JPS63161381A - 高圧ガス流の分離方法 - Google Patents

高圧ガス流の分離方法

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JPS63161381A
JPS63161381A JP62319178A JP31917887A JPS63161381A JP S63161381 A JPS63161381 A JP S63161381A JP 62319178 A JP62319178 A JP 62319178A JP 31917887 A JP31917887 A JP 31917887A JP S63161381 A JPS63161381 A JP S63161381A
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シャンマック　シャーマ
ドニー　ケイ．ヒル
チャールズ　エイ．ダー
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MW Kellogg Co
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Abstract

(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。

Description

【発明の詳細な説明】 本発明は常態でガス状の高圧の炭化水素を低温で分離す
る方法に関する。より特定的に本発明は、従来的な出発
ガス留分の逐次的な膨張および冷熱の回収によって可能
な吊より多い冷熱を回収することのできる低温プロセス
流を形成する方法に関する。本発明の方法は例えば製油
所ガス分離、天然ガス液化、および天然ガス液分離に適
用される。
高圧ガスはまた油回収操作を増強１Ｊるために二酸化炭
素または窒素ガスを１Ｆ戸に注入することから生成り−
るこれらのガスを１０〜９０容積％含有してもよい。こ
の方法は液化石油ガス（ＬＰＧ）として飯売１ｙるため
にＣ−Ｃ４炭化水素を分離するために使用するのに特に
適している。
本発明に従うに、高圧ガスを第一の中間圧力に膨張しか
つ第一の単段平衡分離帯に導入する。第一の液体は第一
の分離帯から別個に回収し、第二の中間圧力に加圧し、
冷熱の回収により再蒸発し、次いで多段平衡分離帯に導
入する。エタン−含有ガス混合物を多段平衡分離帯から
回収し、冷却し、かつ第二の！４ｉ段平衡分離帯に導入
し、そこから第二の蒸気流と第二の液体流とを別個に回
収する。
次いで第二の液体流を、最初に膨張したガスと混合して
第一の単段平衡分離帯内に膨張する。
第１図は本発明の方法の流れ図である。
第２図はＬＰＧ製造を主目的とする製油所ガスの分離方
法の全体的流れ図であり、製油所ガスの流れ図の軽質ガ
ス部分にお（プる本発明の方法の使用を＠解する。
第１図を参照するに、例えば製油所ガス中に主としてメ
タン、Ｃ２炭化水素、および水素を含むとともに少量の
窒素とＣ３炭化水素とを含有１６軽質ガスを管１０を経
て分離系統に導入し、熱交換器２５内で冷却しかつター
ビン供給物フラッシュドラム２６内で分離する。フラッ
シュドラム２６からの蒸気流２７は出発の軽質ガスと組
成は似ているが、Ｃ−０３炭化水素含有率は低下してい
る混合軽質炭化水素を含有する高圧ガス流である。軽質
ガスが、窒素または二酸化炭素の噴入を採用する油回収
を増強する技術によって得られる天然ガスに由来するも
のである場合、管２７内の高圧ガス流の主要な成分は井
戸の関喝状態に従ってそれぞれ窒素または二酸化炭素で
あろう。窒素が存在する場合窒素はメタンの流れに大量
に同伴し、−ガニ酸化炭素はエタンの流れに大間に同伴
する。このような二元混合物製品として好ましくないな
い場合、二元混合物は特別に設計した下流の分溜系統内
で分離する。
本発明の方法へのガス状供給物は、冷熱を取り出すこと
のできる少くとも一段の膨張を可能にする一方、膨張し
たガスの一部分から典型的には３〜２８　Ｋｌ　／　ｃ
ｔｓ　２（絶対）の範囲内にある有用な送出圧力下にあ
る製品ガスを生成するのに十分な高圧下にあるのが好ま
しいであろう。この高圧は典型的には５〜５５υ／α２
　〈絶対）の範囲内にあるであろう。
本発明の方法において発生した冷熱によって熱の範囲内
の第一の中間圧力までタービン２８内で膨張しかつ本発
明の第一の分離帯であるフラッシュドラム３０に管２９
を経て導入する。この態様においてはタービンからの軸
動力は、フラッシュドラム３０からの第一の蒸気３１を
、熱交換器２５Ｂ内で蒸気から冷熱を回収した後、製品
ガスの送出圧力まで圧縮機３２内で再圧縮するために用
いる。
第一の液体流３３を蒸気流とは別にフラッシュドラム３
ｏから回収しかつポンプ３４によって第二の中間圧力ま
で昇圧する。第二の中間圧力はまた典型的には３〜３５
Ｋｇ／ｃ＊２　（絶対）であろうが、第一の中間圧力よ
り高いであろう。次に熱交換器２５Ａ内で第一の液体流
から冷熱を回収し、かつ得られる部分的に蒸発した流れ
を、多段平衡分離帯である脱エタン塔３６の上部の供給
点に管３５を経て導入する。管３５内の第一の液体流３
５をフラッシュドラム２６からの減圧液体と一緒にする
場合、脱エタン塔供給物は主としてＣ２およびＣ３炭化
水素であるが、Ｃ２成分は管１０内の出発軽質ガス中に
含まれるＣ２の僅かな部分でしかない。製油所ガスの処
理において塔３６はまた他の分離行程からの幾分Ｊ：り
重質な流れ（第１図には示さない）もまた受けいれる。
塔３６からの塔頂流３７はほんの僅かな量のメタンおよ
びＣ３炭化水素とともに主としてメタンとエチレンとを
含む。本方法を窒素で増強した油回収に対して用いる場
合、この流れおよび第一の蒸気流は主として窒素からな
るであろう。塔頂を流出する塔頂流を熱交換器３８内で
一５４℃まで冷却し次いでフラッシュドラム３９によっ
て示す第二の分離帯内にフラッシュする。このフラッシ
ュドラムから流出する第二の蒸気流４０から冷熱を回収
しかつこの第二の蒸気流を圧縮機３２から排出する第一
の蒸気流と−・緒にして、製油所ガスの場合、管４１内
のメタンに富む製品ガスをつくる。
塔頂流３７は、本態様においては第１の中間圧力より１
．５都／α２高い第２の中間圧力下に実質的にあるので
、第２の分離帯の機能は弁４３を経て膨張し、管２９中
のタービンで膨張した流れと合流する第２の液体流４２
をつくることである。
これらの低温流の混合物はタービン膨張のみによって１
９られるもの以上に冷熱の量を増加しまたそれによって
熱交換器２５Ａ内で回収する冷熱が増加する。
フラッシュドラム３０および３９によって示す第１およ
び第２の分離帯はＣ２およびより軽質のガスをそれぞれ
の供給物からフラッシュするのに十分に適した単段の分
離帯である。分離帯の典型的な操作条件は以下のとおり
である： 次に参照番号が第１図と共通である第２図を参照するに
、酸性ガスｄ３よびＣ５＋炭化水素成分を実質的に含ま
ない無水の製油所ガス流を管１を経て圧力１２に９／ｃ
ｍ２（絶対）にてＬＰＧ分離系統に導入する。典型的な
流れの組成は次のとおりである： 水素　　　　　　　　　９．２モル％ 窒素　　　　　　　　　４．１モルＸ ＣＨ４４５，６モ／Ｌ／　　％ Ｃ２Ｈ４／Ｃ２Ｈ６２８，４モル　ｘ ０３Ｈ６／Ｃ５１−１８９，２−Ｅ／ｌ／　　ＸＣ４Ｈ
８／Ｃ４ト１１ｏ　　　２．６モル　ＸＣ５＋　　　　
　　　　　　　　０．３モル　２この高圧ガス流を熱交
換器２内で一２９℃まで冷却しかつドラム分離器４内で
フラッシュする。
分離器４からの蒸気流を熱交換Ｖ９７中でさらに一５５
℃まで冷却しかつ分離器９内でフラッシュし、そこから
の蒸気部分を熱交換器２５内でざら一６８℃まで冷却し
、かつ分１１２６内でフラッシュし、出発時の水素およ
び窒素のほとんどすべて、メタンのほとんど、およびＣ
２成分の大体半分を含有する高圧ガス流を生成する。こ
のメタンに富む流れをタービン２８を通じて膨張し、圧
縮機３２のための軸動力をとり出し、かつ温度−９２℃
および圧力４幻／α２　（絶対）にて分子ｉｌ器３０内
に排出し、そこにおいて０２＋成分の多くを液体として
分離する。熱交換器２５のみが示しである一連の熱交換
器によって管３１内の残存するメタンに富む蒸気から冷
熱を回収しかつ得られる製品ガスを管４１内の送出圧力
５Ｋｇ／α２　（絶対）まで圧縮１ｌ１３２内で再圧縮
する。
分１！ｔ１９からの低温液体流１１を弁１２を経て圧カ
フυ／α２　（絶対）まで膨張し、熱交Ｊ！ｊ４器７に
流入する蒸気流５に冷熱を与える。所望ならば、この流
れの一部を膨張しかつ管１４を経て前方の工程へと送り
込ん、でよい。冷熱の回収に引続いて、分離器４からの
液体の膨張から得られる低温流１６と流れ１３とを一緒
にしかつ得られる管１７内の中間圧力の混合流を分離器
１８内にフラッシュする。、管１内の出発ガスの０３土
成分のほとんどを含んで得られる流れ２０を熱交換器２
内で出発ガスのための増強された冷熱源として用い、温
度−４℃にて流れ２３として熱交換器２から取出しかつ
脱エタン塔３６に導入する。
熱交換器２で必要としない流れ２０の残りの部分は管２
２を経て送出しかつ塔３６に導入するのに先立ち分離器
１８から流出する蒸気と一緒にする。流れ２３は１９お
よび２２の合併流よりも温度が高いので、流れ１７は塔
３６への導入に先立って明確な複数の部分へと予備的に
分溜されており従って塔の分離負荷が減少することは明
らかである。
分ＩＩｌ器２６からの液体は弁を紅で膨張し、管３５内
の流れと一緒にしかつ塔３６の上方の供給点に導入する
。この流れは下方の二つの供給物よりかなり低温である
ので、出発ガスの追加的な予備的分溜をはたす。脱エタ
ン塔３６の塔頂ガスは主として出発ガスのＣ２成分であ
り、これを−５４℃まで冷却しかつ分離器３９内でフラ
ッシュする。
主としてＣ２炭化水素およびメタンである得られる蒸気
流４０から冷熱を回収し、次いで、得られるより高温の
流れを圧縮機３２から排出する製品ガスと一緒にする。
分離器３９の圧力は分離器３０より”ＩＦ／α２以上＾
いので、タービン２８の吐出圧力下で操作する分離器３
ｏ内に液体流４２を膨張することにより冷熱をさらに回
収する。分離器３０からの非常に低い温度の液体３３を
ポンプ３４により塔の圧力まで昇圧しかつ熱交換器２５
内で流れから冷熱を回収する。得られる比較的高い温度
の流れ３５を次いで分離器２６からの下降流と一緒にし
て脱エタン塔に導入する。
脱エタン塔の機能は、勿論、塔底から取り出す所望のＬ
ＰＧ製品となるものから、Ｃ２およびそれより軽質の物
質を除去することである。塔底流４９はまた少量の０５
＋物質を含むのが、塔底流４９は、管５０を経て導入す
る予め分離された軽質ガソリンからＣ３／Ｃ４成分を分
離することが主な機能である脱ブタン塔４８内でさらに
分溜する。通常の操作においては、塔３６は熱交換器４
４によって再沸し、また塔４８の塔底物は熱交換器５５
によって再沸し、一方塔頂物は熱交換器５３によって冷
却しかつ還流する。塔４８内で実施する最終的分離の結
果、管５１がらＬＰＧ製品流をまた管５６から軽質ガソ
リン流を回収する。
これらの二つの塔を操作するについては、塔３６からの
塔底液体を再沸器５５によって塔４８内で再び蒸発せね
ばならないのは明らかである。この蒸発負荷を減少する
ために、塔３６の中間段４６からより軽質な液状の側流
を取り出し、側方再沸器（ｓｉｄｅ−ｒｅｂｏｉｌｅｒ
　）　４５内で蒸発しかっこの中間段の下方において塔
内に返戻しまた塔３６の伯の中間点から蒸気側流を抜き
出しがっ管４７を経て塔４８に導入する。再沸器４５が
、さもなければ再沸器４４において必要とするであろう
負荷にとってかわることはいうまでもない。
【図面の簡単な説明】
第１図は本発明の流れ図である。 第２図はＬＰＧ製造を主目的とする製油所ガスの分離の
ための流れ図である。

Claims (5)

    【特許請求の範囲】
  1. （１）ａ）高圧ガス流を第１の中間圧力まで膨張し、か
    つ得られる膨張したガス流を第１の単段平衡分離帯内に
    導入し； ｂ）この第１の単段平衡分離帯からの第１の蒸気流と、
    別な第１の液体流とを回収し； ｃ）第１の液体流を第２の中間圧力まで昇圧し； ｄ）第２の中間圧力下の第１の液体流から冷熱を回収し
    再蒸発流をつくりかつこれを多段平衡分離帯に導入し； ｅ）この多段平衡分離帯からエタン−含有ガス混合物を
    回収しかつ冷却し； ｆ）この冷却したエタン−含有ガス混合物を第２の単段
    平衡分離帯に導入し； ｇ）この第二の単段平衡分離帯からの第２の蒸気流と、
    別な第２の液体流とを回収し； ｈ）第２の液体流を第１の単段平衡分離帯内に膨張する ことを包含する混合軽質炭化水素を含有する高圧ガス流
    の分離方法。
  2. （２）第２の中間圧力下の第１の液体流との間接熱交換
    により、高圧ガス流を膨張に先立って冷却する特許請求
    の範囲第１項記載の方法。
  3. （３）高圧ガス流をタービンを通過して膨張する特許請
    求の範囲第１項記載の方法。
  4. （４）高圧ガス流が水素、メタンおよびエタンを含有し
    、第１および第２の中間圧力が３〜３５Ｋｇ／ｃｍ＾２
    （絶対）であり、また高圧ガス流が５〜５５Ｋｇ／ｃｍ
    ＾２（絶対）の圧力下にある特許請求の範囲第１項記載
    の方法。
  5. （５）高圧ガス流が１０〜９０容積％の窒素を含有し、
    また第１および第２の蒸気流が主として窒素を含有する
    特許請求の範囲第１項記載の方法。
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