JP2021076261A - Separation method of carbon hydride and separation device - Google Patents

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Abstract

To provide a separation method of a carbon hydride which is improved so as to reduce the power of a compressor, and can collect ethane or propane including the collection of cold heat.SOLUTION: In a separation method of a carbon hydride for separating a residual gas in which methane or ethane is enriched, and a heavy residual amount in which a further-lower volatile carbon hydride is enriched by using a distillation tower, a) a material gas is cooled by using the residual gas and a different refrigerant, partially condensed, and after that, gas-liquid separated; b) liquid which is obtained from a process a is decompressed, and supplied to the distillation tower; c) a part or the whole of a gas obtained from the process a is expanded by an expander, partially condensed, and after that, gas-liquid separated; d) liquid which is obtained from a process c is supplied to the distillation tower after using it as the different refrigerant in the process a; e) a part or the whole of a gas obtained from the process c is supplied to the distillation tower; and f) the residual gas is obtained from a tower apex of the distillation tower, and the heavy residual amount is obtained from a tower bottom part.SELECTED DRAWING: Figure 1

Description

本発明は、例えば、天然ガス、石油随伴ガス、または精油所もしくは石油化学プラントからのオフガスから、エタンまたはプロパンを分離・回収するために用いられる炭化水素の分離方法及び装置に関する。 The present invention relates to, for example, a method and apparatus for separating hydrocarbons used for separating and recovering ethane or propane from natural gas, petroleum concomitant gas, or off-gas from an essential oil plant or a petrochemical plant.

従来から、メタンと炭素数２以上の炭化水素とを分離すること、またエタンと炭素数３以上の炭化水素を分離することが行われている。 Conventionally, methane and hydrocarbons having 2 or more carbon atoms have been separated, and ethane and hydrocarbons having 3 or more carbon atoms have been separated.

例えば、天然ガスからエタンまたはプロパンを回収する方法として、天然ガスを冷却し脱メタン塔（プロパン回収の場合には脱エタン塔）で軽質成分と、エタン（またはプロパン）及び重質炭化水素成分を蒸留分離する方法が広く用いられている。この方法では、分離に必要な温度まで天然ガスを冷却するため、プロパン冷凍システム及びターボエキスパンダーが用いられている。 For example, as a method of recovering ethane or propane from natural gas, the natural gas is cooled and a demethane tower (in the case of propane recovery, a de-ethane tower) is used to remove light components and ethane (or propane) and heavy hydrocarbon components. The method of distillation separation is widely used. In this method, a propane refrigeration system and a turbo expander are used to cool the natural gas to the temperature required for separation.

特許文献１には、天然ガス等の原料ガスから、蒸留塔を用いてエタン又はプロパンを回収する方法が開示される。この方法は以下の工程を有する。
（ａ）原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する工程；
（ｂ）工程（ａ）で得られた液を蒸留塔に供給する工程；
（ｃ）工程（ａ）で得られたガスをエキスパンダーにより膨張させ、その一部を凝縮させて気液分離する工程；
（ｄ）工程（ｃ）で得られた液を蒸留塔に供給する工程；
（ｅ）工程（ｃ）で得られたガスを第１の部分と第２の部分に分岐する工程；
（ｆ）第１の部分を蒸留塔に供給する工程；
（ｇ）第２の部分を圧縮しかつ冷却して凝縮させた後減圧して蒸留塔にリフラックスとして供給する工程；
（ｈ）蒸留塔の塔頂部から残留ガスを得、蒸留塔の塔底部から重質留分を得る工程。 Patent Document 1 discloses a method for recovering ethane or propane from a raw material gas such as natural gas using a distillation column. This method has the following steps.
(A) A step of cooling the raw material gas, condensing a part thereof, and separating gas and liquid;
(B) A step of supplying the liquid obtained in the step (a) to the distillation column;
(C) A step of expanding the gas obtained in step (a) with an expander, condensing a part thereof, and separating gas and liquid;
(D) A step of supplying the liquid obtained in the step (c) to the distillation column;
(E) A step of branching the gas obtained in step (c) into a first portion and a second portion;
(F) Step of supplying the first part to the distillation column;
(G) A step of compressing and cooling the second portion to condense it, then depressurizing it and supplying it to a distillation column as a reflux;
(H) A step of obtaining residual gas from the top of the distillation column and obtaining a heavy fraction from the bottom of the distillation column.

国際公開第２００５／００９９３０号International Publication No. 2005/0099930

特許文献１に記載される方法では、工程（ｃ）で得られた液を、そのまま蒸留塔に供給している。そのため冷熱回収の観点から改良の余地があり、エタンもしくはプロパン回収のために、比較的大きな圧縮機動力が必要であった。 In the method described in Patent Document 1, the liquid obtained in the step (c) is supplied to the distillation column as it is. Therefore, there is room for improvement from the viewpoint of cold heat recovery, and a relatively large compressor power is required for ethane or propane recovery.

本発明の目的は、エタンまたはプロパンを回収可能な炭化水素の分離方法であって、圧縮機動力の低減を可能とする改良された冷熱回収を含む、炭化水素の分離方法を提供することである。本発明の別の目的は、この方法を実施するに好適な、炭化水素の分離装置を提供することである。 An object of the present invention is to provide a method for separating hydrocarbons capable of recovering ethane or propane, including improved cold recovery that allows for reduced compressor power. .. Another object of the present invention is to provide a hydrocarbon separator suitable for carrying out this method.

本発明の一態様によれば、
少なくともメタンとメタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、蒸留塔を用いて、メタンが富化されかつメタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、メタンがより薄くかつメタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記重質留分を得る工程
を有することを特徴とする炭化水素の分離方法が提供される。 According to one aspect of the invention
Using a distillation tower, the raw material gas containing at least methane and hydrocarbons with lower volatility than methane is enriched with methane and the hydrocarbons with lower volatility than methane are thinner, and the residual gas is thinner and methane is thinner. In the method of separating hydrocarbons, which separates hydrocarbons that are less volatile than methane into heavy distillates enriched.
a) A step of cooling the raw material gas using the residual gas as a refrigerant and another refrigerant to partially condense the raw material gas, and then gas-liquid separation;
b) A step of reducing the pressure of the liquid obtained from step a and supplying it to the distillation column;
c) A step of expanding a part or all of the gas obtained from step a with an expander to partially condense the gas, and then gas-liquid separation;
d) A step of using the liquid obtained from step c as the other refrigerant in step a and then supplying the liquid to the distillation column;
e) A step of supplying a part or all of the gas obtained from the step c to the distillation column; and f) The residual gas is obtained from the top of the distillation column and the heavy distillate is obtained from the bottom of the distillation column. Provided is a method for separating hydrocarbons, which comprises a step of obtaining fractions.

本発明の別の態様によれば、
少なくともエタンとエタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、蒸留塔を用いて、エタンが富化されかつエタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、エタンがより薄くかつエタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記重質留分を得る工程
を有することを特徴とする炭化水素の分離方法が提供される。 According to another aspect of the invention
Raw material gas containing at least ethane and hydrocarbons less volatile than ethane, using a distillation tower, ethane-rich and less volatile hydrocarbons thinner residual gas and ethane thinner and thinner. In a method for separating hydrocarbons, which separates hydrocarbons that are less volatile than ethane into heavy distillates enriched.
a) A step of cooling the raw material gas using the residual gas as a refrigerant and another refrigerant to partially condense the raw material gas, and then gas-liquid separation;
b) A step of reducing the pressure of the liquid obtained from step a and supplying it to the distillation column;
c) A step of expanding a part or all of the gas obtained from step a with an expander to partially condense the gas, and then gas-liquid separation;
d) A step of using the liquid obtained from step c as the other refrigerant in step a and then supplying the liquid to the distillation column;
e) A step of supplying a part or all of the gas obtained from the step c to the distillation column; and f) The residual gas is obtained from the top of the distillation column and the heavy distillate is obtained from the bottom of the distillation column. Provided is a method for separating hydrocarbons, which comprises a step of obtaining fractions.

本発明のさらに別の態様によれば、
少なくともメタンとメタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、メタンが富化されかつメタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、メタンがより薄くかつメタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離装置において、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダー出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含む炭化水素の分離装置が提供される。 According to yet another aspect of the invention.
Raw material gas containing at least methane and hydrocarbons less volatile than methane, residual gas enriched with methane and less volatile hydrocarbons than methane, and thinner methane and less volatile than methane. In a hydrocarbon separator that separates hydrocarbons into enriched heavy distillates
A distillation column that discharges the residual gas from the top of the column and discharges the heavy fraction from the bottom of the column;
A heat exchange means for cooling and partially condensing the raw material gas, the heat exchange means including a refrigerant flow path through which the residual gas flows as a refrigerant and another refrigerant flow path through which another refrigerant flows;
A first gas-liquid separator that separates the partially condensed raw material gas obtained from the heat exchange means into gas and liquid;
A line for supplying the liquid obtained from the first gas-liquid separator to the distillation column via a pressure reducing valve;
An expander that expands and partially condenses part or all of the gas obtained from the first gas-liquid separator;
A second gas-liquid separator connected to the expander outlet;
A line for supplying the liquid obtained from the second gas-liquid separator to the distillation column via the other refrigerant flow path; and a part of the gas obtained from the second gas-liquid separator or A hydrocarbon separator is provided that includes a line that supplies all to the distillation column.

本発明のさらに別の態様によれば、
少なくともエタンとエタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、エタンが富化されかつエタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、エタンがより薄くかつエタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離装置において、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダー出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含む炭化水素の分離装置が提供される。 According to yet another aspect of the invention.
Raw material gas containing at least ethane and hydrocarbons less volatile than ethane, residual gas enriched with ethane and less volatile hydrocarbons than ethane, and thinner ethane and less volatile than ethane. In a hydrocarbon separator that separates hydrocarbons into enriched ethane
A distillation column that discharges the residual gas from the top of the column and discharges the heavy fraction from the bottom of the column;
A heat exchange means for cooling and partially condensing the raw material gas, the heat exchange means including a refrigerant flow path through which the residual gas flows as a refrigerant and another refrigerant flow path through which another refrigerant flows;
A first gas-liquid separator that separates the partially condensed raw material gas obtained from the heat exchange means into gas and liquid;
A line for supplying the liquid obtained from the first gas-liquid separator to the distillation column via a pressure reducing valve;
An expander that expands and partially condenses part or all of the gas obtained from the first gas-liquid separator;
A second gas-liquid separator connected to the expander outlet;
A line for supplying the liquid obtained from the second gas-liquid separator to the distillation column via the other refrigerant flow path; and a part of the gas obtained from the second gas-liquid separator or A hydrocarbon separator is provided that includes a line that supplies all to the distillation column.

本発明の一態様によれば、エタンまたはプロパンを回収可能な炭化水素の分離方法であって、圧縮機動力の低減を可能とする改良された冷熱回収を含む、炭化水素の分離方法が提供される。本発明の別の態様によれば、この方法を実施するに好適な、炭化水素の分離装置が提供される。 According to one aspect of the invention, there is provided a method for separating hydrocarbons capable of recovering ethane or propane, including improved cold recovery that allows for reduced compressor power. To. According to another aspect of the invention, a hydrocarbon separator suitable for carrying out this method is provided.

図１は本発明の第１の実施形態に係るエタン回収方法示すプロセスフロー図である。FIG. 1 is a process flow diagram showing an ethane recovery method according to the first embodiment of the present invention. 図２は比較例１のエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。FIG. 2 is a process flow diagram showing the ethane recovery method of Comparative Example 1. 図３は本発明の第２の実施形態に係るエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。FIG. 3 is a process flow diagram showing an ethane recovery method according to a second embodiment of the present invention. 図４は比較例２のエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。FIG. 4 is a process flow diagram showing the ethane recovery method of Comparative Example 2. 図５は本発明の第３の実施形態に係るエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。FIG. 5 is a process flow diagram showing an ethane recovery method according to a third embodiment of the present invention. 図６は比較例３のエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。FIG. 6 is a process flow diagram showing the ethane recovery method of Comparative Example 3.

以下の記載および図面は単に本発明の好適な形態を説明するためのものであり、本発明はこれに限定されるものではない。なお、「リフラックス」は、狭義には、蒸留塔塔頂ガスを凝縮させ再度蒸留塔に戻す液を意味するが、広義には、これに加えて、精留の目的で蒸留塔塔頂部に供給する液をも含む。本明細書においては、「リフラックス」は広義の意味で使用され、蒸留塔に供給される精留効果を有する液をも含むものである。 The following description and drawings are merely for explaining preferred embodiments of the present invention, and the present invention is not limited thereto. In a narrow sense, "reflux" means a liquid that condenses the distillation column top gas and returns it to the distillation column again, but in a broad sense, in addition to this, it is placed on the top of the distillation column for the purpose of rectification. Also includes the liquid to be supplied. In the present specification, "reflux" is used in a broad sense, and includes a liquid having a rectifying effect supplied to a distillation column.

〔実施形態１〕
本発明は、エタン回収プロセス及びプロパン回収プロセスに関する。本発明の第１の実施形態に関して、図１に示すプロセスフロー図を用いてエタン回収プロセスの例を説明する。ここでいうエタン回収プロセスとは、原料ガス中に含まれる炭化水素成分を蒸留により、メタンと、エタン及び重質な成分とに分離するプロセスである。エタン回収プロセスは蒸留塔（脱メタン塔）および原料ガスを蒸留に必要な温度まで冷却する設備を有する。 [Embodiment 1]
The present invention relates to an ethane recovery process and a propane recovery process. An example of the ethane recovery process will be described with reference to the process flow diagram shown in FIG. 1 with respect to the first embodiment of the present invention. The ethane recovery process referred to here is a process of separating the hydrocarbon component contained in the raw material gas into methane, ethane and a heavy component by distillation. The ethane recovery process has a distillation column (demethane column) and equipment for cooling the raw material gas to the temperature required for distillation.

このプロセスでは、少なくともメタンとメタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、メタンが富化されかつメタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、メタンがより薄くかつメタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する。このために、塔頂部から残留ガスを排出し、塔底部から重質留分を排出する蒸留塔としての脱メタン塔１１が用いられる。このプロセスでは工程ａ〜ｆを行う。 In this process, the source gas containing at least methane and hydrocarbons that are less volatile than methane, the residual gas that is enriched with methane and has less volatile hydrocarbons than methane, and the residual gas that is thinner than methane and less volatile than methane. Low volatile hydrocarbons separate into enriched heavy distillates. For this purpose, a demethane tower 11 is used as a distillation column that discharges residual gas from the top of the column and discharges heavy fractions from the bottom of the column. In this process, steps a to f are performed.

ａ）原料ガスを、冷媒としての残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程
この工程では、原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段が用いられる。また、当該熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器が用いられる。当該熱交換手段は１つ以上の熱交換器を含むことができる。熱交換手段が２つ以上の熱交換器を含む場合、残留ガスが流れる冷媒流路と別の冷媒流路とが、同一の熱交換器に備わっていてもよいし、相異なる熱交換器に別々に備わっていてもよい。また、複数の熱交換器がそれぞれ、残留ガスが流れる冷媒流路を有していてもよい。複数の熱交換器がそれぞれ、別の冷媒流路を有していてもよい。別の冷媒として複数種の冷媒を用いることができ、例えば一つの熱交換器が、複数種の冷媒がそれぞれ流れる複数の「別の冷媒流路」を有していてもよい。 a) A step of cooling the raw material gas using a residual gas as a refrigerant and another refrigerant to partially condense it, and then separating the gas and liquid. In this step, the raw material gas is cooled and partially condensed. A heat exchange means including a refrigerant flow path through which residual gas flows as a refrigerant and another refrigerant flow path through which another refrigerant flows is used. Further, a first gas-liquid separator for gas-liquid separation of the partially condensed raw material gas obtained from the heat exchange means is used. The heat exchange means may include one or more heat exchangers. When the heat exchange means includes two or more heat exchangers, the refrigerant flow path through which the residual gas flows and another refrigerant flow path may be provided in the same heat exchanger, or in different heat exchangers. It may be provided separately. Further, each of the plurality of heat exchangers may have a refrigerant flow path through which the residual gas flows. Each of the plurality of heat exchangers may have a different refrigerant flow path. A plurality of types of refrigerants can be used as different refrigerants, and for example, one heat exchanger may have a plurality of "different refrigerant flow paths" through which the plurality of types of refrigerants flow.

例えば天然ガスなどの原料ガスは、熱交換手段により冷却され、部分的に凝縮する。部分凝縮した原料ガスが、低温セパレーターとも呼ばれる第１の気液分離器４で気液分離される。エタンの回収率を上げるには低温セパレーター４の温度は低いほど好ましい。また、天然ガスが凝縮される割合は天然ガスの組成（炭素数２以上の炭化水素の割合）により異なり、おおよそ５ｍｏｌ％以上２０ｍｏｌ％以下である。原料ガスを冷却するために使用する熱交換器には、プレートフィン熱交換器または多管式熱交換器など公知の熱交換器を適宜使用することができる。また低温セパレーター４には縦型または横型のベッセル（両端に鏡板を有する円柱状容器）を使用することができ、気液の分離効率を上げるために、その内部にミスト分離器を有することもできる。 Raw material gases, such as natural gas, are cooled by heat exchange means and partially condensed. The partially condensed raw material gas is gas-liquid separated by the first gas-liquid separator 4, which is also called a low-temperature separator. In order to increase the recovery rate of ethane, the lower the temperature of the low temperature separator 4, the more preferable. The rate at which natural gas is condensed varies depending on the composition of natural gas (ratio of hydrocarbons having 2 or more carbon atoms), and is approximately 5 mol% or more and 20 mol% or less. As the heat exchanger used to cool the raw material gas, a known heat exchanger such as a plate fin heat exchanger or a multi-tube heat exchanger can be appropriately used. Further, a vertical or horizontal vessel (a columnar container having end plates at both ends) can be used for the low temperature separator 4, and a mist separator may be provided inside the low temperature separator 4 in order to improve the gas-liquid separation efficiency. ..

図１の例では、工程ａで用いる熱交換器として第１原料ガスクーラー１、原料ガスチラー２、第２原料ガスクーラー３が用いられる。原料ガスは第１原料ガスクーラー１で残留ガスおよび脱メタン塔のサイドストリームＦ１との熱交換により冷却され、次いで原料ガスチラー２でプロパン冷凍により冷却され、次いで第２原料ガスクーラー３において再び残留ガス、脱メタン塔のサイドストリームＦ３、及びターボエキスパンダー出口セパレーター７（第２の気液分離器）で凝縮した凝縮液（ライン１０４）との熱交換により冷却される。第２原料ガスクーラー３から、部分凝縮した原料ガス（気液二相流）が得られる。なおサイドストリームＦ１およびＦ３はそれぞれ上記熱交換の後、脱メタン塔１１に戻される（戻される流れはそれぞれＦ２およびＦ４として示される）。つまり、工程ａにおける「別の冷媒」として、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で凝縮した凝縮液（工程ｃから得られた液）１０４、脱メタン塔のサイドストリームＦ１及びＦ３、並びにプロパン冷凍システムのプロパンが用いられる。 In the example of FIG. 1, the first raw material gas cooler 1, the raw material gas chiller 2, and the second raw material gas cooler 3 are used as the heat exchanger used in the step a. The raw material gas is cooled by heat exchange between the residual gas and the side stream F1 of the demethane tower in the first raw material gas cooler 1, then cooled by propane refrigeration in the raw material gas chiller 2, and then again in the second raw material gas cooler 3. , The side stream F3 of the demethane tower, and the condensate (line 104) condensed by the turbo expander outlet separator 7 (second gas-liquid separator) are cooled by heat exchange. A partially condensed raw material gas (gas-liquid two-phase flow) can be obtained from the second raw material gas cooler 3. The side streams F1 and F3 are returned to the demethane tower 11 after the heat exchange, respectively (the returned flows are shown as F2 and F4, respectively). That is, as "another refrigerant" in the step a, the condensed liquid (liquid obtained from the step c) 104 condensed by the turbo expander outlet separator 7, the sidestreams F1 and F3 of the demethane tower, and the propane of the propane refrigeration system are used. Used.

第１原料ガスクーラー１は、残留ガスが流れる冷媒流路を有し、前記「別の冷媒流路」として、サイドストリームＦ１が流れる冷媒流路を有する。第２原料ガスクーラー３は、冷媒として残留ガスが流れる冷媒流路を有し、前記「別の冷媒流路」として、第２の気液分離器から得られた液（ライン１０４）が流れる冷媒流路と、サイドストリームＦ３が流れる冷媒流路と、を有する。原料ガスチラー２は、プロパン冷凍システムのプロパンが流れる冷媒流路を有する。 The first raw material gas cooler 1 has a refrigerant flow path through which the residual gas flows, and has a refrigerant flow path through which the side stream F1 flows as the “separate refrigerant flow path”. The second raw material gas cooler 3 has a refrigerant flow path through which residual gas flows as a refrigerant, and as the “separate refrigerant flow path”, a refrigerant through which a liquid (line 104) obtained from the second gas-liquid separator flows. It has a flow path and a refrigerant flow path through which the side stream F3 flows. The raw material gas chiller 2 has a refrigerant flow path through which propane of the propane refrigeration system flows.

ｂ）工程ａから得られた液を減圧して蒸留塔に供給する工程
この工程では、低温セパレーター（第１の気液分離器）４から得られた凝縮液を脱メタン塔１１に供給するライン１０１が用いられる。このラインに減圧バルブ１４を設けることができる。典型的には、凝縮液は減圧バルブ１４により、脱メタン塔（プロパン回収の場合には脱エタン塔）の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧され、その一部が気化して気液二相流となる。またこの気化に伴い温度が低下する（実施形態１に対応する実施例１の場合は−８４．６℃まで温度が低下する）。 b) Step of depressurizing the liquid obtained from step a and supplying it to the distillation column In this step, a line for supplying the condensed liquid obtained from the low temperature separator (first gas-liquid separator) 4 to the demethane tower 11. 101 is used. A pressure reducing valve 14 can be provided on this line. Typically, the condensate is depressurized by the depressurizing valve 14 to the operating pressure of the supply stage of the demethane tower (de-ethane tower in the case of propane recovery) plus the pressure loss during liquid feeding. A part of it vaporizes to become a gas-liquid two-phase flow. Further, the temperature decreases with this vaporization (in the case of Example 1 corresponding to the first embodiment, the temperature decreases to −84.6 ° C.).

ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程
この工程では、低温セパレーター（第１の気液分離器）４から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー、特にはターボエキスパンダー５が用いられる。また、ターボエキスパンダー５出口に接続されたターボエキスパンダー出口セパレーター７が第２の気液分離器として用いられる。 c) A step of expanding a part or all of the gas obtained from the step a by an expander to partially condense the gas, and then separating the gas and liquid. In this step, the gas obtained from the low temperature separator (first gas-liquid separator) 4 is obtained. An expander that expands and partially condenses a part or all of the gas, particularly a turbo expander 5, is used. Further, the turbo expander outlet separator 7 connected to the turbo expander 5 outlet is used as the second gas-liquid separator.

本例では低温セパレーター４出口ガス（ライン１１０）の全部がターボエキスパンダー５に送られ、典型的にはターボエキスパンダー５出口の圧力は、脱メタン塔（プロパン回収の場合には脱エタン塔）の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧される。このとき等エントロピー膨張の効果によりターボエキスパンダー５の出口ガスは極めて低温になり（実施例１の場合は−８５．２℃）、部分的に凝縮する（実施例１の場合は２７．９ｍｏｌ％が液化する）。また膨張時にガスが失うエネルギーをコンプレッサー６の動力として回収することができる。 In this example, all of the low temperature separator 4 outlet gas (line 110) is sent to the turbo expander 5, and typically the pressure at the turbo expander 5 outlet is the supply of the demethane tower (de-ethane tower in the case of propane recovery). The pressure is reduced to the operating pressure of the stage plus the pressure loss when the liquid is sent. At this time, due to the effect of isentropic expansion, the outlet gas of the turbo expander 5 becomes extremely low temperature (-85.2 ° C. in the case of Example 1) and partially condenses (27.9 mol% in the case of Example 1). Liquefaction). Further, the energy lost by the gas during expansion can be recovered as the power of the compressor 6.

ターボエキスパンダー５出口で部分凝縮したガスは、ターボエキスパンダー出口セパレーター７（第２の気液分離器）で気液分離される。 The gas partially condensed at the outlet of the turbo expander 5 is gas-liquid separated by the turbo expander outlet separator 7 (second gas-liquid separator).

ターボエキスパンダー出口セパレーター７には縦型または横型のベッセル（両端に鏡板を有する円柱状容器）を使用することができ、気液の分離効率を上げるために、その内部にミスト分離器を有することもできる。 A vertical or horizontal vessel (a columnar container having end plates at both ends) can be used for the turbo expander outlet separator 7, and a mist separator may be provided inside the vessel in order to improve the gas-liquid separation efficiency. it can.

ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前述の「別の冷媒」として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程
この工程において、ターボエキスパンダー出口セパレーター７から得られた液を、前述の「別の冷媒流路」を経て、脱メタン塔（蒸留塔）１１に供給するラインが用いられる（ライン１０４及び１０２）。本例において、ターボエキスパンダー出口セパレーター７から得られた液を流す「別の冷媒流路」は、工程ａの冷却に用いる熱交換器のうち原料ガスの流れ方向を基準として最も下流に位置する第２原料ガスクーラー３に備わる冷媒流路の一つである。実施例１の場合では、ライン１０４の液は、「別の冷媒」として用いられることで、−３９．０℃まで昇温され、気液二相流となる。 d) A step of supplying the liquid obtained from the step c to the distillation column after using it as the above-mentioned "another refrigerant" in the step a. In this step, the liquid obtained from the turbo expander outlet separator 7 is used as described above. Lines supplied to the demethane column (distillation column) 11 via the "separate refrigerant flow path" of the above are used (lines 104 and 102). In this example, the "other refrigerant flow path" through which the liquid obtained from the turbo expander outlet separator 7 flows is located at the most downstream side of the heat exchanger used for cooling in step a with respect to the flow direction of the raw material gas. 2 This is one of the refrigerant flow paths provided in the raw material gas cooler 3. In the case of the first embodiment, the liquid in the line 104 is used as "another refrigerant" to raise the temperature to −39.0 ° C., resulting in a gas-liquid two-phase flow.

ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を蒸留塔に供給する工程
この工程において、ターボエキスパンダー出口セパレーター（第２の気液分離器）７から得られたガスの一部又は全部を脱メタン塔（蒸留塔）１１に供給するラインを用いる。 e) Step of supplying a part or all of the gas obtained from step c to the distillation column In this step, a part or all of the gas obtained from the turbo expander outlet separator (second gas-liquid separator) 7 is used. A line for supplying to the demethane column (distillation column) 11 is used.

本例では、ターボエキスパンダー出口セパレーター（第２の気液分離器）７から得られたガスの全部を脱メタン塔１１に供給している（ライン１０３）。 In this example, all of the gas obtained from the turbo expander outlet separator (second gas-liquid separator) 7 is supplied to the demethane tower 11 (line 103).

脱メタン塔１１は、例えば塔内部にトレイまたはパッキングを有し、蒸留操作により高揮発性成分と低揮発性成分とを分離する。脱メタン塔の圧力は、下流の残留ガスの圧縮に要する動力を少なくするために、所定のエタン回収率を達成できる範囲で出来るだけ高いことが好ましく、この観点から１．５ＭＰａ以上３．５ＭＰａ以下が好ましく、２．５ＭＰａ以上３．５ＭＰａ以下がさらに好ましい。 The demethane column 11 has, for example, a tray or packing inside the column, and separates a highly volatile component and a low volatile component by a distillation operation. The pressure of the demethane tower is preferably as high as possible within a range in which a predetermined ethane recovery rate can be achieved in order to reduce the power required for compression of the residual gas downstream, and from this viewpoint, 1.5 MPa or more and 3.5 MPa or less. Is preferable, and 2.5 MPa or more and 3.5 MPa or less is more preferable.

本例では、脱メタン塔１１に３種類の流体がフィードされる。塔頂部には低温セパレーター４で分離された凝縮液が減圧バルブ１４を経由してリフラックスとしてフィードされ（ライン１０１）、それより下にターボエキスパンダー出口セパレーター７の出口ガスがフィードされ（ライン１０３）、さらにそれより下に、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された液が第２原料ガスクーラー３で原料ガスと熱交換した後にフィードされる（ライン１０２）。図１では低温セパレーター４で分離された液がリフラックスとしてフィードされているが（ライン１０１）、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された液を、原料ガスと熱交換した後に、リフラックスとして使用してもよい。脱メタン塔へのフィードのより詳細な位置は、各フィードの温度およびメタン濃度に応じて適宜決めることができる。 In this example, three types of fluids are fed to the demethane tower 11. The condensate separated by the low temperature separator 4 is fed to the top of the column as a reflux via the pressure reducing valve 14 (line 101), and the outlet gas of the turbo expander outlet separator 7 is fed below it (line 103). Further below that, the liquid separated by the turbo expander outlet separator 7 is fed after heat exchange with the raw material gas in the second raw material gas cooler 3 (line 102). In FIG. 1, the liquid separated by the low temperature separator 4 is fed as a reflux (line 101), but the liquid separated by the turbo expander outlet separator 7 is used as a reflux after heat exchange with the raw material gas. You may. The more detailed position of the feed to the demethane tower can be appropriately determined according to the temperature and methane concentration of each feed.

脱メタン塔の塔底部にはリボイラー１２が設置され、塔底液中のメタンを揮発させ、塔底液中のメタン濃度が所定の値以下となるように熱が加えられる。 A reboiler 12 is installed at the bottom of the demethane tower to volatilize the methane in the bottom liquid, and heat is applied so that the methane concentration in the bottom liquid becomes a predetermined value or less.

ｆ）蒸留塔の塔頂部から残留ガスを得、蒸留塔の塔底部から重質留分を得る工程
脱メタン塔の塔頂部からは、エタン、プロパンなどの成分が除去されたメタンを主成分とする残留ガスが分離され、原料ガスとの熱交換に利用される。その後、必要に応じて、ターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサー６およびモーター等により駆動されるコンプレッサー（残留ガスコンプレッサー）１３によって所定の圧力まで圧縮される。脱メタン塔１１の塔底部からは、エタン、プロパンおよび重質成分がＮＧＬ（Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ Ｌｉｑｕｉｄ：天然ガス液）として分離される。得られたＮＧＬは、例えば、さらに下流に設けられるＮＧＬ分離工程で各成分に分離される。 f) Step of obtaining residual gas from the top of the distillation column and obtaining a heavy fraction from the bottom of the distillation column The main component of the demethane tower is methane from which components such as ethane and propane have been removed. The residual gas is separated and used for heat exchange with the raw material gas. Then, if necessary, the compressor 6 driven by the turbo expander and the compressor (residual gas compressor) 13 driven by the motor or the like compress the pressure to a predetermined pressure. From the bottom of the demethane tower 11, ethane, propane and heavy components are separated as NGL (Natural Gas Liquid: natural gas liquid). The obtained NGL is separated into each component in, for example, an NGL separation step further downstream.

原料ガスとしては、メタンおよびメタンより低揮発性の炭化水素類を含んだ天然ガスなどが好ましい。原料ガスは、石油随伴ガス、または精油所もしくは石油化学プラントからのオフガスであってもよい。 As the raw material gas, methane and natural gas containing hydrocarbons having lower volatility than methane are preferable. The source gas may be petroleum companion gas or off-gas from a refinery or petrochemical plant.

原料ガス中のメタンより低揮発性の炭化水素類の濃度が大きいほど、ターボエキスパンダー５入口ガス中のメタン濃度とターボエキスパンダー出口ガスセパレーター７出口ガス中のメタン濃度との差が大きくなり、リフラックス改善の効果が生まれやすい。したがい、原料ガス中のメタンより低揮発性の炭化水素類の濃度が５ｍｏｌ％以上５０ｍｏｌ％以下である場合、さらには１０ｍｏｌ％以上５０ｍｏｌ％以下である場合、本発明の効果が特に顕著である。 The higher the concentration of hydrocarbons with lower volatility than the methane in the raw material gas, the larger the difference between the methane concentration in the turbo expander 5 inlet gas and the methane concentration in the turbo expander outlet gas separator 7 outlet gas, and the reflux The effect of improvement is likely to be produced. Therefore, the effect of the present invention is particularly remarkable when the concentration of hydrocarbons having a lower volatility than methane in the raw material gas is 5 mol% or more and 50 mol% or less, and further when the concentration is 10 mol% or more and 50 mol% or less.

また残留ガス中のエタン濃度が低いほど、高いエタン回収率であることを意味するため、残留ガス中のエタン濃度は出来るだけ低い方が好ましく、５ｍｏｌ％以下が好ましく、１ｍｏｌ％以下がさらに好ましい。 Further, the lower the ethane concentration in the residual gas, the higher the ethane recovery rate. Therefore, the ethane concentration in the residual gas is preferably as low as possible, preferably 5 mol% or less, and further preferably 1 mol% or less.

ＮＧＬは液化、回収したメタンより低揮発性の炭化水素類で構成され、例えばさらに下流に設けられるＮＧＬ分留設備へと送り出され、エタン、プロパン、ブタン等の製品に分離される。このような場合、ＮＧＬ中のメタンはエタン製品の規格を満足できる程度まで低いことが好ましく、２ｍｏｌ％以下が好ましく、１ｍｏｌ％以下がさらに好ましい。 NGL is composed of hydrocarbons that are less volatile than liquefied and recovered methane, and is sent to, for example, an NGL fractional distillation facility installed further downstream, and separated into products such as ethane, propane, and butane. In such a case, the methane in the NGL is preferably low to the extent that the specifications of the ethane product can be satisfied, preferably 2 mol% or less, and further preferably 1 mol% or less.

プロパン回収プロセスの場合も、上記の例と原理は同じで、脱メタン塔１１に替えて脱エタン塔が用いられ、脱エタン塔の塔頂部からは、メタン及びエタンを主成分とする残留ガスが分離され、脱エタン塔の塔底部からはプロパンおよび重質成分がＮＧＬとして分離される。 In the case of the propane recovery process, the principle is the same as in the above example, a deethane tower is used instead of the demethane tower 11, and residual gas containing methane and ethane as main components is emitted from the top of the deethane tower. It is separated, and propane and heavy components are separated as NGL from the bottom of the deethane tower.

〔実施形態２〕
本発明の第２の実施形態に関して、図３に示すプロセスフロー図を用いてエタン回収プロセスの例を説明する。実施形態１と同様の点については、説明を省略する。 [Embodiment 2]
Regarding the second embodiment of the present invention, an example of the ethane recovery process will be described with reference to the process flow diagram shown in FIG. The same points as in the first embodiment will be omitted.

実施形態１では、工程ｃにおいて、工程ａから、すなわち低温セパレーター４から得られたガス（ライン１１０）の全量を、ターボエキスパンダー５に供給している。実施形態２では、ライン１１０を分岐し、ライン１１０のガスの一部だけ（ライン１１０ａ）をターボエキスパンダー５に送って工程ｃに供する。ライン１１０の分岐比は求められるエタン回収率に鑑みて決定される（実施形態２に対応する実施例２の場合はライン１１０ａ：ライン１１０ｂ＝７０：３０（モル比））。ターボエキスパンダー５出口の圧力は、脱メタン塔（プロパン回収の場合には脱エタン塔）の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧される。この際、等エントロピー膨張の効果により、ターボエキスパンダー５の出口ガスは極めて低温になり（実施例２では−８６．４℃）、部分的に凝縮する（実施例２では２４．７％が液化）。また、膨張時にガスが失うエネルギーをコンプレッサー６の動力として回収することができる。 In the first embodiment, in the step c, the entire amount of the gas (line 110) obtained from the step a, that is, the low temperature separator 4 is supplied to the turbo expander 5. In the second embodiment, the line 110 is branched, and only a part of the gas of the line 110 (line 110a) is sent to the turbo expander 5 to be subjected to the step c. The branching ratio of the line 110 is determined in consideration of the required ethane recovery rate (in the case of Example 2 corresponding to the second embodiment, the line 110a: line 110b = 70:30 (molar ratio)). The pressure at the outlet of the turbo expander 5 is reduced to the pressure obtained by adding the pressure loss at the time of liquid feeding to the operating pressure of the supply stage of the demethane tower (de-ethane tower in the case of propane recovery). At this time, due to the effect of isentropic expansion, the outlet gas of the turbo expander 5 becomes extremely low temperature (-86.4 ° C. in Example 2) and partially condenses (24.7% is liquefied in Example 2). .. Further, the energy lost by the gas during expansion can be recovered as the power of the compressor 6.

ライン１１０のガスの残部（ライン１１０ｂ）は、凝縮器１０において脱メタン塔の塔頂部から得られた残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ（実施例２の場合は−９０．８℃まで冷却）、全凝縮した液を減圧バルブ１５により減圧して脱メタン塔（蒸留塔）１１に供給する（ライン１０５）。全凝縮した液は、減圧バルブ１５により、脱メタン塔（蒸留塔）１１の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧される。また全凝縮した液は減圧によりその一部が気化して気液二相流となり、気化に伴い温度が低下する（実施例２の場合では−９４．２℃）。 The remaining gas of line 110 (line 110b) is cooled and completely condensed by heat exchange with the residual gas obtained from the top of the demethane column in the condenser 10 (-90.8 in the case of Example 2). (Cooled to ° C.), the completely condensed liquid is depressurized by the pressure reducing valve 15 and supplied to the demethane column (distillation column) 11 (line 105). The completely condensed liquid is depressurized by the pressure reducing valve 15 to a pressure obtained by adding the pressure loss at the time of feeding the liquid to the operating pressure of the supply stage of the demethane column (distillation column) 11. In addition, a part of the completely condensed liquid is vaporized by depressurization to form a gas-liquid two-phase flow, and the temperature drops with the vaporization (-94.2 ° C. in the case of Example 2).

このために、以下のものを用いる。
低温セパレーター（第１の気液分離器）４から得られたガスの一部をターボエキスパンダー５に送るライン１１０ａ；
低温セパレーター（第１の気液分離器）４から得られたガスの残部（ライン１１０ｂ）を、残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器１０；
凝縮器１０で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ１５；及び
減圧バルブ１５の出口を脱メタン塔（蒸留塔）１１に接続するライン１０５。 For this purpose, the following are used.
Line 110a that sends a part of the gas obtained from the low temperature separator (first gas-liquid separator) 4 to the turbo expander 5;
A condenser 10 that cools the remaining gas (line 110b) obtained from the low temperature separator (first gas-liquid separator) 4 by heat exchange with the residual gas to completely condense the gas.
A pressure reducing valve 15 that decompresses the liquid completely condensed by the condenser 10; and a line 105 that connects the outlet of the pressure reducing valve 15 to the demethane column (distillation column) 11.

凝縮器１０として、ライン１１０ｂのガスと、残留ガスとの間で熱交換を行う熱交換器を用いることができる。凝縮器１０は、原料ガスクーラー１及び３並びに原料ガスチラー２よりも、残留ガスの流れ方向を基準にして上流に配することができる。 As the condenser 10, a heat exchanger that exchanges heat between the gas on the line 110b and the residual gas can be used. The condenser 10 can be arranged upstream of the raw material gas coolers 1 and 3 and the raw material gas chiller 2 with reference to the flow direction of the residual gas.

本例では、脱メタン塔１１に４種類の流体がフィードされる。塔頂部には、ライン１０５からの液がリフラックスとしてフィードされ、それより下にターボエキスパンダー出口セパレーター７の出口ガスがフィードされ（ライン１０３）、それより下に低温セパレーター４からの液が減圧バルブ１４で減圧された後にフィードされ（ライン１０１）、それより下にターボエキスパンダー出口セパレーター７からの液が原料ガスと熱交換した後にフィードされる（ライン１０２）。 In this example, four types of fluids are fed to the demethane tower 11. The liquid from the line 105 is fed as a reflux to the top of the tower, the outlet gas of the turbo expander outlet separator 7 is fed below it (line 103), and the liquid from the low temperature separator 4 is fed below the pressure reducing valve. It is fed after being depressurized at 14 (line 101), and below that, the liquid from the turbo expander outlet separator 7 is fed after heat exchange with the raw material gas (line 102).

プロセスフローに関して、以上の点以外は実施形態２は実施形態１と同様であってよい。ただし、プロセスフローの相違に応じて、温度、圧力等の条件を適宜変更することができる。 Regarding the process flow, the second embodiment may be the same as the first embodiment except for the above points. However, conditions such as temperature and pressure can be changed as appropriate according to the difference in the process flow.

〔実施形態３〕
本発明の第３の実施形態に関して、図５に示すプロセスフロー図を用いてエタン回収プロセスの例を説明する。実施形態１と同様の点については、説明を省略する。 [Embodiment 3]
An example of the ethane recovery process will be described with reference to the process flow diagram shown in FIG. 5 with respect to the third embodiment of the present invention. The same points as in the first embodiment will be omitted.

実施形態１では、工程ｅにおいて、工程ｃから、すなわちターボエキスパンダー出口セパレーター７から得られたガス（ライン１０３）の全量を、脱メタン塔１１に供給している。実施形態３では、ライン１０３を分岐し、ライン１０３のガスの一部だけ（ライン１０３ａ）を工程ｅに供し、すなわち脱メタン塔１１に供給する。ライン１０３の分岐比は求められるエタン回収率に鑑みて決定される（実施形態３に対応する実施例３の場合はライン１０３ａ：ライン１０３ｂ＝６３：３７（モル比））。ライン１０３のガスの残部（ライン１０３ｂ）は、圧縮し（実施例３の場合は６．００ＭＰａ）、脱メタン塔の塔頂部から得られた残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ（実施例３の場合は−９４．２℃）、さらに全凝縮した液を減圧して脱メタン塔１１に供給する（ライン１０５）。全凝縮した液は、減圧バルブ１５により、脱メタン塔（蒸留塔）１１の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧される。また全凝縮した液は減圧によりその一部が気化して気液二相流となり、気化に伴い温度が低下する（実施例３の場合では−９７．２℃）。 In the first embodiment, in the step e, the entire amount of the gas (line 103) obtained from the step c, that is, from the turbo expander outlet separator 7, is supplied to the demethane tower 11. In the third embodiment, the line 103 is branched, and only a part of the gas of the line 103 (line 103a) is provided to the step e, that is, supplied to the demethane tower 11. The branching ratio of the line 103 is determined in consideration of the required ethane recovery rate (in the case of Example 3 corresponding to the third embodiment, the line 103a: line 103b = 63: 37 (molar ratio)). The remaining gas of line 103 (line 103b) is compressed (6.00 MPa in the case of Example 3), cooled by heat exchange with the residual gas obtained from the top of the demethane tower, and completely condensed (line 103b). In the case of Example 3, −94.2 ° C.), and the completely condensed liquid is depressurized and supplied to the demethane tower 11 (line 105). The completely condensed liquid is depressurized by the pressure reducing valve 15 to a pressure obtained by adding the pressure loss at the time of feeding the liquid to the operating pressure of the supply stage of the demethane column (distillation column) 11. In addition, a part of the completely condensed liquid is vaporized by depressurization to form a gas-liquid two-phase flow, and the temperature drops with the vaporization (-97.2 ° C. in the case of Example 3).

このために、以下のものを用いる。
ターボエキスパンダー出口セパレーター７（第２の気液分離器）から得られたガスの一部を脱メタン塔（蒸留塔）１１に供給するライン１０３ａ；
ターボエキスパンダー出口セパレーター７（第２の気液分離器）から得られたガスの残部（ライン１０３ｂ）を圧縮するコンプレッサー８；
コンプレッサー８で圧縮されたガスを残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器（リフラックスコンデンサー）１０；
凝縮器１０で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ１５；及び
減圧バルブ１５出口を脱メタン塔（蒸留塔）１１に接続するライン１０５。 For this purpose, the following are used.
Line 103a that supplies a part of the gas obtained from the turbo expander outlet separator 7 (second gas-liquid separator) to the demethane column (distillation column) 11;
Compressor 8 that compresses the balance of gas (line 103b) obtained from the turbo expander outlet separator 7 (second gas-liquid separator);
A condenser (reflux condenser) 10; which cools the gas compressed by the compressor 8 by heat exchange with the residual gas and completely condenses it.
A pressure reducing valve 15 that decompresses the liquid completely condensed by the condenser 10; and a line 105 that connects the outlet of the pressure reducing valve 15 to the demethane column (distillation column) 11.

凝縮器１０として、ライン１０３ｂのガスと、残留ガスとの間で熱交換を行う熱交換器を用いることができる。凝縮器１０は、原料ガスクーラー１及び３、並びに原料ガスチラー２よりも、残留ガスの流れ方向を基準にして上流に配することができる。また本例では、コンプレッサー８で圧縮されたガスを、プロパン冷凍による熱交換器（リフラックスクーラー）９で冷却した後に、リフラックスコンデンサー１０において残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させている。リフラックスクーラー９は必要に応じて設けることができ、リフラックスコンデンサー１０による冷却で十分な場合には不要である。 As the condenser 10, a heat exchanger that exchanges heat between the gas on the line 103b and the residual gas can be used. The condenser 10 can be arranged upstream of the raw material gas coolers 1 and 3 and the raw material gas chiller 2 with reference to the flow direction of the residual gas. Further, in this example, the gas compressed by the compressor 8 is cooled by the heat exchanger (reflux cooler) 9 by propane refrigeration, and then cooled by heat exchange with the residual gas in the reflux condenser 10 to be completely condensed. There is. The reflux cooler 9 can be provided as needed, and is unnecessary when cooling by the reflux condenser 10 is sufficient.

本例では、脱メタン塔１１に４種類の流体がフィードされる。塔頂部には、ライン１０５からの液がリフラックスとしてフィードされ、それより下にターボエキスパンダー出口セパレーター７の出口ガスの一部がフィードされ（ライン１０３ａ）、それより下に低温セパレーター４からの液が減圧バルブ１４で減圧された後にフィードされ（ライン１０１）、それより下にターボエキスパンダー出口セパレーター７からの液が原料ガスと熱交換した後にフィードされる（ライン１０２）。 In this example, four types of fluids are fed to the demethane tower 11. The liquid from the line 105 is fed as a reflux to the top of the tower, a part of the outlet gas of the turbo expander outlet separator 7 is fed below it (line 103a), and the liquid from the low temperature separator 4 is fed below it. Is decompressed by the pressure reducing valve 14 and then fed (line 101), and below that, the liquid from the turbo expander outlet separator 7 is fed after heat exchange with the raw material gas (line 102).

プロセスフローに関して、以上の点以外は実施形態３は実施形態１と同様であってよい。ただし、プロセスフローの相違に応じて、温度、圧力等の条件を適宜変更することができる。 Regarding the process flow, the third embodiment may be the same as the first embodiment except for the above points. However, conditions such as temperature and pressure can be changed as appropriate according to the difference in the process flow.

以下、本発明を実施例に基づき更に詳細に説明するが、本発明はこれによって制限されるものではない。 Hereinafter, the present invention will be described in more detail based on examples, but the present invention is not limited thereto.

〔実施例１〕
図１に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。あらかじめ水が除去された高圧の原料天然ガスが、６．２４ＭＰａ、１７．１℃の条件で炭化水素分離装置に導入される。この時の原料ガスの組成は、表１に示されるとおりである。流量は１３，７００ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０３モル／時）である。なおＣｎ（ｎは自然数）は炭素数ｎの炭化水素を表す。Ｃ５＋は炭素数５以上の炭化水素を表す。 [Example 1]
A process simulation was performed for an example of ethane recovery using a hydrocarbon separator having the configuration shown in FIG. The high-pressure raw material natural gas from which water has been removed in advance is introduced into the hydrocarbon separator under the conditions of 6.24 MPa and 17.1 ° C. The composition of the raw material gas at this time is as shown in Table 1. Flow rate is 13,700kg-mol / hr (10 3 mol / hr). Cn (n is a natural number) represents a hydrocarbon having n carbon atoms. C5 + represents a hydrocarbon having 5 or more carbon atoms.

Figure 2021076261
Figure 2021076261

原料ガスは第１原料ガスクーラー１で、−３９．０℃の残留ガスおよび−３３．５℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ１と熱交換し、−２４．６℃まで冷却される。その後、原料ガスチラー２でプロパン冷凍により−３７．０℃まで冷却され、第２原料ガスクーラー３で、−８４．６℃の残留ガス、−７６．１℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ３および−８５．２℃のターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液（ライン１０４）との熱交換により−６２．９℃まで冷却される。ここで第１原料ガスクーラー１および第２原料ガスクーラー３はプレートフィン熱交換器であり、原料ガスチラー２はケトル型の多管式熱交換器である。 The raw material gas is heat-exchanged with the residual gas at −39.0 ° C. and the sidestream F1 of the demethane tower 11 at -33.5 ° C. in the first raw material gas cooler 1, and is cooled to −24.6 ° C. After that, it was cooled to −37.0 ° C. by propane freezing in the raw material gas chiller 2, the residual gas at −84.6 ° C. in the second raw material gas cooler 3, the sidestream F3 of the demethane tower 11 at −76.1 ° C., and It is cooled to −62.9 ° C. by heat exchange with the condensate (line 104) of the turbo expander outlet separator 7 at −85.2 ° C. Here, the first raw material gas cooler 1 and the second raw material gas cooler 3 are plate fin heat exchangers, and the raw material gas chiller 2 is a kettle type multi-tube heat exchanger.

次に、原料ガスは低温セパレーター４で気液分離される。低温セパレーター４は内部にミスト分離器を有する縦型ベッセル（両端に鏡板を有する円柱状容器）である。 Next, the raw material gas is gas-liquid separated by the low temperature separator 4. The low temperature separator 4 is a vertical vessel (cylindrical container having end plates at both ends) having a mist separator inside.

低温セパレーター４出口ガスの全量は、ターボエキスパンダー５に送られ、３．４７ＭＰａまで減圧される。その出口ガスは等エントロピー膨張の効果により−８５．２℃まで冷却され、５２９ｋＷの動力をエキスパンダーが駆動するコンプレッサー６に与える。ターボエキスパンダー５出口のガスは、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で気液分離される。ターボエキスパンダー出口セパレーター７は、内部にミスト分離器を有する縦型ベッセル（両端に鏡板を有する円柱状容器）である。 The entire amount of the low temperature separator 4 outlet gas is sent to the turbo expander 5 and reduced to 3.47 MPa. The outlet gas is cooled to -85.2 ° C. by the effect of isentropic expansion and gives 529 kW of power to the compressor 6 driven by the expander. The gas at the outlet of the turbo expander 5 is gas-liquid separated by the turbo expander outlet separator 7. The turbo expander outlet separator 7 is a vertical vessel (cylindrical container having end plates at both ends) having a mist separator inside.

ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された−８５．２℃の凝縮液（ライン１０４）は、第２原料ガスクーラー３で原料ガスに冷熱を与え、−３９．０℃まで昇温された後、脱メタン塔１１にフィードされる（ライン１０２）。 The condensate (line 104) at −85.2 ° C. separated by the turbo expander outlet separator 7 is cooled to the raw material gas by the second raw material gas cooler 3, heated to −39.0 ° C., and then desorbed. It is fed to the methane tower 11 (line 102).

脱メタン塔１１は、内部に４０段のトレイが設置され、ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスは塔頂から３段目のトレイにフィードされる（ライン１０３）。また、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された液は、第２原料ガスクーラー３を経て、塔頂から１０段目にフィードされる（ライン１０２）。さらに、低温セパレーター４で分離された液は、減圧バルブ１４で３．２９ＭＰａまで減圧された後、リフラックスとして塔頂から１段目にフィードされる（ライン１０１）。 The demethane tower 11 is provided with 40 trays inside, and the gas at the outlet of the turbo expander outlet separator 7 is fed to the tray at the third stage from the top of the tower (line 103). The liquid separated by the turbo expander outlet separator 7 is fed to the 10th stage from the top of the tower via the second raw material gas cooler 3 (line 102). Further, the liquid separated by the low temperature separator 4 is depressurized to 3.29 MPa by the pressure reducing valve 14, and then fed as reflux to the first stage from the top of the column (line 101).

脱メタン塔１１は、塔頂部で３．２７ＭＰａ、−８４．６℃の条件で運転され、塔底部では３．３２ＭＰａ、３９．８℃の条件で運転される。塔底部の温度は、ＮＧＬ中のメタン濃度が１モル％以下になる平衡温度により決まり、その温度で運転するため、リボイラー１２から３．６０ＭＷの熱が加えられる。脱メタン塔１１の塔頂部から分離される残留ガス、及び塔底部から分離されるＮＧＬの組成は、表２に示される通りである。流量は、残留ガスが１２，５５３ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０３モル／時）、ＮＧＬが１，１４７ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０３モル／時）である。なお、「ＮＣ４」はノルマルブタンを、「ＩＣ４」はイソブタンを表す。 The demethane tower 11 is operated under the conditions of 3.27 MPa and −84.6 ° C. at the top of the column and 3.32 MPa and 39.8 ° C. at the bottom of the column. The temperature at the bottom of the column is determined by the equilibrium temperature at which the methane concentration in the NGL is 1 mol% or less, and since the operation is performed at that temperature, heat of 3.60 MW is applied from the reboiler 12. The composition of the residual gas separated from the top of the demethane tower 11 and the NGL separated from the bottom of the tower is as shown in Table 2. Flow rate, residual gas 12,553kg-mol / hr (10 3 moles / hr), NGL is 1,147kg-mol / hr (10 3 mol / hr). In addition, "NC4" represents normal butane and "IC4" represents isobutane.

Figure 2021076261
Figure 2021076261

原料ガス中のエタンの内、７６．７％がＮＧＬとして回収される。 Of the ethane in the raw material gas, 76.7% is recovered as NGL.

脱メタン塔１１の塔頂部を出た残留ガスは原料ガスと熱交換し、第１原料ガスクーラー１の出口で１５．１℃になる。その後、ターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサー６で３．２５ＭＰａまで圧縮され、残留ガスコンプレッサー１３により３．７７ＭＰａまで圧縮される。このとき、残留ガスコンプレッサー１３の所要動力は、１，０３１ｋＷである。 The residual gas exiting the top of the demethane tower 11 exchanges heat with the raw material gas and reaches 15.1 ° C. at the outlet of the first raw material gas cooler 1. After that, it is compressed to 3.25 MPa by the compressor 6 driven by the turbo expander, and compressed to 3.77 MPa by the residual gas compressor 13. At this time, the required power of the residual gas compressor 13 is 1,031 kW.

〔比較例１〕
図２に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。その結果を実施例１の結果と共に表３にまとめる。 [Comparative Example 1]
A process simulation was performed for an example of ethane recovery using a hydrocarbon separator having the configuration shown in FIG. The results are summarized in Table 3 together with the results of Example 1.

実施例１の場合、ターボエキスパンダー出口セパレーター７により気液分離された凝縮液（ライン１０４）は、第２原料ガスクーラー３において冷熱を回収されて気液二相流となる（ライン１０２）。このとき低沸点成分であるメタン留分が主に気化するため、ライン１０２の気液二相流中のメタン濃度は減少する。脱メタン塔１１のリフラックス液中のメタン濃度が高いほどリフラックス効果が高いので、実施例１では、低温セパレーター４の凝縮液（ライン１０２の気液二相流よりメタン濃度が高い）がリフラックス液として脱メタン塔の１段目にフィードされる。 In the case of Example 1, the condensate (line 104) separated by the turbo expander outlet separator 7 is gas-liquid two-phase flow by recovering cold heat in the second raw material gas cooler 3 (line 102). At this time, since the methane fraction, which is a low boiling point component, is mainly vaporized, the methane concentration in the gas-liquid two-phase flow of the line 102 decreases. The higher the methane concentration in the reflux solution of the demethane tower 11, the higher the reflux effect. Therefore, in Example 1, the condensate of the low temperature separator 4 (the methane concentration is higher than the gas-liquid two-phase flow of line 102) is used. It is fed as a flux liquid to the first stage of the demethane column.

一方で、図２に示した構成では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７により分離された凝縮液（ライン１０２）は、第２原料ガスクーラー３で冷熱を回収されず、またそのメタン濃度が低温セパレーター４の凝縮液のメタン濃度よりも高いため、脱メタン塔１１の１段目にリフラックスとして供給される（ライン１０２）。 On the other hand, in the configuration shown in FIG. 2, the condensate (line 102) separated by the turbo expander outlet separator 7 does not recover cold heat by the second raw material gas cooler 3, and its methane concentration is that of the low temperature separator 4. Since it is higher than the methane concentration of the condensate, it is supplied as a reflux in the first stage of the demethane tower 11 (line 102).

脱メタン塔１１では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスが塔頂から４段目のトレイにフィードされる（ライン１０３）。低温セパレーター４で分離された液は、減圧バルブ１４で２．８２ＭＰａまで減圧された後、塔頂から１４段目にフィードされる（ライン１０１）。 In the demethane tower 11, the gas at the outlet of the turbo expander outlet separator 7 is fed to the tray at the fourth stage from the top of the tower (line 103). The liquid separated by the low temperature separator 4 is depressurized to 2.82 MPa by the pressure reducing valve 14, and then fed to the 14th stage from the top of the column (line 101).

プロセスフローに関して、以上の点以外は比較例１は実施例１と同様である。 Regarding the process flow, Comparative Example 1 is the same as that of Example 1 except for the above points.

表３において、「冷凍負荷」は原料ガスチラー２におけるプロパン冷凍システムの熱負荷である。冷凍負荷の低下はプロパン冷凍設備容量の低下を意味し、プロパン冷凍設備で消費するエネルギーの低下、およびプロパン冷凍の設備費低下の効果がある。 In Table 3, the “freezing load” is the heat load of the propane refrigeration system in the raw material gas chiller 2. A decrease in the refrigeration load means a decrease in the capacity of the propane refrigeration equipment, which has the effect of reducing the energy consumed by the propane refrigeration equipment and the equipment cost of the propane refrigeration.

「リボイラー熱負荷」は、脱メタン塔の塔底リボイラー１２の熱負荷である。その低下は、蒸留に要するエネルギーの低下を意味し、外部より供給される用役の費用低下の効果がある。「冷凍コンプレッサー動力」は、プロパン冷凍システムにおいてコンプレッサーで消費される動力である。「残留ガスコンプレッサー」は、残留ガスコンプレッサー１３で消費される動力である。 The "reboiler heat load" is the heat load of the bottom reboiler 12 of the demethane tower. The decrease means a decrease in the energy required for distillation, and has the effect of reducing the cost of the utility supplied from the outside. "Refrigerator compressor power" is the power consumed by the compressor in a propane refrigeration system. The "residual gas compressor" is the power consumed by the residual gas compressor 13.

表３で明らかなように、実施例１は比較例１の構成でエタン回収を行った場合と比較して、エタン回収率が同程度であるのにも関わらず、総コンプレッサー動力およびリボイラー熱負荷を低減することが可能である。 As is clear from Table 3, the total compressor power and the reboiler heat load in Example 1 are the same as those in the case where ethane is recovered in the configuration of Comparative Example 1 even though the ethane recovery rate is about the same. Can be reduced.

Figure 2021076261
Figure 2021076261

〔実施例２〕
図３に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。原料ガスは実施例１と同様である。 [Example 2]
A process simulation was performed for an example of ethane recovery using a hydrocarbon separator having the configuration shown in FIG. The raw material gas is the same as in Example 1.

原料ガスは第１原料ガスクーラー１で、−３９．０℃の残留ガスおよび−３９．３℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ１と熱交換し、−２３．７℃まで冷却される。その後、原料ガスチラー２でプロパン冷凍により−３７．０℃まで冷却され、第２原料ガスクーラー３で、−７６．６℃の残留ガス、−７７．７℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ３および−８６．４℃のターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液（ライン１０４）との熱交換により−６０．４℃まで冷却される。ここで第１原料ガスクーラー１および第２原料ガスクーラー３はプレートフィン熱交換器であり、原料ガスチラー２はケトル型の多管式熱交換器である。 The raw material gas is heat-exchanged with the residual gas at −39.0 ° C. and the side stream F1 of the demethane tower 11 at −39.3 ° C. in the first raw material gas cooler 1, and is cooled to −23.7 ° C. After that, it was cooled to −37.0 ° C. by propane freezing in the raw material gas chiller 2, the residual gas at −76.6 ° C. in the second raw material gas cooler 3, and the sidestream F3 of the demethane tower 11 at −77.7 ° C. It is cooled to -60.4 ° C by heat exchange with the condensate (line 104) of the turbo expander outlet separator 7 at -86.4 ° C. Here, the first raw material gas cooler 1 and the second raw material gas cooler 3 are plate fin heat exchangers, and the raw material gas chiller 2 is a kettle type multi-tube heat exchanger.

次に、原料ガスは低温セパレーター４で気液分離される。低温セパレーター４は内部にミスト分離器を有する縦型ベッセル（両端に鏡板を有する円柱状容器）である。 Next, the raw material gas is gas-liquid separated by the low temperature separator 4. The low temperature separator 4 is a vertical vessel (cylindrical container having end plates at both ends) having a mist separator inside.

低温セパレーター４出口ガスのうち、７０モル％はターボエキスパンダー５に送られ（ライン１１０ａ）、３．２０ＭＰａまで減圧される。その出口ガスは等エントロピー膨張の効果により−８６．４℃まで冷却されその一部が凝縮して気液二相流となり、７２３ｋＷの動力をエキスパンダーが駆動するコンプレッサー６に与える。ターボエキスパンダー５出口のガス（部分凝縮したもの）は、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で気液分離される。ターボエキスパンダー出口セパレーター７は、内部にミスト分離器を有する縦型ベッセル（両端に鏡板を有する円柱状容器）である。 Of the low temperature separator 4 outlet gas, 70 mol% is sent to the turbo expander 5 (line 110a) and the pressure is reduced to 3.20 MPa. The outlet gas is cooled to −86.4 ° C. by the effect of isentropic expansion, and a part of the outlet gas is condensed into a gas-liquid two-phase flow, which gives 723 kW of power to the compressor 6 driven by the expander. The gas (partially condensed) at the outlet of the turbo expander 5 is gas-liquid separated by the turbo expander outlet separator 7. The turbo expander outlet separator 7 is a vertical vessel (cylindrical container having end plates at both ends) having a mist separator inside.

低温セパレーター４出口ガスのうち、残りの３０モル％は凝縮器（リフラックスコンデンサー）１０へと送られ（ライン１１０ｂ）、脱メタン塔１１塔頂の残留ガスと熱交換し、−９０．８℃まで冷却され全凝縮する。凝縮液は減圧バルブ１５によって３．００ＭＰａまで減圧され、その一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が−９４．２℃まで低下する。その後、リフラックス液として塔頂から第１段に供給される（ライン１０５）。ここで、リフラックスコンデンサー１０はプレートフィン熱交換器である。 Of the low-temperature separator 4 outlet gas, the remaining 30 mol% is sent to the condenser (reflux condenser) 10 (line 110b) and exchanges heat with the residual gas at the top of the demethane tower 11 to reach -90.8 ° C. It is cooled to full condensation. The condensate is depressurized to 3.00 MPa by the pressure reducing valve 15, and a part of the condensate is vaporized to form a gas-liquid two-phase flow, and the temperature drops to −94.2 ° C. with vaporization. After that, it is supplied as a reflux liquid from the top of the column to the first stage (line 105). Here, the reflux condenser 10 is a plate fin heat exchanger.

脱メタン塔１１は、内部に４０段のトレイが設置され、ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスは塔頂から４段目のトレイにフィードされる（ライン１０３）。また、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された−８６．４℃の凝縮液（ライン１０４）は、第２原料ガスクーラー３における冷熱回収により−３９．０℃まで昇温され、その一部が気化し気液二相流となった後、塔頂から２０段目にフィードされる（ライン１０２）。さらに、低温セパレーター４で分離された液は、減圧バルブ１４で３．２０ＭＰａまで減圧され、その一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が−８４．２℃まで低下する。その後、塔頂から１４段目にフィードされる（ライン１０１）。 The demethane tower 11 is provided with 40 trays inside, and the gas at the outlet of the turbo expander outlet separator 7 is fed to the tray at the fourth stage from the top of the tower (line 103). Further, the condensate (line 104) at −86.4 ° C. separated by the turbo expander outlet separator 7 was heated to −39.0 ° C. by the cold heat recovery in the second raw material gas cooler 3, and a part of the liquid was gas-liquid. After becoming a gas-liquid two-phase flow, it is fed to the 20th stage from the top of the tower (line 102). Further, the liquid separated by the low temperature separator 4 is depressurized to 3.20 MPa by the pressure reducing valve 14, and a part of the liquid is vaporized to become a gas-liquid two-phase flow, and the temperature drops to −84.2 ° C. with vaporization. After that, it is fed to the 14th stage from the top of the tower (line 101).

脱メタン塔１１は、塔頂部で３．００ＭＰａ、−９２．８℃の条件で運転され、塔底部では３．０５ＭＰａ、３１．５℃の条件で運転される。塔底部の温度は、ＮＧＬ中のメタン濃度が１モル％以下になる平衡温度により決まり、その温度で運転するため、リボイラー１２から３．６５ＭＷの熱が加えられる。脱メタン塔１１の塔頂部から分離される残留ガス、及び塔底部から分離されるＮＧＬの組成は、表４に示される通りである。流量は、残留ガスが１２，４４４ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０３モル／時）、ＮＧＬが１，２５６ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０３モル／時）である。 The demethane tower 11 is operated under the conditions of 3.00 MPa and −92.8 ° C. at the top of the column, and at 3.05 MPa and 31.5 ° C. at the bottom of the column. The temperature at the bottom of the column is determined by the equilibrium temperature at which the methane concentration in the NGL is 1 mol% or less, and since the operation is performed at that temperature, heat of 3.65 MW is applied from the reboiler 12. The composition of the residual gas separated from the top of the demethane tower 11 and the NGL separated from the bottom of the tower is as shown in Table 4. Flow rate, residual gas 12,444kg-mol / hr (10 3 moles / hr), NGL is 1,256kg-mol / hr (10 3 mol / hr).

Figure 2021076261
Figure 2021076261

原料ガス中のエタンの内、８８．７％がＮＧＬとして回収される。 Of the ethane in the raw material gas, 88.7% is recovered as NGL.

脱メタン塔１１の塔頂部を出た残留ガスは原料ガスと熱交換し、第１原料ガスクーラー１の出口で１５．１℃になる。その後、ターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサー６で３．１７ＭＰａまで圧縮され、残留ガスコンプレッサー１３により３．７７ＭＰａまで圧縮される。このとき、残留ガスコンプレッサー１３の所要動力は、１，８５９ｋＷである。 The residual gas exiting the top of the demethane tower 11 exchanges heat with the raw material gas and reaches 15.1 ° C. at the outlet of the first raw material gas cooler 1. After that, it is compressed to 3.17 MPa by the compressor 6 driven by the turbo expander, and compressed to 3.77 MPa by the residual gas compressor 13. At this time, the required power of the residual gas compressor 13 is 1,859 kW.

〔比較例２〕
図４に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。その結果を実施例２の結果と共に表５にまとめる。 [Comparative Example 2]
A process simulation was performed for an example of ethane recovery using a hydrocarbon separator having the configuration shown in FIG. The results are summarized in Table 5 together with the results of Example 2.

図４に示した構成では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７により分離された凝縮液（ライン１０２）は、第２原料ガスクーラー３で冷熱を回収されることなく、そのまま脱メタン塔１１に供給される。 In the configuration shown in FIG. 4, the condensate (line 102) separated by the turbo expander outlet separator 7 is supplied to the demethane tower 11 as it is without recovering the cold heat by the second raw material gas cooler 3.

比較例２では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液を用いた冷熱回収が行われないため、低温セパレーター４に流入するストリームの温度は−５２．０℃となり、実施例２と比較すると８．４℃高くなる。従い、低温セパレーター４により分離されるガス（ライン１１０）中のメタン濃度が実施例２と比較して低くなり、最終的には蒸留塔におけるリフラックス効果の低下につながる。 In Comparative Example 2, since the cold heat recovery using the condensate of the turbo expander outlet separator 7 is not performed, the temperature of the stream flowing into the low temperature separator 4 is −52.0 ° C., which is 8.4 as compared with Example 2. ℃ rises. Therefore, the methane concentration in the gas (line 110) separated by the low temperature separator 4 becomes lower than that in Example 2, and finally the reflux effect in the distillation column is lowered.

脱メタン塔１１では、ライン１０５からの液が、リフラックス液として塔頂から第１段に供給される。ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスが塔頂から４段目のトレイにフィードされる（ライン１０３）。ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された液が、塔頂から１４段目にフィードされる（ライン１０２）。さらに、低温セパレーター４で分離された液は、減圧バルブ１４で２．８３ＭＰａまで減圧された後、塔頂から２０段目にフィードされる（ライン１０１）。 In the demethane tower 11, the liquid from the line 105 is supplied as a reflux liquid from the top of the tower to the first stage. The gas at the outlet of the turbo expander outlet separator 7 is fed to the fourth tray from the top of the tower (line 103). The liquid separated by the turbo expander outlet separator 7 is fed to the 14th stage from the top of the tower (line 102). Further, the liquid separated by the low temperature separator 4 is depressurized to 2.83 MPa by the pressure reducing valve 14, and then fed to the 20th stage from the top of the column (line 101).

プロセスフローに関して、以上の点以外は比較例２は実施例２と同様である。 Regarding the process flow, Comparative Example 2 is the same as that of Example 2 except for the above points.

表５で明らかなように、実施例２は比較例２の構成でエタン回収を行った場合と比較して、高いエタン回収率が得られ、さらには総コンプレッサー動力およびリボイラー熱負荷を低減することが可能である。 As is clear from Table 5, in Example 2, a higher ethane recovery rate can be obtained as compared with the case where ethane is recovered in the configuration of Comparative Example 2, and the total compressor power and the reboiler heat load are reduced. Is possible.

Figure 2021076261
Figure 2021076261

〔実施例３〕
図５に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。原料ガスは実施例１と同様である。 [Example 3]
A process simulation was performed for an example of ethane recovery using a hydrocarbon separator having the configuration shown in FIG. The raw material gas is the same as in Example 1.

原料ガスは第１原料ガスクーラー１で、−３９．０℃の残留ガスおよび−３５．３℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ１と熱交換し、−２２．６℃まで冷却される。その後、原料ガスチラー２でプロパン冷凍により−３７．０℃まで冷却され、第２原料ガスクーラー３で、−６８．０℃の残留ガス、−７４．３℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ３および−８６．８℃のターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液（ライン１０４）との熱交換により−５９．０℃まで冷却される。ここで第１原料ガスクーラー１および第２原料ガスクーラー３はプレートフィン熱交換器であり、原料ガスチラー２はケトル型の多管式熱交換器である。 The raw material gas is heat-exchanged with the residual gas at −39.0 ° C. and the side stream F1 of the demethane tower 11 at −35.3 ° C. in the first raw material gas cooler 1, and is cooled to −22.6 ° C. After that, it was cooled to −37.0 ° C. by propane freezing in the raw material gas chiller 2, the residual gas at −68.0 ° C. in the second raw material gas cooler 3, the side stream F3 of the demethane tower 11 at −74.3 ° C., and It is cooled to −59.0 ° C. by heat exchange with the condensate (line 104) of the turbo expander outlet separator 7 at −86.8 ° C. Here, the first raw material gas cooler 1 and the second raw material gas cooler 3 are plate fin heat exchangers, and the raw material gas chiller 2 is a kettle type multi-tube heat exchanger.

次に、原料ガスは低温セパレーター４で気液分離される。低温セパレーター４は内部にミスト分離器を有する縦型ベッセル（両端に鏡板を有する円柱状容器）である。 Next, the raw material gas is gas-liquid separated by the low temperature separator 4. The low temperature separator 4 is a vertical vessel (cylindrical container having end plates at both ends) having a mist separator inside.

低温セパレーター４出口のガス全量がターボエキスパンダー５に送られ、３．０７ＭＰａまで減圧される。その出口ガスは等エントロピー膨張の効果により−８６．８℃まで冷却され、１，２５９ｋＷの動力をエキスパンダーが駆動するコンプレッサー６に与える。ターボエキスパンダー５出口のガスは、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で気液分離される。ターボエキスパンダー出口セパレーター７は、内部にミスト分離器を有する縦型ベッセル（両端に鏡板を有する円柱状容器）である。 The entire amount of gas at the outlet of the low temperature separator 4 is sent to the turbo expander 5, and the pressure is reduced to 3.07 MPa. The outlet gas is cooled to −86.8 ° C. by the effect of isentropic expansion and gives 1,259 kW of power to the compressor 6 driven by the expander. The gas at the outlet of the turbo expander 5 is gas-liquid separated by the turbo expander outlet separator 7. The turbo expander outlet separator 7 is a vertical vessel (cylindrical container having end plates at both ends) having a mist separator inside.

ターボエキスパンダー出口セパレーター７の出口ガス（ライン１０３）のうち３７モル％は、コンプレッサー（低温コンプレッサー）８によって６．００ＭＰａまで昇圧された後、プロパン冷凍による熱交換器（リフラックスクーラー）９および脱メタン塔１１塔頂の残留ガスと熱交換させる凝縮器（リフラックスコンデンサー）１０によって−９４．２℃まで冷却されて全凝縮する。得られた凝縮液は減圧バルブ１５によって２．８７ＭＰａまで減圧されその一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が−９７．２℃まで低下する。その後、リフラックス液として塔頂から第１段に供給される（ライン１０５）。ここで、リフラックスクーラー９はケトル型の多管式熱交換器であり、リフラックスコンデンサー１０はプレートフィン熱交換器である。なお、残留ガスとの熱交換だけで、リフラックスコンデンサー１０の出口温度を、所定のエタン回収率を達成できる温度まで低下させることができる場合には、プロパン冷凍の負荷を下げるために、リフラックスクーラー９を設置しなくてもよい。 37 mol% of the outlet gas (line 103) of the turbo expander outlet separator 7 is boosted to 6.00 MPa by the compressor (low temperature compressor) 8, and then the heat exchanger (reflux cooler) 9 by propane refrigeration and demethane removal. The compressor (reflux condenser) 10 that exchanges heat with the residual gas at the top of the tower 11 cools the temperature to −94.2 ° C. and completely condenses it. The obtained condensate is depressurized to 2.87 MPa by the pressure reducing valve 15, and a part of the condensate is vaporized to form a gas-liquid two-phase flow, and the temperature drops to −97.2 ° C. with vaporization. After that, it is supplied as a reflux liquid from the top of the column to the first stage (line 105). Here, the reflux cooler 9 is a kettle-type multi-tube heat exchanger, and the reflux condenser 10 is a plate fin heat exchanger. If the outlet temperature of the reflux condenser 10 can be lowered to a temperature at which a predetermined ethane recovery rate can be achieved only by heat exchange with the residual gas, the reflux is used to reduce the load of propane freezing. It is not necessary to install the cooler 9.

脱メタン塔１１は、内部に４０段のトレイが設置され、ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスの一部は塔頂から９段目のトレイにフィードされる（ライン１０３ａ）。また、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された−８６．８℃の凝縮液（ライン１０４）は、第２原料ガスクーラー３における冷熱回収により−３９．０℃まで昇温され、その一部が気化し気液二相流となった後、塔頂から１８段目にフィードされる（ライン１０２）。さらに、低温セパレーター４で分離された液は、減圧バルブ１４で２．８９ＭＰａまで減圧され、その一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が−８３．７℃まで低下する。その後、塔頂から１５段目にフィードされる（ライン１０１）。 A 40-stage tray is installed inside the demethane tower 11, and a part of the gas at the outlet of the turbo expander outlet separator 7 is fed to the 9-stage tray from the top of the tower (line 103a). Further, the condensate (line 104) at −86.8 ° C. separated by the turbo expander outlet separator 7 was heated to −39.0 ° C. by the cold heat recovery in the second raw material gas cooler 3, and a part of the liquid was gas-liquid. After becoming a gas-liquid two-phase flow, it is fed to the 18th stage from the top of the tower (line 102). Further, the liquid separated by the low temperature separator 4 is depressurized to 2.89 MPa by the pressure reducing valve 14, and a part of the liquid is vaporized to become a gas-liquid two-phase flow, and the temperature drops to −83.7 ° C. with the vaporization. After that, it is fed to the 15th stage from the top of the tower (line 101).

脱メタン塔１１は、塔頂部で２．８７ＭＰａ、−９６．２℃の条件で運転され、塔底部では２．９２ＭＰａ、２７．５℃の条件で運転される。塔底部の温度は、ＮＧＬ中のメタン濃度が１モル％以下になる平衡温度により決まり、その温度で運転するため、リボイラー１２から３．３５ＭＷの熱が加えられる。脱メタン塔１１の塔頂部から分離される残留ガス、及び塔底部から分離されるＮＧＬの組成は、表６に示される通りである。流量は、残留ガスが１２，４４４ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０３モル／時）、ＮＧＬが１，２５６ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０３モル／時）である。 The demethane column 11 is operated under the conditions of 2.87 MPa and −96.2 ° C. at the top of the column and at 2.92 MPa and 27.5 ° C. at the bottom of the column. The temperature at the bottom of the column is determined by the equilibrium temperature at which the methane concentration in the NGL is 1 mol% or less, and since the operation is performed at that temperature, heat of 3.35 MW is applied from the reboiler 12. The composition of the residual gas separated from the top of the demethane tower 11 and the NGL separated from the bottom of the tower is as shown in Table 6. Flow rate, residual gas 12,444kg-mol / hr (10 3 moles / hr), NGL is 1,256kg-mol / hr (10 3 mol / hr).

Figure 2021076261
Figure 2021076261

原料ガス中のエタンの内、９５．５％がＮＧＬとして回収される。 Of the ethane in the raw material gas, 95.5% is recovered as NGL.

脱メタン塔１１の塔頂部を出た残留ガスは原料ガスと熱交換し、第１原料ガスクーラー１の出口で１５．１℃になる。その後、ターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサー６で３．１９ＭＰａまで圧縮され、残留ガスコンプレッサー１３により３．７７ＭＰａまで圧縮される。このとき、残留ガスコンプレッサー１３の所要動力は、１，８２４ｋＷである。 The residual gas exiting the top of the demethane tower 11 exchanges heat with the raw material gas and reaches 15.1 ° C. at the outlet of the first raw material gas cooler 1. After that, it is compressed to 3.19 MPa by the compressor 6 driven by the turbo expander, and compressed to 3.77 MPa by the residual gas compressor 13. At this time, the required power of the residual gas compressor 13 is 1,824 kW.

〔比較例３〕
図６に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。このプロセスは、特許文献１に開示されるプロセスに相当する。その結果を実施例３の結果と共に表７にまとめる。 [Comparative Example 3]
A process simulation was performed for an example of ethane recovery using a hydrocarbon separator having the configuration shown in FIG. This process corresponds to the process disclosed in Patent Document 1. The results are summarized in Table 7 together with the results of Example 3.

図６に示した構成では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７により分離された凝縮液（ライン１０２）は、第２原料ガスクーラー３で冷熱を回収されることなく、そのまま脱メタン塔１１に供給される。 In the configuration shown in FIG. 6, the condensate (line 102) separated by the turbo expander outlet separator 7 is supplied to the demethane tower 11 as it is without recovering the cold heat by the second raw material gas cooler 3.

比較例３では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液を用いた冷熱回収が行われないため、低温セパレーター４に流入するストリームの温度は−４４．１℃となり、実施例３と比較すると１４．９℃高くなる。従い、低温セパレーター４により分離されるガス（ライン１１０）中のメタン濃度が実施例３と比較して低くなり、最終的には蒸留塔におけるリフラックス効果の低下につながる。 In Comparative Example 3, since the cold heat recovery using the condensate of the turbo expander outlet separator 7 is not performed, the temperature of the stream flowing into the low temperature separator 4 is −44.1 ° C., which is 14.9 as compared with Example 3. ℃ rises. Therefore, the methane concentration in the gas (line 110) separated by the low temperature separator 4 becomes lower than that in Example 3, and finally the reflux effect in the distillation column is lowered.

脱メタン塔１１では、ライン１０５からの液が、リフラックスとして塔頂から１段目にフィードされる。ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスの一部が塔頂から９段目のトレイにフィードされる（ライン１０３ａ）。また、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された液が、塔頂から１２段目にフィードされる（ライン１０２）。さらに、低温セパレーター４で分離された液が、減圧バルブ１４で２．８２ＭＰａまで減圧され、その一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が−６４．０℃まで低下する。その後、塔頂から１５段目にフィードされる（ライン１０１）。 In the demethane tower 11, the liquid from the line 105 is fed as reflux to the first stage from the top of the tower. A part of the gas at the outlet of the turbo expander outlet separator 7 is fed to the tray at the 9th stage from the top of the tower (line 103a). Further, the liquid separated by the turbo expander outlet separator 7 is fed to the 12th stage from the top of the tower (line 102). Further, the liquid separated by the low temperature separator 4 is depressurized to 2.82 MPa by the pressure reducing valve 14, and a part of the liquid is vaporized to become a gas-liquid two-phase flow, and the temperature drops to −64.0 ° C. with the vaporization. After that, it is fed to the 15th stage from the top of the tower (line 101).

プロセスフローに関して、以上の点以外は比較例３は実施例３と同様である。 Regarding the process flow, Comparative Example 3 is the same as that of Example 3 except for the above points.

表７で明らかなように、実施例３は比較例３の構成でエタン回収を行った場合と比較して、高いエタン回収率が得られ、さらには総コンプレッサー動力およびリボイラー熱負荷を低減することが可能である。 As is clear from Table 7, in Example 3, a higher ethane recovery rate can be obtained as compared with the case where ethane is recovered in the configuration of Comparative Example 3, and the total compressor power and the reboiler heat load are reduced. Is possible.

Figure 2021076261
Figure 2021076261

１：第１原料ガスクーラー
２：原料ガスチラー
３：第２原料ガスクーラー
４：低温セパレーター
５：ターボエキスパンダー
６：ターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサー
７：ターボエキスパンダー出口セパレーター
８：低温コンプレッサー
９：リフラックスクーラー
１０：リフラックスコンデンサー
１１：脱メタン塔（プロパン回収プラントの場合には、脱エタン塔）
１２：リボイラー
１３：残留ガスコンプレッサー
１４：減圧バルブ
１５：減圧バルブ
Ｆ１：脱メタン塔サイドストリーム
Ｆ２：サイドストリームＦ１の戻り
Ｆ３：脱メタン塔サイドストリーム
Ｆ４：サイドストリームＦ３の戻り 1: 1st raw material gas cooler 2: Raw material gas chiller 3: 2nd raw material gas cooler 4: Low temperature separator 5: Turbo expander 6: Compressor driven by turbo expander 7: Turbo expander outlet separator 8: Low temperature compressor 9: Reflux cooler 10 : Reflux compressor 11: Demethane tower (in the case of a propane recovery plant, deethane tower)
12: Reboiler 13: Residual gas compressor 14: Pressure reducing valve 15: Pressure reducing valve F1: Demethane tower Sidestream F2: Return of sidestream F1 F3: Demethane tower Sidestream F4: Return of sidestream F3

Claims (10)

少なくともメタンとメタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、蒸留塔を用いて、メタンが富化されかつメタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、メタンがより薄くかつメタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記重質留分を得る工程
を有することを特徴とする炭化水素の分離方法。 Using a distillation tower, the raw material gas containing at least methane and hydrocarbons with lower volatility than methane is enriched with methane and the hydrocarbons with lower volatility than methane are thinner, and the residual gas is thinner and methane is thinner. In the method of separating hydrocarbons, which separates hydrocarbons that are less volatile than methane into heavy distillates enriched.
a) A step of cooling the raw material gas using the residual gas as a refrigerant and another refrigerant to partially condense the raw material gas, and then gas-liquid separation;
b) A step of reducing the pressure of the liquid obtained from step a and supplying it to the distillation column;
c) A step of expanding a part or all of the gas obtained from step a with an expander to partially condense the gas, and then gas-liquid separation;
d) A step of using the liquid obtained from step c as the other refrigerant in step a and then supplying the liquid to the distillation column;
e) A step of supplying a part or all of the gas obtained from the step c to the distillation column; and f) The residual gas is obtained from the top of the distillation column and the heavy distillate is obtained from the bottom of the distillation column. A method for separating hydrocarbons, which comprises a step of obtaining fractions. 少なくともエタンとエタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、蒸留塔を用いて、エタンが富化されかつエタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、エタンがより薄くかつエタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記重質留分を得る工程
を有することを特徴とする炭化水素の分離方法。 Raw material gas containing at least ethane and hydrocarbons less volatile than ethane, using a distillation tower, ethane-rich and less volatile hydrocarbons thinner residual gas and ethane thinner and thinner. In a method for separating hydrocarbons, which separates hydrocarbons that are less volatile than ethane into heavy distillates enriched.
a) A step of cooling the raw material gas using the residual gas as a refrigerant and another refrigerant to partially condense the raw material gas, and then gas-liquid separation;
b) A step of reducing the pressure of the liquid obtained from step a and supplying it to the distillation column;
c) A step of expanding a part or all of the gas obtained from step a with an expander to partially condense the gas, and then gas-liquid separation;
d) A step of using the liquid obtained from step c as the other refrigerant in step a and then supplying the liquid to the distillation column;
e) A step of supplying a part or all of the gas obtained from the step c to the distillation column; and f) The residual gas is obtained from the top of the distillation column and the heavy distillate is obtained from the bottom of the distillation column. A method for separating hydrocarbons, which comprises a step of obtaining fractions. 工程ａから得られたガスの全部を工程ｃに供し、工程ｃから得られたガスの全部を工程ｅに供する、請求項１または２に記載の方法。 The method according to claim 1 or 2, wherein all the gas obtained from the step a is subjected to the step c, and all the gas obtained from the step c is subjected to the step e. 工程ａから得られたガスの一部を工程ｃに供し、
工程ａから得られたガスの残部を前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ、全凝縮した液を減圧して前記蒸留塔に供給する請求項１または２に記載の方法。 A part of the gas obtained from step a is subjected to step c, and a part of the gas is subjected to step c.
The method according to claim 1 or 2, wherein the balance of the gas obtained in step a is cooled by heat exchange with the residual gas to be completely condensed, and the completely condensed liquid is depressurized and supplied to the distillation column. 工程ｃから得られたガスの一部を工程ｅに供し、
工程ｃから得られたガスの残部を圧縮し、前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ、全凝縮した液を減圧して前記蒸留塔に供給する請求項１または２に記載の方法。 A part of the gas obtained from step c is subjected to step e,
The invention according to claim 1 or 2, wherein the balance of the gas obtained from the step c is compressed, cooled by heat exchange with the residual gas to be completely condensed, and the completely condensed liquid is depressurized and supplied to the distillation column. Method. 少なくともメタンとメタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、メタンが富化されかつメタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、メタンがより薄くかつメタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離装置において、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダー出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含む炭化水素の分離装置。 Raw material gas containing at least methane and hydrocarbons less volatile than methane, residual gas enriched with methane and less volatile hydrocarbons than methane, and thinner methane and less volatile than methane. In a hydrocarbon separator that separates hydrocarbons into enriched heavy distillates
A distillation column that discharges the residual gas from the top of the column and discharges the heavy fraction from the bottom of the column;
A heat exchange means for cooling and partially condensing the raw material gas, the heat exchange means including a refrigerant flow path through which the residual gas flows as a refrigerant and another refrigerant flow path through which another refrigerant flows;
A first gas-liquid separator that separates the partially condensed raw material gas obtained from the heat exchange means into gas and liquid;
A line for supplying the liquid obtained from the first gas-liquid separator to the distillation column via a pressure reducing valve;
An expander that expands and partially condenses part or all of the gas obtained from the first gas-liquid separator;
A second gas-liquid separator connected to the expander outlet;
A line for supplying the liquid obtained from the second gas-liquid separator to the distillation column via the other refrigerant flow path; and a part of the gas obtained from the second gas-liquid separator or A hydrocarbon separator including a line that supplies all of the distillation column. 少なくともエタンとエタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、エタンが富化されかつエタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、エタンがより薄くかつエタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離装置において、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダー出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含む炭化水素の分離装置。 Raw material gas containing at least ethane and hydrocarbons less volatile than ethane, residual gas enriched with ethane and less volatile hydrocarbons than ethane, and thinner ethane and less volatile than ethane. In a hydrocarbon separator that separates hydrocarbons into enriched ethane
A distillation column that discharges the residual gas from the top of the column and discharges the heavy fraction from the bottom of the column;
A heat exchange means for cooling and partially condensing the raw material gas, the heat exchange means including a refrigerant flow path through which the residual gas flows as a refrigerant and another refrigerant flow path through which another refrigerant flows;
A first gas-liquid separator that separates the partially condensed raw material gas obtained from the heat exchange means into gas and liquid;
A line for supplying the liquid obtained from the first gas-liquid separator to the distillation column via a pressure reducing valve;
An expander that expands and partially condenses part or all of the gas obtained from the first gas-liquid separator;
A second gas-liquid separator connected to the expander outlet;
A line for supplying the liquid obtained from the second gas-liquid separator to the distillation column via the other refrigerant flow path; and a part of the gas obtained from the second gas-liquid separator or A hydrocarbon separator including a line that supplies all of the distillation column. 前記第１の気液分離器から得られたガスの全部を前記エキスパンダーに送るライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含む、請求項６または７に記載の装置。 Claimed to include a line that feeds all of the gas obtained from the first gas-liquid separator to the expander; and a line that supplies all of the gas obtained from the second gas-liquid separator to the distillation column. Item 6. The apparatus according to Item 6. 前記第１の気液分離器から得られたガスの一部を前記エキスパンダーに送るライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの残部を、前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器；
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ；及び
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブの出口を前記蒸留塔に接続するライン
を含む、請求項６または７に記載の装置。 A line that sends a part of the gas obtained from the first gas-liquid separator to the expander;
A condenser in which the remainder of the gas obtained from the first gas-liquid separator is cooled by heat exchange with the residual gas to completely condense it;
The apparatus according to claim 6 or 7, further comprising a decompression valve for depressurizing the completely condensed liquid in the condenser; and a line connecting the outlet of the decompression valve for depressurizing the completely condensed liquid in the condenser to the distillation column. .. 前記第２の気液分離器から得られたガスの一部を前記蒸留塔に供給するライン；
前記第２の気液分離器から得られたガスの残部を圧縮するコンプレッサー；
前記圧縮機で圧縮されたガスを前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器；
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ；及び
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブの出口を前記蒸留塔に接続するライン
を含む、請求項６または７に記載の装置。 A line that supplies a part of the gas obtained from the second gas-liquid separator to the distillation column;
A compressor that compresses the rest of the gas obtained from the second gas-liquid separator;
A condenser that cools the gas compressed by the compressor by heat exchange with the residual gas and completely condenses it;
The apparatus according to claim 6 or 7, further comprising a decompression valve for depressurizing the completely condensed liquid in the condenser; and a line connecting the outlet of the decompression valve for depressurizing the completely condensed liquid in the condenser to the distillation column. ..
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