JP3221570B2 - 炭化水素ガス処理 - Google Patents

炭化水素ガス処理

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Description

【発明の詳細な説明】 発明の背景 本発明は、炭化水素を含有するガスを分離する方法に
関するものである。
天然ガス、精油所ガス、および石炭、原油、ナフサ、
油母ケツ岩、タールサンド、および褐炭のような他の炭
化水素材から得られた合成ガス流のような様々なガスか
ら、プロピレン、プロパンおよび／またはより重い炭化
水素を回収することができる。天然ガスは通常、大部分
がメタンおよびエタンであり、すなわち、メタンおよび
エタンが合せてこのガスの少なくとも50モルパーセント
を占める。天然ガスはまた、プロパン、ブタン、ペンタ
ン等のようなより重い炭化水素、並びに水素、窒素、二
酸化炭素および他のガスを比較的少量含んでいる。
本発明は、広く、そのようなガス流からのプロピレ
ン、プロパンおよびより重い炭化水素の回収に関するも
のである。本発明により処理すべきガス流の典型的な分
析結果は、およびそのモルパーセントで表して、92.6％
のメタン、4.7％のエタンおよび他のC2成分、1.0％のプ
ロパンおよび他のC3成分、0.2％のイソブタン、0.2％の
ノルマルブタン、0.16％のペンタンと、残りの量の窒素
および二酸化炭素である。硫黄含有ガスが存在すること
もある。
天然ガスおよびその液化天然ガス（NGL）成分の両方
の価格の歴史的に周期的な変動により、液化産物として
のプロパンおよびより重い成分の利益価値が減少してき
た。これにより、これらの産物をより効率的に回収でき
る工程が必要とされてきた。これらの物質を分離するた
めの現在利用されている工程には、ガスの冷却と冷凍、
油の吸収、および冷凍した油の吸収に基づくものが含ま
れる。さらに、極低温工程が、処理されているガスを膨
脹させると同時に、それから熱を取り出しながら、動力
を発生させる経済的な装置が利用できるために普及して
きた。ガス供給源の圧力、ガスの豊富さ（エタンおよび
より重い炭化水素の含有量）、および所望の末端産物に
依存して、これらの工程の各々またはそれらの組合せを
用いてもよい。
この極低温工程は今では、始動時の容易さ、操作の融
通性、良好な効率、安全性、および良好な信頼性が最大
に得られるので、プロパンの回収にとって一般的に好ま
れている。米国特許第4,157,904号、同第4,171,964号、
同4,251,249号、同第4,278,457号、同第4,519,824号、
同第4,617,039号、同第4,687,499号、同第4,689,063
号、同第4,690,702号、同第4,854,955号、同第4,869,74
0号、同第4,889,545号、同第5,275,005号、米国再発行
特許第33,408号、同時係属出願第08/337,172号および同
第08/696,114号には、関連する工程が記載されている。
典型的な極低温膨脹回収工程において、圧力下の供給
ガス流が、プロパン圧縮冷凍装置のような冷凍の外部供
給源および／またはその工程の他の流れとの熱交換によ
り冷却されている。このガスが冷却されるときに、液体
が、一つ以上の分離器内で所望のC3＋成分のいくつかを
含有する高圧液体として、凝縮され、採集されるかもし
れない。ガスの豊富さおよび形成された液体の量に依存
して、高圧液体をより低圧まで膨脹させ、精留してもよ
い。液体の膨脹中に生じる気化により、さらにその流れ
が冷却される。ある条件下において、膨脹により生じる
温度をさらに低下させるために、膨脹の前に高圧液体を
予備冷却することが望ましいかもしれない。液体および
蒸気の混合物からなる膨脹した流れは、蒸留（脱エタン
器）塔内で精留される。この塔内において、膨脹冷却さ
れた流れを蒸留して、底部にある液体産物としての所望
のC3成分およびより重い炭化水素成分から、頂部の蒸気
としての残留メタン、エタン、窒素、および他の揮発性
ガスを分離する。
この供給ガスが全体的に凝縮されない（典型的にはさ
れない）場合、部分凝縮により残留する蒸気を膨脹操作
装置（work expansion machine）またはエンジンもしく
は膨脹弁を通過させて、その流れのさらなる冷却の結果
としてさらなる液体が凝縮するようなより低い圧力とし
ても差し支えない。膨脹後の圧力は、蒸留塔が運転され
る圧力よりわずかに低い。次いで、膨脹した流れは、吸
収塔の下側セクションに進入し、冷たい液体と接触し
て、その膨脹した流れの蒸気部分からC3成分およびより
重い成分を吸収する。次いで、吸収塔からの液体は、塔
上部の供給位置で脱エタン器の塔中にポンプで送り込ま
れる。
脱エタン器からの頂部の蒸留流は、吸収塔からの残留
ガスと熱交換関係で通過し、冷却され、脱エタン器から
の蒸気流の少なくとも一部を凝集させる。次いで、冷却
された蒸気流が、その流れ中に含まれた冷たい液体が前
述したように膨脹した流れの蒸気部分と接触できる。吸
収塔の上側セクションに進入する。典型的に、冷却され
た蒸気流の蒸気部分（もしあれば）および吸収器の頂部
の蒸気が、残留メタンおよびエタン産物ガスとして、吸
収塔内の上側の分離器セクション内で一緒になる。ある
いは、冷却された蒸留流は、分離器に供給されて、蒸気
流および液体流となるようにされてもよい。この蒸気は
吸収塔の頂部流と組み合わされ、この液体は塔頂部の供
給流として吸収塔に供給される。
この工程（供給ガス中の実質的に全てのメタンおよび
C2成分を含み、C3成分およびより重い炭化水素成分を実
質的に全く含まない、この工程から放出される残留ガス
と、実質的に全てのC3成分およびより重い炭化水素成分
を含み、メタン、C2成分またはより揮発性の成分を実質
的に含まない。脱メタン器から放出される底部分画とを
製造する）中に行われる分離では、供給ガスの冷却、脱
エタン器のリボイル、脱エタン器の還流、および／また
は残留ガスの再圧縮のためにエネルギーが消費される。
本発明は、吸収塔および脱エタン塔を単一の精留塔に組
み込めることにより、この分離を実質的により低い資本
費で行う手段を提供する。ある場合には、本発明は、産
物の回収を改良するおよび／または所望の産物の回収に
必要な設備の必要条件（冷却、リボイル、還流、および
／または再圧縮）を減少させる。
本発明によれば、残留ガス流に対してC2成分を実質的
に完全に拒絶しながら、93パーセントを越えるC3の回収
を維持できることが分かった。さらに、本発明により、
C3成分およびより重い炭化水素成分からC2成分およびよ
り軽い成分をより減少したエネルギー必要条件で実質的
に100パーセントで分離できる。本発明は、より低い圧
力およびより暖かい温度でも適用できるけれども、−50
゜F（−46℃）以下の塔頂部の温度を必要とする条件下
で、400psiaから800psia以上の範囲の供給ガスを処理す
る場合に、特に有利である。
本発明をより理解するために、以下の実施例および図
面を参照する。
図１は、米国特許第4,617,039号による従来技術の極
低温天然ガス処理プラントの流れ図である。
図２は、同時係属出願である米国特許出願第08/696,1
14号による代替装置の極低温膨脹天然ガス処理プラント
の流れ図である。
図３は、同時係属出願である米国特許出願第08/696,1
14号による第二の代替装置の極低温膨脹天然ガス処理プ
ラントの流れ図である。
図４は、本発明による天然ガス処理プラントの流れ図
である。
図５は、本発明を天然ガス流に適用する代替手段を説
明する流れ図である。
図６は、本発明を天然ガス流に適用する別の代替手段
を説明する流れ図である。
上述した図面の以下の説明において、代表的な処理条
件に関して計算した流量が表に要約されている。ここに
示されている表において、流量の値（一時間当たりのボ
ンドモル）が、便宜上最も近い整数に四捨五入されてい
る。表に示された全流れの流量は、全ての非炭化水素成
分を含み、したがって、炭化水素成分に関する流れの流
量の合計よりも一般的に大きい。表示された温度は、最
も近い度に四捨五入された近似値である。図面に示され
た工程を比較する目的のために行われた工程設計計算
は、その工程へ（から）の周囲から（へ）の熱の漏れが
ないという前提に基づいている。市販の断熱材の品質に
より、これは非常に妥当となり、典型的に当業者により
行われているものとなる。
従来技術の説明 ここで図１を参照する。ここに記載する従来技術の工
程のシミュレーションにおいて、流入ガスが流れ31とし
て80゜F（26.7℃）および580psiaでプラントに進入す
る。流入ガスが、産物の流れを仕様を満たさないように
する濃度の硫黄化合物を含む場合、その硫黄化合物は、
供給ガスの適切な前処理（図示せず）により除去され
る。さらに、供給流は通常、脱水されて、水和物（氷）
が極低温条件下で形成されるのを防いでいる。この目的
には、典型的に固体乾燥剤が用いられる。
供給流31は、97゜F（−71.7℃）の冷たい残留ガス
（流れ34a）および−91゜F（−68.3℃）の分離器の液体
（流れ33a）との熱交換により交換器10内で冷却される
（図示された冷却操作に関して一つより多くの熱交換器
を使用するか否かに関する決断は、限定するものではな
いが、流入ガス流量、熱交換器のサイズ、流れの温度等
を含む様々な要因に依存する）。冷却された流れ31a
は、蒸気（流れ32）が、凝縮された液体（液体33）から
分離される分離器11に−73゜F（−58℃）および570psia
で進入する。
分離器11からの蒸気（流れ32）は、機械的エネルギー
が高圧供給流のこの部分から引き出される膨脹操作装置
13に進入する。この装置13は、この蒸気を約570psiaの
圧力から約353psiaの圧力まで実質的に等エントロピー
的に膨脹させ、この膨脹操作により、膨脹された流れ32
aが約−110゜F（−79℃）の温度まで冷却される。この
膨脹され、部分的に凝縮された流れ32aは、分離器／吸
収体15の下側領域にある吸収セクション15bに供給され
る。この膨脹した流れの液体部分が、吸収セクションか
ら下降する液体と混合し、この混合された液体流35が分
離器／吸収体15の底部から−111゜F（−79.4℃）で排出
される。膨脹された流れの蒸気部分は、吸収セクション
を通って上昇し、下降する冷たい液体と接触して、プロ
パンおよびより重い成分を凝縮し、吸収する。
分離器／吸収体15は、複数の垂直に間隔のおかれたト
レイ、一つ以上の充填層、またはトレイと充填層とのい
くつかの組合せを含む従来の蒸留塔である。天然ガス処
理プラントにおいてよくあるように、分離器／吸収体の
塔は、二つのセクションからなっていてもよい。上側の
セクション15aは、頂部供給流に含まれる蒸気がその対
応する液体部分から分離され、下側の蒸留または吸収セ
クション15bから上昇する蒸気が、この頂部供給流の蒸
気部分（もしあれば）と混合されて、塔の頂部から排出
される冷たい蒸留流34を形成する分離器である。下側の
吸収部分15bは、トレイおよび／または充填層を含み、
下降する液体と、上昇する蒸気との間の必要な接触を提
供して、プロパンおよびより重い成分を凝縮し、吸収す
る。
分離器／吸収体15の底部からの混合液体流35は、ポン
プ16により脱エタン器17に冷たい塔頂部供給流（流れ35
a）として供給される。分離器からの液体（流れ33）
は、前述したように流入する供給ガスを冷却する前に流
れ33を−91゜F（−68.3℃）に冷却する（流れ33a）、膨
脹弁12により脱エタン器17の運転圧力である368psiaよ
りわずかに高くフラッシュ膨脹される。次いで、今では
65゜F（18.3℃）の流れ33bが、中部塔供給点で脱エタン
器17に進入して、そのメタンおよびC2成分が除去され
る。
368psiaで運転している塔17内の脱エタン器もまた、
複数の垂直に間隔のおかれたトレイ、一つ以上の充填
層、またはトレイと充填層とのいくつかの組合せを含む
従来の蒸留塔である。この脱エタン塔も、二つのセクシ
ョンからなっていてもよい：頂部供給流に含まれる蒸気
がその対応する液体部分から分離され、下側の蒸留また
は脱エタンセクション17bから上昇する蒸気が、この頂
部供給流の蒸気部分（もしあれば）と混合されて、塔の
頂部から排出される蒸留流36を形成する上側セクション
17a;およびトレイおよび／または充填層を含んで、下降
する液体と、上昇する蒸気との間の必要な接触を提供す
る下側の脱エタンセクション17b。この脱エタンセクシ
ョン17bは、塔の底部で液体の一部を加熱し、蒸発させ
て、この塔中を上昇してメタンおよびC2成分の液体産物
である流れ37を取り除く除去蒸気を提供するリボイラー
18も備えている。底部の液体産物の典型的な仕様は、モ
ル基準でエタン対プロパンの比率が0.02:1であることで
ある。液体産物の流れ37は、脱エタン器の底部から186
゜F（85.6℃）で排出され、貯蔵所に流れ込む前に熱交
換器19内で110゜F（43℃）まで冷却される。
脱エタン器17内の運転圧力は、分離器／吸収体15の運
転圧力よりやや高く維持される。これによって、脱エタ
ン器の頂部蒸気（流れ36）が、流れを熱交換器20に通
し、したがって、分離器／吸収体15の上側セクション中
に流すように圧力を加えられる。熱交換器20において、
−21゜F（−29.4℃）の脱エタン器の頂部流は、頂部流
を−116゜F（−82℃）に冷却し、これを部分的に凝縮す
る、分離器／吸収体15からの頂部流（流れ34）との熱交
換の関係に向けられる。次いで、部分的に凝縮された流
れは、分離器／吸収体15の分離セクションに供給され、
したがって、その凝縮された液体が分離されて、吸収セ
クションを通って上昇する蒸気と接触する冷たい液体と
なる。
分離器／吸収体15の頂部から−117゜F（−82.8℃）で
排出される蒸留流は、冷たい残留ガス流34である。この
残留ガス流は、熱交換器20内の脱エタン器からの頂部流
36と反対方向に通過し、この脱エタン器からの頂部流を
冷却し、部分的に凝縮するときに、−97゜F（−71.7
℃）まで暖められる（流れ34a）。この残留ガス流はさ
らに、熱交換器10内の流入する供給ガスと反対方向に通
過するときに75゜F（23.9℃）まで暖められる（流れ34
b）。次いで、残留ガス流は、二段階で再圧縮される。
その第一段階は、膨脹装置13により駆動される圧縮機14
である。第二段階は、残留ガス流（流れ34d）を販売ラ
イン圧力（sales line pressure）まで圧縮する。補助
動力源により駆動される圧縮機22である。排出冷却器23
内で冷却された後、残留ガス産物（流れ34e）が110゜F
（43℃）および613psiaで販売ガスパイプラインに流動
する。
図１に示した工程に関する流れの流量およびエネルギ
ー消費の概要が以下の表に記載されている： 同時係属特許出願の説明 同時係属の米国特許出願第08/696,114号に開示され
た、上述した従来技術の改良の一つが図２に示されてい
る。図２に示した工程において検討された供給ガスの組
成および条件は、図１のものと同一である。
図２の工程のシミュレーションにおいて、供給ガスは
流れ31として80゜F（26.7℃）および580psiaの圧力で進
入する。この供給流31は、−88゜F（−66.7℃）の冷た
い残留ガス（流れ34a）、−92゜F（−68.9℃）の分離器
からの液体（流れ33a）、および−107゜F（−77.2℃）
の分離器／吸収体からの液体（流れ35a）との熱交換に
より、交換器10内で冷却される。冷却された流れ31a
は、蒸気（流れ32）が、凝縮された液体（流れ33）から
分離される、分離器11に−78゜F（−61.1℃）および570
psiaで進入する。
分離器11からの蒸気（流れ32）は、機械的エネルギー
が高圧供給流のこの部分から引き出される。膨脹操作装
置13に進入する。この装置13は、この蒸気を約570psia
の圧力から約396psiaの圧力（分離器／吸収体15の運転
圧力）まで実質的に等エントロピー的に膨脹させ、この
膨脹操作により、膨脹された流れ32aを約−107゜F（−7
7.2℃）の温度まで冷却する。この膨脹され、部分的に
凝縮された流れ32aは、分離器／吸収体15の下側のセク
ションに進入する。膨脹された流れの液体部分は、吸収
セクションから下降する液体と混合され、この混合され
た液体流35は、−108゜F（−77.8℃）で分離器／吸収体
15の底部から排出される。膨脹された流れの蒸気部分
は、吸収セクションを通って上昇し、下降する冷たい液
体と接触して、プロパンおよびより重い成分を凝縮し、
吸収する。
分離器／吸収体15の底部からの混合された液体流35
は、ポンプ16により熱交換器10に送られ、ここで、それ
が（流れ35a）前述したように流入する供給ガスを冷却
するときに加熱される。混合された液体流は、−46゜F
（−43.3℃）まで加熱され、脱エタン器17への塔中央部
の供給流として供給される前に、部分的に流れ35bを蒸
発させる。分離器からの液体（流れ33）は、前述したよ
うに流入する供給ガスを冷却する前に流れ33を−92゜F
（−68.9℃）に冷却する（流れ33a）、膨脹弁12により
脱エタン器17の411psiaの運転圧力よりもやや高くフラ
ッシュ膨脹される。次いで、今では70゜F（21.1℃）の
流れ33bは、塔中央部の下側の供給点で脱エタン器17に
進入する。この脱エタン器において、流れ35bおよび33b
は、それらのメタンおよびC2成分が除去される。得られ
た液体産物流37は、198゜F（92.2℃）で脱エタン器の底
部から排出され、貯蔵所に流入する前に熱交換器19内で
110゜F（43℃）に冷却される（流れ37a）。
脱エタン器17内の運転圧力は、分離器／吸収体15の運
転圧力よりもわずかに高く維持される。これによって、
脱エタン器の頂部蒸気（流れ36）が、流れを熱交換器20
に通し、したがって、分離器／吸収体15の上側セクショ
ン中に流すように圧力を加えられる。熱交換器20におい
て、−25゜F（−31.6℃）の脱エタン器の頂部流は、頂
部流を−112゜F（−80℃）に冷却し、これを部分的に凝
縮する、分離器／吸収体15からの頂部流（流れ34）と熱
交換の関係に向けられる。次いで、部分的に凝縮された
流れは、分離器／吸収体15の分離セクションに供給さ
れ、ここで、その凝縮された液体が凝縮されていない蒸
気から分離される。その凝縮されていない蒸気は、下側
の吸収セクションから上昇する蒸気と混合されて、分離
器／吸収体15の上側領域から排出される冷たい蒸留流34
を形成する。凝縮された液体は、二つの部分に分割され
る。一つの部分である流れ40は、吸収セクションを通っ
て上昇する蒸気と接触する冷たい液体として、分離器／
吸収体15の下側の吸収セクションに送られる。他方の部
分である流れ39は、ポンプ21により還流として脱エタン
器17に供給され、この還流39aは脱エタン器17の頂部供
給点に−112゜F（−80℃）で流入する。
分離器／吸収体15の頂部から−113゜F（80.6℃）で排
出される蒸留流は、冷たい残留ガス流34である。この残
留ガス流は、熱交換器20内の脱エタン器からの頂部流36
と反対方向に通過し、この脱エタン器からの頂部流を冷
却し、部分的に凝縮するときに、−88゜F（−66.7℃）
まで暖められる（流れ34a）。この残留ガス流はさら
に、熱交換器10内の流入する供給ガスと反対方向に通過
するときに75゜F（23.9℃）まで暖められる（流れ34
b）。次いで、残留ガス流は、二段階で再圧縮される。
その第一段階は、膨脹装置13により駆動される圧縮機14
である。第二段階は、残留ガス流（流れ34d）を販売ラ
イン圧力まで圧縮する、補助動力源により駆動される圧
縮機22である。排出冷却器23内で冷却された後、残留ガ
ス産物（流れ34e）が110゜F（43℃）および613psiaで販
売ガスパイプラインに流動する。
図２に示した工程に関する流れの流量およびエネルギ
ー消費の概要が以下の表に記載されている： 同時係属特許出願第08/696,114号に開示された、上述し
た図１の従来技術の工程の別の改良が図３に示されてい
る。図３に示した工程において検討された供給ガスの組
成および条件は、図１および２におけるものと同一であ
る。
図３の工程のシミュレーションにおいて、供給ガスの
冷却および膨脹の様式は、図２に用いたものと実質的に
同一である。それらの間の差は、分離器／吸収体15から
の混合液体流の、熱交換器10内で流入する供給ガスを冷
却することにより部分的に暖められた（流れ35b）後の
配置にある。図３を参照する。ポンプ16からの流れ35a
は、図２に関して前述したように、流入する供給ガスを
冷却するときに、熱交換器10内で−112゜F（80）から−
45゜F（−42.8）まで加熱される。この加熱された流れ3
5bは、次いで、脱エタン器17に塔頂部の供給点に供給さ
れ、この塔に−45゜F（−42.8℃）で進入して、そのメ
タンおよびC2成分が除去される。形成された液体産物流
37は、脱エタン器の底部から191゜F（88.3℃）で排出さ
れ、貯蔵所に流入する前に、熱交換器19内で110゜F（43
℃）に冷却される（流れ37a）。
脱エタン器17内の運転圧力は、分離器／吸収体15の運
転圧力よりやや高く維持される。これによって、脱エタ
ン器の頂部蒸気（流れ36）が、流れを熱交換器20に通
し、したがって、分離器／吸収体15の上側セクション中
に流すように圧力を加えられる。熱交換器20において、
−15゜F（−26.1℃）の脱エタン器の頂部流は、頂部流
を−114゜F（−81.1℃）に冷却し、これを部分的に凝縮
する、分離器／吸収体15からの頂部流（流れ34）と熱交
換の関係に向けられる。次いで、部分的に凝縮された流
れは、分離器／吸収体15の分離セクションに供給され、
したがって、その凝縮された液体が分離されて、吸収セ
クションを通って上昇する蒸気と接触する冷たい液体と
なる。
分離器／吸収体15の頂部から−115゜F（−81.7℃）で
排出される蒸留流は、冷たい残留ガス流34である。この
残留ガス流は、熱交換器20内の脱エタン器からの頂部流
36と反対方向に通過し、この脱エタン器からの頂部流を
冷却し、部分的に凝縮するときに、−71゜F（57.2℃）
まで暖められる（流れ34a）。この残留ガス流はさら
に、熱交換器10内の流入する供給ガスと反対方向に通過
するときに75゜F（23.9℃）まで暖められる（流れ34
b）。次いで、残留ガス流は、二段階で再圧縮される。
その第一段階は、膨脹装置13により駆動される圧縮機14
である。第二段階は、残留ガス流（流れ34d）を販売ラ
イン圧力（sales line pressure）まで圧縮する、補助
動力源により駆動される圧縮機22である。排出冷却器23
内で冷却された後、残留ガス産物（流れ34e）が110゜F
（43℃）および613psiaで販売ガスパイプラインに流動
する。
図３に示した工程に関する流れの流量およびエネルギ
ー消費の概要が以下の表に記載されている： 上述した工程の全てには、二つの精留塔、吸収体／分離
器15および脱エタン器17を用いて、吸収体／分離器15内
で生じる吸収冷却効果を達成しており、ここで、流れ36
a内に含まれる液体のメタンおよびエタンの蒸発によ
り、その塔を通って上昇する蒸気の飽和によりその塔を
冷凍している。（その結果として、塔の頂部から排出さ
れる蒸気および塔の底部から排出される液体の両方が、
その塔のそれら端部でのそれぞれの供給流よりも冷たい
ことに留意する。この吸収冷却効果により、塔頂部流
（流れ34）が熱交換器20に必要とされる冷却を提供し
て、分離器／吸収体15の圧力よりも著しく高い圧力で脱
エタン器17を運転せずに、脱エタン器頂部流（流れ36）
を部分的に凝縮することができる。）しかしながら、脱
エタン器17の頂部流36を交換器20を通して、吸収体／分
離器の頂部供給位置に流動させる圧力駆動力を提供する
には、二つの塔が必要とされる。典型的に、この頂部の
供給流36aは全体的に凝縮されず、この蒸気部分は単
に、吸収セクション15bから上昇する蒸気と混合され
て、冷たい残留流34を形成する。したがって、この流れ
36aの凝縮されていない部分は、吸収体／分離器15の内
部での吸収冷却には寄与しない。
発明の説明 実施例１ 図４は、図１の工程に本発明を適用したことによる工
程の流れ図を示している。図４に示した工程において検
討した供給ガスの組成および条件は、図１におけるもの
と同一である。したがって、図４の工程を図１の工程と
比較して、本発明の利点を説明することができる。
図４の工程のシミュレーションにおいて、供給ガスが
流れ31として、80゜F（26.7℃）および580psiaの圧力で
進入する。供給流31は、−97゜F（−71.7℃）の冷たい
残留ガス（流れ34）および−91゜F（−68.3）の分離器
からの液体（流れ33a）との熱交換により交換器10内で
冷却される。冷却された流れ31aは、−73゜F（−58.3
℃）および570psiaで分離器11に進入し、ここで、蒸気
（流れ32）が、凝縮された液体（流れ33）から分離され
る。
分離器11からの蒸気（流れ32）は、機械的エネルギー
が高圧供給流のこの部分から引き出される膨脹操作装置
13に進入する。この装置13は、その蒸気を約570psiaの
圧力から約355psiaの圧力（脱エタン器17の運転圧力）
まで実質的に等エントロピー的に膨脹させ、この膨脹操
作により、膨脹された流れ32aを約−110゜F（−79℃）
の温度まで冷却する。膨脹され、部分的に凝縮された流
れ32aは、塔中央部の上側にある供給位置で脱エタン器1
7に進入する。
塔17内の脱エタン器は、垂直に間隔のおかれた複数の
トレイ、一つ以上の充填層、またはトレイと充填層のい
くつかの組合せを含む従来の蒸留塔である。この脱エタ
ン塔は、二つのセクションからなる：上昇する膨脹され
た流れ32aの蒸気部分と、下降する冷たい液体との間の
必要な接触を提供して、プロパンおよびより重い成分を
凝縮させ、吸収するトレイおよび／または充填層を含む
上側の吸収（精留）セクション17a;および下降する液体
と、上昇する蒸気との間の必要な接触を提供するトレイ
および／または充填層を含む下側の除去セクション17
b。脱エタンセクション17bは、この塔の底部で液体の一
部を加熱し、蒸発させて、この塔を上昇してメタンおよ
びC2成分の液体産物である流れ37を除去する除去蒸気を
提供するリボイラー18も備えている。流れ32aは、脱エ
タン器17の吸収セクション17aの下側領域に位置する塔
中央部の上側の供給位置で脱エタン器17に進入する。膨
脹された流れの液体部分は、吸収セクション17aから下
降する液体と混合され、混合された液体は、脱エタン器
17の除去セクション17b中に下降し続ける。膨脹された
流れの蒸気部分は、吸収セクションを通って上昇し、下
降する冷たい液体と接触して、プロパンおよびより重い
成分を凝縮させ、吸収する。
蒸留蒸気の一部（流れ36）は、除去セクション17bの
上側領域から取り除かれる。次いで、この流れは、脱エ
タン器17の頂部から−117゜F（82.8℃）で排出される冷
たい脱エタン器の頂部流38との熱交換により、交換器20
内で、冷却され、部分的に凝縮される。この冷たい脱エ
タン器の頂部流は、流れ36を−24゜F（−31.1℃）から
約−116゜F（−82.2℃）まで冷却するときに（流れ36
a）、約−97゜F（−71.7℃）まで暖められる。
還流分離器15内の運転圧力は、脱エタン器17の運転圧
力よりもやや低く維持される。これによって、蒸留蒸気
流36が、流れを熱交換器20に通して、したがって、凝縮
された液体（流れ39）が凝縮されていない蒸気（流れ4
2）から分離される還流分離器15中に加圧される。この
凝縮されていない蒸気流42は、交換器20からの暖められ
た脱エタン器の頂部流38aと混合され、冷たい残留ガス
流34を形成する。
還流分離器15からの液体流39は、ポンプ21により脱エ
タン器17の運転圧力よりもやや高い圧力まで送り込ま
れ、次いで、流れ（39a）が冷たい塔頂部の供給流（還
流）として脱エタン器17に供給される。この冷たい液体
供給流（還流）は、下方から上方に上昇するプロパンお
よびより重い成分を吸収し、凝縮しながら、図１の工程
の吸収体／分離器15におけるものと同様な、脱エタン器
17の吸収（精留）セクションにおける吸収冷却効果を提
供する。
脱エタン器17の除去セクション17bにおいて、供給流
から、メタンおよびC2成分が除去される。得られた液体
産物流37は、182゜F（83.3℃）で脱エタン器の底部から
排出され、貯蔵所に流入する前に、熱交換器19内で110
゜F（43.3℃）まで冷却される（流れ37a）。
冷たい残留ガス流34は、熱交換器10内で流入する供給
ガスと反対方向に通過するときに75゜F（23.9℃）まで
暖められる（流れ34a）。次いで、この残留ガスは、二
段階で再圧縮される。第一の段階は、膨脹装置13により
駆動される圧縮機14である。第二の段階は、残留ガス
（流れ34c）を販売ライン圧力まで圧縮する補助動力源
により駆動される圧縮機22である。排出冷却器23内で冷
却された後、残留ガス産物（流れ34d）は、110゜F（43.
3℃）および613psiaで販売ガスパイプラインに流動す
る。
図４に示した工程に関する流れの流量およびエネルギ
ー消費の概要が以下の表に記載されている： 本質的に、図４の工程により、図１の工程における流れ
36aの蒸気部分が交換器20を迂回するこのができ、図１
の吸収体／分離器15の吸収セクション15bを図４の工程
の脱エタン器17中に吸収セクション17aとして集約する
ことができる。これにより、図４の工程において熱交換
器20に流動する脱エタン器の頂部流38の量がわずかに減
少するけれども（図１の工程における流れ34の量に対し
て）、吸収セクション17aおよび除去セクション17bが実
質的に同一の圧力で作動することができる。これによ
り、交換器20における冷却のわずかな損失を相殺する以
上の、塔内の気液平衡がより好ましくなる。実際に、図
１の工程に関して表Ｉに示した値の、図４に関する表示
IVに示した値との比較により、図４の工程は、同一の残
留圧縮馬力で、図１の工程よりも0.3パーセント良好な
プロパンの回収を達成することが示されている。これの
同時に、図４の工程により、プラントの資本費が著しく
減少する。図１の工程の二つの精留塔は、設備と装備の
費用を節約する図４の工程における一つの塔に組み込ま
れている。さらに、図４の工程の還流分離器15は、図１
の工程の吸収体／分離器15の頂部の分離セクション15a
よりも直径が小さく、これは、さらに節約に繋がる。
実施例２ 図５は、本発明の好ましい実施の形態を図２の工程に
適用したことによる工程の流れ図を示している。図５に
示した工程において検討される供給ガスの組成および条
件は、図２におけるものと同一である。したがって、図
５の工程を図２の工程と比較して、本発明の利点を説明
することができる。
図５の工程のシミュレーションにおいて、供給ガスが
流れ31として、80゜F（26.7℃）および580psiaの圧力で
進入する。供給流31は、−90゜F（−67.8℃）の冷たい
残留ガス（流れ34）と、−94゜F（−70℃）の分離器か
らの液体（流れ33a）と、−108゜F（−77.8℃）の脱エ
タン器からの液体（流れ35）との熱交換により交換器10
内で冷却される。冷却された流れ31aは、−78゜F（−6
1.1℃）および570psiaで分離器11に進入し、ここで、蒸
気（流れ32）が、凝縮された液体（流れ33）から分離さ
れる。
分離器11からの蒸気（流れ32）は、機械的エネルギー
が高圧供給流のこの部分から引き出される膨脹操作装置
13に進入する。この装置13は、その蒸気を約570psiaの
圧力から約396psiaの圧力（脱エタン器17の運転圧力）
まで実質的に等エントロピー的に膨脹させ、この膨脹操
作により、膨脹された流れ32aを約−107゜F（−77.2
℃）の温度まで冷却する。膨脹され、部分的に凝縮され
た流れ32aは、脱エタン器17の吸収（精留）セクション
の下側部分に進入する。膨脹した流れの液体部分が、吸
収セクションから下降する液体と混合され、混合された
液体が、脱エタン器17の除去セクション中に下降する。
膨脹した流れの蒸気部分は、吸収セクションを通って上
昇し、下降する冷たい液体と接触して、プロパンおよび
より重い成分を凝縮し、吸収する。
脱エタン器17からの液体流35は、除去セクション17b
の上側領域から取り出され、熱交換器10に送られ、ここ
で、前述したように流入する供給ガスを冷却するときに
加熱される。典型的に、脱エタン器からのこの液体の流
れは、熱サイホン循環によるが、ポンプを用いても差し
支えない。この液体流は、脱エタン器17に、典型的に除
去セクションの中央領域内に塔中央部の供給流として戻
る前に、−56゜F（−48.9℃）に加熱され、流れ35aを部
分的に蒸発させる。
分離器からの液体（流れ33）は、前述したように、流
入する供給ガスを冷却する前に、流れ33を−94゜F（−7
0℃）に冷却する（流れ33a）、膨脹弁12により脱エタン
器17の396psiaの運転圧力よりわずかに高くフラッシュ
膨脹される。次いで、今では71゜F（21.1℃）の流れ33b
が、塔中央部の下側に供給点で脱エタン器17に進入す
る。脱エタン器において、流れ35aおよび33bからメタン
およびC2成分が除去される。得られた液体産物流37は、
194゜F（90℃）で脱エタン器の底部から排出され、貯蔵
所に流入する前に、熱交換器19内で110゜F（43.3℃）に
冷却される（流れ37a）。
蒸留蒸気の一部（流れ36）が脱エタン器17内の除去部
分の上側領域から取り出される。次いで、この流れは、
約−113゜F（−80.6℃）の温度で脱エタン器17の頂部か
ら排出される冷たい脱エタン器の頂部蒸気流38との熱交
換により冷却され、部分的に凝縮される（流れ36a）。
この脱エタン器の頂部流は、流れ36を−28゜F（−33.3
℃）から約−112゜F（−80℃）まで冷却する（流れ36
a）ときに、約−89゜F（−67.2℃）まで暖められる。
脱エタン器17内の運転圧力は、還流分離器15の運転圧
力よりもわずかに高く維持される。これにより、蒸留蒸
気流36が、流れを熱交換器20を通して、したがって、凝
縮された液体（流れ39）が凝縮されていない蒸気（流れ
42）から分離される還流分離器15中に加圧することがで
きる。この凝縮されていない蒸気は、交換器20からの暖
められた脱エタン器の頂部流38aと混合され、冷たい残
留ガス流34を形成する。凝縮された液体（流れ39）は、
脱エタン器17の運転圧力よりもわずかに高い圧力まで、
ポンプ21により送り込まれる。次いで、送り込まれた流
れ39aは、少なくとも二つの部分に分割される。一つの
部分である流れ40は、吸収（精留）セクションを通って
上昇する蒸気と接触する冷たい液体として、脱エタン器
17に頂部供給流（還流）として送られる。他の部分の流
れ41は、除去セクションの上側領域に位置する塔中央部
の供給位置で脱エタン器17に供給され、蒸留蒸気流36を
部分的に精留する。
冷たい残留ガス流34は、熱交換器10内で流入する供給
ガスと反対方向に通過するときに75゜F（23.9℃）まで
暖められる（流れ34a）。次いで、この残留ガスは、二
段階で再圧縮される。第一の段階は、膨脹装置13により
駆動される圧縮機14である。第二の段階は、残留ガス
（流れ34c）を販売ライン圧力まで圧縮する補助動力源
により駆動される圧縮機22である。排出冷却器23内で冷
却された後、残留ガス産物（流れ34d）は、110゜F（43.
3℃）および613psiaで販売ガスパイプラインに流動す
る。
図５に示した工程に関する流れの流量およびエネルギ
ー消費の概要が以下の表に記載されている： 図２の工程に関して表IIに示した値と、図５に関する表
Ｖに示した値との比較は、図２の工程における流れ36a
の蒸気部分に交換器20を迂回させることにより、図２の
工程における吸収体／分離器15および脱エタン器17によ
り提供される精留を、図５の工程における一つの塔であ
る脱エタン器17中に組み込めることを示している。その
塔から取り出された側部液体を用いて、交換器10内で部
分的に流入ガスを冷却することにより、そして、還流分
離器15からの液体流39aを二つの脱エタン器供給流に分
割することにより、図２の工程と同様の、産物の回収率
およびエネルギー利用が得られる。実際に、精留が一つ
の塔内で行われるので、その塔は、より低圧で運転する
ことができ、より好ましい気液平衡となる。これによ
り、図２の工程に対して、実質的に同一の再圧縮力条件
およびより低い脱エタン器リボイラー効率で、産物の回
収率がこの場合0.56パーセントだけ上昇する。上述した
実施例１におけるように、この一つの精留塔のシステム
により、著しい資本費が節約される。さらに、図２の工
程と比較して、一つの精留塔により、吸収体／分離器ポ
ンプが除かれ、さらに資本費および設備費が節約され
る。
図４および５の工程に関する表IVおよびＶの値を比較
すると、本発明の図５の実施例の、図４の実施例より優
れた利点が示される。図５の実施の形態の分割された還
流（流れ40および41）により、脱エタン器の頂部流38を
精留でき、そして、蒸留蒸気流36を部分的に精留でき、
図４の実施の形態と比較して、両方の流れに含まれるC3
およびより重い成分の量を減少することができる。その
結果、図４の実施の形態よりも17％少ない残留圧縮力お
よび27％少ない脱エタン器のリボイラーの効率を用いた
図５の実施の形態では、プロパンの回収率が0.28％上昇
した。したがって、図５は、本発明の好ましい実施の形
態である。
実施例３ 図６は、本発明を図３の工程に適用したことによる工
程の流れ図を示している。図５に示した工程において検
討される供給ガスの組成および条件は、図３におけるも
のと同一である。したがって、図６の工程を図３の工程
と比較して、本発明の利点を説明することができる。
図６の工程のシミュレーションにおいて、供給ガスが
流れ31として、80゜F（26.7℃）および580psiaの圧力で
進入する。供給流31は、−70゜F（−21.1℃）の冷たい
残留ガス（流れ34）と、−93゜F（−69,4℃）の分離器
からの液体（流れ33a）と、−112゜F（−80℃）の脱エ
タン器からの液体（流れ35）との熱交換により交換器10
内で冷却される。冷却された流れ31aは、−75゜F（−5
9.4℃）および570psiaで分離器11に進入し、ここで、蒸
気（流れ32）が凝縮された液体（流れ33）から分離され
る。
分離器11からの蒸気（流れ32）は、機械的エネルギー
が高圧供給流のこの部分から引き出される膨脹操作装置
13に進入する。この装置13は、その蒸気を約570psiaの
圧力から約371psiaの圧力（脱エタン器17の運転圧力）
まで実質的に等エントロピー的に膨脹させ、この膨脹操
作により、膨脹された流れ32aを約−109゜F（−78.3
℃）の温度まで冷却する。膨脹され、部分的に凝縮され
た流れ32aは、脱エタン器17の吸収（精留）セクション
の下側部分に進入する。膨脹した流れの液体部分が、吸
収セクションから下降する液体と混合され、混合された
液体が、脱エタン器17の除去セクション中に下降する。
膨脹した流れの蒸気部分は、吸収セクションを通って上
昇し、下降する冷たい液体と接触して、プロパンおよび
より重い成分を凝縮し、吸収する。
脱エタン器17からの液体流35は、除去セクションの上
側領域から取り出され、熱交換器10に送られ、ここで、
前述したように流入する供給ガスを冷却するときに加熱
される。典型的に、脱エタン器からのこの液体の流れ
は、熱サイホン循環によるが、ポンプを用いても差し支
えない。この液体流は、脱エタン器17に、典型的に除去
セクションの中央領域内に塔中央部の供給流として戻る
前に、−46゜F（−43.3℃）に加熱され、流れ35aを部分
的に蒸発させる。
分離器からの液体（流れ33）は、前述したように、流
入する供給ガスを冷却する前に、流れ33を−93゜F（−6
9.4℃）に冷却する（流れ33a）、膨脹弁12により脱エタ
ン器17の371psiaの運転圧力よりわずかに高くフラッシ
ュ膨脹される。次いで、今では71゜F（21.1℃）の流れ3
3bが、塔中央部の下側に供給点で脱エタン器17に進入す
る。脱エタン器において、流れ35aおよび33bからメタン
およびC2成分が除去される。得られた液体産物流37は、
187゜F（86.1℃）で脱エタン器の底部から排出され、貯
蔵所に流入する前に、熱交換器19内で110゜F（43.3℃）
に冷却される（流れ37a）。
蒸留蒸気の一部（流れ36）が脱エタン器17内の除去部
分の上側領域から取り出される。次いで、この流れは、
約−115゜F（−81.7℃）の温度で脱エタン器17の頂部か
ら排出される冷たい脱エタンの頂部蒸気流38との熱交換
により冷却され、部分的に凝縮される（流れ36a）。こ
の脱エタン器の頂部流は。流れ36を−25゜F（−31.7
℃）から約−114゜F（81.1℃）まで冷却する（流れ36
a）ときに、約−70゜F（−56.7℃）まで暖められる。
脱エタン器17内の運転圧力は、還流分離器15の運転圧
力よりもわずかに高く維持される。これにより、蒸留蒸
気流36が、流れを熱交換器20を通して、したがって、凝
縮された液体（流れ39）が凝縮されていない蒸気（流れ
42）から分離される還流分離器15中に加圧することがで
きる。この凝縮されていない蒸気は、交換器20からの暖
められた脱エタン器の頂部流38aと混合され、冷たい残
留ガス流34を形成する。還流分離器15からの凝縮された
液体（流れ39）は、脱エタン器17の運転圧力よりもわず
かに高い圧力まで、ポンプ21により送り込まれる。次い
で、送り込まれた流れ39aは、吸収セクションを通って
上昇する蒸気と接触する冷たい液体として、脱エタン器
17に頂部供給流（還流）として送られる。
冷たい残留ガス流34は、熱交換器10内で流入する供給
ガスと反対方向に通過するときに75゜F（23.9℃）まで
暖められる（流れ34a）。次いで、この残留ガスは、二
段階で再圧縮される。第一の段階は、膨脹装置13により
駆動される圧縮機14である。第二の段階は、残留ガス
（流れ34c）を販売ライン圧力まで圧縮する補助動力源
により駆動される圧縮機22である。排出冷却器23内で冷
却された後、残留ガス産物（流れ34d）は、110゜F（43.
3℃）および613psiaで販売ガスパイプラインに流動す
る。
図６に示した工程に関する流れの流量およびエネルギ
ー消費の概要が以下の表に記載されている： 図３の工程に関して表IIIに示した値と、図６に関する
表VIに示した値との比較は、図３の工程における流れ36
aの蒸気部分に交換器20を迂回させることにより、図３
の工程における吸収体／分離器15および脱エタン器17に
より提供される精留を、図６の工程における一つの塔で
ある脱エタン器17中に組み込めることを示している。そ
の塔から取り出された側部液体を用いて、交換器10内で
部分的に流入ガスを冷却することにより、図３の工程と
同様の、産物の回収率およびエネルギー利用が得られ
る。ここでも、精留が一つの塔内で行われるので、その
塔は、より低圧で運転することができ、より好ましい気
液平衡となる。これにより、図３の工程に対して、実質
的に同一の再圧縮力条件およびより低い脱エタン器リボ
イラー効率で、産物の回収率がこの場合0.18パーセント
だけ上昇する。上述した実施例１におけるように、この
一つの精留塔のシステムにより、著しい資本費が節約さ
れる。
図４および６の工程に関する表IVおよびVIの値を比較
することにより、本発明の図６の実施の形態が、わずか
に少ないユーティリティー消費（残留圧縮力および脱エ
タン器のリボイラー効率）で図４の実施の形態と実質的
に同様の回収レベルを達成できることが示される。図５
および６の工程に関する表ＶおよびVIの値を比較するこ
とにより、本発明の図６の実施の形態は図５の実施の形
態の効率には匹敵できないが、図６の実施の形態のより
単純な形態により、そのより高いユーティリティー消費
にまさる資本費の利点が得られるかもしれないことが示
される。本発明の図４、５および６の実施の形態での選
択は、しばしば、プラントのサイズ、利用できる設備、
および資本費対運転費の経済的な釣合いのような要因に
依存する。
他の実施の形態 本発明によれば、脱エタン器の吸収（精留）セクショ
ンを、多数の理論分離段階を含むように設計することが
一般的に有利である。しかしながら、本発明の利点は、
一つほどの少ない理論的段階により達成することもで
き、分留理論段階に相当するものによりこれらの利点を
達成できるであろうと考えられる。例えば、還流分離器
15から排出される凝縮液（流れ39）の全てまたは一部お
よび膨脹作業装置13からの部分的に凝縮された流れ32a
の全てまたは一部が混合されても差し支えなく（膨脹装
置を脱エタン器に接続するパイプにおけるように）、完
全に混ざり合う場合には、それら蒸気と液体は、全体の
混合流の様々な成分の相対的な揮発性にしたがって、互
いに混ざったり、分離したりする。二つの流れのそのよ
うな混合は、本発明の目的に関して、吸収セクションを
構成するものとして考えるものとする。
好ましい実施の形態（図５）において記載したよう
に、蒸留蒸気流36は部分的に凝縮され、形成された凝縮
物は、膨脹作業装置から排出される蒸気から、有用なC3
成分およびより重い成分を吸収するのに用いられる。し
かしながら、本発明はこの実施の形態に限定されるもの
ではない。例えば、膨脹装置の出口の部分を他の様式に
変更する必要があるか、またはその凝縮物が脱エタン器
の吸収セクションを迂回すべき場合、その膨脹作業装置
からの排出蒸気の一部のみをこのように処理すること、
または吸収体としてその凝縮物の一部のみを使用するこ
とが有利であるかもしれない。供給ガス条件、プラント
サイズ、利用できる設備、または他の要因により、膨脹
作業装置13を取り除くこと、また別の膨脹装置（膨脹弁
のような）と置き換えることができる、もしくは、熱交
換器20内の蒸留蒸気流36の（部分的よりはむしろ）全体
の凝縮が可能または好ましいことを示すかもしれない。
供給ガス流の組成に依存して、外部冷凍を用いて、交換
器20内の蒸留蒸気流36を部分的に冷却することが有利で
あるかもしれない。
本発明を実施する際に、脱エタン器と乾留分離器との
間のわずかな圧力差を必ず考慮しなければならない。こ
の蒸留蒸気流36が熱交換器20を通過して、圧力を増加さ
せずに分離器15内に進入する場合、その分離器は必ず、
脱エタン器17の運転圧力よりわずかに低い運転圧力をも
つものとする。この場合、分離器から取り出される液体
流を脱エタン器内の供給位置にポンプで送り込むことが
できる。あるいは、液体流39をポンプ操作を用いずに脱
エタン器17に供給できるように、熱交換器20および分離
器15の運転圧力を十分に上昇させる、蒸留蒸気流36用の
ブースタブロワ（booster blower）を提供する。
分離器からの液体、脱エタン器の側部から引き出す液
体、および熱交換を行うための還流分離器の液体の使用
および分布、供給ガスと脱エタン器への供給流を冷却す
るための熱交換器の特別な配置、並びに特定の熱交換用
の工程における流れの選択は、各々の特定の用途に関し
て評価しなければならない。さらに、特に実施例１に用
いたものよりも可燃性の高い流入ガスの場合には、他の
工程における流れからの供給ガスに使用できる冷却を補
助する外部冷凍を用いてもよい。
図５の二つの塔供給流の間で分割される流れ39aに含
まれる凝縮液の各々の枝分れに見られる供給流の相対的
な量は、ガスの圧力、供給ガスの組成および利用できる
馬力の量を含む様々な要因に依存することも理解されよ
う。一般的に、本発明の特定の用途に関して特定の環境
を評価せずには、最適な分割を予測することはできな
い。図４から６に示した塔中央部の供給位置は、説明し
た工程の作動条件に関して好ましい供給位置である。し
かしながら、塔中央部の供給の相対的な位置は、流入す
る組成または所望の回収率レベルのような他の要因に依
存して変わってもよい。さらに、二つ以上の供給流、ま
たはそれらの一部を、個々の流れの相対的な温度および
量に依存して混合し、次いで、その混合流を塔中央部の
供給位置に供給してもよい。図４から６は、示した組成
および圧力に関する好ましい実施の形態である。個々の
流れの膨脹が特定の膨脹装置において示されているけれ
ども、別の膨脹手段を適所に用いてもよい。例えば、条
件に応じて、凝縮された液体流（流れ33）の膨脹作業が
保証される。
本発明は、工程を作動させるのに必要とされるユーテ
ィリティー消費量当たりのC3成分の回収率を改良する。
本発明はまた、全ての分留が一つの塔内で行われる点で
資本費を減少させる。脱エタン器の工程を作動させるの
に必要なユーティリティー消費の改良が、圧縮または再
圧縮に関する減少した動力必要条件、外部冷凍に関する
減少した動力必要条件、塔リボイラーに関する減少した
エネルギー必要条件、またはそれらの組合せの形態で分
かるかもしれない。あるいは、所望であれば、所定のユ
ーティリティー消費に関して、増大したC3成分回収率を
得ることができる。
本発明の好ましい実施の形態と考えられることを説明
してきたが、当業者には、他と、さらなる変更、例え
ば、以下の請求の範囲により定義される本発明の精神か
ら逸脱せずに、本発明を様々な条件、供給流の種類また
は他の必要条件に適用してもよいことが理解されよう。
フロントページの続き (72)発明者 ハドソン，ハンク エム アメリカ合衆国 テキサス州 79705 ミッドランド ウェスト シンクレア 2800 (72)発明者 キューラー，カイル ティー アメリカ合衆国 テキサス州 79705 ミッドランド メルヴィル 4800 (56)参考文献 特開 昭62−249936（ＪＰ，Ａ) 特開 昭62−249937（ＪＰ，Ａ) 米国特許4617039（ＵＳ，Ａ) (58)調査した分野(Int.Cl.7，ＤＢ名) C07C 7/04 C07C 9/02 F25J 3/02

Claims (8)

    (57)【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】メタン、C2成分、C3成分およびより重い炭
    化水素成分を含有するガス流を、該メタンおよびC2成分
    の大部分を含有する揮発性残留ガス分画と、前記C3成分
    およびより重い炭化水素成分の大部分を含有する比較的
    揮発性の少ない分画とに分離する方法であって、 （ａ）前記ガス流を、一つ以上の熱交換工程および／ま
    たは膨脹工程で処理して少なくともその一部を部分的に
    凝縮し、それによって、少なくとも第一の蒸気流とより
    軽い炭化水素も含有する少なくとも一つのC3成分含有液
    体流とを提供し、 （ｂ）該C3成分含有液体流の少なくとも一つを蒸留塔に
    送り込み、そこで、該液体流を、主にメタンおよびC2成
    分を含有する第二の蒸気流と、前記C3成分およびより重
    い炭化水素成分の大部分を含有する前記比較的揮発性の
    少ない分画とに分離する方法において、 （１）前記第一の蒸気流の少なくとも一部を前記蒸留塔
    の塔中央部の供給位置にそこへの第二の供給流として送
    り込み、 （２）前記蒸留塔の前記第一の蒸気流より下の領域から
    蒸気の蒸留流を取り出し、その少なくとも一部を凝縮す
    るのに十分に冷却し、それによって、第三の蒸気流およ
    び凝縮流を形成し、 （３）該凝縮流の少なくとも一部を前記蒸留塔の頂部供
    給位置に供給し、 （４）前記第二の蒸気流の少なくとも一部を、前記蒸気
    の蒸留流と熱交換の関係に向かわせ、それによって、工
    程（２）の冷却の少なくとも一部を提供し、その後、前
    記第二の蒸気流および第三の蒸気流の少なくとも一部を
    前記揮発性残留ガス分画として排出し、 （５）前記蒸留塔への供給流の量および温度を、該蒸留
    塔の頂部温度を、前記比較的揮発性の少ない分画中の前
    記C3成分およびより重い炭化水素成分の大部分を回収す
    る温度に維持するのに効果的なものとすることを特徴と
    する方法。
  2. 【請求項２】前記蒸気の蒸留流が取り出される領域より
    上の位置で前記蒸留塔から液体の蒸留流を取り出し、該
    液体の蒸留流を加熱し、その後、前記蒸気の蒸留流が取
    り出される領域より下の位置で第三の供給流として該蒸
    留塔に再度送り込むことを特徴とする請求の範囲第１項
    記載の方法。
  3. 【請求項３】（１）前記凝縮流を少なくとも第一の液体
    流と第二の液体流とに分割し、 （２）該第一の液体流を前記蒸留塔の頂部の供給位置に
    供給し、 （３）前記第二の液体流を該蒸留塔に第三の供給流とし
    て供給し、この第三の供給流の供給位置を、前記蒸気の
    蒸留流が取り出される領域と実質的に同一の領域内とす
    ることを特徴とする請求の範囲第１項記載の方法。
  4. 【請求項４】前記蒸気の蒸留流が取り出される領域より
    上の位置で前記蒸留塔から液体の蒸留流を取り出し、該
    液体の蒸留流を加熱し、その後、前記蒸気の蒸留流が取
    り出される領域より下の位置で第四の供給流として該蒸
    留塔に再度送り込むことを特徴とする請求の範囲第３項
    記載の方法。
  5. 【請求項５】メタン、C2成分、C3成分およびより重い炭
    化水素成分を含有するガス流を、該メタンおよびC2成分
    の大部分を含有する揮発性残留ガス分画と、前記C3成分
    およびより重い炭化水素成分の大部分を含有する比較的
    揮発性の少ない分画とに分離する装置であって、 （ａ）少なくとも一つの部分的に凝縮されたガス流を提
    供しそれによって少なくとも第一の蒸気流とより軽い炭
    化水素を含有する少なくとも一つのC3成分含有液体流と
    を得るための、一つ以上の第一の熱交換手段および／ま
    たは膨脹手段、および （ｂ）前記C3成分含有液体流の少なくとも一つを受け入
    れるように配され、該液体流を、主にメタンおよびC2成
    分を含有する第二の蒸気流と、前記C3成分およびより重
    い炭化水素成分の大部分を含有する前記比較的揮発性の
    少ない分画とに分離する蒸留塔を備えた装置において、 （１）前記蒸留塔に接続され、前記第一の蒸気流の少な
    くとも一部を該蒸留塔に塔中央部の供給位置で供給する
    接続手段、 （２）前記蒸留塔に接続され、該蒸留塔の前記第一の蒸
    気流より下の領域から蒸気の蒸留流を受け取る蒸気取出
    手段、 （３）前記蒸気取出手段に接続され、前記蒸気の蒸留流
    を受け取り、その少なくとも一部を凝縮するのに十分に
    該蒸留流を冷却する第二の熱交換手段、 （４）前記第二の熱交換手段に接続され、前記少なくと
    も一部が凝縮した蒸留流を受け取り、それを分離し、そ
    れによって、第三の蒸気流および凝縮流を形成する分離
    手段であって、さらに前記蒸留塔に接続され、該蒸留塔
    に頂部の供給位置で前記凝縮流の少なくとも一部を供給
    する分離手段、 （５）さらに前記第二の熱交換手段に接続され、その内
    部で分離された前記第二の蒸気流の少なくとも一部を前
    記蒸気の蒸留流と熱交換関係に向かわせる前記蒸留塔、
    および （６）前記蒸留塔への供給流の量および温度を調節し
    て、前記比較的揮発性の少ない分画中の前記C3成分およ
    びより重い炭化水素成分の大部分を回収する温度に該蒸
    留塔の頂部の温度を維持する制御手段を備えてなる装
    置。
  6. 【請求項６】前記装置が、 （１）前記蒸留塔に接続され、前記蒸気取出手段の領域
    より上の該蒸留塔の領域から液体の蒸留流を受け取る液
    体取出手段を備え、 （２）前記第一の熱交換手段が前記液体取出手段に接続
    され、前記液体の蒸留流を受け取り、これを加熱し、 （３）前記第一の熱交換手段がさらに前記蒸留塔に接続
    され、前記蒸気取出手段の位置より下の位置で該蒸留塔
    に前記加熱された蒸留流を供給することを特徴とする請
    求の範囲第５項記載の装置。
  7. 【請求項７】前記装置が、 （１）前記分離手段に接続され、前記凝縮流を受け取り
    それを少なくとも第一と第二の液体流に分割する分割手
    段であって、さらに前記蒸留塔に接続され、該蒸留塔に
    頂部の供給位置で前記第一の液体流を供給する分割手段
    を備え、 （２）該分割手段が該蒸留塔に接続され、前記蒸気取出
    手段と実質的に同一の領域にある位置で該蒸留塔に前記
    第二の液体流を供給することを特徴とする請求の範囲第
    ５項記載の装置。
  8. 【請求項８】前記装置が、 （１）前記蒸留塔に接続され、前記蒸気取出手段の領域
    より上の該蒸留塔の領域から液体の蒸留流を受け取る液
    体取出手段、および （２）前記液体取出手段に接続され、前記液体の蒸留流
    を受け取りそれを加熱する第一の熱交換手段を備え、 （３）該第一の熱交換手段がさらに前記蒸留塔に接続さ
    れ、前記蒸気取出手段の位置より下の位置で該蒸留塔に
    前記加熱された蒸留流を供給することを特徴とする請求
    の範囲第７項記載の装置。
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