剰の圧縮能力も必要とし、これらのプロセスを用いる設備の資本コストと運転コストの両方を増加させる。
【００１０】
上記上部精留区画に還流の流れを供給する別の手段は、蒸留塔の下部の位置から留出蒸気流を抜き出す（且つ、おそらくは塔頂留出蒸気の一部と組み合わせる）ことである。この蒸気（または混合した蒸気）の流れはより高い圧へと圧縮され、次いで、実質的に凝縮するまで冷却され、蒸留塔の運転圧まで膨張し、蒸留塔への塔頂フィードとして供給される。このタイプの一般的なプロセススキームは、米国特許第９，４７６，６３９号、及び同時係属出願第１１／８３９，６９３号、第１２／８６９，１３９号、第及び第１５／２５９，８９１号に開示される。これらのプロセスも、上記脱メタン塔における追加の精留区画に加えて、上記還流の流れを脱メタン塔にリサイクルするための原動力を供給する圧縮機を必要とし、ここでも、これらのプロセスを用いる設備の資本コストと運転コストの両方を増加させる。
【００１１】
しかしながら、米国及びその他の国に、米国特許第４，１５７，９０４号及び第４，２７８，４５７号（ならびに他のプロセス）に係る、上昇する蒸気を更に精留するための上部吸収器区画を有さず、改造してこの特徴を追加することが容易にできない多くのガス処理プラントが建設されている。また、これらのプラントは通常、還流の流れをリサイクルすることが可能になる余剰の圧縮能力をもたない。その結果として、これらのプラントは、ガスからＣ２成分及びより重質な成分を回収するように運転する（一般に「エタン回収」と呼ばれる）場合にはそれほど効率的ではなく、ガスからＣ３成分及びより重質な成分のみを回収するように運転する（一般に「エタンリジェクション（エタンを分離回収せずに残留ガス中に残すこと）」と呼ばれる）場合には特に非効率的である。
【先行技術文献】
【特許文献】
【００１２】
【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】米国特許第８，５９０，３４０号
【特許文献３３】米国特許第８，８８１，５４９号
【特許文献３４】米国特許第８，９１９，１４８号
【特許文献３５】米国特許第９，０２１，８３１号
【特許文献３６】米国特許第９，０２１，８３２号
【特許文献３７】米国特許第９，０５２，１３６号
【特許文献３８】米国特許第９，０５２，１３７号
【特許文献３９】米国特許第９，０５７，５５８号
【特許文献４０】米国特許第９，０６８，７７４号
【特許文献４１】米国特許第９，０７４，８１４号
【特許文献４２】米国特許第９，０８０，８１０号
【特許文献４３】米国特許第９，０８０，８１１号
【特許文献４４】米国特許第９，４７６，６３９号
【特許文献４５】米国特許第９，６３７，４２８号
【特許文献４６】米国特許第９，７８３，４７０号
【特許文献４７】米国特許第９，９２７，１７１号
【特許文献４８】米国特許第９，９３３，２０７号
【特許文献４９】米国特許第９，９３９，１９５号
【特許文献５０】再発行米国特許第３３，４０８号
【特許文献５１】同時係属出願第１１／８３９，６９３号
【特許文献５２】同時係属出願第１２／８６８，９９３号
【特許文献５３】同時係属出願第１２／８６９，１３９号
【特許文献５４】同時係属出願第１４／７１４，９１２号
【特許文献５５】同時係属出願第１４／８２８，０９３号
【特許文献５６】同時係属出願第１５／２５９，８９１号
【特許文献５７】同時係属出願第１５／３３２，６７０号
【特許文献５８】同時係属出願第１５／３３２，７０６号
【特許文献５９】同時係属出願第１５／３３２，７２３号
【特許文献６０】同時係属出願第１５／６６８，１３９号
【特許文献６１】米国特許第４，８８９，５４５号
【特許文献６２】米国特許第５，５６８，７３７号
【特許文献６３】米国特許第５，８８１，５６９号
【特許文献６４】米国特許第９，０５２，１３７号
【特許文献６５】米国特許第９，０８０，８１１号
【特許文献６６】米国特許許第９，４７６，６３９号
【特許文献６７】同時係属出願第１１／８３９，６９３号
【特許文献６８】同時係属出願第１２／８６９，１３９号
【特許文献６９】同時係属出願第１５／２５９，８９１号
【特許文献７０】米国特許第４，１５７，９０４号
【特許文献７１】米国特許第４，２７８，４５７号
【非特許文献】
【００１３】
【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，  Ｍａｒｃｈ  １１−１３，  ２００２
【発明の概要】
【００１４】
本発明は、更なる残留ガスの圧縮または別個のリサイクル圧縮機を必要とせずに、既存のガス処理プラントに容易に追加して、所望のＣ２成分及び／またはＣ３成分の回収率を向上させることができる、更に精留を行う新規な手段である。この回収率の向上の増加分の値は、多くの場合相当なものである。後述する実施例では、従来技術の回収能力に対する追加の回収能力由来の収入の増分は、液体炭化水素の相当するガス状炭化水素と比較した平均の増分値であるガロン当たり０．１０〜０．５８米ドル［ｍ３当り２２〜１２９ユーロ］を用いて、年間６９０，０００米ドル〜４，７２０，０００米ドル［５８０，０００ユーロ〜３，９３０，０００ユーロ］の範囲である。
【００１５】
本発明はまた、これまで個々の機器単位体であったものを共通のハウジング中に組み込み、それにより、必要な敷地面積及び追加の資本コストの両方を削減する。本出願人は、このよりコンパクトな配置により、所定の消費電力における製品回収率が顕著に向上し、それによってプロセス効率が向上し、施設の運転コストが削減されることも見出したが、これは驚くべきことである。更に、このよりコンパクトな配置により、従来のプラント設計において個々の機器単位体を相互接続するために用いられる配管の多くも排除されて資本コストが更に削減され、またそれに伴うフランジ付き配管接続も排除される。配管フランジは、（温室効果ガスに寄与し、大気中のオゾン生成の前駆物質となる可能性のある揮発性有機化合物、ＶＯＣである）炭化水素の潜在的な漏出源であることから、これらのフランジをなくすことにより、環境を損なう可能性のある大気放出の可能性が減少する。
【００１６】
本発明によれば、９９％を超えるＣ２回収率を得ることができることが見出された。同様に、Ｃ２成分の回収が所望でない場合には、９６％を超えるＣ３回収率を維持することができる。本発明は、より低い圧及びより高い温度での適用が可能であるが、−５０°Ｆ［−４６℃］以下のＮＧＬ回収塔の塔頂留出物温度を要する条件下において、４００〜１５００ｐｓｉａ［２，７５８〜１０，３４２ｋＰａ（ａ）］またはそれ以上の範囲でフィードガスを処理する場合に特に有利である。
【００１７】
本発明をより理解するために、以下の実施例及び図面を参照する。これらの図面を参照すると、以下のとおりである。
【図面の簡単な説明】
【００１８】
【図１】米国特許第４，１５７，９０４号または第４，２７８，４５７号に係る従来技術の天然ガス処理プラントのフロー図である。
【図２】米国特許第４，１５７，９０４号または第４，２７８，４５７号に係る従来技術の天然ガス処理プラントのフロー図である。
【図３】同時係属出願第１５／３３２，７２３号のプロセスを用いるように改造された天然ガス処理プラントのフロー図である。
【図４】同時係属出願第１５／３３２，７２３号のプロセスを用いるように改造された天然ガス処理プラントのフロー図である。
【図５】本発明を用いるように改造された天然ガス処理プラントのフロー図である。
【図６】天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
【図７】天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
【図８】天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
【図９】天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
【図１０】天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
【図１１】天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
【発明を実施するための形態】
【００１９】
後述の上記の図の説明において、代表的なプロセス条件に対して計算した流速をまとめた表を示す。ここに示す表では、流速の値（時間当たりのモル数）は、便宜上、最も近い整数に丸められている。表に示す合計流速には全ての非炭化水素成分が含まれているため、該合計流速は概して炭化水素成分に関する流れの流速の合計よりも大きい。表示する温度は、最も近い度に丸められた近似値である。また、図に示すプロセスを比較する目的で実施したプロセス設計の計算は、周囲から当該プロセスへの（またはプロセスから周囲への）熱の漏出がないという仮定に基づいていることに留意されたい。市販の断熱材の品質により上記の仮定は非常に合理的なものであり、当業者が一般的に行う仮定である。
【００２０】
便宜上、プロセスパラメータは従来の英単位及びＳｙｓｔｅｍｅ  Ｉｎｔｅｒｎａｔｉｏｎａｌ  ｄ’Ｕｎｉｔｅｓ（ＳＩ）の単位で記載する。表に示すモル流速は、時間当たりのポンドモルまたは時間当たりのキログラムモルのいずれでも解釈することができる。馬力（ＨＰ）及び／または時間当たりの１０００英熱単位（ＭＢＴＵ／Ｈｒ）として記載するエネルギー消費量は、時間当たりのポンドモルで表されるモル流速に対応する。キロワット（ｋＷ）として記載するエネルギー消費量は、時間当たりのキログラムモルで表されるモル流速に対応する。
【００２１】
従来技術の説明
図１は、米国特許第４，１５７，９０４号または第４，２７８，４５７号に係る従来技術を用いて天然ガスからＣ２＋成分を回収する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では、入口ガスが１２０°Ｆ［４９℃］及び８１５ｐｓｉａ［５，６１７ｋＰａ（ａ）］で、流れ３１として当該プラントに入る。入口ガスが、製品の流れが規格を満たすのを妨げる濃度の硫黄化合物を含有する場合には、当該硫黄化合物は適宜のフィードガスの前処理によって除去される（図示せず）。更に、フィード流は通常、極低温条件下での含水物（氷）の形成を防ぐために脱水される。通常、この目的には一般的に固体の乾燥剤が使用されている。
【００２２】
フィード流３１は、熱交換器１０において、低温の残留ガス（流れ３９ａ）、２０°Ｆ［−７℃］の圧送された液体生成物（流れ４２ａ）、０°Ｆ［−１８℃］の脱メタン塔リボイラー液（流れ４１）、−４５°Ｆ［−４３℃］の脱メタン塔副リボイラー液（流れ４０）、及びプロパン冷媒との熱交換によって冷却される。次いで、流れ３１ａは、−２９°Ｆ［−３４℃］及び７９５ｐｓｉａ［５，４７９ｋＰａ（ａ）］で分離器１１に入り、ここで蒸気（流れ３２）が凝縮液（流れ３３）から分離される。
【００２３】
分離器１１からの蒸気（流れ３２）は２つの流れ３４と３７に分割される。分離器１１からの液体（流れ３３）は、任意選択で、２つの流れ３５及び３８に分割される。（流れ３５は、０％〜１００％の流れ３３中の分離器液を含んでいてもよい。流れ３５が上記分離器液のいずれかの部分を含有する場合、図１のプロセスは米国特許第４，１５７，９０４に係るものとなる。そうでない場合には、図１のプロセスは米国特許第４，２７８，４５７に係るものとなる。）図１に示すプロセスに関しては、流れ３５は、上記全分離器液の約１５％を含有する。上記全分離器蒸気の約３０％を含有する流れ３４は流れ３５と混合され、混合流３６は、低温残留ガス（流れ３９）との熱交換関係にある熱交換器１２を通過し、ここで混合流３６は実質的に凝縮するまで冷却される。次いで、−１５８°Ｆ［−１０６℃］の得られた実質的に凝縮した流れ３６ａは、膨張弁１３を介して分留塔１７の運転圧（約１６８ｐｓｉａ［１，１５６ｋＰａ（ａ）］）へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される。図１に示すプロセスにおいて、膨張弁１３を出た膨張流３６ｂは、−１７６°Ｆ［−１１５℃］の温度に達し、分留塔１７の上部領域の分離器区画１７ａに供給される。該分離区画中で分離された液体は脱メタン区画１７ｂへの塔頂フィードとなる。
【００２４】
分離器１１からの蒸気の残りの７０％（流れ３７）は仕事膨張機１４に入り、ここで上記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。仕事膨張機１４は、上記蒸気を実質的に等エントロピー的に上記塔の運転圧へと膨張させ、仕事膨張により膨張流３７ａを約−１２６°Ｆ［−８８℃］の温度へと冷却する。一般的な市販の膨張機は、理想的な等エントロピー膨張において理論的に利用可能な仕事の８０〜８５％のオーダーで回収する能力がある。回収された仕事は多くの場合、例えば、残留ガス（流れ３９ｂ）を再圧縮するために使用することがある遠心圧縮機（単位体１５など）を駆動するために用いられる。その後、一部が凝縮した膨張流３７ａは、上部の塔中央のフィードポイントで分留塔１７へのフィードとして供給される。流れ３８中に残っている分離器液（残っている場合）は、膨張弁１６によって分留塔１７の運転圧へと膨張し、流れ３８ａを−８５°Ｆ［−６５℃］に冷却した後、下部の塔中央のフィードポイントで分留塔１７に供給される。
【００２５】
塔１７内の脱メタン塔は、垂直方向に間隔を空けた複数のトレイ、１もしくは複数の充填床、またはトレイと充填物の何らかの組み合わせが格納された従来の蒸留塔である。天然ガス処理プラントの多くで見られることであるが、上記分留塔は２つの区画から構成されていてもよい。上部の区画１７ａは、一部が蒸発した塔頂フィードがそのそれぞれの蒸気部分と液体部分とに分離され、下部の蒸留区画すなわち脱メタン区画１７ｂから上昇する蒸気が塔頂フィードの蒸気部分と混合されて、該塔の塔頂から排出される低温の脱メタン塔塔頂留出蒸気（流れ３９）を形成する分離器である。下部の脱メタン区画１７ｂは、トレイ及び／または充填物が格納され、流下する液体と上方に上昇する蒸気との間の必要な接触を行わせる。脱メタン区画１７ｂはまた、塔を流下する液体の一部を加熱して蒸発させ、塔を上昇して液体生成物である流れ４２からメタン及び軽質成分をストリッピングするストリッピング蒸気を供給するリボイラー（前述のリボイラー及び副リボイラー及び補助リボイラー１８など）を備える。
【００２６】
液体生成物流４２は、当該塔底生成物の体積基準で０．５％のメタン濃度の一般的な規格に基づいて、７°Ｆ［−１４℃］で塔底を出る。液体生成物流４２は、ポンプ２１によってより高い圧へと圧送され（流れ４２ａ）、次いで、熱交換器１０において、上述のようにフィードガスを冷却する際に、９５°Ｆ［３５℃］に加熱される（流れ４２ｂ）。上記残留ガス（脱メタン塔塔頂留出蒸気流３９）は熱交換器１２において流入フィードガスに対して向流で通過し、ここで−１７６°Ｆ［−１１５℃］から−４７°Ｆ［−４４℃］に加熱され（流れ３９ａ）、且つ熱交換器１０において１１３°Ｆ［４５℃］に加熱される（流れ３９ｂ）。次いで、上記残留ガスは２段階で再圧縮される。第１段階は膨張機１４によって駆動される圧縮機１５である。第２段階は上記残留ガス（流れ３９ｄ）を販売ラインの圧へと圧縮する補助電源によって駆動される圧縮機１９である。上記残留ガス生成物（流れ３９ｅ）は、吐出冷却器２０における１２０°Ｆ［４９℃］への冷却の後、７６５ｐｓｉａ［５，２７２ｋＰａ（ａ）］で（ライン要件（通常はこのオーダーの入口圧）を満たすのに十分な）販売ガスパイプラインに流れる。
【００２７】
図１に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。
【表１】
2020522665.tif 000003
【００２８】
図２は、図１の処理プラントの設計が、より低いＣ２成分の回収率レベルで稼働するように調節することが可能である１つの方法を示すプロセスフロー図である。これは、天然ガスと液体炭化水素の相対的な値が可変であり、時に上記Ｃ２成分の回収率が不採算になる場合の一般的な要件である。図２のプロセスは、図１について前述したものと同一のフィードガス組成及び条件に適用されている。但し、図２のプロセスのシミュレーションにおいては、プロセス運転条件は、Ｃ２成分を分留塔からの塔底液体生成物中に回収するのではなく、残留ガスに対してほぼ全てのＣ２成分をリジェクト（分離回収せずに残留ガス中に残す）するように調整されている。
【００２９】
このプロセスのシミュレーションにおいては、入口ガスは１２０°Ｆ［４９℃］及び８１５ｐｓｉａ［５，６１７ｋＰａ（ａ）］で流れ３１としてプラントに入り、熱交換器１０において低温の残留ガス流３９ａ及びフラッシュされた分離器液（流れ３８ａ）との熱交換によって冷却される。（図２のプロセスを、Ｃ２成分のほぼ全てを残留ガスに対してリジェクトするように運転することの１つの結果は、分留塔１７を流下する液体の温度が大幅に高くなり、副リボイラー流４０及びリボイラー流４１が高温になり過ぎ、入口ガスの冷却に使用することができず、その結果全てのリボイル熱を補助リボイラー１８によって供給しなくてはならないことである。圧送された塔底生成物（流れ４２ａ）も温度が高過ぎて、入口ガスの冷却に使用することができない。図２のプロセスにおいて、入口ガスの冷却の一部を行い、同時に補助リボイラー１８が必要とする負荷を低減するために、熱交換器１０で、副リボイラー液の代わりにフラッシュされた分離器液が用いられる。）冷却された流れ３１ａは、−１４°Ｆ［−２６℃］及び７９５ｐｓｉａ［５，４７９ｋＰａ（ａ）］で分離器１１に入り、ここで蒸気（流れ３２）が凝縮液（流れ３３）から分離される。
【００３０】
分離器１１からの蒸気（流れ３２）は２つの流れ３４及び３７に分割され、液体（流れ３３）は任意選択で２つの流れ３５及び３８に分割される。図２に示すプロセスの場合、流れ３５は全分離器液の約３６％を含む。全分離器蒸気の約３３％を含む流れ３４は、流れ３５と混合され、この混合流３６は低温残留ガス（流れ３９）との熱交換関係にある熱交換器１２を通過し、ここで混合流３６は一部が凝縮するまで冷却される。次いで、得られた−７２°Ｆ［−５８℃］の一部が凝縮した流れ３６ａは、膨張弁１３を介して分留塔１７の運転圧（約２００ｐｓｉａ［１，３８０ｋＰａ（ａ）］）へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの液体の一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される。図２に示すプロセスにおいて、膨張弁１３を出た膨張流３６ｂは、−１３８°Ｆ［−９４℃］の温度に達し、塔頂フィードポイントで分留塔１７に供給される。
【００３１】
分離器１１からの蒸気の残りの６７％（流れ３７）は仕事膨張機１４に入り、ここで上記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。仕事膨張機１４は、当該蒸気を実質的に等エントロピー的に上記塔の運転圧へと膨張させ、仕事膨張により膨張流３７ａを約−１０３°Ｆ［−７５℃］の温度に冷却した後、上部の塔中央のフィードポイントで分留塔１７に供給される。流れ３８中に残っている分離器液（残っている場合）は、膨張弁１６によって分留塔１７の運転圧をわずかに超える圧へと膨張し、流れ３８ａを−６１°Ｆ［−５１℃］に冷却した後、前述のように熱交換器１０において、加熱された流れ４０ａにより１０３°Ｆ［３９℃］に加熱され、次いで下部の塔中央のフィードポイントで分留塔１７に供給される。
【００３２】
図２に示すように、残留ガス生成物に対してＣ２成分をリジェクトするように分留塔１７が運転される場合、上記塔は一般的に脱エタン塔と呼ばれ、その下部区画１７ｂは脱エタン化区画と呼ばれることに留意されたい。液体生成物流４２は、当該塔底生成物の体積基準でエタン対プロパン比０．０２０：１の一般的な規格に基づいて、１３７°Ｆ［５８℃］で脱エタン塔１７の塔底から出る。残留ガス（脱エタン塔塔頂留出蒸気流れ３９）は熱交換器１２において流入フィードガスに対して向流で通過し、ここで−９１°Ｆ［−６８℃］から−２９°Ｆ［−３４℃］に加熱され（流れ３９ａ）、且つ熱交換器１０において、上述のように冷却を行う際に１０３°Ｆ［３９℃］に加熱される（流れ３９ｂ）。次いで、残留ガスは、膨張機１４によって駆動される圧縮機１５と補助動力源によって駆動される圧縮機１９の２段階で再圧縮される。流れ３９ｄが吐出冷却器２０において１２０°Ｆ［４９℃］に冷却された後、上記残留ガス生成物（流れ３９ｅ）は７６５ｐｓｉａ［５，２７２ｋＰａ（ａ）］で販売ガスパイプラインに流れる。
【００３３】
図２に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。
【表２】
2020522665.tif 000004
【００３４】
同時継続出願の説明
同時継続出願第１５／３３２，７２３号は、塔底液体生成物中のＣ２成分を更に回収する、図１のプロセスの性能を改善する一手段を記述する。図１のプロセスは図３に示すこのプロセスを使用するように改造することができる。図３のプロセス運転条件は、図に示すように、上記液体生成物のメタン含有量を図１のプロセスの液体生成物のメタン含有量と同様のレベルに低減するように調整されている。図３に示したプロセスにおいて検討したフィードガス組成及び条件は、図１におけるものと同様である。したがって、図３のプロセスは図１のプロセスのそれと比較することができる。
【００３５】
図３のプロセスに関して示すプロセス条件のほとんどは、図１のプロセスに関する対応するプロセス条件とほぼ同一である。主要な違いは実質的に凝縮した流れ３６ａと塔頂留出蒸気流３９の配置である。図３のプロセスにおいて、塔頂留出蒸気流３９は流れ１５１と流れ１５２の２つの流れに分割され、その後、流れ１５１は、還流圧縮機２２によって分留塔１７の運転圧（約１７４ｐｓｉａ［１，２０２ｋＰａ（ａ）］）から約３７９ｐｓｉａ。［２，６１６ｋＰａ（ａ）］に圧縮される。次に、−８１°Ｆ［−６３℃］の圧縮流１５１ａ及び−８１°Ｆ［−６３℃］の実質的に凝縮した流れ３６ａが、処理装置集合体１１７の冷却区画１１７ａ中の熱交換手段に導かれる。この熱交換手段は、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び／もしくはマルチサービス（ｍｕｌｔｉ−ｓｅｒｖｉｃｅ）熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。上記熱交換手段は、当該熱交換手段の１つのパスを通って流れる流れ１５１ａ、該熱交換手段の別のパスを流れる実質的に凝縮した流れ３６ａ、及び処理装置集合体１１７の精留区画１１７ｂから生じる更に精留された蒸気流の間で熱交換を行うように構成され、その結果、流れ１５１ａは実質的に凝縮するまで冷却され（流れ１５１ｂ）、流れ３６ａは更に精留された蒸気流を加熱しながら、更に冷却される（流れ３６ｂ）。
【００３６】
次に、−１７１°Ｆ［−１１３℃］の実質的に凝縮した流れ１５１ｂは、膨張弁２３を介して分留塔１７の運転圧をわずかに超える圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される場合がある。図３に示すプロセスにおいて、膨張弁２３を出る膨張流１５１ｃは−１８５°Ｆ［−１２１℃］の温度に達し、その後処理装置集合体１１７の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段に導かれる。この熱及び物質移動手段も、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び／もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。上記熱及び物質移動手段は、当該熱及び物質移動手段の１つのパスを通って上方に流れる、処理装置集合体１１７の吸収区画１１７ｃから生じる一部が精留された蒸気流と、流下するフラッシュ膨張した実質的に凝縮した流れ１５１ｃとの間で熱交換を行うように構成され、その結果、上記一部が精留された蒸気流が、上記膨張流を加熱しながら冷却される。上記一部が精留された蒸気流が冷却されると、その一部が凝縮して流下する一方、残りの蒸気は上記熱及び物質移動手段を通って上方に流れ続ける。上記熱及び物質移動手段によって、上記凝縮液と一部が精留された蒸気流とが連続的に接触し、その結果、上記熱及び物質移動手段は上記蒸気相と液相との間で物質移動を行うように機能し、それによって、上記一部が精留された蒸気流を更に精留し、更に精留された蒸気流を形成する。次いで、上記熱及び物質移動手段から生じるこの更に精留された蒸気流は、処理装置集合体１１７の冷却区画１１７ａ中の熱交換手段に導かれ、上述のように加熱される。上記熱及び物質移動手段の塔底からの凝縮液は、処理装置集合体１１７の吸収区画１１７ｃに導かれる。
【００３７】
フラッシュ膨張流１５１ｃは、上記一部が精留された蒸気流を冷却して一部を凝縮させる際に更に蒸発し、精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段を−１７８°Ｆ［−１１７℃］で出る。この加熱されたフラッシュ膨張流は、処理装置集合体１１７の分離区画１１７ｄ中に排出され、そのそれぞれの蒸気相と液相とに分離される。上記蒸気相は、塔頂留出蒸気流３９の残りの部分（流れ１５２）と混ざり合い、処理装置集合体１１７の吸収区画１１７ｃ中の物質移動手段に入る混合蒸気流を形成する。上記物質移動手段は、複数の垂直方向に間隔を空けた複数のトレイ、１もしくは複数の充填床、またはトレイと充填物の何らかの組み合わせから構成されていてもよいが、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び／もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置の非熱伝達区画で構成することもできる。上記物質移動手段は、精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段の塔底を出る低温の凝縮液と、分離器区画１１７ｄから生じる混合蒸気流とを接触させるように構成される。上記混合蒸気流が吸収区画１１７ｃを通って上方に上昇すると、流下する上記低温の液体と接触し、上記混合蒸気流からＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質な成分を凝縮させ且つ吸収する。次いで、得られた一部が精留された蒸気流は、上述のように更に精留するために、処理装置集合体１１７の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段に導かれる。
【００３８】
分離器区画１１７ｄで分離された、処理装置集合体１１７の精留区画１１７ｂを出る加熱されたフラッシュ膨張流からの液相（存在する場合）は、処理装置集合体１１７の吸収区画１１７ｃ中の物質移動手段の塔底を出る蒸留液と混ざり合い、混合液流１５４を形成する。混合液流１５４は、処理装置集合体１１７の塔底から出て、ポンプ２４によってより高い圧に圧送される（−１７０°Ｆ［−１１２℃］の流れ１５４ａ）。−１６９°Ｆ［−１１２℃］の更に冷却された流れ３６ｂは、膨張弁１３を介して分留塔１７の運転圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、上記流れの一部が蒸発する場合があり、その結果、当該流れ全体が−１７７°Ｆ［−１１６℃］に冷却される。次いで、フラッシュ膨張流３６ｃは、圧送された流れ１５４ａと合流して、混合フィード流１５５を形成し、次いで、−１７６°Ｆ［−１１６℃］で塔頂フィードポイントにて分留塔１７に入る。
【００３９】
更に精留された蒸気流は、処理装置集合体１１７の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段を−１８２°Ｆ［−１１９℃］で出て、処理装置集合体１１７の冷却区画１１７ａの熱交換手段に入る。この蒸気は、前述のように流れ３６ａと１５１ａを冷却する際に、−９６°Ｆ［−７１℃］に加熱される。次いで、上記加熱された蒸気は、低温の残留ガス流１５３として処理装置集合体１１７から排出され、図１のプロセスにおける流れ３９に関して上述したように加熱及び圧縮される、
【００４０】
図３に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。
【表３】
2020522665.tif 000005
【００４１】
表ＩとＩＩＩとを比較することにより、図３のプロセスでは、図１のプロセスと比較して、エタン回収率が９６．６９％から９８．７０％に、プロパン回収率が９９．８４％から１００．００％に、ブタン＋回収率が９９．９９％から１００．００％に向上することがわかる。表ＩとＩＩＩとを比較することにより、これらの製品収率の増加が追加の電力を使用せずに達成されたことが更にわかる。
【００４２】
同時係属出願第１５／３３２，７２３号のプロセスは、ほぼ全てのＣ２成分を液体製品中に回収するのではなく、該成分を残留ガスに対してリジェクトするように操作してもよい。図３のプロセスの運転条件を図４に示すように変更し（処理装置集合体１１７の冷却区画１１７ａ中の熱交換手段のアイドリングを含む）、液体生成物のエタン含有量を図２のプロセスの液体生成物のエタン含有量と本質的に同一のレベルに低減してもよい。図４に示すプロセスにおいて検討したフィードガス組成及び条件は、図２におけるそれらと同一である。したがって、図４のプロセスは図２のプロセスのそれと比較することができる。
【００４３】
図４のプロセスに関して示すプロセス条件のほとんどは、図２のプロセスに関する対応するプロセス条件とほぼ同一である。主要な違いはここでも、実質的に凝縮した流れ３６ａと塔頂留出蒸気流３９の配置である。図４のプロセスにおいて、実質的に凝縮した流れ３６ａは、膨張弁２３を介して分留塔１７の運転圧（約２００ｐｓｉａ［１，３８１ｋＰａ（ａ）］）をわずかに超える圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される。図４に示すプロセスにおいて、膨張弁２３を出る膨張流３６ｂは−１５６°Ｆ［−１０４℃］の温度に達し、その後処理装置集合体１１７の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段に導かれる。
【００４４】
フラッシュ膨張流３６ｂは、上記混合蒸気流を冷却し、且つ一部を凝縮させる際に更に蒸発し、−８３°Ｆ［−６４℃］で精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段を出る。この加熱されたフラッシュ膨張流は、処理装置集合体１１７の分離器区画１１７ｄ中に排出され、そのそれぞれの蒸気相と液相とに分離される。上記蒸気相は塔頂留出蒸気流３９と混ざり合い、上述のように、吸収区画１１７ｃ中の物質移動手段に入る上記混合された蒸気流を形成し、上記液相は吸収区画１１７ｃ中の物質移動手段の塔底からの凝縮液と混ざり合い、混合液流１５４を形成する。混合液流１５４は、処理装置集合体１１７の塔底を出て、ポンプ２４によってより高い圧へと圧送され、その結果、−７３°Ｆ［−５８℃］の流れ１５４ａが塔頂フィードポイントで分留塔１７に入ることができる。上記更に精留された蒸気流は、精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段を出て、−１０４°Ｆ［−７６℃］で処理装置集合体１１７から低温の残留ガス流１５３として排出され、その後、前述のように加熱及び圧縮される。図２のプロセスにおける流れ３９に関して上述したように、加熱及び圧縮される。
【００４５】
図４に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。
【表４】
2020522665.tif 000006
【００４６】
表ＩＩとＩＶとを比較することにより、図４のプロセスでは、図２のプロセスと比較して、プロパン回収率が８９．２０％から９６．５０％に、ブタン＋回収率が９８．８１％から１００．００％に向上することがわかる。表ＩＩとＩＶとを比較することにより、これらの製品収率の増加が追加の電力を使用せずに達成されたことが更にわかる。
【実施例】
【００４７】
本発明の説明
実施例１
液体製品中へのＣ２成分の回収率を最大化することが望ましい場合（例えば、上述の図１の従来技術のプロセスのように）、本発明は、図１に示す従来技術のプロセス及び図３に示す同時係属出願第１５／３３２，７２３号のプロセスに比較して、効率が顕著に優位である。図５は、本発明を使用するように改造された図１の従来技術のプロセスのフロー図を示す。図５のプロセスの運転条件は、図に示すように、液体製品のエタン含有量を、図１及び図３のプロセスで可能なレベルを超えて増加させるように調整されている。図５に示すプロセスにおいて検討したフィードガス組成及び条件は、図１及び図３におけるそれらと同一である。したがって、図５のプロセスを図１及び図３のプロセスのそれと比較し、本発明の利点を例証することができる。
【００４８】
図５のプロセスに関して示すプロセス条件のほとんどは、図１のプロセスに関する対応するプロセス条件とほぼ同一である。主要な違いは、実質的に凝縮した流れ３６ａと塔頂留出蒸気流３９の配置である。図５のプロセスにおいて、−１４１°Ｆ［−９６℃］及び２３６ｐｓｉａ［１，６２５ｋＰａ（ａ）］（分留塔１７の運転圧力）の塔頂蒸気流３９は、単一の機器単位体である処理装置集合体１１７内の分離器区画１１７ｄに導かれる。−１０５°Ｆ［−７６℃］の実質的に凝縮した流れ３６ａ及び−９５°Ｆ［−７１℃］の一部が冷却されたリサイクル流１５１ａは、処理装置集合体１１７内の冷却区画１１７ａ中の熱交換手段に導かれる。この熱交換手段は、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び／もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。上記熱交換手段は、当該熱交換手段の１つのパスを通って流れる実質的に凝縮した流れ３６ａ、該熱交換手段の別のパスを流れる一部が冷却されたリサイクル流１５１ａ、及び処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂから生じる混合流の間で熱交換を行うように構成され、その結果、流れ３６ａは更に冷却され（流れ３６ｂ）、流れ１５１ａは実質的に凝縮するまで冷却されながら（流れ１５１ｂ）、上記混合流を加熱する。
【００４９】
処理装置集合体１１７内の吸収区画１１７ｃには物質移動手段が格納されている。この物質移動手段は、複数の垂直方向に間隔を空けたトレイ、１もしくは複数の充填床、またはトレイと充填物の何らかの組み合わせから構成されていてもよいが、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び／もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成することもできる。上記物質移動手段は、処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段の塔底を出る低温凝縮液と、処理装置集合体１１７内の分離器区画１１７ｄから生じる塔頂留出蒸気流３９とを接触をさせるように構成される。上記塔頂留出蒸気流が吸収区画１１７ｃを通って上方に上昇すると、流下する低温液と接触して、上記蒸気流からＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質な成分を凝縮させ且つ吸収する。次いで、得られた一部が精留された蒸気流は、更に精留するために、処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段に導かれる。
【００５０】
−１６８°Ｆ［−１１１℃］の実質的に凝縮した流れ１５１ｂは、膨張弁２３を介して、分留塔１７の運転圧をわずかに超える圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される場合がある。図５に示すプロセスにおいて、膨張弁２３を出る膨張流１５１ｃは−１７４°Ｆ［−１１４℃］の温度に達し、その後処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段に導かれる。この熱及び物質移動手段も、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び／もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。上記熱及び物質移動手段は、当該熱及び物質移動手段の１つのパスを通って上方に流れる、処理装置集合体１１７内の吸収区画１１７ｃから生じる一部が精留された蒸気流と、流下するフラッシュ膨張した実質的に凝縮した流れ１５１ｃとの間で熱交換を行うように構成され、その結果、上記一部が精留された蒸気流が、上記膨張流を加熱しながら冷却される。上記一部が精留された蒸気流が冷却されると、その一部が凝縮して流下する一方、残りの蒸気は上記熱及び物質移動手段を通って上方に流れ続ける。上記熱及び物質移動手段によって、上記凝縮液と一部が精留された蒸気流とが連続的に接触し、その結果、上記熱及び物質移動手段は上記蒸気相と液相との間の物質移動を行うように機能し、それによって、上記一部が精留された蒸気流を更に精留し、更に精留された蒸気流を形成する。熱及び物質移動手段の塔底からの凝縮液は、処理装置集合体１１７内の吸収区画１１７ｃに導かれる。
【００５１】
フラッシュ膨張流１５１ｃは、上記一部が精留された蒸気流を冷却して一部を凝縮させる際に更に蒸発し、処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段を−１７２°Ｆ［−１１３℃］で出る。次いで、この加熱されたフラッシュ膨張流は、更に精留された蒸気流と混じり合って、−１７２°Ｆ［−１１３℃］の混合流を形成し、該混合流は処理装置集合体１１７内の冷却区画中の区画１１７ａ中の熱交換手段に導かれる。上記混合流は、上述のように流れ３６ａ及び１５１ａを冷却する際に加熱される。
【００５２】
吸収区画１１７ｃ中の物質移動手段の塔底を出る蒸留液は、処理装置集合体１１７の塔底から排出され（流れ１５４）、ポンプ２４によってより高い圧へと圧送される（−１４６°Ｆ［−９９℃］の流れ１５４ａ）。−１５７°Ｆ［−１０５℃］の更に冷却された実質的に凝縮した流れ３６ｂは、膨張弁１３を介して、分留塔１７の運転圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される場合があるが、この例では有意な蒸発はなく、該流れは冷却ではなく−１５６°Ｆ［−１０４℃］へとわずかに加温される。次いで、フラッシュ膨張流３６ｃは、圧送された流れ１５４ａと合流して混合フィード流１５５を形成し、該混合フィード流は−１５４°Ｆ［−１０３℃］で塔頂フィードポイントにて分留塔１７に入る。
【００５３】
加熱された混合流１５２は、処理装置集合体１１７内の冷却区画１１７ａ中の熱交換手段から−１０９°Ｆ［−７９℃］で排出され、流れ１５６と流れ１５７の２つの部分に分割される。流れ１５７は、図１のプロセスの流れ３９について上述したように、熱交換器１２及び１０において加熱される。流れ１５６は熱交換器２２へと導かれ、該熱交換器において、リサイクル流１５１を冷却する際に９１°Ｆ［３３℃］に加熱される（流れ１５６ａ）。加熱された流れ１５６ａは加熱された流れ１５７ｂと合流し、１０２°Ｆ［３９℃］の流れ１５２ａを形成し、この流れ１５２ａは、次いで図１のプロセスの流れ３９について上述したように圧縮される。流れ１５２ｄは、吐出冷却器２０において１２０°Ｆ［４９℃］に冷却された後、上記残留ガス生成物（流れ１５３）と上記リサイクル流（流れ１５１）に分割される。流れ１５３は７６５ｐｓｉａ［５，２７２ｋＰａ（ａ）］で販売ガスパイプラインに流れる一方、リサイクル流１５１は、上述のように熱交換器２２へと導かれて冷却される。
【００５４】
図５に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。
【表５】
2020522665.tif 000007
【００５５】
表ＩとＶとを比較することにより、本発明は、図１の従来技術と比較して、エタン回収率が９６．６９％から９９．５１％に、プロパン回収率が９９．８４％から１００．００％に、ブタン＋回収率が９９．９９％から１００．００％に向上することがわかる。これらの回収率の向上の経済的効果は顕著である。液体炭化水素の相当するガス状炭化水素と比較した平均の増分値である＄０．１０／ガロン［２１．９ユーロ／ｍ３］を用いると、上記回収率の向上は、プラント操業会社にとって６９０，０００米ドル［５８０，０００ユーロ］を超える追加の年間収益に相当する。表ＩＩＩとＶとを比較することにより、本発明は、同時係属出願第１５／３３２，７２３号に対しても改良技術であり、エタン回収率が９８．７０％から９９．５１％に増加することがわかる。表Ｉ、ＩＩＩ、とＶを比較することにより、これらの製品収率の増加が、図１及び３のプロセスよりも少ない電力を使用して達成されたことが更にわかる。回収効率（単位電力当たり回収されるＣ２成分及びより重質な成分の量によって定義される）の点からは、本発明は、図１の従来技術に対して５％を超える向上を与える。
【００５６】
本発明により提供される、図１のプロセスの従来技術の回収効率に対する回収効率の向上は、主として、図１の従来技術のプロセスにおける流れ３６ｂによって行われる直接接触冷却に加えて、処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂ中のフラッシュ膨張流１５１ｃによって行われる塔頂留出蒸気の補助的な間接冷却に起因する。流れ３６ｂは相当に低温ではあるが、理想的な還流の流れではない。というのも、流れ３６ｂは、脱メタン塔１７が捕捉することになる相当な濃度のＣ２成分、Ｃ３成分、及びＣ４＋成分を含有しており、図１の従来技術のプロセスに関しては、塔１７の塔頂における平衡の影響に起因して、これらの所望の成分の損失を生じる。しかしながら、図５に示す本発明に関しては、フラッシュ膨張流１５１ｃと精留される塔頂留出蒸気流との間に直接の接触がないため、フラッシュ膨張流１５１ｃによって行われる補助的な冷却に克服すべき平衡の影響がない。
【００５７】
本発明は、精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段を使用して、塔頂留出蒸気流を冷却し、同時にそこからより重質な炭化水素成分を凝縮させるという更なる利点を有し、従来の蒸留塔において還流を用いる場合よりも効率的な精留を行う。結果として、従来の物質移動装置及び従来の熱伝達装置を使用した場合に可能であるよりも、多くのＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質な炭化水素成分を、フラッシュ膨張流１５１ｃにおいて利用可能な冷却を用いて塔頂留出蒸気流から除去することができる。
【００５８】
本発明は、処理効率の向上に加えて、従来技術に対する２つの他の利点を提供する。第１に、本発明のコンパクトな配置の処理装置集合体１１７は、通常は３つの別個の機器単位体（冷却区画１１７ａ中の熱交換手段、精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段、及び吸収区画１１７ｃ中の物質移動手段）であるものを、単一の機器単位体（本発明の図５の処理装置集合体１１７）中に組み込んでいる。これにより、必要な敷地面積が削減され、相互接続する配管が排除され、本発明を使用するために処理プラントを改造する資本コストが削減される。第２に、相互接続する配管の排除は、本発明を使用するために改造された処理プラントが有するフランジによる接続が大幅に少なく、当該プラント中の潜在的な漏出源の数が低減されることを意味する。炭化水素は揮発性有機化合物（ＶＯＣ）であり、その一部は温室効果ガスとして分類され、その一部は大気中のオゾン生成の前駆物質である可能性があり、このことは、本発明が環境破壊を起こす可能性のある大気放出の可能性を低減することを意味する。
【００５９】
本発明の更なる利点の１つは、本発明を既存のガス処理プラントに如何に容易に組み込み、上述の優れた性能を実現することができるかということである。図５に示すように、必要なのは、実質的に凝縮した流れ３６ａに対する（流れ３６ａと流れ３６ｂとの間の破線で表され、運転から除外されている）、塔フィードライン１５５に対する（流れ１５４ａとの接続によって表される）、塔頂留出蒸気流れ３９に対する（流れ３９と流れ１５２との間の破線（運転から除外）、流れ１５６との接続、及び流れ１５７ｂとの接続によって表される）、ならびに残留ガスラインに対する（流れ１５１との接続によって表される）、既存のプラントへの６ヶ所の接続（一般に「タイ・イン」と呼ばれる）のみである。新しい処理装置集合体１１７が分留塔１７の近傍に設置されている間、既存のプラントは稼働し続けることができ、設置が完了した際に、上記これらの６つの既存のラインへの新しいタイ・インを行うために短期間のプラントのシャットダウンを行う。次にプラントを再起動し、全ての既存の機器を運転の状態に維持し、以前と全く同様に運転する。但し、もはや、圧縮の電力が増加することなく、製品の回収率が高くなる。
【００６０】
本発明が、図３に示す、本出願人の同時係属出願第１５／３３２，７２３号よりも効率的である主たる理由は、本発明が、図３のプロセスにおいて還流圧縮機２２によって加えられた圧縮熱のほぼ全てを、図５のプロセスにおいて、上記残留ガスが圧縮された後に、吐出冷却器２０の下流でリサイクル流１５１を抜き出すことによって除去することである。図３のプロセスにおいては、圧縮機吐出流１５１ａは圧縮機吸入流１５１よりも大幅に高温である（流れ１５１の−１６７°Ｆ［−１１０℃］に対して流れ１５１ａの−８１°Ｆ［−６３℃］）。圧縮流におけるこの加えられた熱は、図３のプロセスにおける処理装置集合体１１７内の冷却区画１１７ａにおいて除去される必要があり、このことは、流れ３６ａと１５１ａに対して利用可能な冷却が少ないことを意味する。これを、冷却された圧縮リサイクル流１５１が圧縮機吸入流１５２ａとほぼ同一の温度である（流れ１５２ａの１０２°Ｆ［３９℃］に対して流れ１５１の１２０°Ｆ［４９℃］）、本発明の図５の実施形態と対比されたい。これにより、流れ１５１及び３６を、処理装置集合体１１７に入る前に、熱交換器２２及び１２において、低温の残留ガス流１５２によって大幅に低い温度まで冷却することが可能になる。このことは、本発明の処理装置集合体１１７内の冷却区画１１７ａにおいてより多くの冷却が利用可能であり、より多くのフラッシュ膨張流１５１ｃを流すことが可能になる（図３の流れ１５１ｃと比較して２倍以上の流れ）ことを意味し、延いては、脱メタン塔１７の塔頂へのより多くの還流が可能になる（図３の流れ１５５と比較して、図５の流れ１５５の流れは１０％増）。
【００６１】
実施例２
本発明はまた、製品の経済性から残留ガス生成物に対するＣ２成分のリジェクションが有利である場合にも利点がある。本発明は、図６に示す、本出願人の米国特許第９，６３７，４２８号及び第９，９２７，１７１号の方法と同様の方法で運転するように容易に再構成することができる。本発明の図５の実施形態の運転条件を図６に示すように変更して、液体製品のエタン含有量を図２の従来技術及び図４に示す同時継続出願第１５／３３２，７２３号のものと同様のレベルに低減することができる。図６に示すプロセスにおいて検討したフィードガス組成及び条件は、図２及び図４におけるそれらと同一である。したがって、図６のプロセスを図２及び図４のプロセスのそれと比較し、本発明の利点を更に例証することができる。
【００６２】
このように本発明を運転すると、図６のプロセスに関して示すプロセス条件の多くは、図２のプロセスについて対応するプロセス条件とほぼ同一である。但し、ほとんどのプロセス構成は本発明の図５の実施形態と同様である。図５の実施形態と比較した主たる違いは、図６の処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段に導かれるフラッシュ膨張流３６ｂが、図５におけるように圧縮残留ガス流１５２ｄからではなく、実質的に凝縮した流れ３６ａから生じることである。そのため、この方法で運転する際には、リサイクルがなくなり、熱交換器２２を運転停止とすることができる（破線で表示）。
【００６３】
図６に示す運転条件に関しては、混合流３６は、低温の残留ガス流１５２との熱交換により、熱交換器１２において−９２°Ｆ［−６９℃］に冷却される。実質的に凝縮した流れ３６ａは、膨張弁２３を介して分留塔１７の運転圧（約２００ｐｓｉａ［１，３８１ｋＰａ（ａ）］）をわずかに超える圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される場合がある。図６に示すプロセスにおいて、膨張弁２３を出る膨張流３６ｂは−１５６°Ｆ［−１０４℃］の温度に達し、その後処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段に導かれる。
【００６４】
フラッシュ膨張流３６ｂは、上記一部が精留された蒸気流を冷却し一部を凝縮させる際に更に蒸発し、処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段を−８３°Ｆ［−６４℃］で出る。次いで、加熱されたフラッシュ膨張流３６ｃは、圧送された液体流１５４ａと混合されて混合フィード流１５５を形成し、これが−８２°Ｆ［−６４℃］で塔頂フィードポイントにて分留塔１７に入る。
【００６５】
更に精留された蒸気流は、−１０４°Ｆ［−７６℃］で処理装置集合体１１７内の精留区画１１７ｂ中の熱及び物質移動手段を出る。処理装置集合体１１７内の冷却区画１１７ａ中の熱交換手段はアイドリングされていることから、蒸気は処理装置集合体１１７から低温の残留ガス流１５２として単に放出され、図２のプロセス中の流れ３９について上述したように、加熱及び圧縮される。
【００６６】
図６に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。
【表６】
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【００６７】
表ＩＩとＶＩとを比較することにより、図６のプロセスでは、従来技術と比較して、プロパン回収率が８９．２０％から９６．５０％に、ブタン＋回収率が９８．８１％から１００．００％に向上することがわかる。表ＩＩとＶＩとを比較することにより、これらの製品収率の増加が追加の電力を使用せずに達成されたことが更にわかる。これらの回収率の向上の経済的効果は顕著である。液体炭化水素の相当するガス状炭化水素と比較した平均の増分値である＄０．５８／ガロン［１２９ユーロ／ｍ３］を用いると、上記回収率の向上は、プラント操業会社にとって４，７２０，０００米ドル［３，９３０，０００ユーロ］を超える追加の年間収益に相当する。表ＩＶとＶＩとを比較することにより、残留ガス製品に対してＣ２成分をリジェクトする場合、図６のプロセスの性能は、同時係属出願第１５／３３２，７２３号と本質的に同一であることがわかる。
【００６８】
その他の実施形態
状況によっては、機器単位体の数及び必要な敷地面積を更に削減するために、上記処理装置集合体内に液体ポンプを設置することが有利である場合がある。かかる実施形態を図７及び１０に示すが、ポンプ１２４は、図に示すように処理装置集合体１１７内に設置され、分離器区画１１７ｄからの蒸留液流を導管１５４を介して送り、流れ３６ｃと混合し、塔頂フィードとして塔１７に供給される混合フィード流１５５を形成する。潜液式ポンプまたはキャンドモーターポンプを使用する場合、当該ポンプ及びその駆動機の両方を上記処理装置集合体内に設置してもよく、または、ポンプ本体のみを上記処理装置集合体内に設置してもよい（例えば、ポンプに磁気結合駆動を使用）。どちらの選択肢の場合でも、環境破壊を起こす可能性のある炭化水素の大気放出の可能性はなおも更に低減される。
【００６９】
状況によっては、分留塔１７の塔頂フィードポイントよりも高い位置に上記処理装置集合体を配置することが有利となる場合がある。かかる場合には、蒸留液流１５４が重力頭によって流れて、流れ３６ｃと混ざり合うようにすることが可能であり、その結果、図８及び１１に示すように、得られる混合フィード流１５５がその後分留塔１７の塔頂フィードポイントへと流れ、図５〜７、９、及び１０の実施形態に示すポンプ２４／１２４が必要でなくなる。
【００７０】
状況によっては、冷却区画１１７ａを処理装置集合体１１７から除去し、図９〜１１に示す熱交換器２５などの、フィードの冷却のための、上記処理装置集合体の外部の熱交換手段を使用することが有利である場合がある。かかる配置により、処理装置集合体１１７をより小さくすることができ、これにより、場合によっては全体のプラントコストを削減し、及び／または製造スケジュールを短縮することができる。全ての場合において、交換器２５は、多数の個々の熱交換器もしく単一のマルチパス熱交換器、またはそれらの任意の組み合わせを表すことに留意されたい。かかる熱交換器のそれぞれは、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び／もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。
【００７１】
本発明は、当該プロセスを運転するのに要するユーティリティ消費量当たりの、Ｃ２成分、Ｃ３成分、及びより重質な炭化水素成分の回収率の向上を提供する。プロセスの運転に要するユーティリティ消費量の改善は、圧縮または再圧縮に必要な電力の低減、外部冷却に必要な電力の低減、補助加熱に必要なエネルギーの低減、またはそれらの組み合わせの形で顕在化することができる。
【００７２】
本発明の好ましい実施形態であると考えられるものを説明してきたが、当業者であれば、添付の特許請求の範囲によって規定される本発明の趣旨から逸脱することなく、例えば、本発明を様々な条件、フィードの種類、または他の要件に適合させるように、上記実施形態に対して他の及び更なる改変を行うことができることを認識しよう。
【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】
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【図１０】
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【図１１】
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【国際調査報告】
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