JP2010195809A - 高められた還流流を用いた炭化水素の回収法 - Google Patents

Abstract

【課題】炭化水素供給ガス流からエタン及びより重質成分を回収するための方法及び装置の提供。
【解決手段】供給ガス流が冷却され（１４、５６）、かつ第一の蒸気流（２４）及び第一の液体流（３６’）に分離される。蒸気流が、第一（２６）及び第二（２８’）のガス流に分割される。第一のガス流が、膨張され（７０）、かつ分留塔（５０）に送られる（３０）。第二のガス流が、吸収塔（３２）に供給される。第一の液体流の少なくとも一部が、冷却され（３８）、かつ吸収塔に送られる（４８）。吸収塔カラムが、希薄な蒸気流（３４）及び第二の液体流（４２）を製造する。希薄な蒸気流が、冷却され（３８）、かつ分留塔に送られる。第二の液体流が過冷却され（３８）、かつ分留塔に供給される。この流及びカラムの温度及び圧力が維持されて、ボトム製品（５４）としてエタン及びより重質の炭化水素成分の大部分を回収し、かつ分留塔頂留出流で残留ガス流（５２）を製造する。
【選択図】図２

Description

本発明は、炭化水素ガス流からエタン及びより重質成分の回収に関する。より具体的には、本発明は、高められた還流流（ｒｅｆｌｕｘ ｓｔｒｅａｍ）を用いて、炭化水素インレットガス流からエタン及びより重質成分の回収に関する。

エタン、エチレン、プロパン、プロピレン、及びより重質な炭化水素成分などの貴重な炭化水素成分が、天然ガス流、製油所オフガス流、炭層ガス流などの種々のガス流に存在する。また、これらの成分は、石炭、タールサンド、及び原油などの他の炭化水素源に存在できる。貴重な炭化水素量は、供給源で変動する。一般的に、５０％超のエタン、二酸化炭素、メタン、並びに窒素、一酸化炭素、水素などのより軽質の成分を含むガス流から炭化水素及び天然ガス液（ＮＧＬ）を回収することが望ましい。一般的に、プロパン、プロピレン、及び重質な炭化水素成分は、少量のインレットガス供給流を構成する。

幾つかの従来技術法、２〜３の例を挙げると、油吸収、冷凍油吸収、及び低温法などの方法が、炭化水素ガス流からＮＧＬを回収するために存在する。低温法が、一般的により経済的に操業され、かつより環境にやさしいために、一般的に、近年の技術は、油吸収法及び冷凍油吸収法よりも低温ガス法の使用が好まれる。具体的には、図１に示すように、Ｃａｍｐｂｅｌｌの米国特許第４，２７８，４５７号に記載されているように、低温ガス処理にターボ膨張器（ｔｕｒｂｏｅｘｐａｎｄｅｒ）の使用が好ましい。

また、残留リサイクル流を利用するターボ膨張器は、高エタン回収率を達成することができ（９５％超で）、一方Ｃ３＋成分は本質的に１００％回収できる。このような方法は、高回収率を達成する点では際立っているが、これらの圧縮条件が原因となり、比較的大量のエネルギーを消費する。高回収率を維持しながら、エネルギー消費を減少するために、追加の還流源が必要である。このような還流流にとって、エタン及びより重質成分などの所望する成分が希薄であることは好都合であり、高圧力で利用できるであろう。

多くの低温回収法においては、かなりの量のＣ２＋成分を含む還流流をもたらす分留塔頂留出流の質のために効率が失われる。還流流が、かなりの量のＣ２＋成分を含むので、還流流の制御弁後のフラッシュが、若干の蒸気を生成するであろう。得られた蒸気は、分留段階から流出して、塔頂流で失われ、実質的に残留ガス流で失われる若干量のＣ２＋成分を含むであろう。加えて、多くのエタンを塔頂留出流と共に流出させる分留塔の上部段で平行に到達する。

Ｌｅｅらの米国特許第６，２４４，０７０号に見られるように、希薄な還流流を生成するために吸収塔の使用が教示されている。Ｌｅｅに記載されるように、インレット分離器を出る蒸気は３方向に分割される。第一の蒸気流が、冷却され、かつ吸収塔カラムのボトムに導かれる。第二の蒸気流が、凝縮かつ過冷却され、その後、吸収塔の上部に導かれる。吸収塔が、主分留塔のための希薄な還流流として用いられる塔頂流出流を製造する。第三の蒸気流が、圧力低減及び仕事取り出し（ｗｏｒｋ ｅｘｔｒａｃｔｉｏｎ）のために膨張器に送られる。Ｌｅｅにより提案された代替の実施形態は、吸収器への上部供給流として高圧力残留ガスの一部を使用することを含んでいる。この場合、低温の分離器を出る蒸気が、二方向に分割され、一方の流が冷却され、吸収塔のボトムに送られ、他方の流が膨張器に送られる。希薄残留ガスの一部が圧力下で凝縮され、かつ上部供給流として吸収塔カラムに送られる。

従来法に比較して低エネルギー消費であり、少なくとも９６％の回収効率を達成することができるエタンの回収法に対するニーズが存在し、この方法は、多くの従来法と比較して操業する場合に低費用になるであろう。また、残留ガス流に失われるＣ２＋成分の量を低減するために、工程内の温度プロフィールを利用できる方法に対するニーズが存在する。

前記の観点から、本発明は、高められた還流流を利用して炭化水素流からエタン及びより重質の成分を回収するための方法及び装置を好都合に提供する。高められた還流流が、Ｃ２＋成分などの望ましい製品を実質的に含まないので、高められた還流流の使用は、約９６％超のエタン回収率、及び約９９．５％超のプロパン回収率を実現できる。

本発明の実施形態に従う方法では、炭化水素供給流が、インレットガス交換器及び任意選択で、サイドリボイラー（ｓｉｄｅ ｒｅｂｏｉｌｅｒ）交換器で冷却され、炭化水素供給流を部分的に凝縮して冷却された供給流を製造する。冷却された供給流が、相分離のために分離器に送られ、それにより第一の蒸気流及び第一の液体流を製造する。好ましくは、第一の蒸気流が、第一のガス流及び第二のガス流に分割される。第一のガス流は、第一の蒸気流の大部分を含み、これが膨張器に送られ、そこでその圧力が低減される。この等エントロピー過程に基づいて、膨張器の排気流の温度、又は実質的に冷却され膨張された流の温度は、実質的に低下する。実質的に冷却され膨張された流は、塔下部供給流として、分留塔又は蒸留塔に送られる。分留塔は、脱メタン塔であってもよい。好ましくは、分留塔は、ボトムで規格内のエタン及びより重質の製品を製造し、かつ上部で揮発性Ｃ２＋成分流を製造するリボイル塔である。好ましくは、分留塔は、サイドリボイラーを設けて、工程の効率を改善する。

分離器からのより少量の蒸気流、又は第二のガス流は、吸収塔ボトム供給流として吸収塔カラムに送られる。第一の液体流は、還流熱交換器内で過冷却され、吸収塔上部供給流として吸収塔に送られる。好ましくは、吸収塔は、塔内に少なくとも一つの充填層、又はその他の物質移動段又は帯域を含む。物質移動段又は帯域は、分子を、物質移動帯域を含む容器内を流下する液体から、容器内を上昇するガスに、並びに容器内を上昇するガスから容器内を流下する液体に、移動することができる任意の型の装置を含むことができる。種々の棚板型、充填、分離段又は帯域及びその他の同等の段又は帯域が包含される。当業者には、その他の型の物質移動段又は帯域が知られており、これらは本発明の範囲であると理解される。

第一の液体流からの過冷却液体は、吸収塔を上昇する蒸気からＣ２＋成分を吸収する冷却リーンオイル（ｌｅａｎ ｏｉｌ）として作用する。ある種の精留が吸収塔内で起こり、吸収塔頂留出流及び吸収塔ボトム流を製造する。吸収塔頂留出流は、第一の蒸気流よりＣ２＋成分が実質的により希薄である。吸収塔頂留出流は、凝縮され、その後に、好ましくは塔上部供給位置に、第一の塔供給流として分留塔に送られる。吸収塔ボトム流は、過冷却され、第二の塔供給流として分留塔に送られる。好ましくは、第二の塔供給流は、第一の塔供給流の供給位置より下方に位置する供給位置で分留塔に送られる。吸収塔ボトム流は、冷却されたリーンオイル流として作用して、分留塔におけるＣ２＋成分及びより重質成分の回収率を高める。

第一及び第二の塔供給流は、本明細書で論じた下部供給流と共に、分留塔で分離されて、塔頂留出流及び塔ボトム流を製造する。好ましくは、塔頂留出流は、幾つかの交換器で加温され、その後、圧縮器で必要な圧力に圧縮されて残留ガス流を製造する。

別の実施形態として、本発明は、この前に記載した実施形態から、塔上部供給流の上方に位置する供給位置で分留塔に供給される追加の塔供給流を利用するエタン回収法を好都合に提供する。この実施形態は、９９＋％のＣ２＋成分の回収率を提供できる。追加の供給流は、残留ガス流の側流を捕捉し、かつ側流を凝縮し、過冷却した後、この流を上部供給流として分留塔に送ることにより製造される。好ましくは、残留ガスの側流は、Ｃ２＋成分を本質的に含まず、塔頂留出流に流出する恐れのある全てのＣ２＋成分を、追加の供給流に回収することを可能にする。

本発明の別の実施形態が、好都合に提供される。この実施形態では、インレット供給ガス流の一部が、ボトム供給流として吸収塔に送られた後、インレット供給ガス流は冷却される。

また、方法の実施形態に加えて、本発明の装置の実施形態が、好都合に提供される。

エタン及びより重質な成分の回収法の従来技術を説明する系統線図である。 本発明のエタン及びより重質な成分の回収法を説明する系統線図である。 本発明のエタン及びより重質な化合物の回収法を説明する系統線図である。 本発明のエタン及びより重質な化合物の回収法を説明する系統線図である。

本発明の特徴及び利点、並びに明らかなる事柄が、一層詳細に理解できるように、先に概略の解説を行った本発明を、その実施形態を参照して一層具体的に説明する。この説明は、本明細書の一部を形成する付属の図面を用いて行う。しかし、この図面は、本発明の好ましい実施形態を説明するためのものであり、本発明の範囲を限定するものと解釈してはならないことに留意すべきである。この実施形態は、別の同等に効果のある実施形態を容認するものである。

図１は、米国特許第４，２７８，４５７号により教示された、従来技術に従った、典型的なエタン及びより重質な成分の回収法を簡略化して示した系統線図である。

図２は、本発明の実施形態に従って、塔頂留出流中のＣ２＋成分の量を減少させるために高められた還流流を利用する、エタン及びより重質な成分の回収法を簡略化して示した系統線図である。

図３は、本発明の実施形態に従って、塔頂留出流中のＣ２＋成分の量を減少させるために、高められた還流流と共に残留リサイクル流を利用する、エタン及びより重質な化合物の回収法を簡略化して示した系統線図である。

図４は、本発明の実施形態に従って、分留塔のための高められた還流流を製造するために、吸収塔下部供給流として供給ガス流の一部を利用する、エタン及びより重質な化合物の回収法を簡略化して示した系統線図である。

それぞれの図面で、流又は装置に関連して、図面を簡略化するために、アラビア数字は、機能が同一であれば、種々の流及び装置に対して同一の数字を用いている。類似の数字は、全体を通して類似の要素を表し、かつ１００のシリーズ及び２００のシリーズの表現は、個別の実施形態において一般的に類似の要素を示している。

本明細書では、用語「インレットガス」は、炭化水素ガスを意味し、このようなガスは、典型的には高圧ガスラインから受け入れられ、実質的には、メタンと、残部にＣ２成分、Ｃ３成分及びより重質な成分、並びに二酸化炭素、窒素及びその他の微量ガスからなる。用語「Ｃ２成分」は、少なくとも２個の炭素原子を有するすべての有機成分を意味し、アルカン、オレフィン、及びアルキン、特にエタン、エチレン、アセチレンなどの脂肪族種を含む。用語「Ｃ２＋成分」は、すべてのＣ_２成分及びより重質な成分を意味する。

表Ｉは、炭化水素ガス供給流の組成を説明するものであり、本発明のすべての実施形態に従って炭化水素を回収するためによく適するであろう。

図１は、ターボ膨張器低温処理を用いた典型的なガス処理スキームを説明するものであり、Ｃａｍｐｂｅｌｌらの米国特許第４，２７８，４５７号に記載された方法の実施形態の一つである。この従来技術の実施形態では、原料供給インレットガス流は、低温処理に有害なある種の材料を含むことがある。これらの不純物は、水、ＣＯ_２、Ｈ_２Ｓなどを含む。若し、ＣＯ_２、Ｈ_２Ｓが大量に存在する場合には、これらを除去するために原料供給ガスを処理することは当然である。次に、ガスは乾燥され、ろ過した後に、ＮＧＬを回収するために低温部に送られる。典型的には約５４．４℃（１３０°Ｆ）、かつ７．１３７ＭＰａ（１，０３５ｐｓｉａ）で供給される、清浄な、乾燥された炭化水素供給ガス流１２は、典型的には第一の供給流１３及び第二の供給流１８に分割され、第一の供給流１３は約６１％の供給流１２を含有し、かつ第二の供給流は、供給流１２の残部を含有する。第一の供給流１３は、一つ以上のインレット交換器１４で低温工程流にぶつかって約−３３．９℃（−２９°Ｆ）に冷却され、一方、第二の供給流派１８は、リボイラー／サイドリボイラー５６で、分留塔５０からの工程流にぶつかって約−３２．２℃（−２６°Ｆ）に冷却される。供給ガス流１２の濃度、供給温度及び圧力に応じて、追加冷却のために外部冷凍が必要になるかもしれない。

第一及び第二供給流は、組み合わされて約−３３．３℃（−２８°Ｆ）の温度を有する冷却された供給ガス流１６を生成する。冷却された供給ガス流１６は、通常は部分的に凝縮されて、蒸気−液体分離又は相分離のためにインレット分離器２２に送られる。供給ガス流の組成に応じて、一つ以上の冷却ステップが必要になることがあり、冷却ステップ又は冷却ステップ間で蒸気と液体の分離が行われる。冷却された供給ガス流１６は、第一の液体流３６及び第一の蒸気流２４に分離される。第一の液体流３６は、インレット供給ガス流１２に比較して、エタン、エチレン、プロパン、プロピレン及びより重質の炭化水素成分などのＣ２＋成分に富んでいる。第一の液体流３６は、分留塔５０に送られて、貴重なＣ２＋成分が回収される。分留塔５０に送られるに先立って、第一の液体流３６は、約−９６．１℃（−１４１°Ｆ）に冷却され、制御弁を通過して本質的に分留塔圧力に膨張させることができる。この液体の膨張が原因で、ある種の液体が蒸発して、そのために温度が下がり、流３６の全体を冷却し、分留塔５０に送られる二相の流を生成する。

第一の蒸気流２４は、二つの流、即ち約７６％の第一の蒸気流２４を含有する第一のガス流２６、及び残りの第一の蒸気流２４を含有する第二のガス流２８に分割される。第一のガス流２６は、ターボ膨張器などの仕事膨張（ｗｏｒｋ ｅｘｐａｎｓｉｏｎ）機械７０を通って送られ、そこで第一のガス流２６の圧力は約２．２８９ＭＰａ（３３２ｐｓｉａ）に低減される。第一のガス流２６が等エントロピー膨張をするので、第一のガス流２６の圧力及び温度は低下する。この圧力の低下及び仕事の取り出しのために、第一のガス流２６の温度は、約−７８．９℃（−１１０°Ｆ）に低下し、液体を生成する。この二相の流３０は、中間供給流として分留塔に送られる。ターボ膨張器７０により発生した仕事は、希薄な塔頂留出流５２を押し上げるために用いられ、残留ガス流８６を製造する。第二のガス流２８は、実質的に冷却され、全てではないにしても、第二のガス流２８の大部分が凝縮される。この冷却された流２９は、本質的に分留塔圧力に膨張させられる。圧力が低減するために、ある種の蒸気が発生して流２９の全体を更に冷却するであろう。次に、冷却された二相の流２９は、還流として分留塔５０に送られる。この還流流２９からの蒸気は、分留塔５０を上昇する蒸気と組み合わされて塔頂留出流５２を形成する。

第二のガス流２８は、還流交換器３８に送られ、そこで凝縮されて、約−１００．６℃（−１４９°Ｆ）に過冷却されて、第一の塔供給流２９を生成する。次に、第一の塔供給流２９は、制御弁などの膨張装置を通ってフラッシュされて本質的に分留塔圧力になる。第一の塔供給流２９の圧力低下は、蒸気の形成及び約−１０７．８℃（−１６２°Ｆ）に温度低下をもたらす。この二相の流２９は上部供給流として分留塔５０に送られる。

好ましくは、分留塔５０は、インレット供給ガス流１２中のＣ２＋成分又はＮＧＬの大部分を含有する塔ボトム流５４、及び残留するエタン、メタン及びより軽質の成分を含有する塔頂留出流５２を製造するリボイルされた吸収塔である。好ましくは、分留塔５０は、リボイラー５６を含み、塔ボトム流５４中でＮＧＬと共に残るメタン量を制御する。この方法の効率を更に高めるために、インレット供給ガス流１２を冷却し、かつ高圧供給ガス流１２の凝集を狙いとする、一つ以上のサイドリボイラーを設けることができる。供給濃度及び分配条件により、分留塔５０に対して、ある種の外部化熱が必要になることがある。

典型的に、約２．２８９ＭＰａ（３３２ｐｓｉａ）の圧力、及び約−９８．９℃（−１４６°Ｆ）の温度を有する塔頂留出流５２は、還流交換器３８で約−４８．９℃（−５６°Ｆ）に、次にインレット交換器１４で４８．３℃（１１９°Ｆ）に加温され、加温された塔頂留出流７６を生成する。加温された塔頂留出流７６は、ブースター圧縮器７４に送られ、その圧力は、膨張器７０により発生した仕事を利用して約２．７６５ＭＰａ（４０１ｐｓｉａ）に上昇されて、圧縮された塔頂留出ガス流７８を製造する。次に、圧縮された塔頂留出ガス流７８は、空気冷却器７９で約５４．４℃（１３０°Ｆ）に冷却され、更なる圧縮のために再圧縮器８０に送られて約７．３７８ＭＰａ（１，０７０ｐｓｉａ）に圧縮され、加温された残留ガス流８２を製造する。次に、加温された残留ガス流８２は、空気冷却器８４で約５４．４℃（１３０°Ｆ）に冷却され、その後に残留ガス流８６として更なる処理のために送られる。

本明細書に記載した従来技術の方法を用いてシミュレーションを行ない、図１で説明した。幾つかの工程流のモル組成が、比較のために表ＩＩに与えられる。

（実施例１）
本発明は、図２に示したように、メタン及びより軽質の成分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素を含むインレット供給ガス流を、実質的にメタン及びより軽質の成分のすべてを含む揮発性の大きいガス留分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素の大部分を含む揮発性の小さい炭化水素留分に分離する方法を好都合に提供する。

より具体的には、このエタン回収工程１０に送られる前に、ろ過、乾燥された供給ガス流１２が供給される。供給ガス流１２は、水、一酸化炭素、硫化水素などのある種の不純物を含むことができるが、エタン回収工程１０に送る前に不純物を除去しなければならない。好ましくは、供給ガス流１２は、約５４．４℃（１３０°Ｆ）の温度及び約７．１３７ＭＰａ（１，０３５ｐｓｉａ）の圧力をもつ。ひとたび、工程１０に供給されると、供給ガス流１２は、約６２％の供給ガス流１２を含有する第一の供給流１３、及び供給ガス流１２の残部を含有する第二の供給流１８に分割することができる。好都合には、第一の供給流１３は、インレット交換器１４中で、少なくとも一つの塔頂留出流５２と熱交換接触により約−３３．９℃（−２９°Ｆ）の温度に冷却され、かつ部分的に凝縮されて、冷却された第一の供給流１６を製造する。好ましくは、第二の供給流１８は、リボイラー５６中で、少なくとも一つの第一の塔サイドドロー流５８、第二の塔サイドドロー流６２、第三の塔サイドドロー流６６、及びそれらの組み合わせと熱交換接触により約−４１．７℃（−４３°Ｆ）の温度に冷却されて、冷却された第二の供給流２０を製造する。第二の冷却された供給流２０は、冷却された第一の供給流１６と組み合わされて、約−３６．７℃（−３４°Ｆ）の温度を有する組み合わされた供給流１７を形成する。

組み合わされた供給流１７は、分離器２２で第一の蒸気流２４及び第一の液体流３６’に分離される。第一の蒸気流２４は、約７５％の第一の蒸気流２４を含有する第一のガス流２６、及び残りの第一の蒸気流２４を含有する第二のガス流２８’に分割される。第一のガス流２６は、膨張器７０に送られ、約２．１５１ＭＰａ（３１２ｐｓｉａ）の低い圧力に膨張させられて塔下部供給流３０を生成する。第一のガス流２６の圧力の低下、及び仕事の取り出しのために、第一のガス流２６の温度は、約−８３．９℃（−１１９°Ｆ）に低下する。温度の低下は、液体を生成させ、これが塔供給流３０を二相にさせる。好ましくは、塔供給流３０は、塔下部供給流として分留塔５０に送られる。

塔下部供給流３０は、第一の塔供給流４０及び第二の塔供給流４４と共に、分留塔５０に送られ、ここで、これらの流は塔ボトム流５４及び塔頂留出流５２に分離される。塔頂留出流５２は、加温され、かつ圧縮されて、残留ガス流７６を製造する。

本発明の改善として、第二のガス流２８’は、吸収塔下部供給流として、吸収塔３２に送られる。好ましくは、吸収塔３２は、一つ以上の物質移動Ａ又は帯域を含む。次に、第一の液体流３６’は、冷却され、かつ吸収塔上部供給流４８として吸収塔３２に供給される。吸収塔３２の上部に上昇する暖かい蒸気は、吸収塔３２を流下する低温の、重質の液体と密に接触する。低温の、重質の液体は、暖かい蒸気から重質の成分を吸収する。好ましくは、吸収塔３２は、吸収塔頂留出流３４及び吸収塔ボトム流４２を製造する。

好ましくは、吸収塔頂留出流３４は、約−５７．８℃（−７２°Ｆ）の温度を有し、かつ従来技術法の図１の還流流２９よりきわめて希薄である。次に、吸収塔頂留出流３４は、約−１０３．９℃（−１５５°Ｆ）に冷却され、それにより、下記の流：吸収塔ボトム流４２、塔頂留出流５２、第一の液体流３６’、及びそれらの組み合わせの少なくとも一つと熱交換接触することにより、還流交換器３８で実質的に凝縮される。このような凝縮は、第一の塔供給流４０を生成し、これは、分留塔５０に対する高められた還流流になると考えられる。同様に、吸収塔ボトム流４２は、下記の流：吸収塔頂留出流３４、塔頂留出流５２、第一の液体流３６’、及びそれらの組み合わせの少なくとも一つと熱交換接触することにより、還流交換器３８で冷却することができる。吸収塔ボトム流４２の冷却は、第二の塔供給流４４を製造するために、約−１０３．９℃（−１５５°Ｆ）の温度の第二の塔供給流４４を製造する。

塔頂留出流５２の塔頂留出流温度が維持され、かつＣ２成分、Ｃ３成分及びより重質な炭化水素の大部分が塔ボトム流５４に回収されるように、第一及び第二の塔供給流４０及び４４の量及び温度が維持される。

本明細書で説明した従来技術法と同様に、分留塔５０又は脱メチル器が、インレット供給ガス流１２中のＣ２＋成分又はＮＧＬの大部分を含有する塔ボトム流５４、及び残りのエタン、メタン及びより軽質な成分を含有する塔頂留出流５２を製造するリボイル吸収器であることが好ましい。好ましくは、分留塔５０は、リボイラー５６を含み、ＮＧＬと共に塔ボトム流５４に残るメタンの量を制御する。この方法の効率を更に高めるために、インレット供給ガス流１２を冷却し、かつこの方法の効率を高めると共に高圧供給ガス流１２を凝縮することを狙いとする一つ以上のサイドリボイラーが設けられてもよい。供給濃度及び分配条件に応じて、分留塔５０のためのある種の外部加熱が必要になることがある。

塔頂留出流５２を加温する、第一の液体流３６’を冷却する、吸収塔頂留出流３４を冷却しかつそれにより実質的に凝縮する、及び吸収塔ボトム流４２を冷却する本方法のステップは、塔頂留出流５２、第一の液体流３６’、吸収塔頂留出流３４、吸収塔ボトム流４２、及びそれらの組み合わせからなる群から選ばれた工程流と熱交換接触することにより行うことができる。当業者が理解するように、別の適切な流が、本明細書に説明したそれぞれの流を加温及び／又は冷却するために用いることができ、本発明の範囲であると理解される。

本発明の全ての実施形態において、複数のサイドドロー流が、分留塔５０の下部から除去され、第二の供給流１８と熱交換接触させることによりリボイラー５６で加熱され、かつそれが段から除去された以上に、本質的に分留塔５０の同一段に戻される。

典型的には約２．０８２ＭＰａ（３０２ｐｓｉａ）の圧力及び約−１０６．７℃（−１６０°Ｆ）の温度を有する塔頂留出流５２は、還流交換器３８で約−５０．６℃（−５９°Ｆ）に、次にインレット交換器１４で５０℃（２００°Ｆ）に加温されて、加温された塔頂留出流７６を製造する。加温された塔頂留出流７６は、ブースター圧縮器７４に送られ、そこで、この圧力が、膨張器７０により発生した仕事を用いて約２．５７９ＭＰａ（３７４ｐｓｉａ）に上昇させられ、圧縮された塔頂ガス流７８を製造する。次に、圧縮された塔頂ガス流７８は、空気冷却器７９で約５４．４℃（１３０°Ｆ）に冷却されて、かつ再圧縮機８０に送られて約７．３７８ＭＰａ（１，０７０ｐｓｉａ）に更に圧縮して、暖かい残留ガス流８２を製造する。次に、暖かい残留ガス流８２は、空気冷却器８４で約５４．４℃（１３０°Ｆ）に冷却され、かつその後、残留ガス流８６として更なる処理のために送られる。

本明細書で説明したように、図１に示す従来法は、分留塔１５０の上部の平衡条件に応じて、最大エタン回収率に制約がある。この制約を克服するために、本発明は、分留塔１５０に戻す還流流中のＣ２＋成分の量を減少させる。これにより、塔頂留出流１５２中にＣ２＋成分がほとんど存在しないため、高回収率が可能になる。

本発明の第一の実施形態に従った方法を用いて、シミュレーションを行った。幾つかの工程流のモル組成が、表ＩＩに示された従来技術法に関する結果と比較する目的で、表ＩＩＩに提供される。

表ＩＩ及び表ＩＩＩを比較することにより、図２に説明した新規な方法が、より多くの希薄な還流流を発生させ、それが、Ｃ２＋成分のより高い回収率に導くことが明らかである。特に、表ＩＩに対比して表ＩＩＩで、Ｃ３＋回収率が実質的に改善されている。Ｃ３＋回収率の増加は、図１に示した従来技術法に比較して、分留塔５０の上部に送られる還流流４０中のＣ３＋の量がより少なくなるためである。

表ＩＶは、図１及び２に示した本方法のスキーム間の経済的比較を説明する。製品及び天然ガスの最近の推定価格に基づいて、本発明の実施形態に従った図２に示す本方法のスキームは、高い量の所望される成分を回収する。燃料ガスの減少、及び追加の燃料消費を考慮した後、この新規方法のための資本回収は、６ヵ月未満であると推定される。

また、本発明の方法の実施形態は、第二のガス流５８、及び実質的に冷却された第一の液体流３６の少なくとも一部を、供給ガス圧力とより低い圧力の間の中間圧力に膨張させることを含むことができる。吸収塔３２は、この中間圧力で操作できる。

また、本発明の方法の実施形態は、第二のガス流５８を冷却し、かつ供給ガス圧力とより低い圧力の間の中間圧力に膨張させることを含むことができる。実質的に冷却された第一の液体流３６の少なくとも一部分は、中間圧力で実質的に冷却され、かつ膨張させることができる。吸収塔３２は、この中間圧力で操作できる。

（実施例２）
本発明の別の実施形態として、図３に示すように、メタン及びより軽質の成分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素成分を含むインレットガス流１１２を、メタン及びより軽質の成分を含む揮発性の大きい留分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素１１０の大部分を含む揮発性の小さい留分に分離する方法が、好都合に提供される。この実施形態は、より高いエタン回収率、即ち９８％から９９％が必要な時に、用いることができる。

この実施形態では、このエタン回収工程１１０に送られる前に、ろ過、乾燥された供給ガス流１１２が供給される。供給ガス流１１２は、水、一酸化炭素、硫化水素などのある種の不純物を含むことができるが、エタン回収工程１１０に送る前に不純物を除去しなければならない。好ましくは、供給ガス流１１２は、約５４．４℃（１３０°Ｆ）の温度及び約７．１３７ＭＰａ（１，０３５ｐｓｉａ）の圧力をもつ。ひとたび、工程１１０に供給されると、供給ガス流１１２は、約６０％の供給ガス流１１２を含有する第一の供給流１１３、及び供給ガス流１１２の残部を含有する第二の供給流１１８に分割することができる。好都合には、第一の供給流１１３は、インレット交換器１１４中で、少なくとも一つの塔頂留出流１５２、残留リサイクル流１８８、及びそれらの組み合わせと熱交換接触により約−３１．７℃（−２５°Ｆ）の温度に冷却され、かつ部分的に凝縮されて、冷却された第一の供給流１１６を製造する。好ましくは、第二の供給流１１８は、リボイラー１５６中で、少なくとも一つの第一の塔サイドドロー流１５８、第二の塔サイドドロー流１６２、第三の塔サイドドロー流１６６、及びそれらの組み合わせと熱交換接触により約−３８．３℃（−３７°Ｆ）の温度に冷却されて、冷却された第二の供給流１２０を製造する。第二の冷却された供給流１２０は、冷却された第一の供給流１１６と組み合わされて、約−３４．４℃（−３０°Ｆ）の温度を有する組み合わされた供給流１１７を形成する。

組み合わされた供給流１１７は、分離器１２２で、第一の蒸気流１２４及び第一の液体流１３６に分離される。第一の蒸気流１２４は、約７６％の第一の蒸気流１２４を含有する第一のガス流１２６、及び残りの第一の蒸気流１２４を含有する第二のガス流１２８に分割される。第一のガス流１２６は、膨張器１７０に送られ、約２．２４８ＭＰａ（３２６ｐｓｉａ）の低い圧力に膨張させられて、塔下部供給流１３０を生成する。第一のガス流１２６の圧力の低下、及び仕事の取り出しのために、第一のガス流１２６の温度は、約−８０℃（−１１２°Ｆ）に低下する。温度の低下は、液体を生成させ、これが塔供給流１３０を二相にさせる。好ましくは、塔供給流１３０は、塔下部供給流として分留塔１５０に送られる。

塔下部供給流１３０は、第一の塔供給流１４０及び第二の塔供給流１４４と共に、分留塔１５０に送られ、ここで、これらの流は塔ボトム流１５４及び塔頂留出流１５２に分離される。塔頂留出流１５２は、加温され、かつ圧縮されて、残留ガス流１８６を製造する。

本発明の改善として、第二のガス流１２８は、吸収塔下部供給流として、吸収塔１３２に送られる。本発明の別の実施形態として、好ましくは、吸収塔１３２は、一つ以上の物質移動段を含む。次に、第一の液体流１３６は、冷却され、かつ吸収塔上部供給流１４８として吸収塔１３２に供給される。吸収塔１３２の上部に上昇する暖かい蒸気は、吸収塔１３２を流下する低温の、重質の液体と密に接触する。低温の、重質の液体は、暖かい蒸気から重質の成分を吸収する。好ましくは、吸収塔１３２は、吸収塔頂留出流１３４及び吸収塔ボトム流１４２を製造する。

好ましくは、吸収塔頂留出流１３４は、約−５２．２℃（−６２°Ｆ）の温度を有し、かつ従来技術法の図１の還流流２９よりきわめて希薄であるが、図２の還流流４０ほど希薄ではない。次に、吸収塔頂留出流１３４は、約−１０３．９℃（−１５５°Ｆ）に冷却され、それにより、下記の流：吸収塔ボトム流１４２、塔頂留出流１５２、第一の液体流１３６、残留リサイクル流１８８、及びそれらの組み合わせの少なくとも一つと熱交換接触することにより、還流交換器１３８で実質的に凝縮される。これらの流間の熱交換接触は第一の塔供給流１４０を生成する。同様に、吸収塔ボトム流１４２の少なくとも一部は、下記の流：吸収塔頂留出流１３４、塔頂留出流１５２、第一の液体流１３６、残留リサイクル流１８８、及びそれらの組み合わせの少なくとも一つと熱交換接触することにより、還流交換器１３８で冷却することができる。吸収塔ボトム流１４２の冷却は、第二の塔供給流１４４を製造するために、約−１０３．９℃（−１５５°Ｆ）の温度の第二の塔供給流１４４を製造する。

典型的には、約２．１７９ＭＰａ（３１６ｐｓｉａ）の圧力及び約−１０７．２℃（−１６１°Ｆ）の温度を有する塔頂留出流１５２が、還流交換器１３８で約−４５．６℃（−５０°Ｆ）に、次にインレット交換器１４で４９．４℃（１２１°Ｆ）に加温されて、加温された塔頂留出流１７６を製造する。加温された塔頂留出流１７６は、ブースター圧縮器１７４に送られ、そこで、この圧力が、膨張器１７０により発生した仕事を用いて約２．６６９ＭＰａ（３８７ｐｓｉａ）に上昇させられ、圧縮された塔頂ガス流１７８を製造する。次に、圧縮された塔頂ガス流１７８は、空気冷却器１７９で約５４．４℃（１３０°Ｆ）に冷却されて、かつ再圧縮機８０に送られて約７．３７８ＭＰａ（１，０７０ｐｓｉａ）に更に圧縮して、暖かい残留ガス流１８２を製造する。次に、暖かい残留ガス流１８２は、空気冷却器８４で約５４．４℃（１３０°Ｆ）に冷却され、かつその後、残留ガス流１８６として更なる処理のために送られる。

残留ガス流１８６の一部分が除去されて、残留リサイクル流１８８を生成する。残留リサイクル流１８８は、約−３１．７℃（−２５°Ｆ）に冷却され、それにより、実質的に凝縮されて、上部供給位置の分留塔に戻される。残留リサイクル流１８８は、Ｃ２＋成分を本質的に含有しないので、残留リサイクル流１８８は分留塔１５０のための良好な上部還流源である。塔頂留出流１５２の塔頂留出温度が維持され、かつＣ２成分、Ｃ３成分及びより重質な成分の大部分が塔ボトム流１５４に回収されるように、第一及び第二の塔供給流１４０及び１４４の量及び温度が維持される。

本明細書に記載した従来技術法を用いて、シミュレーションを行った。幾つかの工程流のモル組成が、比較のために表Ｖに提供される。これにより判るように、この実施形態は、Ｃ２＋成分の高回収率をもたらす。

（実施例３）
本発明の別の実施形態として、図４に示すように、メタン及びより軽質の成分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素成分を含む供給ガス流を、メタン及びより軽質の成分を含む揮発性の大きい留分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素２１０の大部分を含む揮発性の小さい留分に分離する方法が、好都合に提供される。この方法２１０の実施形態において、供給ガス流２１２は、第一の供給ガス流２１３、第二の供給ガス流２１８、及び第三の供給ガス流２２８に分割される。

第一の供給ガス流２１３は、冷却され、部分的に凝縮されて、冷却された供給流２１６を生成する。次に、この冷却された供給流は、第一の蒸気流２２６及び第一の液体流２３６に分離される。第一の蒸気流２２６は、低い圧力に膨張されて、塔下部供給流２３０を生成する。

好都合には、第一の供給流２１３は、インレット交換器２１４中で、少なくとも一つの塔頂留出流２５２と熱交換接触により約−３１．７℃（−２５°Ｆ）の温度に冷却され、かつ部分的に凝縮されて、冷却された第一の供給流２１６を製造する。好ましくは、第二の供給流２１８は、リボイラー２５６中で、少なくとも一つの第一の塔サイドドロー流２５８、第二の塔サイドドロー流２６２、第三の塔サイドドロー流２６６、及びそれらの組み合わせと熱交換接触により約−３８．３℃（−３７°Ｆ）の温度に冷却されて、冷却された第二の供給流２２０を製造する。第二の冷却された供給流２２０は、冷却された第一の供給流２１６と組み合わされて、約−３４．４℃（−３０°Ｆ）の温度を有する組み合わされた供給流２１７を形成する。

組み合わされた供給流２１７は、分離器２２２で、第一のガス流２２６及び第一の液体流２３６に分離される。第一のガス流２２６は、膨張器２７０に送られ、約２．２４８ＭＰａ（３２６ｐｓｉａ）のより低い圧力に膨張されて、塔下部供給流２３０を生成する。第一のガス流２２６の圧力の低下、及び仕事の取り出しのために、第一のガス流２２６の温度は、約−８０℃（−１１２°Ｆ）に低下する。温度の低下は、液体を生成させ、これが塔供給流２３０を二相にさせる。好ましくは、塔供給流２３０は、塔下部供給流として分留塔２５０に送られる。

塔下部供給流２３０は、第一の塔供給流２４０及び第二の塔供給流２４４と共に、分留塔２５０に送られ、ここで、これらの流は塔ボトム流２５４及び塔頂留出流２５２に分離される。次に、塔頂留出流２５２は、加温され、かつ引き続いて圧縮されて、残留ガス流２８６を製造する。

本方法の実施形態の改善として、第三の供給ガス流２２８は、吸収塔下部供給流として、一つ以上の物質移動段を含む吸収塔２３２に供給される。第一の液体流２３６は、冷却され、次に、吸収塔上部供給流２４８として吸収塔２３２に供給される。好都合には、吸収塔２３２は、吸収塔頂留出流２３４及び吸収塔ボトム流２４２を製造する。

吸収塔頂留出流２３４の少なくとも一部分が、実質的に凝縮され、第一の塔供給流２４０を生成するように、吸収塔頂留出流２３４が冷却された。また、吸収塔ボトム流２４２の少なくとも一部分が、実質的に凝縮されて、第二の塔供給流２４４を生成するように、吸収塔ボトム流２４２を冷却することができる。塔頂留出流２５２の塔頂留出温度が維持され、かつＣ２成分、Ｃ３成分及びより重質な炭化水素の大部分が、塔ボトム流２５４に回収されるように、第一及び第二の塔供給流２４０及び２４４の量及び温度が維持される。

図４で説明する本発明の実施形態は、図２で説明された実施形態ほど効果的ではない。吸収塔２３２では、液体が吸収にあまり役立たず、図２の還流流４０のようにＣ２＋が希薄でない、還流流２４０を生成する。図４のスキームにおける最高の回収率は、図２のスキームより低い。このスキームに関係する資本費用は、インレットガス交換器２１４で冷却される供給ガスが少ないので、小規模のインレットガス交換器２１４が使用できる故に、図２のスキームに比較するとより低費用である。

（実施例４）
また、本明細書に記載した本方法の実施形態に加えて、本発明は、本方法の実施形態を実施するために必要な装置を好都合に提供する。より具体的には、本発明は、分留塔５０、吸収塔３２、インレット分離器２２、膨張器７０、複数の圧縮器７４及び８０、複数の交換器１４、５６、３８及び８４、及び本明細書に記載され、かつ図２〜４に説明された残りの装置を含むことが好都合である。

本発明の実施形態として、メタン及びより軽質の成分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素を含むインレット供給ガス流を、実質的にメタン及びより軽質の成分のすべてを含む揮発性の大きいガス留分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素の大部分を含む揮発性の小さい炭化水素留分に分離する装置が好都合に提供される。この実施形態において、本装置は、第一の冷却器１４、第一の分離器２２、第一の膨張器、分留塔５０、第一の加熱器３８、吸収塔３２、第二の冷却器３８、第三の冷却器３８、及び第四の冷却器３８を含む。

第一の冷却器又はインレットガス１４は、供給ガス圧力をもつ供給ガス流を冷却し、かつ部分的に凝縮して、冷却した供給流１２を製造するために用いることが好ましい。第一の分離器又はインレット分離器２２は、冷却された供給流１２を、第一の蒸気流２４及び第一の液体流３６’に分離するために用いることが好ましい。既に示唆したように、第一の蒸気流２４は、第一のガス流２６及び第二のガス流２８’に分割することができる。第一の膨張器７０は、第一のガス流２６が塔下部供給流３０を生成するように低い圧力に第一のガス流２６に膨張するために用いることができる。好ましくは、分留塔５０は、塔下部供給流３０、第一の塔供給流４０、及び第二の塔供給流４４を受容するために、及び塔下部供給流３０、第一の塔供給流４０、及び第二の塔供給流４４を、塔ボトム流５４及び塔頂留出流５２に分離するために用いられる。第一の加熱器３８は、塔頂留出流５２を加温して残留ガス流８６を製造するために用いられる。好ましくは、吸収塔３２は、吸収塔下部供給流２８’として第二のガス流２８’を受容するために少なくとも一つ以上の物質移動段を含む。第二の冷却器３８は、第一の液体流３６’を冷却し、吸収塔上部供給流４８として吸収塔３２に供給するために用いられる。好ましくは、吸収塔３２は、吸収塔頂留出流３４及び吸収塔ボトム流４２を製造する。好ましくは、第三の冷却器３８は、吸収塔頂留出流３４を冷却し、それにより実質的に凝縮して第一の塔供給流４０を製造するために用いられる。好ましくは、第四の冷却器３８は、吸収塔ボトム流４２を冷却して第二の塔供給流４４を製造するために用いられる。第一の加熱器、第二の冷却器、第三の冷却器及び第四の冷却器は、加温器又は冷却器のそれぞれの任務を遂行する、単一の熱交換器、又は直列の熱交換器であってもよい。例えば、図１に示された還流交換器３８は、これらの機能のそれぞれを遂行するために使用できる。本明細書に記載した還流交換器３８及び全ての交換器は、単一のマルチパス交換器、複数の個々の熱交換器又はそれらの組み合わせを含むことができる。

また、この装置は、吸収塔に導入前の第二のガス流２８’を冷却するための第五の冷却器（図示しない）を含むことができる。また、この装置は、第二のガス流及び実質的に冷却された第一の液体流の少なくとも一部を膨張するための第二の膨張器（図示しない）を含むことができる。

本明細書で議論したように、本発明の全ての実施形態において、好ましくは等エントロピー膨張による、膨張工程は、ターボ膨張器、Ｊｏｕｌｅｓ−Ｔｈｏｍｐｓｏｎ膨張弁、液体膨張器、ガス又は蒸気式膨張器などにより効果的に実施できる。また、この膨張器は、相当する階段式圧縮装置に連結されて、実質的に等エントロピーガス膨張により圧縮仕事を行うことができる。また、この装置は、残留ガス流８６を製造する前に、塔頂留出流７６を圧縮するための第一の圧縮器７４を含むことができる。

本発明の利点として、本発明は、Ｃ２＋回収率を最大にし、一方で、本明細書に記載した方法を実施するための装置の建設、及び装置の操作に関連する投資コスト及び操作コストを最小にする。本発明は、典型的なターボ膨張器工程で必要とされる最小の物理変化でより大きいＣ２＋回収率を可能にする。例えば、本発明は、現存する装置に大規模な物理変化を行うことなく、図１に示したような現存する装置に追加することができる。しかも、この装置は、本発明の改善を実施するならば、操業コストの実質的節減を実現するであろう。

本発明を幾つかの形態で示しかつ説明したが、本発明はそれらに限定されるものではなく、しかも本発明の範囲を逸脱することなく種々の変更が可能であることは当業者には明白である。

例えば、好ましくは等エントロピー膨張による、膨張工程は、ターボ膨張器、Ｊｏｕｌｅｓ−Ｔｈｏｍｐｓｏｎ膨張弁、液体膨張器、ガス又は蒸気式膨張器などにより効果的に実施できる。別の例としては、吸収器の物質移動段は、本明細書に説明した物質移動機能を実行できる装置であれば如何なる装置でもよい。ある種の流を異なって繋げること、操作パラメーターを調節して供給をベストフィットさせること、又は分配条件を調節することなどの、その他の変更は、本発明の範囲内であると考えるべきである。

Claims (20)

1. メタン及びより軽質の成分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素を含むインレットガス流を、メタン及びより軽質の成分を含む揮発性の大きいガス留分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素の大部分を含む揮発性の小さい炭化水素留分に分離する方法であって、
   供給ガス圧力をもつ供給ガス流を冷却し、かつ部分的に凝縮して冷却された供給流を提供するステップ、
   冷却された供給流を、第一の蒸気流及び第一の液体流に分離するステップ、
   第一の蒸気流を、第一のガス流及び第二のガス流に分割するステップ、
   第一のガス流を低い圧力に膨張させ、それにより第一のガス流が分留塔下部供給流を形成するステップ、
   分留塔に、分留塔下部供給流、第一の塔供給流、及び第二の塔供給流を供給し、分留塔が、分留塔下部供給流、第一の塔供給流、及び第二の塔供給流を、塔ボトム流及び塔頂留出流に分離するステップ、
   塔頂留出流を加温して残留ガス流を製造するステップを含む方法であり、その際、改善が
   一つ以上の物質移動段を含む吸収塔に、吸収塔下部供給流として第二のガス流を供給するステップ、
   第一の液体流を冷却し、吸収塔上部供給流として吸収塔に供給して、吸収塔が、吸収塔頂留出流及び吸収塔ボトム流を製造するステップ、
   吸収塔頂留出流を冷却し、かつそれにより凝縮して、第一の塔供給流を製造するステップ、
   吸収塔ボトム流を冷却して第二の塔供給流を製造するステップ、及び
   第一及び第二の塔供給流の量及び温度を維持して、それにより塔頂留出流の塔頂留出物温度が維持され、かつＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素の大部分が塔ボトム流に回収されるステップを含む方法。
2. 第二のガス流を冷却した後、吸収塔に第二のガス流を供給するステップを更に含む請求項１に記載の方法。
3. 改善が、９６％超のエタンの回収、及び９９．５％超のプロパンの回収を与えることを更に含む請求項１から２の任意の一項に記載の方法。
4. 第二のガス流及び冷却された第一の液体流の少なくとも一部を、供給ガス圧力と低い圧力の間の中間圧力に膨張させるステップ、及び
   吸収塔を中間圧力で操作するステップを更に含む請求項１から３の任意の一項に記載の方法。
5. 分留塔下部供給流を低い圧力に膨張させて、膨張した分留塔下部供給流を製造し、かつ膨張した分留塔下部供給流を、第一の塔供給流より下方の供給位置で蒸留塔に導くステップを更に含む請求項１から４の任意の一項に記載の方法。
6. 塔頂留出流を加温し、第一の液体流を冷却し、吸収塔頂留出流を冷却しそれにより凝縮させ、かつ吸収塔ボトム流を冷却するステップが、塔頂留出流、第一の液体流、吸収塔頂留出流、吸収塔ボトム流、及びそれらの組み合わせからなる群から選ばれた工程流と熱交換接触させることにより行われる請求項１から５の任意の一項に記載の方法。
7. 改善が、
   残留ガス流を残留リサイクル流及び揮発性残留ガス流に分割するステップ、及び
   残留リサイクル流を冷却しそれにより凝縮した後、残留リサイクル流を分留塔に戻すステップを更に含む請求項１に記載の方法。
8. 吸収塔ボトム流の少なくとも一部が、凝縮されて第二の塔供給流を製造する請求項１に記載の方法。
9. 第二のガス流を冷却し、供給ガス圧力と低い圧力の間の中間圧力に膨張させるステップ、
   冷却された第一の液体流の少なくとも一部を、冷却し、かつ中間圧力に膨張させるステップ、及び
   吸収塔を中間圧力で操作するステップを更に含む請求項１から８の任意の一項に記載の方法。
10. メタン及びより軽質の成分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素成分を含む供給ガス流を、メタン及びより軽質成分を含む揮発性の大きい留分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素の大部分を含む揮発性の小さい留分に分離する方法であって、
    供給ガス流を、第一の供給ガス流及び第二の供給ガス流に分割するステップ、
    第一の供給ガス流を冷却し、かつ部分的に凝縮して、冷却された供給流を製造するステップ、
    冷却された供給流を、第一の蒸気流及び第一の液体流に分離するステップ、
    第一の蒸気流を低い圧力に膨張させて、分留塔下部供給流を製造するステップ、
    分留塔に、分留塔下部供給流、第一の塔供給流、及び第二の塔供給流を供給し、分留塔が、分留塔下部供給流、第一の塔供給流、及び第二の塔供給流を、塔ボトム流及び塔頂留出流に分離するステップ、
    塔頂留出流を加温して残留ガス流を製造するステップを含む方法であり、その際、改善が
    （ｉ）一つ以上の物質移動段を含む吸収塔に、吸収塔下部供給流として第二の供給ガス流を供給するステップ、
    （ｉｉ）第一の液体流を冷却して冷却された第一の流を作成し、かつ吸収塔に、吸収塔上部供給流として、冷却された第一の液体流を供給して、吸収塔が、吸収塔頂留出流及び吸収塔ボトム流を製造するステップ、
    （ｉｉｉ）吸収塔頂留出流を冷却し、それにより吸収塔頂留出流の少なくとも一部が凝縮されて第一の塔供給流を製造するステップ、
    （ｉｖ）吸収塔ボトム流を冷却し、それにより吸収塔ボトム流の少なくとも一部が凝縮されて第二の塔供給流を製造するステップ、及び
    （ｖ）第一及び第二の塔供給流の量及び温度を維持して、それにより塔頂留出流の塔頂留出物温度が維持され、かつＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素の大部分が塔ボトム流に回収されるステップを含む方法。
11. 第二の供給ガス流を冷却した後、吸収塔に導くステップを更に含む請求項１０に記載の方法。
12. 改善が、９６％超のエタンの回収、及び９９．５％超のプロパンの回収を与えることを更に含む請求項１０から１１の任意の一項に記載の方法。
13. 第二の供給ガス流を冷却し、かつ供給ガス圧力と低い圧力の間の中間圧力に膨張させるステップ、
    冷却された第一の液体流の少なくとも一部を、冷却し、かつ中間圧力に膨張させるステップ、及び
    吸収塔を中間圧力で操作するステップを更に含む請求項１０から１２の任意の一項に記載の方法。
14. 分留塔下部供給流を低い圧力に膨張させ、かつ膨張した分留塔下部供給流を、第一の塔供給流の下方の供給位置で蒸留塔に導くステップを更に含む請求項１０から１３の任意の一項に記載の方法。
15. 塔頂留出流を加温し、第一の液体流を冷却し、吸収塔頂留出流の少なくとも一部を冷却しそれにより凝縮させ、かつ吸収塔ボトム流を冷却するステップが、塔頂留出流、第一の液体流、吸収塔頂留出流、吸収塔ボトム流、及びそれらの組み合わせからなる群から選ばれた工程流と熱交換接触させることにより行われる請求項１０から１４の任意の一項に記載の方法。
16. メタン及びより軽質の成分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素を含むインレットガス流を、メタン及びより軽質成分を含む揮発性の大きいガス留分、並びにＣ２成分、Ｃ３成分、及びより重質の炭化水素の大部分を含む揮発性の小さい炭化水素留分に分離する装置であって、
    供給ガス圧力をもつ供給ガス流を冷却し、かつ部分的に凝縮して、冷却された供給流を提供するための第一の冷却器、
    冷却された供給流を、第一の蒸気流及び第一の液体流に分離するための第一の分離器、
    第一の蒸気流を低い圧力に膨張させ、それにより第一の蒸気流が分留塔下部供給流を形成するための第一の膨張器、
    分留塔下部供給流、第一の塔供給流、及び第二の塔供給流を受容し、かつ分留塔下部供給流、第一の塔供給流、及び第二の塔供給流を、塔ボトム流及び塔頂留出流に分離するための分留塔、
    塔頂留出流を加温して残留ガス流を製造するための第一の加熱器、
    一つ以上の物質移動段を含み、第一の蒸気流から作成される第二のガス流を吸収塔下部供給流として受容し、吸収塔頂留出流及び吸収塔ボトム流を製造するための吸収塔、
    第一の液体流を冷却して、吸収塔上部供給流として吸収塔に供給するための第二の冷却器、
    吸収塔頂留出流を冷却し、かつそれにより凝縮させて、第一の塔供給流を製造するための第三の冷却器、
    吸収塔ボトム流を冷却して第二の塔供給流を製造するための第四の冷却器、
    を含む装置。
17. 第二のガス流を冷却した後、吸収塔に導くための第五の冷却器を更に含む請求項１６に記載の装置。
18. 第二のガス流、及び冷却された第一の液体流の少なくとも一部を膨張させた後、吸収塔に導くための第二の膨張器を更に含む請求項１７に記載の装置。
19. 塔頂留出流を圧縮した後、残留ガス流を製造するための第一の圧縮器を更に含む請求項１６から１８の任意の一項に記載の装置。
20. 第一の加熱器、第二の冷却器、第三の冷却器、及び第四の冷却器が、それぞれの交換器により別々に実施可能なそれぞれの能力を実行できる単一の熱交換器を含む請求項１６から１９の任意の一項に記載の装置。

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