JP2682991B2 - 供給原料ガスの低温分離方法 - Google Patents

供給原料ガスの低温分離方法

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Description

【発明の詳細な説明】 〔産業上の利用分野〕 本発明は、低温での相分離と分縮を利用して軽質炭化
水素を含む流れを分別しようとするものであり、ここで
はそのような分離と分縮のための寒冷（低温供給手段）
を、主として、相対的に高い１つの温度および圧力水準
と相対的に低いもう１つの温度および圧力水準で運転さ
れる閉回路多成分冷媒サイクルによって供給する。より
具体的に言えば、本発明は、冷却、相分離、分縮および
任意選択的に行われる蒸留の諸工程を連続して行うこと
によって、軽質ガスと軽質炭化水素とを含む流れからC
3+炭化水素を回収するものであり、そしてこのような処
理に必要な寒冷を相対的に高い１つの温度および圧力水
準と相対的に低いもう１つの温度および圧力水準で運転
される閉回路多成分冷媒サイクルから主として得るもの
である。 〔従来の技術および発明が解決しようとする課題〕 従来から、炭化水素を含む種々の軽質ガス流を分別し
て、この分別の一つの生成物を精製された軽質ガス流と
し、そしてこの分別のもう一方の生成物をC3+炭化水素
流のような重質炭化水素流とすることは、既に周知であ
る。このような軽質ガス流の分別を、相分離や蒸留を含
めた低温での分離処理工程と、時として分縮器（デフレ
グメーター）と呼ばれる還流熱交換器の利用とをいろい
ろに組み合わせることで行うことも知られている。具体
的に言えば、供給ガス流を低温に冷却してからの相分離
とその後の分縮とを組み合わせて、供給ガス流から軽質
ガス流と重質炭化水素流とを分別することが知られてい
る。この重質炭化水素流は分離塔で更に分別することが
できる。 例えば、英国特許出願公開第2146751A号明細書（1985
年４月24日公開）においては、供給炭化水素ガスからLP
GまたはNGLおよび販売用ガスを回収するのに、該供給炭
化水素ガスをプロセス流および寒冷源の一方又は両方と
の熱交換で冷却してから相分離して軽質ガス流と重質液
流とし、続いて該軽質ガスを分縮しており、そして該重
質液流は塔においてストリッピングし、この塔からの塔
頂蒸気は供給原料へ再循環して戻される。また、この英
国特許出願公開明細書の第４頁第37行目には、「必要に
応じ、第２図に示される方法で用いられる２段のカスケ
ード冷凍機の代わりに、他の形態の外来の寒冷源を用い
ることができる。例えば、混合冷媒を用いた単一ループ
蒸気圧縮冷凍機を使用することができるが、動力はそれ
程節減されない。」と述べられている。 1985年３月４日発行の「ザ・オイル・アンド・ガス・
ジャーナル」誌（The Oil and Gas Journal）に掲載さ
れたD.H.マッケンジー（MacKenzie）とS.T.ドネリー（D
onnelly）共著の論文「天然ガス液体回収法における混
合冷媒の効率の立証」（Mixed Refrigerants Proven Ef
ficient in Natural Gas Liquids Recovery Process）
の第117頁第２図において、著者らは、単一圧力の相分
離された閉鎖回路冷媒サイクルを多成分の冷媒とともに
利用する混合冷媒ガス分離サイクルを記載している。こ
の論文の第２図で開示された分離方法においては、分縮
または熱交換器での還流を特に必要としていない。 1985年７月15日発行の「ザ・オイル・アンド・ガス・
ジャーナル」誌に掲載されたT.R.トムリソン（Tomliso
n）とR.バンスク（Banks）の論文「LPG抽出法はエネル
ギー需要を節減する」（LPG Extraction Process Cuts
Energy Needs）の第82頁第２図においては、先に述べた
英国特許出願公開明細書の方法と類似の石油フラックス
法が開示されており、この第２図で示されている冷凍シ
ステムは、本文中で以下のごとく説明されている。 即ち、「多くの場合において、カスケード冷凍サイク
ル（プロパンおよびエタンまたはエチレンを使用した）
が好ましい。」、また「特殊な状況下では、混合冷媒サ
イクルをこの方法のために採用することも考えられ
る。」、さらに「混合冷媒を用いる単一ループ蒸気圧縮
冷凍サイクルは、もう１つの可能性のある代替法として
既に述べられている。」とある。従って、この論文の開
示は、単一ループ蒸気圧縮冷凍サイクルか、またはカス
ケード冷凍サイクルに限定されている。 米国特許第3,929,438号明細書には、天然ガス処理サ
イクルが開示されている。そこでは、NGL成分が熱交換
器と相分離器でもって天然ガスから取り出され、この熱
交換機は多段閉回路冷媒サイクルからの寒冷により冷却
される。この寒冷は、好ましくは、該米国特許明細書第
１欄第42行乃至第47行目に示された多成分冷媒であるこ
とができる。冷凍サイクルによる冷却は、単一の熱交換
器でもって全ての天然ガス供給流と熱交換して行われて
いる。 米国特許第4,456,460号明細書には、天然ガスを熱交
換、相分離および蒸留塔を用いたサイクルでもって、エ
タン、プロパンおよび重質炭化水素から分離することが
記載されており、そこでの寒冷は１段の多成分系閉回路
冷凍サイクルによって供給されている。 米国特許第4,584,006号明細書には、複数の回路でも
って多成分冷媒を使用して天然ガスからC3+化合物を回
収する方法が開示されている。 相分離、天然ガスの処理、蒸留、分縮を含む、本発明
の技術分野に関連する種々の個別の工程を示している。
一般的に関連のあるこのほかの従来技術には、米国特許
第4,002,042号、米国特許第4,270,940号、米国特許第4,
272,269号、米国特許第4,272,270号、米国特許第4,303,
427号、米国特許第4,356,014号、米国特許第4,381,418
号、米国特許第4,401,450号、米国特許第4,443,238号、
米国特許第4,461,634号、米国特許第4,482,369号、米国
特許第4,507,133号、米国特許第4,519,825号、米国特許
第4,526,596号各明細書が含まれる。 〔課題を解決するための手段〕 本発明は、相対的に高い１つの温度および圧力水準と
相対的に低いもう１つの温度および圧力水準で運転され
る閉回路多成分冷媒サイクルを使用して、供給原料ガス
を、C3+炭化水素を含む重質炭化水素製品と、H2、N2、C
O、CO2、メタンおよびC2炭化水素のうち少なくとも１つ
を含む軽質ガス流とに低温で分離する方法であって、 （ａ）供給原料ガスを相対的に高い温度および圧力水
準の当該多成分冷媒と間接熱交換させることにより冷却
して、当該ガスを部分凝縮させる工程、 （ｂ）部分凝縮された供給原料ガスを重質炭化水素を
含む重質液と供給原料の軽質ガス成分を含む蒸気流とに
相分離する工程、 （ｃ）この蒸気流を低温分縮により精留して軽質ガス
流と追加の重質液とにし、この際にこの精留を、少なく
とも一部分は、相対的に低い温度および圧力水準の当該
多成分冷媒との間接熱交換により行う工程、 （ｄ）上記の重質液をC3+炭化水素を含む重質炭化水
素製品として取り出す工程、 （ｅ）上記の軽質ガス流を、H2、N2、CO、CO2、メタ
ン及びC2炭化水素のうち少なくとも１つを含む製品軽質
ガス流として取り出す工程、および、 （ｆ）当該方法のために必要な量の寒冷の大部分を上
記の閉回路多成分冷媒サイクルから供給し、この際に、
当該冷媒を部分凝縮させ、相分離し、蒸気相を冷却し、
凝縮させ、膨張させて相対的に低い温度および圧力水準
にし、これを精留される上記の蒸気流との間接熱交換に
よって再加熱し、次いで再圧縮して中間の圧力にする一
方、液相を冷却し、膨張させて相対的に高い温度および
圧力水準にし、これを供給原料ガスとの間接交換により
再加熱し、上記の中間圧力の冷媒と合流させ、そして合
流させた冷媒を、当該冷媒を部分的に凝縮させて当該回
路を完結するのに十分なだけ高圧に圧縮しかつ後段冷却
する工程、 を含む供給原料ガスの低温分離方法である。 好ましくは、本発明の方法は、上述の重質炭化水素製
品中に供給原料ガスのうちのC3炭化水素の少なくとも90
％を回収するように運転される。 最適には、本発明の方法は、上述の重質炭化水素製品
中に供給原料ガスのうちのC3炭化水素の少なくとも98％
を、あるいは任意的な蒸留塔の生成物として回収する場
合には少なくとも95％を回収するように運転される。 あるいはまた、本発明の方法は、分縮を実施するのに
必要な寒冷の一部は軽質ガス流を膨張タービンのような
１基の以上の膨張装置により膨張させて該ガス流の温度
と圧力を低下させることにより供給されるように運転さ
れる。 あるいはまた、本発明の方法は、重質液を供給原料流
として蒸留塔に導入する蒸留工程を含むことができる。
この供給原料流は、塔底製品としての第２の重質液と、
この塔の上部帯域からの第２の軽質ガス流とに分離され
る。 好ましくは、この蒸留を用いる別法においては、本発
明の方法は、相分離器からの上述の重質液体流が蒸留塔
の上部帯域との間接交換でこの搭に還流の負荷を供給す
るように運転される。 任意的に、この蒸留を用いる別法では、本発明の方法
は、多成分冷媒が蒸留塔の上部帯域との間接熱交換でこ
の蒸留塔に還流の負荷を供給するように運転される。 好ましくは、この蒸留を用いる別法では、本発明の方
法は供給ガスまたは多成分の分岐流または全部が蒸留塔
の下部帯域との間接熱交換でこの塔に再沸（リボイリン
グ）の負荷を供給するように運転される。 好ましくは、本発明の方法の多成分冷媒は、窒素、メ
タン、エタン、プロパン、ブタン、ペンタンおよびこの
ような化合物の不飽和誘導体からなる群から選択された
２種以上の成分から主として構成される。 あるいはまた、本発明の方法は、分縮装置または還流
熱交換器を使用するよりもむしろ２段の部分凝縮と相分
離を用いて運転することができる。この別法において
は、本発明の方法は、分縮による精留工程をなくして、
その代わりに、蒸気流を更に冷却し、相分離して軽質ガ
ス流と追加の重質液体流とにする方法が用いられるのを
除いて同じようにして運転され、そしてここでは、相分
離して得られた軽質ガス流は随意に膨張させてより低い
温度と圧力にされ、また当該蒸気流の少なくとも一部の
冷却は相対的に低い温度および圧力水準の多成分冷媒と
の間接熱交換でなされる。 〔作用〕 本発明は、軽質ガス流からC3+炭化水素を回収するた
めの効率的な方法を提供するものである。本発明の方法
で用いられる軽質ガス流としては、例えば、NGL炭化水
素を含む天然ガス流、製油所廃棄ガス、LPG炭化水素とC
3+炭化水素を含む脱水素廃棄ガスなどを含む種々の石油
化学廃棄ガスの混合物などが含まれる。 本発明の方法は、C3炭化水素成分を例えば90乃至99％
の高回収率で回収することが要求される供給原料ガスの
分別に特に有効である。これらの供給原料ガスは多種多
様の軽質ガス成分と重質炭化水素を含有することができ
る。このような軽質ガス成分には、水素、窒素、一酸化
炭素、二酸化炭素、メタン、エタンおよびエチレンなど
が含まれる。また、重質炭化水素としては、プロパン、
プロピレン、ブタン、ブテン、イソブタン、イソブチレ
ンや、これらより重質の飽和および不飽和の炭化水素、
例えばペンタン、ヘキサンといったものや、潜在的に微
量の一層重質の炭化水素が含まれる。 なお、本明細書中においては、飽和および不飽和の炭
化水素は、炭化水素の炭素数を表示するCx+なる記号で
示される。また、記号「＋」は、下付き数字「ｘ」で示
された炭素原子数およびこれよりさらに多数の炭素原子
数の高分子量化合物を示すために用いられる。 低温での相分離、分縮または還流熱交換器、そして随
意的な蒸留塔の使用による本発明の重要かつ予期せざる
優れた効果は、特別なタイプの寒冷源から得られるもの
であり、そしてここでは多成分冷媒が、相対的に高い１
つの温度及び圧力水準と相対的に低いもう１つの温度お
よび圧力水準で運転される閉回路サイクルで使用され
る。実際には、この混合冷媒サイクルまたは多成分冷媒
サイクルは、高低２つの相対水準の蒸発冷媒を用いて運
転され、その１つは還流熱交換器又は分縮器におけるよ
り低温水準の寒冷のための軽質で相対的に低圧かつ低温
の混合物であり、他の１つは相分離器へ進む供給原料ガ
スのためかまたはより軽質の冷媒混合物を凝縮させるた
め、あるいは相分離器へ進む供給原料ガスのためかつよ
り軽質の冷媒混合物を凝縮させるための最初の熱交換機
における相対的に高温水準の寒冷のための重質で相対的
に高圧かつ相対的に高温の混合物である。 混合冷媒の総体的な組成とこれを部分凝縮させて軽量
蒸気と重質液体分とにする圧力水準は、、両熱交換器に
おける蒸発混合冷媒流と凝縮流との間で熱力学的に効果
的な温度差が得られるように選択される。混合冷媒また
は多成分冷媒の凝縮温度は、一般的に、利用可能な冷却
媒体、例えば周囲空気、冷却水または冷水などによって
定まる。これから、供給流中のC3およびこれより重質の
炭化水素を液体製品として凝縮し回収するのに必要な寒
冷を供給するエネルギー効率の高い方法がもたらされ
る。 あるいはまた、混合冷媒は、２つの蒸発圧力水準の多
成分冷媒のいずれかを使用するか、または供給原料ガス
の相分離からの重質液もしくは分縮器からの重質液を使
用することによって、任意選択的に結合された蒸留塔の
上部帯域での凝縮器用の寒冷を直接あるいは間接的に供
給することもできる。 本発明の多成分冷媒サイクルを用いると、多の寒冷供
給方法と比べて有意の動力の節約になる。例えば、第１
図の好ましい態様を使用すると、天然ガス供給流からC
3+炭化水素を回収するために本発明の混合冷媒頬を使用
した場合には、先に引用した先行技術のマッケンジーら
の文献に記載された混合冷媒法を使用した場合に比較し
て消費電力は46％少なくてすむ。同時に、この方法は、
マッケンジーらの方法の79％のC3回収率および97％のC
4+回収率を比べて、90％のC3回収率と100％のC4+成分回
収率を達成する。 これらの２つの方法には大きな違いがあり、これが本
発明による方法の優れた改善効果をもたらすものであ
る。即ち、マッケンジーらの方法では、多成分の冷媒は
圧縮され、部分業種されて、軽質蒸気と重質液体冷媒と
になり、この軽質蒸気は後に凝縮される。しかし、軽質
と重質の両液体は寒冷を供給するために同じ圧力で再蒸
発させられる。本発明では、、軽質冷媒混合物と重質冷
媒混合物を２つの異なる圧力水準で再蒸発させ、そして
これらの圧力水準は別個の熱交換器において寒冷をより
効果的に供給する（温度差をより小さくする）ために別
々に最適化することができる。 また、マッケンジーらの方法では、軽質と重質の両方
の混合媒体は本質的に同一の温度範囲、即ち周囲温度か
ら約−10゜F（−73℃）の範囲にわたり寒冷を供給する
ために使用される。本発明の方法では、軽質冷媒が主と
してより低い温度で寒冷を供給し、、そして重質冷媒が
より高温で寒冷を供給して、このこともやはり寒冷の供
給をより効果的にする。 第１図で説明される本発明の方法を、この明細書の従
来技術の説明のところで検討した米国特許出願公開明細
書の第２、３図雨のペトロフラックス（Petroflux）法
およびトムリンソンらによる論文の第２、３図の方法の
うちの、最もエネルギー効率的なものと比較すると、本
発明の使用する動力が35％少ないことがわかる。この従
来技術の上記の図に示されたペテロフラックス法では、
寒冷のために２段のカスケード寒冷サイクルを使用す
る。「単一ループ……混合冷媒」サイクルが可能性のあ
る代替方法として言及されている（該英国特許出願公開
明細書第４頁37行目参照）が、このほかのことは説明さ
れても示されておらず、そして更に、カスケード系を用
いたときのように「動力の節約はそれほど大きくない」
と述べられている。 上記の２つの先行技術のサイクルの性能を本発明の性
能を比較したものを、表１および表２に示す。 表１および表２に示された評価結果より分かるよう
に、本発明の方法による場合には、従来法による場合に
比べ、明らかに動力費が節減されると共に重質炭化水素
の回収率についてもマッケンジー法による場合に比べて
有利である。 〔実施例〕 本発明の方法の具体的態様を添付の図面に基づいて説
明する。 第１図を参照すると、65％のメタン、24％の窒素、3.
7％のエタン、2.5％のプロパン、1.9％のヘリウム、0.9
％のブタン、0.4％のイソブタン、0.4％のヘキサン、0.
3％のイソペンタン、0.2％のペンタンおよび残部の炭化
水素類と二酸化炭素を含む供給原料ガスが、温度100゜F
（38℃）、475psia（3272kPa（絶対圧））で管路10から
導入される。管路10の供給原料ガスを第１熱交換器14で
冷却し、得られた管路16のガスを次いで第２熱交換器18
で冷却するが、これら２つの熱交換器を検討の便宜上一
括して第１総合熱交換器と考える。これによって得られ
た冷却供給ガスは、管路20に−47゜F（−44℃）の温度
および469psia（3233kPa（絶対圧））で存在するので部
分的に凝縮される。次いでこれは相分離器22へ導入され
て、重質炭化水素を含む管路40の重質液流と、軽質ガス
成分を含む管路26の蒸気流とにされる。管路26中の蒸気
流は、還流熱交換器または分縮器からなる第２総合熱交
換器24に導入されてその中を上昇し、その間に管路26中
の蒸気流は部分凝縮され、そしてこの流れのうちの重質
分からなる凝縮した部分はこの熱交換器の通路を降下し
て管路26中の蒸気流を精留するための還流として働く。
管路26中の蒸気流から凝縮した部分は、適切な流量と温
度の条件下で相分離器22に戻り、管路40の重質液流とし
て最初に相分離された流れと一緒にされる。 分縮器24の上部から出てくる軽質成分は、温度−127
゜F（−88℃）、圧力469psia（3231kPa（絶対圧））で
管路28でもって取り出される。この管路の流れは、管路
30でもって、熱交換器24を通して戻され、そしてこの熱
交換器で再加熱されてから、管路32の流れとなって熱交
換器18と14を通り抜け、温度94゜F（34℃）、圧力462ps
ia（3183kPa（絶対圧））で管路34でもって取り出され
る。これは、圧縮機36でパイプラインの圧力に再圧縮
し、しかる後2.0％のヘリウム、26.2％の窒素、68.5％
のメタンおよび3.0％のエタンを残部のプロパンおよび
二酸化窒素とともに含む製品軽質ガスとして管路38で取
り出すことができる。 管路40の重質液流は、再加熱するために管路44を進ん
で熱交換器18に入り、次いで管路48を経て熱交換器14を
通過してから、更に精製するため管路50および管路52を
経て供給原料として蒸留塔54に供給される。蒸留塔54
は、その上部に凝縮器、底部に再沸器を備えて運転され
る。C3+炭化水素を含む重質炭化水素製品が蒸留塔54の
底部から管路56により取り出される。この蒸留塔54の底
部へ降下してくる液相の一部は管路58で取り出され、熱
交換器60で蒸発させられて、蒸留塔の再沸（リボイリン
グ）のため管路62を経て蒸留塔54に戻される。この回路
が再沸器を構成する。 第２の軽質ガス流が、蒸留塔54の上部から管路74でも
って取り出される。この軽質ガス流は、熱交換器24、18
及び14により再加熱されてから、管路76でこのプロセス
から94゜F（34℃）の温度、圧力56psia（385kPa（絶対
値））で出でゆき、そしてその後この流れは圧縮機78で
圧縮し、後段冷却し、さらに圧縮機80で圧縮して、管路
38の製品軽質ガス流と同様の成分特性を有する製品軽質
ガス流を構成する管路82の流れとして取り出される。 蒸留塔54は、約60psia（413kPa（絶対値））の圧力で
運転され、前述した再沸機能のほかに、冷却しようとす
る蒸気流を管路64で抜き出して熱交換器68で部分的に凝
縮させて管路66で還流として戻すことにより、塔の上部
に凝縮用の負荷が提供される。そしてこの回路が凝縮器
を構成する。 上記した第１図による方法を運転するのに必要な寒冷
の量の大部分は、閉回路方式で運転される多成分冷媒サ
イクルから得られる。この冷媒は任意の数の成分からな
っていてもよいが、好ましくは、窒素、メタン、エタ
ン、プロパン、ブタン、ペンタンおよびこれらの化合物
の不飽和誘導体からなる群から選ばれる。ここで説明し
ている態様においては、冷媒は主としてエタンよりな
り、少量のブタン、メタンおよびプロパンより構成され
ている。 第１図において、管路92の冷媒は温度が98゜F（37
℃）、圧力が43psia（296kPa（絶対圧））である。これ
を圧縮機94で圧縮し、後段冷却熱交換器96で後段冷却し
てから、さらに圧縮機98で圧縮し、後段冷却交換器100
で通常は冷却水との熱交換により再び後段冷却してか
ら、管路102でもって相分離器104へ導入する。管路102
の冷媒は、温度がほぼ100゜F（38℃）、圧力が350psia
（2411kPa（絶対圧））である。相分離器104において、
冷媒は管路114で取り出される軽質蒸気相と管路106で取
り出される重質液相とに分離される。 管路106の液相は、熱交換器14と18でそれ自体とのお
よびプロセス流との熱交換で冷却されてから、弁108に
より温度と圧力を下げられ、そして管路110でもって再
びこれらの熱交換器に導入される。管路110中の冷媒は
膨張させられて、−55゜F（−48℃）および49psia（337
kPa（絶対値））の相対的に高い温度と圧力にある。次
いで、冷媒は、熱交換器18および14においてプロセス
流、特に供給原料ガス流と間接熱交換して再加熱される
ことで寒冷を供給してから、管路112により戻されて管
路90の流れと合流される。 相分離器104からの軽質蒸気相の多成分冷媒は管路114
で取り出され、熱交換器14、18および24でそれ自体との
およびプロセス流との熱交換で冷却および凝縮されてか
ら、弁116で温度と圧力を下げられて、相対的に低い温
度および圧力であると見なされる−159゜F（−106℃）
の温度と21psia（144kPa（絶対圧））の圧力にされる。
次に、管路118のこの流れは、熱交換器24において分縮
のための冷却を行い、熱交換器18と14において供給原料
ガスの一部分の冷却を行い、この際に、この冷媒は流れ
122としてこれらの後者の二つの熱交換器を通り抜け、
そして温度96゜F（36℃）、圧力15psia（103kPa（絶対
値））で管路84に戻されてから、圧縮器86で再圧縮さ
れ、後段冷却熱交換器88で後段冷却されて、管路90に戻
される。 破線で示されるように、管路10の供給原料ガス流の分
岐流12を任意選択的に取り出して熱交換器60を通過さ
せ、蒸留塔54の再沸機能用の熱を供給してから、この分
割流を管路13で、管路16の冷却される供給原料ガスへ戻
すことができる。あるいはまた、図示されてはいない
が、圧縮器98からの冷媒を分岐させて、この分岐流を熱
交換機60を通過させそして管路102へ戻すことによっ
て、上記の再沸機能を働かせることもできる。 また、もう一つの変化工程として、相分離器22で供給
原料ガスから分離された管路40の重質液流からの寒冷を
利用することが考えられ、この際には当該重質液流の一
部分または全部を管路42で取り出して、これを熱交換器
または分縮器24でさらに冷却してから管路70で減圧し、
そして蒸留塔54の上部用に凝縮負荷を供給する凝縮用の
熱交換器68で再加熱することができる。再加熱された後
の重質液流は、管路72で管路44の主要な流れへ戻すこと
ができる。この場合、必要とされるわけではないが、熱
交換器18を部分的に通すだけで管路46により流れを取り
出して、これを管路52を通して蒸留塔54へ導入すること
が好ましいことがある。 さらに別の変化工程は、管路28の軽質ガス流を追加の
寒冷源として使用するのを可能にし、この場合には、こ
の流れの全部または一部分を管路124で分岐させて流れ1
26と128に分割して、所望ならば全部または一部分の流
れを熱交換器24を通過させ、それから合流させた管路13
0の流れを１または２基以上の膨張タービン132でさらに
低温、低圧になるように膨張させ、そして管路134で管
路30に戻して還流熱交換器または分縮器24における寒冷
負荷を供給する。 最後の変化工程は、多成分冷媒の分岐流を管路120で
取り出して管路120Aを通して凝縮用熱交換器68へ導入
し、そして寒冷を供給後に管路120Bで回収するのを可能
にする。管路120Bの混合成分の冷媒は、次いで例えば管
路120Cでもって、低圧水準の多成分冷媒の主管路84へ戻
される。 上述のように、重質液は、高純度のC3+炭化水素製品
を製造するために蒸留塔で精留して残留メタンおよびC2
炭化水素の一方または両方、あるいは他の軽質ガスを除
去することができるが、この蒸留工程は、高純度が必要
ない場合には、本発明の一部の態様において必要とされ
ない。 相分離器22には、この相分離器で分離された最初の
（第１の）重質液を、熱交換器24を通過する管路26の蒸
気流の分縮から得られた付加的な（第２の）重質液から
隔離するように邪魔板（バッフル）を挿入することが可
能である。これらの２つの重質液流は製品として回収さ
れるか、または蒸留塔54への供給原料として回収され
る。 第１および第２の重質液流は合流させるよりも、むし
ろ別々に回収することが、必要ではないが好ましいこと
がある。例えば、寒冷の回収をより効率的なものにする
ため、第１および第２の液体流を別個に蒸留塔へ導入し
て、蒸留塔の運転をより効率的にし、あるいはこれら２
つの重質液流を別々に加熱することが望ましいことがあ
る。 本発明の好ましい態様は還流熱交換器を使用するとは
言うものの、第２図に示すように部分凝縮と相分離の別
の工程を使用することが可能である。第２図は、全工程
のうちの軽質蒸気流処理の部分のみを切り離したものを
示している。そのほかについては、本質的に第１図のよ
うに構成され、運転される。従って、第２図の管路220
（第１図の管路20と同様のもの）の供給原料ガス流が第
１の相分離器222に導入され、管路226の蒸気流が取り出
されて熱交換器224で還流することなく冷却されてか
ら、管路228の冷却された蒸気流が第２の相分離器230へ
導入される。この第２相分離器230では、最終的な軽質
ガス流が管路232で取り出され、任意選択的に熱交換器2
24で再加熱され、そして管路234によって膨張タービン2
36に導入されて温度および圧力を低下させた後に、管路
238によって熱交換器224に戻されて付加的な寒冷を供給
する。この流れは管路240で取り出されて、第１図の管
路32の流れと同じように処理される。第２相分離器230
からの管路242の重質液流は、ポンプ244において加圧し
てから、熱交換器224で再加熱し、管路246で取り出し
て、そして第１相分離器222からの管路248で取り出して
ポンプ250で昇圧した後の重質液流と合流して、管路252
の合流重質液流となり、これは第１図の管路40の流れと
同じように処理される。第１および第２相分離器からの
重質液は、任意選択的に、それぞれ別個に回収してもよ
い。その他の工程は全て第１図に示されたものと同様で
あるが、この第２図の構成は、直列の部分凝縮および相
分離工程を第１図の単一の部分凝縮、相分離そして分縮
工程と交換したものである。 本発明の種々の好ましい態様を詳しく述べてきたが、
それらでは本発明の特定の構成が上記の表１と表２に示
されているように従来技術の種々のサイクルを上回る予
期されずかつ有意の利益を提供している。これらの表で
示されている、そのようなサイクルを上回る本発明の比
較分析の結果の劇的降下は、本発明の特有の新規性を証
明しており、かつそのような軽質ガス流の処理における
明らかな改良と効率とを示している。
【図面の簡単な説明】 第１図は本発明の好ましい態様の工程図であって、図中
破線でもって一部の変化工程例を示している工程図であ
り、第２図は本発明の第１図の態様における分縮による
精留に代えて２段の部分凝縮と相分離を行った場合の該
当部分の部分工程図である。 10……管路、12……分岐流、 14……熱交換器、16……管路、 18……熱交換器、20……管路、 22……相分離器、24……熱交換器、 26,28,30,32,34……管路、36……圧縮機、 38,40,42,44,46,48,52……管路、54……蒸留塔、 56,58……管路、60……熱交換器、 62,64,66……管路、68……熱交換器、 70,72,74,76……管路、78,80……圧縮機、 82,84……管路、86……圧縮機、 88……後段冷却熱交換器、90,92……管路、 94……圧縮機、96……後段冷却熱交換器、 98……圧縮機、100……後段冷却熱交換器、 102……管路、104……相分離器、 106……管路、108……弁、 110,112,114……管路、116……弁、 118,120,120A,120B,120C……管路、 122……流れ、124,126,128,130……管路、、 132……膨脹タービン、134……管路、 220……管路、222……第１相分離器、 224……熱交換器、226,228……管路、 230……第２相分離器、232,234……管路、 236……膨張タービン、240……管路、 242……管路、244……ポンプ、 246,248……管路、250……ポンプ、 252……管路。
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (56)参考文献 特開 昭60−96686（ＪＰ，Ａ) 米国特許4584006（ＵＳ，Ａ) 米国特許4461634（ＵＳ，Ａ) 米国特許4272267（ＵＳ，Ａ)

Claims (1)

  1. (57)【特許請求の範囲】 １．相対的に高い１つの温度および圧力水準と相対的に
    低いもう１つの温度および圧力水準で運転される閉回路
    多成分冷媒サイクルを使用して、供給原料ガス（10）
    を、C3+炭化水素を含む重質炭化水素製品（56）と、
    H2、N2、CO、CO2、メタンおよびC2炭化水素のうち少な
    くとも１つを含む軽質ガス流（38）とに低温で分離する
    方法であって、 （ａ）供給原料ガス（10）を相対的に高い温度および圧
    力水準の当該多成分冷媒（110）と間接熱交換させるこ
    とにより冷却して、当該ガスを部分凝縮させる工程、 （ｂ）部分凝縮された供給原料ガス（20）を重質炭化水
    素を含む重質液（40）と供給原料の軽質ガス成分を含む
    蒸気流（26）とに相分離する工程、 （ｃ）この蒸気流（26）を低温分縮により精留して軽質
    ガス流（28）と追加の重質液とにし、この際にこの精留
    を、少なくとも一部分は、相対的に低い温度および圧力
    水準の当該多成分冷媒（118）との間接熱交換により行
    う工程、 （ｄ）上記の重質液（40）をC3+炭化水素を含む重質炭
    化水素製品として取り出す工程、 （ｅ）工程（ｃ）からの軽質ガス流（28）を、H2、N2、
    CO、CO2、メタンおよびC2炭化水素のうち少なくとも１
    つを含む製品軽質ガス流（38）として取り出す工程、お
    よび、 （ｆ）当該方法のために必要な量の寒冷の大部分を上記
    の閉回路多成分冷媒サイクルから供給し、この際に、当
    該冷媒を部分凝縮させ、相分離（104）し、蒸気相（11
    4）を冷却し、凝縮させ、膨張（116）させて相対的に低
    い温度および圧力水準にし、これを精留される上記の蒸
    気流（26）との間接熱交換（24）によって再加熱し、次
    いで再圧縮（86）して中間の圧力にする一方、液相（10
    6）を冷却し、膨張（108）させて相対的に高い温度およ
    び圧力水準にし、これを供給原料ガス（16、10）との間
    接熱交換（18、14）により再加熱し、上記の中間圧力の
    冷媒（90）と合流させ、そして合流させた冷媒（92）
    を、当該冷媒を部分的に凝縮させて当該回路を完結する
    のに十分なだけ高圧に圧縮（94、98）しかつ後段冷却
    （96、100）する工程、 を含む、供給原料ガスの低温分離方法。 ２．前記供給原料ガス中のC3炭化水素の少なくとも90％
    を前記重質炭化水素製品中に回収する、請求項１記載の
    方法。 ３．前記供給原料ガス中のC3炭化水素の少なくとも98％
    を前記重質炭化水素製品中に回収する、請求項１記載の
    方法。 ４．前記分縮を行うのに必要な寒冷の一部を、前記軽質
    ガス流を１又は２基以上の膨張装置により膨張させるこ
    とで当該軽質ガス流の温度と圧力を低下させることによ
    り供給する、請求項１記載の方法。 ５．前記多成分冷媒が、窒素、メタン、エタン、プロパ
    ン、ブタン、ペンタンおよびおれらの化合物の不飽和誘
    導体からなる群から選択された２種以上の成分から主と
    して構成される、請求項１記載の方法。 ６．前記軽質ガス流が主としてメタンである、請求項１
    記載の方法。 ７．相対的に高い１つの温度および圧力水準と相対的に
    低いもう１つの温度および圧力水準で運転される閉回路
    成分冷媒サイクルを使用して、供給原料ガス（10）を、
    C3+炭化水素を含む重質炭化水素製品（56）と、H2、
    N2、CO、CO2、メタンおよびC2炭化水素のうちの少なく
    とも１つを含む軽質ガス流（38）とに低温で分離する方
    法であって、 （ａ）供給原料ガス（10）を相対的に高い温度および圧
    力水準の当該多成分冷媒（110）と間接熱交換させるこ
    とにより冷却して、当該ガスを部分凝縮させる工程、 （ｂ）部分凝縮された供給原料ガス（20）を重質炭化水
    素を含む重質液（40）と供給原料の軽質ガス成分を含む
    蒸気流（26）とに相分離する工程、 （ｃ）この蒸気流（26）を低温分縮により精留して第１
    の軽質ガス流（28）と追加の重質液とにし、この際にこ
    の精留を、少なくとも一部分は、相対的に低い温度およ
    び圧力水準の当該多成分冷媒（118）との間接熱交換に
    より行う工程、 （ｄ）上記の重質液（40）を蒸留塔（54）へこの塔への
    供給原料として導入する工程、 （ｅ）工程（ｄ）の当該液（40）を上記蒸留塔（54）で
    分離して、この塔の下部帯域から得られるC3+炭化水素
    を含む重質炭化水素製品（56）とこの塔の上部帯域から
    得られる第２の軽質ガス流（74）とにする工程、 （ｆ）工程（ｃ）からの第１の軽質ガス流（28）と工程
    （ｅ）からの第２の軽質ガス流（74）を、H2、N2、CO、
    CO2、メタンおよびC2炭化水素のうち少なくとも１つを
    含む製品軽質ガス流（38、82）として取り出す工程、お
    よび、 （ｇ）当該方法のために必要な量の寒冷の大部分を上記
    の閉回路多成分冷媒サイクルから供給し、この際に、当
    該冷媒を部分凝縮させ、相分離（104）し、蒸気相（11
    4）を冷却し、凝縮させ、膨張（116）させて相対的に低
    い温度および圧力水準にし、これを精留される上記第１
    の蒸気流（26）との間接熱交換（24）によって再加熱
    し、次いで再圧縮（86）して中間の圧力にする一方、液
    相（106）を冷却し、膨張（108）させて相対的に高い温
    度および圧力水準にし、これを供給原料ガス（16、10）
    との間接熱交換（18、14）により再加熱し、上記の中間
    圧力の冷媒（90）と合流させ、そして合流させた冷媒
    （92）を、当該冷媒を部分的に凝縮させて当該回路を完
    結するのに十分なだけ高圧に圧縮（94、98）しかつ後段
    冷却（96、100）する工程、 を含む、供給原料ガスの低温分離方法。 ８．前記供給原料ガス中のC3炭化水素の少なくとも95％
    を前記重質炭化水素製品中に回収する、請求項７記載の
    方法。 ９．工程（ｃ）で得られた重質液の流れを前記蒸留塔の
    上部帯域と間接熱交換させてこの蒸留塔に還流の負荷を
    供給する、請求項７記載の方法。 １０．前記多成分冷媒を前記蒸留塔の上部帯域と間接熱
    交換させてこの蒸留塔に還流の負荷を供給する、請求項
    ７記載の方法。 １１．前記供給原料ガスの分岐流または全部を前記蒸留
    塔の下部帯域と間接熱交換させてこの蒸留塔に再沸の負
    荷を供給する、請求項７記載の方法。 １２．前記多成分冷媒を前記蒸留塔の下部帯域と間接熱
    交換させてこの蒸留塔に再沸の負荷を供給する、請求項
    ７記載の方法。 １３．前記第１の軽質ガス流と前記第２の軽質ガス流と
    を合流させて製品軽質ガスとする、請求項７記載の方
    法。 １４．相対的に高い１つの温度および圧力水準と相対的
    に低いもう１つの温度および圧力水準で運転され閉回路
    多成分冷媒サイクルを使用して、供給原料ガス（10）
    を、C3+炭化水素を含む重質炭化水素流（56）と、H2、N
    2、CO、CO2およびC2炭化水素のうち少なくとも１つを含
    む軽質ガス流（38）とに低温で分離する方法であって、 （ａ）供給原料ガス（10）を相対的に高い温度および圧
    力水準の当該多成分冷媒（110）と間接熱交換させるこ
    とにより冷却して、当該ガスを部分凝縮させる工程、 （ｂ）部分凝縮された供給原料ガス（220）を重質炭化
    水素を含む重質液流（248）と供給原料の軽質ガス成分
    を含む蒸気流（226）とに相分離する工程、 （ｃ）この蒸気流（226）をさらに冷却（224）し、相分
    離（230）して第１の軽質ガス流（232）と追加の重質液
    （242）とにし、この際にこの冷却の少なくとも一部分
    を、相対的に低い温度および圧力水準の当該多成分冷媒
    （118）との間接熱交換により行う工程、 （ｄ）上記の重質液を蒸留塔（54）へこの塔への供給原
    料として導入する工程、 （ｅ）工程（ｄ）の当該液を上記蒸留塔（54）で分離し
    て、この塔の下部帯域から得られるC3+炭化水素を含む
    重質炭化水素製品（56）とこの塔の上部帯域から得られ
    る第２の軽質ガス流（74）とにする工程、 （ｆ）工程（ｃ）からの第１の軽質ガス流（28）と工程
    （ｅ）からの第２の軽質ガス流（74）を、H2、N2、CO、
    CO2、メタンおよびC2炭化水素のうち少なくとも１つを
    含む製品軽質ガス流（38、32）として取り出す工程、お
    よび、 （ｇ）当該方法のために必要な量の寒冷の大部分を上記
    の閉回路多成分冷媒サイクルから供給し、この際に、当
    該冷媒を部分凝縮させ、相分離（104）し、蒸気相（11
    4）を冷却し、凝縮させ、膨張（116）させて相対的に低
    い温度および圧力水準にし、これを冷却される上記第１
    の蒸気流（26）との間接熱交換（24）によって再加熱
    し、次いで再圧縮（86）して中間の圧力にする一方、液
    相（106）を冷却し、膨張（108）させて相対的に高い温
    度および圧力水準にし、これを供給原料ガス（16、10）
    との間接熱交換（18、14）により再加熱し、上記の中間
    圧力の冷媒（90）と合流させ、そして合流させた冷媒
    （92）を、当該冷媒を部分的に凝縮させて当該回路を完
    結するのに十分なだけ高圧に圧縮（94、98）しかつ後段
    冷却（96、100）する工程、 を含む、供給原料ガスの低温分離方法。
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