JP2015533636A - 流体からの凝縮性成分除去を最適化するための方法 - Google Patents

Abstract

凝縮性成分を含む流体から凝縮性成分を除去するための方法。この方法は、凝縮性成分を含む初期供給流の温度を熱交換により最適化し、冷却してそこから液体を凝結させる。この液体を除去してガス流を形成し、その後、圧縮及びアフタークールして高圧流を形成する。高圧流の一部を膨張させて、冷却された低圧流を形成し、これを初期供給流と混合して初期供給流内の凝縮性成分の冷却及び凝結を増加させる。この方法は、冷却した低圧流を初期供給流と混合後、形成された混合物を液体流とガス流に分離することで特徴付けられる。液体流とガス流を、気−液熱交換器及び気−気熱交換器内でそれぞれ初期供給流と接触させる。

Description

発明の詳細な説明

［技術分野］
本発明は、正のジュール・トムソン効果を示す混合流体からの凝縮可能物の除去に関し、より詳細には、本発明は、例えば、内部の液体水の生成を最小限にするか、又は実質的になくし、封鎖（sequestration）のために輸送、注入されるガス流での腐食と水和物の形成を最小化するための酸性ガス流からの水の除去に関する。旧型装置の改装及び強化された炭化水素回収の考察も同様に提供される。

［背景技術］
石油精製や燃焼過程に生じるガス流などのガス流は、水と混合されると酸を生じる気体を含むことが多い。このような気体は、一般に「酸性ガス」と呼ばれる。石油精製工程で自然に発生する酸性ガスのうち最も一般的なものは、硫化水素（Ｈ_２Ｓ）と二酸化炭素（ＣＯ_２）である。燃焼、酸化、熱分解過程で生じる典型的な酸性ガスは、二酸化炭素（ＣＯ_２）、二酸化硫黄（ＳＯ_２）及び窒素酸化物（ＮＯ、ＮＯ_２）である。

酸性ガスは通常、水分を含む。自然発生する酸性ガスは、貯蔵槽内では水分で飽和している場合が多く、燃焼により得られるガスは、燃焼中の水素と酸素との反応で生じる水分と共存する。事実上、全ての酸性ガスでは、酸性ガスの取り出し又は精製過程のある時点で実質的に水蒸気が飽和する。酸性ガスが圧縮機を通る場合など、一定の範囲にわたり水分を含む酸性ガスの温度が下がるか、又は圧力が上がると、水分の一部が気相から液相に凝縮する。水の氷点より高いある温度で、水と酸性ガスとが、ガス水和物と呼ばれる、「固体様の」構造を形成し始めることがある。水和物の形成が開始する温度は、水和物生成温度（ＨＦＴ）と呼ばれ、圧力、組成物及び混合物の含水量によって変わる。水和物は、水と小さな分子との物理的結合の結果生じ、「氷様の」外見を有するが、氷と異なる特性及び構造を有する化合物である。水和物は、ガスクラスレートとも呼ばれる。水和物は、生産時の熱伝達の減少、過剰な圧力降下、詰まり、中断の原因となることがあり、また、安全上の懸念もあるために問題となる。

水相の生成は、腐食を促進し、ガス水和物を発生させることがあり、機械的及び操作上の問題を発生させることがあるので、どのような気体系においても望ましくない。生じる水相が酸性となり、腐食速度が極めて大きくなり、通常、非酸性ガスより高いＨＦＴが生じるため、水相は、酸性ガス系内では特に望ましくない。

表Ａは、水中の様々な酸性ガス濃度の場合における軟鋼に生じる腐食のレベルを示す。

酸性ガスに焦点を当てて考察しているが、当業者であれば、正のジュール・トムソン係数を示す全ての流体流から凝縮性成分を除去するために、本方法論と概念とを適用できることを理解することができる。

［発明の概要］
本発明の一実施形態の１つの目的は、凝縮性成分を含む流体から凝縮性成分を除去するための方法を提供することであって、この方法は、凝縮性成分を含む初期供給流の温度を熱交換により最適化し、冷却して液体を凝結させ、前記液体を除去してガス流を形成するステップと、前記ガス流を圧縮及びアフタークールして高圧流を形成するステップと、高圧流の少なくとも一部を膨張させて冷却された低圧流を形成するステップと、前記冷却された低圧流と前記初期供給流とを混合し、前記初期供給流中の凝縮性成分の冷却及び凝結を増加させて混合物を形成するステップと、前記混合物を液体流とガス流に分離するステップと、気−気熱交換操作を順次併用して気−液熱交換操作により熱交換を行うために、前記液体流及び前記ガス流を初期供給流と接触させるステップと、を含む。

図１，図２を参照すると、酸性ガス内の含水量は、温度に比例し、かつＨ_２Ｓでは約４００ｐｓｉａ（２７．５８ｂａｒ）まで、ＣＯ_２では９００ｐｓｉａ（６２．０５ｂａｒ）まで圧力に反比例する。この限度内で、圧力が高く温度が低いと酸性ガス内の含水量が低くなる。

脱水は、水を除去して水和物と遊離水の形成を最小化するか、又は防ぐ処理である。比較的高いＨ_２Ｓ濃度を含む酸性ガスでは、濃密相（流体の臨界圧より高い一定の圧力は超臨界としても知られる）までの従来の多段階圧縮段階の間の冷却中に通常、十分な水が除去されるので、別の脱水処理は必要ない。酸性ガス中のＣＯ_２含有量が増えるにつれて、圧縮だけで十分な水を除去できる可能性は低くなり、通常別の脱水処理が必要となる。

ガスの脱水の従来の手段は、固体乾燥剤吸着、液体乾燥剤吸着、冷凍、膜分離、及び乾燥ガスストリッピングである。最も一般的に使用される方法は、固体乾燥剤吸着及び液体乾燥剤吸着である。

液体乾燥剤吸着処理であるグリコール脱水は、ほとんどの用途で好適に使用される最も経済的な工程であると一般にみなされている。このような液体乾燥剤吸着処理には、いくつかの欠点がある。
・高圧ＣＯ_２中での使用でグリコールの損失が著しいことがある。
・一般的に燃焼で生じる酸性ガス内に存在する過度の酸素が著しく腐食を高め、より高い再生温度でグリコールの分解を加速するために、継続的なグリコール再生工程を追加することが必要となる。
・グリコールをモニターして適切なｐＨ範囲を維持するように対処する必要がある。
・通常、脱水装置は、生成される酸性液に対処するためにステンレス鋼のような、高額な耐食金属で製造される。
・グリコールは、一般に再生のために４００°Ｆ（２０４．４℃）まで加熱され、水の蒸発、ならびに吸収された酸性ガス、及びグリコールによって同様に吸収された他の汚染物質、例えば、揮発性有機化合物（ＶＯＣ）、典型的には、ベンゼン、トルエン、エチルベンゼン及びキシレン（ＢＴＥＸ）など、及びその他のストリッピングガスの大気中への放出が生じる。このような一時的放出の制御には、一般に高価な蒸気回収装置を追加する必要があり、さらなる酸素汚染の可能性が生じることになる。
・このような処理を行うための要件は高く、グリコール再生に用いられる燃料とグリコールの圧送と蒸気回収装置の運転に必要な出力を含む。
・脱水装置の製造の結果、大量の総二酸化炭素排出量が生じ、このユーティリティから生じるＣＯ_２は、脱水処理に用いられるグリコールの処理システム及び処理方法の設計を必要とする。

冷凍による脱水は、温度が低下するとガスが水を保持する能力が下がること、を利用する。温度降下は、外部の「冷凍」やその他の温度降下処理による熱交換で間接的に、又はガス自身の膨張によって直接達成できる。ガスの直接膨張は、ターボ膨張機内におけるような等エントロピー膨張や従来のチョークプラントで用いられるジュール・トムソン（ＪＴ）弁のような等エンタルピー膨張又はガス圧縮冷凍処理で行われる。脱水のみを目的とした間接冷凍専用ユニットの導入は、一般に法外な費用がかかる。

直接等エンタルピー脱水及び等エントロピー冷凍脱水方法の両方は、可能な限り工程から多くのエネルギーを回収するために、膨張装置、低温分離機及び少なくとも１台の熱交換器を用いる。最も単純な形では、ガス全体が高圧から低圧に等エンタルピー又は等エントロピーで膨張し、水の凝結が発生するのに十分な低い流体温度が形成される。凝結した水は、低温分離機内で工程から除去され、残った低温の、十分に乾いたガスは、工程の熱効率の改善のために流入流体の予冷に用いられる。これは通常、アップストリーム石油及びガス処理用途において、「チョークプラント」又は「露点制御装置（ＤＰＣＵ）」と呼ばれる。

等エントロピー膨張の場合、膨張は膨張器で行われ、膨張器によって取り出される仕事は、出口乾燥ガスを部分的に再圧縮するために通常用いられる。
等エントロピー膨張を用いるか、あるいは等エンタルピー膨張を用いるかの選択は、必要な水除去の量、従って必要な温度降下量に依存する。等エントロピー膨張では、より低温を得ることができる。資本コストの観点から、等エントロピー処理は、極めて高価であるが、回収作業能力の利点により相殺される。運転及び保守の観点から、等エンタルピー処理は、機械的及び運転上の単純さという利点を有し、ほとんどの用途に適する。等エンタルピー処理の特徴を相殺してしまう欠点は、増えた圧縮の必要性による追加の作業を必要とすることである。

いずれの冷凍脱水も有する共通の欠点は、望ましいレベルの脱水を達成するために、ほとんどの用途で水和物形成温度（ＨＦＴ）に近いか下回る温度にガス流を冷却する必要があることである。操作の信頼性を得るために、通常、グリコールやメタノールのような熱力学的水和物抑制剤を継続的に添加して、ＨＦＴを下げることが行われる。必要であれば、グリコールとメタノールとの両方を回収可能であるが、液体乾燥剤脱水に関し前述した全ての事項を満たす別の再生処理が必要である。メタノールは比較的無害でグリコールより下流処理への影響が少ないので、多くの場合、回収無しでメタノールを用いる選択が行われる。興味深いことに、メタノールは、水和物抑制剤として有用なだけでなく、単純な温度低下の場合よりもさらに含水量を減らすことができる。このようにして、脱水が促進される。

効率的かつ費用対効果が高く、従来の脱水処理で指摘される問題を回避できる酸性ガス流の脱水処理が必要とされていることは明白である。
添付の図面を参照する以下の詳細な説明から、本発明の特徴がより明らかとなろう。

１００°Ｆ（３７．７８℃）での一連の圧力下における種々流体、酸性ガス及びメタン（ＣＨ_４）の飽和水分量のグラフである。 １００°Ｆ（３７．７８℃）での一連の圧力下におけるＣＯ_２に富む混合物及びメタン（ＣＨ_４）の飽和水分量のグラフである。 従来技術の高圧ＣＯ_２作業におけるグリコール損失のグラフである。 １００％のＣＯ_２を含む水飽和流体流に対する本発明の実施形態による等エンタルピー脱水処理の系統図である。 ８０％のＣＯ_２と２０％のＨ_２Ｓを含む流体流に対する、図４Ａに従う等エンタルピー脱水処理の系統図である。 スリップストリームのさらなる膨張の前に、導入した熱交換器により部分的に膨張したスリップストリームを加熱して主処理供給流内の水和物形成を防ぎ、所望の温度降下を達成する、図４Ａ，図４Ｂに従う等エンタルピー脱水処理の系統図である。 スリップストリームの再導入の前に流体流から水を除去するために低温分離器を備え、継続的水和物抑制剤の投入を行う、図４Ａ，図４Ｂに従う等エンタルピー脱水処理の系統図である。 本発明の実施形態による多段階等エンタルピー処理の系統図である。 ジュール・トムソン弁の一つが等エントロピー流体膨張器に置き換えられた本発明の実施形態による多段階等エントロピー処理の系統図である。 本発明のさらなる実施形態による系統図である。 本発明に包含される技術のさらに別の変形例の系統図である。

提供される実施例は、定常状態性能であると仮定する。その他の考慮は、商業運転に対する始動、運転中の不調及び停止に適応するように行われる。一つの簡単な例は、始動の最初の数分の間、及び外部工程の不調期間中に温度とスリップストリーム流速が工程設計に定められた定常状態運転条件でない場合があることである。この条件を緩和する設計上の何らかの対応をしないと、水和物の形成が始まる可能性がある。そのため、本発明の実施形態では、メタノールのような熱力学的水和物抑制剤を添加する機能を取り込んで、非定常状態性能での水和物の生成を一時的に防ぐように設計される。

図面において、同じ参照符号は類似する要素を参照する。
［発明を実施するための最良の形態］
本発明の実施形態は、「冷媒」として有用な典型的な酸性ガスの熱力学的特性を利用する。このようなガスは、処理の作業領域内で所与の圧力降下に対し比較的大きな温度降下を示す。大きな温度降下は、供給流のスリップストリームを冷却するために用いられ、この冷やされたスリップストリームは、その後、供給流を冷却するために上流で再利用される。このようにして、該方法は再利用により「自動冷凍」を行う。絞り装置、通常は制御弁を通して等エンタルピーでガスを膨張させることでジュール・トムソン効果が得られる。等エンタルピー膨張中には、ガスから外部への仕事を取り出すことはできない。ジュール・トムソン処理中の流体の圧力に対する温度の変化率は、ジュール・トムソン（ケルビン）係数である。例えば、５０℃で６０気圧（６０．７９ｂａｒ）の二酸化炭素のジュール・トムソン（ＪＴ）係数は、同じ条件下の窒素の場合の約５．６倍大きい。従って、ＣＯ_２における温度降下は、窒素における同じ条件での同じ圧力降下の場合の約５．６倍大きい。また、Ｈ_２Ｓ、ＳＯ_２、及び他の酸性ガス、ならびに、存在する可能性もある、炭化水素、ならびに窒素などの不活性ガス及び酸素の場合もＪＴ係数のデータを入手可能である。

石油増進回収（ＥＯＲ）用途、二酸化炭素回収封鎖（ＣＣＳ）用途のような商業的応用のために処理される酸性ガスは通常、輸送及び／又は封鎖のために「濃密相」と一般に呼ばれる超臨界圧力まで圧縮される。濃密相にするために、初期圧力に応じて遠心力、往復動、又は衝撃圧縮を用いるがいずれの場合でも、圧縮は通常１段より多い段数で行われる。段階間の圧力差をうまく使って、蒸気の好ましいＪＴ係数の性質を利用することが可能となる。

圧縮は、被圧縮流体の臨界点を境界にして２つの異なる領域に分かれる。第一領域の圧縮段階は臨界前で、第二領域の段階はその臨界圧力を超える流体の状態となり、これは、圧縮とポンピング手段により実現できる。入口流が圧縮の第一領域に入り、この入口流は臨界前で、水飽和と仮定される。第一領域内の諸段階の圧縮により一部の水が必然的に除去される。

本発明の実施形態では、圧縮の１つの段階、特に臨界圧力に近い又はそれを超える１つの段階のアフタークールされた放出流体のスリップストリームは、その同じ段階の吸気圧力に、又は追加の温度降下が必要な場合には前段階の圧力に膨張される。膨張したスリップストリームの結果として生じる降下した温度は、最初は、必要に応じ熱交換で、また最終的にはスリップストリームを主流体流に直接混ぜることで上流の主流体流を冷却するために用いられる。生じた混合流の温度の低下により、ガス中の追加の水が凝結される。必要な冷却量は、水露点及び／又は水和物形成温度に対する設計基準を満たす流れの組成に必要な最小含水量の関数である。

本発明の実施形態をさらに詳しく説明する実施例を以下に挙げる。
実施例１は、基本的な実施形態である。
実施例２は、低温分離器（ＬＴＳ）を用いる。

実施例３は、熱交換器（ＨＥＸ）を組み込む。
実施例４は、多段階等エンタルピーの実施形態である。
実施例５は、多段階等エントロピー及び等エンタルピーの実施形態である。

実施例１〜実施例３は、異なる流れの組成を用いて示され、より詳細には１００％のＣＯ_２を含む流れ、及び、８０％のＣＯ_２と２０％のＨ_２Ｓとを含む流れである。しかしながら、本発明の実施形態は、種々の量のＨ_２Ｓを含む流れ、及び、ＳＯ_２、ＮＯ_ｘやその他の比較的大きいＪＴ係数を持つガス混合物を含む流れに適用できることに留意されたい。

実施例４及び実施例５は、本発明の実施形態の低温性能、ならびに等エンタルピー工程と等エントロピー工程との間の違いを示す。
実施例１−基本的実施例
図４Ａ，図４Ｂを参照して説明すると、本発明の実施形態では、水飽和した酸性ガスの供給流１０が吸気段階１２に入り、そこで次の段階１６の吸気圧力に圧縮される（１４）。高温圧縮蒸気１４は、アフタークーラー２０で冷却され（１８）、供給流内では、水の一部とその他の凝結可能物の凝結とが生じる。水を含む凝結した液体は、最終圧縮段階の上流の分離器２４内で除去される（２２）。分離器２４からの飽和ガス２６は、さらに２８で圧縮され３０で再びアフタークールされる。

圧縮されアフタークールされた流体流からのスリップストリーム３２は取り出されて、ジュール・トムソン弁（ＴＣＶ）３６を通過して同じ圧縮段階１６の低い吸気圧力に等エンタルピーで膨張される（３４）。膨張により温度降下が生じ、その大きさは圧力降下の大きさと流体流の組成とに依存する。より温度の低い流れ３８は、前圧縮段階を出る、アフタークールされた流れ１８と混合され、所要量の水を凝結するのに十分な温度降下を有する混合流４０が生じる。

図４Ａに示すように、１００％のＣＯ_２を有する供給流では、温度は約８７°Ｆ（３０．５５℃）に降下し、最終的な含水量は約７３ポンド／百万立方フィートに下がり、水和物生成温度（ＨＦＴ）が３０°Ｆ（−１．１１℃）になる。

図４Ｂを参照すると、８０％のＣＯ_２と２０％のＨ_２Ｓとを含む供給流では、最終的な含水量を約８９ポンド／百万立方フィートとして同じ水和物生成温度（ＨＦＴ）の３０°Ｆ（−１．１１℃）を達成するためには、温度を約９３°Ｆに下げるだけで良い。

実施例２−熱交換器（ＨＥＸ）
大きな圧力降下条件と組み合わせたときに、流れの温度が脱水されていない主供給流の水和物生成温度を下回る供給流の組成の場合には、図４Ａ，図４Ｂに示される実施形態を変更して熱交換器（ＨＥＸ）を組み込んでもよい。

図５Ａ，図５Ｂにおいては、従来の冷凍処理で用いられるように、水和物抑制剤の継続的投入の必要を避ける為に基本の実施形態に変更を加える。
図５Ａ，図５Ｂにおいては、スリップストリーム３４を、第２ジュール・トムソン弁（ＪＴＶ）４４を通過させて部分的に膨張させる（４２）。部分的に膨張した流れの温度は、その後ジュール・トムソン弁（ＴＣＶ）５０を通る流れ４８のさらなる膨張の前に、熱交換器４６内で昇温される。こうして、一部及び全部膨張した流れ４２、４８の温度は、脱水されない主供給流のそれぞれの水和物生成温度より高く維持される。

実施例２では、設計水和物生成温度は、１５°Ｆ（−９．４４℃）に設定された。
図５Ａに示すように、１００％のＣＯ_２を有する供給流では、最終的な含水量を約５１ポンド／百万立方フィートとした場合に設計水和物生成温度の１５°Ｆ（−９．４４℃）を達成するためには、温度を約７３°Ｆ（２２．７８℃）に降下させなければならない。

８０％のＣＯ_２と２０％のＨ_２Ｓを含む供給流の場合の図５Ｂでは、温度を約７９°Ｆ（２６．１１℃）に下げることで、最終的な含水量が約６４ポンド／百万立方フィートになり、設計水和物生成温度の１５°Ｆ（−９．４４℃）が達成された。

実施例３−低温分離器（ＬＴＳ）
図６Ａ，図６Ｂにおいては、本発明の実施形態は、実施例２に記載された実施形態の代替として、温度降下が顕著な追加の分離器を用いる。

図６Ａ，図６Ｂに示すように、図５Ａ，図５Ｂの熱交換器４６とＪＴＶ４４とが、第２の低温分離器（ＬＴＳ）５２と置き換えられる。スリップストリーム５４は、ジュール・トムソン弁（ＴＣＶ）４４を通過して膨張する（５６）。第１の分離器２４は、膨張したスリップストリーム４８の再投入の前に供給流からできる限り多くの水を除去するために配置される。膨張したスリップストリームの温度が３２°Ｆ（０℃）を下回ることが工程設計により要求される場合には、膨張したスリップストリーム４８内に水和物抑制剤を加えることが考えられる。水の早期の除去は、設計条件を満たすのに必要な冷却量を減らし、条件が整えば必要な水和物抑制剤の量を減らせる。

実施例３の設計水和物生成温度は、０°Ｆに設定された。
図６Ａに示すように、１００％のＣＯ_２を有する供給流では、最終的な含水量を約３６ポンド／百万立方フィートとして設計水和物生成温度の０°Ｆ（−１７．７８℃）を達成するために、温度を約６２°Ｆに下げる必要があった。

図６Ｂの場合には、供給流が、８０％のＣＯ_２と２０％のＨ_２Ｓとを含み、最終的な含水量を約４５ポンド／百万立方フィートとして設計水和物生成温度の０°Ｆ（−１７．７８℃）を達成するのに、温度を約６７°Ｆ（１９．４４℃）に下げる必要があった。

実施例４−多段階等エンタルピー
図７においては、所要温度降下が非常に大きい場合には、本発明の多段階の実施形態が用いられる。当該実施形態は、−４５°Ｆ（−４２．７８℃）の水和物生成温度を達成するために設計された。

図７に示すように、この実施形態は、熱交換器４６、低温分離器５２及び継続的水和物抑制剤の投入（５６）を含む。第１の分離器２４は、熱交換器４６と温度降下した流れの再投入との間に配置される。供給流からの早期の水除去は、設計基準を満たすのに必要な冷却量と水和物抑制剤とを減らす。

より低温を達成するために、ジュール・トムソン弁４４を通るスリップストリーム５８の膨張により起こる圧力降下は、少なくとも２つの段階の圧縮を経て行われる。こうして、部分的に膨張したスリップストリーム６０は、熱交換器４６で加熱され、ジュール・トムソン弁６４を通って十分に膨張し（６２）、水和物抑制剤の投入と共に、供給流２８を冷却するために、スリップストリーム５８の取り出しから上流の２つ又はそれ以上の段階６６、６８の供給流に再投入される。冷却供給流２８のさらなる圧縮の前に、第２の分離器５２で冷却供給流２８から凝結した水が除去される。

この実施例では、十分に膨張したスリップストリーム５６と冷却供給流２８とで低温を達成するには水和物抑制剤の添加を必要とするが、第１の分離器２４における大部分の水の上流での除去の結果、水和物抑制剤の量は最小限になる。

この実施例の冷却供給流で達成される低温のさらなる利点は、圧縮段階の数を５段階から４段階に減らすことができ、全体的な費用が削減されることにある。
実施例５−多段階等エントロピー
図８においては、本発明の多段階の実施形態は、スリップストリーム５８の膨張のために、図７のジュール・トムソン弁４４に代えて、従来の副流膨張タービン又はターボ膨張器（Ｍａｆｉ−Ｔｒｅｎｃｈ（Ｓａｎｔａ Ｍａｒｉａ，ＣＡ，ＵＳＡ）から入手可能なものなど）のような等エントロピー流体膨張器６６を用いる。

この実施形態においては、等エントロピー流体膨張器は、同じ圧力降下のジュール・トムソン弁（等エンタルピー膨張）を用いた場合より、膨張スリップストリーム６０内で低い温度を達成できる。さらに、必要なスリップストリームの割合は実施例４のものより小さい。

この実施形態の段階３（６６）及び段階４（６８）の所要動力は、実施例４に比べて約２％低い。等エントロピー流体膨張器は、他の用途用として、段階３（６６）及び段階４（６８）の約１．８％の動力を供給する。さらに、水和物抑制剤の要求が最小化される。

本明細書に記載する本発明の実施形態は、従来の液体乾燥剤及び等エンタルピー冷凍脱水処理に対し顕著な長所及び相違点を有する。
液体乾燥剤脱水処理と比較して、本発明の実施形態は、従来の脱水装置の資本コストのごく一部を使って、膨張弁（ＴＣＶ、ＪＴＶ）に置き換えることで、従来の脱水装置を省くことを可能にする。

本発明の実施形態においては、「チョークプラント」又は「ＤＰＣＵ」などの従来の等エンタルピー膨張冷凍処理と比較して、圧縮１段階、気−気主熱交換器、及び水和物抑制剤添加を省くことができ、資本コストの大幅な削減が可能となる。

先行技術の「チョークプラント」又は「ＤＰＣＵ」においては、ガス流全体を過度に圧縮して、設計圧力に膨張させる必要がある。このため一般にシステムの初期圧縮所要動力は、２０％から２５％増える。ガスの組成と運転条件によって、高い圧縮機排出圧力により、圧縮段階を丸々１段階追加する必要が生じることがある。

酸性ガスの組成と必要な運転条件とによって、通常、冷却スリップストリームは、１段階を通る混合された流量の１０％から３０％である。圧縮の１段階を通る処理量の増加は、理論上、総圧縮動力需要を２％から６％（すなわち５段階圧縮機の１０％〜３０％の１／５）増やす。しかしながら、比較すると、この上昇は多くの場合従来の脱水装置の圧力降下による増加に匹敵する。さらに、圧縮機の運転温度の低下による効率向上、ひいては付随する圧縮動力の減少がある。場合によっては、圧縮所要電力は、従来の脱水装置を用いたときより少ないという結果であった。

本発明の実施形態により可能になる低い吸気温度は、従来の脱水機及びチョークプラントの両方に対する追加の利点となる。１つの段階の低下した温度は、各段階の圧縮比のバランスを回復する機会を提供し、各段階の排出温度が新しいより低い値で相対的に等しくなるまで、吸気圧力がより冷却されている場合のさらに高い圧縮比によって、その他の段階の圧縮比を下げることが可能となる。排出温度の低下は、１段又は複数段の圧縮段階における追加のスリップストリーム容積により生ずる追加の電力需要を幾分削減する。また、温度低下により弁の寿命が延び、運転時間が増え、維持費用が減る。ある時点で、より低温でのバランスの回復は、圧縮の１段階を完全に省略するに足りる効果があり、従って、かなりの資本コスト削減を可能にする。

本発明の実施形態の総二酸化炭素排出量は、従来の方法より著しく低いと考えられる。装置の要件は非常に小さいので製造に対する要求を減らすことができ、グリコールの処理方法の設計を行う必要はなく、ＣＯ_２を生成する追加の設備は不要なので、これら全てはスリップストリーム容積を圧縮するのに必要な僅かな電力上昇（通常、約２％）を補って余りある。加えて、本発明の実施形態では化学的要件がないので生態リスクを大きく低減する。

ＣＯ_２、Ｈ_２Ｓ、ＳＯ_２及びＮＯ_ｘを含む酸性ガスは、本発明の実施形態において好適な流体である。しかしながら、流体は、本明細書に開示されるものに限定されるものではない。さらに、本発明の実施形態に用いられる熱力学原理は、所望範囲内の処理条件で正のジュール・トムソン（ＪＴ）係数を示す全ての流体混合物、換言すれば、膨張時に冷却される流体混合物、に有効である。総括すると、大きいＪＴ係数の流体は、小さいＪＴ係数の流体より冷却され、従って、スリップストリームになる流体は少なくてすむ。スリップストリーム所要量が少ないことは経済的に望ましい。

本発明の実施形態の用途は、二酸化炭素回収貯溜（ＣＣＳ）、燃焼、気化及び封鎖用の産業化学工程から生じるＣＯ_２、ＳＯ_２、及びＮＯ_ｘの処理、及び石油及びガス処理からＨ_２Ｓ及びＣＯ_２を捕捉して封鎖するためのＡＧＩ（酸性ガス注入）である。本発明の実施形態の別の用途は、石油増進回収（ＥＯＲ）用途で通常処理される、酸性ガス含量の比較的高い溶液の気体蒸気からの炭化水素液体の回収である。本発明の実施形態のさらなる用途は、利用可能な空間がごく限られている状況、又は重量制限のある状況下で酸性ガス脱水が必要な場合である。このような状況は、浮体式海洋生産操業、又は陸上及び海上の両方での改装用途の場合に発生する。本発明の構成は、その他の市販の脱水手段に比べて、大きな空間と重量の優位性を提供する。

本明細書で提供される実施例１〜実施例５は、単一の条件の組に基づく。本発明の実施形態は、各流体と条件の組に対し最適化を必要とする。最適化は、スリップストリームの開始に最も適し、スリップストリームの再混合に最も適する圧縮の段階の選択を含む。別の最適化は、基本、ＨＥＸ、ＬＴＳ、多段階、多段階等エントロピー又は上記のその他の組み合わせのいずれであっても、工程の最適な変形形態の選択をすることにある。また、全ての選択の範囲内で最適の器具使用及び制御システムが含まれる必要があり、適用のための最適な動作点が設定される必要がある。

図９では、数字８０は共通の上流運転を意味し、数字８１は、さらなる実施形態による全体の模式図によるプロセスを意味する。
前の実施形態からの共通の数字に関して、分離器１３は、供給物を飽和ガス供給流１０へ分離するために設けられ、その供給流はコンプレッサー１２に入り、そこで圧力を解放するために圧縮され、次に、圧縮蒸気１４はアフタークーラー２０に導入されて、供給流中の水の一部及びその他の凝縮可能物の凝結が生じる。これらの単位操作は、他の実施形態に関して、本明細書及び以前に考察されている。

新たに提示した模式図においては、典型的にはコンプレッサーや坑井などに由来する上流酸性ガス流１８が、通常、水で飽和されている。例えば、流れは、１００％の酸性ガス、又は、ある濃度の酸性ガスと通常炭化水素及び低濃度の他の不活性ガスからなるガスを含んでもよい。説明のために、流れは、例えば、６００ｐｓｉ（４１．３７ｂａｒ）の圧力で１２０°Ｆ（４８．８９℃）であるとする。この系統では、一対の熱交換器８４と８６が設置される。熱交換器８４，８６に着目すると、熱交換器８４は、流体１８中の熱を冷流体９６に移す、気−液熱交換器である。流れ９０は、ジュール・トムソン弁４４を出る冷却された流れ８９と混合される。２つの流れは、混合装置９２中で混合される。約５０°Ｆ（１０℃）の温度で形成された混合物９３は、低温分離器９４に送られる。この時点で、６００ｐｓｉ（４１．３７ｂａｒ）の圧力で凝結した液体は、冷液体流９６を形成する。流れ９６は、流体混合物の水和物形成温度に近い。流れがさらに減圧されることがあれば、確実に水和物形成が起こる。流れ９６は、熱交換器８４に入り、流れ１８と熱を交換し、それにより、流れ１８を冷却し、流れ９６を暖める。流れ９６が流れ１８から一部の熱を受け取って、水和物形成の可能性を減らすことは有利である。また、流れ１８を冷却して、必要な追加の冷却の量を低減することも有利である。流れ９６が熱交換器８４による熱交換を介して暖められると、流れ９８は、おそらく、１２０°Ｆ（４８．８９℃）になっている。次に、流れ９８の圧力は、水和物形成を起こさずに弁１００で減圧して、低温分離器９４中で所望のレベルを維持できる。液位が形成され、弁１００が開き、流れ１０２が三相分離装置１０４に入ることが可能となる。流れ１０２は、蒸気、炭化水素液体、及び水の３相から構成される。分離器１０４中の滞留時間は、１０６のより重い液体、典型例は水、１０８の蒸気、及び１１０のより軽い液体、典型例は炭化水素の分離を促進するのに十分である。この時点で、分離された炭化水素液体１１０は、次に、処理（図示せず）、安定化、及び最終的販売のために石油処理設備に送ることができる。

低温分離器９４に戻って説明すると、前記分離器を出る流れ１１２は冷酸性ガス（通常、ＣＯ_２）蒸気流であり、主システムの予冷用の追加の供給源として使用できる。流れ８８，１１２は、熱交換器８６中に通され、この場合、気−気熱交換器である熱交換器８６を使って、流れ８８中の熱を、低温分離器９４を出る冷蒸気流１１２に移す。また、これにより、交換器８６を出る流れ９０を予冷し、それにより、必要とする追加の冷却の量を減らせる。この時点で流れ１１４は、本明細書で記載の例から判断して約１１０°Ｆ（４３．３３℃）の温度を有する。このシステムは、経済的に実現可能な場合には、炭化水素回収を可能とするという点で特に有益である。

その後、流れ１１４は、基本的全体システムに関して、本明細書に前述した単位操作中へ送られる。
液化炭化水素を回収することが不可能であるか、又は経済的に可能でない場合には、設計者は、図１０に示すシステム（以降でさらに詳細に考察する）を採用してもよい。また、これは、最小限の修正で既存のコンプレッサー配置を使用できる一方で、本明細書で示される技術に由来する利益も享受できる改装用途用の魅力的なシステムでもある。

ＣＯ_２が用いられるＦＯＲ用途では、通常、補充用又は追加のＣＯ_２が、生成された蒸気と混合され、生産貯蔵槽に再注入される。補充用ＣＯ_２流の圧力に応じて、流れ３４と混合し、あるいは、それと置換してジュール・トムソン係数を改良し、ＨＦＴを下げることができる。乾燥した補充用ＣＯ_２を使って、システム始動中に、メタノール又はグリコールなどの水和物抑制剤の使用を最小化するか、又はこれを省略可能である。

必要に応じて、本実施例に使用された炭化水素以外の流体を凝縮するように工程を設計できる。
炭化水素液体／蒸気分離効率の改善が必要な場合には、追加の圧力低減及び分離段階（１００，１０２，１０４を繰り返し、９８を１１０で置き換えて）を考慮に入れることができる。

さらに、システムは、熱力学シミュレーションソフトウェアを導入して、水の露点、水和物形成温度、及び炭化水素回収を予測することにより、動作点の最適化を支援することができる。

図１０に戻ると、本発明のさらなる実施形態が示されている。この実施形態では、図９のシステムに比べて、かなりの数の単位操作が取り除かれたことが明らかである。図９からの三相分離装置１０４の使用は、この実施形態では不必要であり、気−液熱交換器も同様に不要である。残った単位操作は、図９における運転の機能に類似であり、全体の手順は当業者には自明であろう。

この実施形態は、旧型装置の改装により本明細書で記載されるシステムの利益を利用することが可能な場合の既存の配置に特に好適である。気−気熱交換器の導入により、冷却スリップストリームは、酸性ガスの組成と必要な運転条件とに応じて、通常１段階を通る混合流量の４％から１０％に低減される。圧縮の１段階を通る処理量の増加は、理論上、総圧縮動力需要を１％〜２％（すなわち、５段階圧縮機の４％〜１０％の１／５）増やす。ＬＴＳの追加は、既存の吸込スクラバの冶金学的特性が生成された酸性水と相性が悪く、既存のスクラバを置き換えることが適切でないと考えられる場合にのみ必要である。この実施形態の資本コストは、その分だけ増加する。

図１０に示す実施形態では、この場合の重い液相流３４は、通常は、超臨界（濃密相）又は液体の、通常温かい高圧再利用流れである。この流れはジュール・トムソン弁４４に送られ、ここで圧力が低下し、従って、流れ３４の温度が低下する。冷低圧再利用流８９は、混合装置９２への予冷入口流９０との混合に使用される。

前に図９に関し考察したように、混合物は、数字９３で表される。低温分離器９４を９６から出る液相は、ほとんどが水である。この流れは、通常、いずれかの場所で水処理工程に混合される。

一例として挙げると、熱交換器８６中で利用できる表面積によって変わるが、流れ９０を約６０°Ｆ〜７０°Ｆ（１５．５５℃〜２１．１１℃）に冷却できる。スリップストリーム３４（その他の実施形態に関して前に本明細書で考察したような）は、１２０°Ｆ（４８．８９℃）で、場合により２，０００ｐｓｉｇ（１３７．９ｂａｒ）であってもよい。この高圧流は、ジュール・トムソン弁４４で減圧できる。高圧流は、ここで、流れ９０とほぼ同じ圧力の６００ｐｓｉｇ（４１．３７ｂａｒ）に減圧される。ジュール・トムソン弁を通過した結果、流れが膨張し、それにより約４０°Ｆ（４．４℃）に冷却される。得られた冷流８９は、混合装置９２中で流れ９０と混合される。約５０°Ｆ（１０℃）の温度でこのように形成された混合物９３は、低温分離器９４に送られる。この時点で、６００ｐｓｉ（４１．３７ｂａｒ）の圧力で凝結した液体は、冷液体流９６を形成する。分離器９４を出る流れ１１２は冷酸性ガス（通常、ＣＯ_２）蒸気流であり、高温入口流の予冷用の供給源として使用できる。流れ１８及び１１２は、気−気熱交換器である熱交換器８６中に通され、当該熱交換器を使って、流れ１８中からの熱を、低温分離器９４からの冷蒸気流１１２に移す。この熱交換器は、交換器８６を出る流れ９０を予冷し、それにより、必要とする追加の冷却の量を減らせる。この時点で流れ１１４は、本明細書で記載の例から約１１０°Ｆ（４３．３３℃）の温度を有する。

Claims (27)

1. 凝縮性成分を含む流体から凝縮性成分を除去するための方法であって、
   前記凝縮性成分を含む初期供給流の温度を熱交換により最適化し、冷却してそこから液体を凝結させ、前記液体を除去してガス流を形成することと、
   前記ガス流を冷却したのち圧縮して高圧流を形成することと、
   高圧流の一部を膨張させて冷却された低圧流を形成することと、
   前記冷却された低圧流と前記初期供給流とを混合し、前記初期供給流中の凝縮性成分の冷却及び凝結を増加させることと、
   を含む方法。
2. 再利用品質の低下した流れのエネルギー保持を最適化するために、複数の熱交換器中での逐次熱交換すること、を含む請求項１に記載の方法。
3. 前記熱交換器が、前記流れのエネルギー保持を最適化し、再利用する量を減らすために、複数の並列熱交換器を含む請求項１〜３のいずれか１項に記載の方法。
4. 前記エネルギーを最適化する前記ステップは、水和物が生成する範囲外の温度で前記方法を実施すること、を含む請求項３に記載の方法。
5. 前記熱交換は、気−液熱交換操作により行われる請求項１〜５のいずれか１項に記載の方法。
6. 前記熱交換は、気−液熱交換操作と気−気熱交換操作とを順次用いて行われる請求項１〜６のいずれか１項に記載の方法。
7. 前記熱交換は、気−液熱交換操作と気−気熱交換操作とを同時に用いて行われる請求項１〜７のいずれか１項に記載の方法。
8. 前記熱交換は、気−液熱交換操作により行われる請求項１〜８のいずれか１項に記載の方法。
9. 前記供給流を含水量低減単位操作のために処理するステップをさらに含む請求項１〜９のいずれか１項に記載の方法。
10. 前記方法から生成された前記流れから炭化水素を回収すること、をさらに含む請求項６に記載の方法。
11. 前記方法から生成された前記流れから酸性ガス成分を回収すること、をさらに含む請求項１〜１１のいずれか１項に記載の方法。
12. 前記酸性ガス成分を再利用すること、をさらに含む請求項１０に記載の方法。
13. 前記流体が正のジュール・トムソン係数を有する請求項１〜１３のいずれか１項に記載の方法。
14. 前記凝縮性成分がＣ_５Ｈ_１２及びさらに重い炭化水素を含む請求項１〜１４のいずれか１項に記載の方法。
15. 前記流体に対し水和物抑制剤を添加する任意のステップをさらに含む請求項１〜１５のいずれか１項に記載の方法。
16. 前記水和物抑制剤がメタノールである請求項１６に記載の方法。
17. 凝縮性成分を含む流体から凝縮性成分を除去するための方法であって、
    凝縮性成分を含む初期供給流の温度を熱交換により最適化し、冷却してそこから液体を凝結させ、前記液体を除去してガス流を形成することと、
    前記ガス流を圧縮及びアフタークールして高圧流を形成することと、
    高圧流の少なくとも一部を膨張させて冷却された低圧流を形成することと、
    前記冷却された低圧流と前記初期供給流とを混合し、前記初期供給流中の凝縮性成分の冷却及び凝結を増加させ混合物を形成することと、
    前記混合物を液体流とガス流に分離することと、
    気−液熱交換操作と気−気熱交換操作とを順次行って熱交換するために、前記液体流及び前記ガス流を初期供給流と接触させることと、
    を含む方法。
18. 前記初期燃料流の前記炭化水素及び含水量を測定するステップを含む請求項１７に記載の方法。
19. 水和物が生成する範囲外の温度で前記方法を実施するステップをさらに含む請求項１７又は１８に記載の方法。
20. 前記供給流を含水量低減単位操作のために処理するステップをさらに含む請求項１７〜１９のいずれか１項に記載の方法。
21. 前記方法から生成された前記流れから炭化水素を回収すること、をさらに含む請求項１７〜２０のいずれか１項に記載の方法。
22. 前記方法から生成された前記流れから酸性ガス成分を回収すること、をさらに含む請求項１７〜２１のいずれか１項に記載の方法。
23. 前記酸性ガス成分を再利用すること、をさらに含む請求項２２に記載の方法。
24. 前記流体が正のジュール・トムソン係数を有する請求項１７〜２３のいずれか１項に記載の方法。
25. 前記凝縮性成分は、Ｃ_５Ｈ_１２及びさらに重い炭化水素を含む請求項１７〜２４のいずれか１項に記載の方法。
26. 前記流体に対し水和物抑制剤を添加する任意のステップをさらに含む請求項１７〜２５のいずれか１項に記載の方法。
27. 前記水和物抑制剤がメタノールである請求項１７〜２６のいずれか１項に記載の方法。

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