JP2019511362A - 流体ストリームからｃ５〜ｃ８−炭化水素及び酸性ガスを分離する方法 - Google Patents

Abstract

【課題】流体ストリームからＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素及び酸性ガスを除去する方法を提供する。
【解決手段】
流体ストリームからＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素及び酸性ガスを除去する方法であって、
ａ） 流体ストリームを、少なくとも１種のアミンを含む吸収媒体と吸収区域で接触させて、脱酸された流体ストリーム及び酸性ガス取り込み済み吸収媒体を得、
ｂ） 前記取り込み済み吸収媒体を第１の熱交換器で加熱し、減圧区域内に５〜１０バールの圧力まで減圧して、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相及び炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を得、
ｃ） 炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を任意の第２の熱交換器で加熱してストリッパーに通し、ストリッパー内で１〜２．５バールの圧力で酸性ガスを熱供給によって少なくとも部分的に遊離させて、再生された吸収媒体と酸性ガス含有ストリームを得、
ｄ） 再生された吸収媒体を吸収区域内へ入れ再循環させる
方法を記述する。
ここで、第２の熱交換器で使用する熱媒体は再生された吸収媒体であり、第１の熱交換器で使用する熱媒体は第２の熱交換器を通過した後の再生された吸収媒体であり、第１の熱交換器及び第２の交換機で伝達される熱の相対量は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相が、５０体積％〜９７体積％の酸性ガスを含むように重み付けを行う。

Description

本発明は、流体ストリームからＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素及び酸性ガスを除去する方法に関する。

多くの流体ストリームは、酸性ガス、例えばＣＯ_２、Ｈ_２Ｓ、ＳＯ_２、ＣＳ_２、ＨＣＮ、ＣＯＳ又はメルカプタンを含有する。これら流体ストリームは、例えば、天然ガス、製油所ガス又は合成ガスなどのガス流である。これらの流体ストリームから酸性ガスを除去することは、様々な理由から望ましい。

天然ガス中の酸性ガスの含量は、適切な処理手段により天然ガス供給源において直接低減される。それは、前記ガスが、天然ガス中に高頻度で同伴している水中で腐食性の酸を形成するからである。

合成ガスは、実質的に一酸化炭素と水素から構成される。合成ガスは一般に、炭化水素の部分酸化又は水蒸気改質によって製造する。未精製の合成ガスには、二酸化炭素、硫化水素又は硫化カルボニルなどの酸性ガスが含まれ、これらを除去する必要がある。

工業的規模では、流体ストリームから二酸化炭素などの酸性ガスを除去するために、有機塩基、例えば、特にアルカノールアミンなどのアミンの水溶液を吸収媒体としてしばしば使用する。酸性ガスの溶解により、塩基及び酸性ガス成分からイオン性生成物の形成が生じる。吸収媒体は、加熱、より低い圧力への減圧、又はストリッピングにより再生でき、ここでイオン性生成物は逆反応して酸性ガスを形成し、及び／又はこの酸性ガスは、蒸気によりストリッピングされる。吸収媒体は、再生過程後、再利用できる。

吸収媒体は、酸性ガスだけでなく、流体ストリーム中に存在する他の非酸性で低沸点の化合物、例えばメタン又はエタンもしばしば吸収する。前記化合物は、アミンとイオン性生成物を形成しないので、吸収媒体として使用されるアミン水溶液中で酸性ガスほど強く結合しない。典型的には、メタン又はエタンなどの非酸性で低沸点の化合物は、再生器の上流の減圧段階で選択的に脱着される。

流体ストリームには、より高沸点の炭化水素、特に、ベンゼン、トルエン、エチルベンゼン及びキシレン（ＢＴＥＸ）を含むＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素を含むものもある。これらも吸収媒体中に少なくとも部分的に吸収され得る。前記炭化水素は、メタン又はエタンと比較して比較的沸点が高いため、再生器の上流の従来の減圧段階においては、脱着される場合でもほんの僅かな程度にしか脱着されない。Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素のかなりの部分は、再生器内で行われる酸性ガスの脱着時にのみ、吸収媒体から出ていく。よって、エタンの沸点よりも高い沸点を有するより高沸点の炭化水素の少なくとも一部分は、外に出て行く酸性ガスストリームを介して失われるか、そうでなければ、その回収のための追加経費が発生する。これらのより高沸点の炭化水素の一部分は、健康に非常に有害である。これは、特にベンゼン及び他の芳香族炭化水素、例えばトルエン、エチルベンゼン又はキシレンなどに当てはまる。これらの炭化水素による酸性ガスストリームの混入は、可能な限り低いレベルに抑えるべきである。Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素は、再生工程で望ましくない発泡をもたらす。ＢＴＥＸ炭化水素は、高級炭化水素の可溶化剤として作用し、発泡の問題を悪化させる。

過去には、吸収媒体中に吸収されたＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素を酸性ガスとは別に脱着させる試みが、例えばＵＳ６６０７５８５Ｂ２においてなされている。そこには、除去された酸性ガス中のベンゼン、トルエン、エチルベンゼン及びキシレン（ＢＴＥＸ）並びに揮発性脂肪族炭化水素（ＶＯＣ）の含有量を減少させるガス洗浄方法が記載されている。これは、ＢＴＥＸストリッパー中でＣＯ_２−及びＨ_２Ｓ−を取り込んだアミン水溶液からこれらの炭化水素を、ストリッピングし、前記溶液を再生器に導入する前に焼却することによって達成される。

ＵＳ６６０７５８５Ｂ２の方法は欠点を有する。まず、ＢＴＥＸ及びＶＯＣを除去するための追加のストリッパーが必要となる。さらに、ＢＴＥＸ及びＶＯＣをストリッピングするために、吸収器の頂部で得られる／下流の洗浄ユニットの、価値の高い生成物（脱酸された天然ガス）の一部分を、ＢＴＥＸストリッパー内に通している。さらに、再生器から得られる再生されたアミン溶液の一部分をＢＴＥＸストリッパー内に通して、ストリッピングした酸性ガスで確実に逆洗する。よって、酸性ガス中のＢＴＥＸ及びＶＯＣ含量を減少させるためには、１つの追加のストリッパー及び２つの追加のストリーム及びそのために必要な導管などが必要である。よって、ＵＳ６６０７５８５Ｂ２の方法におけるＢＴＥＸの除去は、かなりの追加経費を生じさせる。

ＵＳ２００２／００１２６２２Ａ１には、酸性ガス含有気体ストリームの脱酸に使用される、アミンを含んだ吸収媒体からＶＯＣを除去する方法が記載されている。これは、取り込み済みの吸収媒体をフラッシュタンク内に通すことを含む。フラッシュタンクは、その中にＶＯＣが遊離するよう、ただしＣＯ_２はほんの少量のみが遊離するように、選択的に動作する。よって、フラッシュタンク内の圧力は、例えば４．５バール（６４．７ｐｓｉａ）であり、温度は８７．２℃（１８９°Ｆ）である。

８３ｒｄ Ｇａｓ Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ Ａｎｎｕａｌ Ｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎ（２００４年３月１４日〜１７日）の「Ｈｙｄｒｏｃａｒｂｏｎｓ ａｎｄ ＢＴＥＸ Ｐｉｃｋｕｐ ａ ｎｄ Ｃｏｎｔｒｏｌ ｆｒｏｍ Ａｍｉｎｅ Ｓｙｓｔｅｍｓ」という表題の議事録で、Ｂｕｌｌｉｎ及びＢｒｏｗｎは、取り込み済みの５０％メチルジエタノールアミンを最初に「リッチフラッシュ（rich flash）」を通過させ、それから熱交換器を通過させてその後「ホットフラッシュ（hot flash）」を通過させる方法のシミュレーションを記述している。再生された吸収媒体からの熱は、熱交換器中で取り込み済みの吸収媒体に伝達される。ベンゼンの吸収媒体からの遊離が６５．６℃（１５０°Ｆ）という低温からであるため、「ホットフラッシュ」は明らかに低圧で運転される。さらに、「ホットフラッシュ」は、ベンゼンだけでなく大量のＣＯ_２をも遊離するので、ＢＴＥＸの除去には効率的に用いることができない。Ｍｃｉｎｔｙｒｅらは、８０ｔｈ Ｇａｓ Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ Ａｎｎｕａｌ Ｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎ（２００１年３月１２−１４日）の「Ｒｅｃｅｎｔ ＧＰＡ Ｄａｔａ Ｉｍｐｒｏｖｅｓ ＢＴＥＸ Ｐｒｅｄｉｃｔｉｏｎｓ ｆｏｒ Ａｍｉｎｅ Ｓｗｅｅｔｅｎｉｎｇ Ｆａｃｉｌｉｔｉｅｓ」という表題の議事録で、同様のシミュレーションを記載している。

ＷＯ２０１４／１９９０３６は、ＣＯ_２を取り込んだ吸収溶液を、（中圧フラッシュタンクへ任意に減圧した後に、）穏やかに加熱し、次いで前記溶液を低圧フラッシュタンク内へ減圧して気体の炭化水素含有画分（とりわけＢＴＥＸ）を遊離させ、炭化水素を除去した吸収溶液を得ることを説明している。加熱のための装置は、例えば高温の操作媒体を有する熱交換器である。低圧フラッシュタンクは、例えば、１．５バールで動作する。

ＷＯ２０１４／１９９０３６の方法の１つの欠点は、遊離した炭化水素が低圧で生成され、燃料ガス系に容易に供給することができないことである。遊離した炭化水素は有用なやり方で利用することが困難である；それら炭化水素は、燃料を加えて焼却している。さらに、ＢＴＥＸを十分に除去するには、かなりの技術的経費及び／又はエネルギー支出が必要となる。ＣＯ_２を取り込んだ吸収溶液を穏やかに加熱するために可能な限り最低限のエネルギーを供給する場合、ＢＴＥＸの十分な遊離には多数の理論段を有する巨大な低圧フラッシュタンクが必要となる。少量の熱の供給によって、吸収媒体中に存在するＢＴＥＸの大部分が十分に遊離するのは、そのときにのみ可能となる。対照的に、より小さい低圧フラッシュタンクを使用することで技術的経費を最小限に抑えることが求められる場合、エネルギーバランスを損なうだけとなる分離性能しか可能とならない。これは、取り込み済みの吸収媒体を、より高い温度で低圧フラッシュタンク内に通さなければならないからである。これはつまり、ＣＯ_２取り込み済み吸収溶液をより強く加熱することを必要とする。

ＵＳ６６０７５８５Ｂ２ ＵＳ２００２／００１２６２２Ａ１ ＷＯ２０１４／１９９０３６

Ｂｕｌｌｉｎ及びＢｒｏｗｎ、「Ｈｙｄｒｏｃａｒｂｏｎｓ ａｎｄ ＢＴＥＸ Ｐｉｃｋｕｐ ａｎｄ Ｃｏｎｔｒｏｌ ｆｒｏｍ Ａｍｉｎｅ Ｓｙｓｔｅｍｓ」、８３ｒｄ Ｇａｓ Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ Ａｎｎｕａｌ Ｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎ Ｍｃｉｎｔｙｒｅら、「Ｒｅｃｅｎｔ ＧＰＡ Ｄａｔａ Ｉｍｐｒｏｖｅｓ ＢＴＥＸ Ｐｒｅｄｉｃｔｉｏｎｓ ｆｏｒ Ａｍｉｎｅ Ｓｗｅｅｔｅｎｉｎｇ Ｆａｃｉｌｉｔｉｅｓ」、８０ｔｈ Ｇａｓ Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ Ａｎｎｕａｌ Ｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎ

本発明は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有流体ストリームから酸性ガスを除去する方法であって、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素を、容易に利用できる形態で、酸性ガスとは別に、最小限の技術的経費とエネルギー支出で生成する方法を提供することを目的とする。

この目的は、流体ストリームからＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素及び酸性ガスを除去する方法であって、
ａ） 流体ストリームを、少なくとも１種のアミンを含む吸収媒体と吸収区域で接触させて、脱酸された流体ストリーム及び酸性ガス取り込み済み吸収媒体を得、
ｂ） 前記取り込み済み吸収媒体を第１の熱交換器で加熱し、減圧区域内に５〜１０バールの圧力まで減圧して、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相及び炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を得、
ｃ） 炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体をストリッパーに通し、ストリッパー内で１〜２．５バールの圧力で酸性ガスを熱供給によって少なくとも部分的に遊離させて、再生された吸収媒体と酸性ガス含有ストリームを得、炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体は、ストリッパーに導入する前に第２の熱交換器で任意に加熱し、
ｄ） 再生された吸収媒体を吸収区域内へ再循環させる
方法によって達成される。

ここで、
第２の熱交換器が存在する場合、第２の熱交換器で使用する熱媒体は再生された吸収媒体であり、第１の熱交換器で使用する熱媒体は第２の熱交換器を通過した後の再生された吸収媒体であり、又は第２の熱交換器が存在しない場合は、第１の熱交換器で使用する熱媒体は再生された吸収媒体であり、
第１の熱交換器で伝達される熱量は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相が、５０体積％〜９７体積％の酸性ガスを、好ましくは７０体積％〜９５体積％の酸性ガスを、例えば８０体積％〜９５体積％の酸性ガスを含むような量である。

このように、第２の熱交換器が存在する場合、第２の熱交換器で使用する熱媒体は再生された吸収媒体であり、第１の熱交換器で使用する熱媒体は第２の熱交換器を通過した後の再生された吸収媒体である。そして第１の熱交換器及び第２の熱交換器で伝達される熱の相対量は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相が５０体積％〜９７体積％の酸性ガスを、好ましくは７０体積％〜９５体積％の酸性ガスを、例えば８０体積％〜９５体積％の酸性ガスを含むように重み付けを行う。

あるいは、第２の熱交換器が存在しない場合、第１の熱交換器で使用する熱媒体は再生された吸収媒体である。そして第１の熱交換器で伝達される熱量は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相が５０体積％〜９７体積％の酸性ガスを、好ましくは７０体積％〜９５体積％の酸性ガスを、例えば８０体積％〜９５体積％の酸性ガスを含むような量である。

再生された吸収媒体と取り込み済み吸収媒体との間の熱交換は、第１の熱交換器及び第２の熱交換器の２段階、又は第２の熱交換器が存在しない場合には１段階のみで行う。第１の熱交換は、取り込み済み吸収媒体を減圧区域内へ減圧する前に行う。第２の熱交換は、炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を、酸性ガスの一部分がさらなる減圧によって遊離する脱着区域を離れた後、ストリッパー内に入る前に、加熱するために使用する。第２の熱交換器で使用する熱媒体は再生された吸収媒体であり、第１の熱交換器で使用する熱媒体は、第２の熱交換器が存在する場合、第２の熱交換器を通過した後の再生された吸収媒体である。第２の熱交換器が存在しない場合には、第１の熱交換器で使用する熱媒体は、再生された吸収媒体である。これにより、本方法の最適な熱統合が達成される。

本方法の特定の実施形態では、第１の熱交換器及び第２の熱交換器で伝達される熱の相対量は、はるかに主要である方の第１の熱交換器の熱の量が伝達されるように重み付けを行う。不明瞭な場合、第２の熱交換器は使用されなくなる。

熱交換器内で伝達される熱の相対量は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素を含む減圧区域の気相が、比較的高い割合の酸性ガスを含有するように重み付けを行う。第２の熱交換器が存在しない場合、第１の熱交換器内で伝達される熱量は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素を含む減圧区域の気相が、比較的高い割合の酸性ガスを含有するような量である。比較的高い割合の酸性ガスは、気相中のＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素を希釈し、その分圧を低下させるので、慎重に受け入れられる。これは、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素の分配平衡を気相の方向へ動かし、それでさらなるＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素の気相への移動が促進される。

本発明による方法では、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素が最小限の技術的経費で生成される。ＵＳ６６０７５８５Ｂ２の方法におけるＢＴＥＸの除去に伴う追加的な経費が回避される。特に、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素の遊離は、価値の高い生成物（脱酸された天然ガス）も、再生器／脱着区域から得られる再生アミン溶液も必要としない。

Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素は最小限のエネルギー支出で生成される。ＷＯ２０１４／１９９０３６とは対照的に、外部熱はストリッパー内のみで吸収媒体に供給され、一方で減圧区域内の遊離に必要な熱は専ら（内部）熱交換によって提供される。

Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素は、容易に利用できる形態で生成される。Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相は５〜１０バールの圧力で得られるので、燃料ガス系に前記相を供給するための追加の圧縮経費は必要としない。燃料ガス系は、通常、少なくとも５バールの圧力で動作する。

流体ストリームは、少なくとも１種のアミンを含む吸収媒体と吸収区域で接触させる。流体ストリームは、好ましくは３０〜１２０バール、特に５０〜８０バールの圧力で、吸収媒体と吸収区域で接触させる。これにより、少なくとも部分的に脱酸された流体ストリーム（ここでは脱酸流体ストリームと称する）と、酸性ガス取り込み済み吸収媒体とが得られる。

吸収媒体による流体ストリームの処理は、好ましくは向流で行う。このようにして流体ストリームは一般に、吸収区域の下部領域に供給され、吸収媒体は上部領域に供給される。吸収区域の上方で、吸収媒体は、適切な液体分配器を介して吸収区域の断面にわたって分布させてもよい。接触を改善し、大きな物質移動界面を提供するために、吸収区域は一般に、例えば不規則充填物、規則充填物及び／又はトレイなどの内部構造物を含む。吸収媒体による流体ストリームの処理は、吸収タワー／吸収塔、例えば、不規則充填塔、構造充填塔又はトレイを有する塔で適切に行われる。吸収区域は、流体ストリームが吸収媒体と物質移動接触するようになる吸収塔の区分であるとみなされる。

吸収区域に導入される吸収媒体の温度は、一般に約２０〜６０℃である。

脱酸流体ストリームは、水性液体と接触させてよい。これは、同伴する吸収媒体成分を洗い落し、及び／又は、入ってくるストリームを介して導入される水よりも、外に出ていくストリームを介して排出される水の方が多い場合、本方法の水バランスを均等化する役目を果たすことができる。

水性液体は、固有の液体、すなわち、本方法の別の地点で生成される水性液体、又は外部供給源から供給される水性液体であってよい。水性液体は、好ましくは、下流の脱酸流体ストリーム（いわゆる吸収器頂部凝縮液）の冷却中に形成される凝縮液、又は酸性ガス含有ストリーム（いわゆる酸性ガス凝縮液）の冷却中に形成される凝縮液及び／又は新鮮な水を含む。

水性液体は、例えば、吸収区域の上部領域に供給してよい。

あるいは、水性液体を任意の洗浄区域に供給してもよい。洗浄液は、洗浄区域内で脱酸流体ストリームに対して向流で流す。洗浄区域は、好ましくは、流体ストリームと洗浄液との間の接触を強化するために、不規則充填物、規則充填物及び／又はトレイを含む。洗浄液は、洗浄区域の上部で、適切な液体分配器を介して洗浄区域の断面にわたって分布させてよい。

洗浄区域は、吸収区域の上方に配置された吸収塔の一区分として構成してよい。これを達成するために、洗浄区域は、吸収媒体供給部の上方に配置される逆洗区分又は整流区分（rectifying section）として構成される吸収塔の一部分である。

洗浄液は、洗浄区域を介して再循環させてよい。これは、洗浄液を洗浄区域の下方で回収することによって達成され、例えば適切な回収トレイを用いて、及びポンプを介して、洗浄液を洗浄区域の上端に送ることによって達成される。再循環させる洗浄液は、好ましくは２０℃〜７０℃の、特に３０℃〜６０℃の温度に冷却してよい。これは、洗浄液を冷却器に再び循環させることで有利に達成される。洗い落された吸収媒体成分が洗浄液中に蓄積するのを防ぐために、洗浄液の支流を洗浄区域から排出する。

取り込み済み吸収媒体は、第１の熱交換器で加熱する。取り込み済み吸収媒体は、熱交換器で間接熱交換によって加熱する。本発明による方法では、第１の熱交換器として１つの液体から別の液体へ熱を伝達するのに適したあらゆる形態の間接的熱交換器を用いてよい。第１の熱交換器では、取り込み済みの吸収媒体は、例えば８５℃〜１０５℃の範囲の温度に加熱する。

酸性ガスを取り込んだ吸収媒体を、第１の熱交換器に入る前又はその間にでも、部分的に減圧することが可能である。この利点は、酸性ガスを取り込んだ吸収媒体が形成される吸収区域における高圧に耐えられるように、熱交換器を設定する必要がないことである。酸性ガスを取り込んだ吸収媒体は、例えば減圧区域に入る前に、ポンピングなどの能動的搬送手段を必要としない程度にまで、減圧することが好ましい。

第１の熱交換器で加熱する取り込み済み吸収媒体は、５〜１０バールの圧力まで、好ましくは＞６〜１０バールの圧力まで減圧区域内へ減圧される。

減圧区域は、例えばフラッシュタンクに統合して、そこで取り込み済み吸収媒体を減圧してよい。

第１の熱交換器で加熱した取り込み済み吸収媒体を減圧すると、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相と炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体が得られる。流体ストリームの共吸収成分、例えば不活性ガス、酸素及び／又は炭化水素、例えば特にＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素などが遊離する。少量の酸性ガスもまた遊離する；Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相は、５０体積％〜９７体積％の酸性ガスを含む。しかしながら、酸性ガスの主要量は、この減圧区域では遊離しない。

Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相は、減圧区域から上方向に流出させる。フラッシュタンクの頂部に取り付けられた導管を介して、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相を取り出すことが好ましい。

炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体は、減圧区域から下方向に排出させる。前記媒体は、好ましくは、フラッシュタンクの底部に取り付けられた導管を介して排出する。

得られる炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体は、例えば、任意の第２の熱交換器に直接送るか、又は最初にさらに減圧する。

好ましい実施形態では、炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体の再生は減圧工程を含み、ここでさらなる減圧、第２の熱交換器における中間加熱操作、及びストリッパーにおける完全な再生によって酸性ガスの一部分が遊離する。この目的のために、第２の熱交換器での加熱の前に、炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を、１〜２．５バールの圧力まで脱着区域内へ減圧し、酸性ガス含有ストリームとの直接熱交換によって予熱する。

脱着区域は、例えば、炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体が中で減圧される低圧フラッシュタンク内に統合してよい。酸性ガス含有ストリームが脱着区域の下方で低圧フラッシュタンク内に導入される場合、炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体が脱着区域の上方で低圧フラッシュタンク内に導入されることが好ましい。

また、脱着区域は、ストリッパーに統合してもよい。

この好ましい実施形態は、以下の実施例によって証明する、さらなる驚くべきエネルギー要求量の減少という利点を提供する。

炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を、第２の熱交換器で加熱する。取り込み済み吸収媒体は、熱交換器の間接熱交換によって加熱する。本発明による方法は、第２の熱交換器として１つの液体から別の液体へ熱を伝達するのに適したあらゆる形態の間接的熱交換器を用いてよい。

第２の熱交換器で加熱した炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を、ストリッパーに通す。

第２の熱交換器が存在しない場合、減圧区域で得られる炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を、直接ストリッパーに通すことができる。

ストリッパーにおいて、酸性ガスは、熱を供給することにより１〜２．５バールの圧力で少なくとも部分的に遊離する。これにより、吸収区域内に再循環させる再生吸収媒体と、酸性ガス含有ストリームとが得られる。

酸性ガスは一般に、炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を１００℃〜１５０℃、例えば１００℃〜１４０℃、特に１０５℃〜１３５℃に加熱することにより遊離する。これは、ストリッパーの下部分の蒸発器を介して減圧吸収媒体を加熱し、部分的に蒸発させることによって達成され得る。

蒸発器は好ましくはストリッパーの外部に配置する。底部からの吸収媒体は蒸発器内に通し、蒸発器内で形成される少なくとも蒸気はストリッパーに戻す。

ストリッパーの底部は、トレイを備えた上部及び下部の底部区画に分割してよい。一実施形態では、トレイ上に回収した吸収媒体は、ストリッパーの外部に配置した蒸発器に通し、蒸発器で形成された蒸気及び蒸発器で加熱した液体吸収媒体は、下部の底部区画内に通す。

ストリッパーは一般に、底部の上方に配置された再生区域を有する。加熱した炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体は、好ましくは、再生区域の上方のストリッパーに導入する。再生区域では、蒸発器で生成された蒸気は、再生区域を通って下方に流れる吸収媒体に対して向流で流す。再生吸収媒体は、有利にはストリッパーの底部から排出する。

第２の熱交換器が存在する場合、本発明による方法の好ましい実施形態では、脱着区域内へ減圧された炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を、上記に述べたように酸性ガス含有ストリームで予熱する。この目的のために、再生区域から上方向に出ていく酸性ガス含有ストリームを脱着区域内に通してよい。

これは、種々の手法で達成できる。例えば、脱着区域は、ストリッパー内の再生区域の上方に配置されてよく、再生区域から上方向に流出する酸性ガス含有ストリームは、下方から直接脱着区域に入ってよい。一般に、脱着区域から下方向へ出る吸収媒体は、それから第２の熱交換器を通過して再生区域に入る。脱着区域を下方向に出る吸収媒体は、例えば回収トレイ上に回収され、回収トレイからストリッパーの外に排出され、第２の熱交換器を通り、次いで回収トレイの下方のストリッパーに戻される。

脱着区域は、ストリッパーから間隔をあけて配置された低圧フラッシュタンクに統合してもよく、酸性ガス含有ストリームはストリッパーの頂部で排出し、脱着区域の下方の低圧フラッシュタンク内に導入する。

酸性ガス含有ストリームは、再生区域を離れた後に／脱着区域が設けられている場合は脱着区域を離れた後に、整流区域を通過させてよい。例えば、脱着区域がストリッパーに配置されている場合、整流区域をストリッパーの脱着区域の上方に配置することが好ましい。対照的に、脱着区域が低圧フラッシュタンクに統合されている場合は、整流区域を低圧フラッシュタンク内の脱着区域の上方に配置することが好ましい。

整流区域は、適切には、規則充填物、不規則充填物及び／又は複数のトレイを含む。

酸性ガス含有ストリームは一般に冷却して、本文書で酸性ガス凝縮液と称する水相に凝縮させる。脱着区域が存在する場合、酸性ガス含有ストリームが脱着区域を通過した後に冷却を行うことが好ましい。整流区域が存在する場合、酸性ガス含有ストリームが整流区域を通過した後に冷却を行うことが好ましい。脱着区域及び整流区域の両方が存在する場合、酸性ガス含有ストリームが両方の区域を通過した後に冷却を行うことが好ましい。酸性ガス凝縮液は、整流区域、脱着区域又は再生区域内に、還流として少なくとも部分的に再生利用できる。酸性ガス凝縮液は、例えば吸収区域の上部部分に導入することによって、又は脱酸流体ストリームが接触する水性液体として酸性ガス縮合液を使用することによって、吸収媒体回路に少なくとも部分的に導入してもよい。酸性ガス凝縮液の一部をプロセスから排出することも可能である。排出は、例えば、制御可能な還流分配器によって行ってよい。

再生吸収媒体は、第２の熱交換器が存在する場合、第２の熱交換器の熱媒体として使用する。ストリッパーの底部から排出される再生吸収媒体は、次いで好ましくは熱媒体としての第２の熱交換器内に通す。

第２の熱交換器を通過した後に得られる再生吸収媒体はそれから、第２の熱交換器が存在する場合、第１の熱交換器の熱媒体として使用する。これは、好ましくは、第２の熱交換器から出ていく再生吸収媒体を第１の熱交換器内に直接通すことによって達成される。第２の熱交換器が存在しない場合、ストリッパーから排出された再生吸収媒体は第１の熱交換器内に通す。

本発明によれば、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相は５０〜９７体積％の酸性ガスを含む。この目的のために、第１の熱交換器で十分な熱を伝達させるか、又は第１の熱交換器及び第２の熱交換器で伝達される相対的な熱量を適切に重み付けする。

不活性ガス、酸素及び／又は炭化水素などの共吸収成分よりも、酸性ガスが、アミン含有の、つまり塩基性の吸収媒体中でイオン結合し、よってより強固に結合することを、当業者は理解するであろう。よって、第１の熱交換器で非常にわずかな熱しか伝達されない場合、これはＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相中の酸性ガスの５０体積％の下限を満たさない結果となる。なぜなら、実質的にゆるくしか結合しない不活性ガス、酸素及び／又は炭化水素などの共吸収成分が脱着されるためである。これとは対照的に、第１の熱交換器で大量の熱が伝達されると、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相の９７体積％という酸性ガスの上限を超過する。なぜなら、不活性ガス、酸素及び／又は炭化水素などの共吸収成分だけでなく、大量の酸性ガスも脱着されるためである。当業者によく知られているように、この関係が、伝達される熱量と脱着される気相中の酸性ガス割合との間にあるため、第１の熱交換器及び任意に第２の熱交換器で伝達される熱量は、容易に調節できる。

Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相は、好ましくは、７０〜９５体積％の酸性ガス、例えば８０〜９５体積％の酸性ガスを含む。しかしながら、９５体積％を超える、又は特に９７体積％を超える極端な希釈は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相の有用性を制限するので望ましくない。例えば、酸性ガスの割合が非常に高いと、気相に存在する炭化水素による燃料ガス系の動作が妨げられる。

本発明による方法の一実施形態では、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素をＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相から少なくとも部分的に凝縮させ、未凝縮成分を吸収区域内に通す。Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有凝縮液が形成される冷却器を通過させてよい。Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有凝縮液は相分離容器中の未凝縮成分から除去され、未凝縮成分は吸収区域内に通す。

吸収媒体は、少なくとも１種のアミンを含む。

以下のアミンが好ましい：
（ｉ） 式Ｉ：
ＮＲ^１（Ｒ^２）_２ （Ｉ）
（式中、Ｒ^１は、Ｃ_２〜Ｃ_６−ヒドロキシアルキル基、Ｃ_１〜Ｃ_６−アルコキシ−Ｃ_２〜Ｃ_６−アルキル基、ヒドロキシ−Ｃ_１〜Ｃ_６−アルコキシ−Ｃ_２〜Ｃ_６−アルキル基及び１−ピペラジニル−Ｃ_２〜Ｃ_６−アルキル基から選択され、Ｒ^２は、Ｈ、Ｃ_１〜Ｃ_６−アルキル基及びＣ_２〜Ｃ_６−ヒドロキシアルキル基から独立して選択される）のアミン；
（ｉｉ） 式ＩＩ：
Ｒ^３Ｒ^４Ｎ−Ｘ−ＮＲ^５Ｒ^６ （ＩＩ）
（式中、Ｒ^３、Ｒ^４、Ｒ^５及びＲ^６は、Ｈ、Ｃ_１〜Ｃ_６−アルキル基、Ｃ_２〜Ｃ_６−ヒドロキシアルキル基、Ｃ_１〜Ｃ_６−アルコキシ−Ｃ_２〜Ｃ_６−アルキル基及びＣ_２〜Ｃ_６−アミノアルキル基から互いに独立して選択され、Ｘは、Ｃ_２〜Ｃ_６−アルキレン基、−Ｘ^１−ＮＲ^７−Ｘ^２−又は−Ｘ^１−Ｏ−Ｘ^２−を表し、このＸ^１及びＸ^２は、互いに独立してＣ_２〜Ｃ_６アルキレン基を表し、Ｒ^７は、Ｈ、Ｃ_１〜Ｃ_６−アルキル基、Ｃ_２〜Ｃ_６−ヒドロキシアルキル基又はＣ_２〜Ｃ_６−アミノアルキル基を表す）のアミン；
（ｉｉｉ） 環中に少なくとも１個の窒素原子を有し、環中に窒素及び酸素から選択される１個又は２個のさらなるヘテロ原子を含み得る５〜７員飽和複素環式化合物、及び
（ｉｖ） それらの混合物。

具体的な例としては：
（ｉ） ２−アミノエタノール（モノエタノールアミン）、２−（メチルアミノ）エタノール、２−（エチルアミノ）エタノール、２−（ｎ−ブチルアミノ）エタノール、２−アミノ−２−メチルプロパノール、Ｎ−（２−アミノエチル）ピペラジン、メチルジエタノールアミン、エチルジエタノールアミン、ジメチルアミノプロパノール、ｔ−ブチルアミノエトキシエタノール、２−アミノ−２−メチルプロパノール；
（ｉｉ） ３−メチルアミノプロピルアミン、エチレンジアミン、ジエチレントリアミン、トリエチレンテトラアミン、２，２−ジメチル−１，３−ジアミノプロパン、ヘキサメチレンジアミン、１，４−ジアミノブタン、３，３−イミノビスプロピルアミン、トリス（２−アミノエチル）アミン、ビス（３−ジメチルアミノプロピル）アミン、テトラメチルヘキサメチレンジアミン；
（ｉｉｉ） ピペラジン、２−メチルピペラジン、Ｎ−メチルピペラジン、１−ヒドロキシエチルピペラジン、１，４−ビスヒドロキシエチルピペラジン、４−ヒドロキシエチルピペラジン、ホモピペラジン、ピペリジン、２−ヒドロキシエチルピペリジン及びモルホリン；及び
（ｉｖ） それらの混合物、である。

好ましい実施形態では、吸収媒体は少なくとも１種のアミン、モノエタノールアミン（ＭＥＡ）、メチルアミノプロピルアミン（ＭＡＰＡ）、ピペラジン、ジエタノールアミン（ＤＥＡ）、トリエタノールアミン（ＴＥＡ）、ジエチルエタノールアミン（ＤＥＥＡ）、ジイソプロピルアミン（ＤＩＰＡ）、アミノエトキシエタノール（ＡＥＥ）、ジメチルアミノプロパノール（ＤＩＭＡＰ）及びメチルジエタノールアミン（ＭＤＥＡ）又はそれらの混合物を含む。

アミンは、好ましくは、立体障害アミン又は第三級アミンである。立体障害アミンは、アミン窒素が少なくとも１個の第二級炭素原子及び／又は少なくとも１個の第三級炭素原子に結合している第二級アミンであり；又はアミン窒素が第三級炭素原子に結合している第一級アミンである。１つの好ましい立体障害アミンは、ｔ−ブチルアミノエトキシエタノールである。１つの好ましい第三級アミンは、メチルジエタノールアミンである。

アミンが立体障害アミン又は第三級アミンである場合、吸収媒体は好ましくは活性化剤をさらに含む。活性化剤は一般に立体障害のない第一級又は第二級アミンである。これらの立体障害のないアミンにおいて、少なくとも１つのアミノ基のアミン窒素は、第一級炭素原子及び水素原子にのみ結合している。

立体障害のない第一級又は第二級アミンは、例えば、
アルカノールアミン、例えばモノエタノールアミン（ＭＥＡ）、ジエタノールアミン（ＤＥＡ）、エチルアミノエタノール、１−アミノ−２−メチルプロパン−２−オール、２−アミノ−１−ブタノール、２−（２−アミノエトキシ）エタノール及び２−（２−アミノエトキシ）エタンアミン、
ポリアミン、例えばヘキサメチレンジアミン、１，４−ジアミノブタン、１，３−ジアミノプロパン、３−（メチルアミノ）プロピルアミン（ＭＡＰＡ）、Ｎ−（２−ヒドロキシエチル）エチレンジアミン、３−（ジメチルアミノ）プロピルアミン（ＤＭＡＰＡ）、３−（ジエチルアミノ）プロピルアミン、Ｎ，Ｎ’−ビス（２−ヒドロキシエチル）エチレンジアミン、
環中に少なくとも１個のＮＨ基を有し、環中に窒素及び酸素から選択される１個又は２個のさらなるヘテロ原子を含み得る５員、６員又は７員飽和複素環式化合物、例えばピペラジン、２−メチルピペラジン、Ｎ−メチルピペラジン、Ｎ−エチルピペラジン、Ｎ−（２−ヒドロキシエチル）ピペラジン、Ｎ−（２−アミノエチル）ピペラジン、ホモピペラジン、ピペリジン及びモルホリン、
から選択される。

環中に少なくとも１個のＮＨ基を有し、環中に窒素及び酸素から選択される１個又は２個のさらなるヘテロ原子を含み得る５員、６員又は７員飽和複素環式化合物が特に好ましい。ピペラジンが非常に特に好ましい。

一実施形態では、吸収媒体はメチルジエタノールアミン及びピペラジンを含む。

活性化剤の立体障害アミン又は第三級アミンに対するモル比は、好ましくは０．０５〜１．０の範囲、特に好ましくは０．０５〜０．７の範囲である。

吸収媒体は、一般に１０質量％〜６０質量％のアミンを含む。

吸収媒体は好ましくは水性である。

吸収媒体は、物理溶媒をさらに含んでよい。適切な物理溶媒は、例えば、Ｎ−メチルピロリドン、テトラメチレンスルホン、メタノール、オリゴエチレングリコールジアルキルエーテル、例えばオリゴエチレングリコールメチルイソプロピルエーテル（ＳＥＰＡＳＯＬＶ ＭＰＥ）、オリゴエチレングリコールジメチルエーテル（ＳＥＬＥＸＯＬ）である。物理的溶媒は一般に吸収媒体中に１質量％〜６０質量％の、好ましくは１０質量％〜５０質量％の、特に２０質量％〜４０質量％の量で存在する。

好ましい実施形態において、吸収媒体は１０質量％未満の、例えば５質量％未満の、特に２質量％未満の無機塩基性塩、例えば炭酸カリウムなどを含む。

吸収媒体は、腐食防止剤、酸化防止剤、酵素などの添加剤を含んでもよい。一般に、そのような添加剤の量は、吸収媒体の約０．０１〜３質量％の範囲である。

本発明による方法は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素及び酸性ガスを含むあらゆる流体ストリームに適している。供給される流体ストリームは、好ましくは、０．０１体積％〜３０体積％、特に０．５体積％〜１０体積％の酸性ガス、及び１〜５００００ｐｐｍｖ、特に１０〜５０００ｐｐｍｖのＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素を含む流体ストリームから選択される。

酸性ガスは、例えば、ＣＯ_２、Ｈ_２Ｓ、ＳＯ_２、ＣＳ_２、ＨＣＮ、ＣＯＳ及びメルカプタンを含んでよい。

ベンゼン、トルエン、エチルベンゼン及びキシレンから選択されるＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素の除去は、特に望ましい。それは、除去されたＣＯ_２などの酸性ガスストリームを有する雰囲気中に、特にこれら芳香族炭化水素の制限された量のみを流出させることができ、又は高価で複雑な酸性ガスストリームの後処理、例えば高温での焼却が、ＢＴＥＸ除去のために必要とされるからである。さらに、前記炭化水素は、除去したＨ_２Ｓ含有ストリームから硫黄を製造するために使用される触媒を損傷する。従って、本発明の方法に従って除去するべきＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素は、好ましくは、ベンゼン、トルエン、エチルベンゼン及びキシレンから選択される芳香族炭化水素を含む。

本発明による方法は、一酸化炭素含有流体ストリームから、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相と一緒に、又はその代わりに、一酸化炭素を除去するために使用できる。よって本発明による方法は、流体ストリームから一酸化炭素及び酸性ガスを除去するためにも使用できる。そして一酸化炭素は、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素のように、吸収媒体中に物理的に溶解するのみなので、減圧区域で得られる気相を介して大規模に流出する。その後ストリッパー中で遊離した酸性ガスの一酸化炭素含量は、従来技術の方法と比較して低減させることが可能である。一酸化炭素の（追加の）除去のために本発明による方法を使用することが、酸性ガスを一酸化炭素に富む流体ストリーム、例えば合成ガスから分離している場合に特に推奨される。酸性ガスストリームの遊離の間に遵守すべきＣＯ排出限界は、より容易に、すなわち任意で、低減された後処理経費で遵守できる。

本発明による方法は、広範囲の異なる圧力で流体ストリームを供給できる。供給される流体ストリームが３０〜１２０バール、特に５０〜８０バールの圧力を有することが好ましい。

供給される流体ストリームは、例えば、天然ガス、合成ガス、コークス炉ガス、分解ガス、石炭ガス化ガス、サイクルガス、埋立ガス及び燃焼ガス、又は吸収媒体と実質的に不混和性の液体、例えばＬＰＧ（液化石油ガス）又はＮＧＬ（天然ガス液）などのガスであり得る。

好ましい実施形態では、供給される流体ストリームは、
（ｉ）水素含有流体ストリーム；これには、例えば、石炭ガス化又は水蒸気改質によって製造可能な合成ガスが含まれ、これらは任意に水性ガス転化反応に供される。この合成ガスは、例えばアンモニア、メタノール、ホルムアルデヒド、酢酸、尿素の製造用に、フィッシャー・トロプシュ合成に、又は石炭ガス化複合発電（ＩＧＣＣ）プロセスでのエネルギー生成に使用される。

（ｉｉ）炭化水素を含む流体ストリーム；これには天然ガス、種々の精製プロセス、例えば排ガスユニット（ＴＧＵ）、ビスブレーカー（ＶＤＵ）、接触分解装置（ＬＲＣＵＵ／ＦＣＣ）、水素化分解装置（ＨＣＵ）、水素化処理装置（ＨＤＳ／ＨＴＵ）、コーカー（ＤＣＵ）、常圧蒸留（ＣＤＵ）又は液体処理装置（例えばＬＰＧ）などのオフガスが含まれる。

本発明による方法の好ましい実施態様において、供給される流体ストリームは天然ガスである。

一実施形態では、供給される流体ストリーム中の酸性ガスの分圧は３バール未満、好ましくは２バール未満、特に１バール未満である。

本発明による方法は、吸収区域を通過する吸収媒体の温度が、吸収区域内で低下するか、一定のままであるか、又は例えば１０Ｋ又は５Ｋ以下などわずかな程度にしか増加しないように吸収区域を動作させる場合に、特に有利である。吸収区域に導入した吸収媒体の温度から、吸収区域から排出した取り込み済み吸収媒体の温度を差し引いた差が、−２５Ｋ〜＋３５Ｋの範囲、特に−５Ｋ〜＋２０Ｋの範囲にある場合が好ましい。そうすると、第１の熱交換器から出ていく再生吸収媒体を吸収区域内へ再循環させる前に、その再生吸収媒体を冷却する必要はほとんど又は全くなくなる。それは、既に、第１の熱交換器内で取り込み済み吸収媒体との熱交換によって十分な冷却が達成されているためである。結果として、さらなる冷却用の経費は、大部分が又は完全に回避される。この場合特に、第１の熱交換器において圧倒的な量の熱を伝達すること、又は第２の熱交換器を避けることが可能である。これは、得られる、低温の、酸性ガスを取り込んだ吸収媒体を、より強力に加熱する必要があるためである。取り込み済み吸収媒体を十分に強力に加熱するだけで、必要な酸性ガス含量を有するＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相が、減圧区域で、本発明に従って規定した圧力で得られる。

吸収媒体の温度は、吸収区域を通過する間にいくつかの要因によって影響される。

低温の流体ストリームの供給は、吸収媒体の極端な加熱を妨げる。供給される流体ストリームの温度は、例えば７０℃未満、特に５０℃未満、例えば１０℃〜３５℃である。

（供給される流体ストリームと比較して）弱い吸収媒体ストリームも、吸収媒体の加熱を妨げる。吸収媒体ストリームの熱容量ストリームが供給される流体ストリームの熱容量ストリームよりも低い場合、酸性ガスの発熱吸収中に放出する熱は、主に脱酸流体ストリームを介して吸収区域から除去される。従って、２つの熱容量ストリームの商φは、好ましくは１未満、好ましくは０．９５未満、特に０．９０未満であり、φは次のように定義される。

式中、

は、吸収区域内に通した吸収媒体の質量流量であり、

は、供給した流体ストリームの質量流量であり、
ｃ_ｐａは、吸収区域内に通した吸収媒体の比熱容量であり、
ｃ_ｐｆは、供給した流体ストリームの比熱容量である。

供給された流体ストリームと比較して弱い吸収媒体ストリームは、供給される流体ストリーム中の酸性ガスの体積分率が小さい場合に特に、確実に酸性ガスを十分に除去する。好ましい実施形態では、供給される流体ストリーム中の酸性ガスの体積分率は、５体積％未満、好ましくは３．３体積％未満、特に２．５体積％未満、例えば０．１〜２．５体積％である。

本発明による方法の特に好ましい実施形態において、供給される流体ストリームの温度は７０℃未満、特に５０℃未満、例えば１０℃〜３５℃である。供給される流体ストリーム中の酸性ガスの体積分率は、５体積％未満、好ましくは３．３体積％未満、特に２．５体積％未満、例えば０．１〜２．５体積％である。φは１未満、好ましくは０．９５未満、特に０．９０未満である。

本発明を、添付の図面及び以下の実施例により、より詳細に説明する。
図１は、本発明によらない方法を実施するための第２の熱交換器のみを含むプラントの概略図である。 図２は、本発明の方法を実施するための第１及び第２の熱交換器を含むプラントの概略図である。 図３は、本発明によらない方法を実施するための熱交換器を１つのみ含むプラントの概略図であり、ここで、炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を、第２の熱交換器で加温する前に脱着区域で１〜２．５バールの圧力まで減圧し、酸性ガス含有ストリームとの直接熱交換を介して予熱する。図３に示す方法の熱交換器は、本発明による方法の任意の第２の熱交換器に対応する。 図４は、本発明の方法を実施するための第１及び第２の熱交換器を含むプラントの概略図であり、ここで、炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を、第２の熱交換器で加熱する前に脱着区域で１〜２．５バールの圧力まで減圧し、酸性ガス含有ストリームとの直接的な熱交換を介して予熱する。

図１によれば、流体ストリーム１は吸収塔２の下部分を通過する。吸収塔２は、互いに重なり合って配置され、且つ充填物を含む２つの部分を含む吸収区域３を含む。吸収区域３で、流体ストリームは吸収区域の上方の導管４を介して吸収塔２に導入される吸収媒体と、向流で接触する。脱酸流体ストリームは導管１７を介して取り出す。新鮮な水を導管１８を介して供給する。

酸性ガスを取り込んだ吸収媒体は、吸収塔２の底部で取り出し、フラッシュタンク５の減圧区域に５〜１０バールの圧力までスロットルバルブ（図示せず）を介して減圧する。減圧により、流体ストリームの共吸収成分及びストリーム１６を介して取り出される酸性ガスの一部分の脱着が起こる。５〜１０バールの圧力まで減圧した吸収媒体は、熱交換器１９及び導管６を介してストリッパー７内に通す。ストリッパー７は、互いに重なり合って配置されており充填物を含む２つの部分を含む再生区域８を含む。ストリッパー７の下部分において、減圧した吸収媒体は、蒸発器９を介して加熱し、部分的に蒸発させる。温度上昇により、吸収された酸性ガスが放出される。酸性ガス含有ストリームは、ストリッパー７の頂部の導管１０を介して排出し、冷却器１１に送る。酸性ガス凝縮液が冷却器１１で得られ、相分離容器１２内に回収し、ストリッパー内へ再循環させる。酸性ガスは、ストリーム１３として取り出す。再生吸収媒体１４は、熱交換器１９、冷却器１５、ポンプ（図示せず）及び導管４を介して、吸収塔２に戻し再性循環させる。

図２は、本発明の実施形態を示す。図２の参照番号は、図１と同じ意味を有する。図１とは対照的に、吸収塔２の底部で取り出す酸性ガスを取り込んだ吸収媒体は、熱交換器２０を通過させ、次いで、フラッシュタンク５の減圧区域に５〜１０バールの圧力までスロットルバルブ（図示せず）を介して減圧する。再生吸収媒体１４は、熱交換器１９、熱交換器２０、冷却器１５、ポンプ（図示せず）及び導管４を介して、吸収塔２に戻し再循環させる。

図３の参照番号は、図１と同じ意味を有する。５〜１０バールの圧力に減圧した吸収媒体は、導管２３を介して低圧フラッシュタンク２４に通す。導管２３は、低圧フラッシュタンク内で導管の下方に配置される脱着区域と、低圧フラッシュタンク内で導管の上方に配置される整流区域２５の間をつなぐ。酸性ガス含有ストリームは、ストリッパー７の頂部で導管１０を介して排出し、低圧フラッシュタンク２４に送る。導管１０は、底部と脱着区域の間の領域内で低圧フラッシュタンク２４につながる。脱着区域において、導管１０を介して供給される酸性ガス含有ストリームは、導管２３を介して供給される吸収媒体と向流で接触する。酸性ガス含有ストリームはその後、整流区域２５を通過させ、低圧フラッシュタンク２４の頂部の導管２６を介して排出し、冷却器２７に送る。酸性ガス凝縮液が冷却器２７で得られ、相分離容器２８に回収し、整流区域２５の上方の領域の低圧フラッシュタンク２４内で再生利用する。酸性ガスはストリーム１３として取り出す。

１〜２．５バールに減圧した吸収媒体は、導管を介して低圧フラッシュタンクの底部から取り出し、任意のポンプ２９を用いて熱交換器１９及び導管３０を介してストリッパー７内に送る。再生区域８の下方で、吸収媒体を回収トレイ３１上に回収し、加熱して、蒸発器９を介して部分的に蒸発させ、回収トレイ３１の下方の底部領域内に通す。再生吸収媒体１４は、熱交換器１９、冷却器１５、ポンプ２２及び導管４を介して吸収塔２に戻し再生利用する。洗浄区域２１は、吸収塔２内の吸収区域３の上方に配置する。新鮮な水１８の供給は、洗浄区域２１の上方で行う。

図４は、本発明の実施形態を示す。図４の参照番号は、図１、２及び３と同じ意味を有する。図３とは対照的に、吸収塔２の底部で取り出す酸性ガスを取り込んだ吸収媒体は、熱交換器２０を通過させ、その後、フラッシュタンク５の減圧区域に５〜１０バールの圧力までスロットルバルブ（図示せず）を介して減圧する。再生吸収媒体１４は、熱交換器１９、熱交換器２０、冷却器１５、ポンプ２２及び導管４を介して吸収塔２に戻し再循環させる。

一般的情報
実施例の流体ストリーム１の組成、流速、温度及び圧力は、以下の通りであった：
２．００００体積％の ＣＯ_２
０．０００４体積％の Ｈ_２Ｓ
１．００００体積％の Ｎ_２
９２．９７９６体積％の ＣＨ_４
２．００００体積％の Ｃ_２Ｈ_６
１．００００体積％の Ｃ_３Ｈ_８
１．００００体積％の Ｃ_６Ｈ_１４
０．００５０体積％の ベンゼン
０．００５０体積％の トルエン
０．００５０体積％の エチルベンゼン
０．００５０体積％の ｏ−キシレン
流速（乾燥）： ５０００００ ｍ^３（ＳＴＰ）／ｈ
流速（水）： ７４ ｍ^３（ＳＴＰ）／ｈ
流速（全体）： ５０００７４ ｍ^３（ＳＴＰ）／ｈ
流速（全体）： ４０１６０５ ｋｇ／ｈ
温度： ３０．０°Ｃ 圧力： ６６．０ バール 本文書で報告するすべての圧力は絶対圧である。

本文書において、「ｍ^３（ＳＴＰ）／ｈ」は、標準的な１時間あたりの立方メートルで報告する体積流量である。標準立方メートルは、２７３．１５Ｋの温度及び１．０１３２５バールの圧力を指す。体積％の単位で報告するすべての値もこれらの条件を指す。

脱酸（いずれの場合もＣＯ_２残留含有量が０．００５体積％以下まで）流体ストリーム１７の温度はいずれの場合も５６℃であった。脱酸した流体ストリーム１７の圧力は、いずれの場合も６５．９バールであった。

すべての実施例において、吸収媒体は、３３．５質量％のメチルジエタノールアミン及び６．５質量％のピペラジンの水溶液であった。２４７ｔ／ｈの吸収媒体を４０．０℃の温度で、吸収区域上方の吸収塔２に導管４を介して導入した。導管１８を介して導入した新鮮水の温度も、同様に４０．０℃であった。吸収塔２の底部で取り出した酸性ガスを取り込んだ吸収媒体の温度は、いずれの場合も３５．４℃であった。

これらの例は、シミュレーションモデルを使用して実施した計算に基づく。相平衡はＰｉｔｚｅｒによるモデルを使用して記載した（Ｋ．Ｓ．Ｐｉｔｚｅｒ、Ａｃｔｉｖｉｔｙ Ｃｏｅｆｆｉｃｉｅｎｔｓ ｉｎ Ｅｌｅｃｔｒｏｌｙｔｅ Ｓｏｌｕｔｉｏｎｓ ２ｎｄ ｅｄ．、ＣＲＣ Ｐｒｅｓｓ、１９９１年、Ｃｈａｐｔｅｒ ３、Ｉｏｎ Ｉｎｔｅｒａｃｔｉｏｎ Ａｐｐｒｏａｃｈ： Ｔｈｅｏｒｙ）。吸収操作のシミュレーションは、物質移動に基づくアプローチを使用して記述する。この点についての詳細は、Ａｓｐｒｉｏｎに記述されている（Ａｓｐｒｉｏｎ，Ｎ．：Ｎｏｎｅｑｕｉｌｉｂｒｉｕｍ Ｒａｔｅ−Ｂａｓｅｄ Ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ ｏｆ Ｒｅａｃｔｉｖｅ Ｓｙｓｔｅｍｓ：Ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ Ｍｏｄｅｌ，Ｈｅａｔ Ｔｒａｎｓｆｅｒ，ａｎｄ Ｉｎｆｌｕｅｎｃｅ ｏｆ Ｆｉｌｍ Ｄｉｓｃｒｅｔｉｚａｔｉｏｎ，Ｉｎｄ．Ｅｎｇ．Ｃｈｅｍ．Ｒｅｓ．（２００６）４５（６），２０５４−２０６９）。

吸収塔２は、３２００ｍｍの直径を有し、それぞれ７メートルの充填物高さを有する２つの不規則充填物（ＩＮＴＡＬＯＸ（登録商標）Ｍｅｔａｌ Ｔｏｗｅｒ Ｐａｃｋｉｎｇ ＩＭＴＰ５０、Ｋｏｃｈ−Ｇｌｉｔｓｃｈ、Ｗｉｃｈｉｔａ、米国）を含む吸収区域３を含んでいた。ストリッパー７は、２３００ｍｍの直径を有し、それぞれ５メートルの充填物高さを有する２つの不規則充填物（ＩＮＴＡＬＯＸ（登録商標）Ｍｅｔａｌ Ｔｏｗｅｒ Ｐａｃｋｉｎｇ ＩＭＴＰ５０、Ｋｏｃｈ−Ｇｌｉｔｓｃｈ、Ｗｉｃｈｉｔａ、米国）を含む再生区域８を含んでいた。フラッシュタンク５／２４は、それぞれ２２００ｍｍの直径を有し、５メートルの充填物高さを有する不規則充填物（ＩＮＴＡＬＯＸ（登録商標）Ｍｅｔａｌ Ｔｏｗｅｒ Ｐａｃｋｉｎｇ ＩＭＴＰ５０、Ｋｏｃｈ−Ｇｌｉｔｓｃｈ、Ｗｉｃｈｉｔａ、米国）をそれぞれ含む減圧区域／脱着区域を含んでいた。

比較例１
図１によるプラントで方法の１つをシミュレートした。酸性ガスを取り込んだ吸収媒体をフラッシュタンク５内に６．２バールの圧力まで減圧した。ストリーム１６を介して排出した気相及びフラッシュタンクから下方向に排出した吸収媒体の両方の温度は、３４．６℃であった。ストリッパー７を１．７バールの圧力で操作した。新鮮な水１．８７ｔ／ｈを導管１８を介して供給した。

冷却器１１と１５及び蒸発器９のエネルギー要求量、並びに熱交換器１９を介して伝達される熱量を、表１に報告する。凝縮温度（冷却器１１）は通常の範囲内であり、この例及び残りの実施例及び比較例において同一であった。従ってストリーム１３の温度はすべての実施例及び比較例においても同一であった。

実施例２
図２によるプラントで方法の１つをシミュレートした。酸性ガスを取り込んだ吸収媒体をフラッシュタンク５内に６．２バールの圧力まで減圧した。ストリーム１６を介して排出した気相及びフラッシュタンクから下方向に排出した吸収媒体の両方の温度は、９５．８℃であった。ストリッパーを１．７バールの圧力で操作した。新鮮な水１．９５ｔ／ｈを導管１８を介して供給した。

冷却器１１と１５及び蒸発器９のエネルギー要求量、並びに熱交換器１９及び２０を介して伝達される熱量を、表１に報告する。

比較例３
図３によるプラントで方法の１つをシミュレートした。酸性ガスを取り込んだ吸収媒体をフラッシュタンク５内に６．２バールの圧力まで減圧した。ストリーム１６を介して排出した気相及びフラッシュタンクから下方向に排出した吸収媒体の両方の温度は、３４．６℃であった。低圧フラッシュタンクを１．７バールの圧力で、ストリッパーを１．８バールの圧力で操作した。新鮮な水１．８６ｔ／ｈを導管１８を介して供給した。

冷却器１１と１５及び蒸発器９のエネルギー要求量、並びに熱交換器１９を介して伝達される熱量を、表１に報告する。

実施例４
図４によるプラントで方法の１つをシミュレートした。酸性ガスを取り込んだ吸収媒体をフラッシュタンク５内に６．２バールの圧力まで減圧した。ストリーム１６を介して排出した気相及びフラッシュタンクから下方向に排出した吸収媒体の両方の温度は９５．８℃であった。低圧フラッシュタンクを１．７バールの圧力で、ストリッパーを１．８バールの圧力で操作した。新鮮な水１．９４ｔ／ｈを導管１８を介して供給した。

冷却器１１と１５及び蒸発器９のエネルギー要求量、並びに熱交換器１９及び２０を介して伝達される熱量を、表１に報告する。

＊：冷却により必要とされるエネルギー要求量は、負の接頭辞で報告する。比較例１のベースとなるシミュレーションでは、熱が１５で供給された（従って、接頭辞は正である）。
＊＊：この冷却器／熱交換器は、方法の実際の実施時には省略されるであろう。

実施例１〜４のストリーム１６及び１３の特性を、表２に報告する。

表２から明らかなように、本発明の実施例では、ストリーム１３を介して取り出した酸性ガス中のＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素（Ｃ_６Ｈ_１４、ベンゼン、トルエン、エチルベンゼン、ｏ−キシレン）の体積分率は、比較例よりも低い。このようにして、本発明によって、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素をより大きな割合で除去することが可能である。

さらにストリーム１６中のＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素は６．２バールの圧力で生成されるため、燃料ガス系に送るための追加の圧縮経費を必要としない。

実施例４では、蒸発器９の出力（すなわち、再生に必要な出力）は僅か１１．４ＭＷであり、実施例１〜３よりも３．２〜３．３ＭＷ低かった。冷却により必要とされるエネルギー要求量も、この例では実施例１〜３よりも低かった。よって、本発明の手順と、酸性ガス含有ストリームとの直接的な熱交換による炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体の予熱との組み合わせは、エネルギー要求量に関して相乗効果をもたらす。

Claims (15)

1. 流体ストリームからＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素及び酸性ガスを分離する方法であって、
   ａ） 前記流体ストリームを、少なくとも１種のアミンを含む吸収媒体と吸収区域で接触させて、脱酸された流体ストリーム、及び酸性ガス取り込み済み吸収媒体を得、
   ｂ） 前記取り込み済み吸収媒体を第１の熱交換器で加熱し、減圧区域内に０．５〜１ＭＰａ（５〜１０バール）の圧力まで減圧して、Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相、及び炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を得、
   ｃ） 前記炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体をストリッパーに通し、前記ストリッパー内で０．１〜０．２５ＭＰａ（１〜２．５バール）の圧力で前記酸性ガスを熱供給によって少なくとも部分的に遊離させて、再生された吸収媒体と酸性ガス含有ストリームを得、前記炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体は、前記ストリッパーに導入する前に第２の熱交換器で任意に加熱し、
   ｄ） 前記再生された吸収媒体を前記吸収区域内へ再循環させ、
   ここで、
   前記第２の熱交換器が存在する場合、前記第２の熱交換器で使用する熱媒体は前記再生された吸収媒体であり、前記第１の熱交換器で使用する熱媒体は前記第２の熱交換器を通過した後の前記再生された吸収媒体であり、又は前記第２の熱交換器が存在しない場合は、前記第１の熱交換器で使用する熱媒体は前記再生された吸収媒体であり、
   前記第１の熱交換器で伝達される熱量は、前記Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相が５０体積％〜９７体積％の酸性ガスを含むような量である方法。
2. 前記第２の熱交換器が存在し、且つ前記第２の熱交換器での加熱の前に、前記炭化水素を除去した取り込み済み吸収媒体を、０．１〜０．２５ＭＰａ（１〜２．５バール）の圧力まで脱着区域内へ減圧し、前記酸性ガス含有ストリームとの直接熱交換によって予熱する、請求項１に記載の方法。
3. 前記流体ストリームを５〜８ＭＰａ（５０〜８０バール）の圧力で前記吸収媒体と前記吸収区域で接触させる、請求項１又は２に記載の方法。
4. 前記供給される流体ストリーム中の前記酸性ガスの分圧が０．１ＭＰａ（１バール）未満である、請求項１から３のいずれか一項に記載の方法。
5. 前記供給流体ストリーム中の前記酸性ガスの体積分率が３．３体積％未満である、請求項１から４のいずれか一項に記載の方法。
6. 前記供給される流体ストリームの温度が７０℃未満である、請求項１から５のいずれか一項に記載の方法。
7. 前記Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相が７０〜９５体積％の酸性ガスを含む、請求項１から６のいずれか一項に記載の方法。
8. 前記第１の熱交換器で加熱した前記取り込み済み吸収媒体が、＞０．６〜１ＭＰａ（＞６〜１０バール）の圧力まで前記減圧区域内へ減圧される、請求項１から７のいずれか一項に記載の方法。
9. 前記Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素を前記Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素含有気相から少なくとも部分的に凝縮させ、未凝縮成分を前記吸収区域内に通す請求項１から８のいずれか一項に記載の方法。
10. 前記Ｃ_５〜Ｃ_８−炭化水素が、ベンゼン、トルエン、エチルベンゼン及びキシレンから選択される芳香族炭化水素を含む、請求項１から９のいずれか一項に記載の方法。
11. 前記供給される流体ストリームが、０．５体積％〜１０体積％の酸性ガス、及び１０〜５０００ｐｐｍｖのＣ_５〜Ｃ_８−炭化水素を含む流体ストリームから選択される、請求項１から１０のいずれか一項に記載の方法。
12. 前記供給される流体ストリームが天然ガスである、請求項１から１１のいずれか一項に記載の方法。
13. φが１未満であり、
    φは
    

    

    （式中、
    

    

    は、吸収区域に通した吸収媒体の質量流量であり、
    

    

    は、供給した流体ストリームの質量流量であり、
    ｃ_ｐａは、吸収区域に通した吸収媒体の比熱容量であり、
    ｃ_ｐｆは、供給した流体ストリームの比熱容量である）
    と定義される、請求項１から１２のいずれか一項に記載の方法。
14. 前記アミンが立体障害アミン又は第三級アミンである、請求項１から１３のいずれか一項に記載の方法。
15. 前記吸収媒体が立体障害のない第一級又は第二級アミンをさらに含む、請求項１４に記載の方法。

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