JP5566448B2 - 高圧酸性ガスを除去するための改良された構成および方法 - Google Patents

Description

本出願は、２００９年３月２５日に出願され参照により本明細書に組み込まれる、米国特許仮出願第６１／２１０９８７号明細書に対する優先権を主張するものとする。

本発明の分野は、供給ガスから酸性ガスを除去することであり、特に、パイプラインガスおよびＥＯＲ（石油増進回収）のための濃縮ＣＯ２ストリームの同時生成において高いＣＯ２およびＨ２Ｓ含量を有する高圧ガスから酸性ガスを除去することである。

現在の低硫黄含量の天然ガス田が枯渇してきているため、サワーガス田が、生産需要を満たすためにますます開発されてきている。これらのガス田からの酸性ガスの除去（特に高いサワーガス田の除去）は、かなりの設備投資および運転コストを必要とする。そのような欠点と組み合わせて、サワーガス田の生産プラントは、ますます厳しくなってきているガスパイプライン仕様、エネルギー効率、および排出の要件にも適合しなければならない。さらに、これらのガス田の少なくとも一部の酸性ガス含量は、経時的に増大し、そのために運転条件およびコストにさらなる負担をかけることになる。

数多くの酸性ガスの除去方法が、当技術分野で知られているが、それらのほとんどは、少なくともいくつかの欠点を有する。たとえば、従来のアミン吸収プロセスが使用される場合、アミン溶媒（または他の化学溶媒）の循環速度は、酸性ガス含量に概ね比例する。また、酸性ガス濃度が、比較的高い、または経時的に増大する場合、溶媒再生に対する蒸気需要は、比較的高くなりまたは増大し、それと共に望ましくない高いグリーンハウスガス排出を課す。さらに、化学溶媒はまた、酸性ガス負荷（すなわちアミン１モルあたりの酸性ガスのモル）に対する飽和状態を呈し、これは、高いまたは増大する酸性ガスの濃度において特に不利となる。

他方で、物理的溶媒が使用される場合、溶媒の酸性ガス負荷は、実際には、酸性ガスの濃度／分圧と共に増大する。したがって、少なくとも理論上では、物理的溶媒は、比較的高いサワーガス含量を有する酸性ガス田に対する望ましい選択肢であると考えられる。さらに、物理的溶媒の再生は、フラッシング再生によって少なくともある程度は達成され得る。残念なことに、外部加熱無しでは、物理的溶媒は、部分的にしか再生され得ない。その結果、外部熱源（たとえば蒸気）が再生に使用されない限り、物理的溶媒は、現在のところ、パイプラインガスの品質を満たすためのサワーガス、特にＨ２Ｓ（たとえば２から４ｐｐｍｖのＨ２Ｓ）の深い処理に適さないとみなされる。あるいは、供給ガスおよび／または圧縮器の排出物から回収された熱が、国際公開第０９／５８９５５号に説明されたように溶媒再生を改良するために使用され得る。そのような構成および方法は、有利には、エネルギーおよび装置の要件を低減するが、これらは、ＥＯＲに適した純度を有するＣＯ２生成物および／またはパイプラインの仕様を満たす販売ガス生成物を生成することはできない。

さらに、物理的溶媒中の炭化水素の高い溶解性のため、ＣＯ２ストリームは、しばしば、５モル％を上回る炭化水素を含有し、これは、石油増進回収に必要とされるＣＯ２の純度を満たすことができない。たとえば、ＣＯ２は、米国特許第７，１９２，４６８号明細書で説明されたように超臨界圧力で供給ガスから除去され得る。そのような除去は比較的効率的であるが、炭化水素の損失はしばしば望ましくない高さになる。さらに、炭化水素の回収は、低圧のフラッシュガスを循環させることによってある程度は実現され得るが、極めて高い再圧縮であるため実用的でない。同様に、国際公開第１０／２４３８２号に説明されたように、酸性ガスは、上記の‘４６８号特許のものと同じまたはそれを下回る圧力で供給ガスから除去される。しかし回収されたＣＯ２ストリームは、依然として比較的大量の炭化水素を含有しており、生成物の収益が低減され、ＣＯ２がＥＯＲに不向きになる可能性がある。したがって、物理的溶媒プロセスは、大量の炭化水素を有する供給ガスの処理に使用され得るが、そのようなプロセスは、ＣＯ２ストリームおよび処理済みガス流中の炭化水素含量を回収できないことが多く、生成物の収益における損失および不適合生成物の生成という結果に至る。

国際公開第０９／５８９５５号 米国特許第７，１９２，４６８号明細書 国際公開第１０／２４３８２号 米国特許出願公開第２００５／０１７２８０７号明細書

供給ガスから酸性ガスを除去するためのさまざまな構成および方法が、知られているが、これらのすべてまたはほとんどすべては、１つまたは複数の欠点を有する。とりわけ、物理的溶媒プロセスは通常、４ｐｐｍｖを下回るガスパイプライン仕様を満たす処理済みガスを生成できず、かつ／または炭化水素の濃度が、除去されたＣＯ２内で望ましくない高さになる。したがって、酸性ガス除去のための改良された方法および構成を提供する必要性が依然として存在する。

本発明は、炭化水素の損失を低減しながら、高圧供給ガスから酸性ガスを除去する構成および方法を対象とする。特に好ましい態様では、Ｃ１〜Ｃ３炭化水素は、吸収器に再循環され、一方でＣＯ２およびＣ４＋炭化水素は、高温で溶媒からフラッシングされる。フラッシングされた溶媒を処理済み供給ガスを用いてさらにストリッピングすることにより、吸収器に戻される第２の炭化水素再循環ストリームがもたらされる。最も好ましくは、ＣＯ２は、Ｃ４＋炭化水素から分離されて石油増進回収に適したＣＯ２と、Ｃ４＋炭化水素生成物とを生成する。

本発明の主題の１つの態様では、供給ガスから酸性ガスを除去する方法は、吸収器内の供給ガスを超希薄物理的溶媒と接触させて濃厚溶媒および処理済み供給ガスを形成するステップを含む。さらなるステップでは、濃厚溶媒は、連続的に減圧されてＣ１〜Ｃ３炭化水素を除去し、そうすることで減圧された溶媒を形成し、減圧中放出されたＣ１〜Ｃ３炭化水素は、吸収器に再循環される。さらに別のステップでは、減圧された溶媒は、フラッシングおよびストリッピングされて超希薄溶媒と、Ｈ２Ｓ、ＣＯ２、およびＣ４＋成分を主に含むフラッシングされたガスとを生成し、この場合、ストリッピングは、処理済み供給ガスの一部分を用いて実施されて、吸収器にこれもまた再循環されるストリッピングされた気化ガスを形成する。フラッシングされたガスは、次いで分離器内で分離されて、５％未満のＣ４＋成分を有するＣＯ２ストリームと、Ｃ４＋生成物とを生成する。

本発明の主題に限定しないが、減圧された溶媒の冷凍含量が、超希薄溶媒および／または供給ガスの冷却に使用され、減圧された溶媒は、供給ガスの熱含量を用いて少なくとも５０°Ｆ（１０℃）の温度まで加熱されることが好ましい。処理済み供給ガスのその部分が、加熱され、ターボ膨張器内でストリッパ圧力まで膨張されて動力を発生させることも概ね好ましい。濃厚溶媒の連続的減圧は通常、１つまたは複数の水力タービンを用いて実施され、フラッシングは通常、第１のフラッシングステップでほぼ大気圧まで、第２のステップで大気圧を下回る圧力まで行われる。

最も典型的には、吸収器に入る供給ガスは、少なくとも１０００ｐｓｉａ（６．８９ＭＰａＡ）の圧力を有し、少なくとも１０モル％のＣＯ２を含み、吸収器に入る前に、重炭化水素（たとえばＣ５＋）を凝縮させるのに効果的な温度まで冷却される。さらに想到される実施形態では、フラッシングされたガスは、分離器内でフラッシングされたガスを分離するステップの前に、脱水ユニット内で脱水され、かつ／または分離器からのＣＯ２ストリームは、部分的に凝縮されて還流ストリームおよびＣＯ２気化ガスを生成する。

したがって、本発明の主題の別の態様では、物理的溶媒を再生する方法は、少なくとも１０００ｐｓｉｇ（６．８９ＭＰａＧ）の圧力の濃厚な物理的溶媒を提供するステップを含み、この場合、濃厚溶媒は、Ｃ１〜Ｃ３炭化水素、Ｃ４＋成分、およびＣＯ２を含む。濃厚溶媒は、次いで、ＣＯ２のほぼすべてを維持しながら濃厚溶媒からＣ１〜Ｃ３炭化水素を除去するのに効果的な圧力まで連続的に減圧され、それによって減圧された溶媒を形成し、Ｃ１〜Ｃ３炭化水素は、吸収器に再循環される。さらに別のステップでは、減圧された溶媒は、ＣＯ２およびＣ４＋成分のほぼすべてを放出するのに十分な圧力までフラッシングされ、それによってフラッシングされた溶媒を形成し、Ｃ４＋成分は、ＣＯ２から分離され、それによって５％未満のＣ４＋成分を有するＣＯ２ストリームと、Ｃ４＋生成物とを生成する。そのようにフラッシングされた溶媒は、次いで、処理済み供給ガスの一部分を用いてストリッピングされ、そのようにすることで超希薄溶媒およびストリッピングされた気化ガスを形成し、ストリッピングされた気化ガスは、吸収器に再循環される。

前述のように、連続的減圧が、水力タービンを用いて実施され、減圧された濃厚溶媒が、供給ガスおよび／または超希薄溶媒を冷却するために使用され、かつ／または減圧された溶媒が、吸収器への供給ガスの熱含量を用いて少なくとも５０°Ｆ（１０℃）の温度まで加熱されることが概ね好ましい。また、フラッシングが、２つのステップ（ほぼ大気圧までの第１のフラッシングステップ、および大気圧を下回る圧力までの第２のステップ）で実施され、フラッシングされた溶媒が、ストリッピングガスとして処理済み供給ガスを用いてストリッピングされることも通常好ましい。本発明の主題に限定しないが、ストリッピング前にストリッピングガスを加熱し、加熱されたストリッピングガスをターボ膨張器内で膨張させ、それによって動力を発生させることが概ね好ましい。最も典型的には、フラッシングされたガスは、ＣＯ２からＣ４＋成分を分離するステップの前に脱水ユニット内で脱水される。

その結果、かつ違う視点から見れば、処理済み供給ガスおよび濃厚溶媒の形成を可能にするために、少なくとも１０００ｐｓｉｇ（６．８９ＭＰａＧ）の圧力の超希薄溶媒を用いて供給ガスからＣ１〜Ｃ３炭化水素、Ｃ４＋成分、およびＣＯ２を吸収するように構成された吸収器を含むガス処理プラントが、想到される。複数のフラッシング容器が、次いで、減圧された溶媒およびＣ１〜Ｃ３炭化水素を生成するために濃厚溶媒を受け入れ、連続的にフラッシングするように構成され、低圧のフラッシング段は、減圧された溶媒をフラッシングし、ＣＯ２およびＣ４＋の成分を含むフラッシングされたガスと、フラッシングされた溶媒とを生成するためにフラッシング容器に流体結合される。最も典型的には、ストリッピング塔が、処理済み供給ガスの一部分を用いてフラッシングされた溶媒をストリッピングし、そのようにすることで超希薄溶媒およびストリッピングされた気化ガスを生成するように低圧フラッシング段に流体結合され、分留装置が、Ｃ４＋成分をＣＯ２から分離し、それによって５％未満のＣ４＋成分を有するＣＯ２ストリームと、Ｃ４＋生成物とを生成するために低圧フラッシング段に流体結合される。想到されるプラントは、さらに、Ｃ１〜Ｃ３炭化水素を吸収器に再循環するために複数のフラッシング容器および吸収器に流体結合された第１の再循環導管と、ストリッピングされた気化ガスを吸収器に再循環するためにストリッピング塔および吸収器に流体結合された第２の再循環導管とを含むことになる。

最も好ましくは、想到されるプラントは、供給ガスからの熱を用いて減圧された溶媒を加熱するための熱交換機、および／または供給ガスから凝縮された重炭化水素を分離するための分離器をさらに含むことになる。低圧のフラッシング段が、減圧された溶媒を準大気圧までフラッシングすることを可能にするように構成されることがさらに依然として好ましい。

本発明のさまざまな目的、特徴、態様および利点は、本発明の好ましい実施形態の以下の詳細な説明からより明らかになる。

本発明の主題による、物理的溶媒を用いた酸性ガス除去の例示的なブロック概略図である。 本発明の主題による、物理的溶媒による酸性ガス除去プラントの例示的な概略図である。

本発明者は、超希薄物理的溶媒を用いてさまざまな供給ガスから酸性ガスを除去する極めて効率的な構成および方法を開発し、ここでは、溶媒は、Ｃ１〜Ｃ３成分が吸収器に再循環することを可能にし、Ｃ４およびより重質の成分をフラッシングされたＣＯ２から分離することを可能にするフラッシングおよびストリッピングプロセスにおいて再生される。供給ガスは通常、約１０から３０モル％のＣＯ２、約１０００ｐｐｍｖから１モル％の間のＨ２Ｓを含む。最も好ましくは、供給ガスは冷やされ、濃厚溶媒は、廃熱を用いて（たとえば処理済みガスの一部分によって）ストリッピングして超希薄状態に再生され、一方で、炭化水素は、複数段の分離器内でフラッシュガスを再循環させることによって回収される。ＣＯ２ストリーム内の炭化水素は、炭化水素の損失を５％未満、より典型的には４％未満、最も典型的には２％未満に低減する分留装置内でＣＯ２から分離される。

さらに好ましい構成および方法では、供給ガスおよび溶媒は、外部冷凍および濃厚溶媒のフラッシングから発生した内部冷凍によって冷却される。最も典型的には、想到されるプラントはまた、より重質の炭化水素（Ｃ５＋）の大部分を除去する供給ガスチラーも含む。

本発明の主題の１つの特定の好ましい態様では、想到されるプラントおよび方法は、吸収器への再循環のために炭化水素に富むフラッシュガスを生成して炭化水素の損失を最小限に抑え、酸性ガスの生成のために少なくとも１つの分離器へと連続的に圧力降下する酸性ガスに富むフラッシングされた溶媒をさらに生成するために複数の多段のフラッシング容器を含む。圧力降下は、最も好ましくは、１つまたは複数の水力タービンを用いて、溶媒を冷却すると共にプラント内の１つまたは複数の圧縮器および／またはポンプを駆動させるためにその後に使用され得るエネルギーを発生させること（最も典型的には電気エネルギー）を可能にするように実施される。圧力降下がいくつかの段にわたって実施されるとき、Ｃ１〜Ｃ３炭化水素は、効果的に回収され、再圧縮の後、吸収器に再循環され得る。

後に続く低圧フラッシング段では、溶媒は、次いで、ＣＯ２の放出のために大気圧近く（たとえば１００ｐｓｉｇ（０．６９ＭＰａＧ）以下、より典型的には５０ｐｓｉｇ（０．３４ＭＰａＧ）以下）まで、最も好ましくは準大気圧（たとえば１０ｐｓｉａ（０．０６９ＭＰａＧ）以下、より典型的には５ｐｓｉａ（０．０３４ＭＰａＡ）以下）まで圧力降下され、これは、上流側のフラッシング容器からの減圧された溶媒が、加熱されている場合には特に有利である。特に好ましい態様では、減圧された溶媒の加熱は、廃熱を用いて実施され、特に圧縮器の排出物、蒸気凝縮器、および／または利用可能であればさらには周囲熱からの熱含量を使用する。さらに、ストリッパは、（最も典型的には準大気圧の圧力フラッシング容器である）最終段の分離器からフラッシングされた溶媒を受け取り、これをストリッピングして、好ましくは処理済みガスの一部分または他の硫黄枯渇ガスを用いて、１００ｐｐｍｖ未満、より好ましくは５０ｐｐｍｖ未満、さらにより好ましくは１０ｐｐｍｖ未満、最も好ましくは４ｐｐｍｖ未満のＨ２Ｓを有する超希薄溶媒を生成することが概ね好ましい。

したがって、想到される構成および方法は、炭化水素の損失を低減しながらＣＯ２およびＨ２Ｓの効率的な除去を可能にすることを理解されなければならない。最も好ましくは、より軽質の炭化水素は、ＣＯ２除去の前にフラッシングステップで回収され、一方でより重質の炭化水素（たとえばＣ４＋炭化水素）は、フラッシングされたＣＯ２から除去される。ストリッピングに使用される軽質の炭化水素もまた、吸収器への再循環によって回収される。本発明の主題による１つの例示的なプラント構成のブロック図が、図１に示され、ここでは、Ｃ１〜Ｃ４＋成分およびＣＯ２を含む供給ガスが、物理的溶媒処理ユニットに供給される。フラッシング段からの炭化水素の再循環ガスは、プラントの前端部に戻され、一方で（主にＣ１〜Ｃ３を含有する）処理済みガスは、パイプライン、ターミナルまたは他の目的地に供給される。Ｃ４＋成分をこのとき含むフラッシングされたＣＯ２ストリームは、次いで、分留装置に送られ、ここで精製されたＣＯ２およびＣ４＋炭化水素ストリームが生成される。したがって、物理的溶媒プロセスの利点が、酸性ガス処理プラント内で、炭化水素生成物の損失および／またはＣＯ２品質の低下を有さず、それと同時に価値高いＣ４＋生成物の生成も可能にしながら実施され得ることを理解されなければならない。

したがって、濃厚溶媒を再生する想到される方法は、濃厚溶媒が、メタンおよびエタン（典型的には少なくとも９５％、最も典型的には少なくとも９９％）の回収のために複数段にわたって減圧されるもの、およびそのように処理された溶媒が、さらに加熱され、大気圧および／または準大気圧まで減圧されるものを含み、この場合、加熱は、好ましくは、圧縮器排出物からの廃熱を用いて、少なくとも部分的に溶媒を再生するように達成されることを理解されなければならない。異なる視点から見れば、サワー供給ガスからＣＯ２およびＨ２Ｓを除去するための方法およびプラントが、想到され、これにおいては、物理的溶媒は、酸性ガス中枯渇した処理済みガスを生成し、かつ複数の減圧ステップにわたってフラッシングされて、供給システムに再循環されるフラッシングされた炭化水素気化ガスを生成する濃厚な物理的溶媒を生成するために、吸収器内で使用される。

通常、想到されるシステムおよび方法は、１つまたは複数の熱交換機において、最も好ましくは供給圧縮器、供給ガス、または他の供給源からの低質の熱を用いてフラッシングされた溶媒を加熱することを可能にしてより低圧（通常は準大気圧）までのその後のフラッシングにおいてＣＯ２を取り去る。次いで、溶媒ストリッパが、超希薄溶媒を生成するために、好ましくはストリッピングガスとして処理済み供給ガスまたは他の硫黄枯渇ガスを用いて使用され得る。ストリッパのオーバーヘッド気化ガスが、次いで圧縮され、さらなる炭化水素の回収のために供給ガスシステムに再循環される。最も典型的な例では、想到されるプラントおよび方法は、販売用の炭化水素生成物（Ｃ４＋）を生成しながら、ＥＯＲの運転のためにＣＯ２ストリーム中の炭化水素含量が５モル％を下回るように低減する。

図２は、図１のブロック図のより詳細な概略を示している。ここでは、通常は１２モル％のＣＯ２および１モル％のＨ２Ｓ、１００°Ｆ（３７．８℃）、および約６５０ｐｓｉｇ（４．４８ＭＰａＧ）である供給ガスストリーム１が、脱水ユニット１００を用いて乾燥されて、乾燥ガスストリーム３を生成する。用語「約」は、本明細書で数字と併用される場合、その数字の＋／−１０％の範囲であることを示す。乾燥ステップは、溶媒処理ユニット内での水和物形成を回避するためにほとんどの場合に必要である。乾燥されたガスは、次いで、再循環ガスストリーム２と混合され、圧縮機５１によって圧縮されて、約１２００ｐｓｉｇ（８．２７ＭＰａＧ）および１７０°Ｆ（７６．７℃）のストリーム４を形成する。圧縮器の排出物は、周囲冷却器５２によって冷却されて、約１２０°Ｆ（４８．９℃）のストリーム５を形成する。交換機５２における冷却の程度は、溶媒再生のための加熱要件を実現するために必要に応じて調整され得る。ストリーム５は、さらに、交換機５３内で濃厚溶媒ストリーム２５によって約１０°Ｆ（−１２．２℃）まで冷却され（ストリーム６）、交換機５４内で処理済みガスストリーム１１によって約０°Ｆ（−１７．８℃）まで冷却されて、ストリーム７を形成し、ストリーム７は、最終的には、交換機５５内で冷凍９１を用いて約−２０°Ｆ（−２８．９℃）まで冷却される。冷やされたストリーム８は、さらに分離器１０１内で処理されて、販売用にさらに処理され得る（図示されず）炭化水素液体ストリーム１１３と、吸収器５６への供給物としての気化ガスストリーム１１２とを生成する。キーとなるプロセスストリームは、以下の表１の熱および材料のバランスにおいて示される。

冷やされた供給ガスストリーム１１２は、約−２０°Ｆ（−２８．９℃）の超希薄溶媒ストリーム９によって逆流式に洗われ、約−１２°Ｆ（−２４．４℃）の処理済みガスストリーム１１と、約−１０°Ｆ（−２３．３℃）の濃厚溶媒ストリーム１０とを生成する。最も典型的には、吸収器は、パッキングまたはトレイを含む接触装置、または酸性ガスの吸収のための他の適切な媒体を含む。濃厚溶媒ストリームは、第１の水力タービン５７を介して約７５０ｐｓｉｇ（５．１７ＭＰａＧ）まで圧力降下して、−８°Ｆ（−２２．２℃）のストリーム１５を形成する。降下したストリームは、分離器５８内で分離されて、フラッシングされた気化ガスストリーム１６と、フラッシングされた液体ストリーム１７とを生成する。フラッシングされた液体はさらに、第２の水力タービン６２を介して約２５０ｐｓｉｇ（１．７２ＭＰａＧ）まで圧力降下して、ストリーム１８を形成する。降下したストリームは、分離器５９内で分離されて、フラッシングされた気化ガスストリーム１９と、フラッシングされた液体ストリーム２０とを生成する。

フラッシングされた溶媒ストリーム２０は、ＪＴ弁７５内で約９０ｐｓｉｇ（０．６２ＭＰａＧ）まで圧力降下して、約−１１°Ｆ（−２３．９℃）のストリーム２１を形成する。降下したストリームは、分離器６０内で分離されて、フラッシングされた気化ガスストリーム２２と、フラッシングされた液体ストリーム２３とを生成する。フラッシングされた液体は、ＪＴ弁７４を介して約６０ｐｓｉｇ（０．４１ＭＰａＧ）までさらに圧力降下して、約−１４°Ｆ（−２５．６℃）のストリーム２４を形成する。フラッシングされた溶媒中の冷凍含量は、交換機６３内で、希薄な溶媒ストリーム４２を４８°Ｆ（８．９℃）から約０°Ｆ（−１７．８℃）まで冷やす際に回収される。この交換機では、フラッシングされた溶媒は、約０°Ｆ（−１７．８℃）まで加熱されて、ストリーム２５を形成するようになり、ストリーム２５は、交換機５３内で供給ガスストリームによって約５５°Ｆ（１２．８℃）までさらに加熱され、そうすることでストリーム２６を形成し、ストリーム２６は、約３０ｐｓｉｇ（０．２１ＭＰａＧ）で作動している分離器６１内で分離されて、約５０°Ｆ（１０℃）のフラッシングされた気化ガスストリーム２７と、フラッシングされた液体ストリーム２８とを生成する。フラッシングされた溶媒ストリーム２８は、ＪＴ弁７６内で約２ｐｓｉｇ（０．０１４ＭＰａＧ）まで圧力降下して、ストリーム２９を形成する。降下したストリームは、分離器６６内で分離されて、（圧縮器７０によって圧縮される）フラッシングされた気化ガスストリーム３０と、フラッシングされた液体ストリーム３１とを生成する。

通常（ただし必ずしもそうではないが）、ストリッパ６７の上方に位置している分離器６６は、フラッシングされた溶媒ストリーム３１が弁７７を介して下側のストリッパセクションまで重力で流れてストリーム３２を形成することを可能にする。効果的なストリッピングのために、温められた高圧の処理済みガス（ストリーム１２）の約５％が、ストリッピングガスとして使用され、一方でその残りは、商品用ストリーム１３としてプラントを離れる。ストリッピングプロセスのエネルギー効率を向上させるために、高圧のストリッピングガスストリーム１４は、加熱器７３内でスチーム９４により約３００°Ｆ（１４８．９℃）まで加熱されて、ストリーム４０を形成し、ストリーム４０は、次いで、ターボ膨張器７８内で圧力降下する。発電機を作動させるまたは溶媒ポンプを駆動するために使用され得る約５ＭＷまたはさらにはそれ以上の電力出力が、ターボ膨張器によって発生させられ得る。低圧のストリーム３３が、ストリッパに供給され得る。最適な作動のために、ストリッピングガス対溶媒流は、効果的なストリッピングを確実にするために１０から３０の容積比で維持されなければならない。通常、ストリッピング作動は、パイプラインの仕様に合わせるように供給ガスを処理するために使用され得る、１０ｐｐｍｖ未満のＨ２Ｓ含量を有する超希薄溶媒を生成することができる。したがって、処理済み供給ガス中のＣＯ２含量は、０．２モル％以下、より典型的には０．１５モル％以下、および最も典型的には０．１モル％以下まで低減され得ることが認識されなければならない。最も典型的には、ストリッパは、パッキングまたはトレイを含む接触装置、または酸性ガスストリッピングのための他の適切な媒体を含む。

ストリッパ６７は、酸性ガスに富むオーバーヘッド気化ガス３４と、ポンプ６８によって圧送され、最後にストリーム９として吸収器５６に入る超希薄溶媒４１とを生成する。オーバーヘッド気化ガスは、圧縮機６９によって約９０ｐｓｉｇ（０．６２ＭＰａＧ）まで圧縮されて、ストリーム３５を形成し、ストリーム３５は、ストリーム２２と混合する前に交換機７１内で冷却され、圧縮器６５の低段に供給される。圧縮器６５は、さらに、フラッシングされた気化ガスストリーム１９および１６を圧縮して、約６５０ｐｓｉｇ（４．４８ＭＰａＧ）のストリーム３９を形成し、ストリーム３９は、吸収器に再循環する前に交換機７２内で冷却される。ＣＯ２ストリーム３７および２７は、組み合わせられて、ＥＯＲに使用され得るストリーム３８を形成する。ほとんどの場合、ストリーム３８中の炭化水素含量は、５から１０モル％の間であり、これは、ＥＯＲで使用するには概ね受け入れられないことが留意されなければならない。Ｃ４＋炭化水素を除去するために、ストリーム３８は、圧縮器１０２によって約２５０ｐｓｉｇ（１．７２ＭＰａＧ）まで圧縮されてストリーム１１４を形成し、ストリーム１１４は、交換機１０３内で冷却水ストリーム１１５によって冷却されて約９０°Ｆ（３２．２℃）および２４０ｐｓｉｇ（１．６５ＭＰａＧ）のストリーム１１６を形成する。このストリームは、次いで、脱水ユニット１０４内で乾燥されて、ＥＯＲのためのＣＯ２の仕様を満たし、下流のストリーム分留装置での水和物形成を回避するために必要とされる、−４０°Ｆ（−４０℃）の露点温度を有するＣＯ２ストリームを生成する。脱水ユニットからストリーム１１８として水が除去され、乾燥されたＣＯ２ストリーム１１７が生成され、ストリーム１１７は、液体生成物ストリーム１２５とするＣ４＋成分の９５％を超える除去のために分留装置１０５にルーティングされる。（好ましくはオーバーヘッドストリーム１１９を冷却するためにプロパン冷凍１２０を用いる）オーバーヘッド凝縮器１０６が、分留装置に環流をもたらすために使用される。冷やされたオーバーヘッドストリーム１２１が、分離器１２５内で処理されて、液体ストリーム１２３と、気化ガスストリーム１２２とを生成する。液体ストリーム１２３は、次いで、ポンプ１０８によって圧送されて、環流として分留装置に戻されるストリーム１２４を形成する。したがって、ストリーム１２２は、５モル％未満の炭化水素を含有し、今ではＥＯＲに適したものであることを理解されなければならない。

適切な供給ガスに関して言えば、そのようなガスの圧力は、かなり多様になり得、ガスの性質が、少なくとも部分的に圧力を決定付けることを理解されなければならない。供給ガスは、少なくとも４００ｐｓｉｇ（２．７６ＭＰａＧ）、より典型的には少なくとも１０００ｐｓｉｇ（６．８９ＭＰａＧ）、さらにより典型的には少なくとも１２００ｐｓｉｇ（８．２７ＭＰａＧ）の圧力を有することが特に好ましい。したがって、供給ガスは、吸収器内に入る前に圧縮されてもよい（または圧力降下してもよい）ことが留意されなければならない。また、供給ガスは、吸収器のあらゆる上流側の地点で、または吸収器内でＣ１〜Ｃ３炭化水素の再循環ストリームと組み合わされ得ることにも留意される。最も好ましくは、吸収器は、少なくとも７００ｐｓｉｇ（４．８３ＭＰａＧ）、より好ましくは少なくとも１０００ｐｓｉｇ（６．８９ＭＰａＧ）、最も好ましくは少なくとも１５００ｐｓｉｇ（１０．３４ＭＰａＧ）の圧力で作動するが、適切な吸収器の圧力は通常、３０００ｐｓｉｇ（２０．６８ＭＰａＧ）未満、より典型的には２５００ｐｓｉｇ（１７．２４ＭＰａＧ）未満である。

同様に、溶媒の性質は、かなり多様になり得ることが留意されなければならず、すべての物理的溶媒およびその混合物は、本明細書での使用に適切であるとみなされる。当技術分野では、数多くの物理的溶媒が知られており、例示的な好ましい物理的溶媒は、ＦＬＵＯＲ ＳＯＬＶＥＮＴ（ＴＭ）（プロピレンカーボネート）、ＮＭＰ（ノーマルメチルピロリドン）、ＳＥＬＥＸＯＬ（ＴＭ）（ポリエチレングリコールのジメチルエーテル）、およびＴＢＰ（リン酸トリブチル）、および／またはさまざまなポリエチレングリコールジアルキルエーテルを含む。あるいは、強化第３級アミン（ピペラジン）を含む他の溶媒、または他の溶媒または溶媒の混合物が、物理的溶媒としての類似の作用を有して使用されてもよい。

濃厚溶媒のフラッシングは、数多くの装置を用いて実施され得ることがさらに留意されなければならず、すべての減圧装置が、本明細書での使用に適切であることが概ね想到される。しかし、減圧装置の少なくとも１つが、水力タービンであることが特に好ましく、その理由は、そのような装置は、再圧縮エネルギーをもたらすために有利に使用され得るシャフト作用（たとえば溶媒循環ポンプを駆動させる、または電力を発生させる）をもたらしながら、酸性ガス含量の膨張およびフラッシングによって冷凍冷却を発生させるためである。減圧量に関して言えば、（作用をもたらしたおよび／または冷却した後の）濃厚溶媒は、約２０から７０％のメタン含量を有するフラッシングされた気化ガスを放出するのに十分な圧力まで圧力降下することが通常好ましい。これらの気化ガスは、吸収器に再循環されて、メタンの損失を５％未満、より好ましくは３％未満、最も好ましくは１％未満までの最小限に抑える。したがって、典型的な減圧は、吸収器の圧力（たとえば１５００から１０００ｐｓｉｇ（１０．３４から６．８９ＭＰａＧ）の間）から１００ｐｓｉｇ（０．６９ＭＰａＧ）以下、より典型的には８０ｐｓｉｇ（０．５５ＭＰａＧ）以下、最も典型的には６０ｐｓｉｇ（０．４１ＭＰａＧ）以下になる。

そのように生成された減圧された溶媒は、次いで、低圧フラッシング段においてフラッシングされ、そうすることでＣＯ２を放出する。最も典型的には、減圧されたストリームは、最初、さまざまな熱源を用いて加熱され、熱源は、低質の熱または廃熱を減圧された溶媒に与えることが特に好ましい。熱源の中でもとりわけ特に好ましい熱源は、圧縮器の排出ストリーム、（送出されるとき、または圧縮後の）供給ガス、ボイラからの廃熱、周囲熱などを含む。特に好ましい態様では、低圧のフラッシング段は、ＣＯ２およびＣ４＋の成分を放出するために、加熱された減圧された溶媒を大気圧まで、さらにより好ましくは準大気圧までフラッシングすることを可能にする。

ＣＯ２ストリームを含むそのように生成されたＣ４＋炭化水素は、好ましくは、図２で概略的に示されるように従来の分離器内で分離される。しかし、さまざまな代替の分離方法および装置もまた、適切であるとみなされる。たとえば、圧縮が利用可能な場合、ＣＯ２は、膜分離または自動冷凍プロセスを用いてＣ４＋成分から分離されてもよい。分離プロセスに関わらず、分離後のＣＯ２は、５モル％以下、より典型的にはＥＯＲに適した２．５モル％以下の濃度のＣ４＋炭化水素を含有することが概ね好ましい。残りのＨ２Ｓおよび炭化水素は、下流側のストリッピング塔内で溶媒から除去され得る。

ストリッピング塔に関して言えば、ストリッピング塔は、好ましくは、低Ｈ２Ｓストリッピングガスを用いて、１０ｐｐｍｖ以下、より好ましくは５ｐｐｍｖ以下、最も好ましくは３ｐｐｍｖ以下のＨ２Ｓ濃度を有する処理済み供給ガスを生成することができる超希薄溶媒を形成するように作動されることが留意される。したがって適切なストリッピングガスは、不活性ガス、特に吸収器に再循環されて戻されることが有利である処理済み供給ガスの一部分を含む。

その結果、本発明の主題による構成は、アミンまたは他の物理的溶媒または膜を含む従来の酸性ガスの除去プロセスと比較して高度な酸性ガス除去のための総エネルギー消費および資本投資を大幅に低減することが認識されなければならない。さらに、想到される構成およびプロセスは通常、外部の熱源を必要とせず、必要とされる場合の熱源は、冷凍および／または供給ガス圧縮システムからの供給ガスまたは圧縮熱によって供給され、したがって、エネルギー消費および環境への影響をさらに低減する。さらに、石油増進回収プロジェクトは、供給ガス中の酸性ガス濃度の増大、通常は１０％から６０％までの増大に遭遇することが頻繁にある。想到される構成およびプロセスは、これらの変化を、本質的に同じ溶媒循環によって受け入れることができる。したがって、想到される構成および方法の利点の中でもとりわけ、（吸収器への希薄溶媒を冷却することに、次いで冷却水の消費を低減するために供給ガス圧縮器排出物を冷却することにフラッシングされた濃厚溶媒を用いることによって）外部冷凍および冷却水の消費の両方を低減することが、特に望ましい。さらに、吸収器オーバーヘッドガスは、吸収器への供給ガスを冷やして供給ガスチラーの冷凍要件を最小限にさらに抑えることに使用されてもよい。

想到される方法および構成は、著しくサポートが少ないオフサイトおよび／またはユティリティシステム（たとえば蒸気ボイラまたは燃料ガス加熱器）が必要とされるときに、プラント設計の大幅な簡易化を可能にすることも認識されなければならない。たとえば、物理的溶媒のフラッシングからの廃棄冷凍は、プロセスの冷却に使用され、したがって冷却水の消費を最小限に抑える。故にたいていの場合、ユティリティの要件は、電力のみである。（必要とされる場合の）さらなる冷却は、周囲空気または冷却水を用いて達成されることが可能であり、これは、環境への影響を大きく低減する。さらなる態様および利点は、本発明者の同時係属の米国特許出願公開第２００５／０１７２８０７号明細書および本発明者の米国特許第７，１９２，４６８号明細書で開示され、いずれも参照により本明細書に組み込まれる。

こうして、改良された酸性ガス除去のための構成および方法の特有の実施形態が、開示されてきた。しかし、すでに説明されたもの以外にも多くのさらなる改変形態が、本明細書における本発明の概念から逸脱することなく可能であることが、当業者に明らかになるはずである。したがって、本発明の主題は、付属の特許請求の範囲の趣旨を除き、制限されるものではない。さらに、明細書および特許請求の範囲の両方を解釈する際、すべての用語は、文脈と一致させた最も広い可能性で解釈されなければならない。特に、用語「備える」および「備えている」は、非限定的な方法で要素、成分、またはステップを参照し、参照された要素、成分、またはステップは、明示的に参照されない他の要素、成分、またはステップと共に存在し、利用され、または組み合わせられてもよいことを示していると解釈されなければならない。

Claims (20)

1. 供給ガスからの酸性ガス除去の方法であって、
   吸収器内の供給ガスとリーン溶媒を接触させてリッチ溶媒および処理済み供給ガスを形成するステップと、
   リッチ溶媒を多段階で減圧してリッチ溶媒からＣ１〜Ｃ３炭化水素を除去して減圧された溶媒を形成し、Ｃ１〜Ｃ３炭化水素を吸収器へと再循環させるステップと、
   減圧された溶媒をフラッシングおよびストリッピングしてリーン溶媒と、ＣＯ２およびＣ４＋成分を主に含むフラッシングされたガスとを生成するステップであって、
   ストリッピングするステップが、処理済み供給ガスの一部分を用いて実施されてストリッピングされた気化ガスを形成し、ストリッピングされた気化ガスが、吸収器に再循環され、それによって処理済み供給ガスのその部分からＣ１〜Ｃ３炭化水素を回収する、ステップと、
   分離器内でフラッシングされたガスを分離して５％未満のＣ４＋成分を有するＣＯ２ストリームと、Ｃ４＋生成物とを生成するステップとを含む、方法。
2. 減圧された溶媒の冷熱が、リーン溶媒および供給ガスの少なくとも１つの冷却に使用される、請求項１に記載の方法。
3. 減圧された溶媒が、供給ガスの熱含量を用いて少なくとも５０°Ｆ（１０℃）の温度まで加熱される、請求項１に記載の方法。
4. 処理済み供給ガスの一部分が、加熱され、次いでターボ膨張器内でストリッパ圧力まで膨張され、それによって動力を発生させる、請求項１に記載の方法。
5. 吸収器に入る供給ガスが、少なくとも１０００ｐｓｉａ（６．８９ＭＰａＡ）の圧力を有し、少なくとも１０モル％のＣＯ２を含み、吸収器に入る前に、重炭化水素を凝縮させるのに十分な温度まで冷却される、請求項１に記載の方法。
6. リッチ溶媒を多段階で減圧するステップが、水力タービンを用いた減圧を含む、請求項１に記載の方法。
7. フラッシングするステップが、大気圧までの第１のフラッシングステップ、および大気圧を下回る圧力までの第２のステップを用いて実施される、請求項１に記載の方法。
8. フラッシングされたガスが、分離器内でフラッシングされたガスを分離するステップの前に脱水ユニット内で脱水される、請求項１に記載の方法。
9. 分離器からのＣＯ２ストリームが、部分的に凝縮されて分離器への還流ストリームと、ＣＯ２気化ガスとを生成する、請求項１に記載の方法。
10. 供給ガスからＣＯ２を吸収分離するために用いられた溶媒を再生する方法であって、
    少なくとも１０００ｐｓｉｇ（６．８９ＭＰａＧ）の圧力のリッチ溶媒を提供するステップであって、リッチ溶媒が、Ｃ１〜Ｃ３炭化水素、Ｃ４＋成分およびＣＯ２を含む、ステップと、
    リッチ溶媒を、ＣＯ２のほぼすべてを維持しながらリッチ溶媒からＣｌ−Ｃ３炭化水素を除去するのに十分な圧力まで多段階で減圧し、それによって減圧された溶媒を形成し、Ｃ１〜Ｃ３炭化水素を吸収器に再循環させるステップと、
    減圧された溶媒を、ＣＯ２およびＣ４＋成分のほぼすべてを放出するのに十分な圧力までフラッシングし、それによってフラッシングされた溶媒を形成するステップと、
    ＣＯ２からＣ４＋成分を分離し、それによって５％未満のＣ４＋成分を有するＣＯ２ストリームと、Ｃ４＋生成物とを生成するステップと、
    フラッシングされた溶媒を、処理済み供給ガスの一部分を用いてストリッピングし、そのようにすることでリーン溶媒およびストリッピングされた気化ガスを形成し、ストリッピングされた気化ガスを吸収器に再循環させ、それによって処理済み供給ガスのその部分からＣ１〜Ｃ３炭化水素を回収する、ステップとを含む、方法。
11. 多段階で減圧するステップが、水力タービンを用いて実施され、減圧されたリッチ溶媒が、供給ガスおよびリーン溶媒の少なくとも１つを冷却するために使用される、請求項１０に記載の方法。
12. 減圧された溶媒が、吸収器への供給ガスの熱含量を用いて少なくとも５０°Ｆ（１０℃）の温度まで加熱される、請求項１０に記載の方法。
13. フラッシングするステップが、大気圧までの第１のフラッシングステップ、および大気圧を下回る圧力までの第２のステップを用いて実施される、請求項１０に記載の方法。
14. フラッシングされた溶媒をストリッピングするステップが、処理済み供給ガスを用いて実施される、請求項１０に記載の方法。
15. 処理済み供給ガスの一部分を加熱し、処理済み供給ガスの加熱された部分をターボ膨張器内で膨張させ、それによって動力を発生させるステップをさらに含む、請求項１４に記載の方法。
16. ＣＯ２からＣ４＋成分を分離するステップの前に、フラッシングされたガスを脱水ユニット内で脱水するステップをさらに含む、請求項１０に記載の方法。
17. ガス処理プラントであって、
    処理済み供給ガスおよびリッチ溶媒の形成を可能にするために、少なくとも１０００ｐｓｉｇ（６．８９ＭＰａＧ）の圧力のリーン溶媒を用いて供給ガスからＣ１〜Ｃ３炭化水素、Ｃ４＋成分、およびＣＯ２を吸収するように構成された吸収器と、
    減圧された溶媒およびＣ１〜Ｃ３炭化水素を生成するために、リッチ溶媒を受け取り、連続的にフラッシングするように構成された複数のフラッシング容器と、
    複数のフラッシング容器に流体結合され、ＣＯ２およびＣ４＋成分を含むフラッシングされたガスと、フラッシングされた溶媒とを生成するために減圧された溶媒をフラッシングするように構成された低圧のフラッシング段と、
    低圧のフラッシング段に流体結合され、リーン溶媒およびストリッピングされた気化ガスを生成するように、処理済み供給ガスの一部分を用いてフラッシングされた溶媒をストリッピングすることを可能にするように構成されたストリッピング塔と、
    低圧のフラッシング段に流体結合され、５％未満のＣ４＋成分を有するＣＯ２ストリームと、Ｃ４＋生成物とを生成するためにＣＯ２からＣ４＋成分を分離するように構成された分留装置と、
    Ｃ１〜Ｃ３炭化水素を吸収器に再循環させるために複数のフラッシング容器および吸収器に流体結合された第１の再循環導管と、
    ストリッピングされた気化ガスを吸収器に再循環させ、それによってストリッピングされた気化ガスからＣ１〜Ｃ３炭化水素の回収を可能にするためにストリッピング塔および吸収器に流体結合された第２の再循環導管とを備える、ガス処理プラント。
18. 供給ガスからの熱を用いて減圧された溶媒を加熱することを可能にするように構成された熱交換機をさらに備える、請求項１７に記載のガス処理プラント。
19. 低圧のフラッシング段が、減圧された溶媒を大気圧を下回る圧力までフラッシングすることを可能にするように構成される、請求項１７に記載のガス処理プラント。
20. 吸収器に流体結合され、供給ガスから凝縮された重炭化水素を分離することを可能にするように構成された分離器をさらに備える、請求項１７に記載のガス処理プラント。

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