JP2022535176A - オイルガス処理方法及び装置 - Google Patents
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Abstract
本発明はオイルガス処理方法を提供するものであって、その方法によって、ガソリン成分、炭素二、炭素三及び炭素四成分の効率的な分離と回収を実現することができる。本発明は、軽質炭化水素成分とガソリン成分の分離を先に行い、続いて軽質炭化水素成分を豊富に含むストリームに対して後続処理すると、ガソリンを採用して液化ガス成分を循環吸収する必要がなくなり、ガソリンの循環量が大幅に減少し、分離フロー全体のエネルギー消費が低減される。本発明は、また、成分分離工程の前に、先に軽質炭化水素成分を豊富に含むストリーム中の不純物、例えば、Ｈ２Ｓ及びチオールを除去することで、不純物が下流の軽炭化水素回収部分に持ち込まれないことを保証することができ、硫化水素による軽質炭化水素回収部分に関わる腐食問題が回避されるとともに、下流の硫化水素の濃度を大幅に低下させ、安全性を向上させ、且つ下流製品の品質を確保することができる。
Description
本願は、２０１９年６月６日に提出された出願番号が２０１９１０４９２８０４．０であり、発明名称が「オイルガス高圧脱硫・分離の装置及び方法」である中国特許出願、２０１９年６月２８日に提出された出願番号が２０１９１０５７５６６５．８であり、発明名称が「オイルガス処理装置及び方法」である中国特許出願、２０１９年８月１２日に提出された出願番号が２０１９１０７４０６６６．３であり、発明名称が「オイルガス回収方法及び装置」である中国特許出願の優先権を主張するものであり、その記載内容の全てを、ここに援用する。
本発明は、製油及び化学工業の分野に関し、具体的には、オイルガス処理方法及び装置に関する。
軽質炭化水素とは、石油化学工業プロセスで得られたメタン、エタン、エチレン、プロパン、プロピレン、炭素四等の成分を意味し、軽質炭化水素分離プロセスは、石油化学工業プロセスで常に注目されている要点である。そのうち、炭素二、炭素三及び炭素四の間の分離プロセスは比較的に成熟したものであり、通常、精留の方法が採用されている。メタンはその沸点が低いため、精留の方法を採用してメタンと炭素二を分離すると、－１００℃及びそれより低い温度まで冷却すること、すなわち、深冷分離が必要であり、エチレン装置では通常採用されているが、その投資や消費が大きい。したがって、メタンの分離は、軽質炭化水素分離プロセスで常に注目されている要点であるといえ、軽質炭化水素分離プロセス技術の開発及びプロセスフローの設計は、いずれもメタンの分離を巡って行われるものである。
従来のＦＣＣ（Ｆｌｕｉｄ Ｃａｔａｌｙｔｉｃ Ｃｒａｃｋｉｎｇ）プロセスは、通常、吸収安定によって液化ガス（Ｃ３／Ｃ４）成分を回収することで、液化ガス成分とドライガス（Ｈ２／Ｃ１／Ｃ２）成分との分離を図るものである。ＦＣＣプロセスでは、ドライガスの収率が高く、且つドライガス中のＣ２成分の含有量が２５～４０ｗｔ％に達することができ、且つ主にエチレン及びエタンとなり、エチレンはポリエチレン、スチレン等の製造に用いられ、エタンは分解してエチレンを製造することができ、その循環分解によるエチレンの収率が８０％と高く、且つ水素ガスが大量に生成される。そのため、ドライガス中のＣ２資源の回収は特に注目されている。通常、回収された炭素二資源はエチレン装置の分離手段に送られエチレンとエタンを得てもよいし、下流装置に送られエチルベンゼン／スチレンを製造してもよい。従来のプロセスでは、吸収法によるドライガス中の炭素二の回収に重点を置いていたが、そのプロセス方法には以下のような欠点がある。
（１）吸収安定部分でドライガスと液化ガス成分を分離して、炭素二回収部分でまた炭素四を採用して炭素二を吸収して、炭素四とドライガスを再度混合して、その後、また分離するというようなドライガスと炭素四成分との二次分離がある。
（２）吸収安定システムは、吸収剤として安定ガソリンを採用して液化ガス成分を回収するとされ、ＦＣＣプロセスでは液化ガス成分の収率が高いため、ガソリンはガソリン吸収塔、エタン脱吸収塔及び安定化塔の間で循環され、かつ循環量が大きく、エタン脱吸収塔と安定化塔の底部の温度が高く、塔の底部のリボイラーにかかる熱負荷が大きく、エネルギー消費が高い。
（３）プロセスフロー全体が長くなる分、投資やエネルギー消費が増加する。ＦＣＣプロセスにおけるＣ２／Ｃ３／Ｃ４等の軽質炭化水素成分を回収するとともに、分離フローを簡略化し、投資やエネルギー消費を低減するために、本発明を提案する。
（４）回収された炭素二製品がエチレン装置の分離手段に送られると、炭素二製品に含まれる一部のプロピレン等の成分は、エチレン分離手段によって回収することができる。しかし、回収された炭素二製品が下流のエチルベンゼンの製造に送られると、それに含まれるプロピレン成分がエチルベンゼンの製造に多くの悪影響を及ぼし、ベンゼンの消費量を大幅に増加させるだけでなく、エチルベンゼン及びスチレン製品の品質にも直接に影響を与える。炭素二成分は沸点が低いため、炭素二と炭素三成分を分離するには、通常、－５～－２０℃の温度にする必要があり、そのため、脱水及び脱ＣＯ２処理が必要であり、且つより低温レベルの冷媒が必要となり、投資やエネルギー消費が大きい。
（５）従来のプロセスでは、吸収安定後のドライガスと液化ガスに対して脱硫及び脱チオールを行い、Ｈ２Ｓとチオールが吸収安定システム全体で循環するため、それに関連する腐食問題をもたらす可能性があり、且つ吸収安定システム全体においてＨ２Ｓの漏れによる安全性問題がある。
（１）吸収安定部分でドライガスと液化ガス成分を分離して、炭素二回収部分でまた炭素四を採用して炭素二を吸収して、炭素四とドライガスを再度混合して、その後、また分離するというようなドライガスと炭素四成分との二次分離がある。
（２）吸収安定システムは、吸収剤として安定ガソリンを採用して液化ガス成分を回収するとされ、ＦＣＣプロセスでは液化ガス成分の収率が高いため、ガソリンはガソリン吸収塔、エタン脱吸収塔及び安定化塔の間で循環され、かつ循環量が大きく、エタン脱吸収塔と安定化塔の底部の温度が高く、塔の底部のリボイラーにかかる熱負荷が大きく、エネルギー消費が高い。
（３）プロセスフロー全体が長くなる分、投資やエネルギー消費が増加する。ＦＣＣプロセスにおけるＣ２／Ｃ３／Ｃ４等の軽質炭化水素成分を回収するとともに、分離フローを簡略化し、投資やエネルギー消費を低減するために、本発明を提案する。
（４）回収された炭素二製品がエチレン装置の分離手段に送られると、炭素二製品に含まれる一部のプロピレン等の成分は、エチレン分離手段によって回収することができる。しかし、回収された炭素二製品が下流のエチルベンゼンの製造に送られると、それに含まれるプロピレン成分がエチルベンゼンの製造に多くの悪影響を及ぼし、ベンゼンの消費量を大幅に増加させるだけでなく、エチルベンゼン及びスチレン製品の品質にも直接に影響を与える。炭素二成分は沸点が低いため、炭素二と炭素三成分を分離するには、通常、－５～－２０℃の温度にする必要があり、そのため、脱水及び脱ＣＯ２処理が必要であり、且つより低温レベルの冷媒が必要となり、投資やエネルギー消費が大きい。
（５）従来のプロセスでは、吸収安定後のドライガスと液化ガスに対して脱硫及び脱チオールを行い、Ｈ２Ｓとチオールが吸収安定システム全体で循環するため、それに関連する腐食問題をもたらす可能性があり、且つ吸収安定システム全体においてＨ２Ｓの漏れによる安全性問題がある。
上記の従来技術に存在する問題点に鑑みて、本発明の一つ目の目的は、プロセスフローが簡単で、操作条件が緩和されたオイルガス処理方法を提供することである。この方法によって、ガソリン成分、炭素二、炭素三及び炭素四成分の効率的な分離と回収を実現することができる。
本発明の二つ目の目的は、一つ目の目的に対応するオイルガス処理装置を提供することである。
上記の一つ目の目的を達成するために、本発明において採用された技術的手段は以下のとおりである。
オイルガス処理方法であって、
（１）炭化水素系材料に対して第１気液分離を行い、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料、及びＣ５＋を主とする第１液相材料が得られる工程と、
（２）前記第１気相材料を分離し、Ｈ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られる工程と、を含むオイルガス処理方法。
オイルガス処理方法であって、
（１）炭化水素系材料に対して第１気液分離を行い、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料、及びＣ５＋を主とする第１液相材料が得られる工程と、
（２）前記第１気相材料を分離し、Ｈ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られる工程と、を含むオイルガス処理方法。
上記の二つ目の目的を達成するために、本発明において採用された技術的手段は以下のとおりである。
オイルガス処理用システムであって、順次に接続された、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料を抽出するための軽質炭化水素抽出手段と、前記第１気相材料を分離してＨ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られるための分離手段とを含むオイルガス処理用システム。
オイルガス処理用システムであって、順次に接続された、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料を抽出するための軽質炭化水素抽出手段と、前記第１気相材料を分離してＨ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られるための分離手段とを含むオイルガス処理用システム。
本発明は、以下のような有益な効果を有する。
（１）本発明は、Ｃ４及びＣ４以下の成分とガソリン成分とを分離し、ガソリン循環を採用して液化ガス成分を吸収する必要がなくなり、ガソリン循環量が大幅に低減され、分離フロー全体のエネルギー消費が低減される。
（２）本発明は、フローが簡単で、操作条件が緩和され、エネルギー消費が少なく、少ない設備でオイルガス中のガソリンや軽質炭化水素の分離及び回収、特にＣ２、Ｃ３及びＣ４成分の効率的な分離回収が可能である。また、炭素二と各成分との間には二次分離の過程がないとともに、炭素二成分の総回収率が９８ｗｔ％以上、プロピレン成分の総回収率が９９ｗ％以上、かつ回収された炭素二中のメタンの含有量が１ｖｏｌ％を超えず、回収された炭素三成分中のエタンの含有量が２００ｐｐｍｖを超えないことが保証される。
（３）本発明における脱エタン塔は、プロパン又は混合Ｃ４吸収剤を採用してＣ２成分の分離を行い、分離されたＣ２成分にはプロピレンがほとんど含まれず、そのままエチルベンゼン／スチレンの製造に下流装置に送られてもよく、かつプロパン又は混合Ｃ４吸収剤はシステム内自体に含まれ、システムの外部から導入する必要がなく、エネルギー消費が節約される。
（４）本発明は、浅冷条件下で炭素二及びプロピレン等の成分の効率的な回収が可能となり、かつ、回収された炭素二製品にはプロピレンがほとんど含まれず、回収された炭素二製品をそのままエチルベンゼン／スチレンの製造に下流に送られてもよく、下流におけるエチルベンゼン／スチレンの製造によるエネルギー消費を低減でき、またベンゼンの消費量を低減できるとともに、エチルベンゼン及びスチレン製品の品質を確保できる。同時に、浅冷条件下では脱水やＣＯ２等の不純物の脱離が必要とせず、より低温レベルの冷媒も必要とせず、投資や消費をより低減することができる。
（５）本発明は、回収された炭素三成分がさらにプロピレンとプロパンとに分離され、プロピレンとプロパンの回収率についても共に９９ｗｔ％以上に達することができ、プロピレン製品の純度が９９．６ｖ％を下回らず、再処理することなくポリマーグレードのプロピレンを得ることができる。
（６）本発明においては、吸収剤回収塔の塔頂部から排出されたドライガスは、メタンと水素ガスを主とし不純物が少なく、Ｃ２及びＣ２以上の成分の含有量が２ｖｏｌ％を超えず、ドライガスの圧力は２．１～２．７ＭＰａＧであり、純度は４０～７０ｍｏｌ％に達することができ、圧力スイング吸着の方法で水素ガス資源を直接回収することができる。
（７）本発明は、気相と液相をそれぞれ脱硫、脱チオールすることができ、気相が比較的高い圧力で脱硫するため、設備体積が小さく、投資が低く、かつ脱硫効果が良好である。同時に、気相中の重質炭化水素の含有量が減少し、重質炭化水素がアミン液中に凝縮することを防ぎ、アミン液の発泡による脱硫装置の泡の巻き込みを有効に回避し、装置の安定運転を確保することができる。
（８）本発明においては、硫化水素及びチオールは、吸収塔に投入される前に除去され、下流の軽質炭化水素回収部分に持ち込まれることなく、硫化水素による軽質炭化水素回収部分に関わる腐食問題が回避されるとともに、下流の硫化水素の濃度が大幅に低下し、安全性が向上する。硫化水素と二酸化炭素は、早期に分離され、下流の軽質炭化水素回収系の負荷及びエネルギー消費を低減するとともに、ＣＯ２が除去されることにより、下流製品の品質を向上させることができる。
（１）本発明は、Ｃ４及びＣ４以下の成分とガソリン成分とを分離し、ガソリン循環を採用して液化ガス成分を吸収する必要がなくなり、ガソリン循環量が大幅に低減され、分離フロー全体のエネルギー消費が低減される。
（２）本発明は、フローが簡単で、操作条件が緩和され、エネルギー消費が少なく、少ない設備でオイルガス中のガソリンや軽質炭化水素の分離及び回収、特にＣ２、Ｃ３及びＣ４成分の効率的な分離回収が可能である。また、炭素二と各成分との間には二次分離の過程がないとともに、炭素二成分の総回収率が９８ｗｔ％以上、プロピレン成分の総回収率が９９ｗ％以上、かつ回収された炭素二中のメタンの含有量が１ｖｏｌ％を超えず、回収された炭素三成分中のエタンの含有量が２００ｐｐｍｖを超えないことが保証される。
（３）本発明における脱エタン塔は、プロパン又は混合Ｃ４吸収剤を採用してＣ２成分の分離を行い、分離されたＣ２成分にはプロピレンがほとんど含まれず、そのままエチルベンゼン／スチレンの製造に下流装置に送られてもよく、かつプロパン又は混合Ｃ４吸収剤はシステム内自体に含まれ、システムの外部から導入する必要がなく、エネルギー消費が節約される。
（４）本発明は、浅冷条件下で炭素二及びプロピレン等の成分の効率的な回収が可能となり、かつ、回収された炭素二製品にはプロピレンがほとんど含まれず、回収された炭素二製品をそのままエチルベンゼン／スチレンの製造に下流に送られてもよく、下流におけるエチルベンゼン／スチレンの製造によるエネルギー消費を低減でき、またベンゼンの消費量を低減できるとともに、エチルベンゼン及びスチレン製品の品質を確保できる。同時に、浅冷条件下では脱水やＣＯ２等の不純物の脱離が必要とせず、より低温レベルの冷媒も必要とせず、投資や消費をより低減することができる。
（５）本発明は、回収された炭素三成分がさらにプロピレンとプロパンとに分離され、プロピレンとプロパンの回収率についても共に９９ｗｔ％以上に達することができ、プロピレン製品の純度が９９．６ｖ％を下回らず、再処理することなくポリマーグレードのプロピレンを得ることができる。
（６）本発明においては、吸収剤回収塔の塔頂部から排出されたドライガスは、メタンと水素ガスを主とし不純物が少なく、Ｃ２及びＣ２以上の成分の含有量が２ｖｏｌ％を超えず、ドライガスの圧力は２．１～２．７ＭＰａＧであり、純度は４０～７０ｍｏｌ％に達することができ、圧力スイング吸着の方法で水素ガス資源を直接回収することができる。
（７）本発明は、気相と液相をそれぞれ脱硫、脱チオールすることができ、気相が比較的高い圧力で脱硫するため、設備体積が小さく、投資が低く、かつ脱硫効果が良好である。同時に、気相中の重質炭化水素の含有量が減少し、重質炭化水素がアミン液中に凝縮することを防ぎ、アミン液の発泡による脱硫装置の泡の巻き込みを有効に回避し、装置の安定運転を確保することができる。
（８）本発明においては、硫化水素及びチオールは、吸収塔に投入される前に除去され、下流の軽質炭化水素回収部分に持ち込まれることなく、硫化水素による軽質炭化水素回収部分に関わる腐食問題が回避されるとともに、下流の硫化水素の濃度が大幅に低下し、安全性が向上する。硫化水素と二酸化炭素は、早期に分離され、下流の軽質炭化水素回収系の負荷及びエネルギー消費を低減するとともに、ＣＯ２が除去されることにより、下流製品の品質を向上させることができる。
本発明の例示的な実施形態について、図面を参照しながらより詳細に説明することによって、本発明の上述した、並びにその他の目的、特徴及び利点は、より明確になるであろう。なお、本発明の例示的な実施形態において、同一の符号は、通常、同一の部材を示すものである。
以下、実施例を挙げて本発明の実施形態を詳細に説明するが、当業者であれば、以下の実施例は本発明を説明するためのものにすぎず、本発明の範囲を限定するものと見なされるべきではない。
上記の一つ目の目的を達成するために、本発明において採用された技術的手段は以下のとおりである。
オイルガス処理方法であって、
（１）炭化水素系材料に対して第１気液分離を行い、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料、及びＣ５＋を主とする第１液相材料が得られる工程と、
（２）前記第１気相材料を分離し、Ｈ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られる工程と、を含むオイルガス処理方法。
オイルガス処理方法であって、
（１）炭化水素系材料に対して第１気液分離を行い、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料、及びＣ５＋を主とする第１液相材料が得られる工程と、
（２）前記第１気相材料を分離し、Ｈ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られる工程と、を含むオイルガス処理方法。
本願の発明者等は、研究の結果、軽質炭化水素成分とガソリン成分の分離を先に行い、続いて軽質炭化水素成分を豊富に含むストリームに対して後続処理すると、ガソリンを採用して液化ガス成分を循環吸収する必要がなくなり、ガソリンの循環量が大幅に減少し、分離フロー全体のエネルギー消費が低減されることを見出した。
本発明によれば、前記Ｃ５
＋を豊富に含む第１液相材料の少なくとも一部は、安定ガソリン製品として採取される。
本発明によれば、本発明の文脈において、気相材料は圧縮された後に下流工程に進む。及び／又は液相材料は加圧された後に下流工程に進む。ここで、気相材料の昇圧処理は一段又は多段圧縮を採用することができる。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（２）において、前記第１気相材料を不純物除去した後に、工程（２）における分離を行い、好ましくは、前記不純物除去は酸性物質及びチオールを除去するためのものであり、前記酸性物質は具体的に硫化水素及び/又は二酸化炭素である。
本願の発明者等は、研究の結果、成分分離工程の前に、先に軽質炭化水素成分を豊富に含むストリーム中の不純物、例えば、Ｈ２Ｓ、ＣＯ２及びチオールを除去することで、不純物が下流の軽炭化水素回収部分に持ち込まれないことを保証することができ、プロセスフロー全体における不純物の除去施設の設置を簡略化することができ、硫化水素による軽質炭化水素回収部分に関わる腐食問題が回避されるとともに、下流の硫化水素の濃度を大幅に低下させ、安全性を向上させ、且つ下流製品の品質を確保できることをさらに見出した。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（２）において、前記第１気相材料を不純物除去し、不純物が除去された第１気相材料を生成し、前記不純物が除去された第１気相材料を分離することで、前記ドライガス製品、Ｃ２製品、Ｃ３製品及びＣ４製品が得られる。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記不純物除去は、前記第１気相材料を順次に、アミン洗浄及び／又はアルカリ洗浄及び／又は水洗することを含み、より好ましくは、前記アミン洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が１．０ＭＰａＧ～１．５ＭＰａＧであることを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記アルカリ洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が０．９ＭＰａＧ～１．４ＭＰａＧであることを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記水洗の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が０．９ＭＰａＧ～１．４ＭＰａＧであることを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（２）において、前記第１気相材料に対して第２気液分離を行い、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第２気相材料と、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第２液相材料を生成し、前記第２気相材料に対して気相不純物除去を行い、不純物が除去された第２気相材料を生成し、前記第２液相材料に対して液相不純物除去を行い、不純物が除去された第２液相材料を生成し、前記不純物が除去された第２気相材料と前記不純物除去された第２液相材料を混合した後に分離することで、前記ドライガス製品、Ｃ２製品、Ｃ３製品及びＣ４製品が得られる。
好ましくは、前記気相不純物除去は、前記第２気相材料を順次に、気相アミン洗浄及び／又は気相アルカリ洗浄及び／又は気相水洗することを含み、前記液相不純物除去は、前記第２液相材料を順次に、液相アミン洗浄及び／又は液相アルカリ洗浄及び／又は液相水洗することを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記気相アミン洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が２．２ＭＰａＧ～３．０ＭＰａＧであることを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記気相アルカリ洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が２．２ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧであることを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記気相水洗の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が２．２ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧであることを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記液相アミン洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が３．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧであることを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記液相アルカリ洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が３．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧであることを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記液相水洗の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が３．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧであることを含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（２）において、前記分離は、具体的には、
（ａ）不純物が除去された第１気相材料又は不純物が除去された第２気相材料と、前記不純物が除去された第２液相材料との混合材料を冷却した後に第１分離を行い、Ｈ２とＣ１を主とする気相材料及びＣ１－Ｃ４を主とする液相材料が得られる工程と、
（ｂ）前記Ｃ１－Ｃ４を主とする液相材料に対して第２分離を行い、Ｃ１を主とする気相材料及びＣ２－Ｃ４を主とする液相材料が得られる工程と、
（ｃ）前記Ｃ２－Ｃ４を主とする液相材料に対して第３分離を行い、Ｃ２を主とするＣ２製品及びＣ３－Ｃ４を主とする液相材料が得られ、もしくはＣ３を主とするＣ３製品及びＣ２とＣ４を主とする液相材料が得られ工程と、
（ｄ）前記Ｃ３－Ｃ４を主とする液相材料又は前記Ｃ２とＣ４を主とする液相材料に対して第４分離を行い、Ｃ４を主とするＣ４製品及びＣ３を主とするＣ３製品又はＣ２を主とするＣ２製品が得られ工程と、を含む。
（ａ）不純物が除去された第１気相材料又は不純物が除去された第２気相材料と、前記不純物が除去された第２液相材料との混合材料を冷却した後に第１分離を行い、Ｈ２とＣ１を主とする気相材料及びＣ１－Ｃ４を主とする液相材料が得られる工程と、
（ｂ）前記Ｃ１－Ｃ４を主とする液相材料に対して第２分離を行い、Ｃ１を主とする気相材料及びＣ２－Ｃ４を主とする液相材料が得られる工程と、
（ｃ）前記Ｃ２－Ｃ４を主とする液相材料に対して第３分離を行い、Ｃ２を主とするＣ２製品及びＣ３－Ｃ４を主とする液相材料が得られ、もしくはＣ３を主とするＣ３製品及びＣ２とＣ４を主とする液相材料が得られ工程と、
（ｄ）前記Ｃ３－Ｃ４を主とする液相材料又は前記Ｃ２とＣ４を主とする液相材料に対して第４分離を行い、Ｃ４を主とするＣ４製品及びＣ３を主とするＣ３製品又はＣ２を主とするＣ２製品が得られ工程と、を含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、さらに、（ｅ）前記Ｃ３製品を精留し、プロパンを主とするプロパン製品及びプロピレンを主とするプロピレン製品が得られる工程を含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（ａ）において、吸収剤で前記Ｈ２とＣ１を主とする気相材料を処理し、Ｈ２とＣ１を含むドライガス製品、及び吸収剤を主とする液相材料が得られ、好ましくは、前記吸収剤は混合Ｃ４／Ｃ５であり、より好ましくは、前記吸収剤を主とする液相材料を工程（ｄ）までに循環させる。
本発明によれば、工程（１）で得られたＣ５＋を主とする第１液相材料にも混合Ｃ４／Ｃ５が含まれるため、本発明ではＣ５＋を主とする第１液相材料の一部又は全部を吸収剤として用いることができる。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記Ｃ１を主とする気相材料を工程（ａ）までに循環させ、好ましくは、前記冷却の回数は１回または複数回であり、前記Ｃ１を主とする気相材料を１回目の冷却工程までに循環させる。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記炭化水素系材料は、ＦＣＣ（Ｆｌｕｉｄ Ｃａｔａｌｙｔｉｃ Ｃｒａｃｋｉｎｇ）プロセスの分留塔の塔頂部、ＤＣＣ（Ｄｅｅｐ Ｃａｔａｌｙｔｉｃ Ｃｒａｃｋｉｎｇ）プロセスの分留塔の塔頂部、ＣＰＰ（Ｃａｔａｌｙｔｉｃ Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｐｒｏｃｅｓｓ）プロセスの分留塔の塔頂部又はコーキングプロセスの分留塔の塔頂部に由来するものである。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記炭化水素系材料は凝縮冷却処理された材料である。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記凝縮冷却処理された材料は温度が３０～６０℃であり、圧力が０．０１ＭＰａＧ～０．３ＭＰａＧである。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（１）において、前記第１気液分離は方式１及び方式２から選択され、方式１とは、炭化水素系材料を、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料及びＣ５＋を主とする第１液相材料に直接分離することであり、方式２とは、先に炭化水素系材料を、Ｈ２、軽質炭化水素と軽質ガソリンを主とする気相材料及び重質ガソリンを主とする液相材料に分離してから、さらに前記Ｈ２、軽質炭化水素と軽質ガソリンを主とする気相材料を、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料及びＣ５＋を主とする第１液相材料に分離することである。
本発明によれば、炭化水素系材料に重質ガソリン成分が含まれない場合、第１気液分離は、方式１を採用してもよく、炭化水素系材料に重質ガソリン成分が含まれている場合、第１気液分離は方式１及び方式２から選択される。
本発明によれば、方式１に係る「直接」とは、方式２に対して、重質ガソリンを除去する工程を経ることなく、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料及びＣ５＋を主とする第１液相材料に直接分離する方式であることを意味する。
本発明によれば、軽質炭化水素とは、Ｃ１－Ｃ４の全ての炭化水素類をいい、全てのアルカン、オレフィン、ナフテン、アルキン及びジオレフィンが含まれる。
本発明によれば、軽質ガソリンとは、Ｃ５から蒸留温度範囲７５℃（ＡＳＴＭ Ｄ８６）までの留分を意味する。
本発明によれば、重質ガソリンとは、蒸留温度範囲（ＡＳＴＭ Ｄ８６）が初留点７５℃から終留点２００℃までの留分である。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記方式１は、脱ブタン塔で行われ、前記方式２は、軽質重質ガソリン分離塔と軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔とで行われる。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記脱ブタン塔の塔頂部の操作温度は、４０℃～７０℃、好ましくは４５℃～６５℃、より好ましくは４５℃～５５℃であり、及び／又は前記脱ブタン塔の塔底部の操作温度は１８０℃～２２０℃、好ましくは１８０℃～２００℃、より好ましくは１５０℃～２００℃であり、及び／または前記脱ブタン塔の塔内の操作圧力は、１．０ＭＰａＧ～１．６ＭＰａＧ、好ましくは１．０ＭＰａＧ～１．５ＭＰａＧであり、及び／又は、
前記軽質重質ガソリン分離塔の塔頂部の操作温度は６０℃～８５℃であり、及び／又は前記軽質重質ガソリン分離塔の塔底部の操作温度は１４０℃～１９０℃であり、及び／又は前記軽質重質ガソリン分離塔の塔内の操作圧力は０．２５ＭＰａＧ～０．５ＭＰａＧであり、及び／又は、
前記軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔の操作温度は５５℃～９０℃、好ましくは５５℃～８０℃、より好ましくは６５℃～８０℃、及び／又は前記軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔の塔内の操作圧力は１．０ＭＰａＧ～１．３５ＭＰａＧである。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（ａ）において、前記第１分離の条件は、温度が５℃～２５℃、圧力が２．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧ、好ましくは２．２ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧ、より好ましくは２．２ＭＰａＧ～２．８ＭＰａＧ、さらに好ましくは２．４ＭＰａＧ～２．８ＭＰａＧであることを含み、好ましくは前記第１分離は供給タンクで行われる。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（ｂ）において、前記第２分離は、脱メタン塔で行われ、前記脱メタン塔の塔頂部温度は１０℃～４０℃、塔底部温度は７０℃～９５℃、塔内圧力は２．３ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧである。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（ｃ）において、目的はＣ２を主とするＣ２製品及びＣ３－Ｃ４を主とする液相材料を得る場合、前記第３分離は、脱エタン塔で行われ、前記脱エタン塔の塔頂部温度は－２０℃～３０℃、好ましくは５℃～３０℃であり、塔底部温度は５０℃～１１０℃、好ましくは２２℃～８５℃であり、塔内圧力は２．２ＭＰａＧ～３．８ＭＰａＧ、好ましくは２．５ＭＰａＧ～３．２ＭＰａＧ、より好ましくは２．６ＭＰａＧ～３．０ＭＰａＧであり、目的はＣ３を主とするＣ３製品及びＣ２とＣ４を主とする液相材料を得る場合、前記第３分離は、脱プロパン塔で行われ、前記脱プロパン塔の塔頂部温度は２０℃～６０℃、塔底部温度は７０℃～１２０℃、塔内圧力は１．２ＭＰａＧ～２．５ＭＰａＧである。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（ｄ）において、目的はＣ４を主とするＣ４製品及びＣ３を主とするＣ３製品を得る場合、前記第４分離は、脱プロパン塔で行われ、前記脱プロパン塔の塔頂部温度は２０℃～６０℃、塔底部温度は７０℃～１２０℃、塔内圧力は１．２ＭＰａＧ～２．５ＭＰａＧであり、目的はＣ４を主とするＣ４製品及びＣ２を主とするＣ２製品を得る場合、前記第４分離は、脱エタン塔で行われ、前記脱エタン塔の塔頂部温度は－２０℃～３０℃、好ましくは５℃～３０℃であり、塔底部温度は５０℃～１１０℃、好ましくは２２℃～８５℃であり、塔内圧力は２．２ＭＰａＧ～３．８ＭＰａＧ、好ましくは２．５ＭＰａＧ～３．２ＭＰａＧ、より好ましくは２．６ＭＰａＧ～３．０ＭＰａＧである。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、工程（ｅ）において、前記精留の条件は、温度が４５℃～６５℃であり、好ましくは４５℃～６０℃であり、圧力が１．８ＭＰａＧ～２．０ＭＰａＧであることを含み、好ましくは、前記精留は精留塔で行われる。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記した吸収剤で前記Ｈ２とＣ１を主とする気相材料を処理する条件は、温度が５℃～２５℃であり、圧力が２．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧ、好ましくは２．１ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧ、より好ましくは２．２ＭＰａＧ～２．７ＭＰａＧであることを含む。
本発明によれば、アミン洗浄は脱硫塔で行うことができ、採用される溶媒は、処理されるべきストリーム中のＣＯ２含有量に応じて選択することができ、好ましくは、アミン洗浄処理されるべきストリーム中のＣＯ２含有量が１０００ｐｐｍｖ以下の場合、リーンアミン液はＭＤＥＡ溶媒となり、常法のＭＤＥＡ溶媒を採用すると下流の液化ガス脱チオール塔のアルカリ液の消費量が過大とならないため、単独のアミン液再生システムの設置を必要とせず、脱硫塔の塔底部のリッチアミン液を採取すればよい。処理されるべきストリーム中のＣＯ２含有量が１０００ｐｐｍｖを超える場合、リーンアミン液は複合溶媒（すなわちＭＤＥＡをベースとする改質溶媒）となり、単独のアミン液再生システムを配置する必要があり、具体的には脱硫塔内でＨ２ＳとＣＯ２を吸収したリーンアミン液を溶媒再生塔に送り、再生後に吸収剤として脱硫塔に返送される。
本発明においては、脱硫塔内で、アミン洗浄処理されるべきストリームをリーンアミン液溶媒に気液接触させると同時にＨ２ＳとＣＯ２を除去することで、アミン洗浄処理されるべきストリーム中の硫化水素の含有量を２０ｐｐｍｖ未満にするだけでなく、ＣＯ２の除去効率を９０～９５ｗｔ％に達することができ、アルカリ洗浄脱チオール反応器ストリームに入るＣＯ２の含有量を効果的に低減でき、アルカリ液の消費を低減できる。同時に、好ましくは、前記リーンアミン液吸収剤がアミン洗浄処理されるべきストリームの温度よりも３～８℃高くなるように制御することで、アミン洗浄処理されるべきストリーム中のＣ３／Ｃ４成分がアミン液中に凝縮することによるアミン液の発泡を効果的に防止することができる。
本発明によれば、アルカリ洗浄処理は脱チオール塔で行うことができ、脱チオール塔内ではアルカリ液でチオールを除去し、アルカリ液とアルカリ洗浄処理されるべきストリームとを接触させることで、従来技術における液液接触よりも効果が優れ、アルカリ洗浄処理されるべきストリーム中のチオールの含有量を２０ｐｐｍｗ未満に低減することができる。アルカリ洗浄処理されるべきストリームにアルカリが含まれることによって下流装置を腐食することを防止するために、チオールが除去された処理されるべきストリームは、水洗タンクに送られ、アルカリ洗浄処理されるべきストリームを酸塩基平衡になるまで水洗するようにしてもよい。
本発明においては、水洗処理は水洗タンク内で行うことができ、前記水洗タンク内の水洗水の温度は水洗処理されるべきストリームの温度よりも３～８℃高く、水洗処理されるべきストリーム中のＣ３／Ｃ４成分が水洗水に凝縮されることを防止し、水洗水に炭化水素が含まれることを回避する。
本発明によれば、吸収塔は、臭化リチウムで冷やされた冷水を冷却剤として冷却する。
本発明によれば、吸収塔で採用される吸収剤は、システム内で自ら平衡化されたＣ４／Ｃ５成分に由来することができ、システムの外部から導入する必要がない。
本発明によれば、脱プロパン処理を先に行うと、後で脱エタン処理を行う際に分離された混合Ｃ２に約２０ｖ％の混合Ｃ３成分が含まれることになり、不純物除去処理後の混合Ｃ２成分は依然として下流のエチレン装置に送られて炭素二及び炭素三を回収し続ける必要がある。
本発明によれば、脱プロパン処理を先に行うと、脱エタン処理を行う際に、脱エタン塔で精細な分離をすれば、分離された炭素二には炭素三がほとんど含まれないことを保証でき、不純物が除去された後の脱エタン塔の塔頂部のストリームはそのまま下流のエチレン装置に送られ炭素二の回収又は直接利用することができる。しかし、この時、脱エタン塔の塔頂部の温度は最低で－２０℃に達する必要があり、常法の臭化リチウムによる冷やしはもはやニュースを満たすことができず、プロピレン冷凍圧縮機を設置する必要があり、かつ脱プロパン塔の塔頂部留出物は乾燥してから脱エタン塔内に送る必要がある。
本発明によれば、脱エタン塔で精細な分離を行わないとすれば、その塔頂部の最低温度は１５℃程度で十分であり、常法の臭化リチウムによる冷やしで要件を満たすことができる。
上記の二つ目の目的を達成するために、本発明において採用された技術的手段は以下のとおりである。
オイルガス処理用システムであって、順次に接続された、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料を抽出するための軽質炭化水素抽出手段と、前記第１気相材料を分離してＨ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られるための分離手段とを含むオイルガス処理用システム。
オイルガス処理用システムであって、順次に接続された、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料を抽出するための軽質炭化水素抽出手段と、前記第１気相材料を分離してＨ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られるための分離手段とを含むオイルガス処理用システム。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記軽質炭化水素抽出手段と前記分離手段との間にはさらに不純物除去手段が設けられ、前記不純物除去手段は酸性物質及びチオールを除去するために用いられ、前記酸性物質は具体的に硫化水素及び/又は二酸化炭素である。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記不純物除去手段は気相不純物除去手段及び任意選択的に液相不純物除去手段を含み、前記気相不純物除去手段は、リッチガス脱硫塔及びリッチガス脱チオール塔を含み、好ましくは、気相水洗塔を含み、前記液相不純物除去手段は、液体炭化水素脱硫塔及び液体炭化水素脱チオール反応器を含み、好ましくは液体炭化水素水洗塔を含む。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記分離手段は順次に接続された第１分離装置、第２分離装置、第３分離装置、第４分離装置を含み、
前記第１分離装置は、前記Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料を、Ｈ２とＣ１を主とする気相材料及びＣ１－Ｃ４を主とする液相材料に分離するために用いられ、
前記第２分離装置は、前記Ｃ１－Ｃ４を主とする液相材料を、Ｃ１を主とする気相材料及びＣ２－Ｃ４を主とする液相材料に分離するために用いられ、
前記第３分離装置は、前記Ｃ２－Ｃ４を主とする液相材料を、Ｃ２を主とするＣ２製品及びＣ３－Ｃ４を主とする液相材料に、もしくはＣ３を主とするＣ３製品及びＣ２とＣ４を主とする液相材料に分離するために用いられ、
前記第４分離装置は、前記Ｃ３－Ｃ４を主とする液相材料又は前記Ｃ２とＣ４を主とする液相材料を、Ｃ４を主とするＣ４製品及びＣ３を主とするＣ３製品又はＣ２を主とするＣ２製品に分離するために用いられる。
前記第１分離装置は、前記Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料を、Ｈ２とＣ１を主とする気相材料及びＣ１－Ｃ４を主とする液相材料に分離するために用いられ、
前記第２分離装置は、前記Ｃ１－Ｃ４を主とする液相材料を、Ｃ１を主とする気相材料及びＣ２－Ｃ４を主とする液相材料に分離するために用いられ、
前記第３分離装置は、前記Ｃ２－Ｃ４を主とする液相材料を、Ｃ２を主とするＣ２製品及びＣ３－Ｃ４を主とする液相材料に、もしくはＣ３を主とするＣ３製品及びＣ２とＣ４を主とする液相材料に分離するために用いられ、
前記第４分離装置は、前記Ｃ３－Ｃ４を主とする液相材料又は前記Ｃ２とＣ４を主とする液相材料を、Ｃ４を主とするＣ４製品及びＣ３を主とするＣ３製品又はＣ２を主とするＣ２製品に分離するために用いられる。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記分離手段は、前記第１分離装置に接続された第５分離装置をさらに含み、前記第５分離装置は前記Ｈ２とＣ１を主とする気相材料を処理し、Ｈ２とＣ１を含むドライガス製品、及び吸収剤を主とする液相材料が得られるために用いられる。
本発明のいくつかの好ましい実施形態では、前記分離手段は、第６分離装置をさらに含み、前記第６分離装置は前記Ｃ３製品を精留し、プロパンを主とするプロパン製品及びプロピレンを主とするプロピレン製品が得られるために用いられる。
上記の目的を達成するために、本発明は、軽質炭化水素の分離方法であって、
（１）上流装置からのオイルガス、例えば、ＦＣＣ分留塔の塔頂部の気相は、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮された後に脱ブタン塔に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔に入り、塔頂部の気相は塔頂部から留出され、さらにアミン洗浄、アルカリ洗浄処理された後に冷却器に送られ、少なくとも一部の塔底部の液相は安定ガソリン製品として採取される、脱ブタンと、
（３）アミン洗浄、アルカリ洗浄された後の軽質炭化水素は冷却器内で初歩的に冷却され、冷却されて得られた液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩに送られ、冷却されて得られた気相は圧縮、再度冷却された後に冷却器ＩＩＩに送られる、冷却と、
（４）工程（３）からの気相及び液相は、冷却器ＩＩＩ内で初歩的な混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、後冷却と、
（５）冷却器ＩＩＩからの混合ストリームは供給タンク内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔に送られる、供給と、
（６）吸収塔内で、混合Ｃ４／Ｃ５を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は下流に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩに戻される、吸収と、
（７）供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
（８）脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２成分として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
（９）脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の塔頂部から採取されプロピレン精留塔に送られさらに精留され、塔底部成分のうちの少なくとも一部は混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４／Ｃ５製品として採取される、脱プロパンと、
（１０）脱プロパン塔の塔頂部からの気相はプロピレン精留塔でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相はプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留と、を含む軽質炭化水素の分離方法を提供する。
（１）上流装置からのオイルガス、例えば、ＦＣＣ分留塔の塔頂部の気相は、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮された後に脱ブタン塔に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔に入り、塔頂部の気相は塔頂部から留出され、さらにアミン洗浄、アルカリ洗浄処理された後に冷却器に送られ、少なくとも一部の塔底部の液相は安定ガソリン製品として採取される、脱ブタンと、
（３）アミン洗浄、アルカリ洗浄された後の軽質炭化水素は冷却器内で初歩的に冷却され、冷却されて得られた液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩに送られ、冷却されて得られた気相は圧縮、再度冷却された後に冷却器ＩＩＩに送られる、冷却と、
（４）工程（３）からの気相及び液相は、冷却器ＩＩＩ内で初歩的な混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、後冷却と、
（５）冷却器ＩＩＩからの混合ストリームは供給タンク内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔に送られる、供給と、
（６）吸収塔内で、混合Ｃ４／Ｃ５を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は下流に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩに戻される、吸収と、
（７）供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
（８）脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２成分として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
（９）脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の塔頂部から採取されプロピレン精留塔に送られさらに精留され、塔底部成分のうちの少なくとも一部は混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４／Ｃ５製品として採取される、脱プロパンと、
（１０）脱プロパン塔の塔頂部からの気相はプロピレン精留塔でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相はプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留と、を含む軽質炭化水素の分離方法を提供する。
本発明によれば、好ましくは、前記軽質炭化水素の分離方法は、
（１１）吸収剤回収塔内で、少なくとも一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔に送られる、吸収剤回収をさらに含む。
（１１）吸収剤回収塔内で、少なくとも一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔に送られる、吸収剤回収をさらに含む。
本発明によれば、好ましくは、前記脱ブタン塔の操作温度は４０～７０℃であり、操作圧力は１．０～１．６ＭＰａＧであり、脱ブタン塔の塔頂部は全還流を採用し、塔頂部の気相は脱ブタン塔の塔頂部還流タンクから採取され、塔頂部還流タンクの温度は１５～４０℃であり、前記脱ブタン塔の塔頂部の気相中のＣ５及びＣ５以上の成分の含有量は５ｗｔ％未満であり、塔底部での前記安定ガソリンのドライポイントは２０４℃未満である。
本発明において、脱ブタン塔の塔頂部は全気相で採取され、関連製品の回収の要求を満たすために、次の分離を行う前に、不純物を除去する必要があり、主にアミン洗浄による脱Ｈ２Ｓとアルカリ洗浄による脱チオールを含む。同時に、本発明では、安定ガソリンを脱ブタン塔内で早期に分離し、安定ガソリンが下流の軽質炭化水素の分離プロセスに関与せず、プロセスのエネルギー消費を大幅に低減することができる。
本発明において、不純物除去された気相成分は、供給タンクに送られる前に冷却、圧縮される必要があり、気相の昇圧は一段又は多段圧縮を採用することができ、冷却された液相と冷却、圧縮された気相は、ともに供給タンクに送られ、好ましくは、前記供給タンクの操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．０～３．５ＭＰａＧである。
本発明によれば、好ましくは、前記吸収塔の操作圧力は２．０～３．５ＭＰａＧであり、吸収塔の塔全体の操作温度は５～２５℃であり、臭化リチウムで冷やされた冷水を冷却剤として冷却する。本発明においては、吸収塔で採用される混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤は、脱プロパン塔の塔底部に由来するものであって、システム内で自ら平衡化されたＣ４／Ｃ５成分であり、システムの外部から導入する必要がない。
本発明によれば、好ましくは、前記脱エタン塔の塔頂部の操作温度は５～２０℃であり、操作圧力は２．５～３．８ＭＰａＧであり、前記脱エタン塔の塔頂部の混合Ｃ２製品は１０～２５ｖｏｌ％のプロピレンを含有する。本発明では、脱エタン塔の塔頂部の混合Ｃ２製品は、不純物除去された後、エチレン装置に送られ炭素二及びプロピレン成分を回収することができる。ここで、不純物の除去は、当業者であれば、その具体的な状況に応じて本分野における常法の不純物除去方法を採用すればよく、水素化によるＯ２、アルキン及びＮＯｘの除去、モレキュラーシーブによるＨ２Ｏの乾燥除去、ＣＯＳの吸着除去、水銀の吸着除去などであってもよい。
本発明によれば、好ましくは、前記吸収剤回収塔の操作温度は５～５０℃であり、操作圧力は１.９～３.４ＭＰａＧであり、前記安定ガソリン吸収剤のドライポイントは２０４℃未満である。
本発明の別の側面は、軽質炭化水素の供給パイプライン、気液分離タンクＩ、圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔、リッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器Ｉ、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ、供給タンク、吸収塔、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔、プロピレン精留塔を含む軽質炭化水素の分離装置であって、
軽質炭化水素の供給パイプラインは、気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、
脱ブタン塔の塔頂部は、順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器Ｉ、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ及び供給タンクに接続され、塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
冷却器Ｉは、パイプラインを介して冷却器ＩＩＩに直接接続され、
供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は脱メタン塔に接続され、
吸収塔の塔頂部は下流装置に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱エタン塔に接続され、
脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱プロパン塔に接続され、
脱プロパン塔の塔頂部はプロピレン精留塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインは混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤の供給パイプラインに接続され、
プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられている、軽質炭化水素の分離装置を提供する。
軽質炭化水素の供給パイプラインは、気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、
脱ブタン塔の塔頂部は、順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器Ｉ、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ及び供給タンクに接続され、塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
冷却器Ｉは、パイプラインを介して冷却器ＩＩＩに直接接続され、
供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は脱メタン塔に接続され、
吸収塔の塔頂部は下流装置に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱エタン塔に接続され、
脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱プロパン塔に接続され、
脱プロパン塔の塔頂部はプロピレン精留塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインは混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤の供給パイプラインに接続され、
プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられている、軽質炭化水素の分離装置を提供する。
本発明によれば、好ましくは、前記下流装置は吸収剤回収塔を含み、前記吸収剤回収塔の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔に接続され、前記吸収剤回収塔の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記脱ブタン塔の安定ガソリンの採取パイプラインに接続されている。
本発明においては、前記圧縮機Ｉを多段に分けることができ、段間液相の採取パイプラインは前記脱ブタン塔に接続されている。
本発明においては、塔全体の安定した操作温度を維持するために、好ましくは、前記吸収塔には２～５個の中段還流が設けられており、かつ吸収塔の塔頂部には凝縮器を設ける必要がなく、塔底部にはリボイラーを設ける必要がなく、供給タンクからの気相は吸収塔の塔底部から供給され、吸収剤は塔の頂部から供給される。
本発明によれば、好ましくは、脱メタン塔の塔頂部には凝縮器が設けられておらず、塔底部にはリボイラーが設けられ、供給タンクからの液相は脱メタン塔の塔頂部から供給され、前記軽質炭化水素の分離装置は脱水装置を含まない。
上記の目的を達成するために、本発明は、オイルガスの低圧脱硫方法であって、
（１）上流装置からのオイルガスは、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔に入り、脱ブタン塔の塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入りリッチガス及び液相が分離され、リッチガスはさらに不純物除去され、液相は脱ブタン塔に戻され、少なくとも一部の脱ブタン塔の塔底部の液相は安定ガソリン製品として採取される、脱ブタンと、
（３）脱ブタン塔の塔頂部からのリッチガスは、順次に、リッチガス脱硫塔内でリーンアミン液を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２を除去し、リッチガス脱チオール塔内でアルカリ液を吸収剤としてチオールを除去し、リッチガス水洗タンク内で水洗水によりリッチガスの酸塩基性を平衡させ、不純物除去されたリッチガスはリッチガス水洗タンクのタンク頂部から採取される、不純物除去とを含む、オイルガスの低圧脱硫方法を提供する。
（１）上流装置からのオイルガスは、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔に入り、脱ブタン塔の塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入りリッチガス及び液相が分離され、リッチガスはさらに不純物除去され、液相は脱ブタン塔に戻され、少なくとも一部の脱ブタン塔の塔底部の液相は安定ガソリン製品として採取される、脱ブタンと、
（３）脱ブタン塔の塔頂部からのリッチガスは、順次に、リッチガス脱硫塔内でリーンアミン液を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２を除去し、リッチガス脱チオール塔内でアルカリ液を吸収剤としてチオールを除去し、リッチガス水洗タンク内で水洗水によりリッチガスの酸塩基性を平衡させ、不純物除去されたリッチガスはリッチガス水洗タンクのタンク頂部から採取される、不純物除去とを含む、オイルガスの低圧脱硫方法を提供する。
本発明は、前置脱ブタン塔を採用することで、オイルガスをガソリンとリッチガスとに早期に分割するようにされている。ここで、全ての硫化水素及び比較的軽質のチオールがリッチガス中に分けられ、そしてリッチガスを順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔及びリッチガス水洗タンクに通過させてその不純物を除去するようにされている。
本発明においては、脱硫塔内で使用される溶媒は、リッチガス中のＣＯ２の含有量に応じて選定することができるが、好ましくは、リッチガス中のＣＯ２の含有量が１０００ｐｐｍｖ以下の場合、前記リーンアミン液はＭＤＥＡ溶媒となり、常法のＭＤＥＡ溶媒を採用すると下流の液化ガス脱チオール塔のアルカリ液の消費量が過大とならないため、単独のアミン液再生システムの設置を必要とせず、脱硫塔の塔底部のリッチアミン液を採取すればよい。リッチガス中のＣＯ２の含有量が１０００ｐｐｍｖを超える場合、前記リーンアミン液は複合溶媒（すなわちＭＤＥＡをベースとする改質溶媒）となり、単独のアミン液再生システムを配置する必要があり、具体的にはリッチガス脱硫塔内でＨ２ＳとＣＯ２を吸収したリーンアミン液を溶媒再生塔に送り、再生後に吸収剤としてリッチガス脱硫塔に返送される。
本発明においては、脱硫塔内で、リッチガスをリーンアミン液溶媒に気液接触させると同時にＨ２ＳとＣＯ２を除去することで、リッチガス中の硫化水素の含有量を２０ｐｐｍｖ未満にするだけでなく、ＣＯ２の除去効率を９０～９５ｗｔ％に達することができ、アルカリ洗浄脱チオール反応器ストリームに入るＣＯ２の含有量を効果的に低減でき、アルカリ液の消費を低減できる。同時に、好ましくは、前記リーンアミン液吸収剤がリッチガスの温度よりも３～８℃高くなるように制御することで、リッチガス中のＣ３／Ｃ４成分がアミン液中に凝縮することによるアミン液の発泡を効果的に防止することができる。
本発明においては、Ｈ２ＳとＣＯ２が除去されたリッチガスはリッチガス脱チオール塔に送られ、さらに不純物除去される。脱チオール塔内ではアルカリ液でチオールを除去し、アルカリ液とリッチガスとを気液接触させることで、従来技術における液液接触よりも効果が優れ、リッチガス中のチオールの含有量を２０ｐｐｍｗ未満に低減することができる。リッチガスにアルカリが含まれることによって下流装置を腐食することを防止するために、チオールが除去されたリッチガスは、リッチガス水洗タンクに送られ、リッチガスを酸塩基平衡になるまで水洗するようにされている。本発明においては、好ましくは、前記水洗タンク内の水洗水の温度はリッチガスの温度よりも３～８℃高く、リッチガス中のＣ３／Ｃ４成分が水洗水に凝縮されることを防止し、水洗水に炭化水素が含まれることを回避する。
本発明によれば、好ましくは、前記圧縮機の段間液相は脱ブタン塔に送られ、
前記脱ブタン塔の塔頂部の操作温度は４５～６５℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は１５０～２００℃であり、前記還流タンクの温度は３５～５０℃であり、
前記リッチガス脱硫塔の操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、
前記リッチガス脱チオール塔の操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は０．９～１．４ＭＰａＧであり、
前記リッチガス水洗タンクの操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は０．９～１．４ＭＰａＧである。
前記脱ブタン塔の塔頂部の操作温度は４５～６５℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は１５０～２００℃であり、前記還流タンクの温度は３５～５０℃であり、
前記リッチガス脱硫塔の操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、
前記リッチガス脱チオール塔の操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は０．９～１．４ＭＰａＧであり、
前記リッチガス水洗タンクの操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は０．９～１．４ＭＰａＧである。
本発明においては、不純物除去されたリッチガスはさらに分離され、好ましくは、前記オイルガスの処理方法は、
（４）不純物除去されたリッチガスは冷却され、気液分離され、昇圧されて再度冷却された後、吸収塔、脱メタン塔、脱プロパン塔、脱エタン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔によってさらにドライガス、Ｃ２成分、Ｃ３成分及びＣ４成分が分離され、そのうち、Ｃ２成分、Ｃ３成分はそれぞれＣ２製品、Ｃ３製品として採取され、Ｃ４成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、分離をさらに含む。
（４）不純物除去されたリッチガスは冷却され、気液分離され、昇圧されて再度冷却された後、吸収塔、脱メタン塔、脱プロパン塔、脱エタン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔によってさらにドライガス、Ｃ２成分、Ｃ３成分及びＣ４成分が分離され、そのうち、Ｃ２成分、Ｃ３成分はそれぞれＣ２製品、Ｃ３製品として採取され、Ｃ４成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、分離をさらに含む。
上記の分離工程は、具体的には、
不純物除去されたリッチガスは、冷却器Ｉ内で初歩的に冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、気液分離タンクＩＩのタンク頂部の気相は圧縮されて再度冷却された後に冷却器ＩＩＩに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩに送られる、冷却、
初歩的に増圧冷却された気相及び増圧された液相は、冷却器ＩＩＩ内で更なる混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、後冷却、
冷却器ＩＩＩからの混合ストリームが供給タンク内で混合、予備吸収及び気液平衡された後に、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔に送られる、供給、
吸収塔内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は吸収剤回収塔に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩに戻される、吸収、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンを除去するとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分を除去し、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔に送られる、脱メタン、
脱メタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔の上部から採取され、任意選択的に乾燥されてから脱エタン塔に送られ、塔底部の成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパン、
脱プロパン塔の上部からの気相は、脱エタン塔内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取される、脱エタン、とされてもよい。
不純物除去されたリッチガスは、冷却器Ｉ内で初歩的に冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、気液分離タンクＩＩのタンク頂部の気相は圧縮されて再度冷却された後に冷却器ＩＩＩに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩに送られる、冷却、
初歩的に増圧冷却された気相及び増圧された液相は、冷却器ＩＩＩ内で更なる混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、後冷却、
冷却器ＩＩＩからの混合ストリームが供給タンク内で混合、予備吸収及び気液平衡された後に、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔に送られる、供給、
吸収塔内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は吸収剤回収塔に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩに戻される、吸収、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンを除去するとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分を除去し、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔に送られる、脱メタン、
脱メタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔の上部から採取され、任意選択的に乾燥されてから脱エタン塔に送られ、塔底部の成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパン、
脱プロパン塔の上部からの気相は、脱エタン塔内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取される、脱エタン、とされてもよい。
本発明によれば、好ましくは、前記供給タンクの操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである。
前記吸収塔の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧであり、前記吸収塔内の吸収剤は、システム内で自ら平衡化された混合Ｃ４成分に由来するものであり、システムの外部から導入する必要がない。
前記脱メタン塔の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９５℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである。
前記脱エタン塔の塔頂部の操作温度は－２０℃から２０℃であり、塔底部の操作温度は５５～８５℃で、操作圧力は２．２～３．２ＭＰａＧである。
前記吸収塔の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧであり、前記吸収塔内の吸収剤は、システム内で自ら平衡化された混合Ｃ４成分に由来するものであり、システムの外部から導入する必要がない。
前記脱メタン塔の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９５℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである。
前記脱エタン塔の塔頂部の操作温度は－２０℃から２０℃であり、塔底部の操作温度は５５～８５℃で、操作圧力は２．２～３．２ＭＰａＧである。
本発明においては、脱プロパン及び脱エタンの順序について特に限定されず、いずれもプロセスの要求を満たすことができるが、脱プロパン及び脱エタンの順序が異なると、脱エタン塔の操作条件及び回収された混合炭素二の組成が異なることになり、当業者であれば、本分野の一般的な技術手段に基づいて調整すればよい。
本発明においては、分離された混合Ｃ３成分をさらに精留してプロピレン製品とプロパン製品を得るようにされてもよく、好ましくは、前記分離方法は、
脱エタン塔の塔底部から採取された混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔に送られさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留をさらに含む。
脱エタン塔の塔底部から採取された混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔に送られさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留をさらに含む。
本発明によれば、好ましくは、プロピレン精留塔の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１.８～２．０ＭＰａＧである。
吸収塔の塔頂部のストリームに巻き込まれた混合Ｃ４吸収剤をさらに回収するために、好ましくは、前記分離は、
吸収剤回収塔内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔に戻される、吸収剤回収をさらに含む。
吸収剤回収塔内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔に戻される、吸収剤回収をさらに含む。
本発明の上記の軽質炭化水素の分離方法において、ストリームは、まずＣ４及びＣ４以上の成分を除去してからＣ２を分離し、それにより分離された混合Ｃ２に約２０ｖ％の混合Ｃ３成分が含まれることになり、不純物除去処理後の混合Ｃ２成分は依然として下流のエチレン装置に送られて炭素二及び炭素三を回収し続ける必要がある。しかし、脱エタン塔は精細な分離を行わないので、その塔頂部の最低温度は１５℃程度で十分であり、常法の臭化リチウムによる冷やしで要件を満たすことができる。脱エタン塔が精細な分離を採用すると、分離された炭素二には炭素三がほとんど含まれないことを保証でき、不純物が除去された後の脱エタン塔の塔頂部のストリームはそのまま下流のエチレン装置に送られ炭素二の回収又は直接利用することができる。それに応じて、脱エタン塔は精細な分離を採用するので、塔頂部の温度は最低で－２０℃に達する必要があり、常法の臭化リチウムによる冷やしはもはやニュースを満たすことができず、プロピレン冷凍圧縮機を設置する必要があり、かつ脱プロパン塔の塔頂部留出物は乾燥してから脱エタン塔内に送る必要がある。
本発明の別の側面は、オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ、圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔、リッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、リッチガス水洗タンクを含むオイルガス処理装置であって、
前記オイルガスの供給パイプラインは、気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、
前記脱ブタン塔の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部はリッチガス脱硫塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、脱ブタン塔の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
前記リッチガス脱硫塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リーンアミン液の供給パイプライン上には任意選択的にリーンアミン液冷却器が設けられ、リッチガス脱硫塔の塔頂部はリッチガス脱チオール塔に接続され、塔底部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、
前記リッチガス脱チオール塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、塔頂部はリッチガス水洗タンクに接続され、塔底部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、
前記リッチガス水洗タンクのタンク頂部には軽質炭化水素の採取パイプラインが設けられ、タンク底部はリッチガス水洗循環ポンプに接続されてから、それぞれ水洗水ヒータ及び水洗排水パイプラインに接続され、前記水洗水ヒータはリッチガス水洗タンクの上部に接続されている、オイルガス処理装置を提供する。
前記オイルガスの供給パイプラインは、気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、
前記脱ブタン塔の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部はリッチガス脱硫塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、脱ブタン塔の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
前記リッチガス脱硫塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リーンアミン液の供給パイプライン上には任意選択的にリーンアミン液冷却器が設けられ、リッチガス脱硫塔の塔頂部はリッチガス脱チオール塔に接続され、塔底部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、
前記リッチガス脱チオール塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、塔頂部はリッチガス水洗タンクに接続され、塔底部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、
前記リッチガス水洗タンクのタンク頂部には軽質炭化水素の採取パイプラインが設けられ、タンク底部はリッチガス水洗循環ポンプに接続されてから、それぞれ水洗水ヒータ及び水洗排水パイプラインに接続され、前記水洗水ヒータはリッチガス水洗タンクの上部に接続されている、オイルガス処理装置を提供する。
本発明によれば、好ましくは、前記オイルガス処理装置は溶媒再生塔をさらに含み、前記リッチアミン液の採取パイプラインは溶媒再生塔に接続され、前記溶媒再生塔の塔底部はリーンアミン液の供給パイプラインに接続され、塔頂部には酸性ガスの採取パイプラインが設けられている。
本発明によれば、好ましくは、前記装置はさらに分離手段を含み、前記軽質炭化水素の採取パイプラインは分離手段に接続され、
前記分離手段は、冷却器Ｉ、気液分離タンクＩＩ、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ、供給タンク、吸収塔、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔を含み、
脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプライン上には任意選択的に不純物処理手段が設けられ、脱プロパン塔の塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
好ましくは、前記軽質炭化水素の採取パイプラインは順次に冷却器Ｉ、気液分離タンクＩＩに接続され、前記気液分離タンクＩＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ、供給タンクに接続され、タンク底部は順次に冷却器ＩＩＩ、供給タンクに接続され、
前記供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は脱メタン塔に接続され、
吸収塔の塔頂部は任意選択的に吸収剤回収塔に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱プロパン塔に接続され、
前記脱プロパン塔の上部は任意選択的に乾燥手段に接続されてから、脱エタン塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、
さらに好ましくは、前記分離手段はプロピレン精留塔及び／又は吸収剤回収塔をさらに含み、
前記吸収剤回収塔の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔に接続され、前記吸収剤回収塔の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記脱ブタン塔の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は前記安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされ、
前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパンン製品の採取パイプラインが設けられている。
前記分離手段は、冷却器Ｉ、気液分離タンクＩＩ、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ、供給タンク、吸収塔、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔を含み、
脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプライン上には任意選択的に不純物処理手段が設けられ、脱プロパン塔の塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
好ましくは、前記軽質炭化水素の採取パイプラインは順次に冷却器Ｉ、気液分離タンクＩＩに接続され、前記気液分離タンクＩＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ、供給タンクに接続され、タンク底部は順次に冷却器ＩＩＩ、供給タンクに接続され、
前記供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は脱メタン塔に接続され、
吸収塔の塔頂部は任意選択的に吸収剤回収塔に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱プロパン塔に接続され、
前記脱プロパン塔の上部は任意選択的に乾燥手段に接続されてから、脱エタン塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、
さらに好ましくは、前記分離手段はプロピレン精留塔及び／又は吸収剤回収塔をさらに含み、
前記吸収剤回収塔の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔に接続され、前記吸収剤回収塔の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記脱ブタン塔の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は前記安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされ、
前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパンン製品の採取パイプラインが設けられている。
本発明においては、圧縮機Ｉを多段に分けることができ、段間液相の採取パイプラインは脱ブタン塔に接続されている。
本発明においては、塔全体の操作温度を均一に維持し、吸収効果を確保するために、吸収塔には２～５個の中段還流が設けられてもよく、かつ吸収塔の塔頂部には凝縮器を設ける必要がなく、塔底部にはリボイラーを設ける必要がなく、供給タンクからの気相は吸収塔の塔底部から供給され、吸収剤は塔の上部から供給される。
本発明においては、分離手段に脱水装置を設ける必要がなく、脱メタン塔の塔頂部には凝縮器が設けられなくてもよく、塔底部にはリボイラーが設けられ、供給タンクからの液相は脱メタン塔の塔頂部から供給される。
上記の目的を達成するために、本発明は、オイルガス高圧脱硫・分離の方法であって、
（１）上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔に送られる、第１気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔に入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩに送られ、脱ブタン塔の少なくとも一部の塔底部液相は安定ガソリン製品として採取される、脱ブタンと、
（３）材料は気液分離タンクＩＩ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去される、第２気相分離と、
（４）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔内でリーンアミン液を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔内でアルカリ液を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、気相不純物除去と、
（５）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、液相不純物除去と、
（６）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ内で混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、冷却と、
（７）冷却器ＩＩＩからの混合ストリームは供給タンク内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は分離手段に送られる、供給と、
（８）吸収塔内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は下流装置に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩに戻される、吸収と、
（９）供給タンクのタンク底部からの液相は、分離手段内で脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔によってＣ２、Ｃ３及びＣ４成分がさらに分離され、そのうち、Ｃ２、Ｃ３成分はそれぞれＣ２、Ｃ３製品として採取され、Ｃ４成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、分離と、を含むオイルガス高圧脱硫・分離の方法を提供する。
（１）上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔に送られる、第１気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔に入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩに送られ、脱ブタン塔の少なくとも一部の塔底部液相は安定ガソリン製品として採取される、脱ブタンと、
（３）材料は気液分離タンクＩＩ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去される、第２気相分離と、
（４）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔内でリーンアミン液を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔内でアルカリ液を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、気相不純物除去と、
（５）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、液相不純物除去と、
（６）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ内で混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、冷却と、
（７）冷却器ＩＩＩからの混合ストリームは供給タンク内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は分離手段に送られる、供給と、
（８）吸収塔内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は下流装置に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩに戻される、吸収と、
（９）供給タンクのタンク底部からの液相は、分離手段内で脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔によってＣ２、Ｃ３及びＣ４成分がさらに分離され、そのうち、Ｃ２、Ｃ３成分はそれぞれＣ２、Ｃ３製品として採取され、Ｃ４成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、分離と、を含むオイルガス高圧脱硫・分離の方法を提供する。
本発明は使用範囲が広く、化学工業生産における一般的なＦＣＣ、ＤＣＣ、ディレードコーキング等のガス収率が高いプロセスにおけるオイルガス（Ｈ２、Ｃ１－Ｃ４、ガソリン成分及び少量の非炭化水素成分を含む）はいずれも本発明の装置を使用して軽質炭化水素を分離して液化ガスを回収することができる。
本発明においては、上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相はポンプで増圧され脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔に送られ、好ましくは、圧縮機は多段に分けられ、圧縮段間で発生した液相は脱ブタン塔に送られる。
本発明においては、安定ガソリンを脱ブタン塔内で早期に分離し、安定ガソリンが下流の軽質炭化水素の分離プロセスに関与せず、プロセスのエネルギー消費を大幅に低減することができ、好ましくは、前記脱ブタン塔の塔頂部の操作温度は４５～５０℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は１８０～２２０℃であり、前記還流タンクの温度は４０～４５℃である。
本発明においては、関連製品の回収の要求を満たすために、次の分離を行う前に、不純物を除去する必要があり、主にアミン洗浄による脱Ｈ２Ｓとアルカリ洗浄による脱チオールを含む。高圧下で気相脱硫、脱チオールの効果がより優れ、かつ高圧下で脱硫設備の体積が小さいため、本発明では軽質炭化水素を気相と液相に分けてからそれぞれ不純物を除去するようにされ、好ましくは、前記還流タンクのタンク頂部の気相は２．５～３．０ＭＰａＧに圧縮され、３５～４５℃に冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、タンク底部の液相は２．８～３．３ＭＰａＧに増圧された後に気液分離タンクＩＩに送られる。気液分離タンクＩＩ内で圧縮された気相及び増圧された液相とが混合され、気液平衡された後、再び気相と液相とが分離され、そして、それぞれ不純物が除去される。分離された気相中の重質炭化水素の含有量が少なく、脱硫を行う時に、アミン液中に凝縮される重質炭化水素の量も少なく、アミン液の発泡によって脱硫装置に泡が巻き込まれ、装置の安定的な運転に影響を与えることが効果的に回避される。
本発明においては、関連製品の回収の要求を満たすために、アミン洗浄による脱Ｈ２Ｓは、複合アミン液溶媒（すなわちＭＤＥＡをベースとする改質溶媒）を採用して、Ｈ２ＳとＣＯ２の除去を同時に行うことが好ましく、中でも、Ｈ２Ｓは１０ｐｐｍｖ未満まで除去することができ、ＣＯ２の除去効率は９０～９５ｗｔ％に達することができ、アルカリ洗浄脱チオール反応器ストリームに入るＣＯ２の含有量を効果的に低減し、アルカリ液の消費を低減する。
本発明によれば、好ましくは、前記リッチガス脱硫塔の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．５～３．０ＭＰａＧであり、前記リッチガス脱チオール塔の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧであり、前記液体炭化水素脱硫塔の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は３．０～３．５ＭＰａＧである。
本発明においては、不純物が除去された気相成分は、供給タンクに送られる前に冷却、圧縮される必要があり、気相の昇圧は、一段又は多段圧縮を採用してもよく、冷却された液相と冷却、圧縮された気相はいずれも供給タンクに送られ、好ましくは、前記供給タンクの操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである。
本発明によれば、好ましくは、前記吸収塔の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである。本発明においては、吸収塔で採用される混合Ｃ４吸収剤は、脱プロパン塔の塔底部に由来するものであって、システム内で自ら平衡化されたＣ４成分であり、システムの外部から導入する必要がない。
本発明によれば、好ましくは、前記工程（９）における前記分離は、以下の２つの方式のうちの１つを含む。
方式１、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の上部から採取され、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱プロパン塔の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留、をさらに含む。
方式２、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔の上部から採取され任意選択的に乾燥されてから脱エタン塔に送られ、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、
脱プロパン塔の上部からの気相は脱エタン塔内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取される、脱エタンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱エタン塔の塔底部からの混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留、をさらに含む。
方式１、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の上部から採取され、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱プロパン塔の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留、をさらに含む。
方式２、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔の上部から採取され任意選択的に乾燥されてから脱エタン塔に送られ、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、
脱プロパン塔の上部からの気相は脱エタン塔内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取される、脱エタンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱エタン塔の塔底部からの混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留、をさらに含む。
本発明の上記の分離方法において、方式２で軽質炭化水素の分離を行う際に、ストリームは、まずＣ４及びＣ４以上の成分を除去してからＣ２を分離し、それにより分離された混合Ｃ２に約２０ｖ％の混合Ｃ３成分が含まれることになり、不純物除去処理後の混合Ｃ２成分は依然として下流のエチレン装置に送られて炭素二及び炭素三を回収し続ける必要がある。しかし、脱エタン塔は精細な分離を行わないので、その塔頂部の最低温度は１５℃程度で十分であり、常法の臭化リチウムによる冷やしで要件を満たすことができる。脱エタン塔が精細な分離を採用すると、分離された炭素二には炭素三がほとんど含まれないことを保証でき、不純物が除去された後の脱エタン塔の塔頂部のストリームはそのまま下流のエチレン装置に送られ炭素二の回収又は直接利用することができる。それに応じて、脱エタン塔は精細な分離を採用するので、塔頂部の温度は最低で－２０℃に達する必要があり、常法の臭化リチウムによる冷やしはもはやニュースを満たすことができず、プロピレン冷凍圧縮機を設置する必要があり、かつ脱プロパン塔の塔頂部留出物は乾燥してから脱エタン塔内に送る必要がある。
本発明によれば、好ましくは、前記脱エタン塔の操作温度は５～１５℃であり、操作圧力は２．２～３．０ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は５０～１１０℃である。本発明で回収された炭素二製品には１５～２０ｖ％のプロピレンを含有するため、不純物処理手段でそのうちのＮＯｘ、Ｏ２及び重金属などの関連不純物が除去された後にエチレン装置に送られエチレン、エタン及びプロピレンなどの資源を回収する。ここで、不純物の除去は、当業者であれば、その具体的な状況に応じて本分野における常法の不純物除去方法を採用すればよく、水素化によるＯ２、アルキン及びＮＯｘの除去、モレキュラーシーブによるＨ２Ｏの乾燥除去、ＣＯＳの吸着除去、水銀の吸着除去などであってもよい。
本発明においては、分離された混合Ｃ３成分をさらに精留して、プロピレン製品及びプロパン製品を得ることができ、好ましくは、前記プロピレン精留塔の操作温度は４５～６５℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである。
吸収塔の塔頂部のストリームに巻き込まれる混合Ｃ４吸収剤をさらに回収するために、好ましくは、前記方法は、
（１０）吸収剤回収塔内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔に戻され、さらに好ましくは、前記吸収剤回収塔の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．３～２．８ＭＰａＧである、吸収剤回収をさらに含む。
（１０）吸収剤回収塔内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔に戻され、さらに好ましくは、前記吸収剤回収塔の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．３～２．８ＭＰａＧである、吸収剤回収をさらに含む。
本発明の別の側面は、オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ、圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、気液分離タンクＩＩ、リッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩ、供給タンク、吸収塔、分離手段を含むオイルガス高圧脱硫・分離の装置であって、
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、
脱ブタン塔の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩ、冷却器ＩＩ及び気液分離タンクＩＩに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩに接続され、脱ブタン塔の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
気液分離タンクＩＩのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器ＩＩＩに接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩに接続され、
リッチガス脱硫塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩは供給タンクに接続され、
供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は分離手段に接続され、
吸収塔の塔頂部は下流装置に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記分離手段は、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔を含み、脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、脱プロパン塔の塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされる、オイルガス高圧脱硫・分離の装置を提供する。
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、
脱ブタン塔の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩ、冷却器ＩＩ及び気液分離タンクＩＩに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩに接続され、脱ブタン塔の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
気液分離タンクＩＩのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器ＩＩＩに接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩに接続され、
リッチガス脱硫塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩは供給タンクに接続され、
供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は分離手段に接続され、
吸収塔の塔頂部は下流装置に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記分離手段は、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔を含み、脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、脱プロパン塔の塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされる、オイルガス高圧脱硫・分離の装置を提供する。
本発明においては、Ｃ４及びＣ４以下の成分のさらなる分離は、分離手段で行われ、その分離手段は、好ましくは、前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱エタン塔に接続されてもよく、前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部は脱プロパン塔に接続され、前記脱プロパン塔の上部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされる。また好ましくは、前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱プロパン塔に接続され、前記脱プロパン塔の上部は脱エタン塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続されてもよい。さらに好ましくは、前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられる。
本発明によれば、好ましくは、前記下流装置は、吸収剤回収塔をさらに含み、前記吸収剤回収塔の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔に接続され、前記吸収剤回収塔の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記脱ブタン塔の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は前記安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされる。
本発明においては、前記圧縮機Ｉを多段に分けることができ、段間液相の採取パイプラインは前記脱ブタン塔に接続されている。
本発明においては、塔全体の操作温度を均一に維持し、吸収効果を確保するために、好ましくは、前記吸収塔には２～５個の中段還流が設けられ、かつ吸収塔の塔頂部には凝縮器を設ける必要がなく、塔底部にはリボイラーを設ける必要がなく、供給タンクからの気相は吸収塔の塔底部から供給され、吸収剤は塔の頂部から供給される。
本発明によれば、好ましくは、脱メタン塔の塔頂部には凝縮器が設けられておらず、塔底部にはリボイラーが設けられ、供給タンクからの液相は脱メタン塔の塔頂部から供給され、前記軽質炭化水素の分離装置は脱水装置を含まない。
上記の目的を達成するために、本発明は、オイルガスの回収方法であって、
（１）上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され軽質重質ガソリン分離塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に軽質重質ガソリン分離塔に送られる、第１気液分離と、
（２）気液分離タンクＩからの材料は軽質重質ガソリン分離塔に入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に送られ、タンク底部の液相は増圧された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に送られ、軽質重質ガソリン分離塔の少なくとも一部の塔底部液相は重質ガソリン製品として採取される、軽質重質ガソリン分離と、
（３）軽質重質ガソリン分離塔の塔頂部還流タンクからのストリームは軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に入り、塔頂部から留出された気相は塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩに送られ、塔底部の液相は軽質ガソリンとして採取される、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離と、
（４）材料は気液分離タンクＩＩ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去される、第２気相分離と、
（５）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔内でリーンアミン液を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔内でアルカリ液を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、気相不純物除去と、
（６）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、液相不純物除去と、
（７）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ内で混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、冷却と、
（８）冷却器ＩＩＩからの混合ストリームは供給タンク内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は分離手段に送られる、供給と、
（９）吸収塔内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は下流装置に送られ、塔底部の液相は冷却器に戻される、吸収と、
（１０）供給タンクのタンク底部からの液相は、分離手段内で脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔によってＣ２、Ｃ３及びＣ４成分がさらに分離され、そのうち、脱エタン塔内でプロパン及び／又は混合Ｃ４を吸収剤としてＣ２成分が分離され、Ｃ２、Ｃ３成分はそれぞれＣ２、Ｃ３製品として採取され、Ｃ４成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔及び任意選択的に脱エタン塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、分離と、を含むオイルガスの回収方法を提供する。
（１）上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され軽質重質ガソリン分離塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に軽質重質ガソリン分離塔に送られる、第１気液分離と、
（２）気液分離タンクＩからの材料は軽質重質ガソリン分離塔に入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に送られ、タンク底部の液相は増圧された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に送られ、軽質重質ガソリン分離塔の少なくとも一部の塔底部液相は重質ガソリン製品として採取される、軽質重質ガソリン分離と、
（３）軽質重質ガソリン分離塔の塔頂部還流タンクからのストリームは軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に入り、塔頂部から留出された気相は塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩに送られ、塔底部の液相は軽質ガソリンとして採取される、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離と、
（４）材料は気液分離タンクＩＩ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去される、第２気相分離と、
（５）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔内でリーンアミン液を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔内でアルカリ液を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、気相不純物除去と、
（６）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、液相不純物除去と、
（７）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ内で混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、冷却と、
（８）冷却器ＩＩＩからの混合ストリームは供給タンク内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は分離手段に送られる、供給と、
（９）吸収塔内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は下流装置に送られ、塔底部の液相は冷却器に戻される、吸収と、
（１０）供給タンクのタンク底部からの液相は、分離手段内で脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔によってＣ２、Ｃ３及びＣ４成分がさらに分離され、そのうち、脱エタン塔内でプロパン及び／又は混合Ｃ４を吸収剤としてＣ２成分が分離され、Ｃ２、Ｃ３成分はそれぞれＣ２、Ｃ３製品として採取され、Ｃ４成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔及び任意選択的に脱エタン塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、分離と、を含むオイルガスの回収方法を提供する。
本発明は使用範囲が広く、化学工業生産における一般的なＦＣＣ、ＤＣＣ、ディレードコーキング等のガス収率が高いプロセスにおけるオイルガス（Ｈ２、Ｃ１－Ｃ４、ガソリン成分及び少量の非炭化水素成分を含む）はいずれも本発明の装置を使用して回収することができる。
本発明においては、上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相はポンプで増圧され軽質重質ガソリン分離塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に軽質重質ガソリン分離塔に送られ、そのうち、圧縮機は多段に分けられ、圧縮段間で発生した液相は軽質重質ガソリン分離塔に送られる。オイルガスは軽質重質ガソリン分離塔で重質ガソリンが分離され、そして軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔で軽質ガソリンが分離され、軽質重質ガソリンが早期に分離され、下流の軽質炭化水素の分離プロセスに関与せず、プロセスのエネルギー消費を大幅に低減することができ、好ましくは、前記軽質重質ガソリン分離塔の塔頂部の操作温度は６０～８５℃であり、塔底部の操作温度は１４０～１９０℃であり、操作圧力は０．２５～０．５ＭＰａＧであり、前記軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔の塔頂部の操作温度は５５～８０℃であり、操作圧力は１．０～１．３５ＭＰａＧであり、前記重質ガソリンの初留点は６０～８５℃であり、前記軽質ガソリンのドライポイントは６５～９０℃である。
本発明においては、関連製品の回収の要求を満たすために、次の分離を行う前に、不純物を除去する必要があり、主にアミン洗浄による脱Ｈ２Ｓとアルカリ洗浄による脱チオールを含む。高圧下で気相脱硫、脱チオールの効果がより優れ、かつ高圧下で脱硫設備の体積が小さいため、本発明では気液分離タンクＩＩ内で圧縮された気相及び増圧された液相とが混合され、気液平衡された後、再び気相と液相とが分離され、そして、それぞれ不純物が除去される。好ましくは、前記気液分離タンクＩＩの操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである。分離された気相中の重質炭化水素の含有量が少なく、脱硫を行う時に、アミン液中に凝縮される重質炭化水素の量も少なく、アミン液の発泡によって脱硫装置に泡が巻き込まれ、装置の安定的な運転に影響を与えることが効果的に回避される。
本発明においては、関連製品の回収の要求を満たすために、アミン洗浄による脱Ｈ２Ｓは、複合アミン液溶媒（すなわちＭＤＥＡをベースとする改質溶媒）を採用して、Ｈ２ＳとＣＯ２の除去を同時に行うことが好ましく、中でも、Ｈ２Ｓは１０ｐｐｍｖ未満まで除去することができ、ＣＯ２の除去効率は９０～９５ｗｔ％に達することができ、アルカリ洗浄脱チオール反応器ストリームに入るＣＯ２の含有量を効果的に低減し、アルカリ液の消費を低減する。
本発明によれば、好ましくは、前記リッチガス脱硫塔の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧであり、前記リッチガス脱チオール塔の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧであり、前記液体炭化水素脱硫塔の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は３．０～３．５ＭＰａＧである。
本発明においては、不純物が除去された気相成分及び液相成分は、供給タンクに送られる前に冷却される必要があり、冷却された液相と冷却、圧縮された気相はいずれも供給タンクに送られ、好ましくは、前記供給タンクの操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである。
本発明によれば、好ましくは、前記吸収塔の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである。本発明においては、吸収塔で採用される混合Ｃ４吸収剤は、脱プロパン塔の塔底部に由来するものであって、システム内で自ら平衡化されたＣ４成分であり、システムの外部から導入する必要がない。
本発明によれば、好ましくは、前記工程（１０）における前記分離は、以下の３つの方式のうちの１つを含む。
方式１、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内でプロパンを吸収剤としてＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に、混合Ｃ２製品として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の上部から採取され、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱プロパン塔の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相は少なくとも一部がプロパン製品として採取され、残りの部分が加熱された後にプロパン吸収剤として脱エタン塔に送られる、プロピレン精留、をさらに含む。
方式２、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内で混合Ｃ４を吸収剤としてＣ２成分が分離され、分離された塔頂部の混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に、混合Ｃ２製品として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の上部から採取され、塔底部成分は、少なくとも一部が混合Ｃ４吸収剤としてそれぞれ吸収塔及び脱エタン塔に送られ、残りの部分が混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱プロパン塔の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留、をさらに含む。
方式３、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔の上部から採取され任意選択的に乾燥されてから脱エタン塔に送られ、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、
脱プロパン塔の上部からの気相はプロパンを吸収剤として脱エタン塔内でさらに分離され、分離された塔頂部の混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に、混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取される、脱エタンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱エタン塔の塔底部からの混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相は少なくとも一部がプロパン製品として採取され、残りの部分がプロパン吸収剤として脱エタン塔に送られる、プロピレン精留、をさらに含む。
方式１、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内でプロパンを吸収剤としてＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に、混合Ｃ２製品として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の上部から採取され、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱プロパン塔の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相は少なくとも一部がプロパン製品として採取され、残りの部分が加熱された後にプロパン吸収剤として脱エタン塔に送られる、プロピレン精留、をさらに含む。
方式２、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内で混合Ｃ４を吸収剤としてＣ２成分が分離され、分離された塔頂部の混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に、混合Ｃ２製品として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の上部から採取され、塔底部成分は、少なくとも一部が混合Ｃ４吸収剤としてそれぞれ吸収塔及び脱エタン塔に送られ、残りの部分が混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱プロパン塔の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留、をさらに含む。
方式３、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔の上部から採取され任意選択的に乾燥されてから脱エタン塔に送られ、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、
脱プロパン塔の上部からの気相はプロパンを吸収剤として脱エタン塔内でさらに分離され、分離された塔頂部の混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に、混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取される、脱エタンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱エタン塔の塔底部からの混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相は少なくとも一部がプロパン製品として採取され、残りの部分がプロパン吸収剤として脱エタン塔に送られる、プロピレン精留、をさらに含む。
脱エタン塔がプロパン吸収剤又は混合Ｃ４吸収剤を採用してＣ２成分を分離すると、分離されたＣ２成分にはプロピレンがほとんど巻き込まれず、１５～１８ｍｏｌ％のプロパン又は１０～１３ｍｏｌ％のＣ４しか含有せず、この際、脱エタン塔の塔頂部の最低温度はわずか１５℃となり、乾燥設備を設ける必要がなくなり、常法の臭化リチウムによる冷やしで要件を満たすことができる。Ｃ２成分中のプロピレンの含有量が大幅に低減されたため、他の不純物除去設備を設ける必要がなく、そのままエチルベンゼンの製造に送られてもよい。好ましくは、前記脱エタン塔の塔頂部の操作温度は１５～３０℃であり、操作圧力は２．６～３．２ＭＰａＧであり、前記プロパン吸収剤及び／又は混合Ｃ４吸収剤はシステム内で自ら平衡化されたプロパン及び／又は混合Ｃ４成分に由来するものであり、システムの外部から導入する必要がない。
本発明においては、分離された混合Ｃ３成分をさらに精留して、プロピレン製品及びプロパン製品を得ることができ、好ましくは、前記プロピレン精留塔の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである。
吸収塔の塔頂部のストリームに巻き込まれた混合Ｃ４吸収剤をさらに回収するために、好ましくは、前記方法は、
（１１）吸収剤回収塔内で、一部の工程（２）で採取された重質ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は軽質重質ガソリン分離塔に戻され、さらに好ましくは、前記吸収剤回収塔の操作温度は１５～４０℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収剤回収をさらに含む。
（１１）吸収剤回収塔内で、一部の工程（２）で採取された重質ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は軽質重質ガソリン分離塔に戻され、さらに好ましくは、前記吸収剤回収塔の操作温度は１５～４０℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収剤回収をさらに含む。
本発明の別の側面は、オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ、圧縮機Ｉ、軽質重質ガソリン分離塔、圧縮機ＩＩ、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、気液分離タンクＩＩ、リッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩ、供給タンク、吸収塔、分離手段を含むオイルガス回収装置であって、
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、軽質重質ガソリン分離塔に接続され、タンク底部は軽質重質ガソリン分離塔に接続され、
軽質重質ガソリン分離塔の塔頂部には還流タンクＩが設けられ、還流タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩ、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に接続され、軽質重質ガソリン分離塔の塔底部には重質ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔の塔頂部には還流タンクＩＩが設けられ、還流タンクＩＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、気液分離タンクＩＩに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩに接続され、
気液分離タンクＩＩのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器ＩＩＩに接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩに接続され、
リッチガス脱硫塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩは供給タンクに接続され、
供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は分離手段に接続され、
吸収塔の塔頂部は下流装置に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記分離手段は、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔を含み、脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、脱エタン塔の上部にはプロパン又は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱プロパン塔の塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされる、オイルガス回収装置を提供する。
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、軽質重質ガソリン分離塔に接続され、タンク底部は軽質重質ガソリン分離塔に接続され、
軽質重質ガソリン分離塔の塔頂部には還流タンクＩが設けられ、還流タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩ、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に接続され、軽質重質ガソリン分離塔の塔底部には重質ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔の塔頂部には還流タンクＩＩが設けられ、還流タンクＩＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、気液分離タンクＩＩに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩに接続され、
気液分離タンクＩＩのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器ＩＩＩに接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩに接続され、
リッチガス脱硫塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩは供給タンクに接続され、
供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は分離手段に接続され、
吸収塔の塔頂部は下流装置に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記分離手段は、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔を含み、脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、脱エタン塔の上部にはプロパン又は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱プロパン塔の塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされる、オイルガス回収装置を提供する。
本発明においては、Ｃ４及びＣ４以下の成分のさらなる分離は、分離手段で行われ、その分離手段は、好ましくは、前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱エタン塔に接続されてもよく、前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部は脱プロパン塔に接続され、前記脱エタン塔の上部にはプロパン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記脱プロパン塔の上部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、好ましくは、前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、前記プロパン製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本はプロパン吸収剤の供給パイプラインとされ、また好ましくは、前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱エタン塔に接続されてもよく、前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部は脱プロパン塔に接続され、前記脱エタン塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記脱プロパン塔の上部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、それぞれ吸収塔及び脱エタン塔に接続され、さらに好ましくは、前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、また好ましくは、前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱プロパン塔に接続されてもよく、前記脱プロパン塔の上部は任意選択的に乾燥手段に接続されてから脱エタン塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、前記脱エタン塔の上部にはプロパン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、さらに好ましくは、前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部はプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、前記プロパン製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本はプロパン吸収剤の供給パイプラインとされる。
本発明によれば、好ましくは、前記下流装置は、吸収剤回収塔をさらに含み、前記吸収剤回収塔の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は軽質重質ガソリン分離塔に接続され、前記吸収剤回収塔の上部には重質ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記軽質重質ガソリン分離塔の重質ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は前記重質ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされる。
本発明においては、塔全体の操作温度を均一に維持し、吸収効果を確保するために、好ましくは、前記吸収塔には２～５個の中段還流が設けられ、かつ吸収塔の塔頂部には凝縮器を設ける必要がなく、塔底部にはリボイラーを設ける必要がなく、供給タンクからの気相は吸収塔の塔底部から供給され、吸収剤は塔の頂部から供給される。
本発明によれば、好ましくは、脱メタン塔の塔頂部には凝縮器が設けられておらず、塔底部にはリボイラーが設けられ、供給タンクからの液相は脱メタン塔の塔頂部から供給され、前記装置は脱水装置を含まない。
以下、実施例により本発明を詳細に説明するが、本発明の保護範囲は下記の説明に限定されるものではない。
本発明の文脈において、ｉ－Ｃ４Ｈ１０はイソブタンを意味し、ｎ－Ｃ４Ｈ１０はノルマルブタンを意味し、ｉ－Ｃ４Ｈ８はイソブテンを意味し、ｎ－Ｃ４Ｈ８はノルマルブテンを意味し、ｔ－Ｃ４Ｈ８はトランスブテンを意味し、ｃ－Ｃ４Ｈ８はシスブテンを意味し、ＰＣ２８Ｃは全ての炭素五及び炭素五以上の炭化水素類成分を意味し、ＲＳＨはチオールを意味し、ただし、Ｒは－ＣＨ３、－Ｃ２Ｈ５、－Ｃ３Ｈ７等の炭化水素基を意味する。
下記の実施の形態において、原料であるオイルガスの性質を表１に、オイルガス中のＣ５
＋成分の性質を表２に示す。
実施例１
図１を参照すると、本実施例におけるオイルガス処理装置は、
軽質炭化水素の供給パイプライン、気液分離タンクＩ１、圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４、リッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、冷却器Ｉ７、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱エタン塔１４、脱プロパン塔１５、プロピレン精留塔１６、吸収剤回収塔１７を含み、
軽質炭化水素の供給パイプラインは、気液分離タンクＩ１の入口に接続され、気液分離タンクＩ１のタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４に接続され、タンク底部は脱ブタン塔４に接続され、
脱ブタン塔４の塔頂部は、順次にリッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、冷却器Ｉ７、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０及び供給タンク１１に接続され、塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
冷却器Ｉ７は、パイプラインを介して冷却器ＩＩＩ１０に直接接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔１２に接続され、タンク底部は脱メタン塔１３に接続され、
吸収塔１２の塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔４に接続され、吸収剤回収塔１７の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱ブタン塔４の安定ガソリンの採取パイプラインに接続され、
脱メタン塔１３の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱エタン塔１４に接続され、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、
脱プロパン塔１５の塔頂部はプロピレン精留塔１６に接続され、塔底部には混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインは混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤の供給パイプラインに接続され、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられている。
図１を参照すると、本実施例におけるオイルガス処理装置は、
軽質炭化水素の供給パイプライン、気液分離タンクＩ１、圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４、リッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、冷却器Ｉ７、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱エタン塔１４、脱プロパン塔１５、プロピレン精留塔１６、吸収剤回収塔１７を含み、
軽質炭化水素の供給パイプラインは、気液分離タンクＩ１の入口に接続され、気液分離タンクＩ１のタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４に接続され、タンク底部は脱ブタン塔４に接続され、
脱ブタン塔４の塔頂部は、順次にリッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、冷却器Ｉ７、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０及び供給タンク１１に接続され、塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
冷却器Ｉ７は、パイプラインを介して冷却器ＩＩＩ１０に直接接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔１２に接続され、タンク底部は脱メタン塔１３に接続され、
吸収塔１２の塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔４に接続され、吸収剤回収塔１７の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱ブタン塔４の安定ガソリンの採取パイプラインに接続され、
脱メタン塔１３の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱エタン塔１４に接続され、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、
脱プロパン塔１５の塔頂部はプロピレン精留塔１６に接続され、塔底部には混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインは混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤の供給パイプラインに接続され、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられている。
上記の装置を採用してオイルガスを処理する場合、その処理フローは図１に示すように、
（１）ＦＣＣ分留塔の塔頂部からの気相Ｓ－１原料は、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され（分留塔の塔頂部が冷却された後の原料組成及び性質は表１、分留塔の塔頂部が冷却された後の原料中の炭素五及びそれ以上の成分の性質は表２を参照）、タンク底部の液相は脱ブタン塔４に送られ、気相は圧縮された後に脱ブタン塔４に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔４に入り、塔頂部の気相は塔頂部から留出され、さらにアミン洗浄、アルカリ洗浄処理された後に冷却器に送られ、一部の塔底部の液相は安定ガソリン製品として採取され、ここで、脱ブタン塔４の操作温度は４０～７０℃であり、操作圧力は１．０～１．６ＭＰａＧであり、脱ブタン塔４の塔頂部の気相中のＣ５及びＣ５以上の成分の含有量は５ｗｔ％未満であり、塔底部での安定ガソリンＳ－１０のドライポイントは２０４℃未満である、脱ブタンと、
（３）アミン洗浄、アルカリ洗浄された後の軽質炭化水素は冷却器内で初歩的に冷却され、冷却されて得られた液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、冷却されて得られた気相は圧縮、再度冷却された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られる、冷却と、
（４）工程（３）からの気相及び液相は、冷却器ＩＩＩ１０内で初歩的な混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、後冷却と、
（５）冷却器ＩＩＩ１０からの混合ストリームは供給タンク１１内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔１３に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．０～３．５ＭＰａＧである、供給と、
（６）吸収塔内で、混合Ｃ４／Ｃ５を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は吸収剤回収塔に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、ここで、吸収塔１２の操作圧力は２．０～３．５ＭＰａＧであり、塔全体の操作温度は５～３０℃であり、吸収塔１２内の吸収剤はシステム内で自ら平衡化されたＣ４／Ｃ５成分に由来するものであり、システムの外部から導入する必要がない、吸収と、
（７）供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、液相は脱エタン塔１４に送られる、脱メタンと、
（８）脱メタン塔１３の塔底部からの液相は脱エタン塔１４内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は脱エタン塔１４の塔頂部から混合Ｃ２製品Ｓ－１２として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱エタン塔１４の塔頂部の操作温度は５～２０℃であり、操作圧力は２．５～３．８ＭＰａＧであり、脱エタン塔１４の塔頂部の混合Ｃ２製品Ｓ－１２は１０～２５ｖｏｌ％のプロピレンを含有する、脱エタンと、
（９）脱エタン塔１４の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔１５の塔頂部から採取されプロピレン精留塔１６に送られさらに精留され、塔底部成分のうちの少なくとも一部は混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤として吸収塔１２に送られ、残りの部分は混合Ｃ４／Ｃ５製品として採取される、脱プロパンと、
（１０）脱プロパン塔１５の塔頂部からの気相はプロピレン精留塔１６でさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相はプロピレン製品Ｓ－１３として採取され、塔底部の液相はプロパン製品Ｓ－１４として採取される、プロピレン精留と、
（１１）吸収剤回収塔１７内で、少なくとも一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品Ｓ－１０を吸収剤として吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－１１として採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔４に送られ、ここで、吸収剤回収塔１７の操作温度は５～５０℃であり、操作圧力は１.９～３.４ＭＰａＧである、吸収剤回収と、を含む。
（１）ＦＣＣ分留塔の塔頂部からの気相Ｓ－１原料は、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され（分留塔の塔頂部が冷却された後の原料組成及び性質は表１、分留塔の塔頂部が冷却された後の原料中の炭素五及びそれ以上の成分の性質は表２を参照）、タンク底部の液相は脱ブタン塔４に送られ、気相は圧縮された後に脱ブタン塔４に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔４に入り、塔頂部の気相は塔頂部から留出され、さらにアミン洗浄、アルカリ洗浄処理された後に冷却器に送られ、一部の塔底部の液相は安定ガソリン製品として採取され、ここで、脱ブタン塔４の操作温度は４０～７０℃であり、操作圧力は１．０～１．６ＭＰａＧであり、脱ブタン塔４の塔頂部の気相中のＣ５及びＣ５以上の成分の含有量は５ｗｔ％未満であり、塔底部での安定ガソリンＳ－１０のドライポイントは２０４℃未満である、脱ブタンと、
（３）アミン洗浄、アルカリ洗浄された後の軽質炭化水素は冷却器内で初歩的に冷却され、冷却されて得られた液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、冷却されて得られた気相は圧縮、再度冷却された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られる、冷却と、
（４）工程（３）からの気相及び液相は、冷却器ＩＩＩ１０内で初歩的な混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、後冷却と、
（５）冷却器ＩＩＩ１０からの混合ストリームは供給タンク１１内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔１３に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．０～３．５ＭＰａＧである、供給と、
（６）吸収塔内で、混合Ｃ４／Ｃ５を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は吸収剤回収塔に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、ここで、吸収塔１２の操作圧力は２．０～３．５ＭＰａＧであり、塔全体の操作温度は５～３０℃であり、吸収塔１２内の吸収剤はシステム内で自ら平衡化されたＣ４／Ｃ５成分に由来するものであり、システムの外部から導入する必要がない、吸収と、
（７）供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、液相は脱エタン塔１４に送られる、脱メタンと、
（８）脱メタン塔１３の塔底部からの液相は脱エタン塔１４内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は脱エタン塔１４の塔頂部から混合Ｃ２製品Ｓ－１２として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱エタン塔１４の塔頂部の操作温度は５～２０℃であり、操作圧力は２．５～３．８ＭＰａＧであり、脱エタン塔１４の塔頂部の混合Ｃ２製品Ｓ－１２は１０～２５ｖｏｌ％のプロピレンを含有する、脱エタンと、
（９）脱エタン塔１４の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔１５の塔頂部から採取されプロピレン精留塔１６に送られさらに精留され、塔底部成分のうちの少なくとも一部は混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤として吸収塔１２に送られ、残りの部分は混合Ｃ４／Ｃ５製品として採取される、脱プロパンと、
（１０）脱プロパン塔１５の塔頂部からの気相はプロピレン精留塔１６でさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相はプロピレン製品Ｓ－１３として採取され、塔底部の液相はプロパン製品Ｓ－１４として採取される、プロピレン精留と、
（１１）吸収剤回収塔１７内で、少なくとも一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品Ｓ－１０を吸収剤として吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－１１として採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔４に送られ、ここで、吸収剤回収塔１７の操作温度は５～５０℃であり、操作圧力は１.９～３.４ＭＰａＧである、吸収剤回収と、を含む。
実施例１では、アミン洗浄の条件は、アミン液が３０ｗｔ％のＭＤＥＡの水溶液であり、操作温度が４３℃であり、操作圧力が１．２ＭＰａＧであることを含み、アルカリ洗浄の条件は、アルカリ液が１０ｗｔ％のＮａＯＨの水溶液であり、操作温度が４３℃、操作圧力が１．１５ＭＰａＧであることを含み、脱メタン塔内の条件は、塔頂部の操作温度が５～２５℃であり、操作圧力が２．１～２．９ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は７０～９５℃であることを含み、脱プロパン塔内の条件は、塔頂部の操作温度が４２～５５℃であり、操作圧力が１．６～１．９ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は９５～１２０℃であることを含み、プロピレン精留塔内の条件は、塔頂部の操作温度が４２～５５℃であり、操作圧力が１．６～２．０ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は５５～６３℃であることを含む。
上記の方法により、ＦＣＣ反応における軽質炭化水素が分離され、分離された各製品の組成及び性状を表３、安定ガソリンの性質を表４に示す。
上記の表のデータから明らかなように、本発明はフローが簡単であり、操作条件が緩和され、エネルギー消費が少なく、少ない設備でＦＣＣプロセスにおける軽質炭化水素の分離及び回収を実現することができ、中でも、炭素二成分の総回収率が９８ｗｔ％以上に達し、炭素三成分の回収率が９９ｗｔ％以上に達し、かつ回収された炭素二中のメタンの含有量が１ｖｏｌ％以下、回収された炭素三成分中のエタンの含有量が２０００ｐｐｍｖ以下であるとともに、回収された炭素三成分がさらにプロピレンとプロパンに分離され、プロピレンとプロパンの回収率についても共に９９ｗｔ％以上に達することができ、回収されたドライガス中の不純物が少なく、Ｃ２及びＣ２以上の成分の含有量が２ｖｏｌ％以下であり、水素ガスの純度が４０ｍｏｌ％以上となっていることがわかる。採取された安定ガソリンのドライポイントは１９７．７℃であり、炭素四の含有量はわずか１．６３ｖｏｌ％であり、簡単な脱硫処理をすればガソリン製品の品質要求を満たすことができる。
実施例２
[オイルガス脱硫装置]
オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ１、圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４、リッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、リッチガス水洗タンク６ｅ、溶媒再生塔５ｃを含み、
オイルガスの供給パイプラインは、気液分離タンクＩ１の入口に接続され、気液分離タンクＩ１のタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４に接続され、タンク底部は脱ブタン塔４に接続され、圧縮機Ｉの段間液相の採取パイプラインは脱ブタン塔４に接続され、
脱ブタン塔４の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部はリッチガス脱硫塔５に接続され、タンク底部は脱ブタン塔４に接続され、脱ブタン塔４の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
リッチガス脱硫塔５の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リーンアミン液の供給パイプライン上にはリーンアミン液冷却器５ｄが設けられ、リッチガス脱硫塔５の塔頂部はリッチガス脱チオール塔６に接続され、塔底部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、リッチアミン液の採取パイプラインは溶媒再生塔５ｃに接続され、溶媒再生塔５ｃの塔底部はリーンアミン液の供給パイプラインに接続され、塔頂部には酸性ガスの採取パイプラインが設けられ、
リッチガス脱チオール塔６の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、塔頂部はリッチガス水洗タンク６ｅに接続され、塔底部は下流の再生装置に接続され、
リッチガス水洗タンク６ｅのタンク頂部には軽質炭化水素の採取パイプラインが設けられ、タンク底部はリッチガス水洗循環ポンプ６ｂに接続されてから、それぞれ水洗水ヒータ６ｃ及び水洗排水パイプラインに接続され、水洗水ヒータ６ｃはリッチガス水洗タンク６ｅの上部に接続されている。
[オイルガス脱硫装置]
オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ１、圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４、リッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、リッチガス水洗タンク６ｅ、溶媒再生塔５ｃを含み、
オイルガスの供給パイプラインは、気液分離タンクＩ１の入口に接続され、気液分離タンクＩ１のタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４に接続され、タンク底部は脱ブタン塔４に接続され、圧縮機Ｉの段間液相の採取パイプラインは脱ブタン塔４に接続され、
脱ブタン塔４の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部はリッチガス脱硫塔５に接続され、タンク底部は脱ブタン塔４に接続され、脱ブタン塔４の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
リッチガス脱硫塔５の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リーンアミン液の供給パイプライン上にはリーンアミン液冷却器５ｄが設けられ、リッチガス脱硫塔５の塔頂部はリッチガス脱チオール塔６に接続され、塔底部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、リッチアミン液の採取パイプラインは溶媒再生塔５ｃに接続され、溶媒再生塔５ｃの塔底部はリーンアミン液の供給パイプラインに接続され、塔頂部には酸性ガスの採取パイプラインが設けられ、
リッチガス脱チオール塔６の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、塔頂部はリッチガス水洗タンク６ｅに接続され、塔底部は下流の再生装置に接続され、
リッチガス水洗タンク６ｅのタンク頂部には軽質炭化水素の採取パイプラインが設けられ、タンク底部はリッチガス水洗循環ポンプ６ｂに接続されてから、それぞれ水洗水ヒータ６ｃ及び水洗排水パイプラインに接続され、水洗水ヒータ６ｃはリッチガス水洗タンク６ｅの上部に接続されている。
[オイルガス脱硫プロセス]
上記の装置を採用してオイルガスの脱硫を行う場合、そのプロセスフローは図２に示すように、
（１）上流装置からのオイルガスＳ－１は、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔４に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔４に送られ、圧縮機Ｉの段間液相は脱ブタン塔４に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔４に入り、脱ブタン塔４の塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入りリッチガス及び液相が分離され、リッチガスはさらに不純物除去され、液相は脱ブタン塔４に戻され、少なくとも一部の脱ブタン塔４の塔底部の液相は安定ガソリン製品Ｓ－１０として採取され、ここで、脱ブタン塔の塔頂部の操作温度は４５～６５℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は１５０～２００℃であり、還流タンクの温度は３５～５０℃である、脱ブタンと、
（３）脱ブタン塔４の塔頂部からのリッチガスは、順次に、リッチガス脱硫塔５内でリーンアミン液Ｓ－４（３０ｗｔ％ＭＤＥＡ水溶液）を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２を除去し、リッチガス脱チオール塔６内でアルカリ液Ｓ－６（１０ｗｔ％ＮａＯＨ水溶液）を吸収剤としてチオールを除去し、リッチガス水洗タンク６ｅ内で水洗水によりリッチガスの酸塩基性を平衡させ、不純物除去されたリッチガスはリッチガス水洗タンク６ｅのタンク頂部から採取され、ここで、リッチガス脱硫塔５の操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、リッチガス脱チオール塔６の操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は０．９～１．４ＭＰａＧであり、リッチガス水洗タンク６ｅの操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は０．９～１．４ＭＰａＧであり、リーンアミン液吸収剤はリッチガスの温度よりも３～８℃高く、水洗タンク内の水洗水の温度はリッチガスの温度よりも３～８℃高くなる、不純物除去とを含む。
上記の装置を採用してオイルガスの脱硫を行う場合、そのプロセスフローは図２に示すように、
（１）上流装置からのオイルガスＳ－１は、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔４に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔４に送られ、圧縮機Ｉの段間液相は脱ブタン塔４に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔４に入り、脱ブタン塔４の塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入りリッチガス及び液相が分離され、リッチガスはさらに不純物除去され、液相は脱ブタン塔４に戻され、少なくとも一部の脱ブタン塔４の塔底部の液相は安定ガソリン製品Ｓ－１０として採取され、ここで、脱ブタン塔の塔頂部の操作温度は４５～６５℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は１５０～２００℃であり、還流タンクの温度は３５～５０℃である、脱ブタンと、
（３）脱ブタン塔４の塔頂部からのリッチガスは、順次に、リッチガス脱硫塔５内でリーンアミン液Ｓ－４（３０ｗｔ％ＭＤＥＡ水溶液）を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２を除去し、リッチガス脱チオール塔６内でアルカリ液Ｓ－６（１０ｗｔ％ＮａＯＨ水溶液）を吸収剤としてチオールを除去し、リッチガス水洗タンク６ｅ内で水洗水によりリッチガスの酸塩基性を平衡させ、不純物除去されたリッチガスはリッチガス水洗タンク６ｅのタンク頂部から採取され、ここで、リッチガス脱硫塔５の操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、リッチガス脱チオール塔６の操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は０．９～１．４ＭＰａＧであり、リッチガス水洗タンク６ｅの操作温度は３５～５０℃であり、操作圧力は０．９～１．４ＭＰａＧであり、リーンアミン液吸収剤はリッチガスの温度よりも３～８℃高く、水洗タンク内の水洗水の温度はリッチガスの温度よりも３～８℃高くなる、不純物除去とを含む。
上記の方法により、リッチガスの不純物を除去し、不純物除去後の性質を表５に示す。
以上のことから、本発明では、脱硫、脱チオール及び水洗を行った後に、リッチガス中のＨ２Ｓの含有量が１５ｐｐｍｗとなり、チオールの含有量が２０ｐｐｍｗ以下となり、ＣＯ２の除去率が９６ｗｔ％に達することができ、硫黄及びチオールの除去率が向上すると共に、一つの塔内で硫化水素及び二酸化炭素の除去が完了し、プロセスフローが簡略化され、設備投資が節減される。
実施例３
実施例２で不純物を除去して得られたリッチガスについて軽質炭化水素の分離を行い、分離手段の装置は、冷却器Ｉ７、気液分離タンクＩＩ７ａ、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱プロパン塔１５、脱エタン塔１４、プロピレン精留塔１６及び吸収剤回収塔１７を含み、
軽質炭化水素の採取パイプラインは順次に冷却器Ｉ７、気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１に接続され、タンク底部は順次に冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１に接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔１２に接続され、タンク底部は脱メタン塔１３に接続され、
吸収塔１２の塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔４に接続され、吸収剤回収塔１７の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱ブタン塔４の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされ、
脱メタン塔１３の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、
脱プロパン塔１５の上部は脱エタン塔１４に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには不純物処理手段１８が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ３の採取パイプラインはプロピレン精留塔１６に接続され、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパンン製品の採取パイプラインが設けられている。
実施例２で不純物を除去して得られたリッチガスについて軽質炭化水素の分離を行い、分離手段の装置は、冷却器Ｉ７、気液分離タンクＩＩ７ａ、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱プロパン塔１５、脱エタン塔１４、プロピレン精留塔１６及び吸収剤回収塔１７を含み、
軽質炭化水素の採取パイプラインは順次に冷却器Ｉ７、気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１に接続され、タンク底部は順次に冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１に接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔１２に接続され、タンク底部は脱メタン塔１３に接続され、
吸収塔１２の塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔４に接続され、吸収剤回収塔１７の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱ブタン塔４の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされ、
脱メタン塔１３の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、
脱プロパン塔１５の上部は脱エタン塔１４に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには不純物処理手段１８が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ３の採取パイプラインはプロピレン精留塔１６に接続され、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパンン製品の採取パイプラインが設けられている。
分離フローは、図３に示すように、
不純物除去されたリッチガスＳ－９は、冷却器Ｉ７内で初歩的に冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部の気相は圧縮されてから冷却された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、タンク底部の液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られる、冷却、
初歩的に増圧冷却された気相及び増圧された液相は、冷却器ＩＩＩ１０内で更なる混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、後冷却、
冷却器ＩＩＩ１０からの混合ストリームが供給タンク１１内で混合、予備吸収及び気液平衡された後に、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔１３に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである、供給、
吸収塔１２内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部から気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔１２の塔頂部の気相は吸収剤回収塔１７に送られ、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩ１０に戻され、ここで、吸収塔１２の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧであり、吸収塔１２内の吸収剤は、システム内で自ら平衡化された混合Ｃ４成分に由来するものであり、システムの外部から導入する必要がない、吸収、
供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンを除去するとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分を除去し、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱メタン塔１３の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９５℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである、脱メタン、
脱メタン塔１３の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔１５の上部から採取された後に脱エタン塔１４に送られ、塔底部の成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は炭素四製品Ｓ－１６として採取され、ここで、脱プロパン塔の塔頂部の操作温度は１５～５０℃であり、塔底部の操作温度は８０～１２０℃であり、操作圧力は１．６～２．４ＭＰａＧである、脱プロパン、
脱プロパン塔１５の上部からの気相は、脱エタン塔１４内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は不純物処理された後に脱エタン塔１４の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取され、ここで、脱エタン塔１４の塔頂部の操作温度は５～２０℃であり、操作圧力は２．６～３．２ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は５５～８５℃である、脱エタン、
脱エタン塔１４の塔底部から採取された混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔１６に送られさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取され、ここで、プロピレン精留塔１６の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである、プロピレン精留、
吸収剤回収塔１７内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔１２の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－１１として採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔４に戻され、ここで、吸収剤回収塔１７の操作温度は１５～４０℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収剤回収を含む。
不純物除去されたリッチガスＳ－９は、冷却器Ｉ７内で初歩的に冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部の気相は圧縮されてから冷却された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、タンク底部の液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られる、冷却、
初歩的に増圧冷却された気相及び増圧された液相は、冷却器ＩＩＩ１０内で更なる混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、後冷却、
冷却器ＩＩＩ１０からの混合ストリームが供給タンク１１内で混合、予備吸収及び気液平衡された後に、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔１３に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである、供給、
吸収塔１２内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部から気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔１２の塔頂部の気相は吸収剤回収塔１７に送られ、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩ１０に戻され、ここで、吸収塔１２の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧであり、吸収塔１２内の吸収剤は、システム内で自ら平衡化された混合Ｃ４成分に由来するものであり、システムの外部から導入する必要がない、吸収、
供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンを除去するとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分を除去し、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱メタン塔１３の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９５℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである、脱メタン、
脱メタン塔１３の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔１５の上部から採取された後に脱エタン塔１４に送られ、塔底部の成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は炭素四製品Ｓ－１６として採取され、ここで、脱プロパン塔の塔頂部の操作温度は１５～５０℃であり、塔底部の操作温度は８０～１２０℃であり、操作圧力は１．６～２．４ＭＰａＧである、脱プロパン、
脱プロパン塔１５の上部からの気相は、脱エタン塔１４内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は不純物処理された後に脱エタン塔１４の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取され、ここで、脱エタン塔１４の塔頂部の操作温度は５～２０℃であり、操作圧力は２．６～３．２ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は５５～８５℃である、脱エタン、
脱エタン塔１４の塔底部から採取された混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔１６に送られさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取され、ここで、プロピレン精留塔１６の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである、プロピレン精留、
吸収剤回収塔１７内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔１２の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－１１として採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔４に戻され、ここで、吸収剤回収塔１７の操作温度は１５～４０℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収剤回収を含む。
上記の方法により、リッチガス中の軽質炭化水素を分離し、分離された各製品の組成及び性質を表６に、安定ガソリンの性質を表７に示す。
実施例４
実施例２で不純物を除去して得られたリッチガスについて軽質炭化水素の分離を行い、分離手段の装置は、冷却器Ｉ７、気液分離タンクＩＩ７ａ、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱プロパン塔１５、脱エタン塔１４、プロピレン精留塔１６及び吸収剤回収塔１７を含み、
軽質炭化水素の採取パイプラインは順次に冷却器Ｉ７、気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１に接続され、タンク底部は順次に冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１に接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔１２に接続され、タンク底部は脱メタン塔１３に接続され、
吸収塔１２の塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔４に接続され、吸収剤回収塔１７の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱ブタン塔４の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされ、
脱メタン塔１３の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、
脱プロパン塔１５の上部は順次に乾燥手段１９、脱エタン塔１４に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには不純物処理手段１８が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ３の採取パイプラインはプロピレン精留塔１６に接続され、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパンン製品の採取パイプラインが設けられている。
実施例２で不純物を除去して得られたリッチガスについて軽質炭化水素の分離を行い、分離手段の装置は、冷却器Ｉ７、気液分離タンクＩＩ７ａ、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱プロパン塔１５、脱エタン塔１４、プロピレン精留塔１６及び吸収剤回収塔１７を含み、
軽質炭化水素の採取パイプラインは順次に冷却器Ｉ７、気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１に接続され、タンク底部は順次に冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１に接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔１２に接続され、タンク底部は脱メタン塔１３に接続され、
吸収塔１２の塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔４に接続され、吸収剤回収塔１７の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱ブタン塔４の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされ、
脱メタン塔１３の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、
脱プロパン塔１５の上部は順次に乾燥手段１９、脱エタン塔１４に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには不純物処理手段１８が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ３の採取パイプラインはプロピレン精留塔１６に接続され、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパンン製品の採取パイプラインが設けられている。
分離フローは、図４に示すように、
不純物除去されたリッチガスＳ－９は、冷却器Ｉ７内で初歩的に冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部の気相は圧縮されてから冷却された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、タンク底部の液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られる、冷却、
初歩的に増圧冷却された気相及び増圧された液相は、冷却器ＩＩＩ１０内で更なる混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、後冷却、
冷却器ＩＩＩ１０からの混合ストリームが供給タンク１１内で混合、予備吸収及び気液平衡された後に、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔１３に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである、供給、
吸収塔１２内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部から気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔１２の塔頂部の気相は吸収剤回収塔１７に送られ、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩ１０に戻され、ここで、吸収塔１２の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧであり、吸収塔１２内の吸収剤は、システム内で自ら平衡化された混合Ｃ４成分に由来するものであり、システムの外部から導入する必要がない、吸収、
供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンを除去するとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分を除去し、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱メタン塔１３の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９５℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである、脱メタン、
脱メタン塔１３の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔１５の上部から採取され乾燥されたた後に脱エタン塔１４に送られ、塔底部の成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は炭素四製品Ｓ－１６として採取され、ここで、脱プロパン塔の塔頂部の操作温度は１５～５０℃であり、塔底部の操作温度は８０～１２０℃であり、操作圧力は１．６～２．４ＭＰａＧである、脱プロパン、
脱プロパン塔１５の上部からの気相は乾燥手段１９で脱水され、乾燥手段で脱水された後、その水露点が－４０℃未満となり、乾燥手段は脱水吸着剤として３Ａ／５Ａモレキュラーシーブを採用する、乾燥脱水、
乾燥手段１９を通過した後の気相は、脱エタン塔１４内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取され、ここで、脱エタン塔１４は精細な分離を採用し、脱エタン塔の塔頂部の操作温度は－２０～－５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は５５～８５℃であり、脱エタン塔の塔頂部の温度が低いため、－２５℃乃至－１５℃のプロピレン冷媒又はその他の冷媒を採用する必要があり、脱エタン塔の塔頂部の要求を満たすために、単独のプロピレン冷凍システムを設計したり、要求を満たすことができる他の冷熱を採用したりすることができる、脱エタン、
脱エタン塔１４の塔底部から採取された混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔１６に送られさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取され、ここで、プロピレン精留塔１６の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである、プロピレン精留、
吸収剤回収塔１７内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔１２の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－１１として採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔４に戻され、ここで、吸収剤回収塔の操作温度は１５～４０℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収剤回収を含む。
不純物除去されたリッチガスＳ－９は、冷却器Ｉ７内で初歩的に冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部の気相は圧縮されてから冷却された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、タンク底部の液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られる、冷却、
初歩的に増圧冷却された気相及び増圧された液相は、冷却器ＩＩＩ１０内で更なる混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、後冷却、
冷却器ＩＩＩ１０からの混合ストリームが供給タンク１１内で混合、予備吸収及び気液平衡された後に、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔１３に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである、供給、
吸収塔１２内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部から気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔１２の塔頂部の気相は吸収剤回収塔１７に送られ、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩ１０に戻され、ここで、吸収塔１２の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧであり、吸収塔１２内の吸収剤は、システム内で自ら平衡化された混合Ｃ４成分に由来するものであり、システムの外部から導入する必要がない、吸収、
供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンを除去するとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分を除去し、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱メタン塔１３の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９５℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである、脱メタン、
脱メタン塔１３の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔１５の上部から採取され乾燥されたた後に脱エタン塔１４に送られ、塔底部の成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は炭素四製品Ｓ－１６として採取され、ここで、脱プロパン塔の塔頂部の操作温度は１５～５０℃であり、塔底部の操作温度は８０～１２０℃であり、操作圧力は１．６～２．４ＭＰａＧである、脱プロパン、
脱プロパン塔１５の上部からの気相は乾燥手段１９で脱水され、乾燥手段で脱水された後、その水露点が－４０℃未満となり、乾燥手段は脱水吸着剤として３Ａ／５Ａモレキュラーシーブを採用する、乾燥脱水、
乾燥手段１９を通過した後の気相は、脱エタン塔１４内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取され、ここで、脱エタン塔１４は精細な分離を採用し、脱エタン塔の塔頂部の操作温度は－２０～－５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は５５～８５℃であり、脱エタン塔の塔頂部の温度が低いため、－２５℃乃至－１５℃のプロピレン冷媒又はその他の冷媒を採用する必要があり、脱エタン塔の塔頂部の要求を満たすために、単独のプロピレン冷凍システムを設計したり、要求を満たすことができる他の冷熱を採用したりすることができる、脱エタン、
脱エタン塔１４の塔底部から採取された混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔１６に送られさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取され、ここで、プロピレン精留塔１６の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである、プロピレン精留、
吸収剤回収塔１７内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔１２の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－１１として採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔４に戻され、ここで、吸収剤回収塔の操作温度は１５～４０℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収剤回収を含む。
上記の方法により、オイルガス中の軽質炭化水素を分離し、分離された各製品の組成及び性質を表８に、安定ガソリンの性質を表９に示す。
実施例３及び実施例４から明らかなように、本発明の処理方法により、Ｃ２、Ｃ３及びＣ４成分の効率的な回収を実現することができ、中でも、Ｃ２成分の総回収率が９８ｗｔ％以上に達し、Ｃ３成分の回収率が９９ｗｔ％以上に達し、かつ回収されたＣ２中のメタンの含有量が１ｖｏｌ％以下、回収された炭素三成分中のエタンの含有量が２０００ｐｐｍｖ以下であるとともに、回収された炭素三成分がさらにプロピレンとプロパンとに分離され、プロピレンとプロパンの回収率についても共に９９ｗｔ％以上に達することができ、プロピレン製品の純度が９９．６ｖ％を下回らず、再処理することなくポリマーグレードのプロピレンを得ることができる。回収されたドライガス中の不純物が少なく、Ｃ２及びＣ２以上の成分の含有量が２ｖｏｌ％以下であり、吸収後のドライガスの圧力が２．１～２．７ＭＰａであり、そのうちの水素ガスの純度が４０～７０ｍｏｌ％に達することができ、圧力スイング吸着の方法により水素ガス資源を直接回収することができる。採取された安定ガソリンのドライポイントは１９７℃であり、炭素四の含有量がわずか１．６３ｖｏｌ％であり、脱硫処理すればガソリン製品の品質の要求を満たすことができる。
同時に、脱プロパン塔の上方に乾燥手段を設置すると共に脱エタン塔では精細な処理をするという方式を採用すると、脱プロパン処理を先に行うことによって、分離された混合Ｃ２に約２０ｖ％の混合Ｃ３成分が含まれるという欠陥を克服でき、分離された炭素二には炭素三がほとんど含まれず、不純物が除去された後の脱エタン塔の塔頂部のストリームはそのまま下流のエチレン装置に送られ炭素二の回収又は直接利用することができる。
実施例５
[オイルガス高圧脱硫・分離の装置]
オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ１、圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、気液分離タンクＩＩ７ａ、リッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、液体炭化水素脱硫塔５ａ、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱エタン塔１４、不純物処理手段１８、脱プロパン塔１５、プロピレン精留塔１６及び吸収剤回収塔１７を含み、同時に脱水装置を含まず、
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩ１の入口に接続され、気液分離タンクＩ１のタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４に接続され、段間液相の採取パイプラインは脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔４に接続され、
脱ブタン塔４の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９及び気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、脱ブタン塔４の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが２本設けられ、
気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、冷却器ＩＩＩ１０に接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔５ａ、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ、冷却器ＩＩＩ１０に接続され、
リッチガス脱硫塔５の塔頂部はリッチガス脱チオール塔６に接続され、塔頂部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔６の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部には再生されるべきアルカリ液の採取パイプラインが設けられ、塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩ１０は供給タンク１１に接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔１２に接続され、タンク底部は脱メタン塔１３に接続され、
吸収塔１２には２～５個の中段還流が設けられ、その塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔４に接続され、吸収剤回収塔１７の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱ブタン塔４の安定ガソリンの採取パイプラインに接続され、
脱メタン塔１３の塔頂部には凝縮器が設けられておらず、塔底部にはリボイラーが設けられ、その塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱エタン塔１４に接続され、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには不純物処理手段１８が設けられ、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、
脱プロパン塔１５の塔頂部はプロピレン精留塔１６に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４製品の採取パイプラインは混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインに接続され、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられている。
[オイルガス高圧脱硫・分離の装置]
オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ１、圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、気液分離タンクＩＩ７ａ、リッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、液体炭化水素脱硫塔５ａ、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱エタン塔１４、不純物処理手段１８、脱プロパン塔１５、プロピレン精留塔１６及び吸収剤回収塔１７を含み、同時に脱水装置を含まず、
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩ１の入口に接続され、気液分離タンクＩ１のタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ２、圧縮機ＩＩ３、脱ブタン塔４に接続され、段間液相の採取パイプラインは脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔４に接続され、
脱ブタン塔４の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９及び気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、脱ブタン塔４の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが２本設けられ、
気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、冷却器ＩＩＩ１０に接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔５ａ、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ、冷却器ＩＩＩ１０に接続され、
リッチガス脱硫塔５の塔頂部はリッチガス脱チオール塔６に接続され、塔頂部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔６の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部には再生されるべきアルカリ液の採取パイプラインが設けられ、塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩ１０は供給タンク１１に接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔１２に接続され、タンク底部は脱メタン塔１３に接続され、
吸収塔１２には２～５個の中段還流が設けられ、その塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔４に接続され、吸収剤回収塔１７の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱ブタン塔４の安定ガソリンの採取パイプラインに接続され、
脱メタン塔１３の塔頂部には凝縮器が設けられておらず、塔底部にはリボイラーが設けられ、その塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱エタン塔１４に接続され、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには不純物処理手段１８が設けられ、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、
脱プロパン塔１５の塔頂部はプロピレン精留塔１６に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４製品の採取パイプラインは混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインに接続され、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられている。
上記の装置を採用して軽質炭化水素を分離する場合、その分離フローは、図５に示すように、
（１）上流装置からのオイルガスＳ－１は凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔４に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔４に送られ、圧縮機の段間液相は脱ブタン塔に送られる、第１気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔４に入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、脱ブタン塔４の少なくとも一部の塔底部液相は安定ガソリンＳ－１０として採取され、ここで、脱ブタン塔４の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、還流タンクの温度は４０～４５℃である、脱ブタンと、
（３）材料は気液分離タンクＩＩ７ａ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去され、ここで、還流タンクのタンク頂部の気相は２．５～３．０ＭＰａＧに圧縮され、３５～４５℃に冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、還流タンクのタンク底部の液相は２．８～３．３ＭＰａＧに増圧された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られる、第２気相分離と、
（４）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔５内でリーンアミン液Ｓ－４を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔６内でアルカリ液Ｓ－６を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、ここで、リッチガス脱硫塔５の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．５～３．０ＭＰａＧであり、リッチガス脱チオール塔６の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである（リッチガス脱チオール塔の塔頂部のリッチガスの性質は表１０を参照）、気相不純物除去と、
（５）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔５ａ内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、ここで、液体炭化水素脱硫塔５ａの操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は３．０～３．５ＭＰａＧである（液体炭化水素脱チオール反応器の出口の液体炭化水素の性質は表１０を参照）、液相不純物除去と、
（６）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ１０内で初歩的な混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、冷却と、
（７）冷却器ＩＩＩ１０からの混合ストリームは供給タンク１１内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は分離手段に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである、供給と、
（８）吸収塔１２内で、脱ブタン塔４の塔底部からの混合Ｃ４を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は吸収剤回収塔１７に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩ１０に戻され、ここで、吸収塔の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである、吸収と、
（９）供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、液相は脱エタン塔１４に送られ、ここで、脱メタン塔１３の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである、脱メタン、
脱メタン塔１３の塔底部からの液相は脱エタン塔１４内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は不純物処理された後に脱エタン塔１４の塔頂部から混合炭素二製品Ｓ－１２として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱エタン塔１４の塔頂部の操作温度は５～１５℃であり、操作圧力は２．２～３．０ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は５０～１１０℃である、脱エタン、
脱エタン塔１４の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔１５の塔頂部から採取されプロピレン精留塔１６に送られさらに精留され、塔底部成分の少なくとも一部は炭素四吸収剤Ｓ－１５ａとして吸収塔１２に送られ、残りの部分は炭素四製品Ｓ－１６として採取され、ここで、脱プロパン塔１５の塔頂部の操作温度は４３～５０℃であり、塔底部の操作温度は１００～１２０℃であり、操作圧力は１．６～２．０ＭＰａＧである、脱プロパン、
脱プロパン塔１５の塔頂部からの気相はプロピレン精留塔１６内でさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相はプロピレン製品Ｓ－１３として採取され、塔底部の液相はプロパン製品Ｓ－１４として採取され、ここで、プロピレン精留塔１６の操作温度は４５～６５℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである、プロピレン精留、を含む、分離と、
（１０）吸収剤回収塔１７内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔１２の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－８として採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔４に戻され、ここで、吸収剤回収塔１７の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．３～２．８ＭＰａＧである、吸収剤回収と、を含む。
（１）上流装置からのオイルガスＳ－１は凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔４に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔４に送られ、圧縮機の段間液相は脱ブタン塔に送られる、第１気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔４に入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、脱ブタン塔４の少なくとも一部の塔底部液相は安定ガソリンＳ－１０として採取され、ここで、脱ブタン塔４の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１．０～１．５ＭＰａＧであり、還流タンクの温度は４０～４５℃である、脱ブタンと、
（３）材料は気液分離タンクＩＩ７ａ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去され、ここで、還流タンクのタンク頂部の気相は２．５～３．０ＭＰａＧに圧縮され、３５～４５℃に冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、還流タンクのタンク底部の液相は２．８～３．３ＭＰａＧに増圧された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られる、第２気相分離と、
（４）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔５内でリーンアミン液Ｓ－４を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔６内でアルカリ液Ｓ－６を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、ここで、リッチガス脱硫塔５の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．５～３．０ＭＰａＧであり、リッチガス脱チオール塔６の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである（リッチガス脱チオール塔の塔頂部のリッチガスの性質は表１０を参照）、気相不純物除去と、
（５）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔５ａ内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、ここで、液体炭化水素脱硫塔５ａの操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は３．０～３．５ＭＰａＧである（液体炭化水素脱チオール反応器の出口の液体炭化水素の性質は表１０を参照）、液相不純物除去と、
（６）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ１０内で初歩的な混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、冷却と、
（７）冷却器ＩＩＩ１０からの混合ストリームは供給タンク１１内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は分離手段に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである、供給と、
（８）吸収塔１２内で、脱ブタン塔４の塔底部からの混合Ｃ４を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は吸収剤回収塔１７に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩ１０に戻され、ここで、吸収塔の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである、吸収と、
（９）供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩ１０に送られ、液相は脱エタン塔１４に送られ、ここで、脱メタン塔１３の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９５℃であり、操作圧力は２．４～２．９ＭＰａＧである、脱メタン、
脱メタン塔１３の塔底部からの液相は脱エタン塔１４内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は不純物処理された後に脱エタン塔１４の塔頂部から混合炭素二製品Ｓ－１２として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱エタン塔１４の塔頂部の操作温度は５～１５℃であり、操作圧力は２．２～３．０ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は５０～１１０℃である、脱エタン、
脱エタン塔１４の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔１５の塔頂部から採取されプロピレン精留塔１６に送られさらに精留され、塔底部成分の少なくとも一部は炭素四吸収剤Ｓ－１５ａとして吸収塔１２に送られ、残りの部分は炭素四製品Ｓ－１６として採取され、ここで、脱プロパン塔１５の塔頂部の操作温度は４３～５０℃であり、塔底部の操作温度は１００～１２０℃であり、操作圧力は１．６～２．０ＭＰａＧである、脱プロパン、
脱プロパン塔１５の塔頂部からの気相はプロピレン精留塔１６内でさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相はプロピレン製品Ｓ－１３として採取され、塔底部の液相はプロパン製品Ｓ－１４として採取され、ここで、プロピレン精留塔１６の操作温度は４５～６５℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである、プロピレン精留、を含む、分離と、
（１０）吸収剤回収塔１７内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔１２の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－８として採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔４に戻され、ここで、吸収剤回収塔１７の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．３～２．８ＭＰａＧである、吸収剤回収と、を含む。
上記の方法により、オイルガス中の軽質炭化水素を分離し、分離された各製品の組成及び性質を表１１に、採取された安定ガソリン製品の性質を表１２に示す。
実施例６
図６に示すプロセスフロー図を利用して、オイルガス高圧脱硫・分離を行う。
図６に示すプロセスフロー図を利用して、オイルガス高圧脱硫・分離を行う。
ここで、本実施例と実施例５との相違点は、本実施例の工程（９）において方式２で分離することにあり、すなわち、順次に脱メタン、脱プロパン、脱エタン及びプロピレン精留を行い、分離された各製品の組成及び性質を表１３に、採取された安定ガソリン製品の性質を表１４に示す。
実施例７
図７に示すプロセスフロー図を利用して、オイルガス高圧脱硫・分離を行う。
図７に示すプロセスフロー図を利用して、オイルガス高圧脱硫・分離を行う。
ここで、本実施例と実施例６との相違点は、脱プロパンにおいて、分離されたＣ２及びＣ３成分は、脱プロパン塔の上部からストリームが採取され乾燥脱水された後に（露点が－４０℃未満）脱エタン塔に送られ、脱エタン塔の供給ストリームが乾燥脱水されたため、脱エタン塔では精密な分離を採用することになり、塔頂部から分かれた混合炭素二製品は、そのプロピレン及びそれより重質な成分の含有量が１ｖｏｌ％以下であり、塔頂部の温度操作温度が－２０℃乃至－５℃であり、操作圧力が２．２～２．８ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度が５５～８０℃であることにある。脱エタン塔の塔頂部の温度が低いため、－２５℃乃至－１５℃のプロピレン冷媒又はその他の冷媒を採用する必要があり、脱エタン塔の塔頂部の要求を満たすために、単独のプロピレン冷凍システムを設計したり、要求を満たすことができる他の冷熱を採用したりすることができる。
分離された各製品の組成及び性質を表１５に、採取された安定ガソリン製品の性質を表１６に示す。
上記の表のデータから明らかなように、本発明はフローが簡単であり、操作条件が緩和され、エネルギー消費が少なく、少ない設備でオイルガス中の軽質炭化水素の分離及び回収を実現することができ、中でも、炭素二成分の総回収率が９８ｗｔ％以上に達し、炭素三成分の回収率が９９ｗｔ％以上に達し、かつ回収された炭素二中のメタンの含有量が１ｖｏｌ％以下、回収された炭素三成分中のエタンの含有量が２０００ｐｐｍｖ以下であるとともに、回収された炭素三成分がさらにプロピレンとプロパンに分離され、プロピレンとプロパンの回収率についても共に９９ｗｔ％以上に達することができ、回収されたドライガス中の不純物が少なく、Ｃ２及びＣ２以上の成分の含有量が２ｖｏｌ％以下であり、水素ガスの純度が４０ｍｏｌ％以上となっていることがわかる。採取された安定ガソリンのドライポイントは１９７．７℃であり、炭素四の含有量はわずか１．６３ｖｏｌ％であり、簡単な脱硫処理をすればガソリン製品の品質要求を満たすことができる。
上記の実施例５～７の気相、液相は脱硫、脱チオールのプロセス条件がそれぞれ同様であるため、その不純物除去能力も同様となり、具体的には表１７を参照する。
上記の表１７から明らかなように、本発明の脱硫、脱チオールプロセスによれば、気相は、高圧脱硫された後、軽質炭化水素中のＨ２Ｓ含有量が１０ｐｐｍｗであり、チオールの含有量が２０ｐｐｍｗ以下であり、ＣＯ２除去率が９９．２ｗｔ％に達することができ、液相軽質炭化水素中のＨ２Ｓの含有量が１０ｐｐｍｗであり、チオールの含有量が２０ｐｐｍｗ以下であり、ＣＯ２除去率が９５．２ｗｔ％に達することができる。
実施例８
オイルガス回収装置は、
オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ１ 、圧縮機Ｉ２、軽質重質ガソリン分離塔４ａ、圧縮機ＩＩ３、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂ、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、気液分離タンクＩＩ７ａ、リッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、液体炭化水素脱硫塔５ａ、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱エタン塔１４、脱プロパン塔１５、プロピレン精留塔１６及び吸収剤回収塔１７を含み、
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩ１の入口に接続され、気液分離タンクＩ１のタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ２、軽質重質ガソリン分離塔４ａに接続され、タンク底部は軽質重質ガソリン分離塔４ｂに接続され、
軽質重質ガソリン分離塔４ａの塔頂部には還流タンクＩが設けられ、還流タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩ３、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに接続され、軽質重質ガソリン分離塔４ａの塔底部には重質ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂの塔頂部には還流タンクＩＩが設けられ、還流タンクＩＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、
気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、冷却器ＩＩＩ１０に接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔５ａ、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ、冷却器ＩＩＩ１０に接続され、
リッチガス脱硫塔５の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔６の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩ１０は供給タンク１１に接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は脱メタン塔１５に接続され、
吸収塔１２の塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
脱メタン塔１５の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱エタン塔１４に接続され、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには不純物処理手段が設けられ、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、脱エタン塔１４の上部にはプロパン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
脱プロパン塔１５の上部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ３の採取パイプラインはプロピレン精留塔１６に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、プロパン製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本はプロパン吸収剤の供給パイプラインとされ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は軽質重質ガソリン分離塔４ａに接続され、吸収剤回収塔１７の上部には重質ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、軽質重質ガソリン分離塔４ａの重質ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は重質ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされる。
オイルガス回収装置は、
オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ１ 、圧縮機Ｉ２、軽質重質ガソリン分離塔４ａ、圧縮機ＩＩ３、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂ、圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、気液分離タンクＩＩ７ａ、リッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、液体炭化水素脱硫塔５ａ、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ、冷却器ＩＩＩ１０、供給タンク１１、吸収塔１２、脱メタン塔１３、脱エタン塔１４、脱プロパン塔１５、プロピレン精留塔１６及び吸収剤回収塔１７を含み、
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩ１の入口に接続され、気液分離タンクＩ１のタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ２、軽質重質ガソリン分離塔４ａに接続され、タンク底部は軽質重質ガソリン分離塔４ｂに接続され、
軽質重質ガソリン分離塔４ａの塔頂部には還流タンクＩが設けられ、還流タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩ３、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに接続され、軽質重質ガソリン分離塔４ａの塔底部には重質ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂの塔頂部には還流タンクＩＩが設けられ、還流タンクＩＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ８、冷却器ＩＩ９、気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩ７ａに接続され、
気液分離タンクＩＩ７ａのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔５、リッチガス脱チオール塔６、冷却器ＩＩＩ１０に接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔５ａ、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ、冷却器ＩＩＩ１０に接続され、
リッチガス脱硫塔５の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔６の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩ１０は供給タンク１１に接続され、
供給タンク１１のタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は脱メタン塔１５に接続され、
吸収塔１２の塔頂部は吸収剤回収塔１７に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、吸収塔１２の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
脱メタン塔１５の塔頂部は冷却器ＩＩＩ１０に接続され、塔底部は脱エタン塔１４に接続され、
脱エタン塔１４の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには不純物処理手段が設けられ、塔底部は脱プロパン塔１５に接続され、脱エタン塔１４の上部にはプロパン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
脱プロパン塔１５の上部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ３の採取パイプラインはプロピレン精留塔１６に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
プロピレン精留塔１６の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、プロパン製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本はプロパン吸収剤の供給パイプラインとされ、
吸収剤回収塔１７の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は軽質重質ガソリン分離塔４ａに接続され、吸収剤回収塔１７の上部には重質ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、軽質重質ガソリン分離塔４ａの重質ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は重質ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされる。
上記の装置を採用してオイルガスを回収する場合、その回収フローは、図８に示すように、
（１）上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され軽質重質ガソリン分離塔４ａに送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に軽質重質ガソリン分離塔４ａに送られる、第１気液分離と、
（２）気液分離タンクＩ１から材料は軽質重質ガソリン分離塔４ａに入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに送られ、軽質重質ガソリン分離塔４ａの少なくとも一部の塔底部液相は重質ガソリン製品Ｓ－１０ｂとして採取され、ここで、軽質重質ガソリン分離塔４ａの塔頂部の操作温度は６０～８５℃であり、塔底部の操作温度は１４０～１９０℃であり、操作圧力は０．２５～０．５ＭＰａＧであり、重質ガソリンの初留点は６０～８５℃である、軽質重質ガソリン分離と、
（３）軽質重質ガソリン分離塔４ａの塔頂部還流タンクからのストリームは軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに入り、塔頂部から留出された気相は塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、塔底部の液相は軽質ガソリン製品Ｓ－１０ａとして採取され、ここで、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂの操作温度は５５～８０℃であり、操作圧力は１．０～１．３５ＭＰａＧであり、軽質ガソリンのドライポイントは６５～９０℃である、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離と、
（４）材料は気液分離タンクＩＩ７ａ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去され、ここで、気液分離タンクＩＩ７ａの操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである、第２気相分離と、
（５）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔５内でリーンアミン液Ｓ－４を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔６内でアルカリ液Ｓ－６を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器に送られ、ここで、リッチガス脱硫塔５の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧであり、リッチガス脱チオール塔６の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである、気相不純物除去と、
（６）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔５ａ内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、ここで、液体炭化水素脱硫塔５ａの操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は３．０～３．５ＭＰａＧである、液相不純物除去と、
（７）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ１０内で混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、冷却と、
（８）冷却器からの混合ストリームは供給タンク１１内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔１３に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである、供給と、
（９）吸収塔１２内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部から気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔１２の塔頂部の気相は吸収剤回収塔１７に送られ、塔底部の液相は冷却器に戻され、ここで、吸収塔１２の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収と、
（１０）供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱エタン塔１４に送られ、ここで、脱メタン塔１３の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９０℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである、脱メタン、
脱メタン塔１３の塔底部からの液相は脱エタン塔１４内でプロパン製品Ｓ－１４を吸収剤としてＣ２成分が分離され、分離された塔頂部の混合Ｃ２成分は不純物処理された後に混合Ｃ２製品Ｓ－１２として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱エタン塔の塔頂部の操作温度は１５～３０℃であり、操作圧力は２．６～３．２ＭＰａＧである、脱エタン、
脱エタン塔１４の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内でさらに分離され、分離されたＣ３成分はプロピレン精留塔１６に送られ、塔底部成分の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品Ｓ－１６として採取され、ここで、脱プロパン塔１５の塔頂部の操作温度は４２～５０℃であり、塔底部の操作温度は９５～１２０℃であり、操作圧力は１．６～２．０ＭＰａＧである、脱プロパン、
脱プロパン塔１５の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔１６内でさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品Ｓ－１３として採取され、塔底部の液相の少なくとも一部はプロパン製品Ｓ－１４として採取され、残りの部分は加熱された後にプロパン吸収剤Ｓ－１４ａとして脱エタン塔１４に送られ、ここで、プロピレン精留塔１６の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである、プロピレン精留、を含む、分離と、
（１１）吸収剤回収塔１７内で、一部の工程（２）で採取された重質ガソリン製品Ｓ－１０ｂを吸収剤として、吸収塔１２の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－１１として採取され、塔底部の液相は軽質重質ガソリン分離塔４ａに戻され、ここで、吸収剤回収塔の操作温度は１５～４０℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収剤回収と、を含む。
（１）上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され軽質重質ガソリン分離塔４ａに送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に軽質重質ガソリン分離塔４ａに送られる、第１気液分離と、
（２）気液分離タンクＩ１から材料は軽質重質ガソリン分離塔４ａに入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに送られ、軽質重質ガソリン分離塔４ａの少なくとも一部の塔底部液相は重質ガソリン製品Ｓ－１０ｂとして採取され、ここで、軽質重質ガソリン分離塔４ａの塔頂部の操作温度は６０～８５℃であり、塔底部の操作温度は１４０～１９０℃であり、操作圧力は０．２５～０．５ＭＰａＧであり、重質ガソリンの初留点は６０～８５℃である、軽質重質ガソリン分離と、
（３）軽質重質ガソリン分離塔４ａの塔頂部還流タンクからのストリームは軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂに入り、塔頂部から留出された気相は塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩ７ａに送られ、塔底部の液相は軽質ガソリン製品Ｓ－１０ａとして採取され、ここで、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔４ｂの操作温度は５５～８０℃であり、操作圧力は１．０～１．３５ＭＰａＧであり、軽質ガソリンのドライポイントは６５～９０℃である、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離と、
（４）材料は気液分離タンクＩＩ７ａ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去され、ここで、気液分離タンクＩＩ７ａの操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである、第２気相分離と、
（５）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔５内でリーンアミン液Ｓ－４を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔６内でアルカリ液Ｓ－６を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器に送られ、ここで、リッチガス脱硫塔５の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧであり、リッチガス脱チオール塔６の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである、気相不純物除去と、
（６）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔５ａ内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩ１０に送られ、ここで、液体炭化水素脱硫塔５ａの操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は３．０～３．５ＭＰａＧである、液相不純物除去と、
（７）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ１０内で混合及び冷却された後に供給タンク１１に送られる、冷却と、
（８）冷却器からの混合ストリームは供給タンク１１内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔１２に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔１３に送られ、ここで、供給タンク１１の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．２～２．８ＭＰａＧである、供給と、
（９）吸収塔１２内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンク１１のタンク頂部から気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔１２の塔頂部の気相は吸収剤回収塔１７に送られ、塔底部の液相は冷却器に戻され、ここで、吸収塔１２の操作温度は５～２５℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収と、
（１０）供給タンク１１のタンク底部からの液相は脱メタン塔１３内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔１３の塔頂部の気相は冷却器に送られ、塔底部の液相は脱エタン塔１４に送られ、ここで、脱メタン塔１３の塔頂部の操作温度は１０～４０℃であり、塔底部の操作温度は７０～９０℃であり、操作圧力は２．３～２．９ＭＰａＧである、脱メタン、
脱メタン塔１３の塔底部からの液相は脱エタン塔１４内でプロパン製品Ｓ－１４を吸収剤としてＣ２成分が分離され、分離された塔頂部の混合Ｃ２成分は不純物処理された後に混合Ｃ２製品Ｓ－１２として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔１５に送られ、ここで、脱エタン塔の塔頂部の操作温度は１５～３０℃であり、操作圧力は２．６～３．２ＭＰａＧである、脱エタン、
脱エタン塔１４の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔１５内でさらに分離され、分離されたＣ３成分はプロピレン精留塔１６に送られ、塔底部成分の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品Ｓ－１６として採取され、ここで、脱プロパン塔１５の塔頂部の操作温度は４２～５０℃であり、塔底部の操作温度は９５～１２０℃であり、操作圧力は１．６～２．０ＭＰａＧである、脱プロパン、
脱プロパン塔１５の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔１６内でさらに精留され、プロピレン精留塔１６の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品Ｓ－１３として採取され、塔底部の液相の少なくとも一部はプロパン製品Ｓ－１４として採取され、残りの部分は加熱された後にプロパン吸収剤Ｓ－１４ａとして脱エタン塔１４に送られ、ここで、プロピレン精留塔１６の操作温度は４５～６０℃であり、操作圧力は１．８～２．０ＭＰａＧである、プロピレン精留、を含む、分離と、
（１１）吸収剤回収塔１７内で、一部の工程（２）で採取された重質ガソリン製品Ｓ－１０ｂを吸収剤として、吸収塔１２の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔１７の塔頂部の気相はドライガスＳ－１１として採取され、塔底部の液相は軽質重質ガソリン分離塔４ａに戻され、ここで、吸収剤回収塔の操作温度は１５～４０℃であり、操作圧力は２．１～２．７ＭＰａＧである、吸収剤回収と、を含む。
プロピレン精留塔の塔底部から採取され脱エタン塔１４に戻されたプロパン吸収剤Ｓ－１４ａは６５００ｋｇ／ｈであり、回収された各製品の組成及び流量は表１８、表１９に示す。
実施例９
図９に示すようなプロセスフローを採用してオイルガスを回収する場合、実施例８との相違点は、本実施例では、脱エタン塔１４内でプロピレン精留塔１６の塔底部から採取された一部の循環プロパンＳ－１４ａを採用して吸収剤として脱エタン塔１４に戻してＣ２成分を分離することによって、脱エタン塔の塔頂部の混合炭素二製品中のプロピレン含有量を大幅に低減することにある。
図９に示すようなプロセスフローを採用してオイルガスを回収する場合、実施例８との相違点は、本実施例では、脱エタン塔１４内でプロピレン精留塔１６の塔底部から採取された一部の循環プロパンＳ－１４ａを採用して吸収剤として脱エタン塔１４に戻してＣ２成分を分離することによって、脱エタン塔の塔頂部の混合炭素二製品中のプロピレン含有量を大幅に低減することにある。
ここで、プロピレン精留塔１６の塔底部から採取され脱エタン塔１４に戻される循環プロパンＳ－１４ａは５０００ｋｇ／ｈであり、回収された各製品の組成、流量及び性質は表２０、表２１に示す。
実施例１０
図１０に示すようなプロセスフローを採用してオイルガスを回収する場合、実施例９との相違点は、本実施例では、順次に、脱メタン、脱プロパン、脱エタンの順に軽質炭化水素の分離を行い、ここで、脱エタン塔１４の頂部は、プロピレン精留塔１６の塔底部から採取された一部のプロパンを採用して吸収剤Ｓ－１５ｂとしてＣ２成分を分離することによって、脱エタン塔の塔頂部の混合炭素二製品中のプロピレン含有量を大幅に低減することにある。
図１０に示すようなプロセスフローを採用してオイルガスを回収する場合、実施例９との相違点は、本実施例では、順次に、脱メタン、脱プロパン、脱エタンの順に軽質炭化水素の分離を行い、ここで、脱エタン塔１４の頂部は、プロピレン精留塔１６の塔底部から採取された一部のプロパンを採用して吸収剤Ｓ－１５ｂとしてＣ２成分を分離することによって、脱エタン塔の塔頂部の混合炭素二製品中のプロピレン含有量を大幅に低減することにある。
ここで、プロピレン精留塔１６の塔底部から採取され脱エタン塔１４に戻されるプロパン吸収剤Ｓ－１５ｂは６５００ｋｇ／ｈであり、回収された各製品の組成、流量及び性質は表２２、表２３に示す。
上記の表のデータから明らかなように、本発明はフローが簡単であり、操作条件が緩和され、エネルギー消費が少なく、少ない設備でオイルガス中の軽質重質ガソリン、軽質炭化水素の分離及び回収を実現することができ、特に、浅冷条件下で炭素二及びプロピレン等の成分の効率的な回収を実現することができ、且つ回収された炭素二製品にはプロピレンがほとんど含まれず、且つ炭素二と各成分の間では二次分離が存在せず、同時に、炭素二の総回収率が９８ｗｔ％以上に達し、プロピレン成分の回収率が９９ｗｔ％以上に達し、かつ回収された炭素二中のメタンの含有量が１ｖｏｌ％以下、回収された炭素三成分中のエタンの含有量が２００ｐｐｍｖ以下であることを保証することができ、回収されたドライガス中の不純物が少なく、Ｃ２及びＣ２以上の成分の含有量が２ｖｏｌ％以下であり、水素ガスの純度が４０ｍｏｌ％以上となっていることがわかる。
比較例１
本発明が不純物除去処理の前にガソリン成分を分離することによる不純物除去への影響を説明するために、特にこの比較例を実施例５と比較した。比較例１と実施例５の主な相違点は、比較例１が先に気相と液相を単独で不純物を除去してからガソリンを分離することにある。
本発明が不純物除去処理の前にガソリン成分を分離することによる不純物除去への影響を説明するために、特にこの比較例を実施例５と比較した。比較例１と実施例５の主な相違点は、比較例１が先に気相と液相を単独で不純物を除去してからガソリンを分離することにある。
比較例１のプロセスフローは図１１に示すように、
（１）上流装置からのオイルガスＳ－１は、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され冷却器に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に冷却器に送られ、圧縮機Ｉの段間液相は冷却器に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの１本の気相及び２本の液相は気液分離タンクＩＩ７ａに入り、タンク頂部から分かれた気相は下流の気相不純物除去設備に入り、タンク底部から分かれた液相は増圧された後に下流の液相不純物除去設備に入る、冷却及び気液分離と、
（３）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔５内でリーンアミン液Ｓ－４を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔６内でアルカリ液Ｓ－６を吸収剤としてチオールが除去された後にリッチガス水洗タンク６ｅに入り、水洗された後に脱ブタン塔４に送られ、ここで、リッチガス脱硫塔５の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は１．０～１．３ＭＰａＧであり、リッチガス脱チオール塔６の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は０．９～１．２ＭＰａＧである、気相不純物除去と、
（４）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔５ａ内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ内でチオールが除去された後に脱ブタン塔４に送られ、ここで、液体炭化水素脱硫塔５ａの操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は１．５～２．０ＭＰａＧである、液相不純物除去と、
（５）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔４に入り、脱ブタン塔４の塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入りリッチガス及び液相炭化水素が分離され、少なくとも一部の脱ブタン塔４の塔底部の液相は安定ガソリン製品Ｓ－１０として採取され、ここで、脱ブタン塔の塔頂部の操作温度は４５～６５℃であり、操作圧力は０．９～１．２ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は１５０～２００℃であり、還流タンクの温度は３５～５０℃である、脱ブタンと、を含む。
（１）上流装置からのオイルガスＳ－１は、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩ１に送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され冷却器に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に冷却器に送られ、圧縮機Ｉの段間液相は冷却器に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの１本の気相及び２本の液相は気液分離タンクＩＩ７ａに入り、タンク頂部から分かれた気相は下流の気相不純物除去設備に入り、タンク底部から分かれた液相は増圧された後に下流の液相不純物除去設備に入る、冷却及び気液分離と、
（３）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔５内でリーンアミン液Ｓ－４を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔６内でアルカリ液Ｓ－６を吸収剤としてチオールが除去された後にリッチガス水洗タンク６ｅに入り、水洗された後に脱ブタン塔４に送られ、ここで、リッチガス脱硫塔５の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は１．０～１．３ＭＰａＧであり、リッチガス脱チオール塔６の操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は０．９～１．２ＭＰａＧである、気相不純物除去と、
（４）気液分離タンクＩＩ７ａで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔５ａ内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器６ａ内でチオールが除去された後に脱ブタン塔４に送られ、ここで、液体炭化水素脱硫塔５ａの操作温度は３５～４５℃であり、操作圧力は１．５～２．０ＭＰａＧである、液相不純物除去と、
（５）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔４に入り、脱ブタン塔４の塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入りリッチガス及び液相炭化水素が分離され、少なくとも一部の脱ブタン塔４の塔底部の液相は安定ガソリン製品Ｓ－１０として採取され、ここで、脱ブタン塔の塔頂部の操作温度は４５～６５℃であり、操作圧力は０．９～１．２ＭＰａＧであり、塔底部の操作温度は１５０～２００℃であり、還流タンクの温度は３５～５０℃である、脱ブタンと、を含む。
上記の方法により、リッチガスの不純物を除去し、不純物が除去された後の性質を表２４に示す。
上記の表から明らかなように、比較例１のリッチガス及び液体炭化水素の脱硫効果は、いずれも実施例２より劣り、且つリッチガス及び液状炭化水素にはガソリン成分が多量に含まれていることにより、１.ガソリン成分がリッチガス及び液状炭化水素に分布し、リッチガス及び液状炭化水素中のチオール含有量が高くなる点、２.ガソリン中のチオール分子が大きいことにより、大分子のチオールが除去しにくく、リッチガス及び液状炭化水素の脱チオール効果に影響を及ぼす点、３.液体炭化水素にガソリンがあることにより、液体炭化水素の脱硫時にアミン液と液体炭化水素とが成層化し、脱硫効果に影響を及ぼす可能性がある点で悪影響があることがわかった。
なお、上述した実施例は、本発明を説明するためのものに過ぎず、本発明を限定するものではない。典型的な実施例を参照して本発明を説明したが、これらに使用される用語は限定的なものではなく、説明的及び解釈的であることが理解されるべきである。本発明は、ルールに従って特許請求の範囲に記載された範囲内で本発明を変更することが可能であり、本発明の趣旨を逸脱しない範囲で本発明を改訂することが可能である。なお、本発明は特定の方法、材料及び実施例に関するものであるが、本発明はその開示の特定の例に限定されるものではなく、逆に、他の全ての同一の機能を有する方法及び応用に本発明を適用することができる。
１・・・気液分離タンクＩ
２・・・圧縮機Ｉ
３・・・圧縮機ＩＩ
４・・・脱ブタン塔
４ａ・・・軽質重質ガソリン分離塔
４ｂ・・・軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔
５・・・リッチガス脱硫塔
５ａ・・・液体炭化水素脱硫塔
５ｂ・・・リーンアミン液循環ポンプ
５ｃ・・・溶媒再生塔
５ｄ・・・リーンアミン液冷却器
６・・・リッチガス脱チオール塔
６ａ・・・液体炭化水素脱チオール反応器
６ｂ・・・リッチガス水洗循環ポンプ
６ｃ・・・水洗水ヒータ
６ｄ・・・アルカリ液冷却器
６ｅ・・・リッチガス水洗タンク
７・・・冷却器Ｉ
７ａ・・・気液分離タンクＩＩ
８・・・圧縮機ＩＩＩ
９・・・冷却器ＩＩ
１０・・・冷却器ＩＩＩ
１１・・・供給タンク
１２・・・吸収塔
１３・・・脱メタン塔
１４・・・脱エタン塔
１５・・・脱プロパン塔
１６・・・プロピレン精留塔
１７・・・吸収剤回収塔
１８・・・不純物処理手段
１９・・・乾燥手段
２０・・・冷却器ＩＶ
Ｓ－１・・・上流装置からのオイルガス
Ｓ－２・・・粗ガソリン
Ｓ－３・・・リッチアミン液
Ｓ－４・・・リーンアミン液
Ｓ－５・・・再生すべきアルカリ液
Ｓ－６・・・アルカリ液
Ｓ－７・・・水洗水排水
Ｓ－８・・・アルカリ性ガス
Ｓ－９・・・不純物除去されたリッチガス
Ｓ－９ａ・・・不純物除去された液状炭化水素
Ｓ－１０・・・安定ガソリン製品
Ｓ－１０ａ・・・軽質ガソリン製品
Ｓ－１０ｂ・・・重質ガソリン製品
Ｓ－１１・・・ドライガス
Ｓ－１２・・・混合Ｃ２製品
Ｓ－１３・・・プロピレン製品
Ｓ－１４・・・プロパン製品
Ｓ－１４ａ・・・循環プロパン
Ｓ－１５・・・安定ガソリン吸収剤
Ｓ－１５ａ・・・炭素四吸収剤
Ｓ－１５ｂ・・・循環炭素四
Ｓ－１６・・・混合炭素四製品
Ｓ－１７・・・リッチ吸収ガソリン
２・・・圧縮機Ｉ
３・・・圧縮機ＩＩ
４・・・脱ブタン塔
４ａ・・・軽質重質ガソリン分離塔
４ｂ・・・軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔
５・・・リッチガス脱硫塔
５ａ・・・液体炭化水素脱硫塔
５ｂ・・・リーンアミン液循環ポンプ
５ｃ・・・溶媒再生塔
５ｄ・・・リーンアミン液冷却器
６・・・リッチガス脱チオール塔
６ａ・・・液体炭化水素脱チオール反応器
６ｂ・・・リッチガス水洗循環ポンプ
６ｃ・・・水洗水ヒータ
６ｄ・・・アルカリ液冷却器
６ｅ・・・リッチガス水洗タンク
７・・・冷却器Ｉ
７ａ・・・気液分離タンクＩＩ
８・・・圧縮機ＩＩＩ
９・・・冷却器ＩＩ
１０・・・冷却器ＩＩＩ
１１・・・供給タンク
１２・・・吸収塔
１３・・・脱メタン塔
１４・・・脱エタン塔
１５・・・脱プロパン塔
１６・・・プロピレン精留塔
１７・・・吸収剤回収塔
１８・・・不純物処理手段
１９・・・乾燥手段
２０・・・冷却器ＩＶ
Ｓ－１・・・上流装置からのオイルガス
Ｓ－２・・・粗ガソリン
Ｓ－３・・・リッチアミン液
Ｓ－４・・・リーンアミン液
Ｓ－５・・・再生すべきアルカリ液
Ｓ－６・・・アルカリ液
Ｓ－７・・・水洗水排水
Ｓ－８・・・アルカリ性ガス
Ｓ－９・・・不純物除去されたリッチガス
Ｓ－９ａ・・・不純物除去された液状炭化水素
Ｓ－１０・・・安定ガソリン製品
Ｓ－１０ａ・・・軽質ガソリン製品
Ｓ－１０ｂ・・・重質ガソリン製品
Ｓ－１１・・・ドライガス
Ｓ－１２・・・混合Ｃ２製品
Ｓ－１３・・・プロピレン製品
Ｓ－１４・・・プロパン製品
Ｓ－１４ａ・・・循環プロパン
Ｓ－１５・・・安定ガソリン吸収剤
Ｓ－１５ａ・・・炭素四吸収剤
Ｓ－１５ｂ・・・循環炭素四
Ｓ－１６・・・混合炭素四製品
Ｓ－１７・・・リッチ吸収ガソリン
Claims (23)
- オイルガス処理方法であって、
（１）炭化水素系材料に対して第１気液分離を行い、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料、及びＣ５＋を主とする第１液相材料が得られる工程と、
（２）前記第１気相材料を分離し、Ｈ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られる工程と、を含むオイルガス処理方法。 - 前記第１気相材料を不純物除去した後に、工程（２）における分離を行い、好ましくは、前記不純物除去は酸性物質及びチオールを除去するためのものであり、前記酸性物質は具体的に硫化水素及び/又は二酸化炭素であることを特徴とする請求項１に記載のオイルガス処理方法。
- 工程（２）において、前記第１気相材料を不純物除去し、不純物が除去された第１気相材料を生成し、前記不純物が除去された第１気相材料を分離することで、前記ドライガス製品、Ｃ２製品、Ｃ３製品及びＣ４製品が得られ、
好ましくは、前記不純物除去は、前記第１気相材料を順次に、アミン洗浄及び／又はアルカリ洗浄及び／又は水洗することを含み、より好ましくは、前記アミン洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が１．０ＭＰａＧ～１．５ＭＰａＧであることを含み、
前記アルカリ洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が０．９ＭＰａＧ～１．４ＭＰａＧであることを含み、
前記水洗の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が０．９ＭＰａＧ～１．４ＭＰａＧであることを含むことを特徴とする請求項２に記載のオイルガス処理方法。 - 工程（２）において、前記第１気相材料に対して第２気液分離を行い、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第２気相材料、及びＨ２とＣ１－Ｃ４を主とする第２液相材料を生成し、前記第２気相材料に対して気相不純物除去を行い、不純物が除去された第２気相材料を生成し、前記第２液相材料に対して液相不純物除去を行い、不純物が除去された第２液相材料を生成し、前記不純物が除去された第２気相材料と前記不純物除去された第２液相材料を混合した後に分離することで、前記ドライガス製品、Ｃ２製品、Ｃ３製品及びＣ４製品が得られ、
好ましくは、前記気相不純物除去は、前記第２気相材料を順次に、気相アミン洗浄及び／又は気相アルカリ洗浄及び／又は気相水洗することを含み、前記液相不純物除去は、前記第２液相材料を順次に、液相アミン洗浄及び／又は液相アルカリ洗浄及び／又は液相水洗することを含み、
より好ましくは、前記気相アミン洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が２．２ＭＰａＧ～３．０ＭＰａＧであることを含み、及び／又は
前記気相アルカリ洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が２．２ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧであることを含み、及び／又は
前記気相水洗の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が２．２ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧであることを含み、及び／又は
前記液相アミン洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が３．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧであることを含み、及び／又は
前記液相アルカリ洗浄の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が３．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧであることを含み、及び／又は
前記液相水洗の条件は、操作温度が３５℃～５０℃、操作圧力が３．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧであることを含むことを特徴とする請求項２に記載のオイルガス処理方法。 - 工程（２）において、前記分離は、具体的には、
（ａ）不純物が除去された第１気相材料又は不純物が除去された第２気相材料と、前記不純物が除去された第２液相材料との混合材料を冷却した後に第１分離を行い、Ｈ２とＣ１を主とする気相材料及びＣ１－Ｃ４を主とする液相材料が得られる工程と、
（ｂ）前記Ｃ１－Ｃ４を主とする液相材料に対して第２分離を行い、Ｃ１を主とする気相材料及びＣ２－Ｃ４を主とする液相材料が得られる工程と、
（ｃ）前記Ｃ２－Ｃ４を主とする液相材料に対して第３分離を行い、Ｃ２を主とするＣ２製品及びＣ３－Ｃ４を主とする液相材料が得られ、もしくはＣ３を主とするＣ３製品及びＣ２とＣ４を主とする液相材料が得られる工程と、
（ｄ）前記Ｃ３－Ｃ４を主とする液相材料又は前記Ｃ２とＣ４を主とする液相材料に対して第４分離を行い、Ｃ４を主とするＣ４製品及びＣ３を主とするＣ３製品又はＣ２を主とするＣ２製品が得られる工程と、を含み、
好ましくは、さらに、（ｅ）前記Ｃ３製品を精留し、プロパンを主とするプロパン製品及びプロピレンを主とするプロピレン製品が得られる工程を含むことを特徴とする請求項１～４のいずれか一項に記載のオイルガス処理方法。 - 工程（ａ）において、吸収剤で前記Ｈ２とＣ１を主とする気相材料を処理し、Ｈ２とＣ１を含むドライガス製品、及び吸収剤を主とする液相材料が得られ、好ましくは、前記吸収剤は混合Ｃ４／Ｃ５であり、より好ましくは、前記吸収剤を主とする液相材料を工程（ｄ）までに循環させることを特徴とする請求項５に記載のオイルガス処理方法。
- 前記Ｃ１を主とする気相材料を工程（ａ）までに循環させ、好ましくは、前記冷却の回数は１回または複数回であり、前記Ｃ１を主とする気相材料を１回目の冷却工程までに循環させることを特徴とする請求項５又は６に記載のオイルガス処理方法。
- 前記炭化水素系材料は、ＦＣＣ（Ｆｌｕｉｄ Ｃａｔａｌｙｔｉｃ Ｃｒａｃｋｉｎｇ）プロセスの分留塔の塔頂部、ＤＣＣ（Ｄｅｅｐ Ｃａｔａｌｙｔｉｃ Ｃｒａｃｋｉｎｇ）プロセスの分留塔の塔頂部、ＣＰＰ（Ｃａｔａｌｙｔｉｃ Ｐｙｒｏｌｙｓｉｓ Ｐｒｏｃｅｓｓ）プロセスの分留塔の塔頂部、ディレードコーキングプロセスの分留塔の塔頂部又はフレキシコーキングプロセスの分留塔の塔頂部に由来するものであり、好ましくは、前記炭化水素系材料は凝縮冷却処理された材料であり、より好ましくは、前記凝縮冷却処理された材料は温度が３０～６０℃であり、圧力が０．０１ＭＰａＧ～０．３ＭＰａＧであることを特徴とする請求項１～７のいずれか一項に記載のオイルガス処理方法。
- 工程（１）において、前記第１気液分離は方式１及び方式２から選択され、方式１とは、炭化水素系材料を、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料及びＣ５＋を主とする第１液相材料に直接分離することであり、方式２とは、先に炭化水素系材料を、Ｈ２、軽質炭化水素と軽質ガソリンを主とする気相材料及び重質ガソリンを主とする液相材料に分離してから、さらに前記Ｈ２、軽質炭化水素と軽質ガソリンを主とする気相材料を、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料及びＣ５＋を主とする第１液相材料に分離することであり、
好ましくは、前記方式１は、脱ブタン塔で行われ、前記方式２は、軽質重質ガソリン分離塔と軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔とで行われ、
より好ましくは、前記脱ブタン塔の塔頂部の操作温度は、４０℃～７０℃、好ましくは４５℃～６５℃、より好ましくは４５℃～５５℃であり、及び／又は前記脱ブタン塔の塔底部の操作温度は１８０℃～２２０℃、好ましくは１８０℃～２００℃、より好ましくは１５０℃～２００℃であり、及び／または前記脱ブタン塔の塔内の操作圧力は、１．０ＭＰａＧ～１．６ＭＰａＧ、好ましくは１．０ＭＰａＧ～１．５ＭＰａＧであり、及び／又は、
前記軽質重質ガソリン分離塔の塔頂部の操作温度は６０℃～８５℃であり、及び／又は前記軽質重質ガソリン分離塔の塔底部の操作温度は１４０℃～１９０℃であり、及び／又は前記軽質重質ガソリン分離塔の塔内の操作圧力は０．２５ＭＰａＧ～０．５ＭＰａＧであり、及び／又は、
前記軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔の操作温度は５５℃～９０℃、好ましくは５５℃～８０℃、より好ましくは６５℃～８０℃、及び／又は前記軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔の塔内の操作圧力は１．０ＭＰａＧ～１．３５ＭＰａＧであることを特徴とする請求項１～８のいずれか一項に記載のオイルガス処理方法。 - 工程（ａ）において、前記第１分離の条件は、温度が５℃～２５℃、圧力が２．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧ、好ましくは２．２ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧ、より好ましくは２．２ＭＰａＧ～２．８ＭＰａＧ、さらに好ましくは２．４ＭＰａＧ～２．８ＭＰａＧであることを含み、好ましくは前記第１分離は供給タンクで行われ、及び／又は、
工程（ｂ）において、前記第２分離は、脱メタン塔で行われ、前記脱メタン塔の塔頂部温度は１０℃～４０℃、塔底部温度は７０℃～９５℃、塔内圧力は２．３ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧであり、及び／又は、
工程（ｃ）において、目的はＣ２を主とするＣ２製品及びＣ３－Ｃ４を主とする液相材料を得る場合、前記第３分離は、脱エタン塔で行われ、前記脱エタン塔の塔頂部温度は－２０℃～３０℃、好ましくは５℃～３０℃であり、塔底部温度は５０℃～１１０℃、好ましくは２２℃～８５℃であり、塔内圧力は２．２ＭＰａＧ～３．８ＭＰａＧ、好ましくは２．５ＭＰａＧ～３．２ＭＰａＧ、より好ましくは２．６ＭＰａＧ～３．０ＭＰａＧであり、目的はＣ３を主とするＣ３製品及びＣ２とＣ４を主とする液相材料を得る場合、前記第３分離は、脱プロパン塔で行われ、前記脱プロパン塔の塔頂部温度は２０℃～６０℃、塔底部温度は７０℃～１２０℃、塔内圧力は１．２ＭＰａＧ～２．５ＭＰａＧであり、及び／又は、
工程（ｄ）において、目的はＣ４を主とするＣ４製品及びＣ３を主とするＣ３製品を得る場合、前記第４分離は、脱プロパン塔で行われ、前記脱プロパン塔の塔頂部温度は２０℃～６０℃、塔底部温度は７０℃～１２０℃、塔内圧力は１．２ＭＰａＧ～２．５ＭＰａＧであり、目的はＣ４を主とするＣ４製品及びＣ２を主とするＣ２製品を得る場合、前記第４分離は、脱エタン塔で行われ、前記脱エタン塔の塔頂部温度は－２０℃～３０℃、好ましくは５℃～３０℃であり、塔底部温度は５０℃～１１０℃、好ましくは２２℃～８５℃であり、塔内圧力は２．２ＭＰａＧ～３．８ＭＰａＧ、好ましくは２．５ＭＰａＧ～３．２ＭＰａＧ、より好ましくは２．６ＭＰａＧ～３．０ＭＰａＧであり、及び／又は、
工程（ｅ）において、前記精留の条件は、温度が４５℃～６５℃であり、好ましくは４５℃～６０℃であり、圧力が１．８ＭＰａＧ～２．０ＭＰａＧであることを含み、好ましくは、前記精留は精留塔で行われることを特徴とする請求項１～９のいずれか一項に記載のオイルガス処理方法。 - 前記した吸収剤で前記Ｈ２とＣ１を主とする気相材料を処理する条件は、温度が５℃～２５℃であり、圧力が２．０ＭＰａＧ～３．５ＭＰａＧ、好ましくは２．１ＭＰａＧ～２．９ＭＰａＧ、より好ましくは２．２ＭＰａＧ～２．７ＭＰａＧであることを含むことを特徴とする請求項６～１０のいずれか一項に記載のオイルガス処理方法。
- オイルガス処理方法であって、
（１）上流装置からのオイルガス、例えば、ＦＣＣ分留塔の塔頂部の気相は、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮された後に脱ブタン塔に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔に入り、塔頂部の気相は塔頂部から留出され、さらにアミン洗浄、アルカリ洗浄処理された後に冷却器に送られ、少なくとも一部の塔底部の液相は安定ガソリン製品として採取される、脱ブタンと、
（３）アミン洗浄、アルカリ洗浄された後の軽質炭化水素は冷却器内で初歩的に冷却され、冷却されて得られた液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩに送られ、冷却されて得られた気相は圧縮、再度冷却された後に冷却器ＩＩＩに送られる、冷却と、
（４）工程（３）からの気相及び液相は、冷却器ＩＩＩ内で初歩的な混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、後冷却と、
（５）冷却器ＩＩＩからの混合ストリームは供給タンク内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔に送られる、供給と、
（６）吸収塔内で、混合Ｃ４／Ｃ５を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は下流に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩに戻される、吸収と、
（７）供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
（８）脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２成分として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
（９）脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の塔頂部から採取されプロピレン精留塔に送られさらに精留され、塔底部成分のうちの少なくとも一部は混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４／Ｃ５製品として採取される、脱プロパンと、
（１０）脱プロパン塔の塔頂部からの気相はプロピレン精留塔でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相はプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留と、を含み、
好ましくは、前記オイルガス処理方法は、
（１１）吸収剤回収塔内で、少なくとも一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔に送られる、吸収剤回収をさらに含む、オイルガス処理方法。 - オイルガス処理方法であって、
（１）上流装置からのオイルガスは、凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔に送られる、気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔に入り、脱ブタン塔の塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入りリッチガス及び液相が分離され、リッチガスはさらに不純物除去され、液相は脱ブタン塔に戻され、少なくとも一部の脱ブタン塔の塔底部の液相は安定ガソリン製品として採取される、脱ブタンと、
（３）脱ブタン塔の塔頂部からのリッチガスは、順次に、リッチガス脱硫塔内でリーンアミン液を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２を除去し、リッチガス脱チオール塔内でアルカリ液を吸収剤としてチオールを除去し、リッチガス水洗タンク内で水洗水によりリッチガスの酸塩基性を平衡させ、不純物除去されたリッチガスはリッチガス水洗タンクのタンク頂部から採取される、不純物除去と、を含み、
好ましくは、前記オイルガスの処理方法は、
（４）不純物除去されたリッチガスは冷却され、気液分離され、昇圧されて再度冷却された後、吸収塔、脱メタン塔、脱プロパン塔、脱エタン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔によってさらにドライガス、Ｃ２成分、Ｃ３成分及びＣ４成分が分離され、そのうち、Ｃ２成分、Ｃ３成分はそれぞれＣ２製品、Ｃ３製品として採取され、Ｃ４成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、分離をさらに含み、
より好ましくは、前記工程（４）は、
不純物除去されたリッチガスは、冷却器Ｉ内で初歩的に冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、気液分離タンクＩＩのタンク頂部の気相は圧縮されて再度冷却された後に冷却器ＩＩＩに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に冷却器ＩＩＩに送られる、冷却と、
初歩的に増圧冷却された気相及び増圧された液相は、冷却器ＩＩＩ内で更なる混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、後冷却と、
冷却器ＩＩＩからの混合ストリームが供給タンク内で混合、予備吸収及び気液平衡された後に、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は脱メタン塔に送られる、供給と、
吸収塔内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は吸収剤回収塔に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩに戻される、吸収と、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンを除去するとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分を除去し、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔の上部から採取され、任意選択的に乾燥されてから脱エタン塔に送られ、塔底部の成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、
脱プロパン塔の上部からの気相は、脱エタン塔内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取される、脱エタンと、を含み、
さらに好ましくは、前記分離は、
脱エタン塔の塔底部から採取された混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔に送られさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留をさらに含み、
さらに好ましくは、前記工程（４）は、
吸収剤回収塔内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔に戻される、吸収剤回収をさらに含む、オイルガス処理方法。 - オイルガス処理方法であって、
（１）上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され脱ブタン塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に脱ブタン塔に送られる、第１気液分離と、
（２）工程（１）からの気相及び液相は脱ブタン塔に入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩに送られ、脱ブタン塔の少なくとも一部の塔底部液相は安定ガソリン製品として採取される、脱ブタンと、
（３）材料は気液分離タンクＩＩ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去される、第２気相分離と、
（４）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔内でリーンアミン液を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔内でアルカリ液を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、気相不純物除去と、
（５）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、液相不純物除去と、
（６）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ内で混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、冷却と、
（７）冷却器ＩＩＩからの混合ストリームは供給タンク内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は分離手段に送られる、供給と、
（８）吸収塔内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は下流装置に送られさらに吸収剤が回収され、塔底部の液相は冷却器ＩＩＩに戻される、吸収と、
（９）供給タンクのタンク底部からの液相は、分離手段内で脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔によってＣ２、Ｃ３及びＣ４成分がさらに分離され、そのうち、Ｃ２、Ｃ３成分はそれぞれＣ２、Ｃ３製品として採取され、Ｃ４成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、分離と、を含み、
好ましくは、前記工程（９）における前記分離は、以下の２つの方式のうちの１つを含み、
方式１、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、塔底部の液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内でＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の上部から採取され、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、を含み、
好ましくは、前記分離は、
脱プロパン塔の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留、をさらに含み、
方式２、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔の上部から採取され任意選択的に乾燥されてから脱エタン塔に送られ、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、
脱プロパン塔の上部からの気相は脱エタン塔内でさらに分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に脱エタン塔の塔頂部から混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取される、脱エタンと、を含み、
好ましくは、前記分離は、
脱エタン塔の塔底部からの混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留、をさらに含み、
より好ましくは、前記方法は、
（１０）吸収剤回収塔内で、一部の工程（２）で採取された安定ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は脱ブタン塔に戻される、吸収剤回収をさらに含む、オイルガス処理方法。 - オイルガス処理方法であって、
（１）上流装置からのオイルガスは凝縮冷却された後に気液分離タンクＩに送られ気液分離され、タンク底部の液相は増圧され軽質重質ガソリン分離塔に送られ、タンク頂部の気相は圧縮機で昇圧された後に軽質重質ガソリン分離塔に送られる、第１気液分離と、
（２）気液分離タンクＩからの材料は軽質重質ガソリン分離塔に入り、塔頂部から留出された気相は凝縮され塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に送られ、タンク底部の液相は増圧された後に軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に送られ、軽質重質ガソリン分離塔の少なくとも一部の塔底部液相は重質ガソリン製品として採取される、軽質重質ガソリン分離と、
（３）軽質重質ガソリン分離塔の塔頂部還流タンクからのストリームは軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に入り、塔頂部から留出された気相は塔頂部還流タンクに入り、塔頂部還流タンクのタンク頂部の気相は圧縮冷却された後に気液分離タンクＩＩに送られ、タンク底部の液相は増圧された後に気液分離タンクＩＩに送られ、塔底部の液相は軽質ガソリンとして採取される、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離と、
（４）材料は気液分離タンクＩＩ内で混合され、気液平衡された後に、再び気相と液相とが分離され、そしてそれぞれ不純物除去される、第２気相分離と、
（５）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク頂部の気相は、順次に、リッチガス脱硫塔内でリーンアミン液を吸収剤としてＨ２ＳとＣＯ２が除去され、リッチガス脱チオール塔内でアルカリ液を吸収剤としてチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、気相不純物除去と、
（６）気液分離タンクＩＩで分離されたタンク底部の液相は、順次に、液体炭化水素脱硫塔内でＨ２ＳとＣＯ２が除去され、液体炭化水素脱チオール反応器内でチオールが除去された後に冷却器ＩＩＩに送られる、液相不純物除去と、
（７）不純物除去された気体軽質炭化水素及び液体軽質炭化水素は、冷却器ＩＩＩ内で混合及び冷却された後に供給タンクに送られる、冷却と、
（８）冷却器ＩＩＩからの混合ストリームは供給タンク内で混合され、予備吸収及び気液平衡された後、タンク頂部の気相は吸収塔に送られ、タンク底部の液相は分離手段に送られる、供給と、
（９）吸収塔内で、混合Ｃ４を吸収剤として供給タンクのタンク頂部からの気相中のＣ２及びＣ２以上の成分を吸収するとともに、一部のメタンを共に吸収し、吸収塔の塔頂部の気相は下流装置に送られ、塔底部の液相は冷却器に戻される、吸収と、
（１０）供給タンクのタンク底部からの液相は、分離手段内で脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔によってＣ２、Ｃ３及びＣ４成分がさらに分離され、そのうち、脱エタン塔内でプロパン及び／又は混合Ｃ４を吸収剤としてＣ２成分が分離され、Ｃ２、Ｃ３成分はそれぞれＣ２、Ｃ３製品として採取され、Ｃ４成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔及び任意選択的に脱エタン塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、分離と、を含み、
好ましくは、前記工程（１０）における前記分離は、以下の３つの方式のうちの１つを含み、
方式１、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、塔底部の液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内でプロパンを吸収剤としてＣ２成分が分離され、分離された混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に、混合Ｃ２製品として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の上部から採取され、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、を含み、
好ましくは、前記分離は、
脱プロパン塔の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相は少なくとも一部がプロパン製品として採取され、残りの部分が加熱された後にプロパン吸収剤として脱エタン塔に送られる、プロピレン精留、をさらに含み、
方式２、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、塔底部の液相は脱エタン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相は脱エタン塔内で混合Ｃ４を吸収剤としてＣ２成分が分離され、分離された塔頂部の混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に、混合Ｃ２製品として採取され、塔底部のＣ３及びＣ３以上の液相成分は脱プロパン塔に送られる、脱エタンと、
脱エタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内でさらに分離され、分離されたＣ３成分は脱プロパン塔の上部から採取され、塔底部成分は少なくとも一部が混合Ｃ４吸収剤としてそれぞれ吸収塔及び脱エタン塔に送られ、残りの部分が混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、を含み、
好ましくは、前記分離は、
脱プロパン塔の上部からのＣ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相はプロパン製品として採取される、プロピレン精留、をさらに含み、
方式３、前記分離の工程は、順次に、
供給タンクのタンク底部からの液相は脱メタン塔内でメタンが除去されるとともに、少量のＣ２及びＣ２以上の成分が除去され、脱メタン塔の塔頂部の気相は冷却器ＩＩＩに送られ、塔底部の液相は脱プロパン塔に送られる、脱メタンと、
脱メタン塔の塔底部からの液相成分は脱プロパン塔内で分離され、分離されたＣ３及びＣ３以下の成分は脱プロパン塔の上部から採取され任意選択的に乾燥されてから脱エタン塔に送られ、塔底部成分中の少なくとも一部は混合Ｃ４吸収剤として吸収塔に送られ、残りの部分は混合Ｃ４製品として採取される、脱プロパンと、
脱プロパン塔の上部からの気相はプロパンを吸収剤として脱エタン塔内でさらに分離され、分離された塔頂部の混合Ｃ２成分は任意選択的に不純物処理された後に、混合Ｃ２製品として採取され、塔底部の液相は混合Ｃ３成分として採取される、脱エタンと、を含み、
好ましくは、前記分離は、
脱エタン塔の塔底部からの混合Ｃ３成分はプロピレン精留塔内でさらに精留され、プロピレン精留塔の塔頂部の気相は冷却された後にプロピレン製品として採取され、塔底部の液相は少なくとも一部がプロパン製品として採取され、残りの部分がプロパン吸収剤として脱エタン塔に送られる、プロピレン精留、をさらに含み、
より好ましくは、前記方法は、
（１１）吸収剤回収塔内で、一部の工程（２）で採取された重質ガソリン製品を吸収剤として、吸収塔の塔頂部からの気相中のＣ４及びＣ４以上の成分を吸収するとともに、少量のＣ２／Ｃ３成分を吸収し、吸収剤回収塔の塔頂部の気相はドライガスとして採取され、塔底部の液相は軽質重質ガソリン分離塔に戻される、吸収剤回収をさらに含む、オイルガス処理方法。 - オイルガス処理用システムであって、
順次に接続された、Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料を抽出するための軽質炭化水素抽出手段と、前記第１気相材料を分離してＨ２とＣ１を主とするドライガス製品、Ｃ２を主とするＣ２製品、Ｃ３を主とするＣ３製品及びＣ４を主とするＣ４製品が得られるための分離手段とを含み、
好ましくは、前記軽質炭化水素抽出手段と前記分離手段との間にはさらに不純物除去手段が設けられ、前記不純物除去手段は酸性物質及びチオールを除去するために用いられ、前記酸性物質は具体的に硫化水素及び/又は二酸化炭素である、オイルガス処理用システム。 - 前記不純物除去手段は気相不純物除去手段及び任意選択的に液相不純物除去手段を含み、前記気相不純物除去手段は、リッチガス脱硫塔及びリッチガス脱チオール塔を含み、好ましくは、気相水洗塔を含み、前記液相不純物除去手段は、液体炭化水素脱硫塔及び液体炭化水素脱チオール反応器を含み、好ましくは液相水洗塔を含むことを特徴とする請求項１６に記載のシステム。
- 前記分離手段は順次に接続された第１分離装置、第２分離装置、第３分離装置、第４分離装置を含み、
前記第１分離装置は、前記Ｈ２とＣ１－Ｃ４を主とする第１気相材料を、Ｈ２とＣ１を主とする気相材料及びＣ１－Ｃ４を主とする液相材料に分離するために用いられ、
前記第２分離装置は、前記Ｃ１－Ｃ４を主とする液相材料を、Ｃ１を主とする気相材料及びＣ２－Ｃ４を主とする液相材料に分離するために用いられ、
前記第３分離装置は、前記Ｃ２－Ｃ４を主とする液相材料を、Ｃ２を主とするＣ２製品及びＣ３－Ｃ４を主とする液相材料に、もしくはＣ３を主とするＣ３製品及びＣ２とＣ４を主とする液相材料に分離するために用いられ、
前記第４分離装置は、前記Ｃ３－Ｃ４を主とする液相材料又は前記Ｃ２とＣ４を主とする液相材料を、Ｃ４を主とするＣ４製品及びＣ３を主とするＣ３製品又はＣ２を主とするＣ２製品に分離するために用いられることを特徴とする請求項１６又は１７に記載のシステム。 - 前記分離手段は、前記第１分離装置に接続された第５分離装置をさらに含み、前記第５分離装置は前記Ｈ２とＣ１を主とする気相材料を処理し、Ｈ２とＣ１を含むドライガス製品、及び吸収剤を主とする液相材料が得られるために用いられ、
好ましくは、前記分離手段は、第６分離装置をさらに含み、前記第６分離装置は前記Ｃ３製品を精留し、プロパンを主とするプロパン製品及びプロピレンを主とするプロピレン製品が得られるために用いられることを特徴とする請求項１６～１８のいずれか一項に記載のシステム。 - オイルガス処理装置であって、
軽質炭化水素の供給パイプライン、気液分離タンクＩ、圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔、リッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器Ｉ、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ、供給タンク、吸収塔、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔、プロピレン精留塔を含み、
軽質炭化水素の供給パイプラインは、気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、
脱ブタン塔の塔頂部は、順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器Ｉ、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ及び供給タンクに接続され、塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
冷却器Ｉは、パイプラインを介して冷却器ＩＩＩに直接接続され、
供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は脱メタン塔に接続され、
吸収塔の塔頂部は下流装置に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱エタン塔に接続され、
脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱プロパン塔に接続され、
脱プロパン塔の塔頂部はプロピレン精留塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４／Ｃ５製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４／Ｃ５吸収剤の供給パイプラインとされ、
プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、
好ましくは、前記下流装置は吸収剤回収塔を含み、
前記吸収剤回収塔の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔に接続され、前記吸収剤回収塔の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記脱ブタン塔の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされる、オイルガス処理装置。 - オイルガス処理装置であって、
オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ、圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔、リッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、リッチガス水洗タンクを含み、
前記オイルガスの供給パイプラインは、気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、
前記脱ブタン塔の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部はリッチガス脱硫塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、脱ブタン塔の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
前記リッチガス脱硫塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リーンアミン液の供給パイプライン上には任意選択的にリーンアミン液冷却器が設けられ、リッチガス脱硫塔の塔頂部はリッチガス脱チオール塔に接続され、塔底部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、
前記リッチガス脱チオール塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、塔頂部はリッチガス水洗タンクに接続され、塔底部にはリッチアミン液の採取パイプラインが設けられ、
前記リッチガス水洗タンクのタンク頂部には軽質炭化水素の採取パイプラインが設けられ、タンク底部はリッチガス水洗循環ポンプに接続されてから、それぞれ水洗水ヒータ及び水洗排水パイプラインに接続され、前記水洗水ヒータはリッチガス水洗タンクの上部に接続され、
好ましくは、前記オイルガス処理装置は溶媒再生塔をさらに含み、前記リッチアミン液の採取パイプラインは溶媒再生塔に接続され、前記溶媒再生塔の塔底部はリーンアミン液の供給パイプラインに接続され、塔頂部には酸性ガスの採取パイプラインが設けられ、
より好ましくは、前記装置はさらに分離手段を含み、前記軽質炭化水素の採取パイプラインは分離手段に接続され、
前記分離手段は、冷却器Ｉ、気液分離タンクＩＩ、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ、供給タンク、吸収塔、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔を含み、
脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプライン上には任意選択的に不純物処理手段が設けられ、脱プロパン塔の塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
好ましくは、前記軽質炭化水素の採取パイプラインは順次に冷却器Ｉ、気液分離タンクＩＩに接続され、前記気液分離タンクＩＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、冷却器ＩＩＩ、供給タンクに接続され、タンク底部は順次に冷却器ＩＩＩ、供給タンクに接続され、
前記供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は脱メタン塔に接続され、
吸収塔の塔頂部は任意選択的に吸収剤回収塔に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱プロパン塔に接続され、
前記脱プロパン塔の上部は任意選択的に乾燥手段に接続されてから、脱エタン塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、
さらに好ましくは、前記分離手段はプロピレン精留塔及び／又は吸収剤回収塔をさらに含み、
前記吸収剤回収塔の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔に接続され、前記吸収剤回収塔の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記脱ブタン塔の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は前記安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされ、
前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパンン製品の採取パイプラインが設けられている、オイルガス処理装置。 - オイルガス処理装置であって、
オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ、圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、気液分離タンクＩＩ、リッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩ、供給タンク、吸収塔、分離手段を含み、
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、圧縮機ＩＩ、脱ブタン塔に接続され、タンク底部は脱ブタン塔に接続され、
脱ブタン塔の塔頂部には還流タンクが設けられ、還流タンクのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩ、冷却器ＩＩ及び気液分離タンクＩＩに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩに接続され、脱ブタン塔の塔底部には安定ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
気液分離タンクＩＩのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器ＩＩＩに接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩに接続され、
リッチガス脱硫塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩは供給タンクに接続され、
供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は分離手段に接続され、
吸収塔の塔頂部は下流装置に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記分離手段は、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔を含み、脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、脱プロパン塔の塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
好ましくは、前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱エタン塔に接続され、
前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部は脱プロパン塔に接続され、
前記脱プロパン塔の上部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
あるいは、
前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱プロパン塔に接続され、
前記脱プロパン塔の上部は脱エタン塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、
好ましくは、前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、
より好ましくは、前記下流装置は、吸収剤回収塔をさらに含み、
前記吸収剤回収塔の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は脱ブタン塔に接続され、前記吸収剤回収塔の上部には安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記脱ブタン塔の安定ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は前記安定ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされる、オイルガス処理装置。 - オイルガス処理装置であって、
オイルガスの供給パイプライン、気液分離タンクＩ、圧縮機Ｉ、軽質重質ガソリン分離塔、圧縮機ＩＩ、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔、圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、気液分離タンクＩＩ、リッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩ、供給タンク、吸収塔、分離手段を含み、
オイルガスの供給パイプラインは気液分離タンクＩの入口に接続され、気液分離タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機Ｉ、軽質重質ガソリン分離塔に接続され、タンク底部は軽質重質ガソリン分離塔に接続され、
軽質重質ガソリン分離塔の塔頂部には還流タンクＩが設けられ、還流タンクＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩ、軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔に接続され、軽質重質ガソリン分離塔の塔底部には重質ガソリンの採取パイプラインが設けられ、
軽質炭化水素－軽質ガソリン分離塔の塔頂部には還流タンクＩＩが設けられ、還流タンクＩＩのタンク頂部は順次に圧縮機ＩＩＩ、冷却器ＩＩ、気液分離タンクＩＩに接続され、タンク底部は増圧ポンプに接続されてから気液分離タンクＩＩに接続され、
気液分離タンクＩＩのタンク頂部は順次にリッチガス脱硫塔、リッチガス脱チオール塔、冷却器ＩＩＩに接続され、タンク底部は順次に液体炭化水素脱硫塔、液体炭化水素脱チオール反応器、冷却器ＩＩＩに接続され、
リッチガス脱硫塔の上部にはリーンアミン液の供給パイプラインが設けられ、リッチガス脱チオール塔の上部にはアルカリ液の供給パイプラインが設けられ、
冷却器ＩＩＩは供給タンクに接続され、
供給タンクのタンク頂部は吸収塔に接続され、タンク底部は分離手段に接続され、
吸収塔の塔頂部は下流装置に接続され、塔底部は冷却器ＩＩＩに接続され、吸収塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記分離手段は、脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔及び任意選択的にプロピレン精留塔を含み、脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、脱エタン塔の上部にはプロパン又は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、脱プロパン塔の塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
好ましくは、前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱エタン塔に接続され、
前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部は脱プロパン塔に接続され、前記脱エタン塔の上部にはプロパン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記脱プロパン塔の上部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
好ましくは、前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、前記プロパン製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本はプロパン吸収剤の供給パイプラインとされ、
あるいは、
前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱エタン塔に接続され、
前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部は脱プロパン塔に接続され、前記脱エタン塔の上部には混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
前記脱プロパン塔の上部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、それぞれ吸収塔及び脱エタン塔に接続され、
好ましくは、前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部にはプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、
あるいは、
前記脱メタン塔の塔頂部は冷却器ＩＩＩに接続され、塔底部は脱プロパン塔に接続され、
前記脱プロパン塔の上部は任意選択的に乾燥手段に接続されてから脱エタン塔に接続され、塔底部には混合Ｃ４製品の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ４製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は混合Ｃ４吸収剤の供給パイプラインとされ、
前記脱エタン塔の塔頂部には混合Ｃ２の採取パイプラインが設けられ、混合Ｃ２の採取パイプラインには任意選択的に不純物処理手段が設けられ、塔底部には混合Ｃ３の採取パイプラインが設けられ、前記混合Ｃ３の採取パイプラインは任意選択的にプロピレン精留塔に接続され、前記脱エタン塔の上部にはプロパン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、
好ましくは、前記プロピレン精留塔の塔頂部にはプロピレン製品の採取パイプラインが設けられ、塔底部はプロパン製品の採取パイプラインが設けられ、前記プロパン製品の採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本はプロパン吸収剤の供給パイプラインとされ、
より好ましくは、前記下流装置は、吸収剤回収塔をさらに含み、
前記吸収剤回収塔の塔頂部にはドライガスの採取パイプラインが設けられ、塔底部は軽質重質ガソリン分離塔に接続され、前記吸収剤回収塔の上部には重質ガソリン吸収剤の供給パイプラインが設けられ、前記軽質重質ガソリン分離塔の重質ガソリンの採取パイプラインは２本に分けられ、そのうちの１本は前記重質ガソリン吸収剤の供給パイプラインとされる、オイルガス処理装置。
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