JPS63163770A - 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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JPS63163770A
JPS63163770A JP62319179A JP31917987A JPS63163770A JP S63163770 A JPS63163770 A JP S63163770A JP 62319179 A JP62319179 A JP 62319179A JP 31917987 A JP31917987 A JP 31917987A JP S63163770 A JPS63163770 A JP S63163770A
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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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    • F25J2270/02—Internal refrigeration with liquid vaporising loop
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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
な看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圓する。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。
出発高圧ガスはまた油回収操作を増強するためにガスを
井戸に注入することから生成する二酸化炭素または窒素
をかなりのｍ含有してもよい。この方法は液化石油ガス
（ＬＰＧ）として販売するために０３〜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、高圧ガス流は冷却しかつ第１の蒸気部
分および第１の液体部分に分離する。第１の蒸気部分は
さらに冷却しかつ第２の蒸気部分と第２の液体部分とに
分離する。ｍｌおよび第２の液体部分は次いでより低い
中間圧力まで膨張しかつ一緒にする。次いで得られる中
間圧力の混合流から冷熱を回収する。
第１図は本発明の方法の流れ図である。
第２図は主目的たるＬＰＧ製造のための製油所ガスの分
離方法の流れ図であり、また製油所ガスの流れの上流部
分にお＃Ｊる本発明の使用を例解する。
第１図を参照するに、混合軽質炭化水素を含有する高圧
ガス流を管１を経て分離系統に導入する。
この態様においては高圧ガス流は少量のＣ２から０６の
炭化水素、水素および若干の窒素とともに主としてメタ
ンを含有する。
供給混合物は冷熱を取り出すことのできる少くとも二段
の膨張を行うのに十分に高い圧力、典型的には５〜５５
幻／α２　（絶対）の範囲内の圧力下にあるであろう。
中間圧力の範囲は典型的には３〜４０υ／ｃＲ２（絶対
）であろう。出発混合物が所望としない水、硫化水素、
または二酸化炭素を含む程度に応じて、これらの成分を
本発明の方法の上流において既知の方法によって除去す
る。
炭化水素ガスが、増強した油回収操作からの窒素または
二酸化炭素を出発高圧ガス流の１０〜９０容積％の量に
て含む場合、これらの成分は本方法における軽質ガス中
に残存し、通常筒１の蒸気流の主成分となるであろう。
高圧ガス流は流れ３によって示すごとき利用可能な何ら
かの低ＦｊＡ流によって熱交換′ａ２内で冷却するが、
分離系統内で発生する冷熱により冷却するのが好ましい
。得られる冷却した高圧ガス流は実質的に同じ高い圧力
の下でフラッシュドラム４によって示す第１の分離帯に
導入し、そこから第１の蒸気流５と第１の液体２！６と
を取り出す。
第１の然気流は流れ８によって示すごとき利用可能な何
らかの低温流によって熱交換器７内でさらに冷却するが
、分離系統内でさらに発生し、管１３によって熱交換器
７に供給する冷熱によって冷却するのが好ましい。得ら
れる冷却した流れは次いで、実質的に同じ高い圧力の下
でフラッシュドラム９によって示す第２の分離帯に導入
し、そこから第２の蒸気流１０と第２の液体流１１とを
取り出す。製油所ガスに対する適用においては、第２の
蒸気流は出発時のメタンのほとんど、出発時の水素およ
び窒素の実質的にすべてと少量の０２〜Ｃ３炭化水素を
含みまた第２の液体流は主としてＣ２〜Ｃ３炭化水素を
含むであろう。第２の液体流１１の少くとも主な部分は
弁１２を経て膨張し第２の中間圧力流１３を生成する。
流れ１１の残りの部分はもしそれがあるならば下流の分
離工程に管１４によって送出する。
フラッシュドラム４から取出した第１の液体流６は弁１
５を経て膨張し第１の中間圧力流１６をつくり、これを
第２の中間圧力流１３と一緒にして中間圧力の混合流１
７とする。製油所ガスに対する適用においては、この中
間圧力の混合流１７は主としてＣ２炭化水素を含むとと
もに、少量の０３〜Ｃ５炭化水素、若干のメタンを含み
水素または窒素を実質的に含まない。中間圧力混合流１
７を管１７Ａを経てフラッシュドラム１８により示す第
３の分離帯に導入することによりＣ２＋炭化水素から０
１留分をさらに得ることができる。
フラッシュドラム１８から第３の蒸気流１９と第３の液
体流２０とを取り出す。流れ１７の一層の分離を所望と
しないならば、第３の分離帯は用いず、中間圧力混合流
１７は管１７Ｂを通って流れる。
弁１２および１５を経ての膨張により、中間圧力混合流
は典型的に一１℃から一８５℃の範囲内の温度下にあり
また出発炭化水素混合物の０３＋成分のほとんどを含有
するので、重要な冷熱源をなす。この冷熱は熱交換器２
における管２１によって示すごとく全体的流れ図の他の
工程において回収・使用してもよいが、管１により流入
する炭化水素混合物を冷Ｗすることによって回収するの
が好ましい。
第２図から明らかなごとく、本発明の方法は分別蒸溜系
統の上流においてガス混合物の予備的分溜に使用するの
が好適である。中間圧力混合流は二つの温度、すなわち
冷熱の回収の前および後の温度にて利用可能であるので
、より低温の部分を管２２を経て下流の分溜塔の適当な
供給点に送る一方、より高い温度の部分を管２３を経て
同じ下流の分溜塔のより下方の供給点に送ることにより
、追加的な予備的分溜を行うことができる。
第１、第２および第３の分離帯は分溜塔またはその一部
分であってよいが、フラッシュドラムによって示す水素
とメタンとを含むのが好ましい。
分離帯の代表的な操作条件は以下のごとくである： 次に参照数字が第１図と共通である第２図を参照するに
、酸性ガスおよび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１２Ｎ９／α２
　（絶対）にてＬＰＧ分離系統に導入する。代表的な流
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％Ｃ８４４５，６モル％ Ｃ２Ｈ４／Ｃ２Ｈ６２８，４モル％ Ｃ３Ｈ６／Ｃ３Ｈ８９，２モル％ Ｃ４Ｈ８／Ｃ４Ｈ１ｏ　　　　２．６モル％Ｃ５＋　　
　　　　　　　　　　　０．３モル％この高圧ガス流を
熱交換１２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器７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℃まで冷部し、
かつ分離器２６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Ｃ２
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
器３２のための軸動力をとり出し、かつ温度−９２℃お
よび圧力４に９／α２　（絶対）にて分離器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含む蒸気から冷熱を
回収しかつ得られる製品ガスを管４１内の送出圧力５Ｋ
ｇ／ｃＩ１２（絶対）まで圧縮機３２内で再圧縮する。
分離器９からの低温液体流１１を弁１２を経て圧カフ附
／ｃＩＲ２（絶対）まで膨張し、熱交換器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Ｉｌｉ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Ｃ３＋成分のほ
とんどを含んで得られる流れ２ｏ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２ｏ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１１
１１１６１８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Ｗｉ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！１１１２６からの液体は弁を経て膨張し、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３ｏより１に！Ｉ／ａ！１２
以上高いので、タービン２８の吐出圧力下で操作する分
！１ｉ器３０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！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
＋物質を含むので、塔底流４９は、管５０を経て導入す
る予め分離された軽　ノ質ガソリンから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４４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からＬＰＧ製品流をまた情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ｊ？５４８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−ｒｅｂｏｉｌ
ｅｒ　＞　４５内で蒸発しかつこの中間段の下方におい
て塔内に返戻しまた塔３６の他の中周点から蒸気側流を
抜き出しかつ管４７を経て塔４８に導入する。再沸器４
５が、さもなければ再Ｓｔ！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ｌ！ｉ　ｌｌ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
ための全体的流れ図である。

Claims (10)

    【特許請求の範囲】
  1. （１）ａ）高圧ガス流を冷却しかつ得られる冷却した高
    圧ガス流を第１の分離帯に導入し； ｂ）この第１の分離帯から第１の蒸気流と別個な第１の
    液体流とを回収し； ｃ）この第１の液体流を膨張して第１の中間圧力の流れ
    を形成し； ｄ）第１の蒸気流を冷却しかつ得られる冷却した流れを
    第２の分離帯に導入し； ｅ）第２の分離帯から第２の液体流を回収し；ｆ）この
    第２の液体流の少くとも大部分を膨張して第２の中間圧
    力の流れを形成し； ｇ）第１および第２の中間圧力の流れを合流して中間圧
    力の混合流を形成し；かつ ｈ）この中間圧力の混合流の少くとも一部分から冷熱を
    回収する 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１の中間圧力流と合流するのに先立つて第２の
    中間圧力流から冷熱を回収する特許請求の範囲第１項記
    載の方法。
  3. （３）第２の中間圧力流から回収した冷熱を第１の蒸気
    流を冷却するのに用いる特許請求の範囲第２項記載の方
    法。
  4. （４）中間圧力の混合流から回収した冷熱を高圧ガス流
    を冷却するのに用いる特許請求の範囲第１項記載の方法
    。
  5. （５）中間圧力の混合流を第３の分離帯に導入しかつメ
    タンを含有する第３の蒸気流を第３の分離帯から回収す
    る特許請求の範囲第１項もしくは第２項のいづれか１項
    に記載の方法。
  6. （６）第１の蒸気流が水素とメタンとを含む特許請求の
    範囲第１項記載の方法。
  7. （７）第１および第２の分離帯が単段平衡分離帯である
    特許請求の範囲第１項記載の方法。
  8. （８）高圧ガス流が５〜５５Ｋｇ／ｃｍ＾２（絶対）の
    圧力下にありまた中間圧力流が３〜４０Ｋｇ／ｃｍ＾２
    （絶対）の圧力下にある特許請求の範囲第１項または第
    ２項のいづれか１項に記載の方法。
  9. （９）高圧ガス流が１０〜９０容積％の窒素を含有しま
    た第１の蒸気流が主として窒素を含む特許請求の範囲第
    １項または第２項のいづれか１項に記載の方法。
  10. （１０）高圧ガス流を１０〜９０容積％の二酸化炭素を
    含有しまた第１の蒸気流が主として二酸化炭素を含有す
    る特許請求の範囲第１項または第２項のいづれか１項に
    記載の方法。
JP62319179A 1986-12-19 1987-12-18 高圧ガス流の分離方法 Pending JPS63163770A (ja)

Applications Claiming Priority (2)

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US06/944,274 US4711651A (en) 1986-12-19 1986-12-19 Process for separation of hydrocarbon gases
US944274 1986-12-19

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