JP2016532072A - 炭化水素ガス処理 - Google Patents

Abstract

炭化水素ガス流からのＣ２（またはＣ３）及び重炭化水素成分の回収を改善する、小型処理アセンブリのためのプロセス及び装置が開示される。炭化水素ガス流を分離する好適な方法は、一般に、少なくとも実質的に凝縮された第１の流れ及び冷却された第２の流れを作り出すことと、両方の流れをより低い圧力まで膨張させることと、その流れを分留塔に供給することと、を含む。開示されたプロセス及び装置では、膨張された第１の流れが加熱されて、蒸気留分及び液体留分を形成する。蒸気留分が、塔の塔頂蒸気と組み合わされ、処理アセンブリの内側の熱及び質量伝達手段に導かれ、膨張された第１の流れによって冷却され部分的に凝縮されて、残留蒸気流及び凝縮された流れを形成する。凝縮された流れが、液体留分と組み合わされて、その上部供給点において塔に供給される。【選択図】図４

Description

エチレン、エタン、プロピレン、プロパン、及び／または重炭化水素は、他の炭化水素材料、例えば、石炭、原油、ナフサ、油頁岩、タールサンド、及び褐炭などから取得される種々のガス、例えば、天然ガス、製油所ガス、及び合成ガス流などから回収され得る。天然ガスは、通常、大きな比率のメタン及びエタンを有しており、すなわち、メタンとエタンが共に、ガスの少なくとも５０モルパーセントを含む。ガスはまた、比較的少ない量の重炭化水素、例えば、プロパン、ブタン、ペンタン、及び同様のもの、ならびに水素、窒素、二酸化炭素、及び／または他のガスなどを含有する。

本発明は、一般に、そのようなガス流からのエチレン、エタン、プロピレン、プロパン、及び重炭化水素の回収の改善に関するものである。この発明に従って処理されることになるガス流の典型的な分析結果は、概算のモルパーセントで、９０．３％のメタン、４．０％のエタン及び他のＣ_２成分、１．７％のプロパン及び他のＣ_３成分、０．３％のイソブタン、０．５％のノルマルブタン、ならびに０．８％のペンタンプラスと、窒素及び二酸化炭素から構成される残りであることになる。ガスを含有する硫黄もまた、時々、存在する。

天然ガス及びその天然ガス液（ＮＧＬ）構成要素の両方の価格における過去の周期的な変動は、時々、液体生成物としてのエタン、エチレン、プロパン、プロピレン、及びより重い成分の増分値を減らしてきた。これは、これらの生成物のより効率的な回収をもたらし得るプロセスの要求、より低い資本投資で効率的な回収をもたらし得るプロセスの要求、及び広範囲にわたる特定成分の回収を変動させるように容易に適合され得るか調整され得るプロセスの要求を結果としてもたらした。これらの材料を分離するために利用可能なプロセスは、ガスの冷却及び冷蔵、油吸収、ならびに冷蔵された油吸収に基づくものを含む。更に、極低温プロセスが、処理されているガスから熱を同時に膨張して抽出しながら電力を作り出す経済的な機器の利用可能性のために一般的になってきている。ガス源の圧力、ガスの豊富度（エタン、エチレン、及び重炭化水素の含有物）、ならびに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が、利用され得る。

現在、極低温膨張プロセスが、操業開始の容易さ、操作上の柔軟性、良好な効率、安全性、及び良好な信頼性と共に、最大限の簡単さをもたらすことから、一般に、天然ガス液の回収に好適である。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、再発行の米国特許第３３，４０８号、ならびに同時係属出願第１１／４３０，４１２号、第１１／８３９，６９３号、第１２／２０６，２３０号、第１２／６８９，６１６号、第１２／７１７，３９４号、第１２／７５０，８６２号、第１２／７７２，４７２号、第１２／７８１，２５９号、第１２／８６８，９９３号、第１２／８６９，００７号、第１２／８６９，１３９号、第１２／９７９，５６３号、第１３／０４８，３１５号、第１３／０５１，６８２号、第１３／０５２，３４８号、第１３／０５２，５７５号、及び第１３／０５３，７９２号が、関連プロセスを記載する（しかしながら、いくつかの場合において、本発明の記載は、引用された米国特許及び同時係属出願に記載されたものとは異なる処理条件に基づく）。

典型的な極低温膨張回収プロセスでは、圧力下の供給ガス流が、プロセスの他の流れ、及び／または冷蔵の外部源、例えばプロパン圧縮冷蔵システムなどとの熱交換によって冷却される。ガスが冷却される際、液体は、所望のＣ_２＋成分のうちのいくつかを含有する高圧液として１つ以上の分離器において凝縮され得、収集され得る。ガスの豊富度及び形成された液体の量に応じて、高圧液が、より低い圧力まで膨張され得、分留され得る。液体の膨張の間に発生する蒸発は、流れの更なる冷却を結果としてもたらす。いくつかの条件下で、膨張の前に高圧液を事前冷却することが、膨張の結果として生じる温度を更により低くするために望ましいであろう。液体と蒸気の混合物を含む膨張された流れは、蒸留（脱メタン化器または脱エタン化器）塔内で分留される。塔内では、（複数の）膨張冷却された流れが、塔頂蒸気として残留メタン、窒素、及び他の揮発性ガスを、塔底液体生成物として所望のＣ_２成分、Ｃ_３成分、及び重炭化水素成分から分離するように、あるいは塔頂蒸気として残留メタン、Ｃ_２成分、窒素、及び他の揮発性ガスを、塔底液体生成物として所望のＣ_３成分及び重炭化水素成分から分離するように、蒸留される。

供給ガスが、完全には凝縮されない場合（典型的には、そうではない）、部分的な凝縮からの残っている蒸気が、２つの流れに分けられ得る。蒸気の一部分が、より低い圧力まで、仕事膨張マシンもしくは機関、または膨張弁を通過して、その圧力で、追加液体が流れの更なる冷却の結果として凝縮される。膨張後の圧力は、蒸留塔が動作される圧力と本質的に同じである。膨張から結果として生じる組み合わされた気液相が、供給物として塔に供給される。

蒸気の残りの部分は、他のプロセス流、例えば、冷たい分留塔の塔頂との熱交換によって、実質的な凝縮まで冷却される。高圧液のうちのいくらかまたは全てが、冷却の前にこの蒸気部分と組み合わされ得る。結果として生じる冷却された流れが、次いで、適切な膨張デバイス、例えば膨張弁などを通して、脱メタン化器が動作される圧力まで膨張される。膨張の間、液体の一部分が蒸発することになり、結果として、流れ全体の冷却をもたらす。フラッシュ膨張された流れが、次いで、上部供給物として脱メタン化器に供給される。典型的に、フラッシュ膨張された流れの蒸気部分と脱メタン化器塔頂蒸気は、残留メタン生成物ガスとして分留塔内の上部分離器区分において組み合わされる。あるいは、冷却され膨張された流れは、蒸気及び液体流を提供するために分離器に供給されてもよい。蒸気は、塔の塔頂と組み合わされて、液体が、上部塔供給物として塔に供給される。

そのような分離プロセスの理想的な動作において、プロセスから出る残留ガスは、供給ガスにおいて、重炭化水素成分を本質的に全く有さずに、メタンの実質的に全てを含有することになり、脱メタン化器から出る塔底留分は、メタンを本質的に全く有さずにまたはより多くの揮発性成分を有して、重炭化水素成分の実質的に全てを含有することになる。しかしながら、実際には、従来の脱メタン化器は放散塔として主として動作されるので、この理想的状態は得られない。従って、プロセスのメタン生成物は、典型的には、いずれの精留ステップにもさらされない蒸気と共に、塔の上部分留段階を出る蒸気を含む。上部液体供給物が、これらの成分及び重炭化水素成分の実質的な量を含有するので、Ｃ_２、Ｃ_３、及びＣ_４＋成分のかなりの欠落が生じ、結果として、脱メタン化器の上部分留段階を出る蒸気におけるＣ_２成分、Ｃ_３成分、Ｃ_４成分、及び重炭化水素成分の対応する均衡量をもたらす。これらの所望成分の欠落は、上昇する蒸気が、蒸気からＣ_２成分、Ｃ_３成分、Ｃ_４成分、及び重炭化水素成分を吸収することができるかなりの量の液体（還流）と接触され得る場合に、著しく減らされ得る。

近年、炭化水素の分離に好適なプロセスは、上昇する蒸気の追加的な精留を提供する上部吸収体区分を使用する。これらのプロセスのうちの多くの場合、上部精留区分のための還流の源は、圧力下で供給された残留ガスの再循環された流れである。再循環された残留ガス流は、通常、他のプロセス流、例えば、冷たい分留塔の塔頂との熱交換によって実質的な凝縮まで冷却される。結果として生じる実質的に凝縮された流れは、次いで、適切な膨張デバイス、例えば膨張弁などを通して、脱メタン化器が動作される圧力まで膨張される。膨張の間、液体の一部分は、通常、蒸発することになり、結果として、流れ全体の冷却をもたらす。フラッシュ膨張された流れが、次いで、上部供給物として脱メタン化器に供給される。この種類の典型的なプロセス方式が、米国特許第４，８８９，５４５号、第５，５６８，７３７号、及び第５，８８１，５６９号に、同時係属出願第１２／７１７，３９４号及び第１３／０５２，３４８号に、ならびにＭｏｗｒｅｙ，Ｅ．Ｒｏｓｓ、「Ｅｆｆｃｉｅｎｔ，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。残念なことに、脱メタン化器内の追加的な精留区分に加えて、これらのプロセスはまた、還流を脱メタン化器に再循環するための原動力をもたらす圧縮機の使用も必要とし、これらのプロセスを使用する設備の資本費用と操業費用の両方を増大させる。

上部精留区分のための還流を発生させる別の方法は、フラッシュ膨張され実質的に凝縮された流れを使用して、塔の塔頂蒸気を冷却して部分的に凝縮して、次いで、加熱されフラッシュ膨張された流れが、脱メタン化器上の中間塔供給点に導かれることである。塔の塔頂蒸気から凝縮された液体は、分離され、上部供給物として脱メタン化器に供給される一方で、凝縮されなかった蒸気は、残留メタン生成物ガスとして排出される。加熱されフラッシュ膨張された流れが、部分的にのみ蒸発され、それ故、脱メタン化器のための補助的還流として機能する液体の実質的な量を含有して、それ故、上部還流供給物が、次いで、塔のより低い区分を出る蒸気を精留し得る。米国特許第号４，８５４，９５５号は、この種のプロセスの実施例である。残念なことに、この種のプロセスは、塔のための還流を発生させるために、還流凝縮器、ドラム、及びポンプに加えて追加的な精留区分を必要とし、このプロセスを使用する設備の資本費用を増大させる。

しかしながら、上昇する蒸気の追加的な精留を提供するための上部吸収体区分を有さないと共に、この機能を追加するために容易に修正されることができない、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）に従って米国及び他の国々に建設された多くのガス処理プラントが存在する。また、これらのプラントは、通常、還流の再循環を可能にする余分な圧縮容量を有しておらず、それらの脱メタン化器または脱エタン化器塔もまた、新たな還流が追加されるときに生じる供給率における増大に適応する余分な分留容量を有さない。結果として、これらのプラントは、ガスからＣ_２成分及びより重い成分を回収（「エタン回収」として一般に呼ばれる）するように動作されるときにそれほど効率的ではなく、また、ガスからＣ_３成分及びより重い成分のみを回収（「エタン拒否」として一般に呼ばれる）するように動作されるときに特に非効率的である。

米国特許第３，２９２，３８０号 米国特許第４，０６１，４８１号 米国特許第４，１４０，５０４号 米国特許第４，１５７，９０４号 米国特許第４，１７１，９６４号 米国特許第４，１８５，９７８号 米国特許第４，２５１，２４９号 米国特許第４，２７８，４５７号 米国特許第４，５１９，８２４号 米国特許第４，６１７，０３９号 米国特許第４，６８７，４９９号 米国特許第４，６８９，０６３号 米国特許第４，６９０，７０２号 米国特許第４，８５４，９５５号 米国特許第４，８６９，７４０号 米国特許第４，８８９，５４５号 米国特許第５，２７５，００５号 米国特許第５，５５５，７４８号 米国特許第５，５６６，５５４号 米国特許第５，５６８，７３７号 米国特許第５，７７１，７１２号 米国特許第５，７９９，５０７号 米国特許第５，８８１，５６９号 米国特許第５，８９０，３７８号 米国特許第５，９８３，６６４号 米国特許第６，１８２，４６９号 米国特許第６，５７８，３７９号 米国特許第６，７１２，８８０号 米国特許第６，９１５，６６２号 米国特許第７，１９１，６１７号 米国特許第７，２１９，５１３号 米国特許第８，５９０，３４０号 米国再発行特許第３３，４０８号 米国出願第１１／４３０，４１２号 米国出願第１１／８３９，６９３号 米国出願第１２／２０６，２３０号 米国出願第１２／６８９，６１６号 米国出願第１２／７１７，３９４号 米国出願第１２／７５０，８６２号 米国出願第１２／７７２，４７２号 米国出願第１２／７８１，２５９号 米国出願第１２／８６８，９９３号 米国出願第１２／８６９，００７号 米国出願第１２／８６９，１３９号 米国出願第１２／９７９，５６３号 米国出願第１３／０４８，３１５号 米国出願第１３／０５１，６８２号 米国出願第１３／０５２，３４８号 米国出願第１３／０５２，５７５号 米国出願第１３／０５３，７９２号

Ｍｏｗｒｅｙ，Ｅ．Ｒｏｓｓ、「Ｅｆｆｃｉｅｎｔ，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

本発明は、追加的な圧縮または分留容量を必要とせずに、所望のＣ_３成分の回収を増大するために既存のガス処理プラントに容易に追加され得る（米国特許第４，８５４，９５５号及び同時係属出願第１２／７７２，４７２号及び第１３／０５３，７９２号において使用されるものに類似した）追加的な精留を提供する新規の手段である。この増大された回収の増分値は、かなりのものであることが多い。後に与えられる実施例の場合、先行技術の回収容量を超える追加的な回収容量からの増分収入は、対応する炭化水素ガスと比較して炭化水素液体に関して１ガロン当たり平均増分値０．７４〜１．０８米ドル（１４５〜２１４ユーロ／ｍ^３）を使用して１年当たり５７５，０００米ドル〜１，１２０，０００米ドル（４３０，０００ユーロ〜８３５，０００ユーロ）の範囲にある。

本発明はまた、今まで個々の機器項目であったものを共通筐体に組み合わせて、それによって、追加の区画空間要求と資本費用の両方を減らす。驚いたことに、出願人は、より小型の配列がまた、所与の電力消費での生成物回収を著しく増大させて、それによって、プロセス効率を上げて、設備の操業費用を削減することを発見した。加えて、より小型の配列がまた、伝統的なプラント設計において個々の機器項目を相互接続するために使用される配管の多くを排除して、資本費用を更に削減し、また、関連付けられたフランジ配管接続を排除する。配管フランジは、（温室効果ガスに寄与すると共に、大気のオゾン形成に対する前駆体でもあり得る、揮発性有機化合物、ＶＯＣである）炭化水素についての潜在的な漏出源であるので、これらのフランジの排除は、環境にダメージを与え得る大気中の放出の可能性を減らす。

本発明によれば、８９％を超えるＣ_２の回収が得られ得ることが分かった。同様に、Ｃ_２成分の回収が望まれない事例において、９９％を超えるＣ_３の回収が維持され得る。本発明は、より低い圧力及びより温かい温度に適用可能であるが、４００〜１５００ｐｓｉａ（２，７５８〜１０，３４２ｋＰａ（ａ））、あるいは−５０°Ｆ（−４６℃）またはそれより冷たいＮＧＬ回収塔の塔頂温度を要求する条件下で、４００〜１５００ｐｓｉａ（２，７５８〜１０，３４２ｋＰａ（ａ））よりも高い範囲内で供給ガスを処理するときに特に有利である。

本発明のより良い理解のために、参照が以下の実施例及び図面に対してなされる。図面を参照にすると、

米国特許第４，１５７，９０４号または第４，２７８，４５７号に従う先行技術の天然ガス処理プラントのフロー図である。 米国特許第４，１５７，９０４号または第４，２７８，４５７号に従う先行技術の天然ガス処理プラントのフロー図である。 米国特許第４，１５７，９０４号または第４，２７８，４５７号に従う先行技術の天然ガス処理プラントのフロー図である。 本発明を使用するように適合された天然ガス処理プラントのフロー図である。 本発明を使用するように適合された天然ガス処理プラントのフロー図である。 本発明を使用するように適合された天然ガス処理プラントのフロー図である。 天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を例示するフロー図である。 天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を例示するフロー図である。

上記図面の以下の説明において、表が提供され、代表的なプロセス条件について計算された流量を要約する。本明細書に現れる表において、（時間当たりのモルでの）流量についての値は、便宜上、最も近い整数に四捨五入されている。表に示される流れ全体の割合は、全ての非炭化水素成分を含み、従って、一般に、炭化水素成分についての流れの流量の合計よりも大きい。示された温度は、最も近い温度に四捨五入された概算値である。また、図面に描写されるプロセスを比較する目的のために行われたプロセス設計計算は、周囲からプロセスへの（またはプロセスから周囲への）熱漏出がないという仮定に基づくことにも留意されたい。商業的に利用可能な絶縁材料の質は、これを非常に妥当な仮定及び当業者によって典型的に作られるものにさせる。

便宜上、プロセスパラメータは、伝統的な英単位と国際単位系（ＳＩ）の両方で報告される。表に与えられたモル流量は、１時間当たりのポンドモルまたは１時間当たりのキログラムモルとして解釈され得る。馬力（ＨＰ）及び／または１時間当たりの１０００英熱量単位（ＭＢＴＵ／時）として報告されたエネルギー消費は、１時間当たりのポンドモルにおける規定のモル流量に対応する。キロワット（ｋＷ）として報告されたエネルギー消費は、１時間当たりのキログラムモルにおける規定のモル流量に対応する。

（先行技術の記載）
図１は、米国特許第４，１５７，９０４号または第４，２７８，４５７号に従う先行技術を使用して天然ガスからＣ_２＋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。プロセスのこのシミュレーションにおいて、入口ガスは、流れ３１として１００°Ｆ（３８℃）及び９１５ｐｓｉａ（６，３０７ｋＰａ（ａ））でプラントに入る。入口ガスが、生成物流が仕様を満たすことを妨げる硫黄化合物の濃度を含有する場合、硫黄化合物が、供給ガス（例示されない）の適切な前処理によって取り除かれる。加えて、供給流は、通常、極低温条件下での水和物（氷）形成を防ぐために脱水される。固体乾燥剤が、典型的に、この目的のために使用されている。

供給流３１は、冷たい残留ガス（流れ３９ａ）、４４°Ｆ（７℃）にある脱メタン化器再沸器液（流れ４１）、及び−４９°Ｆ（−４５℃）にある脱メタン化器副再沸器液（流れ４０）との熱交換によって、熱交換器１０において冷却される。（いくつかの場合において、１つ以上の補助的外部冷蔵流の使用が、破線によって示されるように有利であり得る。）流れ３１ａは、次いで、−２４°Ｆ（−３１℃）及び９００ｐｓｉａ（６，２０３ｋＰａ（ａ））で分離器１１に入り、ここで、蒸気（流れ３２）が、凝縮された液体から分離される（流れ３３）。

分離器１１からの蒸気（流れ３２）は、２つの流れ３４及び３７に分割される。分離器１１からの液体（流れ３３）は、任意選択的に、２つの流れ３５及び３８に分割される。（流れ３５は、流れ３３において分離器液体の０％〜１００％を含有し得る。流れ３５が分離器液体のあらゆる部分を含有する場合には、図１のプロセスは、米国特許第４，１５７，９０４号に従う。その他の場合には、図１のプロセスは、米国特許第４，２７８，４５７号に従う。）図１に例示されたプロセスの場合、流れ３５は、分離器液体全体のうちの１００％を含有する。流れ３４は、分離器蒸気全体のうちの約３１％を含有しており、流れ３５と組み合わされて、組み合わされた流れ３６は、冷たい残留ガス（流れ３９）との熱交換関係で熱交換器１２を通過して、ここで、それは、実質的な凝縮まで冷却される。−１３４°Ｆ（−９２℃）で結果として生じる実質的に凝縮された流れ３６ａは、次いで、分留塔１７の動作圧力（約３９５ｐｓｉａ（２，７２１ｋＰａ（ａ）））まで膨張弁１３を通してフラッシュ膨張される。膨張の間、流れの一部分が蒸発されて、結果として、流れ全体の冷却をもたらす。図１に例示されたプロセスにおいて、膨張弁１３を出る膨張された流れ３６ｂは、−１４０°Ｆ（−９６℃）の温度に達して、分留塔１７の上部領域における分離器区分１７ａに供給される。その中に分離された液体は、脱メタン化区分１７ｂに対する上部供給になる。

分離器１１からの蒸気の残りの６９％（流れ３７）は、仕事膨張マシン１４に入り、そのマシンにおいて、機械的エネルギーが、高圧供給物のこの部分から抽出される。マシン１４は、蒸気を塔動作圧力まで実質的に等エントロピー的に膨張させて、仕事膨張が、膨張された流れ３７ａを約−９５°Ｆ（−７０℃）の温度まで冷却する。典型的な商業的に利用可能な膨張器は、理想的な等エントロピー的膨張において理論的に利用可能な仕事量の約８０〜８５％を回収することができる。回収された仕事量は、例えば、残留ガス（流れ３９ｂ）を再圧縮するために使用され得る遠心式圧縮機（例えば項目１５など）を駆動するために使用されることが多い。部分的に凝縮され膨張された流れ３７ａは、その後、上部中間塔供給点において分留塔１７に供給物として供給される。流れ３８における残りの分離器液体（もしあれば）が、膨張弁１６によって分留塔１７の動作圧力まで膨張されて、流れ３８ａを、それがより低い中間塔供給点で分留塔１７に供給される前に、冷却する。

塔１７における脱メタン化器は、複数の垂直に間隔を置かれた棚段（ｔｒａｙｓ）、１つ以上の充填されたベッド、または棚段部と充填部のいくつかの組み合わせを含有する従来の蒸留塔である。天然ガス処理プラントにおける大抵の場合、分留塔は、２つの区分から成り得る。上部区分１７ａは、分離器であり、部分的に蒸発された上部供給物が、そのそれぞれの蒸気及び液体部分に分割されて、より低い蒸留または脱メタン化区分１７ｂから上昇する蒸気が、上部供給物の蒸気部分と組み合わされて、塔の上部に存在する冷たい脱メタン化器塔頂蒸気（流れ３９）を形成する。より低い、脱メタン化区分１７ｂは、棚段部及び／または充填部を含有しており、下向きに落下する液体と上向きに上昇する蒸気との間に必要な接触を提供する。脱メタン化区分１７ｂはまた、再沸器（例えば、前に記載した再沸器及び副再沸器ならびに補助的再沸器１８など）を含み、それは、塔の下に流れる液体の一部分を加熱して蒸発させて、放散蒸気を提供して、それは、塔の上方へ流れて、メタン及びより軽い成分の液体生成物、流れ４２を放散する。

液体生成物流４２は、塔底生成物におけるモル基準上でメタン対エタン比が０．０１０：１という典型的な仕様に基づいて、６７°Ｆ（１９℃）で塔の塔底に存在する。残留ガス（脱メタン化器塔頂蒸気流３９）は、残留ガスが−１３９°Ｆ（−９５℃）から−３７°Ｆ（−３８℃）まで加熱される（流れ３９ａ）熱交換機１２において、及び、残留ガスが９１°Ｆ（３３℃）まで加熱される（流れ３９ｂ）熱交換器１０において、入ってくる供給ガスに対して向流的に通過する。残留ガスは、次いで、２つの段階で再圧縮される。第１の段階は、膨張マシン１４によって駆動される圧縮機１５である。第２の段階は、残留ガス（流れ３９ｄ）を販売ライン圧力まで圧縮する補助電源によって駆動される圧縮機１９である。排出冷却器２０内で１１０°Ｆ（４３℃）まで冷却した後、残留ガス生成物（流れ３９ｅ）が、（通常、入口圧力と同等の）ライン要求を満たすのに十分である、９１５ｐｓｉａ（６，３０７ｋＰａ（ａ））で販売ガスパイプラインに流れる。

図１に例示されたプロセスに関する流れの流量及びエネルギー消費の概要が、以下の表に規定される。

図２は、１つの手法を示すプロセスフロー図であり、それにおいて、図１における処理プラントの設計が、より低いＣ_２成分回収レベルで動作するように調整され得る。これは、天然ガスと液体炭化水素の相対値が可変であるときの共通要求であり、Ｃ_２成分の回収を時々無益にさせる。図２のプロセスは、図１について前に記載したものと同じ供給ガス組成及び条件に適用されている。しかしながら、図２のプロセスのシミュレーションでは、プロセス動作条件が、残留ガスに対してＣ_２成分のほぼ全てを、それらを分留塔からの塔底液体生成物において回収するのではなく、拒否するように調整されている。

このプロセスのシミュレーションでは、入口ガスが、流れ３１として１００°Ｆ（３８℃）及び９１５ｐｓｉａ（６，３０７ｋＰａ（ａ））でプラントに入り、冷たい残留ガス流３９ａとの熱交換によって熱交換器１０において冷却される。（残留ガスに対するＣ_２成分のほぼ全てを拒否する図２のプロセスを動作させる１つの結果は、副再沸器流４０及び再沸器流４１が、入口ガスを冷却することにもはや使用されることができず、かつ塔再沸騰熱の全てが、補助的再沸器１８によって供給される必要があるほど、分留塔１７の下を流れる液体の温度が、かなり温かいことである。）冷却された流れ３１ａは、２°Ｆ（−１７℃）及び９００ｐｓｉａ（６，２０３ｋＰａ（ａ））で分離器１１に入り、ここで、蒸気（流れ３２）が、凝縮された液体（流れ３３）から分離される。

分離器１１からの蒸気（流れ３２）が、２つの流れ、３４及び３７に分割され、液体（流れ３３）が、任意選択的に、２つの流れ、３５及び３８に分割される。図２に例示されたプロセスの場合、流れ３５は、分離器液体全体のうちの１００％を含有する。分離器蒸気全体のうちの約２４％を含有する流れ３４が、流れ３５と組み合わされて、組み合わされた流れ３６は、冷たい残留ガス（流れ３９）との熱交換関係で熱交換器１２を通過して、ここで、それは、実質的な凝縮まで冷却される。−１０２°Ｆ（−７５℃）における結果として生じる実質的に凝縮された流れ３６ａが、次いで、分留塔１７の動作圧力（約３９８ｐｓｉａ（２，７４７ｋＰａ（ａ）））まで膨張弁１３を通してフラッシュ膨張される。膨張の間、流れの一部分が蒸発されて、結果として、流れ全体の冷却をもたらす。図２に例示されたプロセスでは、膨張弁１３を出る膨張された流れ３６ｂが、−１３７°Ｆ（−９４℃）の温度に達して、上部供給点で分留塔１７に供給される。

分離器１１からの蒸気の残りの７６％（流れ３７）が、仕事膨張マシン１４に入り、そのマシンにおいて、機械的エネルギーが、高圧供給物のこの部分から抽出される。マシン１４が、蒸気を実質的に等エントロピー的に塔動作圧力まで膨張させて、仕事膨張が、膨張された流れ３７ａを約−７１°Ｆ（−５７℃）の温度まで、それが供給物として上部中間塔供給点で分留塔１７に供給される前に、冷却する。流れ３８における残りの分離器液体（もしあれば）が、膨張弁１６によって分留塔１７の動作圧力まで膨張されて、流れ３８ａを、それがより低い中間塔供給点で分留塔１７に供給される前に冷却する。

分留塔１７が、図２に示されるように残留ガス生成物に対してＣ_２成分を拒否するように動作されるとき、塔は、典型的に、脱エタン化器と称され、その、より低い区分１７ｂは、脱エタン化区分と呼ばれることに留意する。液体生成物流４２は、塔底生成物においてモル基準上で０．０２０：１というエタン対プロパン比の典型的な仕様に基づいて、２３０°Ｆ（１１０℃）で脱エタン化器１７の塔底を出る。残留ガス（脱エタン化器塔頂蒸気流３９）は、前に記載したように冷却を提供する際に、残留ガスが−１０８°Ｆ（−７８℃）から−３６°Ｆ（−３８℃）まで加熱される（流れ３９ａ）熱交換器１２において、及び、残留ガスが９９°Ｆ（３７℃）まで加熱される（流れ３９ｂ）熱交換器１０において、入ってくる供給ガスに対して向流的に通過する。残留ガスは、次いで、２つの段階、膨張マシン１４によって駆動される圧縮機１５及び補助的電源によって駆動される圧縮機１９において、再圧縮される。流れ３９ｄが排出冷却器２０において１１０°Ｆ（４３℃）まで冷却された後、残留ガス生成物（流れ３９ｅ）が、９１５ｐｓｉａ（６，３０７ｋＰａ（ａ））で販売ガスパイプラインに流れる。

図２に例示されたプロセスについての流れの流量及びエネルギー消費の概要が、以下の表に規定される。

生産の経済面は、時々、残留ガス生成物に対してＣ_２成分の一部分のみを拒否することを好むことがある。図３は、１つの手法を示すプロセスフロー図であり、それにおいて、図１における処理プラントの設計が、中間Ｃ_２成分回収レベルで動作するように調整され得る。図３のプロセスは、図１及び２について前に記載したものと同じ供給ガス組成及び条件に適用されている。しかしながら、図３のプロセスのシミュレーションでは、プロセス動作条件が、図１のプロセスによって回収されたＣ_２成分の量と比較して分留塔からの塔底液体生成物におけるＣ_２成分のおよそ半分を回収するように調整されている。

プロセスのこのシミュレーションでは、入口ガスが、流れ３１として１００°Ｆ（３８℃）及び９１５ｐｓｉａ（６，３０７ｋＰａ（ａ））でプラントに入り、６３°Ｆ（１７℃）で冷たい残留ガス流３９ａ及び脱メタン化器副再沸器液との熱交換によって熱交換器１０において冷却される（流れ４０）。（図３のプロセスのＣ_２成分回収レベルで、副再沸器流４０は、入口ガスを冷却するために使用されるのに依然として十分に冷たく、補助的再沸器１８によって供給される必要がある塔再沸騰熱の量を減らす。）冷却された流れ３１ａが、８°Ｆ（−１４℃）及び９００ｐｓｉａ（６，２０３ｋＰａ（ａ））で分離器１１に入り、ここで、蒸気（流れ３２）が、凝縮された液体（流れ３３）から分離される。

分離器１１からの蒸気（流れ３２）が、２つの流れ、３４及び３７に分割され、液体（流れ３３）が、任意選択的に、２つの流れ、３５及び３８に分割される。図３において例示されたプロセスの場合、流れ３５は、分離器液体全体のうちの１００％を含有する。流れ３４は、分離器蒸気全体のうちの約２７％を含有して、流れ３５と組み合わされて、組み合わされた流れ３６は、冷たい残留ガス（流れ３９）との熱交換関係で熱交換器１２を通過し、ここで、それが実質的な凝縮まで冷却される。−１２０°Ｆ（−８５℃）で結果として生じる実質的に凝縮された流れ３６ａは、次いで、分留塔１７の動作圧力（約３８４ｐｓｉａ（２，６４４ｋＰａ（ａ）））まで膨張弁１３を通してフラッシュ膨張される。膨張の間、流れの一部分が蒸発されて、結果として、流れ全体の冷却をもたらす。図３において例示されたプロセスでは、膨張弁１３を出る膨張された流れ３６ｂは、−１４１°Ｆ（−９６℃）の温度に達して、上部供給点で分留塔１７に供給される。

分離器１１からの蒸気の残りの７３％（流れ３７）は、仕事膨張マシン１４に入り、それにおいて、機械的エネルギーが、高圧供給物のこの部分から抽出される。マシン１４が、蒸気を実質的に等エントロピー的に塔動作圧力まで膨張させて、仕事膨張が、膨張された流れ３７ａを約−６９°Ｆ（−５６℃）の温度まで、それが供給物として上部中間塔供給点で分留塔１７に供給される前に、冷却する。流れ３８における残りの分離器液体（もしあれば）が、膨張弁１６によって分留塔１７の動作圧力まで膨張されて、流れ３８ａを、それがより低い中間塔供給点で分留塔１７に供給される前に、冷却する。

液体生成物流４２は、１３０°Ｆ（５４℃）で塔の塔底を出る。残留ガス（脱エタン化器塔頂蒸気流３９）は、前に記載したように冷却を提供する際に、残留ガスが−１２２°Ｆ（−８６℃）から−２９°Ｆ（−３４℃）まで加熱される（流れ３９ａ）熱交換器１２において、及び、残留ガスが８６°Ｆ（３０℃）まで加熱される（流れ３９ｂ）熱交換器１０において、入ってくる供給ガスに対して向流的に通過する。残留ガスは、次いで、２つの段階、膨張マシン１４によって駆動される圧縮機１５及び補助的電源によって駆動される圧縮機１９において、再圧縮される。流れ３９ｄが排出冷却器２０において１１０°Ｆ（４３℃）まで冷却された後、残留ガス生成物（流れ３９ｅ）が、９１５ｐｓｉａ（６，３０７ｋＰａ（ａ））で販売ガスパイプラインに流れる。

図３に例示されたプロセスについての流れの流量及びエネルギー消費の概要が、以下の表に規定される。

実施例１
（例えば、前に記載した図２の先行技術のプロセスにおけるように）液体生成物におけるＣ_２成分の回収レベルが減らされる必要がある場合において、本発明は、図２に示した先行技術のプロセスに比べて著しい効率性における利点をもたらす。図４は、本発明を使用するように適合された図２の先行技術のプロセスのフロー図を例示する。図４のプロセスの動作条件は、液体生成物のエタン含有量を図２の先行技術のプロセスのエタン含有量と同じレベルまで減らすように、図示されるように調整されている。図４に提示されたプロセスにおいて考えられる供給ガス組成及び条件は、図２におけるものと同じである。従って、図４のプロセスは、本発明の利点を例示するために図２のプロセスのものと比較され得る。

図４のプロセスについて示したプロセス条件の大部分が、図２のプロセスについての対応するプロセス条件とほぼ同じである。主な違いは、フラッシュ膨張され実質的に凝縮された流れ３６ｂと塔の塔頂蒸気流３９の処置である。図４のプロセスでは、実質的に凝縮された流れ３６ａが、分留塔１７の動作圧力（約４０２ｐｓｉａ（２，７７４ｋＰａ（ａ）））をわずかに上回るまで、膨張弁１３を通してフラッシュ膨張される。膨張の間、流れの一部分が、蒸発され得、結果として、流れ全体の冷却をもたらす。図４に例示されたプロセスでは、膨張弁１３を出る膨張された流れ３６ｂが、それが、処理アセンブリ１１７の精留区分１１７ａの内側の熱及び質量伝達手段の中に導かれる前に、−１３８°Ｆ（−９４℃）の温度に達する。この熱及び質量伝達手段は、フィン及びチューブ式熱交換器、プレート式熱交換器、ろう付けされたアルミニウム式熱交換器、または他の種類の熱伝達デバイスから成り得、マルチパス及び／またはマルチサービス熱交換器を含む。熱及び質量伝達手段は、熱及び質量伝達手段の１つのパスを通して上向きに流れる組み合わされた蒸気流と、下向きに流れるフラッシュ膨張され実質的に凝縮された流れ３６ｂとの間の熱交換をもたらすように構成され、それ故、組み合わされた蒸気流が、冷却されると共に、膨張された流れを加熱する。組み合わされた蒸気流が冷却される際、その一部分が、凝縮され、下向きに落下する一方で、残りの組み合わされた蒸気流が、熱及び質量伝達手段を通して上向きに流れ続ける。熱及び質量伝達手段は、凝縮された液体と組み合わされた蒸気流との間に連続接触を提供して、それ故、それはまた、蒸気相と液相との間に質量伝達を提供するように機能して、それによって、組み合わされた蒸気流の精留を提供する。熱及び質量伝達手段の塔底からの凝縮された液体は、処理アセンブリ１１７の分離器区分１１７ｂに導かれる。

フラッシュ膨張された流れ３６ｂは、それが、組み合わされた蒸気流の冷却及び部分的な凝縮を提供するように更に蒸発されて、−１０５°Ｆ（−７６℃）で精留区分１１７ａにおいて熱及び質量伝達手段を出る。加熱されフラッシュ膨張された流れは、処理アセンブリ１１７の分離器区分１１７ｂに排出されて、そのそれぞれの蒸気相及び液相に分離される。蒸気相は、塔頂蒸気流３９と組み合わさり、前に記載したように精留区分１１７ａにおいて熱及び質量伝達手段に入る組み合わされた蒸気流を形成して、液相は、熱及び質量伝達手段の塔底からの凝縮された液体と組み合わさり、組み合わされた液体流１５２を形成する。組み合わされた液体流１５２は、処理アセンブリ１１７の塔底を出て、ポンプ２１によってより高い圧力までポンピングされ、それ故、−１０２°Ｆ（−７５℃）で流れ１５２ａが、上部供給点で分留塔１７に入ることができる。冷却された組み合わされた蒸気流からの残っている蒸気は、冷たい残留ガス流１５１として−１１７°Ｆ（−８３℃）で処理アセンブリ１１７の精留区分１１７ａの内側で熱及び質量伝達手段を出て、それは、次いで、図２のプロセスにおける流れ３９について前に記載したように、加熱され圧縮される。

図４において例示されたプロセスについての流れの流量及びエネルギー消費の概要が、以下の表に規定される。

表ＩＩと表ＩＶの比較は、先行技術と比較して、本発明が、プロパンの回収を９３．６０％から９９．６５％まで及びブタン＋の回収を９９．１２％から１００．００％まで改善することを示す。これらの改善された回収の経済的影響は、かなり大きい。対応する炭化水素ガスと比較して炭化水素液体について平均増分値１．０８米ドル／ガロン（２１４ユーロ／ｍ^３）を使用すると、改善された回収は、プラント操作員の１，１２０，０００米ドル（８３５，０００ユーロ）を超える追加的な年収を表わす。表ＩＩと表ＩＶの比較は、これらの増大された製品収量が、先行技術と同じ電力を使用して達成されたことを更に示す。（電力の単位毎に回収されたＣ_３成分及びより重い成分の量によって定義される）回収効率の観点では、本発明は、図２のプロセスの先行技術に対して３％を超える改善を表わす。

図２のプロセスの先行技術のものを超える本発明によって提供される回収効率における改善は、図２の先行技術のプロセスにおける流れ３６ｂを特徴付ける直接接触冷却ではなく、処理アセンブリ１１７の精留区分１１７ａにおけるフラッシュ膨張された流れ３６ｂによって提供される塔蒸気の間接冷却に主に起因する。流れ３６ｂはかなり冷たいが、それは、脱エタン化器１７が捕捉することになっているかなりの濃度のＣ_３成分及びＣ_４＋成分を含有するので、それは理想的な還流ではなく、結果として、図２の先行技術のプロセスのための塔１７の上部における均衡効果に起因して、これらの所望成分の損失をもたらす。しかしながら、図４に示される本発明の場合、フラッシュ膨張された流れ３６ｂと精留されることになる組み合わされた蒸気流との間で直接接触が存在しないので、克服すべき均衡効果は存在しない。

本発明は、組み合わされた蒸気流を同時に冷却して、それから重炭化水素成分を凝縮するために、精留区分１１７ａにおいて熱及び質量伝達手段を使用するという更なる利点があり、従来の蒸留塔において還流を使用することよりも更に効率的な精留をもたらす。結果として、より多くのＣ_３成分及び重炭化水素成分が、従来の質量伝達機器及び従来の熱伝達機器を使用して可能なものよりもむしろ、膨張された流れ３６ｂにおいて利用可能である冷蔵を使用して、組み合わされた蒸気流から除去され得る。

本発明は、処理効率における向上に加えて、先行技術を超える２つの他の利点をもたらす。第１に、本発明の処理アセンブリ１１７の小型配列は、米国特許第４，８５４，９５５号の先行技術における３つの別個の機器項目（米国特許第４，８５４，９５５号の図４における熱交換器２３、蒸留塔２４の上部における上部吸収区分、及び還流ドラム２６）を単一の機器項目（本発明の図４における処理アセンブリ１１７）に置き換える。これは、区画空間要求を減らして、相互接続配管を排除して、本発明を使用するために処理プラントを修正する資本費用を削減する。第２に、相互接続配管の排除は、本発明を使用するために修正された処理プラントが、米国特許第４，８５４，９５５号の先行技術と比較してかなり少ないフランジ接続を有することを意味しており、プラントにおける潜在的な漏出源の数を減らす。炭化水素は、揮発性有機化合物（ＶＯＣ）であり、それらのうちのいくつかが、温室効果ガスとして分類され、それらのうちのいくつかが、大気のオゾン形成に対する前駆体であり得、それは、本発明が、環境にダメージを与え得る大気中の放出の可能性の削減を意味する。

本発明の１つの追加的な利点は、上記した優れた性能をもたらすために、いかにして容易にそれが既存のガス処理プラントに組み込まれ得るかである。図４に示されるように、既存のプラントに対してただ２つの（「結び付き」として一般に呼ばれる）接続が、（流れ３６ｂと施設から取り除かれる流れ１５２ａとの間の破線によって表現される）フラッシュ膨張され実質的に凝縮された流れ３６ｂのために、及び（流れ３９と施設から取り除かれる流れ１５１との間の破線によって表現される）塔の塔頂蒸気流３９のために、必要とされる。既存のプラントは、新たな処理アセンブリ１１７が分留塔１７の近くに設置される間に、設置が新たな結び付きをこれらの２つの既存のラインに作り出すことを完成させるときのわずかな短いプラントの運転停止のみで、動作し続けることができる。プラントは、次いで、生成物回収が、ここで、残留ガス圧縮電力における増加を伴わずにより多いことを除いて、既存の機器の全てを運転中にしたままで、かつ全く以前の通りに動作させて、再開され得る。

実施例２
本発明はまた、生産の経済面が、残留ガス生成物に対してＣ_２成分の一部分のみを拒否することを好むときに利点をもたらす。図４のプロセスの動作条件は、液体生成物のエタン含有量を図３の先行技術のプロセスのものと同じレベルまで増加させるために、図５に例示されるように変えられ得る。図５に提示されたプロセスにおいて考えられる供給ガス組成及び条件は、図３におけるものと同じである。従って、図５のプロセスは、本発明の利点を更に例示するために図３のプロセスのものと比較され得る。

図５のプロセスについて示したプロセス条件の大部分が、図３のプロセスについての対応するプロセス条件とほぼ同じである。主な違いは、再び、フラッシュ膨張され実質的に凝縮された流れ３６ｂと塔の塔頂蒸気流３９の処置である。図５のプロセスでは、実質的に凝縮された流れ３６ａが、分留塔１７の動作圧力（約３９０ｐｓｉａ（２，６９１ｋＰａ（ａ）））をわずかに上回るまで膨張弁１３を通してフラッシュ膨張される。膨張の間、流れの一部分が、蒸発され得、結果として、流れ全体の冷却をもたらす。図５に例示されたプロセスでは、膨張弁１３を出る膨張された流れ３６ｂが、それが処理アセンブリ１１７の精留区分１１７ａの内側で熱及び質量伝達手段に導かれる前に、−１４１°Ｆ（−９６℃）の温度に達する。組み合わされた蒸気流が、熱及び質量伝達手段の１つのパスを通って上向きに流れて、冷却される際、その一部分が、凝縮されて、下向きに落下する一方で、残りの組み合わされた蒸気流は、上向きに流れ続ける。熱及び質量伝達手段は、凝縮された液体と組み合わされた蒸気流との間に連続接触を提供して、それ故、それはまた、蒸気相と液相との間に質量伝達を提供するように機能して、それによって、組み合わされた蒸気流の精留を提供する。熱及び質量伝達手段の塔底からの凝縮された液体は、処理アセンブリ１１７の分離器区分１１７ｂに導かれる。

フラッシュ膨張された流れ３６ｂは、それが組み合わされた蒸気流の冷却及び部分的な凝縮を提供するように更に蒸発され、−１３６°Ｆ（−９３℃）で精留区分１１７ａにおける熱及び質量伝達手段を出る。加熱されフラッシュ膨張された流れは、処理アセンブリ１１７の分離器区分１１７ｂに排出されて、そのそれぞれの蒸気相及び液相に分離される。蒸気相は、塔頂蒸気流３９と組み合わさり、前に記載したように精留区分１１７ａにおいて熱及び質量伝達手段に入る組み合わされた蒸気流を形成して、液相は、熱及び質量伝達手段の塔底からの凝縮された液体と組み合わさり、組み合わされた液体流１５２を形成する。組み合わされた液体流１５２は、処理アセンブリ１１７の塔底を出て、ポンプ２１によってより高い圧力までポンピングされ、それ故、−１３３°Ｆ（−９２℃）における流れ１５２ａが、上部供給点で分留塔１７に入ることができる。冷却された組み合わされた蒸気流からの残っている蒸気は、冷たい残留ガス流１５１として−１２８°Ｆ（−８９℃）で処理アセンブリ１１７の精留区分１１７ａの内側の熱及び質量伝達手段を出て、それは、次いで、図３のプロセスにおける流れ３９について前に記載したように加熱され圧縮される。

図５に例示されたプロセスについての流れの流量及びエネルギー消費の概要が、以下の表に規定される。

表ＩＩＩと表Ｖの比較は、先行技術と比較して、本発明が、プロパンの回収を９６．５１％から９９．６５％まで、及びブタン＋の回収を９９．５６％から１００．００％まで改善することを示す。これらの改善された回収の経済的影響は、かなり大きい。対応する炭化水素ガスと比較して炭化水素液体について平均増分値０．７４米ドル／ガロン（１４５ユーロ／ｍ^３）を使用すると、改善された回収は、プラント操作員の５７５，０００米ドル（４３０，０００ユーロ）を超える追加的な年収を表わす。表ＩＩＩとＶの比較は、これらの増加した生産収量が、先行技術と同じ電力を使用して達成されたことを更に示す。（電力の単位毎に回収されたＣ_３成分及びより重い成分の量によって定義される）回収効率の観点では、本発明は、図３のプロセスの先行技術に対してほぼ２％の改善を表わす。

本発明の図５の実施形態は、図４の実施形態と処理アセンブリ１１７の処理効率及び小型配列に関連して同じ利点を提供する。本発明の図５の実施形態は、先行技術の図３のプロセスにおける膨張された流れ３６ｂと関連付けられた均衡限界を克服して、処理アセンブリ１１７の精留区分１１７ａにおける間接的な冷却及び同時の質量伝達によって、塔の塔頂蒸気からより重い成分を取り除く。本発明の図５の実施形態はまた、米国特許第４，８５４，９５５号のプロセスの先行技術における３つの別個の機器項目を、単一の機器項目（図５における処理アセンブリ１１７）に置き換える。これは、区画空間要求を減らして、相互接続配管を排除して、本発明のこの実施形態を使用するために既存のプロセスプラントを修正するための資本費用を削減すると共に、環境にダメージを与え得る炭化水素の大気中の放出の可能性もまた減らす。

実施例３
本発明はまた、液体生成物において最大の量のＣ_２成分を回収するように動作され得る。図４のプロセスの動作条件は、液体生成物のエタン含有量を図１の先行技術のプロセスのものと同じレベルまで増加させるために、図６に例示されるように変えられ得る。図６に提示されたプロセスにおいて考えられる供給ガス組成及び条件は、図１におけるものと同じである。従って、図６のプロセスは、図１のプロセスのものと比較され得る。

図６のプロセスについて示したプロセス条件の大部分が、図１のプロセスについての対応するプロセス条件とほぼ同じである。主な違いは、再び、フラッシュ膨張され実質的に凝縮された流れ３６ｂと塔の塔頂蒸気流３９の処置である。図６のプロセスでは、実質的に凝縮された流れ３６ａが、膨張弁１３を通して分留塔１７の動作圧力（約３９６ｐｓｉａ（２，７３１ｋＰａ（ａ）））をわずかに上回るまでフラッシュ膨張される。膨張の間、流れの一部分が、蒸発され得、結果として、流れ全体の冷却をもたらす。図６に例示されたプロセスでは、膨張弁１３を出る膨張された流れ３６ｂが、それが処理アセンブリ１１７の精留区分１１７ａの内側の熱及び質量伝達手段に導かれる前に、−１４０°Ｆ（−９６℃）の温度に達する。組み合わされた蒸気流が、熱及び質量伝達手段の１つのパスを通って上向きに流れて、冷却される際、その一部分が、凝縮されて、下向きに落下する一方で、残りの組み合わされた蒸気流は、上向きに流れ続ける。熱及び質量伝達手段は、凝縮された液体と組み合わされた蒸気流との間に連続接触を提供して、それ故、それはまた、蒸気相と液相との間に質量伝達を提供するように機能して、それによって、組み合わされた蒸気流の精留を提供する。熱及び質量伝達手段の塔底からの凝縮された液体は、処理アセンブリ１１７の分離器区分１１７ｂに導かれる。

フラッシュ膨張された流れ３６ｂは、それが、組み合わされた蒸気流の冷却及び部分的な凝縮を提供する際に更に蒸発されて、−１４１°Ｆ（−９６℃）で精留区分１１７ａにおける熱及び質量伝達手段を出る。（流れ３６ｂの温度は、それが、熱及び質量伝達手段を通る圧力降下ならびに流れに含有される液体メタンのうちのいくつかの結果として生じる蒸発に起因して、加熱される際に、わずかに降下することに留意する。）加熱されフラッシュ膨張された流れは、処理アセンブリ１１７の分離器区分１１７ｂに排出されて、そのそれぞれの蒸気相及び液相に分離される。蒸気相は、塔頂蒸気流３９と組み合わさり、前に記載したように精留区分１１７ａにおいて熱及び質量伝達手段に入る組み合わされた蒸気流を形成して、液相は、熱及び質量伝達手段の塔底からの凝縮された液体と組み合わさり、組み合わされた液体流１５２を形成する。組み合わされた液体流１５２は、処理アセンブリ１１７の塔底を出て、ポンプ２１によってより高い圧力までポンピングされ、それ故、−１４１°Ｆ（−９６℃）における流れ１５２ａが、上部供給点で分留塔１７に入ることができる。冷却された組み合わされた蒸気流からの残っている蒸気は、冷たい残留ガス流１５１として−１３９°Ｆ（−９５℃）で処理アセンブリ１１７の精留区分１１７ａの内側の熱及び質量伝達手段を出て、それは、次いで、図１のプロセスにおける流れ３９について前に記載したように、加熱され圧縮される。

図６に例示されたプロセスについての流れの流量及びエネルギー消費の概要が、以下の表に規定される。

表Ｉと表ＶＩの比較は、プロセスが最大の量のＣ_２成分を回収するように動作されるときに、本発明が、先行技術と本質的に同じ回収レベルを達成することを示す。この手法で動作されるとき、処理アセンブリ１１７の精留区分１１７ａにおいて間接冷却及び同時の質量伝達のための力を駆動する温度は、塔の塔頂流れ３９の温度が、フラッシュ膨張された流れ３６ｂの温度とほぼ同じであるので、非常に低く、精留区分１１７ａの有効性を減らす。本発明がこの手法で動作されるとき、先行技術と比較して成分回収における改善が存在しないが、下落もまた存在しない。これは、経済面が、液体生成物において最大の量のＣ_２成分を回収するようにプラントを動作することを好むときに、不利益が無いが、経済面が、残留ガス生成物に対してＣ_２成分のうちのいくつかまたは全てを拒否するようにプラントを動作することを好むときに、プラントが、実施例１及び２について前に記載した利点の全てを有することを意味する。

他の実施形態
いくつかの状況は、処理アセンブリの内側に液体ポンプを取り付けて、機器項目の数及び区画空間要求を更に減らすこともまた好み得る。そのような実施形態が、図７に示され、図示されるように処理アセンブリ１１７の内側に取り付けられたポンプ１２１が、組み合わされた液体流を分離器区分１１７ｂから導管１５２を経由して塔１７の上部供給点に送る。液中ポンプまたはキャンドモータポンプが使用される場合に、ポンプ及びそのドライバが共に、処理アセンブリの内側に取り付けられてもよいし、あるいはポンプ自体だけが、（例えば、ポンプのための磁気結合型ドライブを使用して）処理アセンブリの内側に取り付けられてもよい。いずれの選択肢についても、環境にダメージを与え得る炭化水素の大気中の放出の可能性が、なお更に減らされる。

いくつかの状況は、分留塔１７上の上部供給点より高い高さに処理アセンブリを位置づけることを好み得る。そのような場合において、組み合わされた液体流１５２が、図８に示されるように重力式ヘッドによって、分留塔１７上の上部供給点に流れることを可能にし得、図４〜７の実施形態に示されるポンプ２１／１２１の必要性を無くす。

本発明は、プロセスを動作させるために要求されたユーティリティ消費の量当たりのＣ_３成分及び重炭化水素成分の改善された回収を提供する。プロセスを動作させるために要求されたユーティリティ消費における改善が、圧縮または再圧縮のための電力要求の削減、外部冷蔵のための電力要求の削減、補助的加熱のためのエネルギー要求の削減、またはそれらの組み合わせという形態で現われ得る。

発明の好適な実施形態であると信じられたものが記載されたが、当業者は、他の及び更なる修正が、以下の特許請求の範囲によって定義されたような本発明の趣旨から逸脱すること無く、例えば、発明を様々な条件、供給の種類、または他の要求に適合させるために、それになされ得ることを認識することになる。

Claims (10)

1. メタン、Ｃ_２成分、Ｃ_３成分、及び重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Ｃ_２成分、Ｃ_３成分、及び重炭化水素成分、または前記Ｃ_３成分及び重炭化水素成分の大部分を含有する揮発性が比較的低い留分とに分離するためのプロセスであって、
   （ａ）前記ガス流が、１つ以上の熱交換ステップと、流れの実質的に全てを凝縮するために圧力下で冷却された少なくとも第１の流れと、圧力下で冷却された少なくとも第２の流れとを作り出す少なくとも１つの分割ステップとにおいて処理され、
   （ｂ）前記実質的に凝縮された第１の流れが、より低い圧力まで膨張され、それによって、それが更に冷却され、その後、少なくとも塔頂蒸気流及び塔底液体流を作り出す蒸留塔上の上部供給位置において供給され、
   （ｃ）前記冷却された第２の流れが、前記より低い圧力まで膨張され、その後、中間塔供給位置において前記蒸留塔に供給され、
   （ｄ）少なくとも前記膨張され更に冷却された第１の流れ及び前記膨張された第２の流れが、前記より低い圧力において前記蒸留塔内で分留され、それによって、前記揮発性が比較的低い留分の前記成分が、前記塔底液体流において回収され、前記揮発性残留ガス留分が、前記塔頂蒸気流として排出され、
   改善点が、
   （１）前記膨張され更に冷却された第１の流れが、処理アセンブリ内に収容された熱及び質量伝達手段において加熱され、その後、蒸気留分及び液体留分として排出されることと、
   （２）前記塔頂蒸気流が、前記蒸気留分と組み合わされて、組み合わされた蒸気流を形成することと、
   （３）前記組み合わされた蒸気流が、前記熱及び質量伝達手段において冷却され、それによって、ステップ（１）の前記加熱の少なくとも一部分を供給すると共に、前記組み合わされた蒸気流からの前記揮発性が低い成分を同時に凝縮し、それによって、凝縮された流れ及び残留蒸気流を形成し、その後、前記揮発性残留ガス留分として前記処理アセンブリから前記残留蒸気流を排出することと、
   （４）前記凝縮された流れが、前記液体留分と組み合わされて、組み合わされた液体流を形成することと、
   （５）前記組み合わされた液体流が、前記蒸留塔の前記上部供給位置に供給されることと、
   （６）前記蒸留塔に対する前記組み合わされた液体流の量及び温度が、前記蒸留塔の前記塔頂の温度をある温度に維持するのに有効であり、それによって、前記揮発性が比較的低い留分における前記成分の前記大部分が、前記塔底液体流において回収されることと、である、前記プロセス。
2. 前記組み合わされた液体流が、ポンピング手段を使用して前記蒸留塔の前記上部供給位置に供給される、請求項１に記載の前記プロセス。
3. 前記ポンピング手段が、前記処理アセンブリ内に収容される、請求項２に記載の前記プロセス。
4. （１）前記ガス流が、それを部分的に凝縮するために十分に前記１つ以上の熱交換ステップにおいて圧力下で冷却され、
   （２）前記部分的に凝縮されたガス流が、分離され、それによって、蒸気流及び少なくとも１つの液体流を提供し、
   （３）前記蒸気流が、少なくとも第１の蒸気流及び第２の蒸気流を作り出すために前記少なくとも１つの分割ステップにおいて分割され、
   （４）前記第１の蒸気流が、流れの実質的に全てを凝縮するために前記１つ以上の熱交換ステップにおいて圧力下で冷却され、それによって、前記実質的に凝縮された第１の流れを形成し、
   （５）前記第２の蒸気流が、前記より低い圧力まで膨張され、それによって、前記膨張された第２の流れを形成し、
   （６）前記少なくとも１つの液体流の少なくとも一部分が、前記より低い圧力まで膨張され、その上で、前記膨張された液体流が、前記中間塔供給位置の下方のより低い中間塔供給位置において前記蒸留塔に供給され、
   （７）少なくとも前記膨張され更に冷却された第１の流れ、前記膨張された第２の流れ、及び前記膨張された液体流が、前記より低い圧力において前記蒸留塔内で分留され、それによって、前記揮発性が比較的低い留分の前記成分が、前記塔底液体流において回収される、請求項１、２、または３に記載の前記プロセス。
5. （１）前記第１の蒸気流が、前記少なくとも１つの液体流の少なくとも一部分と組み合わされて、組み合わされた流れを形成し、その上で、前記組み合わされた流れが、流れの実質的に全てを凝縮するために前記１つ以上の熱交換ステップにおいて圧力下で冷却され、その後、前記より低い圧力まで膨張され、それによって、それが更に冷却され、
   （２）前記膨張され冷却された組み合わされた流れが、前記熱及び質量伝達手段において加熱され、その後、前記蒸気留分及び前記液体留分として排出され、
   （３）前記少なくとも１つの液体流のあらゆる残りの部分が、前記より低い圧力まで膨張され、その上で、前記膨張された液体流が、前記より低い中間塔供給位置において前記蒸留塔に供給される、請求項４に記載の前記プロセス。
6. メタン、Ｃ_２成分、Ｃ_３成分、及び重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Ｃ_２成分、Ｃ_３成分、及び重炭化水素成分、または前記Ｃ_３成分及び重炭化水素成分の大部分を含有する揮発性が比較的低い留分とに分離するための装置において、
   （ａ）流れの実質的に全てを凝縮するために圧力下で冷却された少なくとも第１の流れ、及び圧力下で冷却された少なくとも第２の流れを作り出すための、１つ以上の熱交換手段及び少なくとも１つの分割手段と、
   （ｂ）圧力下で前記実質的に凝縮された第１の流れを受け取り、それをより低い圧力まで膨張し、それによって、前記第１の流れが更に冷却されるように接続された第１の膨張手段と、
   （ｃ）上部供給位置において前記膨張され更に冷却された第１の流れを受け取るように前記第１の膨張手段に接続された蒸留塔であって、少なくとも塔頂蒸気流及び塔底液体流を作り出す、蒸留塔と、
   （ｄ）圧力下で前記冷却された第２の流れを受け取り、それを前記より低い圧力まで膨張するように接続された第２の膨張手段と、
   （ｅ）中間塔供給位置において前記膨張された第２の流れを受け取るために前記第２の膨張手段に更に接続された前記蒸留塔と、
   （ｆ）前記より低い圧力において少なくとも前記膨張され更に冷却された第１の流れ及び前記膨張された第２の流れを分留し、それによって、前記揮発性が比較的低い留分の前記成分が、前記塔底液体流において回収され、前記揮発性残留ガス留分が、前記塔頂蒸気流として排出されるように適合された、前記蒸留塔と、が存在し、
   改善点が、前記装置が、
   （１）処理アセンブリ内に収容された熱及び質量伝達手段であって、前記膨張され更に冷却された第１の流れを受け取り、それを加熱し、その後、前記加熱され膨張された第１の流れを蒸気留分及び液体留分として排出するように、前記第１の膨張手段に接続された、熱及び質量伝達手段と、
   （２）前記塔頂蒸気流及び前記蒸気留分を受け取り、組み合わされた蒸気流を形成するように、前記蒸留塔に、かつ前記熱及び質量伝達手段に接続された、前記処理アセンブリ内に収容された第１の組み合わせ手段と、
   （３）前記組み合わされた蒸気流を受け取り、それを冷却し、それによって、前記要素（１）の加熱の少なくとも一部分を供給すると共に、前記組み合わされた蒸気流からの前記揮発性が低い成分を同時に凝縮し、それによって、凝縮された流れ及び残留蒸気流を形成し、その後、前記揮発性残留ガス留分として前記処理アセンブリから前記残留蒸気流を排出する、前記第１の組み合わせ手段に更に接続されている、前記熱及び質量伝達手段と、
   （４）前記凝縮された流れ及び前記液体留分を受け取り、組み合わされた液体流を形成するように、前記熱及び質量伝達手段に接続された前記処理アセンブリ内に収容された第２の組み合わせ手段と、
   （５）前記組み合わされた液体流を前記蒸留塔の前記上部供給位置に供給するように、前記蒸留塔に更に接続されている前記第２の組み合わせ手段と、
   （６）前記蒸留塔に対する前記組み合わされた液体流の量及び温度を調整して、前記蒸留塔の前記塔頂の温度をある温度に維持し、それによって、前記揮発性が比較的低い留分における前記成分の前記大部分が、前記塔底液体流において回収されるように適合された、制御手段と、を含むことである、前記装置。
7. （１）ポンピング手段が、前記第２の組み合わせ手段に接続されて、前記組み合わされた液体流を受け取り、それをより高い圧力までポンピングし、
   （２）前記ポンピング手段が、前記蒸留塔に更に接続されて、前記組み合わされた液体流を前記蒸留塔の前記上部供給位置に供給する、請求項６に記載の前記装置。
8. 前記ポンピング手段が、前記処理アセンブリ内に収容される、請求項７に記載の前記装置。
9. （１）前記１つ以上の熱交換手段が、前記ガス流を、それを部分的に凝縮するのに十分に圧力下で冷却するように適合され、
   （２）分離手段が、前記１つ以上の熱交換手段に接続されて、前記部分的に凝縮されたガス流を受け取り、それを蒸気流及び少なくとも１つの液体流に分離し、
   （３）前記少なくとも１つの分割手段が、前記分離手段に接続されており、前記蒸気流を受け取り、それを少なくとも第１の蒸気流と第２の蒸気流とに分割するように適合され、
   （４）前記１つ以上の熱交換手段が、前記少なくとも１つの分割手段に接続されており、前記第１の蒸気流を受け取り、それを実質的に凝縮するために十分にそれを冷却し、それによって、前記実質的に凝縮された第１の流れを形成するように適合され、
   （５）前記第２の膨張手段が、前記少なくとも１つの分割手段に接続されており、前記第２の蒸気流を受け取り、それを前記より低い圧力まで膨張し、それによって、前記膨張された第２の流れを形成するように適合され、
   （６）第３の膨張手段が、前記分離手段に接続されて、前記少なくとも１つの液体流の少なくとも一部分を受け取り、それを前記より低い圧力まで膨張し、前記第３の膨張手段が、前記蒸留塔に更に接続されて、前記中間塔供給位置の下方のより低い中間塔供給位置において前記蒸留塔に前記膨張された液体流を供給し、
   （７）前記蒸留塔が、前記より低い圧力において、少なくとも前記膨張され更に冷却された第１の流れ、前記膨張された第２の流れ、及び前記膨張された液体流を分留し、それによって、前記揮発性が比較的低い留分の前記成分が、前記塔底液体流において回収されるように適合される、請求項６、７、または８に記載の前記装置。
10. （１）第３の組み合わせ手段が、前記少なくとも１つの分割手段及び前記分離手段に接続されて、前記第１の蒸気流及び前記少なくとも１つの液体流の少なくとも一部分を受け取り、組み合わされた流れを形成し、
    （２）前記１つ以上の熱交換手段が、前記第３の組み合わせ手段に接続されており、前記組み合わされた流れを受け取り、それを実質的に凝縮するために十分にそれを冷却するように適合され、
    （３）前記第１の膨張手段が、前記１つ以上の熱交換手段に接続されており、前記実質的に凝縮された組み合わされた流れを受け取り、それを前記より低い圧力まで膨張し、それによって、それが更に冷却されるように適合され、
    （４）前記熱及び質量伝達手段が、前記膨張され更に冷却された組み合わされた流れを受け取り、それを加熱し、その後、前記加熱され膨張された組み合わされた流れを前記蒸気留分及び前記液体留分として排出するように適合され、
    （５）前記第３の膨張手段が、前記少なくとも１つの液体流のあらゆる残りの部分を受け取り、それを前記より低い圧力まで膨張するように適合され、その上で、前記膨張された液体流が、前記より低い中間塔供給位置において前記蒸留塔に供給される、請求項９に記載の前記装置。

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