JPH09505337A - 極低温分離 - Google Patents

Abstract

(57)【要約】 アルケン、該アルケンと同じ炭素数を有する対応するアルカン、及び少なくとも１種類のより重い炭化水素成分を含む炭化水素混合物を分離するための方法であって、次の工程ａ）上部還流段を有する第１蒸留塔(40)に、前記炭化水素混合物を供給すること；ｂ）第１蒸留塔(40)からアルケン及びアルカンに富む第１塔頂蒸気の流れ(40V)を回収すること、及び前記第１塔頂蒸気の流れ(40V)を第２蒸留塔(50)の中間蒸留段に送ること；ｃ）第２蒸留塔(50)からアルケンに富む第２塔頂蒸気の流れ(50V)を回収すること；ｄ）アルケンに富む第２塔頂蒸気の流れ(50V)を断熱的に圧縮すること、及び前記圧縮された蒸気を第２蒸留塔(50)の再沸器段(50B)に送って圧縮された蒸気を冷却かつ凝縮させ、そして液体再沸器の流れを加熱すること；を含む、前記の方法。

Description

【発明の詳細な説明】 極低温分離 本発明は、特に２種又はそれ以上の軽質ガスを含む混合物からエテン（エチレ ン）或いはプロペン（プロピレン）を回収するための、軽質ガスの極低温分離に 関する。 天然ガス、石油精製、石炭及び他の化石燃料を含む種々の供給源からＣ₁−Ｃ₂ アルカン及びアルケンのようなガス状炭化水素成分を回収するために、極低温技 術が大規模に使用されている。分解された炭化水素流出物流れの中の、その他の ガス状成分からの高純度エテンの分離は、プラスチック工業の化学原料の主たる 供給源となっている。通常１％未満の他の物質を含むポリマー級エテンは、多数 の工業的プロセスの流れから得る事ができる。炭化水素の熱分解及び水素添加分 解は、熱分解ガソリン、低級オレフィン及びＬＰＧの様な価値のある生成物のス レート（ｓｌａｔｅ）を、副生物のメタン及び水素と共に得るために、石油精製 で広く用いられている。周囲温度及び圧力近辺での従来の分離技術で、一連の液 化、蒸留、吸収等により、多くの分解流出物の成分を回収することができる。し かし、メタン及び水素を、これより価値あるＣ₂＋脂肪族炭化水素、特にエテン 、エタン、プロペン、及び／又はプロパンから分離するには、比較的高価な機器 及び処理エネルギーを必要とする。本発明の第１の重点は、分解ガスからのエテ ンの回収のための典型的な大規模極低温プラントに置かれる。典型的な極低温シ ステムは、米国特許第3,126,267号；3,702,541号；4,270,940号；4,460,396号； 4.496,380号；4,368,061号及び4,900,347号に記載されている。 軽質ガスの分離のための、エネルギー効率が良く又極低温機器における資本投 下を節約した、改良された極低温分離システムを提供することが本発明の目的で ある。 従って、本発明は、各々異なった標準沸点を有する少なくとも３種の揮発性成 分を含む混合物の分離のための極低温分離システムであって、 ａ）各々が上部還流段、中間蒸留段及び下部再沸器段を有する、第１及び第２ 蒸留塔；ここで第２蒸留塔は、第１蒸留塔からの第１塔頂蒸気の流れを受け入れ るよう操作上（ｏｐｅｒａｔｉｖｅｌｙ）接続される； ｂ）第２蒸留塔還流段からの少なくとも１種類の低沸点成分に富む第２塔頂蒸 気の流れを受入れ、そして断熱的に圧縮するために操作上接続された圧縮手段； ｃ）断熱的に圧縮された蒸気を凝縮し、かつ液体再沸器の流れを加熱するため の、断熱的に圧縮された蒸気を圧縮機手段から第２蒸留塔再沸器段に送る手段； ｄ）凝縮された蒸気の圧力を減じて、低沸点成分に富む部分的に気化されフラ ッシングされた混合物の流れを提供するためのフラッシング手段； ｅ）フラッシングされた混合物の流れを受入れ、その液体部分及び蒸気部分を 回収し、そして液体部分を第２蒸留塔還流段に送るための還流流体取扱い手段； ｆ）第２蒸留塔の中間段から、低沸点及び中間沸点の成分に富む中間液体の流 れを抜き出し、そして前記中間液体の流れを第１蒸留塔還流段に送るための手段 ； ｇ）第１蒸留塔再沸器段から、少なくとも１種の高沸点成分を回収するための 手段； ｈ）第２蒸留塔再沸器段から、少なくとも１種の中間沸点成分を回収するため の手段；ならびに ｉ）低沸点成分を回収するための手段 を含んで成る、前記のシステムにおける一面を含む。 さらに他の面において、本発明は、アルケン、該アルケンと同じ炭素数を有す る対応するアルカン、及び少なくとも一種類のより重い炭化水素成分を含む炭化 水素混合物を分離するための方法であって、次の工程 ａ）上部還流段を有する第１蒸留塔に、前記炭化水素混合物を供給すること； ｂ）第１蒸留塔からアルケン及びアルカンに富む第１塔頂蒸気の流れを回収す ること、及び前記第１塔頂蒸気の流れを第２蒸留塔の中間蒸留段に送ること； ｃ）第２蒸留塔からアルケンに富む第２塔頂蒸気の流れを回収すること； ｄ）アルケンに富む第２塔頂蒸気の流れを断熱的に圧縮すること、及び前記圧 縮された蒸気を第２蒸留塔の再沸器段に送って圧縮された蒸気を冷却かつ凝縮さ せ、そして液体再沸器の流れを加熱すること； ｅ）第２蒸留塔の再沸器段からの冷却かつ凝縮された蒸気をフラッシングして 、アルケンに富む部分的に気化されたフラッシングされた混合物の流れを与える こと； ｆ）フラッシングされた混合物の流れを回収及び分離して、液体部分及び蒸気 部分を与えること； ｇ）液体部分を第２蒸留塔の還流段に送ること； ｈ）第２蒸留塔の中間段から、アルケン及びアルカンに富む中間液体の流れを 抜き出すこと； ｉ）該中間液体の流れを第１蒸留塔還流段に送ること； ｊ）第１蒸留塔からより重い成分を回収すること； ｋ）第２蒸留塔再沸器段からアルカンを回収すること；並びに ｌ）アルケン生成物の流れを回収すること を含んで成る、前記の方法を含んでいる。 本発明は、大量のエテン、エタン及び／又はプロペン／プロパンを含む主とし てＣ₂〜Ｃ₄＋のガス状混合物を分離するために有用である。分解炭化水素ガスに は、通常少量のＣ₃＋炭化水素、窒素、二酸化炭素及びアセチレンと共に、有意 の量の水素及びメタンを通常伴う。アセチレン成分は、極低温操作の前に除去し 得る。典型的な石油製油所の廃ガス或いはパラフィン分解流出物は、全ての酸性 ガスを除去するために通常前処理され、そして極低温装置供給原料混合物を製造 するために、水を吸着するモレキュラーシーブ上で約１４５°Ｋの露点まで乾燥 される。典型的な供給原料ガスは、１０〜５０モルパーセントのエテン、５〜２ ０％のエタン、１０〜４０％のメタン、１０〜４０％の水素及び１０％以下のＣ₃ 炭化水素を含む分解ガスからなる。この供給原料は、本明細書中に記載される 改良された方法における使用に適するように、原料中の希望する成分を濃縮する ために脱メタンされ、そして脱プロパン及び／又は脱エタンされることができる 。 好ましい態様において、乾燥圧縮された分解供給原料ガスは、周囲温度或いは それ以下の温度において、及び少なくとも２５００ｋＰａ（３５０ｐｓｉｇ）、 好適には約３７００ｋＰａ（５２０ｐｓｉｇ）の操作圧力において、極低温条件 下の冷却装置内で数種の液体の流れとガス状のメタン／水素の流れとに分離され る。より価値あるエテンの流れは、従来の重合で使用するに適した高純度で回収 される。 本発明は、次に添付の図面を参照して更に詳細に記述される。図において： 図１は、分解と低温分留を利用したエテン生産のための典型的な炭化水素処理 の単位操作の配置を描写した、図式的な工程の流れ図である。 図２は、極低温留分を脱プロパンし、そしてＣ₃の流れをプロペンと他の生成 物の流れとに分割するための改良された多塔式蒸留部を詳細に示した、詳細な工 程及び装置図である。 図１を参照すると、示された処理プラントは従来の炭化水素分解装置 10 を含 み、これは新たな炭化水素供給原料 12 及び所望により再循環炭化水素 13 を転 化して、分解炭化水素流出物の流れを提供する。分解装置の流出物は分解装置 1 5 で従来技術によって分離されて、液体生成物 15L、Ｃ₃〜Ｃ₄石油ガス 15P、及 び主としてメタン、エテン、及びエタンからなり、かつ様々な量の水素、アセチ レン及びＣ₃＋成分を含む分解軽質ガスの流れ 15G を与える。分解軽質ガスは圧 縮機 16 により操作圧力に上げられ、そして熱交換の手段 17,18 によって大気 温度以下に冷却されて、本明細書に記載されたように極低温分離の原料を提供す る。 加圧された冷ガス状供給原料の流れは、連続的に配置された複数のデフレグメ ーター型の精留装置 20,24 の中で分離される。各々の精留装置は、複数の縦に 配置された間接熱交換通路からなる上部精留熱交換部 20R,24Rからの重力により 流れ落ちる凝縮した液体を下部ドラム部 20D,24D 内に溜めるために操作上接続 され、下部ドラム部からのガスは、熱交換通路内でのより低温の冷却流体又は他 の冷媒による間接的熱交換によって冷却されるために、この間接熱交換通路を通 って上向き方向に通過する。上方向に流れるメタンに富んだガスは熱交換通路の 縦の表面で部分的に凝縮され、上方向に流れるガスの流れと直接接触した還流液 体を形成して、下方に流れるより冷たい凝縮した液体の流れを提供し、それによ り凝縮した液体を徐々にエテン及びエタンに富ませる。 好ましいシステムは、低温で回収されるメタンに富む１次ガスの流れ 20V、及 びＣ₂炭化水素に富み又少量のメタンを含む少なくとも１つの１次液体凝縮物の 流れ 22 に分離するために、１次精留帯域または複数の連続して接続された連続 的により冷たくなる精留装置を有する冷却列に乾燥した供給原料ガスを導入する 手段を提供する。 凝縮された液体 22 は、少なくとも一つの一次液体凝縮物の流れを、一次精留 帯域から連続して接続された脱メタン域 30,34 を持つ分留システムへ送る事に よって、メタンを除去し精製される。適度に低い極低温温度が熱交換器 31 で用 いられて、第１脱メタン塔分留域 30 からの塔頂物を冷却し、第１脱メタン塔塔 頂蒸気の流れ 32 の中の一次液体凝縮物の流れからメタンの大部分を回収し、そ してエテン及びエタンに富み且つ実質的にメタンを含まない第１脱メタン塔底液 体の流れ 30L を回収する。有利には、第１脱メタン塔塔頂蒸気の流れは、プロ ピレン冷却ループから入手できるような適度に低温の冷却剤で冷却されて、第１ 脱メタン域 30 の塔頂部へ再循環する液体還流 30Rを提供する。 エテンに富む流れは、少なくとも第１脱メタン塔塔頂蒸気の流れの一部を、極 低温の最終脱メタン塔帯域 34 において更に分離することにより得られ、第１の エテンに富む炭化水素粗生成物の液体の流れ 34L 及び最終極低温脱メタン塔塔 頂蒸気の流れ 34V を回収する。残存する全てのエテンは最終脱メタン塔塔頂蒸 気の流れ 34V を、極低温熱交換器 36 を通して最終精留装置 38 に送ることに より回収され、最終脱メタン分留塔の塔頂部へ再循環するための最終極低温液体 還流の流れ 38R を得る。メタンに富む最終精留塔塔頂蒸気の流れ 38V は、実質 的にＣ₂＋炭化水素を含まずに回収される。二塔式脱メタン塔技術の使用により 、全脱メタンの熱交換の能力の大部分は、装置 31 の適度に低温の冷却剤により 供給され、そしてメタン及び軽質成分からのＣ₂＋炭化水素の分離に用いられる 冷却のための全エネルギー必要量は減少する。エテン製品の望まれる純度は、脱 エタン分留塔 40 内の第１脱メタン域からのＣ₂＋液体塔底の流れ 30L を更に分 留することにより達成され、Ｃ₃＋の流れ 40L 内のＣ₃とそれより重い炭化水素 とを除去し、そして第２の粗エテンの流れ 40V を与え、これは改良された操作 技術により実質的な凝縮も直接の還流も無しに蒸気として回収される。 本発明は、塔頂蒸気の流れ 40V を、一般的にＣ₂生成物スプリッターとして 知られる蒸留塔装置 50 の中間段に送ることにより、改良された運転経済性及び より安価な初期投資機器の要求を達成する。エテンに富む蒸気は、塔 50 から塔 頂 50V を経て回収される。所望により、ポリマー級生成物は、第２の粗エテン の流れ 40V 及び第１のエテンに富む炭化水素粗製品の流れ 34L を共に分留して 、精製されたエテン製品を得ることにより得られる。エタン塔底の流れ 50L は 、所望によって、適度に冷却された原料と熱交換器 17,18 及び／又は 20R 中で 間接的に熱交換することによる熱量の回収と共に、分解装置 10 に再循環出来る 。Ｃ₃＋の流れ 40L は、プロペン、ブテン等のその他の価値ある成分を回収する ため下流の分留設備に送っても良い。 塔頂蒸気の流れ 50V は、圧縮機装置 60 で断熱的に圧縮され、再沸器 50B へ のヒートポンプとしてエネルギーを回収され、その後流れ 50Vは、トリム冷却器 62 からの所望のバイパスの流れと一緒になり、そしてエテンに富む流れを部分 的に凝縮するフラッシング手段 64 により減圧される。部分的に凝縮された流れ は相分離容器 66 に供給され、これは塔 50 の還流段に供給される液体還流の流 れ 50R、及び再圧縮のために塔塔頂の流れ 50Vと結合される非凝縮蒸気の流れ 6 9 を回収する。エチレン生成物は圧縮機 60 から液体流れ 68 として便利に回収 できる。 本発明の主たる利益は、流れ 40V の入口近辺から塔 50 のＣ₂の液体の流れ 4 0R を抜き出すこと、及び液体 40R を塔 40 の上部段に還流として送る事により 実現される。有効還流比は、０．５未満に、好適には１：５〜１：１０に、そし て最も好適には約０．１５（液体還流の重量／全塔頂蒸気の重量）に保たれる。 本発明のこの特徴は、既存技術の蒸留法による現行システムの運転との比較にお いて理解できる。 Ｃ₂極低温回収システムについての主たる運転上の利益の一つは、より低い圧 力で、同一の蒸留塔で達成できるエタンとエテンの高められた分離である。隣接 する二本の蒸留塔間での「関係の密接な(umbilical)」還流配置の組合せは、本 技術のユーティリティー費用に多大な節約を及ぼす。 改良されたプロペン回収分留システムを図２に示す。ここで、順序を示す番号 は図１の対応する機器の番号に相当する。供給原料はプロペンに富む原料の流れ 130L で例示され、この原料はＣ₂−成分及び重質分解液を除去するために脱エタ ンされて、プロペン、プロパン、及びブテン及びブタンのようなＣ₄＋成分を含 むガス状或いは液状供給原料を与える。例えば、付加的流れ 130A のような複数 の液体又はガスの原料を用いることができる。図２に描写したように、各々が上 部還流段、中間蒸留段及び下部再沸器を持つ第１及び第２蒸留塔 140、150 があ り、第２蒸留塔 150 は、第１蒸留塔 140 からの第１塔頂蒸気の流れ 140V を中 間段で受入れるよう操作上接続されている。本システムは、圧縮機、ポンプ及び バルブ調節手段による典型的な極低温流体処理システムと同様に、第２蒸留塔内 の操作圧力を前以て決定された圧力に調節するための、従来の手段を含んでいる 。 一段圧縮で通常は十分であるが、図２に示した実施例では、多段圧縮の手段 1 60A、160B が操作上接続されており、第２蒸留塔上部還流段からの少なくとも一 種類の低沸点成分（例えばプロペン）に富む第２塔頂蒸気の流れ 150V を、断熱 圧縮するために受入れる。この圧縮された蒸気を凝縮しそして液体の再沸器の流 れを加熱するために、断熱圧縮された蒸気を最終段圧縮機 160B から第２蒸留塔 再沸器段 150B へと送るために導管手段 161 が備えられる。 凝縮された蒸気の圧力を減じて低沸点成分に富む部分的に蒸発したフラッシン グされた混合物の流れを提供するために、フラッシング装置が備えられる。これ は、一段のフラッシング装置で達成可能である；しかし、流体の流れのために操 作上接続され、かつ対応する圧縮機に機械的に連結された一連の膨脹タービン 1 64A、164B によって圧力を下げて、減圧段階のフラッシング膨脹からのエネルギ ーを回収することは有利である。中間分離器装置 165 は、第１段で圧縮された 蒸気の流れ 160c と混合するための、第２段圧縮機 160B への供給原料としての 中間の蒸気の流れ 165V を与える。 還流流体取扱い手段は、フラッシングされた混合物の流れ 164V を受入れ、液 体部分 150R を回収し、そしてこの液体部分 150R を第２蒸留塔 150の還流段に 送るために、操作上接続された分離器装置 166 によって与えられる。ポンプ手 段 140P は、第２蒸留塔 150 の中間段から低沸点及び中間沸点の成分（例えば プロペン及びプロパン）に富んだ液体流れ 140R を抜出し、そして中間液体の流 れを第１蒸留塔 140 の還流段に送るために、導管によって操作上接続されてい る。望まれる還流比（即ち０．５未満）は、ポンプ 140P、バルブ手段、比率調 節器等の従来の流体処理手段により調節できる。 塔底の導管手段 140L は、第１蒸留塔再沸器段から少なくとも一種の高沸点成 分（例えばＣ₄＋）を回収し、導管手段 150L は、第２蒸留塔再沸器段から少な くとも１種の中間沸点成分（例えばプロパン）を回収し、そして導管手段 168 は、圧縮機 160B から低沸点成分（例えばプロペン）を回収する。 一次蒸留装置の還流の熱負荷が第２蒸留装置の精留により与えられるという「 関係の密接な」配置から十分な得るためには、第１蒸留装置の操作圧力を、実質 的に第２蒸留塔操作圧力以下に、通常は第２塔の絶対圧力より１０〜２０％高い 圧力未満に維持するために従来の流体調節手段を設置することが望ましい。より 重い炭化水素からのプロペンの分離において、脱プロパン塔のより低い圧力での 運転はその再沸器段におけるより低い温度での運転を可能とし、従って、特にブ テン及びジエンのような不飽和Ｃ₄化合物の重合という、この領域での望ましく ない反応を避ける。 実施例 本発明によるポリマー級エテンの生産について、エネルギー要求を伴うある物 質収支が与えられ、そして従来の極低温蒸留法と比較される。次の表において、 全ての装置は、定常状態の連続した流れの条件に基づいており、各流れの成分の 相対量は、供給流れの 100部の重量に基づいている。脱エタン塔及びＣ₂スプリ ッター塔運転のユーティリティー所用量が与えられている。 単位操作の配置が、従来の還流型蒸留装置に比較して、脱エタン塔帯域に於け る還流液の冷却の必要量の減少をもたらすと言うことは、極低温技術に精通した 技術者によって理解される。 低圧の組合された脱エタン塔／Ｃ₂スプリッターシステムは、従来の高圧の分 離した脱エタン塔／Ｃ₂スプリッターシステムより、２０％少ない工程冷却を必 要とする。更に、組合わされた脱エタン塔／Ｃ₂スプリッターシステムの資本設 備費は、従来のシステムより低い。組合された低圧の脱エタン塔／Ｃ₂スプリッ ターシステムの利点は、二つの分野に分類できる：低圧での脱エタンを行う利点 、及び脱エタン塔に還流を行うために、Ｃ₂スプリッターを用いる利点である。 脱エタン塔をより低い塔頂圧力（859.75 kPa対2983.33 kPa）で運転するこ とは、エタンとプロピレンの分離を容易にする。改良された分留性能は、エタン とプロピレンとの相対揮発度と蒸留圧力が反比例することに起因する。改良され た性能は、上記の低圧脱エタン塔に於ける還流のより低い必要量によって証明さ れる。低圧の脱エタン塔の性能還流比（performance reflux ratio）は、従来の 高圧の脱エタン塔での必要な比が０．３８であるのに対し、あるエテン回収装置 で０．２未満、好適には０．１５に保たれた。 低圧の脱エタン塔のための減少された還流の必要量は、二つの直接的な利益を 与える：1)脱エタン塔塔頂蒸気を凝縮するのに必要な工程冷却の減少。より少な い還流しか必要としないので、凝縮されるべき蒸気もより少ない。この結果、冷 却システム圧縮機の運転のユーティリティーの直接的な節約が得られる；2)少な い還流液容積による、還流液のポンプ輸送費用の減少。 低圧の脱エタン塔の追加の利益は、凝縮するプロピレン冷媒で塔の再沸を行う ことが可能である事である。低圧の脱エタン塔は、高圧の脱エタン塔より低い再 沸器温度を必要とする（289.8°K対344.4°K）。低圧の脱エタン塔のより低い再 沸器温度は、ほぼ高圧のプロピレン冷媒の凝縮温度（露点温度）である。従って 、低圧脱エタン塔再沸器は、冷却システムにエネルギーのクレジットを与えなが ら冷媒を凝縮するために使用出来る。 脱エタン塔用の還流を与えるためのＣ₂スプリッターからの液体の抜出しの使 用は、従来の分離した脱エタン塔／Ｃ₂スプリッターのシステムより安価な設計 を生じる。組合せ及び分離のシステムの双方共、同じ蒸留塔、塔の再沸器、及び Ｃ₂スプリッターのヒートポンプ装置を必要とする。しかし、従来の脱エタン塔 ／Ｃ₂スプリッターのシステムは、脱エタン塔塔頂凝縮器及び脱エタン塔還流ド ラムが必要であるのに対し、本発明の組合せシステムではそれらの成分は必要な い。結果として、組合せシステムの全装置経費は従来システムより低い。 Ｃ₂スプリッター塔からの液体の抜出しは、Ｃ₂スプリッターの運転に有意には 影響しない。Ｃ₂スプリッター塔内の液の流量は、脱エタン塔還流に用いられる 液の抜出し量より高いオーダーである。Ｃ₂スプリッターのヒートポンプの電力 必要量は、脱エタン塔還流の流れが、Ｃ₂スプリッター塔から抜出されたとき３ ％未満増加する。 Ｃ₂スプリッターのトリム冷却器負荷の増加は、脱エタン塔凝縮器の省略によ って十二分に相殺される。脱エタン塔／Ｃ₂スプリッターのシステムに於いて、 工程冷却を要する二つの装置は、脱エタン塔凝縮器とＣ₂スプリッターのトリム 冷却器である。組合せられた低圧脱エタン塔／Ｃ₂スプリッターのシステムは、 従来のシステムに対し、全冷却必要量の２０％の正味減少を提供する。

───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (51)Int.Cl.⁶ 識別記号 庁内整理番号 ＦＩ Ｃ０７Ｃ 11/06 6958−4Ｈ Ｃ０７Ｃ 11/06 Ｃ１０Ｇ 7/00 9279−4Ｈ Ｃ１０Ｇ 7/00 Ｆ２５Ｊ 3/02 9344−4Ｄ Ｆ２５Ｊ 3/02 Ｂ (72)発明者 ピッカリング，ジョン・エル，ジュニアー アメリカ合衆国テキサス州77345―1758, キングウッド，マウント・フォレスト・ド ライブ 2002

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １．各々異なった標準沸点を有する少なくとも３種の揮発性成分を含む混合物の 分離のための極低温分離システムであって、 ａ）各々が上部還流段、中間蒸留段及び下部再沸器段を有する、第１及び第２ 蒸留塔；ここで第２蒸留塔は、第１蒸留塔からの第１塔頂蒸気の流れを受け入れ るよう操作上接続される； ｂ）第２蒸留塔還流段からの少なくとも１種の低沸点成分に富む第２塔頂蒸気 の流れを受入れ、そして断熱的に圧縮するために操作上接続された圧縮手段； ｃ）断熱的に圧縮された蒸気を凝縮し、かつ液体再沸器の流れを加熱するため の、断熱的に圧縮された蒸気を圧縮機手段から第２蒸留塔再沸器段に送る手段； ｄ）凝縮された蒸気の圧力を減じて、低沸点成分に富む部分的に気化されフラ ッシングされた混合物の流れを提供するためのフラッシング手段； ｅ）フラッシングされた混合物の流れを受入れ、その液体部分及び蒸気部分を 回収し、そして液体部分を第２蒸留塔還流段に送るための還流流体取扱い手段； ｆ）第２蒸留塔の中間段から、低沸点及び中間沸点の成分に富む中間液体の流 れを抜き出し、そして前記中間液体の流れを第１蒸留塔還流段に送るための手段 ； ｇ）第１蒸留塔再沸器段から、少なくとも１種の高沸点成分を回収するための 手段； ｈ）第２蒸留塔再沸器段から、少なくとも１種の中間沸点成分を回収するため の手段；ならびに ｉ）低沸点成分を回収するための手段 を含んで成る、前記のシステム。 ２．第１蒸留塔の操作圧力を、上記第２蒸留塔の操作圧力より高いが２０％よ りは高くなく維持するための圧力調節手段を含む、請求項１に記載の分離システ ム。 ３．アルケン、該アルケンと同じ炭素数を有する対応するアルカン、及び少な くとも１種類のより重い炭化水素成分を含む炭化水素混合物を分離するための方 法であって、次の工程 ａ）上部還流段を有する第１蒸留塔に、前記炭化水素混合物を供給すること； ｂ）第１蒸留塔からアルケン及びアルカンに富む第１塔頂蒸気の流れを回収す ること、及び前記第１塔頂蒸気の流れを第２蒸留塔の中間蒸留段に送ること； ｃ）第２蒸留塔からアルケンに富む第２塔頂蒸気の流れを回収すること； ｄ）アルケンに富む第２塔頂蒸気の流れを断熱的に圧縮すること、及び前記圧 縮された蒸気を第２蒸留塔の再沸器段に送って圧縮された蒸気を冷却かつ凝縮さ せ、そして液体再沸器の流れを加熱すること； ｅ）第２蒸留塔の再沸器段からの冷却かつ凝縮された蒸気をフラッシングして 、アルケンに富む部分的に気化されたフラッシングされた混合物の流れを与える こと； ｆ）フラッシングされた混合物の流れを回収及び分離して、液体部分及び蒸気 部分を与えること； ｇ）液体部分を第２蒸留塔の還流段に送ること； ｈ）第２蒸留塔の中間段から、アルケン及びアルカンに富む中間液体の流れを 抜き出すこと； ｉ）該中間液体の流れを第１蒸留塔還流段に送ること； ｊ）第１蒸留塔からより重い成分を回収すること； ｋ）第２蒸留塔再沸器段からアルカンを回収すること；並びに ｌ）アルケン生成物の流れを回収すること を含んで成る、前記の方法。 ４．工程（ｉ）が、０．５０以下の有効還流比で行われる、請求項３に記載の 方法。 ５．工程（ｉ）が、０．１５以下の有効還流比で行われる、請求項３または４ に記載の方法。 ６．工程（ｇ）が、０．５０以下の有効還流比で行われる、請求項３〜５のい ずれか１項に記載の方法。 ７．第１蒸留塔内の絶対圧力を、第２蒸留塔の絶対圧力より１０％以上高くな いように維持する工程を含む、請求項３〜６のいずれか１項に記載の方法。 ８．上記アルケンがエテンであり、又アルカンがエタンである、請求項３〜７ のいずれか１項に記載の方法。 ９．上記アルケンがプロペンであり、又アルカンがプロパンである、請求項３ 〜７のいずれか１項に記載の方法。