JPS63166402A - 炭化水素の分離方法 - Google Patents
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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。
め要約のデータは記録されません。
Description
【発明の詳細な説明】
本発明は炭化水素混合物を二つの分留帯内で分離する方
法に関する。一層詳細には、本発明は第1の分留帯から
抜出しかつ第2の分留帯に導入する流れを予備的に分離
する方法に関する。本発明の方法は常態で液状のおよび
常態でガス状の炭化水素にともに適用できまた例えば製
油所ガス分離および天然ガス液分離において03〜C4
液化石油ガス(LPG)を製造するのに特に適している
。
法に関する。一層詳細には、本発明は第1の分留帯から
抜出しかつ第2の分留帯に導入する流れを予備的に分離
する方法に関する。本発明の方法は常態で液状のおよび
常態でガス状の炭化水素にともに適用できまた例えば製
油所ガス分離および天然ガス液分離において03〜C4
液化石油ガス(LPG)を製造するのに特に適している
。
常態でガス状の炭化水素の分離においては、本発明の方
法への出発ガス流は、油回収操作を増強するために二酸
化炭素または窒素を井戸に注入することから生成す゛る
これらのガスをかなり含有するであろう。
法への出発ガス流は、油回収操作を増強するために二酸
化炭素または窒素を井戸に注入することから生成す゛る
これらのガスをかなり含有するであろう。
本発明に従うに、非炭化水素ガスを随息的に含有する炭
化水素混合物を第1の分留帯の少なくとも一つの上方の
供給点に導入し、そこから第1の塔頂蒸気流と第1の塔
底液体流とを取出す。第1の塔底液体流は第2の分留帯
の中間にある供給点に導入し、そこから第2の塔頂蒸気
流と第29塔底液体流とを抜き出す。第1の分留帯の中
間にある側方法出し点から液体側流を抜き出し、再沸し
、かつこの中間側方後出点より下方の位置において第1
の分留帯に再導入する一方、この中間液体側方抜出し点
より下方、望ましくは側方再沸器の返戻点より下方にお
いて蒸気側流を取り出しかつ第2の分留帯の上方の供給
点に導入する。蒸気側流の抜出しは、例えば上流のガス
の脱水および冷却のために用いる外部的な冷媒系統から
、人手可能な温度のより高い冷媒流からの廃熱と見合う
ように主分留塔塔底温度を制御することを可能にする。
化水素混合物を第1の分留帯の少なくとも一つの上方の
供給点に導入し、そこから第1の塔頂蒸気流と第1の塔
底液体流とを取出す。第1の塔底液体流は第2の分留帯
の中間にある供給点に導入し、そこから第2の塔頂蒸気
流と第29塔底液体流とを抜き出す。第1の分留帯の中
間にある側方法出し点から液体側流を抜き出し、再沸し
、かつこの中間側方後出点より下方の位置において第1
の分留帯に再導入する一方、この中間液体側方抜出し点
より下方、望ましくは側方再沸器の返戻点より下方にお
いて蒸気側流を取り出しかつ第2の分留帯の上方の供給
点に導入する。蒸気側流の抜出しは、例えば上流のガス
の脱水および冷却のために用いる外部的な冷媒系統から
、人手可能な温度のより高い冷媒流からの廃熱と見合う
ように主分留塔塔底温度を制御することを可能にする。
温度のより高い冷媒流を主分留塔の再沸用負荷のために
使用することは、水蒸気による再沸用fA荷をなくすの
みならず、外部冷媒系統の冷却水必要量を減少する。は
とんどの場合筒2の分留塔の再沸用負荷もまた低減する
。
使用することは、水蒸気による再沸用fA荷をなくすの
みならず、外部冷媒系統の冷却水必要量を減少する。は
とんどの場合筒2の分留塔の再沸用負荷もまた低減する
。
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
ス部分における本発明の方法の使用を例解する。
法の全体的流れ図であり、製油所ガスの流れ図の軽質ガ
ス部分における本発明の方法の使用を例解する。
第1図を参照するに、塔頂蒸気管37.塔底再沸器系統
44および側方再沸器系統45を備えた蒸溜塔36とし
て示す第1の分留帯に導入する。
44および側方再沸器系統45を備えた蒸溜塔36とし
て示す第1の分留帯に導入する。
側方再沸器は中間段46から抜出す液体をR″feシ、
得られる蒸気を中間液体側方抜出点より下方の点におい
て塔内に排出する。液化石油ガスつまりC/C4製品の
製造のために炭化水素混合物を製油所ガスから取り出す
場合、第1の分留、帯のは典型的には4〜28 Kl
/ tx 2(絶対)の間の圧力下にあり、また第1の
分留帯に流入する混合物は主としてC2およびそれより
重質なガスであり、少量のメタンを含むであろう。流入
混合物はそれぞれ温度が一65℃、−35℃および一4
℃である流れ35.19/22および23として図面に
示す明確な複数の部分に予備的に分留され、かつ対応す
る複数の上方の供給点において塔に供給されよう。上流
の予備的分留および冷熱回収の結果、これらの流れの温
度が近接する群をなすならば、これらの流れを一緒にし
かつ単一な上方の供給点において塔に導入してよい。
得られる蒸気を中間液体側方抜出点より下方の点におい
て塔内に排出する。液化石油ガスつまりC/C4製品の
製造のために炭化水素混合物を製油所ガスから取り出す
場合、第1の分留、帯のは典型的には4〜28 Kl
/ tx 2(絶対)の間の圧力下にあり、また第1の
分留帯に流入する混合物は主としてC2およびそれより
重質なガスであり、少量のメタンを含むであろう。流入
混合物はそれぞれ温度が一65℃、−35℃および一4
℃である流れ35.19/22および23として図面に
示す明確な複数の部分に予備的に分留され、かつ対応す
る複数の上方の供給点において塔に供給されよう。上流
の予備的分留および冷熱回収の結果、これらの流れの温
度が近接する群をなすならば、これらの流れを一緒にし
かつ単一な上方の供給点において塔に導入してよい。
エタンに富む第1の塔頂蒸気流を塔36から抜出す。こ
の低温の中間圧力流を製品ガスとして送出するのに先立
ってこの低温流から冷熱が回収されるであろう。
の低温の中間圧力流を製品ガスとして送出するのに先立
ってこの低温流から冷熱が回収されるであろう。
C2およびC3から主としてなる炭化水素蒸気側流を塔
36の中間にある液体側流抜出し点の下方から抜出しか
つ塔48として示す第2の分留帯に管47を経て導入す
る。同様に、C3+液体から主としてなる第1の塔底液
体流を塔36から友き出しかつ管47の蒸気供給点の下
方の第2の分留帯の中間点に管49によって導入する。
36の中間にある液体側流抜出し点の下方から抜出しか
つ塔48として示す第2の分留帯に管47を経て導入す
る。同様に、C3+液体から主としてなる第1の塔底液
体流を塔36から友き出しかつ管47の蒸気供給点の下
方の第2の分留帯の中間点に管49によって導入する。
典型的には、出発製油所ガスから後出すC5+炭化水素
に富む液体流もまた、管51内のLPG製品とと、もに
回収するようにC成分を05+炭化水素流から分離する
ために、管50を経て第2の分留帯に導入されるであろ
う。
に富む液体流もまた、管51内のLPG製品とと、もに
回収するようにC成分を05+炭化水素流から分離する
ために、管50を経て第2の分留帯に導入されるであろ
う。
LPGを最適に製造するために、第2の分留帯は20〜
50℃の間の塔頂蒸気温度をもつであるう。この温度は
塔を3〜14Ks/as2(絶対)の圧力下で操作しか
つ弁52を経て供給流47.49および50を膨張する
ことにより得ることができる。このようにして得る冷熱
は、第2の分留帯から抜出す第2の塔頂蒸気流54を冷
却する還流・製品冷却器によって供給する冷熱を補う。
50℃の間の塔頂蒸気温度をもつであるう。この温度は
塔を3〜14Ks/as2(絶対)の圧力下で操作しか
つ弁52を経て供給流47.49および50を膨張する
ことにより得ることができる。このようにして得る冷熱
は、第2の分留帯から抜出す第2の塔頂蒸気流54を冷
却する還流・製品冷却器によって供給する冷熱を補う。
塔4.8の操作に必要な熱は塔底再沸器系統55により
与え、また軽質ガソリン製品は第2の塔底液体流56と
して回収する。
与え、また軽質ガソリン製品は第2の塔底液体流56と
して回収する。
塔36および塔48の塔底液体の再沸は、水蒸気を用い
る場合、工程の非効率性をもたらす。しかし本発明の方
法によるならば、既知の実施方式に従ってすべての供給
物を液体として塔36の底部から抜出す代りに、塔48
の供給物の一部を蒸気側流として塔36から抜出ことに
より、塔48の塔底再沸器負荷が減少する。すでに述べ
たごとく、塔36の塔底物温度を制御できるため、再沸
器44および45における熱源として、より高価な水蒸
気の代りに温い冷媒を用いることができる。
る場合、工程の非効率性をもたらす。しかし本発明の方
法によるならば、既知の実施方式に従ってすべての供給
物を液体として塔36の底部から抜出す代りに、塔48
の供給物の一部を蒸気側流として塔36から抜出ことに
より、塔48の塔底再沸器負荷が減少する。すでに述べ
たごとく、塔36の塔底物温度を制御できるため、再沸
器44および45における熱源として、より高価な水蒸
気の代りに温い冷媒を用いることができる。
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を軽で圧力121J/1y
a2(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J3りである: 水素 9.2モル% 窒素 4.1モル% CH445,6モ/l/ % (、H4/C2H628,4モル % C3H6/C3H89,2−E/l/ 1048g
/ C4Hlo 2.6−I−/Lz %C5+
0.3モル %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。
、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を軽で圧力121J/1y
a2(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J3りである: 水素 9.2モル% 窒素 4.1モル% CH445,6モ/l/ % (、H4/C2H628,4モル % C3H6/C3H89,2−E/l/ 1048g
/ C4Hlo 2.6−I−/Lz %C5+
0.3モル %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℃まで冷却し、
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、そこからC2+成分の多くを液体として分離する
。熱交換825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50/c
112(絶対)まで圧縮132内で再圧縮する。
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、そこからC2+成分の多くを液体として分離する
。熱交換825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50/c
112(絶対)まで圧縮132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υ
/α2 (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、分離器4からの液体の膨張か
ら得られる低8!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3
6に導入する。
/α2 (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、分離器4からの液体の膨張か
ら得られる低8!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3
6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@
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
分留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。
2を経て送出しかつ塔36に導入するのに先立ち分離@
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
分留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。
分離器26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留をはたす。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@39内でフラッシ
ュする。
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留をはたす。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@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l132から排出する製品ガスと一緒にする
。
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l132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1Kg/c112以
上高いので、タービン28の吐出圧力下で操作する分離
器3o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130からの非常に低い温度の液体3
3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2126からの下降流と一
緒にして脱エタン塔に導入する。
上高いので、タービン28の吐出圧力下で操作する分離
器3o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130からの非常に低い温度の液体3
3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2126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C/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
留する。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製品流をまた管56から軽質ガソ
リン流を回収する。
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C/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
留する。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、絹36からの
塔底液体を再沸!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の他の中間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
負向にとってかわることはいうまでもない。
塔底液体を再沸!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の他の中間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
負向にとってかわることはいうまでもない。
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。
ための流れ図である。
Claims (4)
- (1)a)第1の分留帯の少くとも第1の上方の供給点
に炭化水素混合物を導入しかつこれから第1の塔頂蒸気
流と第1の塔底液体流とを回収し;b)第1の塔底液体
流を第2の分留帯の中間の供給点に導入し; c)第1の分留帯の中間液体側流抜出点から抜出した炭
化水素液体側流を再沸しかつ得られる再沸した炭化水素
側流を中間液体側流抜出点の下方の点において第1の分
留帯に再導入し; d)第1の分留帯の中間液体側流抜出点の下方から炭化
水素蒸気側流を抜き出し; e)炭化水素蒸気側流を第2の分留帯の上方の供給点に
導入し;かつ f)第2の塔頂蒸気流と第2の塔底液体流とを第2の分
留帯から回収する ことを包含する、塔底再沸器をもつ第1の分留帯内およ
び塔底再沸器をもつ第2の分留帯内で炭化水素を分離す
る方法。 - (2)炭化水素混合物がエタンを含有する特許請求の範
囲第1項記載の方法。 - (3)第1の分留帯が4〜28kg/cm^2(絶対)
の圧力下にあり、第2の分留帯が3〜14kg/cm^
2(絶対)の圧力下にあり、また第1の塔底液体流と炭
化水素蒸気側流とを第2の分留帯内に膨張する特許請求
の範囲第2項記載の方法。 - (4)炭化水素混合物がC_2〜C_4炭化水素を含み
、炭化水素混合物を明確な複数の部分に予め分留しかつ
この明確な複数の部分を第1の分留帯の上方の複数の供
給点にそれぞれ導入する特許請求の範囲第1項記載の方
法。
Applications Claiming Priority (2)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US06/944,319 US4702819A (en) | 1986-12-22 | 1986-12-22 | Process for separation of hydrocarbon mixtures |
US944319 | 1986-12-22 |
Publications (1)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
JPS63166402A true JPS63166402A (ja) | 1988-07-09 |
Family
ID=25481186
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
JP62319180A Pending JPS63166402A (ja) | 1986-12-22 | 1987-12-18 | 炭化水素の分離方法 |
Country Status (7)
Country | Link |
---|---|
US (1) | US4702819A (ja) |
JP (1) | JPS63166402A (ja) |
AU (1) | AU584578B2 (ja) |
CA (1) | CA1298776C (ja) |
IN (1) | IN171635B (ja) |
MX (1) | MX163702B (ja) |
NO (1) | NO167361C (ja) |
Families Citing this family (15)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
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US4919794A (en) * | 1988-10-17 | 1990-04-24 | Exxon Research And Engineering Company | Process for separating hydrocarbons |
GB2224036B (en) * | 1988-10-21 | 1992-06-24 | Costain Eng Ltd | Separation of gas & oil mixtures |
US5167773A (en) * | 1990-01-16 | 1992-12-01 | Exxon Research And Engineering Co. | Distillation tower and sidestream stripper therefor |
US5188709A (en) * | 1990-03-30 | 1993-02-23 | Phillips Petroleum Company | Crude oil processing apparatus for heavy oil extraction |
DE4214738A1 (de) * | 1992-05-04 | 1993-11-11 | Bayer Ag | Destillationskolonne mit dampfförmiger Seitenstromentnahme |
FR2817766B1 (fr) * | 2000-12-13 | 2003-08-15 | Technip Cie | Procede et installation de separation d'un melange gazeux contenant du methane par distillation,et gaz obtenus par cette separation |
FR2831656B1 (fr) * | 2001-10-31 | 2004-04-30 | Technip Cie | Procede et installation de separation d'un gaz contenant du methane et de l'ethane a deux colonnes fonctionnant sous deux pressions differentes |
AU2003900327A0 (en) * | 2003-01-22 | 2003-02-06 | Paul William Bridgwood | Process for the production of liquefied natural gas |
WO2006014242A1 (en) * | 2004-07-06 | 2006-02-09 | Fluor Technologies Corporation | Configurations and methods for gas condensate separation from high-pressure hydrocarbon mixtures |
WO2008060417A2 (en) * | 2006-11-09 | 2008-05-22 | Fluor Technologies Corporation | Configurations and methods for gas condensate separation from high-pressure hydrocarbon mixtures |
US8020406B2 (en) * | 2007-11-05 | 2011-09-20 | David Vandor | Method and system for the small-scale production of liquified natural gas (LNG) from low-pressure gas |
CN101225291B (zh) * | 2007-12-29 | 2013-10-30 | 龙志刚 | 一种适用于-90℃~-100℃制冷温区的混合制冷剂 |
WO2010040735A2 (en) * | 2008-10-08 | 2010-04-15 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Methods of treating a hydrocarbon stream and apparatus therefor |
WO2017040161A1 (en) | 2015-08-28 | 2017-03-09 | Uop Llc | Processes for stabilizing a liquid hydrocarbon stream |
US20230003444A1 (en) * | 2021-06-28 | 2023-01-05 | Air Products And Chemicals, Inc. | Producing LNG from Methane Containing Synthetic Gas |
Family Cites Families (7)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
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US3173859A (en) * | 1961-08-24 | 1965-03-16 | Berks Associates Inc | Crankcase oil refining |
US3536610A (en) * | 1967-12-07 | 1970-10-27 | Lummus Co | Fractionation process |
US3702541A (en) * | 1968-12-06 | 1972-11-14 | Fish Eng & Construction Inc | Low temperature method for removing condensable components from hydrocarbon gas |
US4171964A (en) * | 1976-06-21 | 1979-10-23 | The Ortloff Corporation | Hydrocarbon gas processing |
US4308131A (en) * | 1980-06-02 | 1981-12-29 | Shell Oil Company | Method of improving thermal efficiency of sidedraw fractionating columns |
US4415443A (en) * | 1981-07-10 | 1983-11-15 | Exxon Research And Engineering Co. | Distillation process |
US4698081A (en) * | 1986-04-01 | 1987-10-06 | Mcdermott International, Inc. | Process for separating hydrocarbon gas constituents utilizing a fractionator |
-
1986
- 1986-12-22 US US06/944,319 patent/US4702819A/en not_active Expired - Fee Related
-
1987
- 1987-08-31 IN IN766/DEL/87A patent/IN171635B/en unknown
- 1987-10-22 AU AU80064/87A patent/AU584578B2/en not_active Ceased
- 1987-11-05 CA CA000551141A patent/CA1298776C/en not_active Expired - Lifetime
- 1987-11-13 MX MX9296A patent/MX163702B/es unknown
- 1987-12-18 NO NO875317A patent/NO167361C/no unknown
- 1987-12-18 JP JP62319180A patent/JPS63166402A/ja active Pending
Also Published As
Publication number | Publication date |
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NO167361B (no) | 1991-07-22 |
NO875317L (no) | 1988-06-23 |
AU8006487A (en) | 1988-06-23 |
AU584578B2 (en) | 1989-05-25 |
IN171635B (ja) | 1992-11-28 |
MX163702B (es) | 1992-06-15 |
NO875317D0 (no) | 1987-12-18 |
US4702819A (en) | 1987-10-27 |
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CA1298776C (en) | 1992-04-14 |
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