JP5793139B2 - 炭化水素ガス処理 - Google Patents

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Description

本発明は、ガスを含む炭化水素分離のためのプロセスならびに装置に関する。出願人は、２００９年６月１１日出願の先の米国仮特許出願第６１／１８６，３６１号の米国特許法第１１９条（ｅ）項に基づく特典を請求するものである。出願人はまた、２０１０年３月３１日出願の一部継続米国特許出願第１２／７５０，８６２号として、また２０１０年３月４日出願の一部継続米国特許出願第１２／７１７，３９４号として、また２０１０年１月１９日出願の一部継続米国特許出願第１２／６８９，６１６号として、また２００９年２月１７日出願の一部継続米国特許出願第１２／３７２，６０４号として、米国特許法第１２０条に基づく特典を請求するものである。譲受人Ｓ．Ｍ．Ｅ． Ｐｒｏｄｕｃｔｓ
ＬＰ ａｎｄ Ｏｒｔｌｏｆｆ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｓ， Ｌｔｄ．社は、本出願の発明がなされる前に発効していた合同研究協約への参加者であった。
エチレン、エタン、プロピレン、プロパンおよび／またはより重質の炭化水素は、天然ガスや製油所ガス、さらに石炭や原油やナフサやオイルシェールやタールサンドや亜炭等の他の炭化水素から得られる合成ガス流等の様々なガスから回収することができる。天然ガスは通常、メタンとエタンからなる主要部分を有しており、すなわちメタンとエタンとが合わさってガスの少なくとも５０モル百分率を構成している。このガスはまた、比較的少ない量の、プロパンやブタンやペンタン等のより重質の炭化水素と、加えて水素や窒素や二酸化炭素や他のガスもまた含んでいる。
本発明は、この種のガス流からのエチレンやエタンやプロピレンやプロパンやより重質の炭化水素の回収に概ね関するものである。本発明に従って処理するガス流の一般的な分析は、おおよそのモル百分率で９０．３％メタンと４．０％エタンおよび他のＣ２成分と１．７％プロパンおよび他のＣ３成分と０．３％イソブタンと０．５％ノルマルブタンと０．８％ペンタンと加えて酸化窒素と酸化炭素とで出来た残りとなる筈である。硫黄含有ガスもまた、時として存在する。
天然ガスとその液化天然ガス（ＮＧＬ）成分の価格における歴史的な周期的変動が、時として液化製品としてのエタンやエチレンやプロパンやプロピレンやより重質の成分の価格上昇を抑制してきた。このことは、これら製品のより効率的な回収をもたらすことのできるプロセスや、より少ない資本投下を伴う効率的な回収をもたらすことのできるプロセスや、広範囲に亙り特定の成分の回収を可変するよう簡単に適合あるいは調整することのできるプロセスに対する要求に帰結してきた。これら物質を分離する利用可能なプロセスには、ガスの冷却および冷蔵やオイル吸収や冷蔵オイルの吸収に基づくものが含まれる。加えて、極低温プロセスは処理対象ガスの膨張と熱の吸収を同時に行ないながら電力を生成する経済的な機器の利用可能性が故に人気を博してきた。ガス源の圧力とガス濃度（エタンやエチレンやより重質の炭化水素の含有量）と所望の最終製品に応じ、これらのプロセスやその組み合わせをそれぞれ用いることができる。
極低温膨張プロセスは現在、天然ガス液体回収用に概ね好適であり、何故なら始動の容易さや操業の柔軟性や良好な効率や安全性や優れた信頼性を伴う最大の簡便性をもたらすからである。米国特許第３，２９２，３８０号、第４，０６１，４８１号、第４，１４０，５０４号、第４，１５７，９０４号、第４，１７１，９６４号、第４，１８５，９７８号、第４，２５１，２４９号、第４，２７８，４５７号、第４，５１９，８２４号、第４，６１７，０３９号、第４，６８７，４９９号、第４，６８９，０６３号、第４，６９０，７０２号、第４，８５４，９５５号、第４，８６９，７４０号、第４，８８９，５４５
号、第５，２７５，００５号、第５，５５５，７４８号、第５，５６６，５５４号、第５，５６８，７３７号、第５，７７１，７１２号、第５，７９９，５０７号、第５，８８１，５６９号、第５，８９０，３７８号、第５，９８３，６６４号、第６，１８２，４６９号、第６，５７８，３７９号、第６，７１２，８８０号、第６，９１５，６６２号、第７，１９１，６１７号、第７，２１９，５１３号、再発行米国特許第３３，４０８号と、同時係属米国特許出願第１１／４３０，４１２号、第１１／８３９，６９３号、第１１／９７１，４９１号、第１２／２０６，２３０号は、関連するプロセスを記述するものである（ただし、一部事例の本発明の記述は、引用米国特許に記載されたものとは異なる処理条件に基づくものである）。
一般の極低温膨張回収プロセスでは、圧力のかかった原料ガス流はプロセスの他の流れおよび／またはプロパン圧縮冷蔵システム等の外部冷蔵源との熱交換により冷却される。ガスが冷却される際、液体は凝縮され、所望のＣ２＋成分の一部を含む高圧液体として１以上の分離器にて捕集される。ガス濃度と形成液体量とに応じ、高圧液体をより低い圧力に膨張させ、分留することができる。液体の膨張期間中に生ずる蒸発は、流れのさらなる冷却に帰結する。一部条件下では、膨張に先立つ高圧液体の事前冷却が膨張から帰結する温度をさらに低下させる上で望ましいものとなろう。液体と蒸気の混合物を含む膨張流は、蒸留（脱メタンあるいは脱エタン）塔内で分留される。塔内では、１（または複数）の膨張冷却流が蒸留され、所望のＣ２成分やＣ３成分から塔頂部留出蒸気としての残留メタンや窒素や他の揮発性ガスと底部液体製品としてのより重質の炭化水素成分を分離し、あるいは所望のＣ３成分から塔頂部留出蒸気としての残留メタンやＣ２成分や窒素や他の揮発性ガスと底部液体製品としてのより重質の炭化水素成分を分離する。
原料ガスが全て凝縮されない場合（通常はそうならないが）、一部凝縮から残留する蒸気は２つの流れに分割することができる。蒸気の一部は、仕事膨張装置あるいはエンジン、または膨張弁を介してより低い圧力へ送られ、この圧力において流れのさらなる冷却の結果として追加の液体が凝縮される。膨張後の圧力は、蒸留塔を運転する圧力と実質同じである。膨張から得られる気液混合相が、原料として塔に供給される。
蒸気の残留部分は、他のプロセス流体、例えば低温の分留塔頂留出成分との熱交換により実質凝縮するよう冷却される。高圧液体の一部もしくは全部を、冷却に先立ちこの蒸気部分と混合することができる。生成冷却流は、続いて膨張弁等の適当な膨張装置を介して脱メタン塔の運転圧力に膨張させられる。膨張期間中、液体の一部が蒸発し、流れ全体の冷却に帰結する。急速膨張流は、続いて頂部原料として脱メタン塔に供給される。一般に、急速膨張流の蒸気部分と脱メタン塔頂部留出蒸気は、分留塔内の上部分離器部分内で残留メタン製品ガスとして混合される。あるいは、冷却膨張流を分離器に供給して蒸気流と液体流を供給することもできる。蒸気は塔頂部留出分と混合され、塔頂原料として液体が塔に供給される。
米国特許第３，２９２，３８０号 米国特許第４，０６１，４８１号 米国特許第４，１４０，５０４号 米国特許第４，１５７，９０４号 米国特許第４，１７１，９６４号 米国特許第４，１８５，９７８号 米国特許第４，２５１，２４９号 米国特許第４，２７８，４５７号 米国特許第４，５１９，８２４号 米国特許第４，６１７，０３９号 米国特許第４，６８７，４９９号 米国特許第４，６８９，０６３号 米国特許第４，６９０，７０２号 米国特許第４，８５４，９５５号 米国特許第４，８６９，７４０号 米国特許第４，８８９，５４５号 米国特許第５，２７５，００５号 米国特許第５，５５５，７４８号 米国特許第５，５６６，５５４号 米国特許第５，５６８，７３７号 米国特許第５，７７１，７１２号 米国特許第５，７９９，５０７号 米国特許第５，８８１，５６９号 米国特許第５，８９０，３７８号 米国特許第５，９８３，６６４号 米国特許第６，１８２，４６９号 米国特許第６，５７８，３７９号 米国特許第６，７１２，８８０号 米国特許第６，９１５，６６２号 米国特許第７，１９１，６１７号 米国特許第７，２１９，５１３号 再発行米国特許第３３，４０８号 米国特許出願第１１／４３０，４１２号 米国特許出願第１１／８３９，６９３号 米国特許出願第１１／９７１，４９１号 米国特許出願第１２／２０６，２３０号
この種の分離プロセスの理想的な運転では、プロセスを離脱する残留ガスはより重質の炭化水素成分が実質皆無である原料ガス中の実質全てのメタンを含むことになり、脱メタン塔から流出する底部留分は実質メタンあるいは揮発性のより高い成分を持たない実質全てのより重質の炭化水素成分を含むことになる。しかしながら、実際にはこの理想的な状況は得られず、何故なら従来の脱メタン塔は大半が分解塔として運転させるからである。プロセスのメタン製品は、それ故に典型的にはどのような精留工程にもさらされない蒸気と共に塔の頂部分留段から流出する蒸気を含む。Ｃ２，Ｃ３，Ｃ４＋成分のかなりの損失が発生するが、それは頂部液体原料が相当量のこれら成分ならびにより重質の炭化水素成分を含んでいて、蒸気中の対応する釣り合った量のＣ２成分やＣ３成分やＣ４成分やより重質の炭化水素成分が脱メタン塔の頂部分留段から流出する結果となるからである。これらの望ましき成分の損失は、上昇蒸気をこの蒸気からのＣ２成分やＣ３成分やＣ４成分やより重質の炭化水素成分を吸収することのできる相当量の液体（還流）との接触に持ち込みうる場合、相当に低減しうる。
近年、炭化水素分離用の好適なプロセスは上昇蒸気の追加の精留をもたらす上部吸収部を用いている。上部精留部用の還流を生成する一つの方法は、急速膨張させた実質凝縮流を用いて塔頂部蒸気を冷却し一部凝縮させ、加熱された急速膨張流をそこで脱メタン塔の中間塔部供給点に導くものである。塔頂部蒸気から凝縮された液体は脱メタン塔の頂部原料として供給され、その間凝縮されなかった蒸気は残留メタン製品ガスとして放出される
。加熱された瞬間膨張流は一部しか蒸発せず、従って脱メタン塔の補充還流として機能する相当量の液体を含んでおり、頂部還流原料はそこで塔下部から流出する蒸気を精留することができる。米国特許第４，８５４，９５５号は、この種プロセスの一例である。
本発明は、上記の様々な工程のより効率的な遂行とより少数の機器類の使用からなる新規手段を用いるものである。このことは、これまで個々の機器品目であったものを共通の筺体内に複合し、それによって処理プラントに必要なプロット空間を低減するとともに設備の資本費用を低減することで達成される。驚くべきことに、出願人はよりコンパクトな構成もまた所与の回収レベルの達成に必要とされる電力を著しく低減し、それによってプロセス効率を増大させるとともに設備の操業コストを低減することを見いだしている。加えて、よりコンパクトな構成はまた在来のプラント設計における個々の機器品目の相互接続に用いる配管の大半を削減し、さらに資本費用を低減するとともに関連するフランジ付き配管接続を削減しもする。配管フランジは炭化水素（それらは温室効果ガスに貢献し大気中のオゾン形成に対する前駆物質ともなりうる揮発性有機化合物、すなわちＶＯＣである）に関する潜在的な漏洩源であるため、これらフランジを削減することが環境を破壊しかねない大気中への放出可能性を低減する。
本発明によれば、８６％を超えるＣ２の回収を達成できることが判っている。同様に、Ｃ２の回収を望まない事例にあっては、残留ガス流に対する実質完全なＣ２成分の排除をもたらしつつ、９９％を超えるＣ３の回収を達成することができる。加えて、本発明は、同じ回収レベルを維持しつつ、先行技術に比べより低いエネルギー要件にてＣ２成分（あるいはＣ３成分）とより重質の成分からメタン（あるいはＣ２成分）とより軽質の成分の実質１００％分離を可能にするものである。本発明は、より低圧とより高温に適用可能であるが、ＮＧＬ回収塔の塔頂温度−５０°Ｆ［−４６℃］以下を必要すると条件下で、４００〜１５００ｐｓｉａ［２，７５８〜１０，３４２ｋＰａ（ａ）］以上の範囲で原料ガスを処理するときに、特に好都合である。
本発明がより良く理解されるよう，下記の実施例と図面を参照するものとする。
米国特許第４，８５４，９５５号に従う従来技術の天然ガス処理プラントのフロー線図である。 米国特許第４，８５４，９５５号に従う従来技術の天然ガス処理プラントのフロー線図である。 本発明になる天然ガス処理プラントのフロー線図である。 天然ガス流に対する本発明の代替適用手段を示すフロー線図である。 天然ガス流に対する本発明の代替適用手段を示すフロー線図である。 天然ガス流に対する本発明の代替適用手段を示すフロー線図である。
上記図面の下記の説明では、代表的なプロセス条件について算出された流量を要約する表を提供するものとする。本願明細書に見られる表では、流量に関する値（時間当りモル数）は便宜上最も近い整数に丸めてある。表に示した全ての流量は、全ての非炭化水素成分を含んでおり、従って炭化水素成分に関する流量の総計を概ね上回る。指示温度は、最も近い温度に丸めた近似値である。図面に図示されたプロセスの比較目的に遂行されるプロセス設計計算が周囲からプロセスへあるいはその逆への熱漏洩が皆無であるとの前提に基づくものであることにも、留意されたい。市販の断熱材料の品質は、このことを極めて合理的な前提とし、かつ通常当業者により作成されるものとする。
便宜上、プロセスパラメータは伝統的な英国式単位系と国際単位系（ＳＩ）の単位の両
方で提示するものとする。表に与えられたモル流量は、時間当りポンドモルあるいは時間当りキログラムモルのいずれかとして解釈することができる。馬力（ＨＰ）および／または時間当り１０００英国式熱単位（ＭＢＴＵ／時）として提示するエネルギー消費は、時間当りポンドモルでの指定モル流量に対応する。キロワット（ｋＷ）として報告されるエネルギー消費は、時間当りのキログラムモルでの指定モル流量に対応する。
［先行技術の説明］
図１は、米国特許第４，８５４，９５５号になる先行技術を用いて天然ガスからＣ２＋成分を回収する処理プラントの設計を示す処理フロー線図である。処理のこのシミュレーションでは、流入ガスは１１０°Ｆ［４３℃］で９１５ｐｓｉａ［６，３０７ｋＰａ（ａ）］の流れ３１としてプラントに流入する。流入ガスが製品流が仕様を満たさないようにする筈の一定濃度の硫黄化合物を含む場合、硫黄化合物は原料ガス（図示せず）の適切な前処理により取り除かれる。加えて、原料流は通常脱水され、極低温状態下での水和物（氷）の形成を阻止する。通常、この目的に合わせ固体乾燥剤が用いられてきた。
原料流３１は、２つの部分、すなわち流れ３２，３３に分割される。流れ３２は、低温の残留ガス流４２ａとの熱交換により熱交換器１０内で−３４°Ｆ［−３７℃］に冷却され、一方で流れ３３は５２°Ｆ［１１℃］の脱メタンリボイラー液体（流れ４５）と−４９°Ｆ［−４５℃］のサイドリボイラー液体（流れ４４）との熱交換により熱交換器１１内で−１３°Ｆ［−２５℃］に冷却される。流れ３２ａ，３３ａは再混合されて流れ３１ａを形成し、これが−２８°Ｆ［−３３℃］でかつ８９３ｐｓｉａ［６，１５５ｋＰａ（ａ）］にて分離器１２に流入し、ここで凝縮液体（流れ３５）から蒸気（流れ３４）が分離される。
分離器１２からの蒸気（流３４）は、２つの流れ３６，３９に分割される。全体でほぼ２７％の蒸気を含む流れ３６は分離液体（流れ３５）と混合され、混合流３８が低温の残留ガス流４２との熱交換関係にて熱交換器１３を通過し、ここで冷却されて実質凝縮する。生成された−１３５°Ｆ［−９３℃］の実質凝縮流３８ａは、そこで膨張弁１４を介して分留塔１８の運転圧力（ほぼ３９６ｐｓｉａ［２，７３０ｋＰａ（ａ）］）を若干上回るまで急速膨張させられる。膨張期間中、流れの一部が蒸発し、流れ全体の冷却に帰結する。図１に示したプロセスでは、膨張弁１４から流出する膨張した流れ３８ｂは熱交換器２０に流入する前に−１３８°Ｆ［−９４℃］に達する。熱交換器２０では、急速膨張流は塔頂部留出流４１の冷却と部分的な凝縮をもたらす際に加熱されて一部蒸発し、−１３９°Ｆ［−９５℃］で加熱された流れ３８ｃがその後上部中間塔供給点で分留塔１８に供給される。（熱交換器２０を介する圧力降下と流れに含まれる液体メタンの一部の生成蒸発とに起因し、加熱に合わせ流れ３８ｂ／３８ｃの温度が若干降下することに留意されたい）。
分離器１２からの残留する７３％の蒸気（流れ３９）が仕事膨張装置１５に流入し、ここで高圧原料のこの部分から機械エネルギーが抽出される。装置１５は蒸気を塔運転圧力に実質等エントロピー的に膨張させ、この仕事膨張が膨張流３９ａをほぼ−９５°Ｆ［−７１℃］の温度に冷却する。通常の市販膨張器は、理想的な等エントロピー膨張にて理論的に入手可能な仕事の８０〜８５％台の回収が可能である。回収された仕事は、例えば加熱された残留ガス流（流れ４２ｂ）の再圧縮に用いることのできる遠心圧縮機（品目１６等）の駆動にしばしば用いられる。一部凝縮した膨張流３９ａは、その後下側の中間塔供給点にて分留塔１８に原料として供給される。
塔頂部蒸気（流れ４１）は脱メタン塔１８の頂部から引き抜かれ、−１３６°Ｆ［−９３℃］から−１３８°Ｆ［−９４℃］まで冷却され、前述の急速膨張させた実質凝縮流３８ｂとの熱交換により熱交換器２０内で一部凝縮（流れ４１ａ）させられる。還流分離器
２１の運転圧力（３９１ｐｓｉａ［２，６９６ｋＰａ（ａ）］）は、脱メタン塔１８の運転圧力を若干下回って維持される。これにより、熱交換器２０を通り、そこから還流分離器２１内に塔頂部蒸気流４１を流入させる駆動力が提供され、ここで凝縮液体（流れ４３）が未凝縮蒸気（流れ４２）から分離される。還流分離器２１からの液体流４３はポンプ２２により脱メタン塔１８の運転圧力を若干上回る圧力まで昇圧され、流れ４３ａはそこで低温塔頂部原料（還流）として脱メタン塔１８に供給される。この低温の液体還流は、脱メタン塔１８の吸収部１８ａの上部領域を通って上昇する蒸気中のＣ２成分やＣ３成分やより重質の成分を吸収し凝縮する。
塔１８内の脱メタン処理器は、垂直方向に離間する複数のトレイや１以上の充填ベッドやトレイと充填材の何らかの組み合わせを含む在来型の蒸留塔である。天然ガス処理プラントではしばしばそうである如く、脱メタン塔は２つの部分で構成され、すなわち上方へ上昇する膨張流３９ａの蒸気部分と下方へ下降する低温液体との間の必要な接触をもたらしてＣ２成分とＣ３成分とより重質の成分とを凝縮し吸収するトレイおよび／または充填材を含む上側吸収（精留）部１８ａと、下方へ下降する液体と上方へ上昇する蒸気との間の必要な接触をもたらすトレイおよび／または充填材を含む下部分解（脱メタン処理）部１８ｂとである。脱メタン処理部１８ｂはまたリボイラー（前述のリボイラーおよびサイドリボイラー等）を含んでおり、これが塔を流れ落ちる液体の一部を加熱して蒸発させて分解蒸気を供給し、この蒸気が塔を上方に流れメタンやより軽質の成分からなる液体製品（流れ４６）を分解する。液体製品流４６は、底部製品中の質量ベースで０．０１０：１のメタン対エタン比からなる典型的な仕様に基づき７７°Ｆ［２５℃］で塔底部から流出する。
還流分離器２１からの蒸気流４２が、低温残留ガス流となる。それは、前述の冷却を提供する際に、−５４°Ｆ［−４８℃］（流れ４２ａ）まで加熱される熱交換器１３内の入来原料ガスと９８°Ｆ［３７℃］（流れ４２ｂ）まで加熱される熱交換器１０内の入来原料ガスとに向流して流れる。残留ガスは、そこで２段階に再圧縮される。第１段は、膨張装置１５により駆動される圧縮機１６である。第２段は、残留ガス（流れ４２ｄ）を販売用配管圧力に圧縮する補助電源により駆動される圧縮機２３である。放出冷却器２４内で１１０°Ｆ［４３℃］まで冷却された後、残留ガス流４２ｅは配管要件（通常は流入圧力の水準）に合致するのに十分な９１５ｐｓｉａ［６，３０７ｋＰａ（ａ）］にて販売用ガス配管に流れる。
図１に示すプロセスについての流れの流量とエネルギー消費の概要が、下記の表に記載してある。
図２は、図１の処理プラントの設計をより低いＣ２成分回収レベルでの処理に適合させることのできる一つの態様を示すプロセスフロー線図である。これは、天然ガスと液体炭化水素の相対的な値が可変であるときに、Ｃ２成分の回収を時として無駄とする一般的な要件である。図２の製法は、図１について先に記述した同じ原料ガス組成ならびに条件に対し適用してある。しかしながら、図２のプロセスのシミュレーションでは、プロセス運転条件は分留塔からの底部液体製品中のそれらの回収よりも、むしろ残留ガスに対しほぼ全てのＣ２成分を排除するよう調整されてきた。
このプロセスのシミュレーションでは、流入ガスは流れ３１として１１０°Ｆ［４３℃］でかつ９１５ｐｓｉａ［６，３０７ｋＰａ（ａ）］にてプラントに流入し、低温の残留ガス流４２ａとの熱交換により熱交換器１０内で冷却される。冷却された流れ３１ａは１５°Ｆ［−９℃］でかつ９００ｐｓｉａ［６，２０３ｋＰａ（ａ）］にて分離器１２に流入し、そこで凝縮液体（流れ３５）から蒸気（流れ３４）が分離される。
分離器１２からの蒸気（流れ３４）は、２つの流れ３６，３９に分割される。全部で２８％の蒸気を含む流れ３６は分離液体（流れ３５）を混合され、混合流３８は低温残留ガス流４２との熱交換関係にて熱交換器１３を通過し、そこで実質凝縮状態に冷却される。生成した−１１４°Ｆ［−８１℃］の実質凝縮流３８ａはそこで、膨張弁１４を介して分留塔１８の運転圧力（ほぼ４００ｐｓｉａ［２，７５８ｋＰａ（ａ）］）を若干上回るまで急速膨張させられる。膨張期間中、流れの一部が蒸発し、流れ全体の冷却に帰結する。図２に示すプロセスでは、膨張弁１４から流出する膨張流３８ｂは熱交換器２０に流入す
る前に−１３７°Ｆ［−９４℃］の温度に達する。熱交換器２０内では、急速膨張流は塔頂部流４１の冷却と一部凝縮とをもたらす際に加熱されて一部蒸発し、−１０７°Ｆ［−７７℃］の加熱された流れ３８ｃがその後上側塔中間部供給点にて分留塔１８に供給される。
分離器１２からの残留する７２％の蒸気（流れ３９）が仕事膨張装置１５に流入し、そこで高圧原料のこの部分から機械エネルギーが抽出される。装置１５は蒸気を実質等エントロピー的に塔運転圧力まで膨張させ、仕事膨張が膨張流３９ａを下側塔中間部供給点で分留塔１８に原料として供給される前にほぼ−５８°Ｆ［−５０℃］の温度に冷却する。
塔頂部蒸気（流れ４１）は脱メタン塔１８の頂部から抜き出され、−１０２°Ｆ［−７４℃］から−１１７°Ｆ［−８３℃］まで冷却され、前述の急速膨張した実質凝縮流３８ｂとの熱交換により熱交換器２０内で一部凝縮（流れ４１ａ）させられる。一部凝縮させた流れ４１ａは３９５ｐｓｉａ［２，７２３ｋＰａ（ａ）］で運転される還流分離器２１に流入し、ここで凝縮液体（流れ４３）が未凝縮蒸気（流れ４２）から分離される。還流分離器２１からの液体流４３はポンプ２２により脱メタン塔１８の運転圧力を若干上回る圧力へ昇圧され、流れ４３ａはそこで低温塔頂部原料（還流）として脱メタン塔１８に供給される。
液体製品流４６は、底部製品におけるモルベースでの０．０５０：１のエタン対プロパン比の典型的仕様に基づき、２２３°Ｆ［１０６℃］で塔底部から流出する。低温の残留ガス（還流分離器２１からの蒸気流４２）は、前記した如く冷却の際に、−２５°Ｆ［−３１℃］まで加熱される熱交換器１３内の入来原料ガス（流れ４２ａ）と、１０５°Ｆ［４１℃］まで加熱される熱交換器１０内の入来原料ガス（流れ４２ｂ）とに向流して流れる。残留ガスはそこで２段階に、すなわち膨張装置１５により駆動される圧縮機１６と補助電源により駆動される圧縮機２３とにより再圧縮される。流れ４２ｄが放熱冷却器２４内で１１０°Ｆ［４３℃］まで冷却された後、残留ガス製品（流れ４２ｅ）は９１５ｐｓｉａ［６，３０７ｋＰａ（ａ）］で販売用ガス配管へ流れる。
図２に示したプロセスに関する流れの流量とエネルギー消費の概要を、下記の表に掲載する。
（本発明の説明）
図３は、本発明になる製法のフロー線図を示すものである。図３に提示するプロセスにおいて検討する原料ガス組成と条件は、図１に示したものと同一である。従って、図３のプロセスを図１のプロセスと比較し、本発明の利点を例示することができる。
図３の製法のシミュレーションでは、流入ガスは流れ３１としてプラントに流入し、２つの部分、すなわち流れ３２，３３に分割される。第１の部分すなわち流れ３２は、処理集合体１１８内部の原料冷却部１１８ａの上部領域内の熱交換手段に流入する。この熱および物質移動手段は、マルチパスおよび／またはマルチサービス熱交換器を含むフィン・チューブ型熱交換器やプレート型熱交換器や鑞付けアルミニウム型熱交換器や他種の熱交換装置で構成することができる。熱交換手段は、熱交換手段の一つのパスを流れる流れ３２と原料冷却部１１８ａの下部領域内の熱交換手段にて加熱された処理集合体１１８内部の精留部１１８ｂから上昇する蒸留蒸気流との間の熱交換を提供するよう構成してある。流れ３２は、蒸留蒸気流をさらに加熱する一方で冷却され、流れ３２ａは−２９°Ｆ［−３４℃］で熱交換器から流出する。
第２の部分、すなわち流れ３３は処理集合体１１８内部の分解部１１８ｄにおける熱および物質移動手段に流入する。熱および物質移動手段もまた、マルチパスおよび／またはマルチサービス熱交換器を含むフィン・チューブ型熱交換器やプレート型熱交換器や鑞付けアルミニウム型熱交換器や他種の熱交換装置で構成することができる。熱および物質移動手段は、熱交換手段の一つのパスを流れる流れ３３と分解部１１８ｄ内の熱および物質移動手段上方の吸収手段から下方へ流れる蒸留液体流との間の熱交換を提供し、これによ
り流れ３３を冷却し、一方で蒸留液体流を加熱し、流れ３３ａをそれが熱および物質移動手段から流出する前に−１０°Ｆ［−２３℃］まで冷却するよう構成してある。蒸留液体流を加熱すると、その一部が蒸発して分解蒸気を形成し、これが熱および物質移動手段を介して残留液体が下方へ流れ続ける際に上方へ上昇する。熱および物質移動手段は分解蒸気と蒸留液体流との間に連続的な接触をもたらし、従ってそれがまた蒸気相と液相との間での物質移動をもたらし、メタンとより軽質の成分からなる液体製品流４６を分解するよう機能させる。
流れ３２ａ，３３ａは再混合されて流れ３１ａを形成し、これが−２３°Ｆ［−３１℃］でかつ９００ｐｓｉａ［６，２０３ｋＰａ（ａ）］にて処理集合体１１８内の分離器部分１１８ｅに流入し、そこで蒸気（流れ３４）が凝縮液体（流れ３５）から分離される。分離器部分１１８ｅは、これを分解器部分１１８ｄから分割する内部ヘッドあるいは他の手段を有し、従って処理集合体１１８内の２つの部分が異なる圧力で運転できるようにしている。
分離器部分１１８ｅからの蒸気（流れ３４）は、２つの流れ３６，３９に分割される。全部でほぼ２９％の蒸気を含む流れ３６は分離液体（流れ３７を介する流れ３５）を混合され、混合流３８が処理集合体１１８内の原料冷却部１１８ａの下部領域の熱交換手段に流入する。熱交換手段は、マルチパスおよび／またはマルチサービス熱交換器を含むフィン・チューブ型熱交換器やプレート型熱交換器や鑞付けアルミニウム型熱交換器や他種の熱交換装置で同様に構成することができる。熱交換手段は、熱交換手段の一つのパスを流れる流れ３８と処理集合体１１８内の精留部１１８ｂから上昇する蒸留蒸気との間の熱交換をもたらし、これにより流れ３８を実質凝縮させ、一方で蒸留蒸気流を加熱するよう構成してある。
生成された−１３５°Ｆ［−９３℃］の実質凝縮流３８ａはそこで、膨張弁１４を介して処理集合体１１８内の精留部１１８ｂと吸収部１１８ｃの運転圧力（ほぼ３８８ｐｓｉａ［２，６７５ｋＰａ（ａ）］）を若干上回るまで急速膨張させられる。膨張期間中、流れの一部を蒸発させ、流れ全体の冷却に帰着させることができる。図３に例示したプロセスでは、膨張弁１４を流出する膨張流３８ｂは精留部１１８ｂ内の熱および物質移動手段に導かれる前に−１３９°Ｆ［−９５℃］の温度に達する。熱および物質移動手段もまた、マルチパスおよび／またはマルチサービス熱交換器を含むフィン・チューブ型熱交換器やプレート型熱交換器や鑞付けアルミニウム型熱交換器や他種の熱交換装置で構成することができる。熱および物質移動手段は、熱交換手段の一つのパスを流れる吸収部１１８ｃから上昇する蒸留蒸気流と下方へ流れる膨張流３８ｂとの間の熱交換をもたらし、蒸留蒸気を冷却し、一方で膨張流を加熱するよう構成してある。蒸留蒸気流が冷却される際に、その一部が凝縮され下方へ降下し、一方で残留する蒸留蒸気は熱および物質移動手段を介して上方への流れを継続する。熱および物質移動手段は、凝縮液体と蒸留蒸気との間の連続的な接触をもたらし、従ってそれはまた蒸気相と液相との間の物質移動をもたらし、それによって蒸留蒸気の精留をもたらすよう機能する。凝縮した液体は、熱および物質移動手段の底部から捕集され、吸収部１１８ｃへ導かれる。
急速膨張流３８ｂはそれが蒸留蒸気流の冷却と一部凝縮とをもたらす際に一部蒸発し、−１４０°Ｆ［−９６℃］で精留部１１８ｂ内の熱および物質移動手段から流出する。（熱交換器を介する圧力降下と流れに含まれる液体メタンの一部の生成蒸発とに起因し、加熱に合わせ流れ３８ｂの温度が若干降下することに留意されたい）。加熱された急速膨張流は個々の蒸気相と液相に分離され、蒸気相は吸収部１１８ｃから上昇する蒸気と混合され、前述の精留部１１８ｂ内の熱および物質移動手段に流入する蒸留蒸気流を形成する。液相は吸収部１１８ｃの上部領域に導かれ、精留部１１８ｂ内の蒸留蒸気流から凝縮させた液体と合流する。
分離器部分１１８ｅからの蒸気（流れ３９）の残る７１％が仕事膨張装置１５に流入し、ここで高圧原料のこの部分から機械エネルギーが抽出される。装置１５は蒸気を吸収部１１８ｃの運転圧力まで実質等エントロピー的に膨張させ、仕事膨張が膨張流３９ａをほぼ−９３°Ｆ［−７０℃］の温度に冷却する。一部凝縮した膨張流３９ａはその後処理集合体１１８内部の吸収部１１８ｃの下部領域に原料として供給され、吸収部１１８ｃの上部領域に供給された液体と接触させられる。
吸収部１１８ｃと分解部１１８ｄはそれぞれ、複数の垂直に離間するトレイや１以上の充填パッドあるいはトレイおよび充填材の何らかの組み合わせからなる吸収手段を含んでいる。吸収部１１８ｃと分解部１１８ｄ内のトレイおよび／または充填材が、上方に上昇する蒸気と下方へ降下する低温液体との間の必要な接触をもたらす。膨張流３９ａの液体部分は吸収部１１８ｃから下方へ降下する液体と混合され、混合された液体が分解部１１８ｄ内へ下降継続する。分解部１１８ｄから上昇する蒸気は膨張流３９ａの蒸気部分と混合され、吸収部１１８ｃを介して上方へ上昇し、下方へ降下する低温液体と接触させられ、凝縮し、Ｃ２成分とＣ３成分とより重質の成分の大半をこれらの蒸気から吸収する。吸収部１１８ｃから上昇する蒸気は加熱された膨張流３８ｂの蒸気部分と混合され、精留部１１８ｂを介して上方へ上昇し、冷却されて精留され、前述の如くこれらの蒸気に残留するＣ２成分とＣ３成分とより重質の成分の大半を取り除く。加熱された膨張流３８ｂの液体部分は精留部１１８ｂから下方へ下降する液体と混合され、混合された液体が吸収部１１８ｃ内へ下降継続する。
処理集合体１１８内の分解部１１８ｄの熱および物質移動手段から下方へ流れる蒸留液体は、メタンとより軽質の成分とが分解済みである。生成液体製品（流れ４６）は分解部１１８ｄの下部領域から流出し、７３°Ｆ［２３℃］で処理集合体１１８から流出する。精留部１１８ｂから上昇する蒸留蒸気流は、前述の如く流れ３２，３８に冷却をもたらす際に原料冷却部１１８ａ内で暖められ、生成残留ガス流４２が９９°Ｆ［３７℃］で処理集合体１１８から流出する。残留ガス流は続いて２段階で、すなわち膨張装置１５により駆動される圧縮機１６と補助電源により駆動される圧縮機２３とで再圧縮される。流れ４２ｂが放熱冷却器２４内で１１０°Ｆ［４３℃］まで冷却された後、残留ガス製品（流れ４２ｃ）は９１５ｐｓｉａ［６，３０７ｋＰａ（ａ）］で販売用ガス配管へ流れる。
図３に示したプロセスに関する流れの流量とエネルギー消費の概要を、下記の表に掲載する。
表ＩとＩＩＩの比較は、先行技術に比べ、本発明がエタンの回収率を８４．９９％から８６．６６％に、プロパンの回収率を９７．７４％から９８．０１％に改善し、実質同じブタン誘導体＋回収率（先行技術について９９．８１％対９９．８３％）を維持していることを示している。表ＩとＩＩＩの比較はさらに、製品産出量が先行技術によりも相当に少ない動力を用いて達成されたことを示している。回収効率（単位動力当り回収されたエタン量で規定）の点で、本発明は先行技術の図１のプロセスに対し６％近くの改善を呈している。
図１の先行技術に対し本発明が提供する回収効率の改善は、主に３つの要因に起因するものである。第１に、処理集合体１１８内の原料冷却部１１８ａと精留部１１８ｂの熱交換手段のコンパクトな構成が従来の処理プラントに見られる相互接続配管により課される圧力降下を取り除く。その結果は、圧縮機１６へ流れる残留ガスは先行技術に比し本発明では圧力がより高く、従って圧縮機２３に流入する残留ガスは相当により高い圧力となり、それによって本発明が必要とする動力を低減し、残留ガスを配管圧力に戻すというものである。
第２に、分解部１１８ｄ内の吸収手段から流出する蒸留液体を同時に加熱し、一方で生成蒸気を液体に接触させ、その揮発性成分を分解するのに分解部１１８ｄ内の熱および物質移動手段を使用することは、外部のリボイラーを用いる従来の蒸留塔の使用よりも効率的である。揮発性成分は液体から分解抽出され、分解蒸気内の揮発性成分の濃度をより素早く連続的に低減し、それによって本発明についての分解効率を改善する。
第３に、吸収部１１８ｃから上昇する蒸留蒸気流を冷却すると同時に一方で蒸留蒸気流からより重質の炭化水素成分を凝縮する精留部１１８ｂ内の熱および物質移動手段の使用が、従来の蒸留塔内の還流の使用よりも効率的な精留をもたらす。その結果、より多くのＣ２成分とＣ３成分とより重質の炭化水素成分を、先行技術の図１のプロセスに比べ膨張流３８ｂ内で利用可能な冷蔵を用いて蒸留蒸気流から取り除くことができる。
本発明は、処理効率の増大に加え、先行技術に対する他の２つの利点を提供するものである。第１に、本発明の処理集合体１１８のコンパクトな構成は、先行技術内の８個の個別機器品目（図１の熱交換器１０，１１，１３，２０と分離器１２と還流分離器２１と還流ポンプ２２と分留塔１８）を単一の機器品目（図３の処理集合体１１８）で置き換えてある。このことで、プロット空間要件を減らし、相互接続配管を削減し、還流ポンプが消費する動力を削減し、先行技術に対し、本発明の実施形態を用いるプロセスプラントの資本費用と稼働経費を低減する。第２に、相互接続配管手段の削減は、本発明を用いる処理プラントが先行技術に比べずっと少ないフランジ付き接続を有し、プラント内の考えられる漏洩源の数を低減することを意味する。炭化水素は揮発性有機化合物（ＶＯＣ）であり、その一部は温室効果ガスとして分類され、その一部は環境オゾン形成の前駆体となることがあり、それは本発明が環境破壊しかねない環境放出に対する可能性を低減することを意味する。
液体製品中のＣ２成分回収レベルを低減しなければならないこれら事例（例えば、先に説明した図２の先行技術プロセスの如く）にあって、本発明は図２に示した先行技術プロセスを上回る著しき効率利点をもたらす。図３のプロセスの稼働条件を図４に示す如く変更し、図２の先行技術プロセスと同じレベルまで本発明の液体製品中のエタン成分を低減することができる。図４に提示されたプロセスにて考察した原料ガス組成と条件は、図２のものと同じである。従って、図４のプロセスを図２のプロセスと比較し、さらに本発明の利点を説明することができる。
図４のプロセスのシミュレーションでは、流入ガス流３１は処理集合体１１８内の原料冷却部分１１８ａの上部領域内の熱交換手段に流入する。熱交換手段は、熱交換手段の一つのパスを流れる流れ３１と原料冷却部１１８ａの下部領域内の熱交換手段にて加熱された処理集合体１１８内部の精留部１１８ｂから上昇する蒸留蒸気流との間の熱交換を提供するよう構成してある。熱交換手段から流出し、その後に処理集合体１１８内の分離器部分１１８ｅに１５°Ｆ［−９℃］でかつ９００ｐｓｉａ［６，２０３ｋＰａ（ａ）］にて流入する流れ３１ａを用いて蒸留蒸気流をさらに加熱する間、流れ３１は冷却され、そこで蒸気（流れ３４）は凝縮液体（流れ３５）から分離される。
分離器部分１１８ｅからの蒸気（流れ３４）は、２つの流れ３６，３９に分割される。全部でほぼ２８％の蒸気を含む流れ３６は分離された液体（流れ３７を介する流れ３５）を混合され、混合流３８は処理集合体１１８内の原料冷却部１１８ａの下部領域の熱交換手段に流入する。熱交換手段は、熱交換手段の一つのパスを流れる流れ３８と処理集合体１１８内の精留部１１８ｂから上昇する蒸留蒸気との間の熱交換をもたらし、これにより流れ３８を実質凝縮させ、一方で蒸留蒸気流を加熱するよう構成してある。
生成された−１１４°Ｆ［−８１℃］の実質凝縮流３８ａは、そこで膨張弁１４を介し、処理集合体１１８内の精留部１１８ｂと吸収部１１８ｃの運転圧力（ほぼ３９３ｐｓｉａ［２，７１０ｋＰａ（ａ）］）を若干上回るまで急速膨張させられる。膨張期間中、流れの一部を蒸発させ、流れ全体の冷却を生み出すことができる。図４に示すプロセスでは、膨張弁１４から流出する膨張流３８ｂはそれが精留部１１８ｂ内の熱および物質移動手段に導かれる前に−１３８°Ｆ［−９４℃］の温度に達する。熱および物質移動手段は、
熱および物質移動手段の一つのパスを介して上方へ流れる吸収部１１８ｃから上昇する蒸留蒸気流と下方へ流れる膨張流３８ｂとの間の熱交換をもたらし、従って蒸留蒸気を冷却し、一方で膨張流を加熱するよう構成してある。蒸留蒸気流が冷却される際に、その一部が凝縮されて下方へ降下し、一方で残留蒸留蒸気は熱および物質移動手段を介して上方へ流れ続ける。熱および物質移動手段は、凝縮液体と蒸留蒸気との間の連続的な接触を提供し、これによりそれはまた蒸気相と液相との間の物質移動をもたらし、それによって蒸留蒸気の精留をもたらすよう機能する。凝縮液体は熱および物質移動手段の底部から捕集され、吸収部１１８ｃへ導かれる。
急速膨張流３８ｂはそれが蒸留蒸気流の冷却と部分的な凝縮をもたらす際に一部蒸発し、続いて−１０４°Ｆ［−７５℃］で精留部１１８ｂ内の熱および物質移動手段から流出し、その個別の蒸気相と液相とに分離される。蒸気相は吸収部１１８ｃから上昇する蒸気と混合され、前述の如く精留部１１８ｂ内の熱および物質移動手段に流入する蒸留蒸気流を形成する。液相は吸収部１１８ｃの上部領域に導かれ、精留部１１８ｂ内の蒸留蒸気流から凝縮された液体と合流する。
分離器部分１１８ｅからの蒸気（流れ３９）の残る７２％が仕事膨張装置１５に流入し、ここで高圧原料のこの部分から機械エネルギーが抽出される。機械１５は蒸気を吸収部１１８ｃの運転圧力まで実質等エントロピー的に膨張させ、仕事膨張が膨張流３９ａをほぼ−６０°Ｆ［−５１℃］の温度に冷却する。一部凝縮した膨張流３９ａはその後処理集合体１１８内部の吸収部１１８ｃの下部領域に原料として供給され、吸収部１１８ｃの上部領域に供給された液体と接触させられる。
吸収部１１８ｃと分解部１１８ｄは、それぞれ吸収手段を含んでいる。分解部１１８ｄはまた、その吸収手段の下側に熱および物質移動手段を含んでおり、これは熱および物質移動手段の一つのパスを流れる加熱媒体と吸収手段から下方へ流れる蒸留液体流との間の熱交換をもたらすよう構成され、従って蒸留液体流が加熱される。蒸留液体流が加熱される際、その一部が蒸発して分解蒸気を形成し、これが残留液体が熱および物質移動手段を介して下方へ流れを継続する際に上方へ上昇する。熱および物質移動手段は、分解蒸気と蒸留液体流との間に連続的な接触をもたらし、従ってそれはまた蒸気相と液相との間の物質移動をもたらし、メタンとＣ２成分とより軽質の成分からなる液体製品流４６を分解する。生成液体製品（流れ４６）は、分解部１１８ｄの下部領域から流出し、２２１°Ｆ［１０５℃］で処理集合体１１８を流出する。
精留部１１８ｂから上昇する蒸留蒸気流は、前述の如くそれが流れ３１，３８に冷却をもたらす際に原料冷却部１１８ａ内で暖められ、生成残留ガス流４２は１０６°Ｆ［４１℃］で処理集合体１１８から流出する。残留ガス流は続いて２段階で、すなわち膨張装置１５により駆動される圧縮機１６と補助電源により駆動される圧縮機２３とにおいて再圧縮される。流れ４２ｂが放熱冷却器２４内で１１０°Ｆ［４３℃］まで冷却された後、残留ガス製品（流れ４２ｃ）は９１５ｐｓｉａ［６，３０７ｋＰａ（ａ）］で販売用ガス配管へ流れる。
図４に示したプロセスに関する流れの流量とエネルギー消費の概要を、下記の表に掲載する。
表ＩＩとＩＶの比較対照が、本発明が先行技術と実質同じ回収率を維持したことを示している。しかしながら、表ＩＩとＩＶのさらなる比較対照は、先行技術よりも相当に少ない動力を用いて製品産出量が達成されたことを示している。回収効率（単位電力で回収されるプロパンの量により規定）の点で、本発明は図２のプロセスの先行技術に対し４％近くの改善を呈している。
本発明の図４の実施形態は、処理集合体１１８のコンパクトな構成に関連して図３の実施形態と同じ利点をもたらすものである。本発明の図４の実施形態は、先行技術の７個の個別機器品目（図２の熱交換器１０，１３，２０と分離器１２と還流分離器２１と還流ポンプ２２と分留塔１８）を単一の機器品目（図４の処理集合体１１８）と置き換えたものである。このことで、プロット空間要件を減らし、相互接続配管を削減し、還流ポンプが消費する動力を削減し、先行技術に対し、本発明の実施形態を用いるプロセスプラントの資本費用と稼働経費を低減し、一方また環境を破壊しかねない環境への放出可能性を低減する。
［他の実施形態］
一部環境では、図３から図６に示す如く、流れ４０を介して液体流３５を直接分解部１１８ｄに供給するのが有利となることがある。この種の場合、適当な膨張装置（膨張弁１７等）を用い、液体を分解部１１８ｄの運転圧力に膨張させ、生成膨張した液体流４０ａを吸収手段上方や熱および物質移動手段上方あるいはこの種両方の供給点（点線で図示）で分解部１１８ｄに原料として供給する。一部環境では、液体流３５の一部（流れ３７）に流れ３６中の蒸気を混合して混合流３８を形成し、液体流３５の残りの部分を流れ４０／４０ａを介して分解部１１８ｄに振り分けるのが有利となることがある。一部環境では、膨張した液体流４０ａに膨張流３９ａを混合し、その後に混合流を単一原料として吸収部１１８ｃの下部領域に供給するのが有利となることがある。
一部環境では、原料冷却部１１８ａの下部領域の熱交換手段へ流れる流れ３８の形成に蒸気流３４の第１の部分（流れ３６）に代え、冷却された第２の部分（図３，５の流れ３３ａ）を用いるのが有利となることがある。この種の場合、冷却された第１の部分（流れ３２ａ）だけが分離器部分１１８ｅ（図３）あるいは分離器１２（図５）に供給され、全ての生成蒸気流３４が作業膨張装置１５に供給される。
一部環境にあっては、処理集合体１１８内に分離器部分１１８ｅを含めるのではなく、冷却された原料流３１ａを分離する外部分離器を用いるのが有利となることがある。図５，６に示す如く、分離器１２は冷却された原料流３１ａを蒸気流３４と液体流３５に分離するのに用いることができる。
原料ガス内のより重質の炭化水素の量と原料ガス圧力とに応じ、図３，４の分離器部分１１８ｅあるいは図５，６の分離器１２に流入する冷却された原料流３１ａには、一切液体を含ませないことができる（何故なら、それはその露点よりも高く、すなわちそのクリコンデンバールを上回るからである）。この種の場合、（点線で示す如く）流れ３５，３７内に液体は皆無であり、従って流れ３６内の分離器部分１１８ｅ（図３，４）からの蒸気だけ、あるいは流れ３６内の分離器１２（図５，６）からの蒸気が流れ３８へ流れ、精留部１１８ｂ内の熱および物質移動手段に供給される膨張した実質凝縮流３８ｂとなる。この種環境では、処理集合体１１８内の分離器部分１１８ｅ（図３，４）あるいは分離器１２（図５，６）を不要とすることができる。
原料ガス条件やプラントの大きさや利用可能な機器や他の要因が、仕事膨張装置１５の削減あるいは代替膨張装置（膨張弁等）との交換が実行可能であることを示すことがある。個々の流れの膨張は特定の膨張装置にて図示してあるが、代替的な膨張手段を適宜用いることができる。例えば、諸条件が原料流（流れ３８ａ）の実質凝縮部分の仕事膨張を保証することができる。
本発明によれば、蒸留蒸気と液体流からの流入ガスに利用可能な冷却を補充する外部冷蔵の使用を、特に高濃度の流入ガスの場合に採用することができる。この種の場合、熱および物質移動手段を図３，４内の点線が示す如く分離器部分１１８ｅ（あるいは冷却された原料流３１ａが全く液体を含まないときのこの種の場合のガス捕集手段）内に含めることができ、あるいは熱および物質移動手段を図５，６の点線で示す分離器１２内に含めることができる。この熱および物質移動手段は、マルチパスおよび／またはマルチサービス熱交換器を含むフィン・チューブ型熱交換器やプレート型熱交換器や鑞付けアルミニウム型熱交換器や他種の熱交換装置で構成することができる。熱および物質移動手段は、熱および物質移動手段の一つのパスを介して流れる冷媒流（例えば、プロパン）と上方へ流れる流れ３１ａの蒸気部分との間の熱交換をもたらし、従って冷媒がさらに蒸気を冷却し、追加の液体を凝縮させ、この液体が下方に落下して流れ３５内の除去された液体の一部となるよう構成してある。別の選択肢として、在来型の１（または複数）のガス冷却器を用い、流れ３１ａが分離器部分１１８ｅ（図３，４）あるいは分離器１２（図５，６）に流入する前に冷媒を用いて流れ３２ａや流れ３３ａおよび／または流れ３１ａを冷却しうる。
原料ガスの温度と濃度および液体製品流４６内の回収対象のＣ２成分量に応じ、分解部１１８ｄから流出する液体が製品仕様に合致させる上で流れ３３から利用可能な十分な熱が存在しないことがある。この種の場合、分解部１１８ｄ内の熱および物質移動手段に図３，５の点線が示す加熱媒体を用いた補充熱を提供する設備を含めることができる。別の選択肢として、分解部１１８ｄの下部領域に別の熱および物質移動手段を含め、補助加熱を提供することができ、あるいは分解部１１８ｄ内の熱および物質移動手段に供給する前に、流れ３３を加熱媒体を用いて加熱することができる。
原料冷却部１１８ａの上部領域と下部領域内の熱交換手段用に選択された熱移動装置の種別に応じ、単一のマルチパスおよび／またはマルチサービス熱移動装置内のこれら熱交換手段を組み合わせることが可能となる。この種の場合、マルチパスおよび／またはマルチサービス熱および物質移動装置は所望の冷却と加熱を達成すべく、流れ３２と流れ３８と蒸留蒸気流を分配し分離し捕集する適当な手段を含むことになる。同様に、精留部１１８ｂの熱および物質移動手段用に選択された熱および物質移動装置の種別により、単一のマルチパスおよび／またはマルチサービスの熱および物質移動装置内の原料冷却部１１８ａの下部領域内の熱交換手段（と恐らくは同様に原料冷却部１１８ａの上部領域内の熱交換手段）と同装置の組み合わせを可能とすることができる。この種の場合、マルチパスおよび／またはマルチサービス熱および物質移動装置は、所望の冷却と加熱を達成すべく流れ３８と流れ３８ｂと蒸留蒸気流（と随意選択的には流れ３２）を分配し分離し捕集する適当な手段を含むことになる。
一部環境では、分解部１１８ｄの上部領域に吸収手段を配設しないのが有利となることがある。この種の場合、蒸留液体流は吸収部１１８ｃの下部領域から捕集され、分解部１１８ｄ内の熱および物質移動手段に誘導される。
本発明の図３，５の実施形態に対するより好適度の少ない選択肢は、冷却された第１の部分３２ａ用の分離器容器と冷却された第２の部分３３ａ用の分離器容器を配設し、その中に分離された蒸気流を混合して蒸気流３４を形成するとともにその中に分離された液体流を混合して液体流３５を形成するものである。本発明の別のより好適度の少ない選択肢は、（流れ３７に流れ３６を混合して混合流３８を形成するのではなく）原料冷却部１１８ａ内の別個の膨張装置内で流れ３７を冷却し、この冷却流を別個の膨張装置内で膨張させ、膨張流を精留部１１８ｂ内の熱および物質移動手段か吸収部１１８ｃの上部領域のいずれかに供給するものである。
分割された蒸気原料の各分岐に見いだされる相対的な原料の量が、ガス圧力や原料ガス組成や原料から経済的に抽出することのできる熱量や利用可能馬力の大きさを含む幾つかの要因に依存することが認識されよう。吸収部１１８ｃ上方のより多量の原料は、膨張器から回収される動力を低減し、それによって再圧縮馬力要件を増大させつつ、回収率を増大させることができる。吸収部１１８ｃ下側の原料を増大させることで馬力消費を低減するが、製品回収を低減することにもなる。
本発明は、プロセスの稼働に必要なユーティリティ消費量ごとにＣ２成分やＣ３成分やより重質の炭化水素成分、あるいはＣ３成分とより重質の炭化水素成分の改善された回収率をもたらす。プロセスの処理に必要なユーティリティの消費改善は、圧縮あるいは再圧縮のための低減された動力要件や、外部冷蔵のための低減された動力要件や、熱補充のための低減されたエネルギー要件や、塔再沸騰のための低減されたエネルギー要件あるいはそれらの組み合わせの形で登場しよう。
本発明の好適な実施形態と考えられるものを説明してきたが、例えば下記の特許請求の範囲に規定された本発明の趣旨から逸脱することなく本発明を様々な条件や原料種や他の要件に適合させる等のさらなる改変をそこに施すことができることを当業者は認識しよう。

Claims (24)

  1. メタンとＣ２成分とＣ３成分とより重質の炭化水素成分を含むガス流(31)を、揮発性残留ガス留分(42c)と、前記Ｃ２成分とＣ３成分とより重質の炭化水素成分の主要部分または前記Ｃ３成分とより重質の炭化水素成分を含む比較的揮発性の低い留分(46)とに分離するプロセスであって、
    （１）前記ガス流(31)を第１の部分(32)と第２の部分(33)とに分割する工程と、
    （２）前記第１の部分(32)を冷却する工程(118a)と、
    （３）前記第２の部分(33)を冷却する工程(118d)と、
    （４）前記冷却された第１の部分(32a)と前記冷却された第２の部分(33a)とを混合し、冷却されたガス流(31a, 34)を形成する工程と、
    （５）前記冷却されたガス流(31a, 34)を第１の流れ(36)と第２の流れ(39)とに分割する工程と、
    （６）前記第１の流れ(36, 38)を冷却し(118a)、実質その全てを凝縮し(38a)、その後により低い圧力に膨張させ(14)、それによってこれをさらに冷却する工程と、
    （７）前記膨張冷却された第１の流れ(38b)を加熱し(118b)、その後に蒸気留分と液体留分として分離する工程と、
    （８）前記液体留分を第１の頂部原料として処理集合体(118)内に収容された吸収手段(118c)に供給する工程と、
    （９）前記第２の流れ(39)を前記より低い圧力に膨張させ(15)、底部原料(39a)として前記吸収手段(118c)に供給する工程と、
    （１０）前記吸収手段(118c)の上部領域から第１の蒸留蒸気流を捕集し、前記蒸気留分を混合して混合蒸気流を形成する工程と、
    （１１）前記混合蒸気流を前記処理集合体(118)内に収容された第１の熱および物質移動手段(118b)内で冷却し、それによって工程（７）の前記膨張冷却された第１の流れ(38b)の加熱の少なくとも一部を供給し、一方同時に前記混合蒸気流から揮発性のより低い成分を凝縮し、それによって凝縮流と第２の蒸留蒸気流を形成する工程と、
    （１２）前記凝縮流を第２の頂部原料として前記吸収手段(118c)に供給する工程と、
    （１３）前記第２の蒸留蒸気流を前記処理集合体(118)内の１以上の熱交換手段(118a)内で加熱し、それによって工程（２）の前記第１の部分(32)および工程（６）の前記第１の流れ(36, 38)の冷却の少なくとも一部を供給し、その後に前記加熱された第２の蒸留蒸気流を前記揮発性残留ガス留分(42)として前記処理集合体から放出する工程と、
    （１４）蒸留液体流を前記吸収手段(118c)の下部領域から捕集し、前記処理集合体(118)内に収容された第２の熱および物質移動手段(118d)内で加熱し、それによって工程（３）の前記第２の部分(33)の冷却の少なくとも一部を供給し、一方同時に前記蒸留液体流から揮発性のより高い成分を分解し、その後に前記加熱分解された蒸留液体流を前記処理集合体から前記比較的揮発性の低い留分(46)として放出させる工程と、
    （１５）前記吸収手段に対する前記第１の頂部原料、前記第２の頂部原料および前記底部原料の量と温度を、前記吸収手段の前記上部領域の温度を所定温度に維持するのに有効とし、前記比較的揮発性の低い留分中の前記成分の主要部分を回収する工程とを含む、プロセス。
  2. （ａ）前記冷却された第１の部分(32a)と前記冷却された第２の部分(33a)とを混合し、一部凝縮したガス流(31a)を形成する工程と、
    （ｂ）前記一部凝縮したガス流(31a)を分離手段(12)に供給し、その中で分離して蒸気流(34)と少なくとも一つの液体流(35)を供給する工程と、
    （ｃ）前記蒸気流(34)を前記第１(36)と第２(39)の流れに分割する工程と、
    （ｄ）前記少なくとも一つの液体流(35)の少なくとも一部(40)を前記より低い圧力に膨張させ(17)、前記吸収手段(118c)下側でかつ前記第２の熱および物質移動手段(118d)上側の前記処理集合体(118)に原料(40a)として供給する工程とを含む、請求項１に記載のプロセス。
  3. （ａ）前記第１の流れ(36)を前記少なくとも一つの液体流(35)の少なくとも一部(37)と混合して混合流(38)を形成する工程と、
    （ｂ）前記混合流(38)を冷却して(118a)その実質全てを凝縮させ(38a)、その後により低い圧力に膨張させ(14)、それによってこれをさらに冷却する工程と、
    （ｃ）前記膨張させ冷却した混合流(38b)を加熱し(118b)、その後に蒸気留分と液体留分として分離する工程と、
    （ｄ）前記少なくとも一つの液体流(35)の全ての残留部分(40)を前記より低い圧力(17)に膨張させ、前記吸収手段(118c)下側でかつ前記第２の熱および物質移動手段(118d)上側の前記処理集合体(118)に前記原料(40a)として供給する工程とを含む、請求項２に記載のプロセス。
  4. メタンとＣ２成分とＣ３成分とより重質の炭化水素成分を含むガス流(31)を、揮発性残留ガス留分(42c)と、前記Ｃ２成分とＣ３成分とより重質の炭化水素成分の主要部分または前記Ｃ３成分とより重質の炭化水素成分を含む比較的揮発性の低い留分(46)とに分離するプロセスであって、
    （１）前記ガス流(31)を冷却する工程(118a)と、
    （２）前記冷却されたガス流(31a, 34)を第１の流れ(36)と第２(39)の流れとに分割する工程と、
    （３）前記第１の流れ(36, 38)を冷却し(118a)、実質その全てを凝縮し(38a)、その後により低い圧力に膨張させ(14)、それによってこれをさらに冷却する工程と、
    （４）前記膨張冷却された第１の流れ(38b)を加熱し(118b)、その後に蒸気留分と液体留分として分離する工程と、
    （５）処理集合体(118)内に収容された吸収手段(118c)に前記液体留分を第１の頂部原料として供給する工程と、
    （６）前記第２の流れ(39)を前記より低い圧力に膨張させ(15)、底部原料(39a)として前記吸収手段(118c)に供給する工程と、
    （７）第１の蒸留蒸気流を前記吸収手段(118c)の上部領域から捕集し、前記蒸気留分と混合して混合蒸気流を形成する工程と、
    （８）前記混合蒸気流を前記処理集合体(118)内に収容された第１の熱および物質移動手段(118b)内で冷却し、それによって工程（４）の前記膨張冷却された第１の流れ(38b)の加熱の少なくとも一部を供給し、一方同時に前記混合蒸気流から揮発性のより低い成分を凝縮し、それによって凝縮流と第２の蒸留蒸気流を形成する工程と、
    （９）前記凝縮流を第２の頂部原料として前記吸収手段(118c)に供給する工程と、
    （１０）前記第２の蒸留蒸気流を前記処理集合体(118)内に収容された１以上の熱交換手段(118a)内で加熱し、それによって工程（１）の前記ガス流(31)および工程（３）の前記第１の流れ(36, 38)の冷却の少なくとも一部を供給し、その後に前記加熱された第２の蒸留蒸気流を前記処理集合体(118)から前記揮発性残留ガス留分(42)として放出する工程と、
    （１１）前記吸収手段(118c)の下部領域から蒸留液体流を捕集し、前記処理集合体(118)内に収容された第２の熱および物質移動手段(118d)内で加熱し、それによって同時に前記蒸留液体流から揮発性のより高い成分を分解し、その後に前記処理集合体から前記加熱分解された蒸留液体流を前記比較的揮発性の低い留分(46)として放出させる工程と、
    （１２）前記吸収手段に対する前記第１の頂部原料、前記第２の頂部原料および前記底部原料の量と温度を、前記吸収手段の前記上部領域の温度を所定温度に維持するのに有効とし、前記比較的揮発性の低い留分中の成分の主要部分を回収する工程とを含む、プロセス。
  5. （ａ）前記ガス流(31)を十分に冷却して(118a)これを一部凝縮させる工程(31a)と、
    （ｂ）前記一部凝縮したガス流(31a)を分離手段(12)に供給し、その中で分離し、蒸気流(34)と少なくとも一つの液体流(35)を供給する工程と、
    （ｃ）前記蒸気流(34)を前記第１(36)と第２(39)の流れに分割する工程と、
    （ｄ）前記少なくとも一つの液体流(35)の少なくとも一部(40)を前記より低い圧力に膨張させ(17)、前記吸収手段(118c)下側でかつ前記第２の熱および物質移動手段(118d)上側の前記処理集合体(118)に原料(40a)として供給する工程とを含む、請求項４に記載のプロセス。
  6. （ａ）前記第１の流れ(36)に前記少なくとも一つの液体流(35)の少なくとも一部(37)を混合し、混合流(38)を形成する工程と、
    （ｂ）前記混合流(38)を冷却し(118a)、実質その全てを凝縮し(38a)、その後により低い圧力に膨張させ(14)、それによってこれをさらに冷却する(38b)工程と、
    （ｃ）前記膨張させ冷却した混合流(38b)を加熱し(118b)、その後に蒸気留分と液体留分として分離する工程と、
    （ｄ）前記少なくとも一つの液体流(35)の全ての残留部分(40)を前記より低い圧力に膨張させ(17)、前記吸収手段(118c)下側でかつ前記第２の熱および物質移動手段(118d)上側の前記処理集合体(118)に前記原料(40a)として供給する工程とを含む、請求項５に記載のプロセス。
  7. 前記分離手段(118e)は前記処理集合体(118)内に収容してある、請求項２，３，５，６のいずれか１項に記載のプロセス。
  8. （１）前記処理集合体(118)内にガス捕集手段(118e)が収容してあり、
    （２）前記ガス捕集手段内部に追加の熱および物質移動手段が含まれ、該追加の熱および物質移動手段が外部冷媒用の１以上のパスを含み、
    （３）前記冷却されたガス流(31a)を前記ガス捕集手段(118e)に供給し、前記追加の熱および物質移動手段に導き、前記外部冷媒によりさらに冷却し、
    （４）前記さらに冷却されたガス流(34)を前記第１(36)と第２(39)の流れに分割する、請求項１または４に記載のプロセス。
  9. （１）前記分離手段(12, 118e)内に追加の熱および物質移動手段が含まれ、該追加の熱および物質移動手段が外部冷媒用の１以上のパスを含み、
    （２）前記蒸気流を前記追加の熱および物質移動手段に導き、前記外部冷媒により冷却して追加の凝縮液を形成し、
    （３）前記追加の凝縮液を前記分離手段(12, 118e)の中に分離された前記少なくとも一つの液体流(35)の一部とする、請求項２，３，５，６，７のいずれか１項に記載のプロセス。
  10. （１）前記第２の熱および物質移動手段(118d)上方の前記処理集合体(118)内に追加の吸収手段が含まれ、
    （２）前記追加の吸収手段は、前記吸収手段(118c)からの前記蒸留液体流に前記第２の熱および物質移動手段(118d)からの前記分解された揮発性のより高い成分との接触をもたらし、それによって第３の蒸留蒸気流と一部分解された蒸留液体流を生成するよう構成してあり、
    （３）前記第３の蒸留蒸気流を前記吸収手段(118c)の前記下部領域に供給し、
    （４）前記一部分解された蒸留液体流を前記第２の熱および物質移動手段(118d)に供給して加熱し、それによってこれをさらに分解し、前記比較的揮発性の低い留分(46)として前記処理集合体(118)から放出される前記加熱分解された蒸留液体流を形成する、請求項１，２，３，４，５，６，７，８，９のいずれか１項に記載のプロセス。
  11. 前記第２の熱および物質移動手段(118d)は、外部加熱媒体が前記第２の部分が供給する熱を補充し、前記蒸留液体流から前記揮発性のより高い成分を分解させる１以上のパスを含む、請求項１，２，３，７，８，９，１０のいずれか１項に記載のプロセス。
  12. メタンとＣ２成分とＣ３成分とより重質の炭化水素成分を含むガス流(31)を、揮発性残留ガス留分(42c)と、前記Ｃ２成分とＣ３成分とより重質の炭化水素成分の主要部分または前記Ｃ３成分とより重質の炭化水素成分を含む比較的揮発性の低い留分(46)とに分離する装置であって、
    （１）前記ガス流(31)を第１の部分(32)と第２の部分(33)とに分割する第１の分割手段と、
    （２）処理集合体(118)内に収容されて前記第１の分割手段に接続され、前記第１の部分(32)を受け入れてこれを冷却する第１の熱交換手段(118a)と、
    （３）前記処理集合体(118)内に収容され、前記第１の分割手段に接続され、前記第２の部分(33)を受け入れてこれを冷却する第１の熱および物質移動手段(118d)と、
    （４）前記第１の熱交換手段(118a)と前記第１の熱および物質移動手段(118d)とに接続され、前記冷却された第１の部分(32a)と前記冷却された第２の部分(33a)とを受け入れ、冷却されたガス流(31a, 34)を形成する第１の混合手段と、
    （５）前記第１の混合手段に接続され、前記冷却されたガス流(31a, 34)を受け入れてこれを第１の流れ(36)と第２の流れ(39)に分割する第２の分割手段と、
    （６）前記処理集合体(118)内に収容されて前記第２の分割手段に接続され、前記第１の流れ(36, 38)を受け入れてこれを十分に冷却して実質凝縮させる第２の熱交換手段(118a)と、
    （７）前記第２の熱交換手段(118a)に接続され、前記実質凝縮させた第１の流れ(38a)を受け入れてこれをより低い圧力に膨張させる第１の膨張手段(14)と、
    （８）前記処理集合体(118)内に収容されて前記第１の膨張手段(14)に接続され、前記膨張冷却された第１の流れ(38b)を受け入れてこれを加熱し、その後に該加熱膨張した第１の流れを蒸気留分と液体留分として分離する第２の熱および物質移動手段(118b)と、
    （９）前記処理集合体(118)内に収容されて前記第２の熱および物質移動手段(118b)に接続され、前記液体留分をそこへの第１の頂部原料として受け入れる吸収手段(118c）と、
    （１０）前記第２の分割手段に接続され、前記第２の流れ(39)を受け入れてこれを前記より低い圧力に膨張させる第２の膨張手段(15)で、さらに前記吸収手段(118c)に接続され、前記膨張させた第２の流れ(39a)をそこへの底部原料として供給する前記第２の膨張手段(15)と、
    （１１）前記処理集合体(118)内に収容されて前記吸収手段(118c)に接続され、前記吸収手段(118c)の上部領域から第１の蒸留蒸気流を受け入れる蒸気捕集手段と、
    （１２）前記処理集合体(118)内に収容されて前記蒸気捕集手段と前記第２の熱および物質移動手段(118b)とに接続され、前記第１の蒸留蒸気流と前記蒸気留分とを受け入れ、混合蒸気流を形成する第２の混合手段を備え、
    （１３）前記第２の熱および物質移動手段(118b)はさらに前記第２の混合手段に接続され、前記混合蒸気流を受け取ってこれを冷却し、それによって工程（８）の前記膨張冷却された第１の流れ(38b)の加熱の少なくとも一部を供給し、一方同時に前記混合蒸気流から揮発性のより低い成分を凝縮させ、それによって凝縮流と第２の蒸留蒸気流とを形成し、
    （１４）前記吸収手段(118c)はさらに前記第２の熱および物質移動手段(118b)に接続され、前記凝縮流を前記吸収手段(118c)への第２の頂部原料として受け入れ、
    （１５）前記第２の熱交換手段(118a)はさらに前記第２の熱および物質移動手段(118b)に接続され、前記第２の蒸留蒸気流を受け入れてこれを加熱し、それによって工程（６）の前記第１の流れ(36, 38)の冷却の少なくとも一部を供給し、
    （１６）前記第１の熱交換手段(118a)はさらに前記第２の熱交換手段(118a)に接続され、前記加熱された第２の蒸留蒸気流を受け入れてこれをさらに加熱し、それによって工程（２）の前記第１の部分(32)の冷却の少なくとも一部を供給し、その後に前記さらに加熱した第２の蒸留蒸気流を前記処理集合体(118)から前記揮発性残留ガス留分(42)として放出し、
    （１７）前記処理集合体(118)内に収容されて前記吸収手段(118c)に接続され、該吸収手段(118c)の下部領域から蒸留液体流を受け入れる液体捕集手段をさらに備え、
    （１８）前記第１の熱および物質移動手段(118d)はさらに前記液体捕集手段に接続され、前記蒸留液体流を受け入れてこれを加熱し、それによって工程（３）の前記第２の部分(33)の冷却の少なくとも一部を供給し、一方同時に前記蒸留液体流から揮発性のより高い成分を分解し、その後に前記加熱分解された蒸留液体流を前記処理集合体から前記比較的揮発性の低い留分(46)として放出し、
    （１９）前記吸収手段に対する前記第１の頂部原料、前記第２の頂部原料および前記底部原料の量と温度を調節し、前記吸収手段(118c)の前記上部領域の温度を所定温度に維持し、前記比較的揮発性の低い留分中の前記成分の主要部分を回収するよう適合させた制御手段をさらに備える、装置。
  13. （ａ）前記第１の混合手段は、前記冷却された第１の部分(32a)と前記冷却された第２の部分(33a)とを受け入れ、一部凝縮したガス流(31a)を形成するように適合され、
    （ｂ）分離手段(12)が、前記第１の混合手段に接続され、前記一部凝縮したガス流(31a)を受け入れ、これを蒸気流(34)と少なくとも一つの液体流(35)とに分離し、
    （ｃ）前記第２の分割手段は、前記分離手段(12)に接続され、前記蒸気流(34)を受け入れ、これを前記第１(36)と第２(39)の流れに分割し、
    （ｄ）第３の膨張手段(17)は、前記分離手段(12)に接続され、前記少なくとも一つの液体流(35)の少なくとも一部(40)を受け入れ、これを前記より低い圧力に膨張させ、さらに前記処理集合体(118)に接続され、その前記吸収手段(118c)下側でかつ前記第１の熱および物質移動手段(118d)上側に前記膨張した液体流(40a)を原料として供給する、請求項１２に記載の装置。
  14. （ａ）第３の混合手段が、前記第２の分割手段と前記分離手段(12)とに接続され、前記第１の流れ(36)と前記少なくとも一つの液体流(35)の少なくとも一部(37)を受け入れ、混合流(38)を形成し、
    （ｂ）前記第２の熱交換手段(118a)は、前記第３の混合手段に接続され、前記混合流(38)を受け入れてこれを十分に冷却して実質凝縮させ、
    （ｃ）前記第１の膨張手段(14)は、前記第２の熱交換手段(118a)に接続され、前記実質凝縮させた混合流(38a)を受け入れてこれをより低い圧力に膨張させ、
    （ｄ）前記第２の熱および物質移動手段(118b)は、前記第１の膨張手段(14)に接続され、前記膨張させ冷却した混合流(38b)を受け入れてこれを加熱し、その後に前記加熱膨張した混合流を蒸気留分と液体留分として分離し、
    （ｅ）前記第３の膨張手段(17)は、前記分離手段(12)に接続され、前記少なくとも一つの液体流(35)の全ての残留部分(40)を受け入れ、これを前記より低い圧力に膨張させ、さらに前記処理集合体(118)に接続され、その前記吸収手段(118c)下側でかつ前記第１の熱および物質移動手段(118d)上側に前記膨張した液体流(40a)を原料として供給する、請求項１３に記載の装置。
  15. メタンとＣ２成分とＣ３成分とより重質の炭化水素成分を含むガス流(31)を、揮発性残留ガス留分(42c)と、前記Ｃ２成分とＣ３成分とより重質の炭化水素成分の主要部分または前記Ｃ３成分とより重質の炭化水素成分を含む比較的揮発性の低い留分(46)とに分離する装置であって、
    （１）処理集合体(118)内に収容され、前記ガス流(31)を冷却する第１の熱交換手段(118a)と、
    （２）前記第１の熱交換手段(118a)に接続され、前記冷却されたガス流(31a, 34)を受け入れ、これを第１(36)と第２(39)の流れに分割する分割手段と、
    （３）前記処理集合体(118)内に収容されて前記分割手段に接続され、前記第１の流れ(36, 38)を受け入れてこれを十分に冷却して実質凝縮させる(38a)第２の熱交換手段(118a)と、
    （４）前記第２の熱交換手段(118a)に接続され、前記実質凝縮させた第１の流れ(38a)を受け入れてこれをより低い圧力に膨張させる(38b)第１の膨張手段(14)と、
    （５）前記処理集合体(118)内に収容されて前記第１の膨張手段(14)に接続され、前記膨張冷却された第１の流れ(38b)を受け入れてこれを加熱し、その後に前記加熱膨張した第１の流れを蒸気留分と液体留分として分離する第１の熱および物質移動手段(118b)と、
    （６）前記処理集合体(118)内に収容されて前記第１の熱および物質移動手段(118b)に接続され、前記液体留分をそこへの第１の頂部原料として受け入れる吸収手段(118c)と、
    （７）前記分割手段に接続され、前記第２の流れ(39)を受け入れてこれを前記より低い圧力に膨張させる(39a)第２の膨張手段(15)で、さらに前記吸収手段(118c)に接続され、前記膨張させた第２の流れ(39a)をそこへの底部原料として供給する前記第２の膨張手段(15)と、
    （８）前記処理集合体(118)内に収容されて前記吸収手段(118c)に接続され、前記吸収手段(118c)の上部領域から第１の蒸留蒸気流を受け入れる蒸気捕集手段と、
    （９）前記処理集合体(118)内に収容されて前記蒸気捕集手段と前記第１の熱および物質移動手段(118b)とに接続され、前記第１の蒸留蒸気流と前記蒸気留分とを受け入れて混合蒸気流を形成する混合手段を備え、
    （１０）前記第１の熱および物質移動手段(118b)はさらに前記混合手段に接続され、前記混合蒸気流を受け入れてこれを冷却し、それによって工程（５）の前記膨張冷却された第１の流れ(38b)の加熱の少なくとも一部を供給し、一方同時に前記混合蒸気流からの揮発性のより低い成分を凝縮し、それによって凝縮流と第２の蒸留蒸気流とを形成し、
    （１１）前記吸収手段(118c)はさらに前記第１の熱および物質移動手段(118b)に接続され、前記凝縮流を前記吸収手段(118c)への第２の頂部原料として受け入れ、
    （１２）前記第２の熱交換手段(118a)はさらに前記第１の熱および物質移動手段(118b)に接続され、前記第２の蒸留蒸気流を受け入れてこれを加熱し、それによって工程（３）の前記第１の流れ(36, 38)の冷却の少なくとも一部を供給し、
    （１３）前記第１の熱交換手段(118a)はさらに前記第２の熱交換手段(118a)に接続され、前記加熱された第２の蒸留蒸気流を受け入れてこれをさらに加熱し、それによって工程（１）の前記ガス流(31)の冷却の少なくとも一部を供給し、その後に前記さらに加熱した第２の蒸留蒸気流を前記処理集合体から前記揮発性残留ガス留分(42)として放出し、
    （１４）前記処理集合体(118)内に収容されて前記吸収手段(118c)に接続され、該吸収手段(118c)の下部領域から蒸留液体流を受け入れる液体捕集手段と、
    （１５）前記処理集合体(118)内に収容されて前記液体捕集手段に接続され、前記蒸留液体流を受け入れてこれを加熱し、それによって前記蒸留液体流から揮発性のより高い成分を同時に分解し、その後に前記加熱分解された蒸留液体流を前記処理集合体から前記比較的揮発性の低い留分(46)として放出する第２の熱および物質移動手段(118d)と、
    （１６）前記吸収手段に対する前記第１の頂部原料、前記第２の頂部原料および前記底部原料の量と温度を調節し、前記吸収手段の前記上部領域の温度を所定温度に維持し、前記比較的揮発性の低い留分中の前記成分の主要部分を回収するよう適合させた制御手段とをさらに備える、装置。
  16. （ａ）前記第１の熱交換手段(118a)は、前記ガス流(31)を十分冷却してこれを一部凝縮させるように適合され、
    （ｂ）分離手段(12)が、前記第１の熱交換手段(118a)に接続され、前記一部凝縮したガス流(31a)を受け入れ、これを蒸気流(34)と少なくとも一つの液体流(35)とに分離し、
    （ｃ）前記第２の分割手段は、前記分離手段(12)に接続され、前記蒸気流(34)を受け入れ、これを前記第１(36)と第２(39)の流れに分割し、
    （ｄ）第３の膨張手段(17)が、前記分離手段(12)に接続され、前記少なくとも一つの液体流(35)の少なくとも一部(40)を受け入れ、これを前記より低い圧力に膨張させ、さらに前記処理集合体(118)に接続され、その前記吸収手段(118c)下側でかつ前記第１の熱および物質移動手段(118d)上側に前記膨張した液体流(40a)を原料として供給する、請求項１５に記載の装置。
  17. （ａ）さらなる混合手段が、前記分割手段と前記分離手段(12)とに接続され、前記第１の流れ(36)と前記少なくとも一つの液体流(35)の少なくとも一部(37)とを受け入れ、混合流(38)を形成し、
    （ｂ）前記第２の熱交換手段(118a)は、前記さらなる混合手段に接続され、前記混合流(38)を受け入れてこれを十分に冷却して実質凝縮させ、
    （ｃ）前記第１の膨張手段(14)は、前記第２の熱交換手段(118a)に接続され、前記実質凝縮させた混合流(38a)を受け入れてこれをより低い圧力に膨張させ
    （ｄ）前記第２の熱および物質移動手段(118b)は、前記第１の膨張手段(14)に接続され、前記膨張させ冷却した混合流(38b)を受け入れてこれを加熱し、その後に前記加熱膨張した混合流を蒸気留分と液体留分として分離し、
    （ｅ）前記第３の膨張手段(17)は、前記分離手段(12)に接続され、前記少なくとも一つの液体流(35)の全ての残留部分(40)を受け入れ、これを前記より低い圧力に膨張させ、さらに前記処理集合体(118)に接続され、その前記吸収手段(118c)下側でかつ前記第１の熱および物質移動手段(118d)上側に前記膨張した液体流を原料として供給する、請求項１６に記載の装置。
  18. 前記分離手段(118e)は前記処理集合体(118)内に収容してある、請求項１３，１４，１６，１７のいずれか１項に記載の装置。
  19. （１）前記処理集合体(118)内にガス捕集手段(118e)が収容してあり、
    （２）前記ガス捕集手段(118e)内部に追加の熱および物質移動手段が含まれ、該追加の熱および物質移動手段が外部冷媒用の１以上のパスを含み、
    （３）前記ガス捕集手段(118e)を前記第１の混合手段に接続し、前記冷却されたガス流(31a)を受け入れ、これを前記追加の熱および物質移動手段へ誘導し、該外部冷媒によりさらに冷却されるようにし、
    （４）前記第１の分割手段を前記ガス捕集手段(118e)に接続し、前記さらに冷却されたガス流(34)を受け入れてこれを前記第１の流れ(36)と前記第２の流れ(39)に分割するよう適合させた、請求項１２に記載の装置。
  20. （１）前記処理集合体(118)内にガス捕集手段(118e)が収容してあり、
    （２）前記ガス捕集手段内部に追加の熱および物質移動手段が含まれ、該追加の熱および
    物質移動手段が外部冷媒用の１以上のパスを含み、
    （３）前記ガス捕集手段(118e)を前記第１の熱交換手段(118a)に接続し、前記冷却されたガス流(31a)を受け入れ、これを前記追加の熱および物質移動手段へ誘導し、該外部冷媒によりさらに冷却されるようにし、
    （４）前記分割手段を前記ガス捕集手段(118e)に接続し、前記さらに冷却されたガス流(34)を受け入れてこれを前記第１の流れ(36)と前記第２の流れ(39)に分割するよう適合させた、請求項１５に記載の装置。
  21. （１）追加の熱および物質移動手段を前記分離手段(12, 118e)内部に含ませ、該追加の熱および物質移動手段が外部冷媒用の１以上のパスを含み、
    （２）前記蒸気流を前記追加の熱および物質移動手段に導いて前記外部冷媒により冷却し、追加の凝縮液を形成し、
    （３）前記追加の凝縮液を前記分離手段(12, 118e)の中で分離される前記少なくとも一つの液体流(35)の一部とする、請求項１３，１４，１６，１７，１８のいずれか１項に記載の装置。
  22. （１）追加の吸収手段を前記第１の熱および物質移動手段上方の前記処理集合体内(118)に含ませ、前記第１の熱および物質移動手段(118d)に接続し、前記分解された揮発性のより高い成分を受け入れ、
    （２）前記追加の吸収手段をさらに前記液体捕集手段に接続し、前記蒸留液体流を受け入れ、該蒸留液体流と前記分解された揮発性のより高い成分との接触をもたらし、それによって第３の蒸留蒸気流と一部分解された蒸留液体流とを形成し、
    （３）前記吸収手段(118c)を前記追加の吸収手段に接続し、前記第３の蒸留蒸気流を受け入れてこれを前記吸収手段(118c)の前記下部領域に供給するよう適合させ、
    （４）前記第１の熱および物質移動手段(118d)を前記追加の吸収手段に接続し、前記一部分解された蒸留液体流を受け入れてこれを加熱し、それによってこれをさらに分解し、前記処理集合体(118)から前記比較的揮発性の低い留分(46)として放出される前記加熱分解された蒸留液体流を形成するよう適合させた、請求項１２，１３，１４，１８，１９，２１のいずれか１項に記載の装置。
  23. （１）追加の吸収手段を前記第１の熱および物質移動手段(118d)上方の前記処理集合体内(118)に含ませ、前記第１の熱および物質移動手段(118d)に接続し、前記分解された揮発性のより高い成分を受け入れ、
    （２）前記追加の吸収手段をさらに前記液体捕集手段に接続し、前記蒸留液体流を受け入れ、該蒸留液体流と前記分解された揮発性のより高い成分との接触をもたらし、それによって第３の蒸留蒸気流と一部分解された蒸留液体流とを形成し、
    （３）前記吸収手段(118c)を前記追加の吸収手段に接続し、前記第３の蒸留蒸気流を受け入れてこれを前記吸収手段(118c)の前記下部領域に供給するよう適合させ、
    （４）前記第１の熱および物質移動手段(118d)を前記追加の吸収手段に接続し、前記一部分解された蒸留液体流を受け入れてこれを加熱し、それによってこれをさらに分解し、前記処理集合体(118)から前記比較的揮発性の低い留分(46)として放出される前記加熱分解された蒸留液体流を形成するよう適合させた、請求項１５，１６，１７，２０のいずれか１項に記載の装置。
  24. 前記第１の熱および物質移動手段(118d)は、前記第２の部分が供給する前記熱を補充して前記蒸留液体流から前記揮発性のより高い成分を分解する外部加熱媒体用の１以上のパスを含む、請求項１２，１３，１４，１８，１９，２１，２２，２３のいずれか１項に記載の装置。
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