JP5793144B2 - 炭化水素ガス処理 - Google Patents

Description

本発明は炭化水素を含有するガスの分離のためのプロセスおよび装置に関する。

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、たとえば、天然ガス、精油所ガス、ならびに他の炭化水素材料（たとえば、石炭、原油、ナフサ、油母頁岩、タールサンドおよび亜炭）から得られる混合ガスストリームなどの様々な気体から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を合わせると、ガスの少なくとも５０モルパーセントを構成する。天然ガスは、また、比較的少量のより重質の炭化水素（たとえば、プロパン、ブタン、ペンタンなど）、ならびに水素、窒素、二酸化炭素および他の気体を含有する。

本発明は、一般に、そのようなガスストリームからのエチレン、エタン、プロピレン、プロパンおよびより重質の炭化水素の回収に関する。本発明に従って処理されるべきガスストリームの典型的な分析結果は、（近似モルパーセントで）メタン８０．８％、エタンおよび他のＣ_２成分９．４％、プロパンおよび他のＣ_３成分４．７％、イソブタン１．２％、ノルマルブタン２．１％、ならびにペンタン１．１％、残りは窒素と二酸化炭素とからなる。また、含硫黄ガスが存在することもある。

歴史的に、天然ガス構成成分とその天然ガス液（ＮＧＬ）構成成分の価格はいずれも、周期的に変動するので、液体生成物としてのエタン、エチレン、プロパン、プロピレン、およびより重質の成分の利益額が低減されることがある。この結果、これらの生成物のより効率的な回収を行うことができるプロセス、より安価な設備投資で効率的な回収を行うことができるプロセス、ならびに広範囲にわたる特定の成分の回収を変動させるように、容易に適合または調節することができるプロセスが求められるようになった。これらの材料を分離するために利用可能なプロセスには、ガスの冷却および冷凍、油の吸収ならびに冷凍油の吸収に基づくプロセスが含まれる。さらに、処理されているガスを膨張させ、同時に、そこから熱を抽出しながら、動力を生成する経済的な機器が入手できるようになったことにより、低温プロセスが普及した。ガス源の圧力、気体の豊富さ（エタン、エチレンおよびより重質の炭化水素含有成分）、および所望の最終生成物に応じて、これらのプロセスをそれぞれ採用しても、またはその組合せを採用してもよい。

低温膨張プロセスは、容易に開始し、動作を柔軟にし、効率を高め、安全性を高め、信頼性を高めるとともに、最も単純になるので、一般に、現在は天然ガス液回収のために好まれている。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、ならびに同時係属中の米国特許出願第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、米国特許出願第１２／６８９，６１６号、米国特許出願第１２／７１７，３９４号、米国特許出願第１２／７５０，８６２号、米国特許出願第１２／７７２，４７２号、および米国特許出願第１２／７８１、２５９号には、関連するプロセスについて記載している（ただし、本発明の記載は、場合によっては引用された米国特許に記載するものとは異なる処理条件に基づく）。

典型的な低温膨張回収プロセスでは、圧力下のフィードガスストリームは、プロセスの他のストリームとの熱交換、および／またはプロパン圧縮冷凍システムなどの外部冷凍源によって冷却される。フィードガスが冷却されるにつれて、１つまたは複数のセパレータ中で、所望のＣ_２＋成分のうちの一部を含有する高圧液体として液体を凝縮し、収集することができる。気体の豊富さと生成された液体の量とに応じて、高圧液体を、より低い圧力になるまで膨張させ、分留することができる。液体が膨張中に蒸発した結果、ストリームはさらに冷却される。いくつかの条件下では、膨張の前に高圧液体を事前に冷却することは、膨張後の温度をさらに低下させるために望ましいことがある。膨張したストリームは、液体と蒸気との混合物を含み、蒸留（脱メタン装置または脱エタン装置）カラムで分留される。蒸留カラムでは、（１つまたは複数の）膨張冷却されたストリームを蒸留して、底部液体生成物としての所望のＣ_２成分、Ｃ_３成分およびより重質の炭化水素成分から、残留するメタン、窒素および他の揮発性ガスをオーバーヘッド蒸気として分離するか、あるいは底部液体生成物としての所望のＣ_３成分およびより重質の炭化水素成分から、残留するメタン、Ｃ_２成分、窒素および他の揮発性ガスをオーバーヘッド蒸気として分離する。

フィードガスが完全には凝縮しない（典型的に、凝縮しない）場合、部分的な凝縮の結果として残留する蒸気を、２つのストリームに分割することができる。蒸気の一方の部分を、仕事膨張装置またはエンジン、あるいは膨張弁を通過させて、より低い圧力にし、ストリームのさらなる冷却の結果として、さらなる液体を凝縮させる。膨張後の圧力は、基本的には、蒸留カラムを動作する圧力と同じである。膨張の結果として生じる合流された気相と液相とは、蒸留カラムにフィードとして供給される。

蒸気の残りの部分は、他のプロセスストリーム（たとえば、低温分留塔オーバーヘッド）との熱交換によって冷却されて、実質的な凝縮物となる。高圧液体の一部または全部は、冷却の前に、この蒸気部分と合流させることができる。次いで、得られた冷却されたストリームは、膨張弁などの適切な膨張デバイスを通って膨張し、脱メタン装置が動作する圧力とすることができる。膨張中に液体の一部分が蒸発し、その結果、ストリーム全体が冷却される。フラッシュ膨張したストリームは、次いで、頂部フィードとして脱メタン装置に供給される。典型的には、フラッシュ膨張したストリームの蒸気部分と脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気とを、分留塔の上側セパレータセクションで残留メタン生成物ガスとして合流させる。代替的には、冷却され、膨張したストリームをセパレータに供給して、蒸気ストリームと液体ストリームとを提供してもよい。蒸気は分留塔オーバーヘッドと合流し、液体は頂部カラムフィードとして蒸留カラムに供給される。

そのような分離プロセスの理想的な動作では、プロセスから出る残留ガスは、フィードガス中の実質的にすべてのメタンを含有し、本質的にはより重質の炭化水素成分は全く含まず、脱メタン装置から出る底部画分は、より重質の炭化水素成分の実質的にすべてを含有し、本質的にはメタンまたはより高い揮発性の成分を含まない。しかしながら、実際には、従来の脱メタン装置は主にストリッピングカラムとして動作するので、この理想状態は得られない。したがって、プロセスのメタン生成物は、典型的には、いずれの精留ステップでも処理されない蒸気とともに、カラムの頂部分留ステージから出る蒸気を含む。頂部液体フィードが相当量のＣ_２成分、Ｃ_３成分、Ｃ_４成分およびより重質の炭化水素成分を含有し、その結果、それに対応する均衡量のＣ_２成分、Ｃ_３成分、Ｃ_４成分およびより重質の炭化水素成分が脱メタン装置の頂部分留ステージから出る蒸気中に生じるので、相当量のＣ_２成分、Ｃ_３成分およびＣ_４＋成分が損失する。これらの望ましい成分の損失は、蒸気からＣ_２成分、Ｃ_３成分、Ｃ_４成分およびより重質の炭化水素成分を吸収することが可能な有意な量の液体（還流）に上昇蒸気を接触させることができる場合、著しく低減され得る。

近年、炭化水素分離のための好ましいプロセスは、上側アブソーバセクションを使用して、上昇蒸気のさらなる精留を行う。上側精留セクションのための還流ストリーム源は、一般に、圧力下で供給された残留ガスからのリサイクルストリームである。リサイクルされた残留ガスストリームは、通常、他のプロセスストリーム（たとえば、低温分留塔オーバーヘッド）との熱交換によって冷却されて、実質的な凝縮物となる。次いで、得られた実質的に凝縮したストリームを、膨張弁などの適当な膨張デバイスを通して、脱メタン装置が動作する圧力まで膨張させる。通常、膨張中に液体の一部分が蒸発し、その結果、ストリーム全体が冷却される。次いで、フラッシュ膨張したストリームは、頂部フィードとして脱メタン装置に供給にされる。典型的には、膨張したストリームの蒸気部分と脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気とを、分留塔の上側セパレータセクションで残留メタン生成物ガスとして合流させる。代替的には、冷却され、膨張したストリームをセパレータに供給して、蒸気ストリームおよび液体ストリームを提供してもよく、それにより、その後、蒸気は、分留塔オーバーヘッドと合流し、液体は、頂部カラムフィードとして蒸留カラムに供給される。このタイプの典型的なプロセススキームは、米国特許第４，８８９，５４５号、米国特許第５，５６８，７３７号、および米国特許第５，８８１，５６９号、ならびに譲受人による同時係属中の米国特許出願第１２／７１７，３９４号に、また「Ｅｆｆｉｃｉｅｎｔ，Ｈｉｇｈ Ｒｅｃｏｖｅｒｙ ｏｆ Ｌｉｑｕｉｄｓ ｆｒｏｍ Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ Ｕｔｉｌｉｚｉｎｇ ａ Ｈｉｇｈ Ｐｒｅｓｓｕｒｅ Ａｂｓｏｒｂｅｒ」（Ｍｏｗｒｅｙ，Ｅ．Ｒｏｓｓ著、米国ガス処理協会、第８１回年次総会抄録、テキサス州ダラス、２００２年３月１１〜１３日）に開示されている。不運にも、これらのプロセスは、脱メタン装置に還流ストリームをリサイクルするための原動力を提供するためにコンプレッサを使用する必要があるため、これらのプロセスを使用する施設の資本コストと運転コストの両方がかさむことになる。

また、本発明は、上側精留セクション（または、プラントサイズまたは他のファクタにおいて、別個の精留カラムとストリッピングカラムとを使用したほうが好ましい場合には、別個の精留カラム）を採用する。しかしながら、この精留セクションのための還流ストリームは、分留塔の下方部分中で上昇する蒸気のサイドドローを使用することによって提供される。分留塔の下方の蒸気中のＣ_２成分は比較的高濃度なので、多くの場合上側精留セクションから出る低温蒸気およびフラッシュ膨張した実質的に凝縮したストリームで利用可能な冷却のみを用いて、その圧力を上昇させることなく、この側面から出るストリームにおける有意な量の液体を凝縮させることができる。次いで、主に液状メタンである、この凝縮した液体を使用して、上側精留セクションを通って上昇する蒸気からＣ_２成分、Ｃ_３成分、Ｃ_４成分およびより重質の炭化水素成分を吸収し、それにより、底部液体生成物中のこれらの有用な成分を脱メタン装置から捕捉することができる。

今までは、このようなサイドドロー特性が、譲受人による米国特許第５，７９９，５０７号に示すようなＣ_３＋回収システム中、並びに譲受人による米国特許第７，１９１，６１７号、同時係属中の米国特許出願第１２／２０６，２３０号および同第１２／７８１，２５９号にそれぞれ示されるようなＣ_２＋回収システム中で採用されてきた。驚くべきことに、出願人らは、譲受人による同時係属中の米国特許出願第１２／２０６，２３０号および同第１２／７８１，２５９号に開示されているプロセスにおけるサイドドロー特性の冷却の一部分を提供するために、フラッシュ膨張した実質的に凝縮したストリームを用いると、運転コストを増大することなく、Ｃ_２＋回収およびシステム効率が改善されることを発見した。

米国特許第３，２９２，３８０号明細書 米国特許第４，０６１，４８１号明細書 米国特許第４，１４０，５０４号明細書 米国特許第４，１５７，９０４号明細書 米国特許第４，１７１，９６４号明細書 米国特許第４，１８５，９７８号明細書 米国特許第４，２５１，２４９号明細書 米国特許第４，２７８，４５７号明細書 米国特許第４，５１９，８２４号明細書 米国特許第４，６１７，０３９号明細書 米国特許第４，６８７，４９９号明細書 米国特許第４，６８９，０６３号明細書 米国特許第４，６９０，７０２号明細書 米国特許第４，８５４，９５５号明細書 米国特許第４，８６９，７４０号明細書 米国特許第４，８８９，５４５号明細書 米国特許第５，２７５，００５号明細書 米国特許第５，５５５，７４８号明細書 米国特許第５，５６６，５５４号明細書 米国特許第５，５６８，７３７号明細書 米国特許第５，７７１，７１２号明細書 米国特許第５，７９９，５０７号明細書 米国特許第５，８８１，５６９号明細書 米国特許第５，８９０，３７８号明細書 米国特許第５，９８３，６６４号明細書 米国特許第６，１８２，４６９号明細書 米国特許第６，５７８，３７９号明細書 米国特許第６，７１２，８８０号明細書 米国特許第６，９１５，６６２号明細書 米国特許第７，１９１，６１７号明細書 米国特許第７，２１９，５１３号明細書 再発行米国特許第３３，４０８号明細書 米国特許出願第１１／４３０，４１２号明細書 米国特許出願第１１／８３９，６９３号明細書 米国特許出願第１１／９７１，４９１号明細書 米国特許出願第１２／２０６，２３０号明細書 米国特許出願第１２／６８９，６１６号明細書 米国特許出願第１２／７１７，３９４号明細書 米国特許出願第１２／７５０，８６２号明細書 米国特許出願第１２／７７２，４７２号明細書 米国特許出願第１２／７８１、２５９号明細書

本発明によれば、脱メタン装置に還流ストリームを圧縮させる必要なく、８７％を上回るＣ_２回収率、ならびに９９％を上回るＣ_３回収率およびＣ_４＋回収率が得られることが分かった。本発明はＣ_２成分の回収が高い値から低い値に調節される場合に、９９％を上回るＣ_３およびＣ_４＋成分の回収率を保持できるというさらなる利点を提供する。さらに、本発明により、回収レベルを増大しつつ、従来技術と等しいエネルギー必要量で、Ｃ_２成分およびより重質の成分から、メタンおよびより軽質の成分を本質的に１００％分離することができるようになる。本発明は、より低い圧力およびより高温において適用可能であるが、ＮＧＬ回収カラムのオーバーヘッド温度が華氏−５０度［摂氏−４６度］以下であることが必要な条件下で、４００〜１５００ｐｓｉａ［２，７５８〜１０，３４２ｋＰａ（ａ）］の範囲またはそれよりも高圧でフィードガスを処理するときに、特に有利である。

本発明をよりよく理解するために、以下の例および図面を参照する。図面を参照すると以下の通りである。

米国特許第５，８９０，３７８号による、従来技術の天然ガス処理プラントのフロー図である。 米国特許第７，１９１，６１７号による、従来技術の天然ガス処理プラントのフロー図である。 譲受人による同時係属中の米国特許出願第１２／２０６，２３０号による、従来技術の天然ガス処理プラントのフロー図である。 本発明による、天然ガス処理プラントのフロー図である。 本発明を天然ガスストリームに適用した場合の代替手段を示すフロー図である。 本発明を天然ガスストリームに適用した場合の代替手段を示すフロー図である。 本発明を天然ガスストリームに適用した場合の代替手段を示すフロー図である。 本発明を天然ガスストリームに適用した場合の代替手段を示すフロー図である。

上述の各図に関する以下の説明では、代表的なプロセス条件について計算された流量をまとめた表が提供される。本明細書に示した表において、流量に関する値（モル／時）は、便宜上小数点第１位で四捨五入されている。表に示される総ストリーム速度は、すべての非炭化水素成分を含み、したがって一般的には、炭化水素成分に関するストリーム流量の合計よりも大きい。示された温度は、少数点第１位で四捨五入した概算値（度）である。また、図に示されたプロセスを比較する目的で実行されたプロセス設計の計算は、周囲からプロセスへの（またはプロセスから周囲への）熱漏れはないという仮定に基づいていることを留意されたい。市販の絶縁材料の品質によれば、この仮定は極めて妥当であり、一般に当業者が成し得るものである。

便宜上、プロセスパラメータは、従来の英国単位と国際単位系（ＳＩ）の単位の両方で報告されている。表に示されたモル流量は、ポンドモル／時またはキログラムモル／時のどちらで解釈してもよい。馬力（ＨＰ）および／または１０００英国熱単位／時（ＭＢＴＵ／Ｈｒ）として報告されたエネルギー消費量は、記載されたモル流量（ポンドモル／時）に相当する。キロワット（ｋＷ）として報告されたエネルギー消費量は、記載されたモル流量（キログラムモル／時）に相当する。
従来技術の説明
図１は、米国特許第５，８９０，３７８号に従って、従来技術を使用して天然ガスからＣ_２＋成分を回収するための処理プラントの設計を示すプロセスフロー図である。プロセスのこのシミュレーションでは、入口ガスは、華氏８５度［摂氏２９度］、９７０ｐｓｉａ［６，６８８ｋＰａ（ａ）］で、ストリーム３１としてプラントに入る。入口ガスに含有される硫黄化合物の濃度が、生成物ストリームが仕様を満たさないようになる濃度である場合、フィードガスの適切な前処理によって硫黄化合物が除去される（図示せず）。さらに、通常は、フィードストリームを脱水して、低温条件下おいて水和物（氷）が形成されないようにする。典型的には、この目的のために、固形の乾燥剤が使用されてきた。

フィードストリーム３１は、低温残留ガス（ストリーム４５ｂ）、華氏３２度［摂氏０度］の脱メタン装置の下側サイドリボイラー液（ストリーム４０）、およびプロパン冷却剤との熱交換により、熱交換器１０中で冷却される。すべての場合において、交換器１０は、複数の独立した熱交換器または単一のマルチパス熱交換器のいずれか、あるいは任意のそれらの組合せを表すことを留意されたい。（示された冷却作業のために２つ以上の熱交換器を使用するべきかどうかに関する決定は、入口ガスの流量、熱交換器のサイズ、ストリームの温度などを含むが、これらには限定されない、いくつかの要因に左右される。）冷却されたストリーム３１ａは、華氏０度［摂氏−１８度］、９５５ｐｓｉａ［６，５８４ｋＰａ（ａ）］でセパレータ１１に入り、蒸気（ストリーム３２）が、凝縮した液体（ストリーム３３）から分離される。セパレータからの液体（ストリーム３３）は、膨張弁１２によって分留塔２０の動作圧力（約４４４ｐｓｉａ［３，０６１ｋＰａ（ａ）］）まで膨張し、ストリーム３３ａは、華氏−２７度［摂氏−３３度］まで冷却され、その後、それを分留塔２０に第１の下側中央カラムのフィードポイントで供給する。

セパレータ１１からの蒸気（ストリーム３２）は、低温残留ガス（ストリーム４５ａ）および華氏−３９度［摂氏−３９度］の脱メタン装置の上側サイドリボイラー液（ストリーム３９）との熱交換により、熱交換器１３でさらに冷却される。冷却されたストリーム３２ａは華氏−３１度［摂氏−３５度］、９５０ｐｓｉａ［６，５５０ｋＰａ（ａ）］でセパレータ１４に入り、蒸気（ストリーム３４）が凝縮した液体（ストリーム３７）から分離される。分離された液体（ストリーム３７）は、膨張弁１９によって分留塔の動作圧力まで膨張し、華氏−６６度［摂氏−５４度］の冷却されたストリーム３７ａになり、その後、第２の下側中央カラムのフィードポイントで分留塔２０に供給される。

セパレータ１４からの蒸気（ストリーム３４）は、２つのストリーム３５とストリーム３６に分割される。ストリーム３５は、全蒸気の約３９％を含有し、低温残留ガス（ストリーム４５）と熱交換関係にある熱交換器１５を通過し、そこで冷却され、実質的な凝縮物となる。次いで、華氏−１２３度［摂氏−８６度］の得られた実質的に凝縮したストリーム３５ａを、膨張弁１６を通して分留塔２０の動作圧力をわずかに上回るまでフラッシュ膨張させる。膨張中、ストリームの一部分が蒸発し、その結果、ストリーム全体が冷却される。図１に示されるプロセスでは、膨張弁１６から出る膨張したストリーム３５ｂの温度は、華氏−１３０度［摂氏−９０度］に達する。膨張したストリーム３５ｂは熱交換器２２で華氏−１２６度［摂氏−８８度］に加熱され、さらに蒸発し、分留塔２０のストリッピングセクション２０ｂから出る蒸留蒸気ストリーム４２を冷却および部分的に凝縮する。次いで、加熱されたストリーム３５ｃは、分留塔２０の吸収セクション２０ａに上側中央カラムフィードポイントで供給される。

セパレータ１４からの蒸気の残り６１％（ストリーム３６）は、仕事膨張装置１７に入り、この高圧フィード部分から機械的エネルギーが抽出される。装置１７は、この蒸気を実質的に等エントロピーで分留塔の動作圧力まで膨張させ、その仕事膨張によって、膨張したストリーム３６ａの温度は、約華氏−８６度［摂氏−６６度］まで冷却される。一般的に市販されている膨張器は、理想的な等エントロピー膨張において論理的には達成可能な仕事の８０〜８５％のオーダーで回収することができる。回収された仕事を使用して、たとえば、残留ガス（ストリーム４５ｃ）を再圧縮するために使用できる遠心コンプレッサ（品目１８など）を駆動させる場合が多い。その後、部分的に凝縮し膨張したストリーム３６ａは、中央カラムフィードポイントで、フィードとして分留塔２０に供給される。

塔形態の脱メタン装置２０は、垂直方向に離隔した複数のトレイ、１つまたは複数の充填床、またはトレイと充填材との何らかの組合せを含有する従来の蒸留カラムである。脱メタン塔は、２つのセクション、すなわち、Ｃ_２成分、Ｃ_３成分およびより重質の成分を凝縮し、吸収するために上昇する膨張したストリーム３５ｃおよび３６ａの蒸気部分と、下降する低温液体との必要な接触を実現するためのトレイおよび／または充填材を含有する上方の吸収（精留）セクション２０ａと、下降する液体と上昇する蒸気との必要な接触の実現するためのトレイおよび／または充填材を含有する下方のストリッピングセクション２０ｂとから構成される。また、脱メタンセクション２０ｂは、１つまたは複数のリボイラー（リボイラー２１、および前述したサイドリボイラーなど）も含み、これにより蒸留カラムを下に向かって流れる液体の一部分を加熱し、蒸発させて、ストリッピング蒸気を提供する。このストリッピング蒸気は蒸留カラムを上に向かって流れて、メタンおよびより軽質の成分の液体生成物、すなわちストリーム４１を取り除く。ストリーム３６ａは、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａの下側領域に配置された中間フィード位置で脱メタン装置２０に入る。膨張したストリーム３６ａの液体部分は、吸収セクション２０ａから下降する液体と合流し、合流した液体は下降し続け、脱メタン装置２０のストリッピングセクション２０ｂに入る。膨張したストリーム３６ａの蒸気部分は、吸収セクション２０ａを通って上昇し、下降している低温液体と接触して、Ｃ_２成分、Ｃ_３成分およびより重質の成分を凝縮させ、吸収する。

蒸留蒸気の一部分（ストリーム４２）は、ストリッピングセクション２０ｂの上側領域
から出る。次いで、このストリームは、前述したように、膨張し実質的に凝縮したストリーム３５ｂとの熱交換によって、熱交換器２２中で冷却され、部分的に凝縮され（ストリーム４２ａ）、ストリーム４２は華氏−９６度［摂氏−７１度］から約華氏−１２８度［摂氏−８９度］に冷却される（ストリーム４２ａ）。還流セパレータ２３内の動作圧力（４４１ｐｓｉａ［３，０３８ｋＰａ（ａ）］）は、脱メタン装置２０の動作圧力よりも若干小さく維持される。これにより蒸留蒸気ストリーム４２を熱交換器２２、その後還流セパレータ２３に送り出す駆動力がもたらされ、還流セパレータ２３で凝縮された液体（ストリーム４４）が、いかなる凝集していない蒸気（ストリーム４３）から分離される。

還流セパレータ２３からの液体ストリーム４４は、脱メタン装置２０の動作圧力をわずかに上回る圧力でポンプ２４により送り出され、その後ストリーム４４ａが華氏−１２８度［摂氏−８９度］で低温頂部カラムフィード（還流）として脱メタン装置２０に供給される。この低温液体還流は、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａの上側精留領域中で上昇するＣ_３成分およびより重質の成分を吸収し、凝縮させる。

液体生成物ストリーム４１は、底部生成物のモルベースで、メタン対エタンの比が０．０２５：１である典型的な仕様に基づいて、華氏１１２度［摂氏４４度］で分留塔の底部から出る。冷却された脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８が華氏−１２８度［摂氏−８９度］で脱メタン装置２０の頂部から出て、蒸気ストリーム４３と混合して−１２８度［摂氏−８９度］の冷却残留ガスストリーム４５を形成する。低温残留ガスストリーム４５は、熱交換器１５中で入ってくるフィードガスと向流して華氏−３７度［摂氏−３８度］まで加熱され（ストリーム４５ａ）、熱交換器１３において、華氏−５度［摂氏−２１度］まで加熱され（ストリーム４５ｂ）、熱交換器１０において、華氏８０度［摂氏２７度］まで加熱される（ストリーム４５ｃ）。次いで、残留ガスを、２つのステージで再圧縮する。第１ステージは、膨張装置１７によって駆動されるコンプレッサ１８である。第２ステージは、補助動力源によって駆動されるコンプレッサ２５であり、残留ガス（ストリーム４５ｄ）を販売ラインの圧力まで圧縮する。排出冷却器２６中で華氏１２０度［摂氏４９度］まで冷却した後、（通常は入口圧力のオーダーで）ラインの必要条件を満たすのに十分な１０１５ｐｓｉａ［６，９９８ｋＰａ（ａ）］で、残留ガス生成物（ストリーム４５ｆ）を販売ガスパイプラインに送る。

図１に示したプロセスに関するストリーム流量とエネルギー消費量をまとめると、以下の表の通りである。

図２は米国特許第７，１９１，６１７号に従う代替的な従来技術のプロセスを示す。図２に提示されるプロセスで検討されるフィードガスの組成および条件は、図１に提示されたものと同じである。このプロセスのシミュレーションでは、図１のプロセスのシミュレーションと同様に、一定の回収レベルにおけるエネルギー消費を最小化する運転条件が選択された。

図２のプロセスのシミュレーションでは、入口ガスは、ストリーム３１としてプラントに入り、低温残留ガス（ストリーム４５ｂ）、華氏３３度［摂氏０度］の脱メタン装置の下側サイドリボイラー液（ストリーム４０）、およびプロパン冷却剤との熱交換により、熱交換器１０で冷却される。冷却されたストリーム３１ａは華氏０度［摂氏−１８度］、９５５ｐｓｉａ［６，５８４ｋＰａ（ａ）］でセパレータ１１に入り、蒸気（ストリーム３２）が、凝縮した液体（ストリーム３３）から分離される。分離された液体（ストリーム３３）は、膨張弁１２によって分留塔２０の動作圧力（約４５０ｐｓｉａ［３，１０３ｋＰａ（ａ）］）まで膨張し、華氏−２７度［摂氏−３３度］の冷却されたストリーム３３ａになり、その後、第１の下側中央カラムのフィードポイントで、分留塔２０に供給される。

セパレータ１１からの蒸気（ストリーム３２）は、低温残留ガス（ストリーム４５ａ）および華氏−３８度［摂氏−３９度］の脱メタン装置の上側サイドリボイラー液（ストリーム３９）との熱交換により、熱交換器１３でさらに冷却される。冷却されたストリーム３２ａは、華氏−２９度［摂氏−３４度］、９５０ｐｓｉａ［６，５５０ ｋＰａ（ａ）］でセパレータ１４に入り、蒸気（ストリーム３４）が凝縮した液体（ストリーム３７）から分離される。分離された液体（ストリーム３７）は、膨張弁１９によって分留塔２０の動作圧力まで膨張し、華氏−６４度［摂氏−５３度］の冷却されたストリーム３７ａになり、その後、第２の下側中央カラムのフィードポイントで分留塔２０に供給される。

セパレータ１４からの蒸気（ストリーム３４）は、２つのストリーム３５とストリーム３６に分割される。ストリーム３５は、全蒸気の約３７％を含有し、低温残留ガス（ストリーム４５）と熱交換関係にある熱交換器１５を通過し、そこで冷却され、実質的な凝縮物となる。華氏−１１５［摂氏−８２度］の得られた実質的に凝縮したストリーム３５ａを、膨張弁１６を通して分留塔２０の動作圧力までフラッシュ膨張させる。膨張中、ストリームの一部分が蒸発し、ストリーム３５ｂは華氏−１２９［摂氏−８９度］に冷却され、分留塔２０に上部中間カラムのフィードポイントで供給される。

セパレータ１４からの蒸気の残り６３％（ストリーム３６）は、仕事膨張装置１７に入り、この高圧フィード部分から機械的エネルギーが抽出される。装置１７は、この蒸気を実質的に等エントロピーで分留塔の動作圧力まで膨張させ、その仕事膨張によって、膨張したストリーム３６ａの温度は、約華氏−８４［摂氏−６５度］まで冷却される。その後、部分的に凝縮し膨張したストリーム３６ａは、中央カラムフィードポイントで、フィードとして分留塔２０に供給される。

蒸留蒸気の一部分（ストリーム４２）は、分留塔２０のストリッピングセクションの上側領域から出る。このストリームは、華氏−１２７度［摂氏−８８度］の脱メタン装置２０の上側領域から出た冷却された脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８との熱交換によって、熱交換器２２で華氏−９１度［摂氏−６８度］から華氏−１２２度［摂氏−８６度］に冷却され、部分的に凝縮される（ストリーム４２ａ）。冷却された脱メタン装置のオーバーヘッドストリームは、ストリーム４２の少なくとも一部を冷却し凝縮するときに、華氏−１２０度［摂氏−８４度］に若干加熱される（ストリーム３８ａ）。

還流セパレータ２３内の動作圧力（４４７ｐｓｉａ［３，０７９ｋＰａ（ａ）］）は、脱メタン装置２０の動作圧力よりも若干小さく維持される。これにより蒸留蒸気ストリーム４２を熱交換器２２、その後還流セパレータ２３に送り出す駆動力がもたらされ、還流セパレータ２３で凝縮した液体（ストリーム４４）が、いかなる凝集していない蒸気（ストリーム４３）から分離される。その後、ストリーム４３は熱交換器２２からの加熱された脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８ａと混合し、華氏−１２０度［摂氏−８４度］の低温残留ガスストリーム４５を形成する。

還流セパレータ２３からの液体ストリーム４４は、脱メタン装置２０の動作圧力をわずかに上回る圧力でポンプ２４により送り出され、その後ストリーム４４ａが華氏−１２１度［摂氏−８５度］で低温頂部カラムフィード（還流）として脱メタン装置２０に供給される。この低温液体還流は、脱メタン装置２０の吸収セクションの上側精留領域中で上昇するＣ_３成分およびより重質の成分を吸収し、凝縮させる。

液体生成物ストリーム４１は、華氏１１４度［摂氏４５度］で分留塔２０の底部から出る。低温残留ガスストリーム４５は、熱交換器１５中で入ってくるフィードガスと向流するように移動し、前述したように冷却しつつ、そこで華氏−３６度［摂氏−３８度］まで加熱され（ストリーム４５ａ）、熱交換器１３において華氏−５度［摂氏−２０度］まで加熱され（ストリーム４５ｂ）、熱交換器１０において華氏８０度［摂氏２７度］に加熱される（ストリーム４５ｃ）。次いで、残留ガスを、２つのステージ、すなわち、膨張装置１７によって駆動されるコンプレッサ１８と、補助動力源によって駆動されるコンプレッサ２５とにおいて再圧縮する。ストリーム４５ｅは吐出冷却器２６中で華氏１２０度［摂氏４９度］まで冷却した後、１０１５ｐｓｉａ［６，９９８ｋＰａ（ａ）］で、残留ガス生成物（ストリーム４５ｆ）を販売ガスパイプラインに送る。

図２に示したプロセスに関するストリーム流量とエネルギー消費量をまとめると、以下の表の通りである。

表１と表２とを比較すると、図２のプロセスが図１のプロセスと本質的に同一のエタン回収率（８５．０５％に対して８５．０８％）およびブタン＋回収率（９９．９９％に対して９９．９８％）を維持するが、プロパン回収率が９９．５７％から９９．２０％に低下したことが分かる。ただし、表１と表２とを比較すると、さらに、所要動力の点で、図２のプロセスは図１のプロセスに対して約２％小さくてもよいことが分かる。

図３は同時係属中の米国特許出願第１２／２０６，２３０号に従う代替的な従来技術のプロセスを示す。図３に提示されるプロセスで検討されるフィードガスの組成および条件は、前述の図１および図２に提示されたものと同じである。このプロセスのシミュレーションでは、図１および図２のプロセスのシミュレーションと同様に、一定の回収レベルにおけるエネルギー消費を最小化する運転条件が選択された。

図３のプロセスのシミュレーションでは、入口ガスは、ストリーム３１としてプラントに入り、低温残留ガス（ストリーム４５ｂ）、華氏３６度［摂氏２度］の脱メタン装置の下側サイドリボイラー液（ストリーム４０）、およびプロパン冷却剤との熱交換により、熱交換器１０で冷却される。冷却されたストリーム３１ａは、華氏１度［摂氏−１７度］、９５５ｐｓｉａ［６，５８４ｋＰａ（ａ）］でセパレータ１１に入り、蒸気（ストリーム３２）が、凝縮した液体（ストリーム３３）から分離される。分離された液体（ストリーム３３）は、膨張弁１２によって分留塔２０の動作圧力（約４５２ｐｓｉａ［３，１１６ｋＰａ（ａ）］）まで膨張し、華氏−２５度［摂氏−３２度］の冷却されたストリーム３３ａになり、その後、第１の下側中央カラムのフィードポイントで、分留塔２０に供給される。

セパレータ１１からの蒸気（ストリーム３２）は、低温残留ガス（ストリーム４５ａ）および華氏−３７度［摂氏−３８度］の脱メタン装置の上側サイドリボイラー液（ストリーム３９）との熱交換により、熱交換器１３でさらに冷却される。冷却されたストリーム３２ａは、華氏−３１度［摂氏−３５度］、９５０ｐｓｉａ［６，５５０ｋＰａ（ａ）］でセパレータ１４に入り、蒸気（ストリーム３４）が凝縮した液体（ストリーム３７）から分離される。分離された液体（ストリーム３７）は、膨張弁１９によって分留塔２０の動作圧力まで膨張し、華氏−６５度［摂氏−５４度］の冷却されたストリーム３７ａになり、その後、第２の下側中央カラムのフィードポイントで分留塔２０に供給される。

セパレータ１４からの蒸気（ストリーム３４）は、２つのストリーム３５とストリーム３６に分割される。ストリーム３５は、全蒸気の約３８％を含有し、低温残留ガス（ストリーム４５）と熱交換関係にある熱交換器１５を通過し、そこで冷却され、実質的な凝縮物となる。次いで、華氏−１１９度［摂氏−８４度］の得られた実質的に凝縮したストリーム３５ａを、膨張弁１６を通して分留塔２０の動作圧力までフラッシュ膨張させる。膨張中、ストリームの一部分が蒸発し、その結果、ストリーム３５ｂは華氏−１２９度［摂氏−９０度］まで冷却され、分留塔２０に上側中央カラムフィードポイントで供給される。

セパレータ１４からの蒸気の残り６２％（ストリーム３６）は、仕事膨張装置１７に入り、この高圧フィード部分から機械的エネルギーが抽出される。装置１７は、この蒸気を実質的に等エントロピーで分留塔の動作圧力まで膨張させ、その仕事膨張によって、膨張したストリーム３６ａの温度は、約華氏−８５度［摂氏−６５度］まで冷却される。その後、部分的に凝縮し膨張したストリーム３６ａは、中央カラムフィードポイントで、フィードとして分留塔２０に供給される。

蒸留蒸気の一部分（ストリーム４２）は、吸収セクションの下部領域における膨張したストリーム３６ａのフィード位置よりも上方の分留カラム２０の吸収セクションの中間領域から出る。蒸留蒸気ストリーム４２は、その後、華氏−１２８度［摂氏−８９度］の脱メタン装置２０の上側領域から出た冷却された脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８との熱交換器２２での熱交換によって、華氏−１０１度［摂氏−７４度］から華氏−１２４度［摂氏−８６度］まで冷却され、部分的に凝縮される（ストリーム４２ａ）。冷却された脱メタン装置のオーバーヘッドストリームは、ストリーム４２の少なくとも一部を冷却し凝縮するときに、華氏−１２４度［摂氏−８６度］に若干加熱される（ストリーム３８ａ）。

還流セパレータ２３内の動作圧力（４４８ｐｓｉａ［３，０９０ｋＰａ（ａ）］）は、脱メタン装置２０の動作圧力よりも若干小さく維持される。これにより蒸留蒸気ストリーム４２を熱交換器２２、その後還流セパレータ２３に送り出す駆動力がもたらされ、還流セパレータ２３で凝縮した液体（ストリーム４４）が、いかなる凝集していない蒸気（ストリーム４３）から分離される。その後、ストリーム４３は熱交換器２２からの加熱された脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８ａと混合し、華氏−１２４度［摂氏−８６度］の低温残留ガスストリーム４５を形成する。

還流セパレータ２３からの液体ストリーム４４は、脱メタン装置２０の動作圧力をわずかに上回る圧力でポンプ２４により送り出され、その後ストリーム４４ａが華氏−１２３度［摂氏−８６度］で低温頂部カラムフィード（還流）として脱メタン装置２０に供給される。この低温液体還流は、脱メタン装置２０の吸収セクションの上側精留領域中で上昇するＣ_２成分、Ｃ_３成分およびより重質の成分を吸収し、凝縮させる。

液体生成物ストリーム４１は、華氏１１３度［摂氏４５度］で分留塔２０の底部から出る。低温残留ガスストリーム４５は、熱交換器１５で入ってくるフィードガスと向流するように移動し、前述したように冷却しつつ、そこで華氏−３８度［摂氏−３９度］まで加熱され（ストリーム４５ａ）、熱交換器１３において華氏−４度［摂氏−２０度］まで加熱され（ストリーム４５ｂ）、そして熱交換器１０において華氏８０度［摂氏２７度］まで加熱される（ストリーム４５ｃ）。次いで、残留ガスを、２つのステージ、すなわち、膨張装置１７によって駆動されるコンプレッサ１８と、補助動力源によって駆動されるコンプレッサ２５において再圧縮する。である。ストリーム４５ｅは吐出冷却器２６中で華氏１２０度［摂氏４９度］まで冷却した後、１０１５ｐｓｉａ［６，９９８ｋＰａ（ａ）］で、残留ガス生成物（ストリーム４５ｆ）を販売ガスパイプラインに送る。

図３に示したプロセスに関するストリーム流量とエネルギー消費量をまとめると、以下の表の通りである。

表１と表２と表３とを比較すると、図３のプロセスのエタン回収率が、８５．０５％（図１）および８５．０８％（図２）から８７．３３％に改善したことが示される。図３のプロセスのプロパン回収率（９９．３６％）は、図１のプロセスのプロパン回収率（９９．５７％）よりも低いが、図２のプロセスのプロパン回収率（９９．２０％）よりも高い。ブタン＋回収率はこれらの従来技術のプロセスの３つ全てで基本的に同じである。表１と表２と表３とを比較すると、さらに、所要動力の点で、図３のプロセスは両方の従来技術のプロセスよりも若干小さくてもよいことが示される（図１のプロセスよりも２％以上小さく、図２のプロセスよりも０．４％小さい）。
本発明の説明
図４に、本発明によるプロセスのフロー図を示す。図４に提示されるプロセスで検討されるフィードガス組成および条件は、図１、図２、および図３に提示されたものと同じである。したがって、図４のプロセスを図１、図２、および図３のプロセスと比較して、本発明の利点を示すことができる。

図４のプロセスのシミュレーションでは、入口ガスは、ストリーム３１として華氏８５度［摂氏２９度］、９７０ｐｓｉａ［６，６８８ｋＰａ（ａ）］でプラントに入り、低温残留ガス（ストリーム４５ｂ）、華氏３２度［摂氏０度］の脱メタン装置の下側サイドリボイラー液（ストリーム４０）、およびプロパン冷却剤との熱交換により、熱交換器１０中で冷却される。冷却されたストリーム３１ａは、華氏１度［摂氏−１７度］、９５５ｐｓｉａ［６，５８４ｋＰａ（ａ）］でセパレータ１１に入り、蒸気（ストリーム３２）が、凝縮した液体（ストリーム３３）から分離される。セパレータからの液体（ストリーム３３）は、膨張弁１２によって分留塔２０の動作圧力（約４５２ｐｓｉａ［３，１１６ｋＰａ（ａ）］）まで膨張し、ストリーム３３ａを華氏−２５度［摂氏−３２度］まで冷却し、その後、それを（本願国際公報の段落［００５８］、本明細書の段落００５４に記載するストリーム３６ａのフィードポイントよりも下に配置された）第１の下側中央カラムのフィードポイントで、分留塔２０に供給する。

セパレータ１１からの蒸気（ストリーム３２）は、低温残留ガス（ストリーム４５ａ）および華氏−３８度［摂氏−３９度］の脱メタン装置の上側サイドリボイラー液（ストリーム３９）との熱交換により、熱交換器１３でさらに冷却される。冷却されたストリーム３２ａは華氏−３１度［摂氏−３５度］、９５０ｐｓｉａ［６，５５０ｋＰａ（ａ）］でセパレータ１４に入り、蒸気（ストリーム３４）が凝縮した液体（ストリーム３７）から分離される。分離された液体（ストリーム３７）は、膨張弁１９によって分留塔の動作圧力まで膨張し、華氏−６６度［摂氏−５４度］の冷却されたストリーム３７ａになり、その後、（これもストリーム３６ａのフィードポイントよりも下に配置された）第２の下側中央カラムのフィードポイントで分留塔２０に供給される。

セパレータ１４からの蒸気（ストリーム３４）は、２つのストリーム３５および３６に分割される。ストリーム３５は、全蒸気の約３８％を含有し、低温残留ガス（ストリーム４５）と熱交換関係にある熱交換器１５を通過して、そこで冷却され、実質的な凝縮物となる。次いで、華氏−１２２度［摂氏−８６度］の得られた実質的に凝縮したストリーム３５ａは、膨張弁１６を通して、分留塔２０の動作圧力をわずかに上回るまでフラッシュ膨張させる。膨張中、そのストリームの一部分が蒸発し、その結果、ストリーム全体が冷却される。図４に示されたプロセスでは、膨張弁１６から出る膨張したストリーム３５ｂの温度は、華氏−１３０度［摂氏−９０度］に達する。膨張したストリーム３５ｂは、華氏−１２９度［摂氏−８９度］まで僅かに温められ、次いで、熱交換器２２中で蒸発し、蒸留蒸気ストリーム４２の冷却の一部分を提供する。加熱されたストリーム３５ｃは、その後、分留塔２０の吸収セクション２０ａに上側中央カラムフィードポイントで供給される。

セパレータ１４からの蒸気の残り６２％（ストリーム３６）は、仕事膨張装置１７に入り、高圧フィードのこの部分から機械的エネルギーが抽出される。装置１７は、この蒸気を実質的に等エントロピーで分留塔の動作圧力まで膨張させ、その仕事膨張によって、膨張したストリーム３６ａの温度を約華氏−８６度［摂氏−６５度］まで冷却する。その後、部分的に凝縮し膨張したストリーム３６ａは、（ストリーム３５ｃのフィードポイントよりも下に配置された）中央カラムフィードポイントで、フィードとして分留塔２０に供給される。

塔形態の脱メタン装置２０は、垂直方向に離隔した複数のトレイ、１つまたは複数の充填床、あるいはトレイと充填材との何らかの組合せを含有する従来の蒸留カラムである。脱メタン塔は、２つのセクション、すなわち、上昇する膨張したストリーム３５ｃおよび３６ａ両方の蒸気部分と、下降する低温液体との必要な接触を実現して、上昇する蒸気からＣ_２成分、Ｃ_３成分、およびより重質の成分を凝縮し吸収するためのトレイおよび／または充填材を含有する上方の吸収（精留）セクション２０ａと、下降する液体と上昇する蒸気との必要な接触を実現するためのトレイおよび／または充填材を含有する下方のストリッピングセクション２０ｂとから構成される。また、脱メタンセクション２０ｂは、１つまたは複数のリボイラー（リボイラー２１、および前述したサイドリボイラーなど）を含み、これによりカラムを下に向かって流れる液体の一部分を加熱し、蒸発させて、ストリッピング蒸気を提供する。このストリッピング蒸気はカラムを上に向かって流れて、メタンおよびより軽質の成分の液体生成物、すなわちストリーム４１を取り除く。ストリーム３６ａは、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａの下側領域に配置された中間フィード位置で脱メタン装置２０に入る。膨張したストリーム３６ａの液体部分は、吸収セクション２０ａから下降する液体と合流し、合流した液体は下降し続け、脱メタン装置２０のストリッピングセクション２０ｂに入る。膨張したストリーム３６ａの蒸気部分は、吸収セクション２０ａを通って上昇し、下降している低温液体と接触して、Ｃ_２成分、Ｃ_３成分、およびより重質の成分を凝縮させ、吸収する。

蒸留蒸気の一部分（ストリーム４２）は、吸収セクション２０ａの下側領域にある膨張したストリーム３６ａのフィード位置よりも上で、分留カラム２０中の吸収セクション２０ａの中間領域から抜き取られる。この蒸留蒸気ストリーム４２は、次いで、前述したように、華氏−１２９度［摂氏−８９度］の脱メタン装置２０の頂部から出る低温脱メタン装置オーバーヘッドストリーム３８、および膨張し実質的に凝縮したストリーム３５ｂとの熱交換によって、熱交換器２２中で華氏−１０３度［摂氏−７５度］から華氏−１２８度［摂氏−８９度］まで冷却され、部分的に凝縮する（ストリーム４２ａ）。低温脱メタン装置オーバーヘッドストリームは、蒸留蒸気ストリーム４２が部分的に冷却されるにつれて、華氏−１２７度［摂氏−８８度］までわずかに温められる（ストリーム３８ａ）。

還流セパレータ２３内の動作圧力（４４８ｐｓｉａ［３，０９０ｋＰａ（ａ）］）は、脱メタン装置２０の動作圧力よりも若干小さく維持される。これにより蒸留蒸気ストリーム４２を熱交換器２２、その後還流セパレータ２３に送り出す駆動力がもたらされ、還流セパレータ２３で凝縮された液体（ストリーム４４）が、いかなる凝集していない蒸気（ストリーム４３）から分離される。その後、ストリーム４３は熱交換器２２からの加熱された脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８ａと合流し、華氏−１２７度［摂氏−８８度］の低温残留ガスストリーム４５を形成する。

還流セパレータ２３からの液体ストリーム４４は、脱メタン装置２０の動作圧力をわずかに上回る圧力でポンプ２４により送り出され、その後ストリーム４４ａが華氏−１２７度［摂氏−８８度］で低温頂部カラムフィード（還流）として脱メタン装置２０に供給される。この低温液体還流は、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａの上側精留領域中で上昇するＣ_２成分、Ｃ_３成分およびより重質の成分を吸収し、凝縮させる。

脱メタン装置２０のストリッピングセクション２０ｂにおいて、フィードストリームから、それらのメタンおよびより軽質の成分を取り除く。得られた液体生成物（ストリーム４１）は、（底部生成物のモルベースで、メタン対エタンの比が０．０２５：１である典型的な仕様に基づいて）華氏１１３度［摂氏４５度］で、分留塔２０の底部から出る。前述のように冷却が行われるので、低温残留ガスストリーム４５は、熱交換器１５において、入ってくるフィードガスと向流して通過して華氏−４０度［摂氏−４０度］まで加熱され（ストリーム４５ａ）、熱交換器１３において華氏−４度［摂氏−２０度］まで加熱され（ストリーム４５ｂ）、熱交換器１０において華氏８０度［摂氏２７度］まで加熱される（ストリーム４５ｃ）。次いで、残留ガスを、２つのステージ、すなわち、膨張装置１７によって駆動されるコンプレッサ１８と、補助動力源によって駆動されるコンプレッサ２５とにおいて再圧縮する。ストリーム４５ｅを排出冷却器２６中で華氏１２０度［摂氏４９度］まで冷却した後、１０１５ｐｓｉａ［６，９９８ｋＰａ（ａ）］で、残留ガス生成物（ストリーム４５ｆ）を販売ガスのパイプラインに送る。

図４に示したプロセスに関するストリーム流量とエネルギー消費量をまとめると、以下の表の通りである。

表１と表２と表３と表４とを比較すると、従来技術と比較して本発明は、エタン回収率を著しく改善しつつ、全ての従来技術のプロセスのプロパンおよびブタン＋回収率に匹敵またはそれを上回ることが示される。本発明のエタン回収率（８７．５６％）は図１のプロセス（８５．０５％）、図２のプロセス（８５．０８％）、および図３のプロセス（８７．３３％）よりも大きい。表１と表２と表３と表４とを比較すると、さらに、従来技術よりも大きい動力を用いずに、場合によっては著しく小さい動力を使用して、収率の改善が実現されたことが分かる。（動力単位あたり回収されるエタンの量によって定義された）回収効率に関して、本発明は、図１、図２、および図３のプロセスの従来技術よりも、それぞれ、５％、３％、および０．３％改善されることを示す。本発明に必要とされる動力は従来技術である図３のプロセスと基本的に同じであるが、本発明はより大きい動力を消費することなく、図３のプロセスと比較して０．２％だけエタン回収率およびプロパン回収率が改善される。

図１、図２、および図３の従来技術のプロセスと同様に、本発明は、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａに供給される膨張し実質的に凝縮したフィードストリーム３５ｃを使用し、これにより、膨張したフィード３６ａとストリッピングセクション２０ｂから上昇する蒸気とに含有されるＣ_２成分、Ｃ_３成分およびより重質の炭化水素成分を大量に回収することができ、次いで、残留ガスからとなり失われる入口フィードガス中に含有されるＣ_２成分、Ｃ_３成分およびＣ_４＋成分の量を低減するために、還流ストリーム４４ａによって補助的な精留が行われる。ただし、本発明は回収率および回収効率を改善するために、プロセスストリーム３８および３５ｂにより得られる冷却をより有効に用いることにより、従来技術のプロセスよりも吸収セクション２０ａの精留が改善される。

図１の従来技術のプロセスに関する表１の還流ストリーム４４と、本発明に関する表４のそれとを比較すると、ストリームの組成は類似しているが、図１のプロセスが本発明の追加的な還流の３倍以上を有することが分かる。しかしながら、驚くべきことに、図１のプロセスは還流量が非常に大きいにもかかわらす、本発明よりも極めて低いエタン回収率を実現する。本発明により達成される、より優れた回収率は、図１の従来技術のプロセスにおいて加熱されて膨張した実質的に凝縮されたストリーム３５ｃの状態と、本発明の図４の実施形態における対応するストリームの状態とを比較することにより分かる。このストリームの温度は図１のプロセスでわずかに上回るが、脱メタン装置２０に入る前に蒸発したこのストリームの割合は、本発明の割合よりも極めて高い（１２％に対して４２％）。これは、吸収セクション２０ａ中を上昇する蒸気を精留するために利用可能な図１のプロセスのストリーム３５ｃには低温液体がほとんどないだけでなく、還流ストリーム４４ａによって精留されなければならない吸収セクション２０ａの上側領域にははるかに多くの蒸気が存在することを意味する。最終的には、図１のプロセスの還流ストリーム４４ａは、本発明が流出させるよりも、より多くのＣ_２成分を脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム３８に流出させ、それにより、本発明に比較して、図１のプロセスの回収率と回収効率との両方が低くなる。図１の従来技術のプロセスを上回る本発明の重要な改良は、冷却された脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気ストリーム３８を使用して、熱交換器２２において、蒸留蒸気ストリーム４２の冷却の一部分を行うことであり、その結果、図１の従来技術のプロセスに固有なストリーム３５ｃの過剰な蒸発に起因して、吸収セクション２０ａ中に著しい精留負荷を追加することなく、還流として使用するために十分なメタンを凝縮できるようになることである。

図２および図３の従来技術のプロセスに関する表２、および表３の還流ストリーム４４と、本発明に関する表４のそれとを比較すると、本発明において、これらの従来技術のプロセスよりもより多くの還流およびより優れた還流ストリームの両方が形成されることが分かる。還流量がより大きくなるだけでなく（図２のプロセスよりも１０％大きく、図３のプロセスよりも３４％大きい）、Ｃ_２＋成分の濃度が著しく低下する（図２のプロセスの１９．６％、および図３のプロセスの１６．９％に対して本発明では１２．６％）。これにより本発明の還流ストリーム４４ａは、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａにおける精留がより効果的になり、図２および図３の従来技術のプロセスと比較して本発明の回収率および回収効率の両方が改善される。図２および図３の従来技術のプロセスよりも優れた本発明の重要な改良は、膨張した実質的に凝縮したストリーム３５ｂ（大部分は液体メタン）が、脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気ストリーム３８（主にメタン蒸気）よりも優れた冷却媒体であり、それ故熱交換器２２内での蒸留蒸気ストリーム４２の冷却の一部を行うストリーム３５ｂの使用により、より多くのメタンが凝縮され、本発明において還流として用いられることである。
他の実施態様
本発明によれば、一般に、脱メタン装置の吸収（精留）セクションを、複数の理論分離ステージを含有するように設計することが有利である。しかしながら、本発明の利点は、わずか２つの理論ステージを用いて達成することができる。たとえば、還流セパレータ２３からポンプにより送り出された凝縮した液体（ストリーム４４ａ）の全部または一部と、熱交換器２２から出る加熱され膨張し実質的に凝縮したストリーム３５ｃの全部または一部とを（ポンプおよび熱交換機を脱メタン装置に連結する配管中などで）合流させることができ、十分に混合された場合には、その蒸気および液体は、１つに混合し、合流ストリーム全体の様々な成分の相対的な揮発性に従って分離する。２つのストリームをこのように合流させることを、膨張したストリーム３６ａの少なくとも一部分と接触させることと併せて、本発明において、吸収セクションを構成することとみなす。

図５〜図８に、本発明の他の実施形態を表す。図４〜図６に、単一の容器に構築された分留塔を示す。図７および図８に、２つの容器に、すなわちアブソーバ（精留）カラム２７（接触および分離デバイス）およびストリッパー（蒸留）カラム２０中に構築された分留塔を示す。このような場合、蒸留蒸気（ストリーム５４）の一部は、アブソーバカラム２７の下側セクションから出て、アブソーバカラム２７への還流を形成するために、還流凝縮器２２に送り出される。ストリッパーカラム２０からのオーバーヘッド蒸気ストリーム５０は、（ストリーム５１を介して）アブソーバカラム２７の下側セクションに流れて、還流ストリーム５２と、加熱され膨張し実質的に凝縮したストリーム３５ｃとに接触する。ポンプ２８を使用して液体（ストリーム４７）をアブソーバカラム２７の底部からストリッパーカラム２０の頂部へと導き、それにより、２つの塔は、１つの蒸留システムとして効果的に機能する。分留塔を（図４〜図６の脱メタン装置２０のような）単一の容器として構築するか、あるいは複数の容器として構築するかにどうかに関する決定は、たとえば、プラントサイズ、製造施設への距離など、多数の要因に左右される。

ある状況では、脱メタン装置２０中のストリッピングセクション２０ｂの上側領域（ストリーム５５）から、図５および図６の蒸留蒸気ストリーム４２を抜き取ることが好ましいことがある。他の場合には、（膨張したストリーム３６ａのフィードポイントよりも上方の）吸収セクション２０ａの下側領域から蒸留蒸気ストリーム５４、および（膨張したストリーム３６ａのフィードポイントよりも下方の）ストリッピングセクション２０ｂの上側領域から蒸留蒸気ストリーム５５を引き出し、ストリーム５４とストリーム５５とを合流することにより、合流蒸留蒸気ストリーム４２を形成し、これが熱交換器２２に流れ、冷却され、部分的に凝縮されることが有利であることがある。図７および図８において、同様に、ストリッパーカラム２０からのオーバーヘッド蒸気ストリーム５０の一部分（ストリーム５５）は、熱交換器２２に流れ（選択的に、アブソーバカラム２７の下側セクションから出る蒸留蒸気ストリーム５４と合流する）、残りの部分（ストリーム５１）はアブソーバカラム２７の下側セクションに流れる。

一部の状況では、冷却された蒸留蒸気ストリーム４２ａの残留蒸気部分（ストリーム４３）と、分留カラムオーバーヘッド（ストリーム３８）とが合流し、その後、合流ストリームを熱交換器２２に供給し、蒸留蒸気ストリーム４２または合流蒸留蒸気ストリーム４２の冷却の一部分を提供することが好ましい。還流セパレータ蒸気（ストリーム４３）と、カラムオーバーヘッド（ストリーム３８）との混合から生じた合流ストリーム４５を熱交換器２２に送り出す例を図６および図８に示す。

前述したように、蒸留蒸気ストリーム４２または合流蒸気ストリーム４２は、部分的に凝縮し、得られた凝縮物を使用して、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａを通って、またはアブソーバカラム２７を通って上昇する蒸気から、有用なＣ_２成分、Ｃ_３成分およびより重質の成分が吸収される。ただし、本発明は、この実施態様には限定されるものではない。たとえば、蒸気または凝縮物の一部分が、脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａ、またはアブソーバカラム２７を迂回すべきであることを他の設計事項が示す場合には、これらの蒸気の一部分だけを上述したようにして処理すること、または凝縮物の一部分のみを吸収剤として使用することが有利なことがある。ある状況では、熱交換器２２において、蒸留蒸気ストリーム４２または合流蒸留蒸気ストリーム４２を部分的に凝縮するのではなく、その全体を凝縮することが好ましいことがある。他の状況では、蒸留蒸気ストリーム４２が、部分的な蒸気サイドドローではなく、分留カラム２０またはアブソーバカラム２７からの蒸気サイドドロー全体であることが好ましいことがある。また、フィードガスストリームの組成に応じて、熱交換器２２中において、蒸留蒸気ストリーム４２または合流蒸留蒸気ストリーム４２を部分的に冷却するために、外部冷却源を使用することが有利なこともあることを留意されたい。

フィードガス条件、プラントサイズ、利用可能な機器またはその他の要因は、仕事膨張装置１７を除去する、または代替の膨張デバイス（膨張弁など）と交換することが可能であることを示すことがある。特定の膨張デバイスについて、個々のストリームの膨張を示しているが、必要に応じて代替的な膨張手段を採用してもよい。たとえば、フィードストリームの実質的に凝縮した部分（ストリーム３５ａ）の仕事膨張を条件により必要とすることができる。

入口ガスが乏しい場合には、図４のセパレータ１１が適当でないことがある。このような場合では、図５〜図８に示すような介在セパレータがなくとも、図４の熱交換器１０および１３により実現されるフィードガスの冷却が実現できる。多段階においてフィードガスを冷却および分離するか否かは、フィードガスの豊富さ、工場規模、利用可能な設備などに応じて決定される。フィードガス中のより重い炭化水素の量とフィードガス圧とに応じて、図４〜図８の熱交換器１０から出る冷却されたフィードストリーム３１ａ、および／または図４の熱交換器１３から出た冷却されたストリーム３２ａは、（液体の露点を超えているので、または液体のクリコンデンバールを超えているので）液体をまったく含有せず、このため、図４〜図８に示されたセパレータ１１、および／または図４に示されたセパレータ１４は必要でない。

高圧の液体（図４のストリーム３７および図５〜図８のストリーム３３）は、膨張させて、蒸留カラムの下側中央カラムフィードポイントに供給しなくてもよい。その代わりに、その全部または一部分を、熱交換器１５へと流れるセパレータ蒸気の一部分（図４のストリーム３５および図５〜図８のストリーム３４）と合流することができる（これは、図５〜図８において破線のストリーム４６により示される）。液体の残りの部分がある場合にはそれを、膨張弁または膨張装置などの適当な膨張デバイスを通して膨張させ、蒸留カラムの下側中央カラムフィードポイントに供給することができる（図５〜図８におけるストリーム３７ａ）。また、図４のストリーム３３および図４〜図８のストリーム３７は、脱メタン装置に流す前の膨張工程よりも前に、またはその後に、入口ガスの冷却またはその他の熱交換作業に使用することができる。

本発明によれば、入口ガスが豊富な場合には特に、他のプロセスストリームからの入口ガスに利用可能な冷却を補助するために、外部冷却源を採用することができる。プロセス熱交換のためのセパレータからの液体および脱メタン装置のサイドドロー液の使用および分配、ならびに入口ガスの冷却のための熱交換器の具体的な配列は、具体的な適用例ごとに、ならびに特定の熱交換作業のためのプロセスストリームの選択のために評価しなければならない。

ある状況では、熱交換用に吸収セクション２０ａまたはアブソーバカラム２７から出る、図５〜図８のダッシュを引いたストリーム４９などの冷却された蒸留液の一部分を用いることが好ましい。脱メタン装置２０またはストリッパーカラム２０におけるエタン回収率を低減することなく、吸収セクション２０ａまたはアブソーバカラム２７からの液体の一部分のみが熱交換プロセスに用いられ得るが、場合によっては、ストリッピングセクション２０ｂまたはストリッパーカラム２０からの液体よりも優れた効率がこれらの液体から得られる。これは脱メタン装置２０の吸収セクション２０ａ（またはアブソーバカラム２７）の液体が、ストリッピングセクション２０ｂ（またはストリッパーカラム２０）における液体よりも低温レベルで利用されるからである。

図５〜図８のダッシュを引いたストリーム５３に示すように、一部の例では、還流ポンプ２４からの液体ストリーム（ストリーム４４ａ）を少なくとも２つのストリームに分割することは利点となる。一部分（ストリーム５３）は、その後、蒸留システムのその部分における流量を増大し、かつ精留を改善するために、分留塔２０のストリッピングセクション（図５および図６）またはストリッパーカラム２０の上側（図７および図８）に供給され得、これにより、ストリーム４２のＣ_２＋成分の濃度を低減する。このような場合では、残留部分（ストリーム５２）は吸収セクション２０ａ（図５および図６）またはアブソーバカラム２７（図７および図８）の上側に供給される。

本発明に従い、蒸気フィードの分割はいくつかの方法で実現され得る。図４〜図８のプロセスでは、形成され得る任意の液体の冷却および分離の後、蒸気は分割される。ただし、入口ガスのいかなる冷却前またはガスの冷却後、かついかなる分離段階前に、高圧ガスは分割され得る。一部の実施形態では、蒸気の分割はセパレータ内で実行され得る。

また、分割された蒸気フィードの各分岐で見られるフィードの相対量は、ガス圧、フィードガスの組成、フィードから経済的に抽出することができる熱量、および利用可能な馬力量などを含むいくつかの要因に左右されることが認識されよう。カラムの頂部へのフィードが多いと、膨張器から回収される動力を減少させつつ、回収率を増大させることができ、それにより、再圧縮馬力必要量が増大する。カラム内の下方のフィードが増加すると、馬力消費量が低減するが、生成物の回収率も低減され得る。入口の組成、あるいは所望の回収レベルおよび入口ガスの冷却中に形成される液体の量などの他の要因に応じて、中央カラムフィードの相対位置を変えることができる。さらに、個別のストリームの相対温度および量に応じて、２つ以上のフィードストリーム、またはそれらの一部分を合流させることができ、次いで、合流ストリームは、中央カラムフィード位置に供給される。

本発明は、プロセスを動作させるために必要なユーティリティー消費量あたりのＣ_２成分、Ｃ_３成分およびより重質の炭化水素成分の回収率、あるいはＣ_３成分およびより重質の炭化水素成分の回収率を改良する。脱メタン装置または脱エタン装置のプロセスを動作させるために必要なユーティリティー消費量の改善は、圧縮または再圧縮のための動力必要量を低減させる、外部冷却のための動力必要量を低減させる、塔リボイラーのためのエネルギー必要量を低減させる、またはそれらを組み合わせた形態で明らかにすることができる。

本発明の好ましい実施態様であると考えられるものについて説明してきたが、当業者には、以下の特許請求の範囲によって定義されているような本発明の精神から逸脱することなく、他の変更およびさらなる変更を成し得、たとえば、本発明を様々な条件、フィードのタイプまたは他の必要条件に適合し得ることが認識されよう。

Claims (14)

1. メタン、Ｃ_２成分、Ｃ_３成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリーム(31)を、揮発性の残留ガス画分(45e)と、前記Ｃ_２成分、前記Ｃ_３成分および前記より重質の炭化水素成分、あるいは前記Ｃ_３成分および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する揮発性が比較的低い画分(41)とに分離するためのプロセスにおいて、
   （ａ）前記ガスストリーム(31)を圧力下で冷却して(10)、冷却されたストリーム(31a)を提供し、
   （ｂ）前記冷却されたストリーム(31a)をより低い圧力まで膨張させて、それにより、さらに冷却し、
   （ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラム(20)に導き、前記より低い圧力で分留して、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)の前記成分を回収し、
   前記冷却されたストリーム(31a, 32)を、冷却(10)後に第１ストリーム(34)と第２のストリーム(36)とに分割し、
   （１）前記第１のストリーム(34)を冷却して(15)、前記第１のストリーム(34)の実質的にすべてを凝縮させ、その後、前記より低圧に膨張させて(16)さらに冷却し、
   （２）前記膨張し冷却した第１のストリーム(35b)を加熱し(22)、その後、上側中央カラムフィード位置(35c)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （３）前記第２のストリーム(36)を前記より低い圧力まで膨張させ(17)、前記上側中央カラムフィード位置(35c)よりも下の中央カラムフィード位置(36a)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （４）前記蒸留カラム(20)の上側領域からオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)を抜き取り、加熱し(22)、その後、前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリーム(38a)の少なくとも一部を前記揮発性残留ガス画分(45e)として排出し、
   （５）前記上側中央カラムフィード位置(35c)よりも下で、前記中央カラムフィード位置(36a)よりも上の前記蒸留カラム(20)の領域から、蒸留蒸気ストリーム(54, 42)を抜き取り、前記膨張して冷却した第１のストリーム(35b)および前記オーバーヘッド蒸気ストリーム(38)との熱交換関係(22)に導いて(42)、前記蒸留蒸気ストリーム(42)をその少なくとも部分的な凝縮(42a)に十分となるように冷却し(22)、これにより、残留蒸気ストリーム(43)および凝縮したストリーム(44)を形成し、ステップ（２）および（４）における加熱(22)の少なくとも一部を供給し、
   （６）前記凝縮したストリーム(44a)の少なくとも一部(52)を頂部フィード位置において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （７）前記蒸留カラム(20)への前記フィードストリーム(35c, 36a, 52)の量および温度は、前記蒸留カラム(20)のオーバーヘッド温度を一定の温度に維持するために有効であり、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)中の前記成分の前記大部分を回収する、
   ことを特徴とするプロセス。
2. メタン、Ｃ _２ 成分、Ｃ _３ 成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリーム(31)を、揮発性の残留ガス画分(45e)と、前記Ｃ _２ 成分、前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分、あるいは前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する揮発性が比較的低い画分(41)とに分離するためのプロセスにおいて、
   （ａ）前記ガスストリーム(31)を圧力下で冷却して(10)、冷却されたストリーム(31a)を提供し、
   （ｂ）前記冷却されたストリーム(31a)をより低い圧力まで膨張させて、それにより、さらに冷却し、
   （ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラム(20)に導き、前記より低い圧力で分留して、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)の前記成分を回収し、
   前記ガスストリーム(31)を十分に冷却して(10)、前記ガスストリーム(31)を部分的に凝縮し(31a)、
   （１）前記部分的に凝縮したガスストリーム(31a)を分離して(11)、それにより、蒸気ストリーム(32)と、少なくとも１つの液体ストリーム(33)とを提供し、
   （２）その後、前記蒸気ストリーム(32)を第１のストリーム(34)と第２のストリーム(36)とに分割し、
   （３）前記第１のストリーム(34)を冷却して(15)、前記第１のストリーム(34)のうち実質的にすべてを凝縮し、その後、前記より低圧に膨張させて(16)さらに冷却し、
   （４）前記膨張し冷却した第１のストリーム(35b)を加熱し(22)、その後、上側中央カラムフィード位置(35c)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （５）前記第２のストリーム(36)を前記より低い圧力まで膨張させ(17)、前記上側中央カラムフィード位置(35c)よりも下の中央カラムフィード位置(36a)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （６）前記少なくとも１つの液体ストリーム(33)の少なくとも一部分(37)を前記より低い圧力まで膨張させ(12)、前記中央カラムフィード位置(36a)よりも下の下側中央カラムフィード位置(37a)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （７）オーバーヘッド蒸気ストリーム(38)を前記蒸留カラム(20)の上側領域から抜き取り、加熱し(22)、その後、前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリーム(38a)の少なくとも一部分を前記揮発性残留ガス画分(45e)として排出し、
   （８）前記上側中央カラムフィード位置(35c)よりも下で、前記中央カラムフィード位置(36a)よりも上の前記蒸留カラム(20)の領域から、蒸留蒸気ストリーム(54, 42)を抜き取り、前記膨張して冷却した第１のストリーム(35b)および前記オーバーヘッド蒸気ストリーム(38)との熱交換関係(22)に導いて(42)、前記蒸留蒸気ストリーム(42)をその少なくとも部分的な凝縮(42a)に十分となるように冷却し(22)、これにより、残留蒸気ストリーム(43)および凝縮したストリーム(44)を形成し、ステップ（４）および（７）における加熱(22)の少なくとも一部を供給し、
   （９）前記凝縮したストリーム(44a)の少なくとも一部分(52)を頂部フィード位置において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （１０）前記蒸留カラム(20)への前記フィードストリーム(35c, 36a, 52, 37a)の量および温度は、前記蒸留カラム(20)のオーバーヘッド温度を一定の温度に維持するために有効であり、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(40)中の前記成分の前記大部分を回収する、
   ことを特徴とするプロセス。
3. メタン、Ｃ _２ 成分、Ｃ _３ 成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリーム(31)を、揮発性の残留ガス画分(45e)と、前記Ｃ _２ 成分、前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分、あるいは前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する揮発性が比較的低い画分(41)とに分離するためのプロセスにおいて、
   （ａ）前記ガスストリーム(31)を圧力下で冷却して(10)、冷却されたストリーム(31a)を提供し、
   （ｂ）前記冷却されたストリーム(31a)をより低い圧力まで膨張させて、それにより、さらに冷却し、
   （ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラム(20)に導き、前記より低い圧力で分留して、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)の前記成分を回収し、
   前記ガスストリーム(31)を十分に冷却して(10)、前記ガスストリーム(31)を部分的に凝縮し(31a)、
   （１）前記部分的に凝縮したガスストリーム(31a)を分離して(11)、それにより、蒸気ストリーム(32)と、少なくとも１つの液体ストリーム(33)とを提供し、
   （２）その後、前記蒸気ストリーム(32)を第１のストリーム(34)と第２のストリーム(36)とに分割し、
   （３）前記第１のストリーム(34)を前記少なくとも１つの液体ストリーム(33)の少なくとも一部分(46)と合流させて合流ストリーム(35)を形成し、その後、前記合流ストリーム(35)を冷却して(15)、前記合流ストリーム(35)のすべてを実質的に凝縮し(35a)、その後、前記より低圧に膨張させて(16)さらに冷却し、
   （４）前記膨張し冷却した合流ストリーム(35b)を加熱し(22)、その後、上側中央カラムフィード位置(35c)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （５）前記第２のストリーム(36)を前記より低い圧力まで膨張させ(17)、前記上側中央カラムフィード位置(35c)よりも下の中央カラムフィード位置(36a)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （６）前記少なくとも１つの液体ストリーム(33)の残りの部分がある場合にはそれ(37)を前記より低い圧力まで膨張させ(12)、前記中央カラムフィード位置(36a)よりも下の下側カラムフィード位置(37a)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （７）前記蒸留カラム(20)の上側領域からオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)を抜き取り、加熱し(22)、その後、前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリーム(38a)の少なくとも一部分を前記揮発性残留ガス画分(45e)として排出し、
   （８）前記上側中央カラムフィード位置(35c)よりも下で、前記中央カラムフィード位置(36a)よりも上の前記蒸留カラム(20)の領域から蒸留蒸気ストリーム(54, 42)を抜き取り、前記膨張して冷却した合流ストリーム(35b)および前記オーバーヘッド蒸気ストリーム(38)との熱交換関係(22)に導いて(42)、前記蒸留蒸気ストリーム(42)をその少なくとも部分的な凝縮(42a)に十分となるように冷却し(20)、これにより、残留蒸気ストリーム(43)および凝縮したストリーム(44)を形成し、ステップ（４）および（７）における加熱(22)の少なくとも一部を供給し、
   （９）前記凝縮したストリーム(44a)の少なくとも一部分(52)を頂部フィード位置において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （１０）前記蒸留カラムへ(20)の前記フィードストリーム(35c, 36a, 52, 37a)の量および温度は、前記蒸留カラム(20)のオーバーヘッド温度を一定の温度に維持するために有効であり、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)中の前記成分の前記大部分を回収する、
   ことを特徴とするプロセス。
4. メタン、Ｃ _２ 成分、Ｃ _３ 成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリーム(31)を、揮発性の残留ガス画分(45e)と、前記Ｃ _２ 成分、前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分、あるいは前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する揮発性が比較的低い画分(41)とに分離するためのプロセスにおいて、
   （ａ）前記ガスストリーム(31)を圧力下で冷却して(10)、冷却されたストリーム(31a)を提供し、
   （ｂ）前記冷却されたストリーム(31a)をより低い圧力まで膨張させて、それにより、さらに冷却し、
   （ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラム(20)に導き、前記より低い圧力で分留して、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)の前記成分を回収し、
   前記冷却されたストリーム(31a, 32)を、冷却後に(10)第１ストリーム(34)と第２のストリーム(36)とに分割し、
   （１）前記第１のストリーム(34)を冷却して(15)、前記第１のストリームの実質的にすべてを凝縮させ、その後、前記より低圧に膨張させて(16)さらに冷却し、
   （２）前記膨張し冷却した第１のストリーム(35b)を加熱し(22)、その後、中央カラムフィード位置(35c)において、第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)および底部液体ストリーム(47)を生成する接触および分離デバイス(27)に供給し、その後、前記底部液体ストリーム(47)を前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （３）前記第２のストリーム(36)を前記より低い圧力まで膨張させ(17)、前記中央カラムフィード位置(35c)よりも下の第１の下側カラムフィード位置(36a)において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
   （４）前記蒸留カラム(20)の上側領域から第２のオーバーヘッド蒸気ストリーム(50)を抜き取り、前記中央カラムフィード位置(35c)よりも下の第２の下側カラムフィード位置(51)において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
   （５）前記第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)を加熱し(22)、その後、前記加熱された第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38a)の少なくとも一部分を前記揮発性残留ガス画分(45e)として排出し、
   （６）前記中央カラムフィード位置(35c)よりも下で、前記第１の下側カラムフィード位置(36a)および第２の下側カラムフィード位置(51)よりも上の前記接触および分離デバイス(27)の領域から蒸留蒸気ストリーム(54, 42)を抜き取り、前記膨張して冷却した第１のストリーム(35b)および前記第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)との熱交換関係(22)に導いて(42)、前記蒸留蒸気ストリーム(42)をその少なくとも部分的な凝縮(42a)に十分となるように冷却し(22)、これにより、残留蒸気ストリーム(43)および凝縮したストリーム(44)を形成し、ステップ（２）および（５）における加熱の少なくとも一部を供給し、
   （７）前記凝縮したストリーム(44a)の少なくとも一部分(52)を頂部フィード位置において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
   （８）前記接触および分離デバイス(27)への前記フィードストリーム(35c, 36a, 51, 52)の量および温度は、前記接触および分離デバイス(27)のオーバーヘッド温度を一定の温度に維持するために有効であり、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)中の前記成分の前記大部分を回収する、
   ことを特徴とするプロセス。
5. メタン、Ｃ _２ 成分、Ｃ _３ 成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリーム(31)を、揮発性の残留ガス画分(45e)と、前記Ｃ _２ 成分、前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分、あるいは前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する揮発性が比較的低い画分(41)とに分離するためのプロセスにおいて、
   （ａ）前記ガスストリーム(31)を圧力下で冷却して(10)、冷却されたストリーム(31a)を提供し、
   （ｂ）前記冷却されたストリーム(31a)をより低い圧力まで膨張させて、それにより、さらに冷却し、
   （ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラム(20)に導き、前記より低い圧力で分留して、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)の前記成分を回収し、
   前記ガスストリーム(31)を十分に冷却して(10)、前記ガスストリーム(31)を部分的に凝縮し(31a)、
   （１）前記部分的に凝縮したガスストリーム(31a)を分離して(11)、それにより、蒸気ストリーム(32)と少なくとも１つの液体ストリーム(33)とを提供し、
   （２）その後、前記蒸気ストリーム(32)を第１のストリーム(34)と第２のストリーム(36)とに分割し、
   （３）前記第１のストリーム(34)を冷却して(15)、前記第１のストリーム(34)の実質的にすべてを凝縮させ、その後、前記より低圧に膨張させて(16)さらに冷却し、
   （４）前記膨張し冷却した第１のストリーム(35b)を加熱し(22)、その後、中央カラムフィード位置(35c)において、第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)および底部液体ストリーム(47)を生成する接触および分離デバイス(27)に供給し、その後、前記底部液体ストリーム(47)を前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （５）前記第２のストリーム(36)を前記より低い圧力まで膨張させ(17)、前記中央カラムフィード位置(35c)よりも下の第１の下側カラムフィード位置(36a)において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
   （６）前記少なくとも１つの液体ストリーム(33)の少なくとも一部分(37)を前記より低い圧力まで膨張させ(12)、中央カラムフィード位置(37a)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （７）前記蒸留カラム(20)の上側領域から第２のオーバーヘッド蒸気ストリーム(50)を抜き取り、前記中央カラムフィード位置(35c)よりも下の第２の下側カラムフィード位置(51)において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
   （８）前記第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)を加熱し(22)、その後、前記加熱された第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38a)の少なくとも一部分を前記揮発性残留ガス画分(45e)として排出し、
   （９）前記中央カラムフィード位置(35c)よりも下で、前記第１の下側カラムフィード位置(36a)および第２の下側カラムフィード位置(51)よりも上の前記接触および分離デバイス(27)の領域から蒸留蒸気ストリーム(54, 42)を抜き取り、前記膨張して冷却した第１のストリーム(35b)および前記第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)との熱交換関係(22)に導いて(42)、前記蒸留蒸気ストリーム(42)をその少なくとも部分的な凝縮(42a)に十分となるように冷却し(22)、これにより、残留蒸気ストリーム(43)および凝縮したストリーム(44)を形成し、ステップ（４）および（８）における加熱の少なくとも一部を供給し、
   （１０）前記凝縮したストリーム(44a)の少なくとも一部分(52)を頂部フィード位置において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
   （１１）前記接触および分離デバイス(27)への前記フィードストリーム(35c, 36a, 51, 52)の量および温度は、前記接触および分離デバイス(27)のオーバーヘッド温度を一定の温度に維持するために有効であり、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)中の前記成分の前記大部分を回収する、
   ことを特徴とするプロセス。
6. メタン、Ｃ _２ 成分、Ｃ _３ 成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリーム(31)を、揮発性の残留ガス画分(45e)と、前記Ｃ _２ 成分、前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分、あるいは前記Ｃ _３ 成分および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する揮発性が比較的低い画分(41)とに分離するためのプロセスにおいて、
   （ａ）前記ガスストリーム(31)を圧力下で冷却して(10)、冷却されたストリーム(31a)を提供し、
   （ｂ）前記冷却されたストリーム(31a)をより低い圧力まで膨張させて、それにより、さらに冷却し、
   （ｃ）前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラム(20)に導き、前記より低い圧力で分留して、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)の前記成分を回収し、
   前記ガスストリーム(31)を十分に冷却して(10)、前記ガスストリーム(31)を部分的に凝縮し(31a)、
   （１）前記部分的に凝縮したガスストリーム(31a)を分離して(11)、それにより、蒸気ストリーム(32)と、少なくとも１つの液体ストリーム(33)とを提供し、
   （２）その後、前記蒸気ストリーム(32)を第１のストリーム(34)と第２のストリーム(36)とに分割し、
   （３）前記第１のストリーム(34)を前記少なくとも１つの液体ストリーム(33)の少なくとも一部分(46)と合流させて合流ストリーム(35)を形成し、その後、前記合流ストリーム(35)を冷却して(15)、前記合流ストリーム(35)のすべてを実質的に凝縮し(35a)、その後、前記より低圧に膨張させて(16)さらに冷却し、
   （４）前記膨張し冷却した合流ストリーム(35b)を加熱し(22)、その後、中央カラムフィード位置(35c)において、第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)および底部液体ストリーム(47)を生成する接触および分離デバイス(27)に供給し、その後、前記底部液体ストリーム(47)を前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （５）前記第２のストリーム(36)を前記より低い圧力まで膨張させ(17)、前記中央カラムフィード位置(35c)よりも下の第１の下側カラムフィード位置(36a)において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
   （６）前記少なくとも１つの液体ストリーム(33)の残りの部分がある場合にはそれ(37)を前記より低い圧力まで膨張させ(12)、中央カラムフィード位置(37a)において前記蒸留カラム(20)に供給し、
   （７）前記蒸留カラム(20)の上側領域から第２のオーバーヘッド蒸気ストリーム(50)を抜き取り、前記中央カラムフィード位置(35c)よりも下の第２の下側カラムフィード位置(51)において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
   （８）前記第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)を加熱し(22)、その後、前記加熱された第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38a)の少なくとも一部分を前記揮発性残留ガス画分(45e)として排出し、
   （９）前記中央カラムフィード位置(35c)よりも下で、前記第１の下側カラムフィード位置(36a)および第２の下側カラムフィード位置(51)よりも上の前記接触および分離デバイス(27)の領域から蒸留蒸気ストリーム(54, 42)を抜き取り、前記膨張して冷却した合流ストリーム(35b)および前記第１のオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)との熱交換関係(22)に導いて(42)、前記蒸留蒸気ストリーム(42)をその少なくとも部分的な凝縮(42a)に十分となるように冷却し(22)、これにより、残留蒸気ストリーム(43)および凝縮したストリーム(44)を形成し、ステップ（４）および（８）における加熱の少なくとも一部を供給し、
   （１０）前記凝縮したストリーム(44a)の少なくとも一部分(52)を頂部フィード位置において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
   （１１）前記接触および分離デバイス(27)への前記フィードストリーム(35c, 36a, 51, 52)の量および温度は、前記接触および分離デバイス(27)のオーバーヘッド温度を一定の温度に維持するために有効であり、それにより、前記揮発性が比較的低い画分(41)中の前記成分の前記大部分を回収する、
   ことを特徴とするプロセス。
7. （１）前記オーバーヘッド蒸気ストリーム(38)を前記残留蒸気ストリーム(43)と合流させ、合流蒸気ストリーム(45)を形成し、
   （２）前記合流蒸気ストリーム(45)を前記蒸留蒸気ストリーム(42)との熱交換関係(22)に導きかつ加熱し、それにより、前記蒸留蒸気ストリーム(42)の前記冷却(22)の少なくとも一部を供給し、その後、前記揮発性の残留ガス画分(45f)として前記加熱し合流した蒸気ストリーム(45a)の少なくとも一部を排出する、
   請求項１、２、または３に記載のプロセス。
8. （１）前記残留蒸気ストリーム(43)と前記追加的なオーバーヘッド蒸気ストリーム(38)を合流して合流蒸気ストリーム(45)を形成し、
   （２）前記合流蒸気ストリーム(45)を前記蒸留蒸気ストリーム(42)との熱交換関係(22)に導きかつ加熱し、それにより、前記蒸留蒸気ストリーム(42)の前記冷却(22)の少なくとも一部を供給し、その後、前記揮発性の残留ガス画分(45f)として前記加熱した合流蒸気ストリーム(45a)の少なくとも一部を排出する、
   請求項４、５、または６に記載のプロセス。
9. 蒸留蒸気ストリーム(55)を前記中央カラムフィード位置(36a)より下の前記蒸留カラム(20)の領域から抜き取る、請求項１、２、３、または７に記載のプロセス。
10. （１）前記上側中央カラムフィード位置(35c)より下であり、前記中央カラムフィード位置(36a)より上にある、前記蒸留カラム(20)の前記領域から第１の蒸留蒸気ストリーム(54)を抜き取り、
    （２）前記中央カラムフィード位置(36a)より下の前記蒸留カラム(20)の領域から第２の蒸留蒸気ストリーム(55)を抜き取り、
    （３）前記第２の蒸留蒸気ストリーム(55)と前記第１の蒸留蒸気ストリーム(54)を合流させて前記蒸留蒸気ストリーム(42)を形成する、
    請求項１、２、３、または７に記載のプロセス。
11. 前記オーバーヘッド蒸気ストリーム(50)を、前記蒸留蒸気ストリーム(55, 42)と追加的蒸留蒸気ストリーム(51)とに分割し、その後、前記追加的蒸留蒸気ストリーム(51)を前記第２の下側カラムフィード位置(51)において前記接触および分離デバイス(27)に供給する、請求項４、５、６、または８に記載のプロセス。
12. （１）前記中央カラムフィード位置(35c)より下であり、前記第１の下側カラムフィード位置(36a)および第２の下側カラムフィード位置(51)より上の前記接触および分離デバイス(27)の前記領域から第１の蒸留蒸気ストリーム(54)を抜き取り、
    （２）前記オーバーヘッド蒸気ストリーム(50)を、第２の蒸留蒸気ストリーム(51)と第３の蒸留蒸気ストリーム(55)とに分割し、その後、前記第２の蒸留蒸気ストリーム(51)を前記第２の下側カラムフィード位置(51)において前記接触および分離デバイス(27)に供給し、
    （３）前記第３の蒸留蒸気ストリーム(55)と前記第１の蒸留蒸気ストリーム(54)を合流させて前記蒸留蒸気ストリーム(42)を形成する、
    請求項４、５、６または８に記載のプロセス。
13. （１）前記凝縮したストリーム(44a)を前記第１の部分(52)と第２の部分(53)とに分割し、
    （２）前記第１の部分(52)を前記頂部フィード位置において前記蒸留カラム(20)に供給し、
    （３）前記第２の部分(53)を前記中央カラムフィード位置(36a)より下の第２の中央カラムフィード位置(53)において前記蒸留カラム(20)に供給する、
    請求項１、２、３、７、９、または１０に記載のプロセス。
14. （１）前記凝縮したストリーム(44a)を第１の部分(52)と第２の部分(53)とに分割し、
    （２）前記頂部フィード位置において前記接触および分離デバイス(27)に前記第１の部分(52)を供給し、
    （３）頂部フィード位置において前記蒸留カラム(20)に前記第２の部分(53)を供給する、
    請求項４、５、６、８、１１、または１２に記載のプロセス。

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