JP6967582B2 - 液化に先立つ天然ガスの前処理 - Google Patents

Description

本開示は、液化に先立つ天然ガス流の前処理のためのシステム、方法、およびプロセスに関し、より詳細には、天然ガス流から重質または高凍結点炭化水素を除去することに関する。

一般に、天然ガスを液化する前に、天然ガス流から酸性ガス（例えば、Ｈ_２ＳおよびＣＯ_２）、水および重質または高凍結点炭化水素などの成分を除去することが望ましい。それらの成分は、液化天然ガス（ＬＮＧ）流の中で凍結する可能性があるためである。高凍結点炭化水素には、ｉ−ペンタン（Ｃ５＋）以上の重質成分、および芳香族化合物、特に非常に高い凍結点を有するベンゼンが含まれる。

液化される天然ガスの供給源は、パイプラインまたは特定のフィールドからのガスを含み得る。パイプライン内のガスの輸送は、しばしば８００ｐｓｉａと１２００ｐｓｉａの間の圧力で達成される。このように、前処理方法は、好ましくは８００ｐｓｉａ以上の入口圧力で首尾良く作動可能でなければならない。

液化プラントへの供給ガスのための例示的な規格は、１体積百万分率（ｐｐｍｖ）未満のベンゼン、ならびに０．０５％未満のモル濃度のペンタンおよびより重質の（Ｃ５＋）成分を含む。高凍結点炭化水素成分の除去設備は、典型的には、水銀、酸性ガスおよび水を除去する前処理設備の下流に配置されている。

高凍結点炭化水素を除去するためのＬＮＧ供給ガスの前処理のための単純で一般的なシステムは、入口ガス冷却器、凝縮液体を除去するための第１の分離器、第１の分離器からの蒸気をさらに冷却するための膨張器（エキスパンダー）（またはジュール−トンプソン（ＪＴ）バルブもしくは冷凍装置）、追加の凝縮液を除去するための第２の分離器、および第２の分離器からの低温蒸気を加熱するための再加熱器の使用を包含する。再加熱器および入口ガス冷却器は、典型的には単一の熱交換器を構成するであろう。第１および第２の分離器からの液体流は、供給ガスのベンゼンおよびＣ５＋成分を、供給ガス中の同じく凝縮したより軽質の炭化水素の一部と共に含有するであろう。これらの液体流は、入口ガスとの熱交換によって再加熱することができる。凍結することなくＬＮＧプラントに経路指定され得る（ｒｏｕｔｅ：経路指定する；方向付ける；送る）成分から、これらの液体流をさらに分離して、高凍結点成分を濃縮してもよい。

既存のＬＮＧプラントへの供給ガスが予想よりも多くのベンゼンを含有するように変化する場合、高凍結点炭化水素除去プラントは液化プラントにおける凍結を回避するために必要なベンゼン除去を満たすことができないであろう。加えて、高凍結点成分除去プラント内の特定の場所はベンゼンの増加により凍結する可能性がある。ＬＮＧ設備では、ベンゼン濃度がより高いガスの供給源を受け入れないようにすることで生産量を減らすか、あるいは、ベンゼン濃度を減らすことができない場合は生産を完全に停止する必要があり得る。

さらに、供給ガス圧力は時間とともに変化し得るが、重質炭化水素を除去する既存の方法では最低システム圧力がどれだけ高くなり得るかという限界がある。この圧力を超えると、蒸気と液体の物理的特性によって効果的な分離ができなくなる。従来のシステムは、単にこれらの物理的特性の要件を満たすために要求される以上に圧力を下げる必要があるので、そのような圧力の低下に伴うエネルギー効率の犠牲がある。

当該技術分野においては、天然ガス流からの高凍結点炭化水素の改善された除去を提供するシステムおよび方法が必要とされている。また当該技術分野においては、天然ガス流からの高凍結点炭化水素の除去におけるより高い効率に対する必要性もある。本開示は、これらの必要性に対する解法を与える。

天然ガスから高凍結点成分を除去する方法は、熱交換器内で供給ガスを冷却することを含む。供給ガスは分離容器内で第一蒸気部分と第一液体部分に分離される。第１の液体部分は熱交換器を用いて再加熱される。第１の液体部分は、熱交換器に入る前、熱交換器を出た後、またはその両方で減圧することができる。再加熱された第１の液体部分は、蒸留カラム、蒸留塔、または脱ブタン化器に提供することができる。再加熱された第１の液体部分は、高凍結点成分流と非凍結成分流とに分離される。非凍結成分流の一部は少なくとも部分的に液化される。いくつかの実施形態では、部分的液化は、熱交換器で冷却し、圧力を下げることによって達成することができる。いくつかの実施形態では、そのような冷却および減圧の前に、非凍結成分流の圧力が（例えば、圧縮器（コンプレッサー）の使用を通じて）高められる。冷却され減圧された非凍結成分流は、吸収塔によって受け取られる。吸収塔は１つ以上の物質移動ステージ（物質移動段）を含むことができる。分離された供給ガスの第一の蒸気部分は、冷却され減圧され、そして吸収塔によって受取られる。高凍結点凍結成分を実質的に含まない塔頂（オーバーヘッド）蒸気生成物、ならびに凍結成分および非凍結成分を含む塔底生成物液体流は、吸収塔を使用して生成される。吸収塔からの塔頂蒸気生成物は、熱交換器を用いて再加熱することができる。吸収塔からの塔底生成物液体流は加圧しそして再加熱することができ、そして再加熱された塔底生成物液体流の少なくとも一部は熱交換器に入る前に供給ガスと混合することができる。当該方法は、膨張器−圧縮器を使用して、再加熱された塔頂蒸気生成物を圧縮して圧縮ガス流を生成することをさらに含むことができる。圧縮ガス流をさらに圧縮して、より高圧の残留ガス流を生成することができる。より高圧の残留ガス流は天然ガス液化設備に送ることができる。

いくつかの実施形態において、蒸留カラム、蒸留塔、または脱ブタン化器からの塔頂流は、（例えば、圧縮器の使用を通して）圧力を増加させることができる。いくつかの実施形態では、圧縮された塔頂流の一部を高圧残留ガス流の一部と混合し、得られた合流を熱交換器で冷却し、吸収塔への塔頂供給物として使用することができる。吸収塔の上部供給点で受けた流れは、いくつかの実施形態ではスプレーとして導入することができる。

いくつかの実施形態では、蒸留塔、蒸留カラムまたは脱ブタン化器からの非凍結成分流の一部を、圧力を上げて熱交換器に通過させるように経路指定することができ、ここで、非凍結成分流は、冷却のため、再加熱された塔頂蒸気生成物を用いて部分的に液化され、そして、非凍結成分流の冷却部分は、吸収塔の側面入口に経路指定され得る。

より高圧の残留ガス流の一部を、熱交換器内で冷却し、減圧し、そして吸収塔の塔頂供給物として経路指定することができる。吸収塔からの塔底生成物液体流の一部は、脱メタン化器、脱エタン化器、脱プロパン化器および脱ブタン化器を含む１つまたは複数の追加の塔に経路指定され得る。

吸収塔運転圧力は、約３００ｐｓｉａ〜約８５０ｐｓｉａであってよい。例えば、４００ｐｓｉａ、６００ｐｓｉａ、７００ｐｓｉａ、および８００ｐｓｉａのうちの１つを超える圧力であってよい。別の例として、４００〜７５０ｐｓｉａ、５００〜７００ｐｓｉａ、および６００〜７００ｐｓｉａであってよい。さらに別の例として、６００〜６２５ｐｓｉａ、６２５〜６５０ｐｓｉａ、６５０〜６７５ｐｓｉａ、および６７５〜７００ｐｓｉａであってよい。吸収塔の運転圧力は、入口ガス圧力よりも約１００〜４００ｐｓｉａ低くすることができる。例えば、入口ガス圧力よりも２００〜３００ｐｓｉａ低くてよい。別の例として、入口ガス圧力よりも２００〜２２５ｐｓｉａ、２２５〜２５０ｐｓｉａ、２５０〜２７５ｐｓｉａ、および２７５〜３００ｐｓｉａ低くてよい。

天然ガスから高凍結点成分を除去するためのシステムは、供給ガスを冷却するための熱交換器、供給ガスを第１の蒸気部分と第１の液体部分とに分離するための分離容器であって、第１の液体部分が熱交換器内で再加熱される分離容器、再加熱された第１液体部分を高凍結点成分流と非凍結成分流とに分離するための第２分離容器、および、冷却され減圧された非凍結成分流を受け取り、冷却され減圧された第１の蒸気部分を受け取るための吸収塔を含む。吸収塔からの塔頂蒸気生成物は熱交換器で再加熱することができ、塔頂蒸気生成物は実質的に高凍結点成分を含まない。吸収塔からの塔底生成物液体流は、高凍結点成分および非凍結成分を含む。いくつかの実施形態では、吸収塔からの塔底生成物液体流を加圧して再加熱することができ、再加熱された塔底生成物液体流の少なくとも一部を熱交換器に入る前に供給ガスと混合することができる。

本開示のシステムおよび方法のこれらおよび他の特徴は、図面と併せて以下の好ましい実施形態の詳細な説明から当業者にはより容易に明らかになるであろう。

本開示に関連する当業者が過度の実験なしに本開示の装置および方法をどのように作成し使用するかを容易に理解するように、その好ましい実施形態は特定の図面を参照して以下に詳細に説明される。

図１は、本明細書の一実施形態による混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステムおよびプロセスの概略図である。

図２は、図１のプロセスの間のガス流中の様々な点におけるベンゼンおよび混合ブタンの例示的な濃度を示す概略図である。

図３は、本明細書の第２の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステムおよびプロセスの概略図である。

図４は、本明細書の第３の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステムおよびプロセスの概略図である。

図５は、本明細書の第４の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステムおよびプロセスの概略図である。

図６は、本明細書の第５の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステムおよびプロセスの概略図である。

図７は、本明細書の第６の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステムおよびプロセスの概略図である。

図８は、本明細書の第７の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステムおよびプロセスの概略図である。

本開示のこれらおよび他の態様は、図面と併せて以下の本発明の詳細な説明から当業者にはより容易に明らかになるであろう。

詳細な説明
ここで図面を参照するが、類似の参照番号は本開示の類似の構造的特徴または態様を特定する。

液化に先立って前処理天然ガス流から凍結成分（ベンゼン、トルエン、エチルベンゼンおよびキシレン（ＢＴＥＸ）ならびにシクロヘキサンを含むが必ずしもこれらに限定されない重質炭化水素）を抽出するための新規な極低温プロセスが、本明細書に記載される。

原料の供給ガスは、液化の前に、最初にＣＯ_２、水および重質炭化水素などの凍結成分を除去するために処理される。ＣＯ_２および水の除去は、いくつかの商業的に入手可能な方法によって達成される。しかしながら、極低温プロセスによる凍結炭化水素成分の除去は、除去される成分の種類および量に依存する。Ｃ２、Ｃ３、Ｃ４類のような成分が少ないが液化中に凍結する炭化水素を含む供給ガスの場合には、凍結成分の分離はより困難である。

定義：
本明細書で使用されるとき、用語「高凍結点炭化水素」は、シクロヘキサン、ベンゼン、トルエン、エチルベンゼン、キシレン、および少なくとも５個の炭素原子を有する炭化水素のほとんどを包含する他の化合物群を指す。本明細書で使用されるとき、用語「ベンゼン化合物」は、ベンゼンを指し、そしてまたトルエン、エチルベンゼン、キシレン、および／または他の置換ベンゼン化合物を指す。本明細書で使用されるとき、用語「メタンに富むガス流」は、５０体積％を超えるメタンを含むガス流を指す。本明細書で使用されるとき、用語「圧力上昇装置」は、圧縮器および／またはポンプを含む、気体または液体の流れの圧力を上昇させる構成要素を指す。本明細書で使用されるとき、「Ｃ４」は、ブタン、ならびにプロパン、エタンおよびメタンなどのより軽い成分群を指す。

供給流中に存在し得るいくつかのより重質の炭化水素の性質（例えば、凍結点）を示す表１を参照すると、ベンゼンはｎ−ヘキサンおよびｎ−ヘプタンと同様の沸点および蒸気圧を有する。しかしながら、ベンゼンの凍結点は約１７５°Ｆ高い。とりわけ、ｎ−オクタン、ｐ−キシレン、およびｏ−キシレンはまた、天然ガス中の一般的な他の成分が実質的に液体として凝縮しないであろう温度を超える温度で凍結をもたらす物性を有する。

ある実施形態では、本明細書に記載の方法は、典型的には、１００〜２０，０００ｐｐｍモルのＣ５＋または１０〜５００ｐｐｍモルのベンゼンの範囲の高凍結点炭化水素含有量、および８０〜９８モル％もしくは９０〜９８モル％の範囲のメタン含有量を備えた混合炭化水素供給流を有する。メタンに富む生成物流は、典型的には、０〜５００ｐｐｍモルのＣ５＋または０〜１ｐｐｍモルのベンゼンの範囲の高凍結点炭化水素含有量、および８５〜９８モル％、または９５〜９５モル％の範囲のメタン含有量を有する。

ある実施形態では、本明細書に記載のプロセスは、第１の分離容器内で−９０〜５０°Ｆおよび５００〜１２００ｐｓｉａ、あるいは−９０〜１０°Ｆおよび５００〜１０００ｐｓｉａの範囲の温度および圧力を利用することができる。たとえば、−６５〜１０°Ｆおよび８００〜１０００ｐｓｉａである。ある実施形態では、本明細書に記載のプロセスは、第２の分離容器、例えば吸収塔または蒸留カラムにおいて−１７０〜−１０°Ｆおよび４００から８１０ｐｓｉａの範囲の温度および圧力を利用することができる。例えば、−１５０から−８０°Ｆ、６００〜８００ｐｓｉａである。

液化プラントへの入口ガスの典型的な仕様は、＜１ｐｐｍモルのベンゼンおよび＜５００ｐｐｍモルのペンタンおよびより重質の成分である。表３および表６は、液化前に前処理を必要とする可能性がある典型的な供給ガス流の組成を例示する。冷却過程の間、凍結成分の濃度を希釈してそれらを凍結から防ぐのに十分な量のＣ２、Ｃ３またはＣ４が液体流中に存在しないため、凍結成分の分離は困難である。この問題は、Ｃ２〜Ｃ４成分が全く存在しない状態で、ガスから凝縮する最初の成分がヘビーエンド（重質末端）である場合、プロセスの始動の間に大きく拡大する。この問題を克服するために、始動および通常運転中の凍結問題を排除する方法およびシステムが開発されている。

限定ではなく説明および例示の目的で、本開示による重質炭化水素除去のための方法、プロセス、およびシステムの例示的な実施形態の部分図が図１に示され、全体として参照符号１００を付されている。本開示によるシステムおよび方法、またはそれらの諸態様の他の実施形態は、図２〜８に提供されており、以下で述べられる。本明細書に記載のシステムおよび方法は、例えば希薄天然ガス流からベンゼンを除去するために、天然ガス流から重質炭化水素を除去するために使用することができる。

前述のように、天然ガス液化プラントにおける高凍結点炭化水素の凍結を防ぐために、液化前の天然ガスの前処理が一般に望ましい。除去されるべき高凍結点炭化水素成分のうち、ベンゼンはしばしば除去が最も困難である。ベンゼンは非常に高い凝縮温度および高い凍結点温度を有する。典型的な液化炭化水素入口ガス純度の仕様は、ベンゼン１体積百万分率（ｐｐｍｖ）未満、ならびに、ペンタンおよびより重質の成分の全ての組み合わせ０．０５％未満の濃度である。

さらに、ガス液化プラントは、通常、８００ｐｓｉａ以上の入口圧力で運転するように設計されている。液化への前処理プラントは、８００ｐｓｉａ以上の入口圧力で、８００ｐｓｉａ以上の出口圧力でしばしば運転する。これは、入手され得るガスの圧力を利用する。液化プラントはまた、より低い入口ガス圧力で、しかしより低い容量および効率で運転することができる可能性がある。しかしながら、６００ｐｓｉａ〜９００ｐｓｉａの入口圧力の範囲内でエネルギーを最大限に利用することは難題を提示する。

さらに、ベースケースとして使用されるガス組成は、ベンゼン濃度が高く（５００ｐｐｍ以上）、ガスが約９７％のメタンを伴って希薄であるため、さらなる課題を提示する。凝縮ベンゼンを希釈する凝縮可能なより重質の炭化水素は非常に少なく、ベンゼンが凍結する可能性が高くなる。

一般に、ガス再圧縮要件を減らすように、できるだけ高い圧力で運転することが望ましい。再圧縮資本および運転コストを削減するために、圧力降下を最小限に抑えることも望ましい。入口高圧運転に近い運転は、膨張器（または減圧バルブ）によって抽出されるエネルギー量を制限する。しかしながら、低温の運転温度と組み合わされたより高い運転圧力は、炭化水素についての臨界条件により近い運転をもたらし得る（蒸気と液体との間の密度差がより低圧での運転よりも小さいこと；より低い液体表面張力；および、諸成分の相対揮発度の差がより小さいこと）。

従来のシステムおよび方法は、入口圧力が高い場合であっても、最終分離のための低圧での運転と共に、ベンゼンの凍結を回避するための冷却および分離の多段階を含む。さらに、これらのシステムは複雑であり、再圧縮のためにかなりの動力（電力）消費を必要とする。

本明細書の実施形態は、高濃度かつ大量のベンゼンを含有するガスを処理することができる単純化されたプラントを提供する。さらに、本明細書の実施形態は、高入口圧力で高ベンゼン含有量のガスを処理し、入口ガスに含まれるベンゼンまたは他の凍結成分を凍結させることなくシステムを機能させるのに必要な圧力降下を最小限に抑えることによって再圧縮の動力要件を最小化し、そして高圧システムにおいて信頼性ある分離運転を可能にする密度および表面張力などの物理的特性を維持する。

本明細書の実施形態はまた、高凍結点成分除去プロセスの入口で６００ｐｓｉａ超（例えば９００ｐｓｉａ）の入口ガス圧力を可能にするシステムおよびプロセスを提供する。プロセスからの供給圧力はまた、高圧（例えば、９００ｐｓｉａ）であり得る。凍結成分除去プロセス中にガス圧を低下させることができる。より少ない再圧縮資本および運転コストが必要とされるので、圧力低下を最小にすることは有利である。さらに、本明細書の実施形態は、燃料ガス流のような廃棄物を生成することなく必要な分離を達成するための装置数およびコストを最小化する。本明細書の様々な実施形態では、以下の２つの生成物のみが生成される：液化プラントへの供給ガス；および、ベンゼン液体生成物を伴う低い蒸気圧のＣ５＋。さらに、本明細書の実施形態は、凍結することなく機能するプロセスを提供する。

図面を参照すると、図１は、本明細書の一実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的システム１００の概略図を示す。図示されるように、ベンゼン（例えば、４０モル／時または５００ｐｐｍｖ）を含有する供給ガス流２は、流れ２８と混合されてシステム１００に提供され、流れ４になり、そして交換器（熱交換器）６に提供されて、そこで冷却され、低温分離器１０に入る部分的に凝縮された流れ８を形成する。低温分離器１０からの蒸気である流れ１２は、圧力および温度を低下させて流れ１２からエネルギーを抽出する減圧装置１４（例えば、膨張器またはＪＴバルブ）に入る。減圧装置１４を出る温度が低下した流れ１６は、部分的に凝縮されており、そして塔７０、例えば吸収塔に経路指定される（送られる）。塔７０は、１つまたは複数の物質移動ステージ用の内部構造（例えば、トレイおよび／またはパッキング）を含む。流れ１６からの蒸気が上昇し、流れ５２から流れ落ちる液体（実質的にＣ５＋を含まず、ベンゼンを吸収する）に接触すると塔７０内で熱および物質の移動が起こる。塔７０からの蒸気流５４は、交換器６内で再加熱されて流れ４の冷却を与え、そして流れ５６として出る。流れ５６は、膨張器−圧縮器５８に提供され、そこで圧力が上昇して流れ６０として出る。流れ６０は、残留物圧縮器６２に導かれ、流れ６４として出る。特定の実施形態では、流れ６４は、ＬＮＧ液化設備に供給される。特定の実施形態では、以下により詳細に説明するように、流れ６４の一部は、さらなる処理または使用のために流れ８０として分割されてもよい。流れ６４は、液化プラントに入るベンゼンおよびＣ５＋炭化水素についての規格を満たす。典型的な液化プラントの仕様は、１ｐｐｍｖ以下のベンゼン、および０．０５モル％以下のＣ５＋である。

塔７０の底部から生じる液体流１８はポンプ２０内で圧力が上昇し、流れ２２として出る。この流れ２２はレベル制御バルブ２４を通過して流れ２６として出る。この部分的に気化されかつ自己冷却された流れ２６は交換器（熱交換器）６内で再加熱され、流れ２８として出て供給ガス２と混合され、そして混合供給ガス流れ４の一部として再び冷却される。それが冷却されるときに再循環液体流４を添加することなく流れ２が凍結するので、これらの交換器の経路設定が必要である。吸収塔の塔底から出る流れの再加熱は、エネルギー収支のために必要である。

低温分離器１０からの液体流３０として生じる低温再循環流は、レベル制御バルブ３２を横切って減圧され、流れ３４として出る。この部分的に気化された自己冷却流３４は、交換器６内の供給ガス流２と交換することによって再加熱され、流れ３６として去る。特定の実施形態では、液体流３０は、熱交換前、熱交換後またはその両方の前に減圧することができる。この流れ３６は、脱ブタン化器３８中で、または蒸留カラム、蒸留塔中で、もしくは任意の適切な成分分離方法で分離される。一部は流れ４０として出て、これは除去された高凍結点炭化水素（例えば、ベンゼンおよび他のＣ５＋成分）を含む。脱ブタン処理された流れの一部は、脱ブタン化器の塔頂流４７として脱ブタン化器３８を出て、圧縮された脱ブタン化器の塔頂生成物流５０として圧縮器４４及び冷却器４８を通過する。圧縮された脱ブタン化器の塔頂生成物流５０の一部は、吸収塔７０に入る前に交換器６で冷却される。このループのための再加熱および再冷却の経路指定は、エネルギー収支にとっても必要である。

圧縮された脱ブタン化器の塔頂生成物流５０は、それを生成物ガスへと経路指定して液化するのに必要な純度を満たす。しかしながら、圧縮された脱ブタン化器の塔頂生成物流５０の一部は吸収塔７０の塔頂に経路指定しなければならない。圧縮された脱ブタン化器の塔頂生成物流５０のこの部分は、交換器６を通って戻され、そこで部分的に液化されて流れ５５として出て、次にバルブ５３を通って減圧され、塔７０の塔頂で上部供給点に入る。すなわち、流れ５２は、１つ以上の平衡ステージより上に経路指定され、これと共に、膨張器出口流れ１６が塔７０の塔頂蒸気流５４の物質移動ステージ（単数または複数）の下に入り、１ｐｐｍｖ未満であるベンゼン濃度規格の処理要件を満たす。その結果、塔７０は供給物として流れ５２および流れ１６を受け取る。

特に、ＬＮＧへの流れ６４は、１．０ｐｐｍ未満の典型的な規格に対して０．００２４ｐｐｍのベンゼンしか含まない。それはほとんど「何もない」ことであり、検出不可能である。この非常に優れたパフォーマンスは、「規格外」になることから比べて非常に大きなマージンを提供する。結果として、このプロセスは、塔内でより高い圧力および温度で運転し、そしてさらに、要求される蒸気生成物ベンゼン純度を満たすことが期待できる。

残留ガス圧縮器６２の動力要件は７３００ＨＰと見積もられ、脱ブタン化器の塔頂圧縮器の動力は９７３ＨＰと見積もられる。１日あたりの標準ガス１００万立方フィート（ＭＭｓｃｆｄ）の入口ガス処理基準では、（７３００＋９７３）ＨＰ／７２８．５ＭＭｓｃｆｄは１１．３６ＨＰ／ＭＭｓｃｆｄに等しい。脱ブタン化器の塔頂凝縮器には冷凍圧縮も必要とされるかもしれない。あるいは、脱ブタン化器の塔頂凝縮の負荷を、主熱交換器６に組み込んでもよい。別の代替法は、圧縮された脱ブタン化器の塔頂流が吸収塔の還流として作用するように冷却されるときに生成される液体の一部を再循環することである。

図２は、図１で上述したシステム１００を使用して高凍結点炭化水素を除去するプロセスの間におけるガス流中のベンゼンおよび混合ブタンの例示的な濃度の概略図である。示されるように、ベンゼンのモル比は、システム１００の理解を助けるためのプロセスのキーポイントになる。ベンゼンの凍結を防ぐために与えられる希釈量の指標として、ブタンのモル比も示される。以下の表２は、図２の様々な点におけるベンゼンとブタンの対応する濃度を示す。

以下の表２は、プロセス中の再循環がいかにして非凍結液体（Ｃ４類を含む）中のベンゼンの濃度を減少させるかを示し、また入口ベンゼンの全てが分離器１０においてどのように除去されるかを示す。分離器１０の塔頂におけるベンゼンは、塔７０から低温分離器１０に再循環で戻されるベンゼンのみである。吸収塔の塔底物流１８を再加熱しそしてそれを混合して供給ガス２に戻すと、供給ガス２中のほとんど全ての凍結成分が分離器１０の分離容器液体出口流の中に含まれるようになる。再循環２として示される第２のループは、測定可能なベンゼンを殆ど全く含まない。

図３は、本明細書の第２の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステム３００の概略図である。システム３００は、図１に関連して上述したシステム１００と同様である。システム３００は、残留物圧縮器６２を出る圧縮残留ガス流の一部（流れ８０）がさらなる処理のために取られる追加のステップを含む。流れ８０を圧縮された脱ブタン化器の塔頂流５０と混合し、この合わされた流れを交換器６で冷却し、そして合わされた部分凝縮流を吸収塔７０への塔頂供給物として使用する。

供給ガス組成および条件は、図１のシステム１００のものと同じである。塔７０における入口圧力および圧力は変化しない。この場合、例えば、１１００ｍｏｌ／時の脱Ｃ４塔頂流が再循環され、７８００ｍｏｌ／時の残留ガスが再循環される。その結果、ＬＮＧプラントへの処理ガス中、０．０１ｐｐｍ未満のベンゼン濃度および０．００２％未満のＣ５＋となる。このプロセスでは、ベンゼンの凍結に対する最小のアプローチ（凍結点に対する最小の温度の接近）は、プロセスのどの時点でも１０℃を超える。残留物圧縮と脱ブタン化器の塔頂流圧縮を合わせたものは、入口ガスの約１２．５ＨＰ／ＭＭｓｃｆｄである。

この実施形態における配置の重要な利点は、流れ５１においてＬＮＧプラントに経路指定される過剰のＣ４−溶媒の割合の増加を示すことである。より多くの余剰溶媒が入手され得るため、再循環流８０によって提供される追加の還流率は、このより高い割合の過剰Ｃ４−につながる。これは、ＬＮＧプラント冷凍システム用の冷媒補給として使用するためのＣ２およびＣ３回収が可能であることを示している。冷凍補給のための任意のＣ２およびＣ３成分の回収は、図３のシステム３００において脱ブタン化器３８として示される単一の脱Ｃ４を超えてより多くの蒸留塔を追加することによって達成されるであろう。必要と見積もられるＣ２およびＣ３のＬＮＧプラントの冷媒補給は、追加の蒸留塔を設置して脱ブタン化器の塔頂流を処理することによる回収、または追加の塔を脱ブタン化器の上流に設置することによる回収のために利用され得る。

図４は、本明細書の第３の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステム４００の概略図である。この例示的な実施形態は、脱ブタン化器の塔頂流５０が再循環されない場合の運転上のいくつかの問題点を示す。この再循環なしでは、膨張器出口塔への還流のために残留ガス再循環流８０のみを使用することは不適切であり得るので、凍結する可能性がある。

圧縮残留ガス流６４の一部を流れ８０として抜き出し、次いでこの流れを交換器６で冷却し、冷却流の圧力を下げ、そして冷却流を塔頂流として吸収塔７０に経路指定する。供給ガスの組成および条件は、図１および図３に示し説明した前の実施形態と同じであり、運転圧力は変化せず、そして液体再循環は１１００モル／時のままである。脱ブタン化器の塔頂流５０は、図４のライン５１を介して全体的にＬＮＧへ送られる。この場合、供給ガス２は、再循環２８と合流して流れ４となり、交換器６で冷却されるにつれて１℃〜２℃の凍結を受ける。膨張器１４における初期冷却において凍結する可能性もある。処理ガスは、０．５６ｐｐｍのベンゼン含有量および０．００５６％のＣ５＋含有量を有し、ＬＮＧ供給要件を満たす。この配置は、より少ないベンゼンまたはより多くのプロパンおよびブタンを含有する供給ガスで実現可能であり得る。しかしながら、塔７０の運転はまた、著しく低い液体流量のために、より困難であり得る。ＨＰ／ＭＭｓｃｆｄは約１２．７５である。

図５は、本明細書の第４の実施形態による混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステム５００の概略図である。この実施形態では、塔７０への塔頂液体供給物はスプレーとして導入され、これは単純化のために又は既存の設備への改造のために有利であり得る。

精製ガス中の１ｐｐｍｖ未満のベンゼン規格を満たすために、塔７０において少なくとも１つの平衡ステージが使用される。この単一ステージが含まれていない場合、精製ガスは、単一ステージの０．２５ｐｐｍに対して２ｐｐｍのベンゼンを含有するであろう。図５に示す配置は、塔頂液体供給物をスプレーとして塔７０に導入し、トレイまたは充填物（パッキング）などのいかなる物質移動装置も使用せずに吸収塔７０を構成する。これは接触の単一ステージを生み出す。供給ガス組成、流量および運転圧力は、上記の実施形態と比べて変わらない。この配置では、ＬＮＧプラントへの精製ガスは、０．２５ｐｐｍのベンゼンおよび０．００５％のペンタン＋を含有し、規格を満たす。再圧縮と脱Ｃ４塔頂圧縮器は合計１１．８ＨＰ／ＭＭｓｃｆｄの処理になる。スプレーへの液体流量は１１００モル／時である。膨張器出口流が単に再圧縮された脱Ｃ４塔頂流と混合され、膨張器出口の分離器に経路指定される場合、ＬＮＧへの精製ガスはベンゼン規格を満たさないであろうことに留意されたい。

任意選択で、流れをスプレーするように既存の分離器を改造して、少なくとも部分的な物質移動ステージを既存の膨張器出口の分離器に追加して、それを単純な短塔として機能させることができる。この場合、スプレーおよび追加の熱交換器（単数または複数）を追加することによって、本実施形態の単純なバージョンを既存の設備に実装することができる。

図６は、本明細書の第５の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステム６００の概略図である。図６に示した還流配置は、従来のシステムまたは本明細書で前述した特定の実施形態よりも多くのＣ２およびＣ３をＬＮＧ冷媒補給用に生成することができる。

図６に示すように、流れ１２の一部を取り出して、これを熱交換器１７に通すように経路指定し、冷却のために塔頂ガス流５４を使用して部分的に液化し、次いで流れ１２の冷却部分をバルブ１９を通して吸収塔７０の側面入口に経路指定する。上記の他の実施形態にてそうであったように、塔頂供給物に対する脱Ｃ４塔頂流は１１００モル／時である。新しい側面供給物は７８００モル／時（図１の残留物還流と同じ流量）である。入口ガス流量および組成は以前の実施形態と同じである。再圧縮と脱Ｃ４塔頂圧縮器は、合計１２．１ＨＰ／ＭＭｓｃｆｄの処理になる。ＬＮＧ設備へのガスは、０．０００３ｐｐｍ未満のベンゼンおよび０．０００２％未満のＣ５＋を含んでいた。さらに、塔７０への還流を別々にかつ別々の供給点で形成するために組み合わされた２つの流れ５２および１６を保持することは、改善されたベンゼン回収率をもたらす。

図７は、本明細書の第６の実施形態による混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステム７００の概略図である。図７に示す実施形態は、残留ガス流の純度を高める多重還流を提供する。残留ガスの一部は、流れ８０として送り返され、上部供給点で塔７０に入る前に熱交換器６内でそしてバルブ８２を通って冷却される。他の実施形態では、このステップは、別個の交換器で実行されてもよいことに留意されたい。還流流５２は、側面入口で塔７０に入る中間流として使用される。塔頂還流の流れとしての残留ガスの使用および中間流れとしての脱Ｃ４塔頂流の使用は、冷媒の補給のために分別することができる大量のＣ２およびＣ３と共に非常に純粋な生成物流れ６４を作り出す。この配置は、図１に示す実施形態で達成されるよりもはるかに多くのプロパンおよびエタンを塔７０内で回収する。このＨＰ／ＭＭｓｃｆｄは１３．８である。凍結への最も近い温度アプローチ（凍結点への温度の最接近）は５．５℃である。分離した流れとしての残留物還流の使用は、凍結成分の非常に高い回収率を生み出し、そしてＣ２およびＣ３の典型的な回収率よりも高い。しかしながら、塔の充填量は、残留物の還流のみが存在する塔頂部では低い。より高い液体充填量を達成するためのより高い還流の流量は馬力を増加させるであろうが、このタイプの配置は用途次第で状況によっては好ましいかもしれない。

図８は、本明細書の第７の実施形態による、混合炭化水素ガス流から高凍結点炭化水素を除去するための例示的なシステム８００の概略図である。この実施形態では、追加の塔が使用される。示されるように、流れ２８の一部は流れ２９として気液分離器９０に送られ、分離された液体は流れ９１として出る。流れ９１は、脱メタン化器、脱エタン化器、脱プロパン化器および／または脱デブタン化器を含み得る、領域９２に示される１つまたは複数の追加の塔に入る。脱エタン化器を使用して流れ９３として冷媒グレードのエタンをＬＮＧプラントに提供することができ、脱プロパン化器を使用して流れ９４として冷媒グレードのプロパンをＬＮＧプラントに提供することができる。いくつかの実施形態において、流れ９５として示される脱エタン化器および／または脱プロパン化器の塔頂流の一部は、液化プラントに、別の冷媒サービスに、または販売のために冷媒補給を提供するように経路指定され得る。他のサービスに必要とされないメタン、エタン、プロパンおよびブタンは、流れ９５として戻り方向に経路指定されて、流れ２８のバイパス部分に合流し、流れ２に合流するように経路指定されてもよい。

特定の実施形態では、本明細書に記載のいずれの実施形態でも、膨張器（エキスパンダー）１４の代わりに減圧バルブを使用することができる。特定の実施形態では、圧縮器（コンプレッサー）を使用してプラントに入るガスの圧力を高め、新しい効率的な設計を可能にすることができる。

様々な実施形態において、吸収塔の塔頂圧力は４００ｐｓｉａ超、例えば６７５ｐｓｉａであり、吸収塔圧力を低下させることは、全ての場合においてＣ２およびＣ３のより高い回収率、ならびにより過剰の脱ブタン化器の塔頂流をもたらす。所望であれば、吸収塔の圧力を下げることで、冷媒システムの補給に利用できるＣ２とＣ３の量が増えることになる。残留ガスの一部を冷却しそして部分的に凝縮させそして減圧することができ、そして次に還流としてではなく吸収塔の塔頂における熱交換のために使用することができることに留意されたい。

以下の表３および表６は、図１に関連して上述した実施形態の例示的な全体的な物質収支と再循環の流れを示す。表３は、９００ｐｓｉａの供給原料、供給原料中の５００ｐｐｍのベンゼン、および６７５ｐｓｉａの塔７０を有するシステム１００の流れ情報を提供する。これはまた“ベースケース”とも称される。

良好な物理的特性は、蒸気と液体を分離する能力を確実にする。上述の１つ以上の実施形態における吸収塔７０は、４つの理論ステージ（理論段）を使用することができる。以下の表４は、４つのステージ（４段）を用いた吸収塔７０内の例示的な蒸気及び液体特性を示す。

このデータは、分離に非常に良い条件を示す。これは、複数の再循環率、組成、および特に本明細書に記載の実施形態の経路指定に起因して可能である。これらの特性は、６７５ｐｓｉａでの軽質炭化水素の運転について驚くほど良好である。

上の表５に示すように、上記の実施形態におけるシステムは、ブタンおよび他の成分による高い希釈率と組み合わされた上流のベンゼンの除去により、プラント、拡張器出口、および塔内の最も低温の部分にて凍結から４０℃および９０℃離れている。

以下の表６は、１０００ｐｓｉａの入口および８００ｐｓｉａの吸収塔の「高圧ケース」、供給物中の４００ｐｐｍベンゼンについての物質収支流れ情報を提供する。メインのプロセスループ内の最小圧力は８００ｐｓｉａである。最低液面温度は２．８６ダイン／ｃｍである。それらは合理的な限界に近づいているが、蒸気および液体密度は依然として許容可能である。この場合は、非常に高い圧力で操作することの実現可能性を与える。プロセスフロー図は、図１の前の例と同じである。この場合、残留ガスの１０００ｐｓｉａへの再圧縮および脱Ｃ４塔頂流圧縮のための馬力は、７５７３ＨＰ、つまり１０．４ＨＰ／ＭＭｓｃｆｄである。プロセスの任意の時点でのベンゼンの凍結への最小の接近は５℃である。

本明細書の様々な実施形態では、物理的特性は、分離器内および塔内での分離について非常に良好であり、そして、引き出されてＬＮＧプラントに送られる新しい重複した再循環流中に過剰の液体がある。このように、本明細書の実施形態は、再圧縮要件のさらなる低減を伴って、一層高い圧力で動作し得る。圧力が増加するにつれて、揮発性の両方の変化に起因し、また、入手され得る圧力低下がより少なくても回収を維持するためにはより高い液体流量が望まれるので、過剰液体流量は減少する。

例えば、９００ｐｓｉａの供給ガスを用いそして吸収塔７０の塔頂での圧力を６７５ｐｓｉａから７００ｐｓｉａに上昇させて運転することは、入手され得る過剰溶媒の全てを使用し、そして低温分離器温度が２°Ｆ低下する。凍結への最も近い温度接近は、入口熱交換において５．２℃になる。分離のための物理的特性は依然として良好であり、最もタイトな点は、表面張力５．４ダイン／ｃｍ^２ならびに５．３ポンド／立方フィートの蒸気密度および２６ポンド／立方フィートの液体密度での塔７０の塔頂にある。この例では、入口ガスには５００ｐｐｍがなお含まれているが、溶媒の再循環率は変わらない。

別の例として、７２５ｐｓｉａでの運転も可能であるが、供給ガス中に５００ｐｐｍではなく４００ｐｐｍのベンゼンを伴う。物理的特性は依然として分離について許容可能である。凍結への最も近い接近は、入口熱交換において５℃になる。なおさらに、供給ガス中に３００ｐｐｍのベンゼンを伴って、７５０ｐｓｉａでの運転も可能である。

吸収塔の運転圧力が上昇した上記の場合では、供給ガス圧力は９００ｐｓｉａに維持される。吸収塔の圧力が上昇しそして供給ガス及び処理ガスの圧力が９００ｐｓｉａで一定に保たれると、再圧縮及び脱ブタン化器の塔頂圧縮のための所要動力は著しく減少する。これらの場合の吸収塔の塔頂圧力が６７５ｐｓｉａから７５０ｐｓｉａに変化すると、１ＭＭｓｃｆｄ入口ガス当たりの圧縮馬力の合計は１１．３６ＨＰ／ＭＭｓｃｆｄから８．０４ＨＰ／ＭＭｓｃｆｄに減少する。

分離に必要な減圧を減らすことは、プラントの圧縮動力の要件に大きな影響を及ぼす可能性がある。留意すべき非常に重要なこととして、これらのより高い圧力での物質移動および分離のための好ましい物理的特性は、再循環される大量のブタンおよび他の成分の結果であり、分離のためのより良好な物理的特性と共により高分子量のより豊富な流れを作り出し、同時に液相中のベンゼンの希釈を提供し、それによって凍結を防ぐ。上記の表５に示されているように、設計において最も低温部分の装置である塔７０は、最も凍結し難い。

以下の表７は、２つの例示的なケーススタディ間の物理的特性の変化を要約している。ベースとなるケースは、システムが、入口で９００ｐｓｉａ、吸収塔で６７５ｐｓｉａを有するシナリオである。高圧のケースは、システムが入口で１０００ｐｓｉａ、吸収塔で８００ｐｓｉａを有するシナリオである。

８００ｐｓｉａの塔運転に対してわずかに高い圧力、例えば８０５ｐｓｉａでの他の実施形態では、製品仕様は満たされ、動力要件はなお一層減少する。しかしながら、良好な物理的特性を確実にするためには、より豊富な供給ガスまたはより高い再循環率を使用すべきである。

吸収塔７０にステージ（段）を追加する前は、ベースケースの供給物についてはベンゼンの製品規格を満たすことができなかった。しかしながら、脱Ｃ４塔頂再循環および吸収塔７０に追加されたステージを有する本明細書の実施形態を使用して、高圧ケースで上述したように、ベンゼンの仕様は非常に広いマージンを伴って満たされた。ベースケースが非常に強固になり、高圧ケースが可能になった。高圧ケースの成分の相対揮発度（Ｋ値）は、ベースケースの１５５％から３６９％の範囲である。この尺度は、生成物ガスに対して損失を与えず、成分を液相に保ち、ベンゼン吸収を可能にすることがどれほど難しいかを示す。それでも、本明細書の実施形態の設計は、必要に応じてベンゼンの回収を可能にする。蒸気および液体の物理的特性もまた、高圧のためあまり好ましくない。しかしながら、それらはなお、良好な気液分離および吸収塔の適切な運転を可能にするための工業的に許容可能な限度内にある。この再循環の構成は、吸収塔を運転しそしてベンゼンおよびペンタンならびにより重質の成分を回収するために適当な量のブタンおよびより軽質な液体を適切な物理的特性で保持する手段を提供した。

したがって、本明細書の実施形態は、生成物ガスを精製し、また高圧で信頼性のある分離を可能にするようにプラントの最も低温の部分における物理的特性を改善しながら、液体を保持および再循環する独自の方法で重なり合う２つのループを有するシステムを作り出し、それによって、また、大幅により高濃度のベンゼンを含有するガスを処理しながら、動力要件が削減される（例えば、１０％〜３０％、あるいは３０〜５０％、あるいは１０〜５０％）。
本明細書における実施形態は、以下のことが可能である：
− 凍結成分を非常に高い圧力で取り除く；
− 最小限の圧力降下のみを使用する；
− 凍結を避ける；
− 合理的な流れの物理的特性で運転する；
− 装置数を最小限にする；そして
− たとえ再圧縮器が使用されなくても、入口圧力の非常に低い減少でＬＮＧ設備の運転を可能にする。

この高い入口圧力の応用例では、以前のいずれのケースとも同様のＨＰ／ＭＭｓｃｆｄを使用し、精製ガスを最も高い圧力で供給する。最も高い最小運転圧力を伴って、最も高い入口圧力でガスを処理するのを可能にすることが、最も効率的な運転である。

本開示の方法およびシステムは、上述し、図面に示したように、従来のシステムよりも高い圧力での高凍結点炭化水素の除去を提供する。本開示の装置および方法が、好ましい実施形態を参照して示され、説明されてきたが、当業者は、本開示の範囲から逸脱することなく変更および／または修正がなされ得ることを容易に理解するであろう。
なお、本発明に包含され得る諸態様は、以下のとおり要約される。
［態様１］
天然ガスから高凍結点成分を除去する方法であって、
熱交換器内の供給ガスを冷却すること、
分離容器内で前記供給ガスを第１の蒸気部分と第１の液体部分とに分離すること、
前記熱交換器を用いて前記第１の液体部分を再加熱すること、
前記再加熱された第１の液体部分を高凍結点成分流と非凍結成分流とに分離すること、
前記非凍結成分流を少なくとも部分的に液化すること、
吸収塔の上部供給点で、前記少なくとも部分的に液化した非凍結成分流を受け取ること、
前記吸収塔のより下部の供給点で、冷却された前記分離供給ガスの第１の蒸気部分を受け取ること、
前記吸収塔を使用して、高凍結点凍結成分を実質的に含まない塔頂蒸気生成物と、凍結成分および非凍結成分を含む塔底生成物液体流とを生成すること、ならびに
前記熱交換器を用いて前記吸収塔からの前記塔頂蒸気生成物を再加熱すること
を含む、上記方法。
［態様２］
前記吸収塔が１つ以上の物質移動ステージを含む、上記態様１に記載の方法。
［態様３］
拡張器−圧縮器を用いて再加熱された塔頂蒸気生成物を圧縮して圧縮ガス流を生成することをさらに含む、上記態様１または２に記載の方法。
［態様４］
前記圧縮ガス流を圧縮してより高圧の残留ガス流を生成することをさらに含む、上記態様３に記載の方法。
［態様５］
前記高圧残留ガス流を天然ガス液化設備に送ることをさらに含む、上記態様４に記載の方法。
［態様６］
前記再加熱された第１の液体部分を分離することが、蒸留カラム、蒸留塔、または脱ブタン化器を使用することを含む、上記態様４または５に記載の方法。
［態様７］
前記高圧残留ガス流の一部を前記非凍結成分流と混合すること、前記熱交換器内で前記の混合流を冷却すること、および前記吸収塔への塔頂供給物として前記混合流を使用することをさらに含む、上記態様６に記載の方法。
［態様８］
前記非凍結成分流を少なくとも部分的に液化することが、前記非凍結成分流の少なくとも一部を前記熱交換器で冷却および減圧することを含む、上記態様１〜７のいずれか１項に記載の方法。
［態様９］
前記非凍結成分流は、部分的に液化される前に圧縮器で圧力が高められる、上記態様８に記載の方法。
［態様１０］
前記吸収塔の前記上部供給点で受け取られる前記流れがスプレーとして導入される、上記態様１〜９のいずれか１項に記載の方法。
［態様１１］
当該方法が、前記非凍結成分流の一部を、前記熱交換器を通過させるように経路指定することをさらに含み、ここで前記非凍結成分流は、冷却のために前記の再加熱塔頂蒸気生成物を用いて部分的に液化され、かつ、当該方法が、前記非凍結蒸気流の冷却部分を前記吸収塔の側面入口へ経路指定することをさらに含む、上記態様１〜１０のいずれか１項に記載の方法。
［態様１２］
前記高圧残留ガス流の一部を、前記熱交換器および前記吸収塔へのバルブを通過させるように経路指定することをさらに含む、上記態様１〜１１のいずれか１項に記載の方法。
［態様１３］
前記塔底生成物液体流の一部を、前記吸収塔から、脱メタン化器、脱エタン化器、脱プロパン化器および脱ブタン化器から選択される１つ以上の追加の塔に経路指定することをさらに含む、上記態様１〜１２のいずれか１項に記載の方法。
［態様１４］
前記吸収塔運転圧力が、４００ｐｓｉａ、６００ｐｓｉａ、７００ｐｓｉａ、および８００ｐｓｉａのうちの１つを超える、上記態様１〜１３のいずれか１項に記載の方法。
［態様１５］
前記吸収塔の運転圧力が、入口ガス圧力の４００ｐｓｉａ、２５０ｐｓｉａ、２２５ｐｓｉａ、および１５０ｐｓｉａのうちの１つの範囲内である、上記態様１〜１４のいずれか１項に記載の方法。
［態様１６］
天然ガスからの高凍結点成分の除去が、高凍結点成分を凍結させることなく行われる、上記態様１〜１５のいずれか１項に記載の方法。
［態様１７］
天然ガスから高凍結点成分を除去するためのシステムであって、
供給ガスを冷却するための熱交換器、
前記供給ガスを第１の蒸気部分と第１の液体部分とに分離するための分離容器であって、前記第１の液体部分が前記熱交換器内で再加熱される分離容器、
前記再加熱された第１液体部分を高凍結点成分流と非凍結成分流とに分離するための第２の分離容器、および
冷却され減圧された非凍結成分流と冷却され減圧された第１の蒸気部分とを受け取るための吸収塔を含み、
前記吸収塔からの塔頂蒸気生成物が前記熱交換器で再加熱され、前記塔頂蒸気生成物が実質的に高凍結点成分を含まず、
前記吸収塔からの塔底生成物液体流が、高凍結点成分と非凍結成分とを含む、
上記システム。
［態様１８］
前記吸収塔が１つ以上の物質移動ステージを含む、上記態様１７に記載のシステム。
［態様１９］
前記再加熱された塔頂蒸気生成物を圧縮して圧縮ガス流を生成するための膨張器−圧縮器と、前記圧縮ガス流を圧縮してより高圧の残留ガス流を生成するための圧縮器とをさらに含む、上記態様１７または１８に記載のシステム。
［態様２０］
前記第２の分離容器が、蒸留カラム、蒸留塔、または脱ブタン化器である、上記態様１７〜１９のいずれか１項に記載のシステム。
［態様２１］
前記吸収塔の上部供給点に前記の流れを導入するためのスプレーをさらに含む、上記態様１７〜２０のいずれか１項に記載のシステム。
［態様２２］
前記塔底生成物液体流の一部を前記吸収塔から受け取るための１つまたは複数の追加の塔をさらに含み、この１つまたは複数の追加の塔が脱メタン化器、脱エタン化器、脱プロパン化器および脱ブタン化器から選択される、上記態様１７〜２１のいずれか１項に記載のシステム。

Claims (16)

1. 天然ガスから高凍結点成分を除去する方法であって、
   熱交換器内の供給ガスを冷却すること、
   分離容器内で前記供給ガスを第１の蒸気部分と第１の液体部分とに分離すること、
   前記熱交換器を用いて前記第１の液体部分を再加熱すること、
   前記再加熱された第１の液体部分を高凍結点成分流と非凍結成分流とに分離することであって、ここで、前記再加熱された第１の液体部分を分離することが、蒸留カラム、蒸留塔、または脱ブタン化器を使用することを含み、
   前記非凍結成分流を少なくとも部分的に液化すること、
   吸収塔の上部供給点で、前記少なくとも部分的に液化した非凍結成分流を受け取ること、
   前記吸収塔のより下部の供給点で、冷却された前記供給ガスから分離された第１の蒸気部分を受け取ること、
   前記吸収塔を使用して、高凍結点凍結成分を実質的に含まない塔頂蒸気生成物と、凍結成分および非凍結成分を含む塔底生成物液体流とを生成すること、
   前記熱交換器を用いて前記吸収塔からの前記塔頂蒸気生成物を再加熱すること、
   拡張器−圧縮器を用いて再加熱された塔頂蒸気生成物を圧縮して圧縮ガス流を生成し、この圧縮ガス流を圧縮してより高圧の残留ガス流を生成すること、ならびに
   前記高圧残留ガス流の一部を前記非凍結成分流と混合すること、前記熱交換器内で前記の混合流を冷却すること、および前記吸収塔への塔頂供給物として前記混合流を使用すること
   を含む、上記方法。
2. 前記吸収塔が１つ以上の物質移動ステージを含む、請求項１に記載の方法。
3. 前記高圧残留ガス流を天然ガス液化設備に送ることをさらに含む、請求項１に記載の方法。
4. 前記非凍結成分流を少なくとも部分的に液化することが、前記非凍結成分流の少なくとも一部を前記熱交換器で冷却および減圧することを含む、請求項１〜３のいずれか１項に記載の方法。
5. 前記非凍結成分流は、部分的に液化される前に圧縮器で圧力が高められる、請求項４に記載の方法。
6. 前記吸収塔の前記上部供給点で受け取られる前記流れがスプレーとして導入される、請求項１〜５のいずれか１項に記載の方法。
7. 当該方法が、前記非凍結成分流の一部を、前記熱交換器を通過させるように経路指定することをさらに含み、ここで前記非凍結成分流は、冷却のために前記の再加熱塔頂蒸気生成物を用いて部分的に液化され、かつ、当該方法が、前記非凍結蒸気流の冷却部分を前記吸収塔の側面入口へ経路指定することをさらに含む、請求項１〜６のいずれか１項に記載の方法。
8. 前記高圧残留ガス流の一部を、前記熱交換器および前記吸収塔へのバルブを通過させるように経路指定することをさらに含む、請求項１〜７のいずれか１項に記載の方法。
9. 前記塔底生成物液体流の一部を、前記吸収塔から、脱メタン化器、脱エタン化器、脱プロパン化器および脱ブタン化器から選択される１つ以上の追加の塔に経路指定することをさらに含む、請求項１〜８のいずれか１項に記載の方法。
10. 前記吸収塔運転圧力が、４００ｐｓｉａを超える、請求項１〜９のいずれか１項に記載の方法。
11. 前記吸収塔の運転圧力が、入口ガス圧力よりも１００〜４００ｐｓｉａ低い、請求項１〜１０のいずれか１項に記載の方法。
12. 天然ガスからの高凍結点成分の除去が、高凍結点成分を凍結させることなく行われる、請求項１〜１１のいずれか１項に記載の方法。
13. 天然ガスから高凍結点成分を除去するためのシステムであって、
    供給ガスを冷却するための熱交換器、
    前記供給ガスを第１の蒸気部分と第１の液体部分とに分離するための分離容器であって、前記第１の液体部分が前記熱交換器内で再加熱される分離容器、
    前記再加熱された第１液体部分を高凍結点成分流と非凍結成分流とに分離するための第２の分離容器であって、蒸留カラム、蒸留塔、または脱ブタン化器である前記第２の分離容器、
    冷却され減圧された非凍結成分流と冷却され減圧された第１の蒸気部分とを受け取るための吸収塔、ならびに
    前記再加熱された塔頂蒸気生成物を圧縮して圧縮ガス流を生成するための膨張器−圧縮器、および前記圧縮ガス流を圧縮してより高圧の残留ガス流を生成するための圧縮器を含み、
    前記吸収塔からの塔頂蒸気生成物が前記熱交換器で再加熱され、前記塔頂蒸気生成物が実質的に高凍結点成分を含まず、
    前記吸収塔からの塔底生成物液体流が、高凍結点成分と非凍結成分とを含み、
    前記高圧残留ガス流の一部を前記非凍結成分流と混合し、前記熱交換器内で前記の混合流を冷却し、および前記吸収塔への塔頂供給物として前記混合流を使用するように経路が指定される、
    上記システム。
14. 前記吸収塔が１つ以上の物質移動ステージを含む、請求項１３に記載のシステム。
15. 前記吸収塔の上部供給点に前記の流れを導入するためのスプレーをさらに含む、請求項１３または１４に記載のシステム。
16. 前記塔底生成物液体流の一部を前記吸収塔から受け取るための１つまたは複数の追加の塔をさらに含み、この１つまたは複数の追加の塔が脱メタン化器、脱エタン化器、脱プロパン化器および脱ブタン化器から選択される、請求項１３〜１５のいずれか１項に記載のシステム。

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