WO2005009930A1 - 炭化水素の分離方法および分離装置 - Google Patents

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WO2005009930A1
WO2005009930A1 PCT/JP2004/009101 JP2004009101W WO2005009930A1 WO 2005009930 A1 WO2005009930 A1 WO 2005009930A1 JP 2004009101 W JP2004009101 W JP 2004009101W WO 2005009930 A1 WO2005009930 A1 WO 2005009930A1
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WO
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gas
distillation column
cooling
ethane
liquid
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PCT/JP2004/009101
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Susumu Ohara
Shoichi Yamaguchi
Yasuyuki Yamamori
Jahja Evelyne
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Toyo Engineering Corporation
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    • F25J2270/60—Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons

Definitions

  • the present invention relates to a method and an apparatus for separating hydrocarbons used for separating and recovering ethane or propane from, for example, natural gas, petroleum accompanying gas, or offgas from a refinery or a petrochemical plant.
  • a natural component is cooled, and a light component and ethane (or propane) and heavy are cooled by a demethanizer tower or a deethane tower in the case of propane recovery.
  • a method of separating a hydrocarbon component by distillation is widely used.
  • a propane refrigeration system and a turboexpander are used to cool the natural gas to the temperature required for separation.
  • the liquefaction rate of the stream at the outlet of the turbo expander was low, and the reflux effect in the demethanizer (or deethanizer) was low, so the ethane recovery rate was only about 80%.
  • Another object of the present invention is to provide an improved method for recovering ethane or propane that can be carried out at low cost without lowering the energy efficiency.
  • a raw material gas containing at least methane and a hydrocarbon having a lower volatility than methane is converted into a residual gas enriched with methane and having a thinner hydrocarbon having a lower volatility than methane by using a distillation column.
  • a hydrocarbon separation method wherein methane is separated into a hydrocarbon-enriched heavy fraction which is thinner and less volatile than methane,
  • step ⁇ (b) supplying the liquid obtained in step ⁇ to a distillation column;
  • step (c) expanding the gas obtained in step (a) by an expander, condensing a part of the gas, and performing gas-liquid separation;
  • step (d) supplying the liquid obtained in step (c) to the distillation column;
  • step (e) branching the gas obtained in step (c) into a first part and a second part;
  • a raw material gas containing at least ethane and a hydrocarbon having a lower volatility than ethane is converted into a residual gas which is enriched in ethane and has a thinner hydrocarbon having a lower volatility than ethane by using a distillation column.
  • a process for separating hydrocarbons comprising separating gas and a heavy fraction enriched in hydrocarbons, which is thinner and less volatile than ethane,
  • step ⁇ (b) supplying the liquid obtained in step ⁇ to a distillation column;
  • step (c) expanding the gas obtained in step (a) by an expander, condensing a part of the gas, and performing gas-liquid separation;
  • step (d) supplying the liquid obtained in step (c) to the distillation column;
  • step (e) branching the gas obtained in step (c) into a first part and a second part;
  • the residual gas as a cooling medium in the cooling in the step (g).
  • a raw material gas containing at least methane and a hydrocarbon having a lower volatility than methane is produced.
  • a distillation column that discharges the residual gas from the top of the column and discharges the heavy fraction from the bottom of the column; cools the raw material gas, condenses part of the raw material gas, and separates the partially condensed raw material gas into gas and liquid. Separation means;
  • the gas obtained by the cooling and separating means is expanded and a part thereof is condensed.
  • a gas-liquid separator connected to the expander outlet
  • Compression means for compressing the second part
  • Cooling means for cooling and condensing the gas compressed by the compression means
  • Decompression means for decompressing the condensate obtained by the cooling means
  • An apparatus for separating hydrocarbons comprising: a line for supplying the condensate depressurized by the decompression means to the distillation column as reflux.
  • a raw material gas containing at least ethane and a hydrocarbon having a lower volatility than ethane is converted into a residual gas enriched with ethane and having a lower volatility of a hydrocarbon having a lower volatility than ethane,
  • a hydrocarbon separation device that separates into a lower fraction of hydrocarbons enriched with lower volatility
  • a distillation column that discharges the residual gas from the top of the column and discharges the heavy fraction from the bottom of the column; cools the raw material gas, condenses part of the raw material gas, and separates the partially condensed raw material gas into gas and liquid. Separation means;
  • the gas obtained by the cooling and separating means is expanded and a part thereof is condensed:
  • a gas-liquid separator connected to the expander outlet
  • Compression means for compressing the second part
  • Cooling means for cooling and condensing the gas compressed by the compression means
  • Decompression means for decompressing the condensate obtained by the cooling means
  • An apparatus for separating hydrocarbons comprising: a line for supplying the condensate depressurized by the decompression means to the distillation column as reflux.
  • the cooling means includes a heat exchanger using a residual gas discharged from the top of the tower as a cooling medium.
  • the present invention by allowing the entire amount of gas at the turboexpander to pass through the turboexpander, power recovery accompanying the isentropic expansion is not reduced, and the power required to compress the residual gas to a predetermined pressure is increased.
  • the cost of the compression equipment does not increase, and the energy required for compression during operation does not need to be increased, and the cost does not increase.
  • the gas with high methane or ethane concentration is compressed and condensed and used as a reflux for the distillation column (demethanizer column for methane recovery, demethanizer column for propane recovery) to obtain residual flux.
  • High separation efficiency ethane recovery or propane recovery
  • FIG. 1 is a process flow chart showing an embodiment of a method for recovering ethane according to the present invention.
  • the fluid at the outlet of the turbo expander is subjected to gas-liquid separation, the separated gas is recompressed, heat-exchanged under high pressure with the demethanizer tower top gas, cooled and condensed, and then decompressed.
  • the pressure can be reduced by a valve and fed to the demethanizer.
  • a motor, a steam turbine, a gas turbine, or a compressor driven by a turbo expander can be used for the compression of the gas at one outlet of the turbo expander.
  • the iethane recovery process is a process in which hydrocarbon components contained in the raw material gas are separated into methane, ethane, and heavy components by distillation.
  • the ethane recovery process has a distillation column (demethanizer) and equipment to cool the feed gas to the temperature required for distillation. It should be noted that the following description and drawings are merely for explaining preferred embodiments of the present invention, and the present invention is not limited thereto.
  • a raw material gas such as natural gas is cooled by one or more heat exchangers, and gas-liquid separated by a low-temperature separator 4.
  • the cooling of the raw material gas is performed by heat exchange with a low-temperature residual gas, which is the top gas of the demethanizer 11, propane refrigeration, and heat exchange with the side stream of the demethanizer.
  • the rate at which natural gas is condensed varies depending on the composition of natural gas (the proportion of hydrocarbons with 2 or more carbon atoms), and is about 5 mol% to 20 mol%.
  • a known heat exchanger such as a plate fin heat exchanger or a multi-tube heat exchanger can be appropriately used.
  • a vertical or horizontal vessel (a cylindrical vessel having end plates at both ends) can be used as the low-temperature separator 4, and a mist separator can be provided inside the vessel to increase gas-liquid separation efficiency. .
  • a mist separator can be provided inside the vessel to increase gas-liquid separation efficiency.
  • the source gas exchanges heat with the residual gas and the side stream F1 of the demethanizer in the first source gas cooler 1, and is cooled by propane refrigeration in the source gas chiller 1-2. Then, heat exchange is performed again with the residual gas and the side stream F3 of the demethanizer. Note that these side streams F1 and F3 are returned to the demethanizer 11 after the heat exchange, respectively (the returned flows are shown as F2 and F4, respectively).
  • the gas cooled at the outlet of the turbo expander 5 is separated into gas and liquid by a separator 7 at the outlet of the turbo expander.
  • the gas separated by the turbo-expander outlet separator 7 has a higher methane concentration than the gas at the turbo-expander 5 inlet, and is in a state favorable for use as reflux for the demethanizer.
  • the gas at the inlet of the turboexpander 5 is used as reflux for the demethanizer (for example, the technology described in US Pat. No. 4,140,504)
  • the amount of methane in the residual gas The effect is that the concentration can be increased. This effect can lower the ethane concentration in the residual gas and increase the ethane recovery rate.
  • the term "reflux” in a narrow sense means a liquid that condenses the gas at the top of a distillation column and returns the gas to the distillation column again.
  • a distillation column is used for the purpose of rectification. Includes liquid supplied to the top of the tower.
  • "reflux” is used in a broad sense, and also includes a liquid having a rectifying effect supplied to a distillation column.
  • a vertical or horizontal vessel (a cylindrical vessel having end plates at both ends) can be used as the turbo-expander outlet separator 7, and a mist separator is provided inside the vessel in order to increase the gas-liquid separation efficiency. It can also have.
  • the gas exiting the turboexpander outlet separator 7 is split into two streams to provide reflux to the demethanizer tower top, while one (line 105) is compressed by the cold compressor 8 and the other. (Line 103) is fed to the demethanizer 11.
  • the gas compressed by the low-temperature compressor 8 can be condensed at a relatively high temperature as the pressure increases, and the propane refrigeration and the low-temperature refrigeration are performed by the reflux cooler 9 and the reflux condenser 10, respectively. It is cooled and condensed by heat exchange with the residual gas. Thereafter, the condensed liquid is reduced in pressure to the operating pressure of the demethanizer tower by the pressure reducing valve 14 and fed (supplied) as reflux to the top of the demethanizer tower 11 (line 104).
  • the low-temperature compressor 8 for example, a compressor driven by a motor, a steam turbine, a gas turbine, or a turbo expander can be used.
  • the type of the compressor can be appropriately selected from known types such as a centrifugal type and a reciprocating type.
  • a known heat exchanger such as a plate fin heat exchanger or a multitubular heat exchanger can be used as appropriate.
  • the ratio of splitting the gas exiting the turbo-expander outlet separator 7 into the gas sent to the low-temperature compressor 8 (line 105) and the gas fed to the demethanizer (line 103) is determined by the reflux condenser 10
  • the ratio that maximizes the liquefaction rate of the condensed fluid as a result of heat exchange with the low-temperature residual gas is preferred.
  • the outlet pressure of the low-temperature compressor 8 is increased until the condensing temperature of the compressed gas is suitable for heat exchange with the low-temperature gas. From this viewpoint, it is preferably from 4. OMPa to 7. OMPa. Further, the temperature at the outlet of the reflux cooler (reflux cooler) 9 is preferably a temperature that can be cooled by propane refrigeration. The outlet temperature of the reflux condenser 10 is set at the top of the demethanizer tower after pressure reduction by the pressure reducing valve 14, which is preferably a temperature at which the liquefaction rate of the outlet fluid of the reflux condenser 10 is as high as possible in order to increase the reflux effect.
  • a temperature at which the fed reflux (line 104) can be a saturated or near-saturated liquid. This temperature can be about -100 ° C or more and -90 ° C or less. If the outlet temperature of the reflux condenser 10 can be reduced until the required ethane recovery rate can be achieved only by heat exchange with the residual gas, a reflux cooler (return cooling) is required to reduce the load of propane refrigeration. It is not necessary to install 9).
  • the demethanizer 11 has, for example, a tray or a packing inside the tower, and separates a highly volatile component and a low volatile component by a distillation operation. From this viewpoint, it is preferable that the pressure of the demethanizer tower be as high as possible within a range where a predetermined ethane recovery rate can be achieved in order to reduce the power required for compressing the residual gas downstream. 5 MPa or less is preferred 2. 5 MPa or more and 3.5 MPa or less is more preferred.
  • a reboiler 12 is provided at the bottom of the demethanizer to volatilize methane in the bottom liquid, and heat is applied so that the methane concentration in the bottom liquid becomes a predetermined value or less.
  • a residual gas mainly composed of methane from which components such as ethane'propane have been removed is separated.
  • the turbo gas is removed. It is compressed to a specified pressure by the compressor 6 driven by the panda and the residual gas compressor 13.
  • Ethane 'propane and heavy components are separated from the bottom of the demethanizer 11 as NGL (Natural Gas Liquid).
  • NGL Natural Gas Liquid
  • the source gas methane and natural gas containing hydrocarbons having a lower volatility than methane are preferable.
  • the feed gas may be petroleum associated gas or off-gas from a refinery or petrochemical plant.
  • the concentration of hydrocarbons having lower volatility than methane in the source gas is higher, the difference between the methane concentration in the turbo expander 5 inlet gas and the methane concentration in the turbo expander outlet gas separator 7 is larger.
  • the effect of improving the reflux according to the present invention is likely to be produced. Therefore, if the concentration of hydrocarbons less volatile than methane in the source gas is 5 mol ° / 0 or more and 50 mol ° / o or less, or 10 mol ° / o or more and 50 mol ° / o or less, The effects of the invention are particularly remarkable.
  • the lower the ethane concentration in the residual gas the higher the ethane recovery rate, the lower the ethane concentration in the residual gas, the lower the ethane concentration is preferably 5 mol% or less, more preferably 1 mol%. The following are more preferred.
  • the effect of the present invention is remarkable.
  • the ethane recovery rate is 90% or more, or even 94% or more, the prior art (for example, US Patent No. 504, or US Pat. No. 5,568,737), the reduction of the energy required for compression is remarkable.
  • the ethane recovery rate is about 9094% or more.
  • the separation efficiency is high because the methane concentration is higher and reflux is used. Ethane recovery of more than 90% and even more than 94% can be achieved with much lower energy.
  • NGL is composed of hydrocarbons having a lower volatility than liquefied and recovered methane, and is sent out, for example, to an NGL fractionation facility provided further downstream, where it is separated into products such as ethane, propane, and butane.
  • the methane in the NGL is preferably low enough to satisfy the specifications of the ethane product, preferably 2 mol% or less, more preferably 1 mol% or less.
  • the residual gas is compressed by the residual gas compressor 13, a part thereof is branched, and the low temperature After cooling and condensing by heat exchange with the residual gas and refrigeration with propane, reducing the pressure with a pressure reducing valve, it may be fed as reflux to the top of the demethanizer 11.
  • the reflux (line 104) leaving the pressure reducing valve 14 is fed slightly below the top of the column (or several steps down if trays are used).
  • a higher ethane recovery rate can be expected by using the residual gas having a higher methane concentration as the reflux in addition to the reflux using the gas that has exited the separator 7 of the turboexpander outlet.
  • a gas processing plant having the configuration shown in FIG. 1 is used, and a force for explaining an example in which ethane recovery is performed.
  • the present invention is not limited to this.
  • high-pressure natural gas from which water has been removed in advance is introduced into the gas treatment plant under the conditions of 6.24 MPa and 17.1 ° C.
  • the composition of the source gas at this time is as shown in Table 1.
  • the flow rate is 13,700 kg-mol / h (10 3 mol Z hour).
  • Cn (n is a natural number) represents a hydrocarbon having n carbon atoms.
  • C5 + represents a hydrocarbon having 5 or more carbon atoms.
  • the raw material gas is heat-exchanged in the first raw material gas cooler 1 with the residual gas at-39.7 ° C and the side stream of the demethanizer 11 at-23.3 ° C and cooled to _29 ° C. . After that, it is cooled down to _37 ° C by propane refrigeration in the raw material gas chiller 2, and -51.5 in the second raw material gas cooler 3. C residual gas and — 82.7. C is cooled to -51.5 ° C by heat exchange with the side stream of the demethanizer 11.
  • the first raw material gas cooler 1 and the second raw material gas cooler 3 are plate fin heat exchangers
  • the raw material gas chiller 12 is a kettle type multi-tube heat exchanger.
  • the raw material gas is gas-liquid separated by the low-temperature separator 4.
  • the separated gas is methane 93.02 mole 0/0 gas containing.
  • the low-temperature separator 4 is a vertical vessel having a mist separator inside (a cylindrical vessel having end plates at both ends).
  • the entire amount of the gas at the outlet of the low-temperature separator 4 is sent to the turbo expander 5, where the pressure is reduced to 3.0 MPa.
  • the outlet gas is cooled to -82.3 ° C by the effect of isentropic expansion and gives 1,830 kW of power to the compressor 6 driven by the expander.
  • the gas at the outlet of the turbo expander 5 is gas-liquid separated by the separator 7 at the turbo expander outlet.
  • the turbo-expander one-outlet separator 7 is a vertical vessel having a mist separator inside (a cylindrical vessel having end plates at both ends).
  • the gas exiting the turbo-expander outlet separator 7 is divided at a ratio of 4: 6 and sent to the low-temperature compressor 8 and the demethanizer 11 driven by a motor, respectively (40% to the low-temperature compressor (line 105). ), 60% for demethanizer (line 103)).
  • the gas sent to the low-temperature compressor 8 was compressed to 6.2 MPa and cooled to -94.7 ° C by propane refrigeration and heat exchange with low-temperature residual gas in the reflux cooler 9 and the reflux condenser 10, respectively. Is condensed. Thereafter, the condensed liquid is reduced in pressure to 2.8 MPa by the pressure reducing valve 14 and fed to the top of the demethanizer 11 as reflux (line 104). At this time, the required power of the low-temperature compressor 8 is 1,540 kW.
  • the demethanizer 11 has a 40-stage tray installed inside, and the reflux condensed by the reflux condenser 10 is fed from the top of the tower to the first tray via the pressure reducing valve 14. (Line 104), the outlet force of the turboexpander outlet separator 7 The split gas is fed to the eighth tray from the top (Line 103).
  • the liquid separated by the turbo expander outlet separator 7 is fed to the twelfth stage from the top of the column (line 102). Further, the liquid separated by the low-temperature separator 4 is depressurized to 2.82 MPa by the decompression valve 15, and then fed to the 17th stage from the top of the column (line 101).
  • the demethanizer 11 is operated at 2.8 MPa and -96.7 ° C at the top of the tower, and at 2.85 MPa and 25.4 ° C at the bottom of the tower.
  • the temperature at the bottom of the tower is determined by the equilibrium temperature at which the methane concentration in the NGL becomes 1 mol% or less.
  • 2.23 MW of heat is added from the reboiler 12.
  • the composition of the residual gas separated from the top of the demethanizer 11 and the composition of NGL separated from the bottom of the tower are as shown in Table 2.
  • Flow rate remains Gas 12, 385kg- mol / hr (10 3 moles / hr), NGL is 1, 31513 ⁇ 4_11101 / hr (10 3 Mo
  • the residual gas exiting the top of the demethanizer 11 exchanges heat with the reflux and the raw material gas, and reaches 13.2 ° C at the outlet of the first raw material gas cooler 1. After that, it is compressed to 3.3MPa by compressor 6 driven by a turbo expander, and 3MPa by residual gas compressor 13.
  • the refrigeration load is the heat load of the open pan refrigeration system for the raw material gas chiller (raw gas chiller 1 in Fig. 1), and a smaller value means that the propane refrigeration equipment becomes smaller. .
  • Example 1 As is apparent from a comparison of these, in Example 1, the refrigeration load and the compressor power were lower than in the case of recovering ethane by the technique described in US Patent No. 4,140,504. It is possible to improve the ethane recovery rate despite the fact that is small. [0054] A decrease in the refrigeration load means a decrease in the propane refrigeration equipment capacity, which has the effect of reducing the energy consumed by the propane refrigeration equipment and reducing the equipment cost of propane refrigeration.
  • a decrease in compressor power has the effect of reducing energy consumption.
  • expensive gas turbines are often used for driving residual gas compressors that require large power, a relatively inexpensive motor is used as the driving machine by drastically reducing the compressor power. There is an effect that can be.
  • Refrigeration load 2.90 MW 2.70 MW Residual gas compressor 3950 kW 1510 kW

Abstract

　（ａ）原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する工程；（ｂ）工程（ａ）で得られた液を蒸留塔に供給する工程；（ｃ）工程（ａ）で得られたガスをエキスパンダーにより膨張させ、その一部を凝縮させて気液分離する工程；（ｄ）工程（ｃ）で得られた液を蒸留塔に供給する工程；（ｅ）工程（ｃ）で得られたガスを第１の部分と第２の部分に分岐する工程；（ｆ）第１の部分を蒸留塔に供給する工程；（ｇ）第２の部分を圧縮しかつ冷却して凝縮させた後減圧して蒸留塔にリフラックスとして供給する工程；および（ｈ）蒸留塔の塔頂部から残留ガスを得、蒸留塔の塔底部から重質留分を得る工程を有する炭化水素の分離方法と、そのための装置が提供される。これらにより炭化水素の分離を効率良く行うことができる。

Description

明 細 書
炭化水素の分離方法および分離装置
技術分野
[0001] 本発明は、例えば、天然ガス、石油随伴ガス、または精油所もしくは石油化学ブラ ントからのオフガスからェタンまたはプロパンを分離'回収するために用いられる炭化 水素の分離方法及び装置に関する。
^景技術
[0002] 従来から、メタンと炭素数 2以上の炭化水素とを分離すること、またェタンと炭素数 3 以上の炭化水素とを分離することが行われている。
[0003] 例えば、天然ガスからェタンまたはプロパンを回収する方法として、天然ガスを冷却 し脱メタン塔ほたはプロパン回収の場合には脱ェタン塔）で軽質成分とェタン (また はプロパン)及び重質炭化水素成分を蒸留分離する方法が広く用いられている。こ の方法では、分離に必要な温度まで天然ガスを冷却するため、プロパン冷凍システ ム及びターボエキスパンダーが用いられている。し力し、ターボエキスパンダー出口 ストリームの液化率は低ぐ脱メタン塔（または脱エタン塔）でのリフラックス効果が低 かった為、エタン回収率は 80%程度に留まっていた。
[0004] これに対し、米国特許第 4， 140, 504号公報により、ターボエキスパンダー入口ガ スの一部を抜き蒸留塔 (脱メタン塔または脱ェタン塔）の低温塔頂ガスと熱交換させ、 液化率を上げることで脱メタン塔ほたは脱エタン塔）でのリフラックス効果改善を行う 方法が「ガス サブクールド プロセス」として公知である。さらに改良した方法として、 米国特許第 5, 568， 737号公報により脱メタン塔 (または脱ェタン塔）の塔頂ガス (残 留ガス）を圧縮'冷却し、減圧して低温液を作った後、脱メタン塔ほたは脱エタン塔） にリフラックスとしてフィードする残留ガスリサイクル型の方法が「リサイクル スプリット —ベーパー プロセス」として公知である。
[0005] し力 ながら、これらの技術により、エタン回収率を向上させることが可能であるもの の、蒸留塔へのリフラックスを供給するため、ターボエキスパンダー入口ガスの一部を 抜き出すことが必要となる。その結果、ターボエキスパンダー入口ガスを全量ターボ エキスパンダーにフィードしない為、等エントロピー膨張による冷却効果が低下して 冷凍負荷が大きくなり、またターボエキスパンダーにおける動力回収が小さくなり、装 置全体のエネルギー効率において更に改善が望まれていた。また、これらの技術に おいてはメタンほたはェタン）の濃度が低い液を主たるリフラックスとして使用する為 に優れたリフラックス効果が得られず、従って、高いエタン回収率を得るためには、脱 メタン塔の圧力を下げることによって分離効率を高める必要があり、その結果残留ガ スの圧縮動力が大きくなつて装置全体のエネルギー効率は低下せざるをえな力、つた
発明の開示
[0006] 本発明の目的は、炭化水素の分離を効率良く行うことのできる方法と装置を提供す ることである。より詳しくは、蒸留塔を用いた炭化水素の分離において、エネルギー効 率を低下させることなぐ分離効率を向上させることである。
[0007] 本発明の別の目的は、エネルギー効率を低下させることなぐかつ安価に実施可能 なように改良されたェタンまたはプロパン回収方法を提供することにある。
[0008] 本発明により、少なくともメタンとメタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを 、蒸留塔を用いて、メタンが富化されかつメタンより低揮発性の炭化水素がより薄い 残留ガスと、メタンがより薄くかつメタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留 分とに分離する炭化水素の分離方法において、
(a)該原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する工程；
(b)工程 ωで得られた液を蒸留塔に供給する工程；
(c)工程（a)で得られたガスをエキスパンダーにより膨張させ、その一部を凝縮させて 気液分離する工程；
(d)工程 (c)で得られた液を該蒸留塔に供給する工程；
(e)工程 (c)で得られたガスを第 1の部分と第 2の部分に分岐する工程；
(f)該第 1の部分を該蒸留塔に供給する工程；
(g)該第 2の部分を圧縮しかつ冷却して凝縮させた後減圧して該蒸留塔にリフラック スとして供給する工程；
(h)該蒸留塔の塔頂部から該残留ガスを得、該蒸留塔の塔底部から該重質留分を 得る工程
を有することを特徴とする炭化水素の分離方法が提供される。
[0009] 本発明により、少なくともェタンとェタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガス を、蒸留塔を用いて、ェタンが富化されかつェタンより低揮発性の炭化水素がより薄 い残留ガスと、ェタンがより薄くかつェタンより低揮発性の炭化水素が富化された重 質留分とに分離する炭化水素の分離方法において、
(a)該原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する工程；
(b)工程 ωで得られた液を蒸留塔に供給する工程；
(c)工程（a)で得られたガスをエキスパンダーにより膨張させ、その一部を凝縮させて 気液分離する工程；
(d)工程 (c)で得られた液を該蒸留塔に供給する工程；
(e)工程 (c)で得られたガスを第 1の部分と第 2の部分に分岐する工程；
(f)該第 1の部分を該蒸留塔に供給する工程；
(g)該第 2の部分を圧縮しかつ冷却して凝縮させた後減圧して該蒸留塔にリフラック スとして供給する工程；
(h)該蒸留塔の塔頂部から該残留ガスを得、該蒸留塔の塔底部から該重質留分を 得る工程
を有することを特徴とする炭化水素の分離方法が提供される。
[0010] これらの方法において、工程 (g)における冷却において冷却媒体として前記残留ガ スを用いることが好ましい。
[0011] 本発明により、少なくともメタンとメタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを
、メタンが富化されかつメタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、メタン 力 り薄くかつメタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分とに分離する炭 化水素の分離装置において、
塔頂部から該残留ガスを排出し、塔底部から該重質留分を排出する蒸留塔； 該原料ガスを冷却しその一部を凝縮させ、一部が凝縮した原料ガスを気液分離する 冷却分離手段；
該冷却分離手段で得られた液を該蒸留塔に供給するライン； 該冷却分離手段で得られたガスを膨張させその一部を凝縮させるェ
該エキスパンダー出口に接続された気液分離器；
該気液分離器で得られた凝縮液を該蒸留塔に供給- 該気液分離器で得られたガスを第 1の部分と第 2の部分に分岐する分岐手段； 該第 1の部分を該蒸留塔に供給するライン；
該第 2の部分を圧縮する圧縮手段；
該圧縮手段で圧縮されたガスを冷却して凝縮させる冷却手段；
該冷却手段で得られた凝縮液を減圧する減圧手段；および
該減圧手段で減圧された凝縮液を該蒸留塔にリフラックスとして供給するライン を有することを特徴とする炭化水素の分離装置が提供される。
本発明により、少なくともェタンとェタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガス を、ェタンが富化されかつェタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、エタ ンがより薄くかつェタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分とに分離する 炭化水素の分離装置において、
塔頂部から該残留ガスを排出し、塔底部から該重質留分を排出する蒸留塔； 該原料ガスを冷却しその一部を凝縮させ、一部が凝縮した原料ガスを気液分離する 冷却分離手段；
該冷却分離手段で得られた液を該蒸留塔に供給するライン；
該冷却分離手段で得られたガスを膨張させその一部を凝縮させるェ：
該エキスパンダー出口に接続された気液分離器；
該気液分離器で得られた凝縮液を該蒸留塔に供給- 該気液分離器で得られたガスを第 1の部分と第 2の部分に分岐する分岐手段； 該第 1の部分を該蒸留塔に供給するライン；
該第 2の部分を圧縮する圧縮手段；
該圧縮手段で圧縮されたガスを冷却して凝縮させる冷却手段；
該冷却手段で得られた凝縮液を減圧する減圧手段；および
該減圧手段で減圧された凝縮液を該蒸留塔にリフラックスとして供給するライン を有することを特徴とする炭化水素の分離装置が提供される。 [0013] これらの装置において、前記冷却手段が前記塔頂部から排出された残留ガスを冷 却媒体とする熱交換器を含むことが好ましレ、。
[0014] 本発明によれば、ターボエキスパンダー入口ガスを全量ターボエキスパンダーに通 すことにより、等エントロピー膨張に伴う動力回収が小さくならず、残留ガスを所定の 圧力まで圧縮するのに要する動力が大きくならず、圧縮設備のコストが大きくならず、 また運転時に圧縮に必要なエネルギーを大きくしないですみ、コストが増大しないで すむ。さらに、メタン濃度もしくはェタン濃度の高いガスを圧縮 '凝縮して蒸留塔 (メタ ン回収の場合は脱メタン塔、プロパン回収の場合には脱ェタン塔）のリフラックスとし て使用することにより、残留ガス中のメタン濃度もしくはェタン濃度が上がり、蒸留塔 の圧力を下げずとも、高い分離効率（エタン回収率もしくはプロパン回収率）が得られ る。
図面の簡単な説明
[0015] [図 1]図 1は本発明に基づくェタン回収方法の実施例を示すプロセスフロー図である 符号の説明
[0016] 1：第 1原料ガスクーラー、 2：原料ガスチラ一、 3：第 2原料ガスクーラー、 4：低温セ パレーター、 5 :ターボエキスパンダー、 6 :ターボエキスパンダーが駆動するコンプレ ッサ一、 7 :ターボエキスパンダー出口セパレーター、 8 :低温コンプレッサー、 9 :リフ ラックスクーラー、 10 :リフラックスコンデンサー、 11 :脱メタン塔（プロパン回収プラント の場合には、脱ェタン塔）、 12 :リボイラー、 13 :残留ガスコンプレッサー、 14 :減圧バ ルブ、 15 :減圧バルブ、 101— 105 :ライン、 F1 :脱メタン塔サイドストリーム、 F2 :サイ ドストリーム F1の戻り、 F3 :脱メタン塔サイドストリーム、 F4 :サイドストリーム F3の戻り。 発明を実施するための最良の形態
[0017] 本発明においては、ターボエキスパンダー出口の流体を気液分離し、分離したガス を再圧縮して高圧状態で脱メタン塔塔頂ガスと熱交換させ、冷却'凝縮させた後、減 圧バルブで減圧し脱メタン塔にフィードすることができる。ここで、ターボエキスパンダ 一出口ガスの圧縮には、例えばモーター、スチームタービン、ガスタービンもしくはタ ーボエキスパンダーが駆動するコンプレッサーを用いることができる。 [0018] 本発明の目的、特徴的な性質、詳細および有利さを説明するため、図 1に示すプロ セスフロー図を用いてェタン回収プロセスの例を説明する。ここでいぅェタン回収プロ セスとは、原料ガス中に含まれる炭化水素成分を蒸留によりメタンとェタン及び重質 な成分とに分離するプロセスである。ェタン回収プロセスは蒸留塔 (脱メタン塔）およ び原料ガスを蒸留に必要な温度まで冷却する設備を有する。なお、以下の記載およ び図面は単に本発明の好適な態様を説明するためのものであり、本発明はこれに限 定されるものではない。
[0019] 例えば天然ガスなどの原料ガスは、 1つ以上の熱交換器により冷却され、低温セパ レーター 4で気液分離される。このとき、原料ガスの冷却は、脱メタン塔 11の塔頂ガス である低温の残留ガスとの熱交換、プロパン冷凍、及び脱メタン塔のサイドストリーム との熱交換により行う。ェタンの回収率を上げるには低温セパレータ 4の温度は低い ほど好ましぐ 90%以上の回収率を達成するためには、一 40°C以下であることが好ま しぐ一 45°C以下がさらに好ましい。また、天然ガスが凝縮される割合は天然ガスの組 成 (炭素数 2以上の炭化水素の割合）により異なり、おおよそ 5mol%以上 20mol% 以下である。原料ガスを冷却するために使用する熱交換器には、プレートフィン熱交 換器または多管式熱交換器など公知の熱交換器を適宜使用することができる。また 低温セパレータ 4には縦型または横型のベッセル (両端に鏡板を有する円柱状容器） を使用することができ、気液の分離効率を上げるために、その内部にミスト分離器を 有することもできる。図 1の例では、原料ガスは第 1原料ガスクーラー 1で残留ガスお よび脱メタン塔のサイドストリーム F1と熱交換し、原料ガスチラ一 2でプロパン冷凍に より冷却され、第 2原料ガスクーラー 3で、再び残留ガスおよび脱メタン塔のサイドスト リーム F3と熱交換する。なおこれらサイドストリーム F1および F3はそれぞれ上記熱交 換の後、脱メタン塔 11に戻される（戻される流れはそれぞれ F2および F4として示さ れる）。
[0020] 低温セパレーター 4出口ガスの全量は、ターボエキスパンダー 5に送られ、等ェント 口ピー膨張の効果により、出口ガスは極めて低温になり、かつ膨張時にガスが失うェ ネルギーをコンプレッサーの動力として回収することができる。本発明においては、低 温セパレーター 4出口ガスの全量をターボエキスパンダー 5に流すため、低温セパレ 一ター 4出口ガスの一部しかターボエキスパンダー 5に流さない場合（例えば、米国 特許第 4, 140， 504号公報および米国特許第 5, 568, 737号公報に記載の技術） と比べ、より大きな動力を回収することができるという効能がある。
[0021] ターボエキスパンダー 5出口で低温となったガスは、ターボエキスパンダー出口セ パレーター 7で気液分離される。このとき、ターボエキスパンダー出口セパレーター 7 で分離されたガスは、ターボエキスパンダー 5入口のガスに比べ、メタン濃度が高くな つており、脱メタン塔のリフラックスとして使用するのに好ましい状態となっている。した 力 Sい、ターボエキスパンダー 5入口のガスを脱メタン塔のリフラックスとして使用する場 合 (例えば、米国特許第 4, 140, 504号公報に記載の技術）と比べ、残留ガス中のメ タン濃度を大きくすることができるという効能がある。この効能により、残留ガス中のェ タン濃度を下げ、ェタンの回収率を上げることができる。
[0022] なお、「リフラックス」は、狭義には、蒸留塔塔頂ガスを凝縮させ再度蒸留塔に戻す 液を意味するが、広義には、これに加えて、精留の目的で蒸留塔塔頂部に供給する 液をも含む。本発明においては、「リフラックス」は広義の意味で使用され、蒸留塔に 供給される精留効果を有する液をも含むものである。
[0023] ターボエキスパンダー出口セパレーター 7には縦型または横型のベッセル（両端に 鏡板を有する円柱状容器)を使用することができ、気液の分離効率を上げるために、 その内部にミスト分離器を有することもできる。
[0024] ターボエキスパンダー出口セパレーター 7を出たガスは、脱メタン塔塔頂部にリフラ ックスを供給するために 2つのストリームに分割され、一方 (ライン 105)は低温コンプ レッサー 8で圧縮され、もう一方 (ライン 103)は脱メタン塔 11にフィードされる。低温コ ンプレッサー 8で圧縮されたガスは、圧力上昇に伴い、比較的高温で凝縮することが でき、リフラックスクーラー（還流冷却器） 9およびリフラックスコンデンサー 10でそれぞ れプロパン冷凍および低温の残留ガスとの熱交換により冷却され、凝縮される。その 後、凝縮した液は、減圧バルブ 14により脱メタン塔の運転圧力まで減圧され、脱メタ ン塔 11の塔頂部にリフラックス (還流）としてフィード (供給）される（ライン 104)。
[0025] ここで、低温コンプレッサー 8には、例えばモーター、スチームタービン、ガスタービ ンもしくはターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサーを用いることができる。また 、コンプレッサーのタイプは、遠心式または往復動式など公知のものから適宜選ぶこ とができる。リフラックスクーラー 9およびリフラックスコンデンサー 10には、プレートフ イン熱交換器または多管式熱交換器などの公知の熱交換器を適宜使用することがで きる。
[0026] ターボエキスパンダー出口セパレーター 7を出たガスを、低温コンプレッサー 8に送 るガス（ライン 105)と、脱メタン塔にフィードするガス（ライン 103)とに分割する比率は 、リフラックスコンデンサー 10において低温の残留ガスとの熱交換の結果、凝縮する 流体の液化率が最大になる比率が好ましぐおおよそ 3 : 7 (低温コンプレッサーに 3 割、脱メタン塔に 7割）一 5 : 5が好ましい。
[0027] 低温コンプレッサー 8の出口圧力は、圧縮ガスの凝縮温度が低温ガスとの熱交換 に適するまで上げることが好ましぐこの観点から 4. OMPa以上 7. OMPa以下が好 ましレ、。またリフラックスクーラー（還流冷却器） 9出口の温度は、プロパン冷凍で冷却 可能な温度が好ましぐこの観点力 - 40°C以上- 30°C以下が好ましい。リフラックス コンデンサー 10の出口温度は、リフラックス効果を上げるため、リフラックスコンデンサ 一 10出口流体の液化率が出来るだけ高くなる温度が好ましぐ減圧バルブ 14で減 圧後の脱メタン塔塔頂部にフィードされるリフラックス (ライン 104)が飽和の液体もしく は飽和に近い液体となりうる温度まで冷却することがさらに好ましい。この温度はおお よそ- 100°C以上- 90°C以下とすることができる。残留ガスとの熱交換だけでリフラッ タスコンデンサー 10の出口温度を所定のエタン回収率を達成できるまで低下させる ことが出来る場合には、プロパン冷凍の負荷を下げるために、リフラックスクーラー（還 流冷却器） 9を設置しなくてもよい。
[0028] 脱メタン塔 11は、例えば塔内部にトレイまたはパッキングを有し、蒸留操作により高 揮発性成分と低揮発性成分とを分離する。脱メタン塔の圧力は、下流の残留ガスの 圧縮に要する動力を少なくするために、所定のエタン回収率を達成できる範囲で出 来るだけ高いことが好ましぐこの観点から 1. 5MPa以上 3. 5MPa以下が好ましぐ 2. 5MPa以上 3. 5MPa以下がさらに好ましい。
[0029] 脱メタン塔には 4種類の流体がフィードされる。塔頂部にはリフラックスコンデンサー 10で凝縮したリフラックスが減圧バルブ 14を経由してフィードされ (ライン 104)、それ より下にターボエキスパンダー出口セパレーター 7の出口ガスから分割されたガスが フィードされ (ライン 103)、さらにそれより下に、ターボエキスパンダー出口セパレータ 一 7で分離された液 (ライン 102)および低温セパレーター 4で分離された液が減圧バ ルブ 15を経由してフィードされる（ライン 101)。ターボエキスパンダー出口セパレー ター 7で分離された液のフィード位置 (ライン 102)と、低温セパレーター 4で分離され た液のフィード位置 (ライン 101)は、図では前者が後者より上とされているが、場合に よっては前者が後者より下とされてもよレ、。これら 4種類のフィードのより詳細な位置は 、各フィードの温度およびメタン濃度に応じて適宜決めることができる。
[0030] 脱メタン塔の塔底部にはリボイラー 12が設置され、塔底液中のメタンを揮発させ、 塔底液中のメタン濃度が所定の値以下となるように熱が加えられる。
[0031] 脱メタン塔の塔頂部からは、ェタン'プロパンなどの成分を除去されたメタンを主成 分とする残留ガスが分離され、リフラックス、及び原料ガスとの熱交換の後、ターボェ キスパンダーが駆動するコンプレッサー 6および、残留ガスコンプレッサー 13により所 定の圧力まで圧縮される。脱メタン塔 11の塔底部からは、ェタン'プロパンおよび重 質成分が NGL (Natural Gas Liquid：天然ガス液）として分離される。得られた N GLは、例えば、さらに下流に設けられる NGL分離工程で各成分に分離される。
[0032] 原料ガスとしては、メタンおよびメタンより低揮発性の炭化水素類を含んだ天然ガス などが好ましい。原料ガスは、石油随伴ガス、または精油所もしくは石油化学プラント 力 のオフガスであってもよレ、。
[0033] 原料ガス中のメタンより低揮発性の炭化水素類の濃度が大きいほど、ターボエキス パンダー 5入口ガス中のメタン濃度とターボエキスパンダー出口ガスセパレーター 7 出口ガス中のメタン濃度との差が大きくなり、本発明によるリフラックス改善の効果が 生まれやすい。したがい、原料ガス中のメタンより低揮発性の炭化水素類の濃度が 5 mol°/0以上 50mol°/o以下である場合、さらには 10mol°/o以上 50mol°/o以下である 場合、本発明の効果が特に顕著である。
[0034] また残留ガス中のエタン濃度が低いほど、高いエタン回収率であることを意味する ため、残留ガス中のエタン濃度は出来るだけ低い方が好ましぐ 5mol%以下が好ま しぐ lmol%以下がさらに好ましい。 [0035] より高いエタン回収率が望まれる場合に、本発明の効果は顕著であり、例えばエタ ン回収率が 90%以上、さらには 94%以上において、従来技術 (例えば米国特許第 4 , 140, 504号公報または米国特許第 5, 568, 737号公報に記載される技術）と比 ベ、圧縮に必要なエネルギーの削減が顕著となる。またターボエキスパンダー 5入口 のガスを脱メタン塔のリフラックスに使用する場合 (例えば米国特許第 4， 140, 504 号公報に記載される技術の場合）、エタン回収率がおおよそ 90 94%あるいはそれ 以上になると、メタンとエタンを分離することが困難となり、圧縮に必要なエネルギー が増大するのに対し、本発明においては、よりメタン濃度の高レ、リフラックスを使用す るため、分離効率が高ぐより低いエネルギーで 90%以上、さらには 94%以上のエタ ン回収率を達成することができる。
[0036] NGLは液化、回収したメタンより低揮発性の炭化水素類で構成され、例えばさらに 下流に設けられる NGL分留設備へと送り出され、ェタン、プロパン、ブタン等の製品 に分離される。このような場合、 NGL中のメタンはェタン製品の規格を満足できる程 度まで低いことが好ましぐ 2mol%以下が好ましぐ lmol%以下がさらに好ましい。
[0037] 本発明を実施するための形態の一つとして、より高いエタン回収率が望まれる場合 には、残留ガスを残留ガスコンプレッサー 13で圧縮した後、その一部を分岐し、再度 低温の残留ガスとの熱交換およびプロパン冷凍により冷却、凝縮させ、減圧バルブ で減圧した後、脱メタン塔 11の塔頂部にリフラックスとしてフィードすることもあり得る。 この場合には、減圧バルブ 14を出たリフラックス (ライン 104)は塔頂部から若干下に (トレイを用いているならば何段か下に）フィードされる。この場合、ターボエキスパン ダー出口セパレーター 7を出たガスを用いたリフラックスに加え、さらにメタン濃度の 高い残留ガスをリフラックスとして用いることにより、より高いエタン回収率が期待でき る。
[0038] プロパン回収プロセスの場合も、上記の例と原理は同じで、脱メタン塔 11に替えて 脱ェタン塔が用いられ、脱ェタン塔の塔頂部からは、メタン及びエタンを主成分とす る残留ガスが分離され、脱ェタン塔の塔底部からはプロパンおよび重質成分が NGL として分離される。
実施例 [0039] 以下、本発明を実施例に基づき更に詳細に説明する。
[0040] 〔実施例 1〕
図 1に示した構成のガス処理プラントを用レ、、ェタン回収を行った例を説明する力 本発明はこれに制限されるものではなレ、。ここでは、あらかじめ水が除去された高圧 の原料天然ガスが、 6. 24MPa、 17. 1°Cの条件でガス処理プラントに導入される。こ の時の原料ガスの組成は、表 1に示されるとおりである。流量は 13， 700kg-mol/ 時（103モル Z時）である。なお Cn (nは自然数）は炭素数 nの炭化水素を表す。 C5 +は炭素数 5以上の炭化水素を表す。
[0041] [表 1] 表 1 原料ガス組成 （モル0 /0)
c o2 1 . 0 0
N2 0 . 5 4
C 1 8 9 . 4 1
C 2 4 . 9 1
C 3 2 . 2 3
C 4 1 . 2 9
C 5 + 0 . 6 2
計 1 0 0 . 0 0
[0042] 原料ガスは第 1原料ガスクーラー 1で、— 39. 7°Cの残留ガスおよび— 23. 3°Cの脱 メタン塔 11のサイドストリームと熱交換し、 _29°Cまで冷却される。その後、原料ガス チラ一 2でプロパン冷凍により _37°Cまで冷却され、第 2原料ガスクーラー 3で、—51 . 5。Cの残留ガスおよび— 82. 7。Cの脱メタン塔 11のサイドストリームとの熱交換により -51. 5°Cまで冷却される。ここで第 1原料ガスクーラー 1および第 2原料ガスクーラー 3はプレートフィン熱交換器であり、原料ガスチラ一 2はケトル型の多管式熱交換器で める。
[0043] 次に、原料ガスは低温セパレーター 4で気液分離される。このとき、分離されたガス は、メタンを 93. 02モル0 /0含んだガスである。低温セパレータ 4は内部にミスト分離器 を有する縦型ベッセル (両端に鏡板を有する円柱状容器)である。 [0044] 低温セパレーター 4出口ガスの全量は、ターボエキスパンダー 5に送られ、 3· 0MP aまで減圧される。出口ガスは等エントロピー膨張の効果により _82. 3°Cまで冷却さ れ、 1, 830kWの動力をエキスパンダーが駆動するコンプレッサー 6に与える。ター ボエキスパンダー 5出口のガスは、ターボエキスパンダー出口セパレーター 7で気液 分離される。このとき、分離されたガスは、メタンを 96. 18モル％含んだガスであり、タ ーボエキスパンダー 5の入口ガスと比べてメタンは濃縮している。ターボエキスパンダ 一出口セパレーター 7は、内部にミスト分離器を有する縦型ベッセル（両端に鏡板を 有する円柱状容器)である。
[0045] ターボエキスパンダー出口セパレーター 7を出たガスは、 4 : 6の比率で分割され、 それぞれモーターで駆動される低温コンプレッサー 8と脱メタン塔 11に送られる（低 温コンプレッサーに 4割（ライン 105)、脱メタン塔に 6割（ライン 103) )。低温コンプレ ッサー 8に送られたガスは、 6. 2MPaまで圧縮され、リフラックスクーラー 9およびリフ ラックスコンデンサー 10でそれぞれプロパン冷凍および低温の残留ガスとの熱交換 により- 94. 7°Cまで冷却され、凝縮される。その後、凝縮した液は、減圧バルブ 14に より 2. 8MPaまで減圧され、脱メタン塔 11の塔頂部にリフラックスとしてフィードされる (ライン 104)。このとき、低温コンプレッサー 8の所要動力は、 1, 540kWである。
[0046] 脱メタン塔 11は、内部に 40段のトレイが設置され、リフラックスコンデンサー 10で凝 縮されたリフラックスは減圧バルブ 14を経由して塔頂から第 1段目のトレイにフィード され（ライン 104)、ターボエキスパンダー出口セパレーター 7の出口力 分割された ガスは塔頂から 8段目のトレイにフィードされる（ライン 103)。また、ターボエキスパン ダー出口セパレーター 7で分離された液は塔頂から 12段目にフィードされる（ライン 1 02)。さらに、低温セパレーター 4で分離された液は、減圧バルブ 15で 2. 82MPaま で減圧された後、塔頂から 17段目にフィードされる（ライン 101)。
[0047] 脱メタン塔 11は、塔頂部で 2. 8MPa、 -96. 7°Cの条件で運転され、塔底部では 2 . 85MPa、 25. 4°Cの条件で運転される。塔底部の温度は、 NGL中のメタン濃度が 1モル％以下になる平衡温度により決まり、その温度で運転するため、リボイラー 12 から 2. 23MWの熱が加えられる。脱メタン塔 11の塔頂部から分離される残留ガス、 及び塔底部から分離される NGLの組成は、表 2に示される通りである。流量は、残留 ガスが 12, 385kg— mol/時（103モル/時）、 NGLが 1, 3151¾_11101/時（103モ
I寺)である。
[0048] [表 2] 表 2 残留ガスおよび N G L組成 （モル0ん）
残留ガス N G L
c o2 0 . 3 1 7 . 4 8
N2 0 . 6 0 0 . 0 0
C 1 9 8 . 7 9 1 . 0 0
C 2 0 . 2 9 4 8 . 4 4
C 3 0 . 0 1 2 3 . 1 8
C 4 0 . 0 0 1 3 . 4 4
C 5 + 0 . 0 0 6 . 4 6 計 1 0 0 . 0 0 1 0 0 . 0 0
[0049] 表 2に示すように、原料ガス中のェタンの内、 94. 7%が NGLとして回収される。
[0050] 脱メタン塔 11の塔頂部を出た残留ガスは、リフラックスおよび原料ガスと熱交換し、 第 1原料ガスクーラー 1の出口で 13. 2°Cになる。その後、ターボエキスパンダーが駆 動するコンプレッサー 6で 3. 3MPaまで圧縮され、残留ガスコンプレッサー 13により 3
. 8MPaまで圧縮される。このとき、残留ガスコンプレッサー 13の所要動力は、 1 , 51
OkWである。
[0051] 〔比較例 1〕
米国特許第 4, 140， 504号公報の技術（Gas Subcooled Process)によりエタ ン回収を行った。その結果を実施例 1の結果と共に表 3にまとめる。
[0052] 表 3において、冷凍負荷は原料ガスチラ一（図 1では原料ガスチラ一 2)におけるプ 口パン冷凍システムの熱負荷であり、この値が小さいことはプロパン冷凍設備が小さく なることを意味する。
[0053] これらを比較すれば明らかなように、実施例 1では、米国特許第 4, 140, 504号公 報記載の技術によってェタン回収を行った場合と比較して、冷凍負荷およびコンプレ ッサー動力が小さいにも係わらずエタン回収率を向上させることが可能である。 [0054] 冷凍負荷の低下はプロパン冷凍設備容量の低下を意味し、プロパン冷凍設備で消 費するエネルギーの低下、およびプロパン冷凍の設備費低下の効果がある。
[0055] またコンプレッサー動力の低下は、消費エネルギーの低下の効果がある。さらに、 大きな動力を必要とする残留ガスコンプレッサーの駆動機には高価なガスタービンが 使用されることが多いため、このコンプレッサー動力を大幅に低下させることにより、 比較的安価なモーターを駆動機として使うことができるという効果がある。
[0056] [表 3] 表 3
比較例 1 実施例 1
エタン回収率 93. 5% 94. 7%
冷凍負荷 2. 90 MW 2. 70 MW 残留ガスコンプレッサー 3950 kW 1510 kW
低温コンプレッサー 1540 kW
コンプレッサー動力計 3950 kW 3050 kW

Claims

請求の範囲
[1] 少なくともメタンとメタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、蒸留塔を用 いて、メタンが富化されかつメタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、メ タンがより薄くかつメタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分とに分離す る炭化水素の分離方法において、
(a)該原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する工程；
(b)工程 (a)で得られた液を蒸留塔に供給する工程；
(c)工程（a)で得られたガスをエキスパンダーにより膨張させ、その一部を凝縮させて 気液分離する工程；
(d)工程 (c)で得られた液を該蒸留塔に供給する工程；
(e)工程 (c)で得られたガスを第 1の部分と第 2の部分に分岐する工程；
(f)該第 1の部分を該蒸留塔に供給する工程；
(g)該第 2の部分を圧縮しかつ冷却して凝縮させた後減圧して該蒸留塔にリフラック スとして供給する工程；
(h)該蒸留塔の塔頂部から該残留ガスを得、該蒸留塔の塔底部から該重質留分を 得る工程
を有することを特徴とする炭化水素の分離方法。
[2] 少なくともェタンとェタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、蒸留塔を用 いて、ェタンが富化されかつェタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、 ェタンがより薄くかつェタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分とに分離 する炭化水素の分離方法において、
(a)該原料ガスを冷却し、その一部を凝縮させて気液分離する工程；
(b)工程 ωで得られた液を蒸留塔に供給する工程；
(c)工程（a)で得られたガスをエキスパンダーにより膨張させ、その一部を凝縮させて 気液分離する工程；
(d)工程 (c)で得られた液を該蒸留塔に供給する工程；
(e)工程 (c)で得られたガスを第 1の部分と第 2の部分に分岐する工程；
(f)該第 1の部分を該蒸留塔に供給する工程； (g)該第 2の部分を圧縮しかつ冷却して凝縮させた後減圧して該蒸留塔にリフラック スとして供給する工程；
(h)該蒸留塔の塔頂部から該残留ガスを得、該蒸留塔の塔底部から該重質留分を 得る工程
を有することを特徴とする炭化水素の分離方法。
[3] 工程 ）における冷却において冷却媒体として前記残留ガスを用いる請求項 1また は 2記載の方法。
[4] 少なくともメタンとメタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、メタンが富化 されかつメタンより低揮発性の炭化水素がより薄レ、残留ガスと、メタンがより薄くかつメ タンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分とに分離する炭化水素の分離 装置において、
塔頂部から該残留ガスを排出し、塔底部から該重質留分を排出する蒸留塔； 該原料ガスを冷却しその一部を凝縮させ、一部が凝縮した原料ガスを気液分離する 冷却分離手段；
該冷却分離手段で得られた液を該蒸留塔に供給するライン；
該冷却分離手段で得られたガスを膨張させその一部を凝縮させるェ：
該エキスパンダー出口に接続された気液分離器；
該気液分離器で得られた凝縮液を該蒸留塔に供給- 該気液分離器で得られたガスを第 1の部分と第 2の部分に分岐する分岐手段； 該第 1の部分を該蒸留塔に供給するライン；
該第 2の部分を圧縮する圧縮手段；
該圧縮手段で圧縮されたガスを冷却して凝縮させる冷却手段；
該冷却手段で得られた凝縮液を減圧する減圧手段；および
該減圧手段で減圧された凝縮液を該蒸留塔にリフラックスとして供給するライン を有することを特徴とする炭化水素の分離装置。
[5] 少なくともェタンとェタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、ェタンが富 化されかつェタンより低揮発性の炭化水素がより薄い残留ガスと、ェタンがより薄くか つェタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分とに分離する炭化水素の分 離装置において、
塔頂部から該残留ガスを排出し、塔底部から該重質留分を排出する蒸留塔； 該原料ガスを冷却しその一部を凝縮させ、一部が凝縮した原料ガスを気液分離する 冷却分離手段；
該冷却分離手段で得られた液を該蒸留塔に供給するライン；
該冷却分離手段で得られたガスを膨張させその一部を凝縮させるエキスパンダー； 該エキスパンダー出口に接続された気液分離器；
該気液分離器で得られた凝縮液を該蒸留塔に供給するライン；
該気液分離器で得られたガスを第 1の部分と第 2の部分に分岐する分岐手段； 該第 1の部分を該蒸留塔に供給するライン；
該第 2の部分を圧縮する圧縮手段；
該圧縮手段で圧縮されたガスを冷却して凝縮させる冷却手段；
該冷却手段で得られた凝縮液を減圧する減圧手段；および
該減圧手段で減圧された凝縮液を該蒸留塔にリフラックスとして供給するライン を有することを特徴とする炭化水素の分離装置。
[6] 前記冷却手段が前記塔頂部から排出された残留ガスを冷却媒体とする熱交換器を 含む請求項 4または 5記載の装置。
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