特許 7390860 炭化水素の分離方法及び分離装置

(19)【発行国】日本国特許庁(JP)

(12)【公報種別】特許公報(B2)

(11)【特許番号】

(24)【登録日】2023-11-24

(45)【発行日】2023-12-04

(54)【発明の名称】炭化水素の分離方法及び分離装置

(51)【国際特許分類】

   C07C 7/04 20060101AFI20231127BHJP

   C07C 9/06 20060101ALI20231127BHJP

   C07C 9/04 20060101ALI20231127BHJP

   F25J 3/02 20060101ALI20231127BHJP

   F25J 3/06 20060101ALI20231127BHJP

【ＦＩ】

C07C7/04

C07C9/06

C07C9/04

F25J3/02 B

F25J3/06

【請求項の数】 12

(21)【出願番号】P 2019200772

(22)【出願日】2019-11-05

(65)【公開番号】P2021076261

(43)【公開日】2021-05-20

【審査請求日】2022-07-07

(73)【特許権者】

【識別番号】000222174

【氏名又は名称】東洋エンジニアリング株式会社

(74)【代理人】

【識別番号】100123788

【弁理士】

【氏名又は名称】宮崎 昭夫

(74)【代理人】

【識別番号】100127454

【弁理士】

【氏名又は名称】緒方 雅昭

(72)【発明者】

【氏名】笹倉 啓佑

(72)【発明者】

【氏名】山本 大生

(72)【発明者】

【氏名】山口 昌一

【審査官】中村 泰三

(56)【参考文献】

【文献】特許第４４５２２３９（ＪＰ，Ｂ１）

【文献】米国特許出願公開第２００２／０１６６３３６（ＵＳ，Ａ１）

【文献】特表２０１５－５３１８５１（ＪＰ，Ａ）

【文献】特表２００６－５１０８６７（ＪＰ，Ａ）

【文献】国際公開第２０１７／１５７８１７（ＷＯ，Ａ１）

【文献】米国特許出願公開第２０１５／０３０８７３５（ＵＳ，Ａ１）

【文献】米国特許出願公開第２０１４／００６０１１３（ＵＳ，Ａ１）

(58)【調査した分野】(Int.Cl.，ＤＢ名)

Ｆ２５Ｊ ３／００－０６

Ｃ０７Ｃ ９／０６

Ｃ０７Ｃ ７／０９

Ｆ２５Ｊ ３／０６

(57)【特許請求の範囲】

【請求項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に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記重質留分を得る工程
を有し、
工程ａから得られたガスの一部を工程ｃに供し、
工程ａから得られたガスの残部を前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ、全凝縮した液を減圧して前記蒸留塔に供給することを特徴とする炭化水素の分離方法。

【請求項2】

少なくともエタンとエ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、エタンが富化されかつエ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エタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記重質留分を得る工程
を有し、
工程ａから得られたガスの一部を工程ｃに供し
工程ａから得られたガスの残部を前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ、全凝縮した液を減圧して前記蒸留塔に供給することを特徴とする炭化水素の分離方法。

【請求項3】

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に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記重質留分を得る工程
を有し、
工程ｃから得られたガスの一部を工程ｅに供し、
工程ｃから得られたガスの残部を圧縮し、前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ、全凝縮した液を減圧して前記蒸留塔に供給することを特徴とする炭化水素の分離方法。

【請求項4】

少なくともエタンとエ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、エタンが富化されかつエ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エタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記重質留分を得る工程
を有し、
工程ｃから得られたガスの一部を工程ｅに供し、
工程ｃから得られたガスの残部を圧縮し、前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ、全凝縮した液を減圧して前記蒸留塔に供給することを特徴とする炭化水素の分離方法。

【請求項5】

工程ｃから得られたガスの全部を工程ｅに供する、請求項１または２に記載の方法。

【請求項6】

工程ａから得られたガスの全部を工程ｃに供する、請求項３または４に記載の方法。

【請求項7】

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に分離する炭化水素の分離装置において、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダーの出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含み、
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部を前記エキスパンダーに送るライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの残部を、前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器；
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ；及び
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブの出口を前記蒸留塔に接続するライン
を含む炭化水素の分離装置。

【請求項8】

少なくともエタンとエタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、エタンが富化されかつエ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エタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離装置において、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダーの出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含み、
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部を前記エキスパンダーに送るライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの残部を、前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器；
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ；及び
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブの出口を前記蒸留塔に接続するライン
を含む炭化水素の分離装置。

【請求項9】

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に分離する炭化水素の分離装置において、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダーの出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含み、
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部を前記蒸留塔に供給するライン；
前記第２の気液分離器から得られたガスの残部を圧縮するコンプレッサー；
前記コンプレッサーで圧縮されたガスを前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器；
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ；及び
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブの出口を前記蒸留塔に接続するライン
を含む炭化水素の分離装置。

【請求項10】

少なくともエタンとエタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、エタンが富化されかつエ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エタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離装置において、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダーの出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含み、
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部を前記蒸留塔に供給するライン；
前記第２の気液分離器から得られたガスの残部を圧縮するコンプレッサー；
前記コンプレッサーで圧縮されたガスを前記残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器；
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ；及び
前記凝縮器で全凝縮した液を減圧する減圧バルブの出口を前記蒸留塔に接続するライン
を含む炭化水素の分離装置。

【請求項11】

前記第２の気液分離器から得られたガスの全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含む、請求項７または８に記載の装置。

【請求項12】

前記第１の気液分離器から得られたガスの全部を前記エキスパンダーに送るラインを含む、請求項９または１０に記載の装置。

【発明の詳細な説明】

【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プラントからのオフガスから、エ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。

【背景技術】

【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、またエタンと炭素数３以上の炭化水素を分離することが行われている。

【0003】

例えば、天然ガスからエ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（プロパン回収の場合には脱エタン塔）で軽質成分と、エタン（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。

【0004】

特許文献１には、天然ガス等の原料ガスから、蒸留塔を用いてエタン又はプロパンを回収する方法が開示される。この方法は以下の工程を有する。
（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；
（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。

【先行技術文献】

【特許文献】

【0005】

【文献】国際公開第２００５／００９９３０号

【発明の概要】

【発明が解決しようとする課題】

【0006】

特許文献１に記載される方法では、工程（ｃ）で得られた液を、そのまま蒸留塔に供給している。そのため冷熱回収の観点から改良の余地があり、エタンもしくはプロパン回収のために、比較的大きな圧縮機動力が必要であった。

【0007】

本発明の目的は、エタンまたはプロパンを回収可能な炭化水素の分離方法であって、圧縮機動力の低減を可能とする改良された冷熱回収を含む、炭化水素の分離方法を提供することである。本発明の別の目的は、この方法を実施するに好適な、炭化水素の分離装置を提供することである。

【課題を解決するための手段】

【0008】

本発明の一態様によれば、
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に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記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】

本発明の別の態様によれば、
少なくともエタンとエ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、エタンが富化されかつエ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エタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離方法において、
ａ）前記原料ガスを、冷媒としての前記残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｂ）工程ａから得られた液を減圧して前記蒸留塔に供給する工程；
ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程；
ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前記別の冷媒として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程；
ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給する工程；及び
ｆ）前記蒸留塔の塔頂部から前記残留ガスを得、前記蒸留塔の塔底部から前記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】

本発明のさらに別の態様によれば、
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に分離する炭化水素の分離装置において、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダーの出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含む炭化水素の分離装置が提供される。

【0011】

本発明のさらに別の態様によれば、
少なくともエタンとエタンより低揮発性の炭化水素とを含む原料ガスを、エタンが富化されかつエ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エタンより低揮発性の炭化水素が富化された重質留分に分離する炭化水素の分離装置におい
て、
塔頂部から前記残留ガスを排出し、塔底部から前記重質留分を排出する蒸留塔；
前記原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として前記残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段；
前記熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器；
前記第１の気液分離器から得られた液を減圧バルブを経て前記蒸留塔に供給するライン；
前記第１の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー；
前記エキスパンダーの出口に接続された第２の気液分離器；
前記第２の気液分離器から得られた液を、前記別の冷媒流路を経て、前記蒸留塔に供給するライン；及び
前記第２の気液分離器から得られたガスの一部又は全部を前記蒸留塔に供給するライン
を含む炭化水素の分離装置が提供される。

【発明の効果】

【0012】

本発明の一態様によれば、エタンまたはプロパンを回収可能な炭化水素の分離方法であって、圧縮機動力の低減を可能とする改良された冷熱回収を含む、炭化水素の分離方法が提供される。本発明の別の態様によれば、この方法を実施するに好適な、炭化水素の分離装置が提供される。

【図面の簡単な説明】

【0013】

【図1】図１は本発明の第１の実施形態に係るエタン回収方法示すプロセスフロー図である。

【図2】図２は比較例１のエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。

【図3】図３は本発明の第２の実施形態に係るエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。

【図4】図４は比較例２のエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。

【図5】図５は本発明の第３の実施形態に係るエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。

【図6】図６は比較例３のエタン回収方法を示すプロセスフロー図である。

【発明を実施するための形態】

【0014】

以下の記載および図面は単に本発明の好適な形態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。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。本明細書においては、「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。

【0015】

〔実施形態１〕
本発明は、エタン回収プロセス及びプロパン回収プロセスに関する。本発明の第１の実施形態に関して、図１に示すプロセスフロー図を用いてエタン回収プロセスの例を説明する。ここでいうエ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、エタン及び重質な成分とに分離するプロセスである。エ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。

【0016】

このプロセスでは、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に分離する。このために、塔頂部から残留ガスを排出し、塔底部から重質留分を排出する蒸留塔としての脱メタン塔１１が用いられる。このプロセスでは工程ａ～ｆを行う。

【0017】

ａ）原料ガスを、冷媒としての残留ガス及び別の冷媒を用いて冷却して部分凝縮させ、その後気液分離する工程
この工程では、原料ガスを冷却して部分凝縮させる熱交換手段であって、冷媒として残留ガスが流れる冷媒流路と、別の冷媒が流れる別の冷媒流路とを含む熱交換手段が用いられる。また、当該熱交換手段から得られた部分凝縮した原料ガスを気液分離する第１の気液分離器が用いられる。当該熱交換手段は１つ以上の熱交換器を含むことができる。熱交換手段が２つ以上の熱交換器を含む場合、残留ガスが流れる冷媒流路と別の冷媒流路とが、同一の熱交換器に備わっていてもよいし、相異なる熱交換器に別々に備わっていてもよい。また、複数の熱交換器がそれぞれ、残留ガスが流れる冷媒流路を有していてもよい。複数の熱交換器がそれぞれ、別の冷媒流路を有していてもよい。別の冷媒として複数種の冷媒を用いることができ、例えば一つの熱交換器が、複数種の冷媒がそれぞれ流れる複数の「別の冷媒流路」を有していてもよい。

【0018】

例えば天然ガスなどの原料ガスは、熱交換手段により冷却され、部分的に凝縮する。部分凝縮した原料ガスが、低温セパレーターとも呼ばれる第１の気液分離器４で気液分離される。エタンの回収率を上げるには低温セパレーター４の温度は低いほど好ましい。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ー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。

【0019】

図１の例では、工程ａで用いる熱交換器として第１原料ガスクーラー１、原料ガスチラー２、第２原料ガスクーラー３が用いられる。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との熱交換により冷却され、次いで原料ガスチラー２でプロパン冷凍により冷却され、次いで第２原料ガスクーラー３において再び残留ガス、脱メタン塔のサイドストリームＦ３、及びターボエキスパンダー出口セパレーター７（第２の気液分離器）で凝縮した凝縮液（ライン１０４）との熱交換により冷却される。第２原料ガスクーラー３から、部分凝縮した原料ガス（気液二相流）が得られる。なおサイドストリーム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）。つまり、工程ａにおける「別の冷媒」として、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で凝縮した凝縮液（工程ｃから得られた液）１０４、脱メタン塔のサイドストリームＦ１及びＦ３、並びにプロパン冷凍システムのプロパンが用いられる。

【0020】

第１原料ガスクーラー１は、残留ガスが流れる冷媒流路を有し、前記「別の冷媒流路」として、サイドストリームＦ１が流れる冷媒流路を有する。第２原料ガスクーラー３は、冷媒として残留ガスが流れる冷媒流路を有し、前記「別の冷媒流路」として、第２の気液分離器から得られた液（ライン１０４）が流れる冷媒流路と、サイドストリームＦ３が流れる冷媒流路と、を有する。原料ガスチラー２は、プロパン冷凍システムのプロパンが流れる冷媒流路を有する。

【0021】

ｂ）工程ａから得られた液を減圧して蒸留塔に供給する工程
この工程では、低温セパレーター（第１の気液分離器）４から得られた凝縮液を脱メタン塔１１に供給するライン１０１が用いられる。このラインに減圧バルブ１４を設けることができる。典型的には、凝縮液は減圧バルブ１４により、脱メタン塔（プロパン回収の場合には脱エタン塔）の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧され、その一部が気化して気液二相流となる。またこの気化に伴い温度が低下する（実施形態１に対応する実施例１の場合は－８４．６℃まで温度が低下する）。

【0022】

ｃ）工程ａから得られたガスの一部又は全部を、エキスパンダーにより膨張させて部分凝縮させ、その後気液分離する工程
この工程では、低温セパレーター（第１の気液分離器）４から得られたガスの一部又は全部を、膨張させて部分凝縮させるエキスパンダー、特にはターボエキスパンダー５が用いられる。また、ターボエキスパンダー５出口に接続されたターボエキスパンダー出口セパレーター７が第２の気液分離器として用いられる。

【0023】

本例では低温セパレーター４出口ガス（ライン１１０）の全部がターボエキスパンダー５に送られ、典型的にはターボエキスパンダー５出口の圧力は、脱メタン塔（プロパン回収の場合には脱エタン塔）の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧される。このとき等エントロピー膨張の効果によりターボエキスパンダー５の出口ガスは極めて低温になり（実施例１の場合は－８５．２℃）、部分的に凝縮する（実施例１の場合は２７．９ｍｏｌ％が液化する）。また膨張時にガスが失うエネルギーをコンプレッサー６の動力として回収することができる。

【0024】

ターボエキスパンダー５出口で部分凝縮したガスは、ターボエキスパンダー出口セパレーター７（第２の気液分離器）で気液分離される。

【0025】

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。

【0026】

ｄ）工程ｃから得られた液を、工程ａにおいて前述の「別の冷媒」として用いた後に、前記蒸留塔に供給する工程
この工程において、ターボエキスパンダー出口セパレーター７から得られた液を、前述の「別の冷媒流路」を経て、脱メタン塔（蒸留塔）１１に供給するラインが用いられる（ライン１０４及び１０２）。本例において、ターボエキスパンダー出口セパレーター７から得られた液を流す「別の冷媒流路」は、工程ａの冷却に用いる熱交換器のうち原料ガスの流れ方向を基準として最も下流に位置する第２原料ガスクーラー３に備わる冷媒流路の一つである。実施例１の場合では、ライン１０４の液は、「別の冷媒」として用いられることで、－３９．０℃まで昇温され、気液二相流となる。

【0027】

ｅ）工程ｃから得られたガスの一部又は全部を蒸留塔に供給する工程
この工程において、ターボエキスパンダー出口セパレーター（第２の気液分離器）７から得られたガスの一部又は全部を脱メタン塔（蒸留塔）１１に供給するラインを用いる。

【0028】

本例では、ターボエキスパンダー出口セパレーター（第２の気液分離器）７から得られたガスの全部を脱メタン塔１１に供給している（ライン１０３）。

【0029】

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く、この観点から１．５ＭＰａ以上３．５ＭＰａ以下が好ましく、２．５ＭＰａ以上３．５ＭＰａ以下がさらに好ましい。

【0030】

本例では、脱メタン塔１１に３種類の流体がフィードされる。塔頂部には低温セパレーター４で分離された凝縮液が減圧バルブ１４を経由してリフラックスとしてフィードされ（ライン１０１）、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ー７で分離された液が第２原料ガスクーラー３で原料ガスと熱交換した後にフィードされる（ライン１０２）。図１では低温セパレーター４で分離された液がリフラックスとしてフィードされているが（ライン１０１）、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された液を、原料ガスと熱交換した後に、リフラックスとして使用してもよい。脱メタン塔へ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。

【0031】

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。

【0032】

ｆ）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
脱メタン塔の塔頂部からは、エタン、プロパンなどの成分が除去されたメタンを主成分とする残留ガスが分離され、原料ガスとの熱交換に利用される。その後、必要に応じて、ターボエキスパンダーが駆動するコンプレッサー６およびモーター等により駆動されるコンプレッサー（残留ガスコンプレッサー）１３によって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、エタン、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ＮＧＬ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。

【0033】

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からのオフガスであってもよい。

【0034】

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、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５ｍｏｌ％以上５０ｍｏｌ％以下である場合、さらには１０ｍｏｌ％以上５０ｍｏｌ％以下である場合、本発明の効果が特に顕著である。

【0035】

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く、５ｍｏｌ％以下が好ましく、１ｍｏｌ％以下がさらに好ましい。

【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、エタン、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中のメタンはエ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く、２ｍｏｌ％以下が好ましく、１ｍｏｌ％以下がさらに好ましい。

【0037】

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に替えて脱エタン塔が用いられ、脱エ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、脱エ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。

【0038】

〔実施形態２〕
本発明の第２の実施形態に関して、図３に示すプロセスフロー図を用いてエタン回収プロセスの例を説明する。実施形態１と同様の点については、説明を省略する。

【0039】

実施形態１では、工程ｃにおいて、工程ａから、すなわち低温セパレーター４から得られたガス（ライン１１０）の全量を、ターボエキスパンダー５に供給している。実施形態２では、ライン１１０を分岐し、ライン１１０のガスの一部だけ（ライン１１０ａ）をターボエキスパンダー５に送って工程ｃに供する。ライン１１０の分岐比は求められるエタン回収率に鑑みて決定される（実施形態２に対応する実施例２の場合はライン１１０ａ：ライン１１０ｂ＝７０：３０（モル比））。ターボエキスパンダー５出口の圧力は、脱メタン塔（プロパン回収の場合には脱エタン塔）の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧される。この際、等エントロピー膨張の効果により、ターボエキスパンダー５の出口ガスは極めて低温になり（実施例２では－８６．４℃）、部分的に凝縮する（実施例２では２４．７％が液化）。また、膨張時にガスが失うエネルギーをコンプレッサー６の動力として回収することができる。

【0040】

ライン１１０のガスの残部（ライン１１０ｂ）は、凝縮器１０において脱メタン塔の塔頂部から得られた残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ（実施例２の場合は－９０．８℃まで冷却）、全凝縮した液を減圧バルブ１５により減圧して脱メタン塔（蒸留塔）１１に供給する（ライン１０５）。全凝縮した液は、減圧バルブ１５により、脱メタン塔（蒸留塔）１１の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧される。また全凝縮した液は減圧によりその一部が気化して気液二相流となり、気化に伴い温度が低下する（実施例２の場合では－９４．２℃）。

【0041】

このために、以下のものを用いる。
低温セパレーター（第１の気液分離器）４から得られたガスの一部をターボエキスパンダー５に送るライン１１０ａ；
低温セパレーター（第１の気液分離器）４から得られたガスの残部（ライン１１０ｂ）を、残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器１０；
凝縮器１０で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ１５；及び
減圧バルブ１５の出口を脱メタン塔（蒸留塔）１１に接続するライン１０５。

【0042】

凝縮器１０として、ライン１１０ｂのガスと、残留ガスとの間で熱交換を行う熱交換器を用いることができる。凝縮器１０は、原料ガスクーラー１及び３並びに原料ガスチラー２よりも、残留ガスの流れ方向を基準にして上流に配することができる。

【0043】

本例では、脱メタン塔１１に４種類の流体がフィードされる。塔頂部には、ライン１０５からの液がリフラックスとしてフィードされ、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の出口ガスがフィードされ（ライン１０３）、それより下に低温セパレーター４からの液が減圧バルブ１４で減圧された後にフィードされ（ライン１０１）、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からの液が原料ガスと熱交換した後にフィードされる（ライン１０２）。

【0044】

プロセスフローに関して、以上の点以外は実施形態２は実施形態１と同様であってよい。ただし、プロセスフローの相違に応じて、温度、圧力等の条件を適宜変更することができる。

【0045】

〔実施形態３〕
本発明の第３の実施形態に関して、図５に示すプロセスフロー図を用いてエタン回収プロセスの例を説明する。実施形態１と同様の点については、説明を省略する。

【0046】

実施形態１では、工程ｅにおいて、工程ｃから、すなわちターボエキスパンダー出口セパレーター７から得られたガス（ライン１０３）の全量を、脱メタン塔１１に供給している。実施形態３では、ライン１０３を分岐し、ライン１０３のガスの一部だけ（ライン１０３ａ）を工程ｅに供し、すなわち脱メタン塔１１に供給する。ライン１０３の分岐比は求められるエタン回収率に鑑みて決定される（実施形態３に対応する実施例３の場合はライン１０３ａ：ライン１０３ｂ＝６３：３７（モル比））。ライン１０３のガスの残部（ライン１０３ｂ）は、圧縮し（実施例３の場合は６．００ＭＰａ）、脱メタン塔の塔頂部から得られた残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させ（実施例３の場合は－９４．２℃）、さらに全凝縮した液を減圧して脱メタン塔１１に供給する（ライン１０５）。全凝縮した液は、減圧バルブ１５により、脱メタン塔（蒸留塔）１１の供給段の運転圧力に、送液する際の圧力損失を加えた圧力まで減圧される。また全凝縮した液は減圧によりその一部が気化して気液二相流となり、気化に伴い温度が低下する（実施例３の場合では－９７．２℃）。

【0047】

このために、以下のものを用いる。
ターボエキスパンダー出口セパレーター７（第２の気液分離器）から得られたガスの一部を脱メタン塔（蒸留塔）１１に供給するライン１０３ａ；
ターボエキスパンダー出口セパレーター７（第２の気液分離器）から得られたガスの残部（ライン１０３ｂ）を圧縮するコンプレッサー８；
コンプレッサー８で圧縮されたガスを残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させる凝縮器（リフラックスコンデンサー）１０；
凝縮器１０で全凝縮した液を減圧する減圧バルブ１５；及び
減圧バルブ１５出口を脱メタン塔（蒸留塔）１１に接続するライン１０５。

【0048】

凝縮器１０として、ライン１０３ｂのガスと、残留ガスとの間で熱交換を行う熱交換器を用いることができる。凝縮器１０は、原料ガスクーラー１及び３、並びに原料ガスチラー２よりも、残留ガスの流れ方向を基準にして上流に配することができる。また本例では、コンプレッサー８で圧縮されたガスを、プロパン冷凍による熱交換器（リフラックスクーラー）９で冷却した後に、リフラックスコンデンサー１０において残留ガスとの熱交換により冷却して全凝縮させている。リフラックスクーラー９は必要に応じて設けることができ、リフラックスコンデンサー１０による冷却で十分な場合には不要である。

【0049】

本例では、脱メタン塔１１に４種類の流体がフィードされる。塔頂部には、ライン１０５からの液がリフラックスとしてフィードされ、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の出口ガスの一部がフィードされ（ライン１０３ａ）、それより下に低温セパレーター４からの液が減圧バルブ１４で減圧された後にフィードされ（ライン１０１）、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からの液が原料ガスと熱交換した後にフィードされる（ライン１０２）。

【0050】

プロセスフローに関して、以上の点以外は実施形態３は実施形態１と同様であってよい。ただし、プロセスフローの相違に応じて、温度、圧力等の条件を適宜変更することができる。

【実施例】

【0051】

以下、本発明を実施例に基づき更に詳細に説明するが、本発明はこれによって制限されるものではない。

【0052】

〔実施例１〕
図１に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。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℃の条件で炭化水素分離装置に導入される。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（１０^３モル／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。

【0053】

【表1】

【0054】

原料ガスは第１原料ガスクーラー１で、－３９．０℃の残留ガスおよび－３３．５℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ１と熱交換し、－２４．６℃まで冷却される。その後、原料ガスチラー２でプロパン冷凍により－３７．０℃まで冷却され、第２原料ガスクーラー３で、－８４．６℃の残留ガス、－７６．１℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ３および－８５．２℃のターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液（ライン１０４）との熱交換により－６２．９℃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、原料ガスチラー２はケトル型の多管式熱交換器である。

【0055】

次に、原料ガスは低温セパレーター４で気液分離される。低温セパレーター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。

【0056】

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、３．４７ＭＰａまで減圧される。その出口ガスは等エントロピー膨張の効果により－８５．２℃まで冷却され、５２９ｋＷ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。ターボエキスパンダー出口セパレーター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。

【0057】

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－８５．２℃の凝縮液（ライン１０４）は、第２原料ガスクーラー３で原料ガスに冷熱を与え、－３９．０℃まで昇温された後、脱メタン塔１１にフィードされる（ライン１０２）。

【0058】

脱メタン塔１１は、内部に４０段のトレイが設置され、ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスは塔頂から３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、第２原料ガスクーラー３を経て、塔頂から１０段目にフィードされる（ライン１０２）。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１４で３．２９ＭＰａまで減圧された後、リフラックスとして塔頂から１段目にフィードされる（ライン１０１）。

【0059】

脱メタン塔１１は、塔頂部で３．２７ＭＰａ、－８４．６℃の条件で運転され、塔底部では３．３２ＭＰａ、３９．８℃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３．６０ＭＷ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１２，５５３ｋｇ－ｍｏｌ／時（１０^３モル／時）、ＮＧＬが１，１４７ｋｇ－ｍｏｌ／時（１０^３モル／時）である。なお、「ＮＣ４」はノルマルブタンを、「ＩＣ４」はイソブタンを表す。

【0060】

【表2】

【0061】

原料ガス中のエタンの内、７６．７％がＮＧＬとして回収される。

【0062】

脱メタン塔１１の塔頂部を出た残留ガスは原料ガスと熱交換し、第１原料ガスクーラー１の出口で１５．１℃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３．２５ＭＰａまで圧縮され、残留ガスコンプレッサー１３により３．７７ＭＰａ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、１，０３１ｋＷである。

【0063】

〔比較例１〕
図２に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。その結果を実施例１の結果と共に表３にまとめる。

【0064】

実施例１の場合、ターボエキスパンダー出口セパレーター７により気液分離された凝縮液（ライン１０４）は、第２原料ガスクーラー３において冷熱を回収されて気液二相流となる（ライン１０２）。このとき低沸点成分であるメタン留分が主に気化するため、ライン１０２の気液二相流中のメタン濃度は減少する。脱メタン塔１１のリフラックス液中のメタン濃度が高いほどリフラックス効果が高いので、実施例１では、低温セパレーター４の凝縮液（ライン１０２の気液二相流よりメタン濃度が高い）がリフラックス液として脱メタン塔の１段目にフィードされる。

【0065】

一方で、図２に示した構成では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７により分離された凝縮液（ライン１０２）は、第２原料ガスクーラー３で冷熱を回収されず、またそのメタン濃度が低温セパレーター４の凝縮液のメタン濃度よりも高いため、脱メタン塔１１の１段目にリフラックスとして供給される（ライン１０２）。

【0066】

脱メタン塔１１では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスが塔頂から４段目のトレイにフィードされる（ライン１０３）。低温セパレーター４で分離された液は、減圧バルブ１４で２．８２ＭＰａまで減圧された後、塔頂から１４段目にフィードされる（ライン１０１）。

【0067】

プロセスフローに関して、以上の点以外は比較例１は実施例１と同様である。

【0068】

表３において、「冷凍負荷」は原料ガスチラー２におけるプロパン冷凍システムの熱負荷である。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。

【0069】

「リボイラー熱負荷」は、脱メタン塔の塔底リボイラー１２の熱負荷である。その低下は、蒸留に要するエネルギーの低下を意味し、外部より供給される用役の費用低下の効果がある。「冷凍コンプレッサー動力」は、プロパン冷凍システムにおいてコンプレッサーで消費される動力である。「残留ガスコンプレッサー」は、残留ガスコンプレッサー１３で消費される動力である。

【0070】

表３で明らかなように、実施例１は比較例１の構成でエタン回収を行った場合と比較して、エタン回収率が同程度であるのにも関わらず、総コンプレッサー動力およびリボイラー熱負荷を低減することが可能である。

【0071】

【表3】

【0072】

〔実施例２〕
図３に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。原料ガスは実施例１と同様である。

【0073】

原料ガスは第１原料ガスクーラー１で、－３９．０℃の残留ガスおよび－３９．３℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ１と熱交換し、－２３．７℃まで冷却される。その後、原料ガスチラー２でプロパン冷凍により－３７．０℃まで冷却され、第２原料ガスクーラー３で、－７６．６℃の残留ガス、－７７．７℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ３および－８６．４℃のターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液（ライン１０４）との熱交換により－６０．４℃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、原料ガスチラー２はケトル型の多管式熱交換器である。

【0074】

次に、原料ガスは低温セパレーター４で気液分離される。低温セパレーター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。

【0075】

低温セパレーター４出口ガスのうち、７０モル％はターボエキスパンダー５に送られ（ライン１１０ａ）、３．２０ＭＰａまで減圧される。その出口ガスは等エントロピー膨張の効果により－８６．４℃まで冷却されその一部が凝縮して気液二相流となり、７２３ｋＷ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（部分凝縮したもの）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。ターボエキスパンダー出口セパレーター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。

【0076】

低温セパレーター４出口ガスのうち、残りの３０モル％は凝縮器（リフラックスコンデンサー）１０へと送られ（ライン１１０ｂ）、脱メタン塔１１塔頂の残留ガスと熱交換し、－９０．８℃まで冷却され全凝縮する。凝縮液は減圧バルブ１５によって３．００ＭＰａまで減圧され、その一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が－９４．２℃まで低下する。その後、リフラックス液として塔頂から第１段に供給される（ライン１０５）。ここで、リフラックスコンデンサー１０はプレートフィン熱交換器である。

【0077】

脱メタン塔１１は、内部に４０段のトレイが設置され、ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスは塔頂から４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－８６．４℃の凝縮液（ライン１０４）は、第２原料ガスクーラー３における冷熱回収により－３９．０℃まで昇温され、その一部が気化し気液二相流となった後、塔頂から２０段目にフィードされる（ライン１０２）。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１４で３．２０ＭＰａまで減圧され、その一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が－８４．２℃まで低下する。その後、塔頂から１４段目にフィードされる（ライン１０１）。

【0078】

脱メタン塔１１は、塔頂部で３．００ＭＰａ、－９２．８℃の条件で運転され、塔底部では３．０５ＭＰａ、３１．５℃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３．６５ＭＷ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４に示される通りである。流量は、残留ガスが１２，４４４ｋｇ－ｍｏｌ／時（１０^３モル／時）、ＮＧＬが１，２５６ｋｇ－ｍｏｌ／時（１０^３モル／時）である。

【0079】

【表4】

【0080】

原料ガス中のエタンの内、８８．７％がＮＧＬとして回収される。

【0081】

脱メタン塔１１の塔頂部を出た残留ガスは原料ガスと熱交換し、第１原料ガスクーラー１の出口で１５．１℃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３．１７ＭＰａまで圧縮され、残留ガスコンプレッサー１３により３．７７ＭＰａ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、１，８５９ｋＷである。

【0082】

〔比較例２〕
図４に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。その結果を実施例２の結果と共に表５にまとめる。

【0083】

図４に示した構成では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７により分離された凝縮液（ライン１０２）は、第２原料ガスクーラー３で冷熱を回収されることなく、そのまま脱メタン塔１１に供給される。

【0084】

比較例２では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液を用いた冷熱回収が行われないため、低温セパレーター４に流入するストリームの温度は－５２．０℃となり、実施例２と比較すると８．４℃高くなる。従い、低温セパレーター４により分離されるガス（ライン１１０）中のメタン濃度が実施例２と比較して低くなり、最終的には蒸留塔におけるリフラックス効果の低下につながる。

【0085】

脱メタン塔１１では、ライン１０５からの液が、リフラックス液として塔頂から第１段に供給される。ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスが塔頂から４段目のトレイにフィードされる（ライン１０３）。ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された液が、塔頂から１４段目にフィードされる（ライン１０２）。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１４で２．８３ＭＰａまで減圧された後、塔頂から２０段目にフィードされる（ライン１０１）。

【0086】

プロセスフローに関して、以上の点以外は比較例２は実施例２と同様である。

【0087】

表５で明らかなように、実施例２は比較例２の構成でエタン回収を行った場合と比較して、高いエタン回収率が得られ、さらには総コンプレッサー動力およびリボイラー熱負荷を低減することが可能である。

【0088】

【表5】

【0089】

〔実施例３〕
図５に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。原料ガスは実施例１と同様である。

【0090】

原料ガスは第１原料ガスクーラー１で、－３９．０℃の残留ガスおよび－３５．３℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ１と熱交換し、－２２．６℃まで冷却される。その後、原料ガスチラー２でプロパン冷凍により－３７．０℃まで冷却され、第２原料ガスクーラー３で、－６８．０℃の残留ガス、－７４．３℃の脱メタン塔１１のサイドストリームＦ３および－８６．８℃のターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液（ライン１０４）との熱交換により－５９．０℃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、原料ガスチラー２はケトル型の多管式熱交換器である。

【0091】

次に、原料ガスは低温セパレーター４で気液分離される。低温セパレーター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。

【0092】

低温セパレーター４出口のガス全量がターボエキスパンダー５に送られ、３．０７ＭＰａまで減圧される。その出口ガスは等エントロピー膨張の効果により－８６．８℃まで冷却され、１，２５９ｋＷ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。ターボエキスパンダー出口セパレーター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。

【0093】

ターボエキスパンダー出口セパレーター７の出口ガス（ライン１０３）のうち３７モル％は、コンプレッサー（低温コンプレッサー）８によって６．００ＭＰａまで昇圧された後、プロパン冷凍による熱交換器（リフラックスクーラー）９および脱メタン塔１１塔頂の残留ガスと熱交換させる凝縮器（リフラックスコンデンサー）１０によって－９４．２℃まで冷却されて全凝縮する。得られた凝縮液は減圧バルブ１５によって２．８７ＭＰａまで減圧されその一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が－９７．２℃まで低下する。その後、リフラックス液として塔頂から第１段に供給される（ライン１０５）。ここで、リフラックスクーラー９はケトル型の多管式熱交換器であり、リフラックスコンデンサー１０はプレートフィン熱交換器である。なお、残留ガスとの熱交換だけで、リフラックスコンデンサー１０の出口温度を、所定のエタン回収率を達成できる温度まで低下させることができる場合には、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９を設置しなくてもよい。

【0094】

脱メタン塔１１は、内部に４０段のトレイが設置され、ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスの一部は塔頂から９段目のトレイにフィードされる（ライン１０３ａ）。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－８６．８℃の凝縮液（ライン１０４）は、第２原料ガスクーラー３における冷熱回収により－３９．０℃まで昇温され、その一部が気化し気液二相流となった後、塔頂から１８段目にフィードされる（ライン１０２）。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１４で２．８９ＭＰａまで減圧され、その一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が－８３．７℃まで低下する。その後、塔頂から１５段目にフィードされる（ライン１０１）。

【0095】

脱メタン塔１１は、塔頂部で２．８７ＭＰａ、－９６．２℃の条件で運転され、塔底部では２．９２ＭＰａ、２７．５℃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３．３５ＭＷ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６に示される通りである。流量は、残留ガスが１２，３８８ｋｇ－ｍｏｌ／時（１０^３モル／時）、ＮＧＬが１，３１２ｋｇ－ｍｏｌ／時（１０^３モル／時）である。

【0096】

【表6】

【0097】

原料ガス中のエタンの内、９５．５％がＮＧＬとして回収される。

【0098】

脱メタン塔１１の塔頂部を出た残留ガスは原料ガスと熱交換し、第１原料ガスクーラー１の出口で１５．１℃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３．１９ＭＰａまで圧縮され、残留ガスコンプレッサー１３により３．７７ＭＰａ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、１，８２４ｋＷである。

【0099】

〔比較例３〕
図６に示した構成を有する炭化水素分離装置を用い、エタン回収を行う場合の例につき、プロセスシミュレーションを行った。このプロセスは、特許文献１に開示されるプロセスに相当する。その結果を実施例３の結果と共に表７にまとめる。

【0100】

図６に示した構成では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７により分離された凝縮液（ライン１０２）は、第２原料ガスクーラー３で冷熱を回収されることなく、そのまま脱メタン塔１１に供給される。

【0101】

比較例３では、ターボエキスパンダー出口セパレーター７の凝縮液を用いた冷熱回収が行われないため、低温セパレーター４に流入するストリームの温度は－４４．１℃となり、実施例３と比較すると１４．９℃高くなる。従い、低温セパレーター４により分離されるガス（ライン１１０）中のメタン濃度が実施例３と比較して低くなり、最終的には蒸留塔におけるリフラックス効果の低下につながる。

【0102】

脱メタン塔１１では、ライン１０５からの液が、リフラックスとして塔頂から１段目にフィードされる。ターボエキスパンダー出口セパレーター７出口のガスの一部が塔頂から９段目のトレイにフィードされる（ライン１０３ａ）。また、ターボエキスパンダー出口セパレーター７で分離された液が、塔頂から１２段目にフィードされる（ライン１０２）。さらに、低温セパレーター４で分離された液が、減圧バルブ１４で２．８２ＭＰａまで減圧され、その一部が気化し気液二相流となり、気化に伴い温度が－６４．０℃まで低下する。その後、塔頂から１５段目にフィードされる（ライン１０１）。

【0103】

プロセスフローに関して、以上の点以外は比較例３は実施例３と同様である。

【0104】

表７で明らかなように、実施例３は比較例３の構成でエタン回収を行った場合と比較して、高いエタン回収率が得られ、さらには総コンプレッサー動力およびリボイラー熱負荷を低減することが可能である。

【0105】

【表7】

【符号の説明】

【0106】

１：第１原料ガスクーラー
２：原料ガスチラー
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ー
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、脱エタン塔）
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
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

【図1】

【図2】

【図3】

【図4】

【図5】

【図6】