JP5667445B2 - 炭化水素ガスの処理 - Google Patents

炭化水素ガスの処理 Download PDF

Info

Publication number
JP5667445B2
JP5667445B2 JP2010530081A JP2010530081A JP5667445B2 JP 5667445 B2 JP5667445 B2 JP 5667445B2 JP 2010530081 A JP2010530081 A JP 2010530081A JP 2010530081 A JP2010530081 A JP 2010530081A JP 5667445 B2 JP5667445 B2 JP 5667445B2
Authority
JP
Japan
Prior art keywords
stream
distillation
column
steam
cooling
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Expired - Fee Related
Application number
JP2010530081A
Other languages
English (en)
Other versions
JP2011500923A5 (ja
JP2011500923A (ja
Inventor
ウィルキンソン,ジョン・ディー
リンチ,ジョー・ティー
ハドソン,ハンク・エム
キューラー,カイル・ティー
マルティネス,トニー・エル
Original Assignee
オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド filed Critical オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド
Publication of JP2011500923A publication Critical patent/JP2011500923A/ja
Publication of JP2011500923A5 publication Critical patent/JP2011500923A5/ja
Application granted granted Critical
Publication of JP5667445B2 publication Critical patent/JP5667445B2/ja
Expired - Fee Related legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209Natural gas or substitute natural gas
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/78Refluxing the column with a liquid stream originating from an upstream or downstream fractionator column
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/02Expansion of a process fluid in a work-extracting turbine (i.e. isentropic expansion), e.g. of the feed stream
    • FMECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25JLIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/40Vertical layout or arrangement of cold equipments within in the cold box, e.g. columns, condensers, heat exchangers etc.

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Description

本発明は、炭化水素を含有するガスの分離のためのプロセスおよび装置に関する。本出願人らは、合衆国法典第35巻第119条(e)に基づき、先行の米国特許仮出願である2007年10月18日に出願された第60/980,833号および2008年2月4日に出願された第61/025,910号の利益を主張する。
エチレン、エタン、プロピレン、プロパンおよび/またはより重質の炭化水素は、例えば、天然ガス、製油所ガス、ならびに、石炭、原油、ナフサ、頁岩油、タールサンドおよび褐炭といったその他の炭化水素材料から得られる合成ガスストリームなどの様々なガスから回収することができる。通常、天然ガスの主成分はメタンおよびエタンであり、すなわち、メタンとエタンが共にガスの少なくとも50モルパーセントを構成する。このガスはまた、比較的少量のプロパン、ブタン、ペンタンなどのより重質の炭化水素、ならびに水素、窒素、二酸化炭素およびその他のガスも含有する。
本発明は、一般的に、このようなガスストリームからのエチレン、エタン、プロピレン、プロパン、およびより重質の炭化水素の回収に関係する。本発明に従って処理されることになるガスストリームの典型的な解析結果は、およそのモルパーセントにおいて、80.8%のメタン、9.4%のエタンおよびその他のC成分、4.7%のプロパンおよびその他のC成分、1.2%のイソブタン、2.1%のノルマルブタン、ならびに1.1%のペンタンであり、加えて、その残りは窒素および二酸化炭素で構成されるであろう。硫黄を含有するガスもまた存在することがある。
歴史的に、天然ガスおよびその天然ガス液(NGL)成分の値段はいずれも周期的に変動しているために、液体生成物としての、エタン、エチレン、プロパン、プロピレン、およびより重質の成分の利益額が減少することもある。このために、これらの生成物のより効率的な回収を提供することができるプロセス、効率的な回収をより少ない設備投資で提供することができるプロセス、および回収する特定の成分を広範囲にわたり変更するために容易に適合または調節することができるプロセスに関する需要が生じている。これらの材料を分離するための利用可能なプロセスとしては、ガスの冷却および冷蔵、油の吸収、ならびに冷却された油の吸収に基づくプロセスが挙げられる。加えて、低温プロセスは、電力を生成すると同時に、処理されるガスから熱を膨張させて除去する経済的な設備を利用できるので、普及しつつある。ガス源の圧力、ガスの豊富さ(エタン、エチレン、およびより重質の炭化水素の含量)、ならびに望ましい最終生成物に応じて、これらのプロセスのいずれか、または、これらのプロセスの組み合わせを用いても良い。
現在、低温膨張プロセスは、天然ガス液の回収に関して一般的に好ましいが、これは、このプロセスが、最も単純で始動が容易であり、操作の柔軟性、良好な効率、安全性、および良好な信頼性を提供するためである。米国特許第3,292,380号;4,061,481号;4,140,504号;4,157,904号;4,171,964号;4,185,978号;4,251,249号;4,278,457号;4,519,824号;4,617,039号;4,687,499号;4,689,063号;4,690,702号;4,854,955号;4,869,740号;4,889,545号;5,275,005号;5,555,748号;5,566,554号;5,568,737号;5,771,712号;5,799,507号;5,881,569号;5,890,378号;5,983,664号;6,182,469号;6,578,379号;6,712,880号;6,915,662号;7,191,617号;7,219,513号;米国再発行特許第33,408号;ならびに、同時係属中の米国特許出願第11/430,412号;11/839,693号;および11/971,491号は、関連するプロセスを記載している(しかしながら、本発明の記載は、引用された米国特許中に記載されているものとは異なる処理条件に基づいている場合もある)。
典型的な低温膨張回収プロセスにおいて、フィードガスストリームは、プロセスのその他のストリームとの熱交換、および/またはプロパン圧縮冷却システムなどの外部の冷却源により加圧下で冷却される。ガスを冷却して、1つ以上のセパレーター中で、数種の望ましいC+成分を含有する高圧の液体として液体を凝縮し、回収しても良い。ガスの豊富さおよび形成された液体の量に応じて、高圧の液体をより低圧に膨張させ、分留しても良い。液体が膨張する間に起こる蒸発は、ストリームのさらなる冷却を生ずる。いくつかの条件下では、膨張により生じる温度をさらに低くするために、高圧の液体を膨張させる前に予冷することが望ましい場合がある。液体及び蒸気の混合物を含む膨張させたストリームは、蒸留(脱メタン装置または脱エタン装置)カラムで分留する。このカラムにおいて膨張冷却されたストリーム(各ストリーム)を蒸留して、底部液体生成物としての望ましいC成分、C成分およびより重質の炭化水素成分から、残留メタン、窒素およびその他の揮発性ガスをオーバーヘッド蒸気として分離するか、または、底部液体生成物としての望ましいC成分およびより重質の炭化水素成分から残留メタン、C成分、窒素およびその他の揮発性ガスをオーバーヘッド蒸気として分離する。
フィードガスが完全に凝縮されない場合(典型的には、完全には凝縮されない)、部分的な凝縮から残留する蒸気は、2つのストリームに分割することができる。蒸気の一方の部分は、仕事膨張装置(work expansion machine)もしくはエンジン、または膨張弁を通過させてより低圧にし、そこでさらにストリームを冷却した結果としてさらなる液体が凝縮される。膨張後の圧力は、蒸留カラムを運転させている圧力と本質的に同じである。膨張によって生じた、合流された蒸気と液相は、カラムにフィードとして供給される。
蒸気の残りの部分は、例えば冷たい分留塔オーバーヘッドなどの他のプロセスストリームとの熱交換によって冷却されて、実質的に凝縮される。高圧の液体のうち一部または全部を、冷却前にこの蒸気部分と合流させてもよい。続いて、得られた冷却されたストリームを、膨張弁などの適切な膨張デバイスを介して脱メタン装置を運転する圧力に膨張させる。膨張中に液体の一部が蒸発することによって、ストリーム全体が冷却される。続いて、フラッシュ膨張させたストリームが、頂部へのフィードとして脱メタン装置に供給される。典型的には、フラッシュ膨張させたストリームの蒸気部分と脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気とを、分留塔の上部セパレーターセクションにおいて残留メタン生成物ガスとして合流させる。あるいは、冷却されかつ膨張させたストリームをセパレーターに供給して蒸気および液体ストリームを提供しても良い。この蒸気は塔のオーバーヘッドと合流し、液体はカラム頂部へのフィードとしてカラムに供給される。
このような分離プロセスの理想的な運転においては、プロセスから生じた残留ガスは、フィードガス中の実質的に全てのメタンを含有し、より重質の炭化水素成分を本質的に含まず、脱メタン装置から出る底部の留分は、実質的に全てのより重質の炭化水素成分を含有し、メタンまたはより高い揮発性の成分を本質的に含まない。しかしながら、実際には、従来の脱メタン装置は主としてストリッピングカラムとして運転させるので、この理想的な状況は得られない。それゆえに、プロセスのメタン生成物は、典型的には、どの精留工程でも処理されなかった蒸気と一緒にカラム頂部の分留段から出る蒸気を含む。頂部の液体フィードは、実質的な量のC成分、C成分、C+成分およびより重質の炭化水素成分を含有し、脱メタン装置頂部の分留段から出る蒸気中に、それに対応する釣り合う量のC成分、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分が生じるため、C、CおよびC+成分の顕著な損失が起こる。上昇する蒸気を、C成分、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分を蒸気から吸収できるような有意な量の液体(還流)と接触させることができるならば、これらの望ましい成分の損失を有意に減少させることが可能であろう。
近年、炭化水素の分離のための好ましいプロセスは、上部吸収セクションを用いて上昇する蒸気の追加の精留を提供している。上部の精留セクションのための還流ストリーム源は、典型的には、加圧下で供給された残留ガスから再利用されたストリームである。通常、再利用された残留ガスストリームは、その他のプロセスストリーム(例えば冷たい分留塔オーバーヘッド)との熱交換により冷却されて、実質的に凝縮される。続いて、得られた実質的に凝縮されたストリームを、膨張弁などの適切な膨張デバイスを介して脱メタン装置を運転させる圧力に膨張させる。通常、膨張中に液体の一部が蒸発することによって、ストリーム全体が冷却される。続いて、フラッシュ膨張させたストリームが、頂部へのフィードとして脱メタン装置に供給される。典型的には、分留塔の上部セパレーターセクション中で、膨張させたストリームの蒸気部分と脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気とを残留メタン生成物ガスとして合流させる。あるいは、冷却され、かつ膨張させたストリームをセパレーターに供給して、蒸気と液体のストリームを提供してもよく、結果として、その後、蒸気が塔のオーバーヘッドと合流し、液体がカラム頂部へのフィードとしてカラムに供給される。このタイプの典型的なプロセススキームは、米国特許第4,889,545号;5,568,737号;および、5,881,569号、ならびに、Mowrey,E.Ross,“Efficient,High Recovery of Liquids from Natural Gas Utilizing a High Pressure Absorber”,Proceedings of the Eighty−First Annual Convention of the Gas Processors Association,Dallas,Texas,2002年3月11〜13日に開示されている。残念ながら、これらのプロセスは、脱メタン装置に還流ストリームを再利用するための原動力を提供するためにコンプレッサーの使用を要求し、これらのプロセスを用いた施設の資本コストと運転コストの両方がかさむことになる。
本発明はまた、上部の精留セクション(または、プラントサイズまたはその他の要因により別の精留およびストリッピングカラムの使用が好ましい場合は、別の精留カラム)を使用する。しかしながら、この精留セクションの還流ストリームは、塔の下部で上昇する蒸気のサイドドロー(side draw)を用いることによって提供される。塔の下部の蒸気中のC成分が比較的高濃度であるために、このサイドドローストリーム中で、その圧力を高めることなく有意な量の液体を凝縮することができ、ここでこの凝縮は、上部の精留セクションから出る冷たい蒸気中で利用可能な冷却のみを用いることが多い。続いてこの凝縮された液体(主として液状メタン)を用いて、上部の精留セクションを通じて上昇する蒸気からC成分、C成分、C成分、およびより重質の炭化水素成分を吸収し、これによって、脱メタン装置からの底部液体生成物中にこれらの有用な成分を取り込むことができる。
これまで、このようなサイドドロー機能は、譲受人の米国特許第5,799,507号で説明されているようなC+回収システムで使用されており、ならびに譲受人の米国特許第7,191,617号で説明されているようなC+回収システムでも利用されている。驚くべきことに、出願人は、譲受人の米国特許第7,191,617号の発明のサイドドロー機能の引き抜き位置を変更することによって、資本または運転コストを増加させることなくC+の回収率とシステム効率が改善されることを見出した。
米国特許第3,292,380号 米国特許第4,061,481号 米国特許第4,140,504号 米国特許第4,157,904号 米国特許第4,171,964号 米国特許第4,185,978号 米国特許第4,251,249号 米国特許第4,278,457号 米国特許第4,519,824号 米国特許第4,617,039号 米国特許第4,687,499号 米国特許第4,689,063号 米国特許第4,690,702号 米国特許第4,854,955号 米国特許第4,869,740号 米国特許第4,889,545号 米国特許第5,275,005号 米国特許第5,555,748号 米国特許第5,566,554号 米国特許第5,568,737号 米国特許第5,771,712号 米国特許第5,799,507号 米国特許第5,881,569号 米国特許第5,890,378号 米国特許第5,983,664号 米国特許第6,182,469号 米国特許第6,578,379号 米国特許第6,712,880号 米国特許第6,915,662号 米国特許第7,191,617号 米国特許第7,219,513号 米国再発行特許第33,408号 米国特許第出願第11/430,412号 米国特許第出願第11/839,693号 米国特許第出願第11/971,491号
Mowrey,E.Ross,"Efficient,High Recovery of Liquids from Natural Gas Utilizing a High Pressure Absorber",Proceedings of the Eighty−First Annual Convention of the Gas Processors Association,Dallas,Texas,2002年3月11〜13日
本発明に従って、脱メタン装置への還流ストリームの圧縮を必要とすることなく、87%を超えるC回収率、ならびに、99パーセントを超えるCおよびC+回収率が得られることを見出した。本発明は、C成分の回収率を高い値から低い値に調節して、99パーセントを超えるCおよびC+成分の回収率を維持することができるというさらなる利点を提供する。加えて、本発明は、回収レベルを高める一方、従来技術と比較して同じエネルギー必要量で、C成分およびより重質の成分からメタンおよびより軽い成分を本質的に100パーセント分離することを可能にする。本発明は、より低圧およびより高温で適用できるが、NGL回収カラムのオーバーヘッド温度が−50°F[−46℃]またはそれより低温であることが必要な条件下で、400〜1500psia[2,758〜10,342kPa(a)]の範囲またはそれより高圧でフィードガスを処理する場合、特に有利である。
本発明をよりよく理解するために、以下の実施例および図面について参照する。図面を参照すると以下の通りである。
図1は、米国特許第4,278,457号に従った従来技術による天然ガス処理プラントのフロー図である。 図2は、米国特許第7,191,617号に従った従来技術による天然ガス処理プラントのフロー図である。 図3は、本発明に従った天然ガス処理プラントのフロー図である。 図4は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。 図5は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。 図6は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。 図7は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。 図8は、本発明を天然ガスストリームに適用する選択的手段を説明するフロー図である。
上記図の以下に示す説明において、代表的なプロセス条件に関して計算した流速をまとめた表を提供する。本明細書で示された表において、流速に関する値(モル/時)は、便宜上小数点第一位で四捨五入した。表に示される総ストリーム速度は、炭化水素でない成分の全てを含み、それ故に一般的には、炭化水素成分に関するストリームの流速の合計よりも大きい。示された温度は、最も近接した数値に四捨五入した概算値である。また、図に示されたプロセスを比較する目的で行われたプロセス設計の計算は、周囲から(または周囲へ)プロセスへの(またはプロセスからの)熱の漏れはないという推測に基づいていることに留意すべきである。市販の断熱材の品質は、この推測を極めて妥当なものとし、これを典型的に当業者が成し得るものとする。
便宜上プロセスパラメーターは、従来の英国単位と国際単位系(SI)の単位の両方で報告する。表に示されたモル流量は、ポンドモル/時またはキログラムモル/時のどちらで解釈してもよい。馬力(HP)、および/または、1000英国熱単位/時(MBTU/Hr)として報告されているエネルギー消費は、ポンドモル/時で記載されたモル流量に対応する。キロワット(kW)として報告されているエネルギー消費は、キログラムモル/時で記載されたモル流量に対応する。
従来技術の説明
図1は、米国特許第4,278,457号に従った従来技術を用いて天然ガスからC+成分を回収するための処理プラントの設計を示すプロセスフロー図である。このプロセスのシミュレーションにおいて、入口ガスは、85°F[29℃]および970psia[6,688kPa(a)]でストリーム31としてプラントに入る。入口ガスが、生成物ストリームが仕様を満たすことを妨害するであろう濃度の硫黄化合物を含有する場合、硫黄化合物は、フィードガスを適切に前処理することによって除去される(図示せず)。加えて、低温条件下での水和物(氷)の形成を防ぐために、通常、フィードストリームを脱水する。この目的のために、典型的には固形の乾燥剤が用いられている。
フィードストリーム31は、熱交換器10中で、−6°F[−21℃]の冷えた残留ガス(ストリーム38b)、30°F[−1℃]の脱メタン装置下部のサイドリボイラー液(ストリーム40)、および、プロパン冷媒と熱交換することにより冷却される。全ての場合において、交換器10は、多数の独立した熱交換器であるか、または、単一のマルチパス熱交換器であるか、あるいは、あらゆるそれらの組み合わせを表すことに留意すべきである。(示された冷却作業に1つより多くの熱交換器を用いるかどうかに関する決定は、限定されるものではないが、例えば入口ガスの流速、熱交換器のサイズ、ストリームの温度などの多数の要因に依存する。)冷却されたストリーム31aは、0°F[−18℃]および955psia[6,584kPa(a)]でセパレーター11に入り、セパレーター11で凝縮された液体(ストリーム33)から蒸気(ストリーム32)が分離される。セパレーター液(ストリーム33)を、膨張弁12によって分留塔20の運転圧力(およそ445psia[3,068kPa(a)])に膨張させ、ストリーム33aを−27°F[−33℃]に冷却し、続いてそれを分留塔20にカラム中間下部のフィードポイントで供給する。
セパレーター11からの蒸気(ストリーム32)は、熱交換器13中で、−34°F[−37℃]の冷えた残留ガス(ストリーム38a)、および、−38°F[−39℃]の脱メタン装置上部のサイドリボイラー液(ストリーム39)と熱交換することによってさらに冷却される。冷却されたストリーム32aは、−27°F[−33℃]および950psia[6,550kPa(a)]でセパレーター14に入り、セパレーター14で蒸気(ストリーム34)が凝縮された液体(ストリーム37)から分離される。セパレーター液(ストリーム37)を、膨張弁19によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム37aを−61°F[−52℃]に冷却し、続いてそれを分留塔20にカラム中間下部の第2フィードポイントで供給する。
セパレーター14からの蒸気(ストリーム34)は、2つのストリーム35及び36に分割される。全蒸気の約38%を含有するストリーム35は、熱交換器15を通過して−124°F[−87℃]の冷たい残留ガス(ストリーム38)と熱交換関係を持ち、冷却されて実質的に凝縮される。続いて、得られた実質的に凝縮されたストリーム35aは、−119°F[−84℃]で膨張弁16を介して分留塔20の運転圧力にフラッシュ膨張させる。膨張中にストリームの一部が気化することによって、ストリーム全体が冷却される。図1で説明されているプロセスにおいて、膨張弁16を出る膨張させたストリーム35bは、−130°F[−90℃]の温度に至り、分留塔20の上部領域のセパレーターセクション20aに供給される。そこで分離した液体が、脱メタンセクション20bへの頂部フィードになる。
セパレーター14からの蒸気の残りの62%(ストリーム36)は、仕事膨張装置17に入り、仕事膨張装置17で高圧フィードのこの部分から機械的エネルギーが抽出される。装置17は、この蒸気を実質的に等エントロピーで塔の運転圧力に膨張させ、その仕事膨張によって、膨張させたストリーム36aをおよそ−83°F[−64℃]の温度に冷却させる。典型的な市販の膨張装置は、理想的な等エントロピーの膨張で論理上利用可能な仕事の80〜85%のオーダーで回収することができる。回収された仕事は、例えば残留ガス(ストリーム38c)を再度圧縮するのに使用できる遠心コンプレッサー(例えば項目18)を駆動させるのに用いられることが多い。続いて、部分的に凝縮させ膨張させたストリーム36aを、フィードとして分留塔20にカラム中間上部のフィードポイントで供給する。
塔20における脱メタン装置は、垂直に間隔をあけられた複数のトレイ、1つ以上の充填床、または、トレイと充填材とのいくつかの組み合わせを含有する従来型の蒸留カラムである。天然ガス処理プラントの場合よくあることだが、分留塔は、2つのセクションからなっていても良い。上部セクション20aはセパレーターであり、ここで部分的に気化した頂部フィードがそれぞれ蒸気部分と液体部分とに分割され、さらにここで下部の蒸留または脱メタンセクション20bから上昇する蒸気が頂部フィードの蒸気部分と合流して、冷たい脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気(ストリーム38)を形成し、この蒸気が−124°F[−87℃]で塔の頂部から出る。下部の脱メタンセクション20bは複数のトレイおよび/または充填材を含有しており、それにより下降する液体と上昇する蒸気の間の必要な接触が提供される。脱メタンセクション20bはまた、リボイラー(例えば、リボイラー21、および、前述したサイドリボイラー)も含み、これによりカラムを下方に流れる液体の一部を加熱し、かつ蒸発させ、ストリッピング蒸気を提供することができ、このストリッピング蒸気はカラムを上方に流れて、メタンおよびより軽い成分の液体生成物、すなわちストリーム41をストリッピングする。
液体生成物ストリーム41は、底部生成物において、メタン:エタン比がモルベースで0.025:1の典型的な仕様に基づくと、113°F[45℃]で塔の底部を出る。残留ガス(脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気ストリーム38)は、入ってくるフィードガスと向流して通過し、熱交換器15中で−34°F[−37℃]に加熱され(ストリーム38a)、熱交換器13中で−6°F[−21℃]に加熱され(ストリーム38b)、そして熱交換器10中で80°F[27℃]に加熱される(ストリーム38c)。続いて残留ガスは、二段階で再度圧縮される。第一段階は、膨張装置17によって駆動するコンプレッサー18である。第二段階は、補助動力源によって駆動するコンプレッサー25であり、コンプレッサー25は、残留ガス(ストリーム38d)を販売ラインの圧力に圧縮する。これを吐出冷却器26中で120°F[49℃]に冷却した後、残留ガス生成物(ストリーム38f)をラインの必要条件(通常は入口圧力のオーダー)を満たすのに十分な1015psia[6,998kPa(a)]で販売ガスのパイプラインに送る。
以下の表に、図1で説明されているプロセスに関するストリームの流速およびエネルギー消費の要約を説明する。
図2は、米国特許第7,191,617号に従った代替の従来技術のプロセスを表す。図2のプロセスを、図1に関して上述したのと同じフィードガスの組成および条件に適用した。このプロセスのシミュレーションにおいて、図1のプロセスに関するシミュレーションにおけるように、所定の回収レベルに対するエネルギー消費が最小になるように運転条件を選択した。
図2のプロセスのシミュレーションにおいて、入口ガスは、ストリーム31としてプラントに入り、熱交換器10中で−5°F[−20℃]の冷えた残留ガス(ストリーム45b)、33°F[0℃]の脱メタン装置下部のサイドリボイラー液(ストリーム40)、および、プロパン冷媒と熱交換することによって冷却される。冷却されたストリーム31aは、0°F[−18℃]および955psia[6,584kPa(a)]でセパレーター11に入り、セパレーター11で蒸気(ストリーム32)は、凝縮された液体(ストリーム33)から分離される。セパレーター液(ストリーム33)を、膨張弁12によって分留塔20の運転圧力(およそ450psia[3,103kPa(a)])に膨張させ、ストリーム33aを−27°F[−33℃]に冷却し、続いてそれを分留塔20にカラム中間下部のフィードポイントで供給する。
セパレーター11からの蒸気(ストリーム32)は、熱交換器13中で、−36°F[−38℃]の冷えた残留ガス(ストリーム45a)、および、−38°F[−39℃]の脱メタン装置上部のサイドリボイラー液(ストリーム39)と熱交換することによってさらに冷却される。冷却されたストリーム32aは、−29°F[−34℃]および950psia[6,550kPa(a)]でセパレーター14に入り、セパレーター14で蒸気(ストリーム34)が凝縮された液体(ストリーム37)から分離される。セパレーター液(ストリーム37)を、膨張弁19によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム37aを−64°F[−53℃]に冷却し、続いてそれを分留塔20にカラム中間下部の第2フィードポイントで供給する。
セパレーター14からの蒸気(ストリーム34)は、2つのストリーム35及び36に分割される。全蒸気の約37%を含有するストリーム35は、熱交換器15を通過して−120°F[−84℃]の冷えた残留ガス(ストリーム45)と熱交換関係を持ち、冷却されて実質的に凝縮される。続いて、得られた、実質的に凝縮されたストリーム35aは、−115°F[−82℃]で膨張弁16を介して分留塔20の運転圧力にフラッシュ膨張させる。膨張中にストリームの一部が気化することによって、ストリーム35bが−129°F[−89℃]に冷却され、続いてそれを分留塔20にカラム中間上部のフィードポイントで供給する。
セパレーター14からの蒸気の残りの63%(ストリーム36)は、仕事膨張装置17に入り、仕事膨張装置17で高圧フィードのこの部分から機械的エネルギーが抽出される。装置17は、この蒸気を実質的に等エントロピーで塔の運転圧力に膨張させ、その仕事膨張によって、膨張させたストリーム36aをおよそ−84°F[−65℃]の温度に冷却させる。続いて、部分的に凝縮させ膨張させたストリーム36aを、フィードとして分留塔20にカラム中間下部の第3フィードポイントで供給する。
塔20における脱メタン装置は、上部の吸収(精留)セクション20a(これは、上昇する膨張させたストリーム35bおよび36aの蒸気部分と、下降する冷たい液体との間の必要な接触を提供して、上昇する蒸気からエタン、プロパンおよびより重質の成分を凝縮し吸収するための複数のトレイおよび/または充填材を含有する);および、下部のストリッピングセクション20b(これは、下降する液体と上昇する蒸気との間の必要な接触を提供するための複数のトレイおよび/または充填材を含有する)の2つのセクションからなる。脱メタンセクション20bはまた、リボイラー(例えば、リボイラー21、および、前述したサイドリボイラー)も含み、これによりカラムを下方に流れる液体の一部を加熱し、かつ蒸発させて、ストリッピング蒸気を提供することができ、このストリッピング蒸気はカラムを上方に流れて、メタンおよびより軽い成分の液体生成物、すなわちストリーム41をストリッピングする。ストリーム36aは、脱メタン装置20の吸収セクション20aの下部領域に配置された中央フィード位置で脱メタン装置20に入る。膨張させたストリームの液体部分は、吸収セクション20aから下降する液体と一体化し、合流された液体は下方へ流れ続け、脱メタン装置20のストリッピングセクション20bに至る。膨張させたストリームの蒸気部分は吸収セクション20aを通じて上昇し、下降する冷たい液体と接触して、エタン、プロパンおよびより重質の成分を凝縮し、かつ吸収する。
蒸留蒸気の一部(ストリーム42)は、ストリッピングセクション20bの上部領域から抜き出される。続いてこのストリームを−91°F[−68℃]から−122°F[−86℃]に冷却し、脱メタン装置20の頂部から−127°F[−88℃]で出る冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム38との熱交換により熱交換器22中で部分的に凝縮する(ストリーム42a)。それが冷却されるにつれて、この冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリームは、わずかに−120°F[−84℃]に温められ(ストリーム38a)、ストリーム42の少なくとも一部が凝縮される。
還流セパレーター23における運転圧力(447psia[3,079kPa(a)])は、脱メタン装置20の運転圧力よりわずかに低く維持される。これにより、蒸留蒸気ストリーム42を熱交換器22に通し、そこから還流セパレーター23へと流動させる駆動力が提供され、還流セパレーター23で全ての凝縮されていない蒸気(ストリーム43)から凝縮された液体(ストリーム44)が分離される。続いてストリーム43は、熱交換器22からの温められた脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム38aと合流して、−120°F[−84℃]の冷たい残留ガスストリーム45を形成する。
還流セパレーター23からの液体ストリーム44を、ポンプ24によって脱メタン装置20の運転圧力をわずかに超える圧力にし、続いてストリーム44aを、冷たいカラム頂部へのフィード(還流)として脱メタン装置20に供給する。この冷たい液体の還流は、脱メタン装置20の吸収セクション20aの上部の精留領域中で上昇するプロパンとより重質の成分とを吸収し、かつ凝縮する。
脱メタン装置20のストリッピングセクション20bにおいて、フィードストリームは、それらのメタンおよびより軽い成分からストリッピングされる。得られた液体生成物(ストリーム41)は、114°F[45℃]で塔20の底部から出る。塔のオーバーヘッドを形成する蒸留蒸気ストリーム(ストリーム38)は、前述したように蒸留ストリーム42に冷却を提供しながら熱交換器22中で温められ、続いて還流セパレーター23からの蒸気ストリーム43と合流して、冷たい残留ガスストリーム45を形成する。残留ガスは、入ってくるフィードガスと向流して通過し、前述したように冷却を提供しながら、熱交換器15中で−36°F[−38℃]に加熱され(ストリーム45a)、熱交換器13中で−5°F[−20℃]に加熱され(ストリーム45b)、そして熱交換器10中で80°F[27℃]に加熱される(ストリーム45c)。続いて残留ガスは、二段階で、すなわち膨張装置17によって駆動するコンプレッサー18、および、補助動力源によって駆動するコンプレッサー25で再圧縮される。ストリーム45eを吐出冷却器26中で120°F[49℃]に冷却した後、残留ガス生成物(ストリーム45f)を1015psia[6,998kPa(a)]で販売ガスのパイプラインに送る。
以下の表に、図2で説明されているプロセスに関するストリームの流速およびエネルギー消費の要約を説明する。
表IとIIとの比較によれば、図1のプロセスと比較すると、図2のプロセスは、エタンの回収率を84.20%から85.08%に、プロパンの回収率を98.58%から99.20%に、および、ブタン+の回収率を99.88%から99.98%に改善したことが示される。さらに表IとIIとの比較によれば、本質的に同じ必要動力を用いて収率の改善が達成されたことが示される。
実施例1
図3は、本発明に従ったプロセスのフロー図を説明する。図3で示されたプロセスで考察されているフィードガスの組成および条件は、図1および2で示されたものと同じである。従って、本発明の利点を説明するために、図3のプロセスは、図1および2のプロセスと比較することができる。
図3のプロセスのシミュレーションにおいて、入口ガスは、ストリーム31としてプラントに入り、熱交換器10中で−4°F[−20℃]の冷えた残留ガス(ストリーム45b)、36°F[2℃]の脱メタン装置下部のサイドリボイラー液(ストリーム40)、および、プロパン冷媒と熱交換することによって冷却される。冷却されたストリーム31aは、1°F[−17℃]および955psia[6,584kPa(a)]でセパレーター11に入り、セパレーター11で蒸気(ストリーム32)は、凝縮された液体(ストリーム33)から分離される。セパレーター液(ストリーム33)を、膨張弁12によって分留塔20の運転圧力(およそ452psia[3,116kPa(a)])に膨張させ、ストリーム33aを−25°F[−32℃]に冷却し、続いてそれを分留塔20にカラム中間下部のフィードポイントで供給する。
セパレーター11からの蒸気(ストリーム32)は、熱交換器13中で、−38°F[−39℃]の冷えた残留ガス(ストリーム45a)、および、−37°F[−38℃]の脱メタン装置上部のサイドリボイラー液(ストリーム39)と熱交換することによってさらに冷却される。冷却されたストリーム32aは、−31°F[−35℃]および950psia[6,550kPa(a)]でセパレーター14に入り、セパレーター14で蒸気(ストリーム34)が凝縮された液体(ストリーム37)から分離される。セパレーター液(ストリーム37)を、膨張弁19によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム37aを−65°F[−54℃]に冷却し、続いてそれを分留塔20にカラム中間下部の第2フィードポイントで供給する。
セパレーター14からの蒸気(ストリーム34)は、2つのストリーム35及び36に分割される。全蒸気の約38%を含有するストリーム35は、熱交換器15を通過して−124°F[−86℃]の冷たい残留ガス(ストリーム45)と熱交換関係を持ち、冷却されて実質的に凝縮される。続いて、このようにして得られた、実質的に凝縮されたストリーム35aは、−119°F[−84℃]で膨張弁16を介して分留塔20の運転圧力にフラッシュ膨張させる。膨張中にストリームの一部が気化することによって、ストリーム全体が冷却される。図3で説明されているプロセスにおいて、膨張弁16を出る膨張させたストリーム35bは、−129°F[−89℃]の温度に至り、分留塔20にカラム中間上部のフィードポイントで供給される。
セパレーター14からの蒸気の残りの62%(ストリーム36)は、仕事膨張装置17に入り、仕事膨張装置17で高圧フィードのこの部分から機械的エネルギーが抽出される。装置17は、この蒸気を実質的に等エントロピーで塔の運転圧力に膨張させ、その仕事膨張によって、膨張させたストリーム36aを約−85°F[−65℃]の温度に冷却させる。続いて、部分的に凝縮させ膨張させたストリーム36aを、フィードとして分留塔20にカラム中間下部の第3フィードポイントで供給する。
塔20における脱メタン装置は、垂直に間隔をあけられた複数のトレイ、1つ以上の充填床、または、トレイと充填材とのいくつかの組み合わせを含有する従来型の蒸留カラムである。脱メタン装置の塔は、上部の吸収(精留)セクション20a(これは、上昇する膨張させたストリーム35bおよび36aの蒸気部分と、下降する冷たい液体との間の必要な接触を提供して、上昇する蒸気からC成分、C成分およびより重質の成分を凝縮し、かつ吸収するための複数のトレイおよび/または充填材を含有する);および、下部のストリッピングセクション20b(これは、下降する液体と上昇する蒸気との間の必要な接触を提供するための複数のトレイおよび/または充填材を含有する)の2つのセクションからなる。脱メタンセクション20bはまた、リボイラー(例えば、リボイラー21、および、前述したサイドリボイラー)も含み、これによりカラムを下方に流れる液体の一部を加熱し、かつ蒸発させて、ストリッピング蒸気を提供することができ、このストリッピング蒸気はカラムを上方に流れて、メタンおよびより軽い成分の液体生成物、すなわちストリーム41をストリッピングする。ストリーム36aは、脱メタン装置20の吸収セクション20aの下部領域に配置された中央フィード位置で脱メタン装置20に入る。膨張させたストリームの液体部分は、吸収セクション20aから下降する液体と一体化し、合流された液体は下方へ流れ続け、脱メタン装置20のストリッピングセクション20bに至る。膨張させたストリームの蒸気部分は吸収セクション20aを通じて上昇し、下降する冷たい液体と接触して、C成分、C成分およびより重質の成分を凝縮し、かつ吸収する。
蒸留蒸気の一部(ストリーム42)は、吸収セクション20aの下部領域における膨張させたストリーム36aのフィード位置より上で、吸収セクション20aの中央領域から抜き出される。続いてこの蒸留蒸気ストリーム42を−101°F[−74℃]から−124°F[−86℃]に冷却し、−128°F[−89℃]で脱メタン装置20の頂部から出る冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム38との熱交換によって熱交換器22中で部分的に凝縮する(ストリーム42a)。それが冷却されるにつれて、冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリームは、わずかに−124°F[−86℃]に温められ(ストリーム38a)、ストリーム42の少なくとも一部が凝縮される。
還流セパレーター23における運転圧力(448psia[3,090kPa(a)])は、脱メタン装置20の運転圧力よりわずかに低く維持される。これにより、蒸留蒸気ストリーム42を熱交換器22に通し、そこから還流セパレーター23へと流動させる駆動力が提供され、還流セパレーター23で全ての凝縮されていない蒸気(ストリーム43)から凝縮された液体(ストリーム44)が分離される。続いてストリーム43が熱交換器22からの温められた脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム38aと合流して、−124°F[−86℃]の冷たい残留ガスストリーム45を形成する。
還流セパレーター23からの液体ストリーム44を、ポンプ24によって脱メタン装置20の運転圧力をわずかに超える圧力にして、続いてストリーム44aを、冷たいカラム頂部へのフィード(還流)として脱メタン装置20に−123°F[−86℃]で供給する。この冷たい液体の還流は、脱メタン装置20の吸収セクション20aの上部の精留領域中で上昇するC成分、C成分およびより重質の成分を吸収し、かつ凝縮する。
脱メタン装置20のストリッピングセクション20bにおいて、フィードストリームは、それらのメタンおよびより軽い成分からストリッピングされる。得られた液体生成物(ストリーム41)は、113°F[45℃]で塔20の底部から出る。塔のオーバーヘッドを形成する蒸留蒸気ストリーム(ストリーム38)は、前述したように、それが蒸留ストリーム42に冷却を提供するにつれて熱交換器22中で温められ、続いて、還流セパレーター23からの蒸気ストリーム43と合流されて、冷たい残留ガスストリーム45を形成する。残留ガスは、入ってくるフィードガスと向流して通過し、前述したように冷却を提供しながら、熱交換器15中で−38°F[−39℃]に加熱され(ストリーム45a)、熱交換器13中で−4°F[−20℃]に加熱され(ストリーム45b)、そして熱交換器10中で80°F[27℃]に加熱される(ストリーム45c)。続いて残留ガスは、二段階で、すなわち膨張装置17によって駆動するコンプレッサー18、および、補助動力源によって駆動するコンプレッサー25で再度圧縮される。ストリーム45eを吐出冷却器26中で120°F[49℃]に冷却した後、残留ガス生成物(ストリーム45f)を1015psia[6,998kPa(a)]で販売ガスのパイプラインに送る。
以下の表に、図3で説明されているプロセスに関するストリームの流速およびエネルギー消費の要約を記載する。
表I、IIおよびIIIの比較によれば、従来技術と比較して、本発明は、エタンの回収率を84.20%(図1の場合)および85.08%(図2の場合)から87.33%に、プロパンの回収率を98.58%(図1の場合)および99.20%(図2の場合)から99.36%に、および、ブタン+の回収率を99.88%(図1の場合)および99.98%(図2の場合)から99.99%に改善したことが示される。さらなる表I、IIおよびIIIの比較によれば、従来技術よりもわずかに少ない動力を用いて収量の改善が達成されたことが示される。回収効率(動力単位あたりの回収されたエタンの量によって定義される)の点で、本発明は、図1のプロセスの従来技術に対して4%の改善、および、図2のプロセスの従来技術に対して3%の改善を示す。
本発明によって提供される回収率および回収効率の、図1のプロセスの従来技術のものに対する改善は、還流ストリーム44aによって提供される追加の精留によるものであり、それにより、残留ガスから失われた、入口のフィードガスに含まれるC成分、C成分およびC+成分の量が減少する。脱メタン装置20の吸収セクション20aに供給される、膨張させた、実質的に凝縮されたフィードストリーム35bは、膨張させたフィード36aおよびストリッピングセクション20bから上昇する蒸気に含有されるC成分、C成分およびより重質の炭化水素成分の大半の回収を提供するにもかかわらず、ストリーム35bそれ自体がC成分、C成分およびより重質の炭化水素成分を含有するので、平衡作用のために全てのC成分、C成分およびより重質の炭化水素成分を取り込めない。しかしながら、本発明の還流ストリーム44aは主として液状メタンであり、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分は極めてわずかしか含有しないため、結果として、C成分の殆どとC成分およびより重質の炭化水素成分ほぼ全てとを取り込むには、吸収セクション20aにおける上部の精留領域への還流はほんの少量で十分である。結果として、エタンの回収率における改善に加えて、ほぼ100%のプロパンおよび本質的により重質の炭化水素成分の全てが、脱メタン装置20の底部を出る液体生成物41中に回収される。膨張させた、実質的に凝縮されたフィードストリーム35bによって提供される大半の液体回収のため、必要な還流(ストリーム44a)の量は、熱交換器15中のフィードストリーム35の冷却に有意な影響を与えないで、冷たい脱メタン装置のオーバーヘッド蒸気(ストリーム38)が冷却を提供して、この還流を作り出すことができる程度に十分に少ない。
図2のプロセスの従来技術の主要な特徴に対する本発明の主要な特徴は、蒸留蒸気ストリーム42の引き抜き地点の位置である。図2のプロセスに関する引き抜き地点は、分留塔20のストリッピングセクション20bの上部領域内であるのに対して、本発明では、膨張させたストリーム36aのフィード位置より上で、吸収セクション20aの中央領域から蒸留蒸気ストリーム42が抜き出される。吸収セクション20aのこの中央領域中の蒸気は、還流ストリーム44aおよび膨張させた実質的に凝縮されたストリーム35bで見出された冷たい液体によってすでに部分的な精留を受けている。結果として、表IIおよびIIIを比較すればわかるように、本発明の蒸留蒸気ストリーム42は、それに対応する図2の従来技術のプロセスにおけるストリーム42と比較して有意に低いC成分、C成分およびC+成分の濃度を含有する。得られた還流ストリーム44aは、吸収セクション20a中の蒸気をより効率的に精留することができ、必要な還流ストリーム44aの量を減少させ、結果的に本発明の効率を従来技術に対して改善することができる。
還流ストリーム44aは、メタンおよびより高い揮発性を有する成分のみを含有し、C+成分を含まない場合に、さらにより有効であろう。残念ながら、それが少なくともある程度のC+成分を含んでいない限り、ストリーム42の圧力を高めることなくプロセスストリームで利用可能な冷却だけを用いて蒸留蒸気ストリーム42からの還流を十分な量凝縮することは不可能である。得られた蒸留蒸気ストリーム42に多すぎる量のC+成分が含有されてしまうことにより、還流ストリーム44aの有効性を損なうことなく、結果として容易に凝縮できる程度の十分なC+成分を含有するために、吸収セクション20aにおける引き抜き位置を慎重に選択することが必要である。従って、本発明の蒸留蒸気ストリーム42の引き抜き位置は、各用途ごとに評価しなければならない。
実施例2
図4で説明したように、本発明のその他の実施態様において、カラムから蒸留蒸気を抜き出すための代替手段を示す。図4で示されたプロセスで考察されているフィードガスの組成および条件は、図1〜3で示されたものと同じである。従って、図4は、本発明の利点を説明するために、図1および2のプロセスと比較することができ、同様に図3に表示された実施態様と比較することもできる。
図4のプロセスのシミュレーションにおいて、入口ガスは、ストリーム31としてプラントに入り、熱交換器10中で−4°F[−20℃]の冷えた残留ガス(ストリーム45b)、35°F[2℃]の脱メタン装置下部のサイドリボイラー液(ストリーム40)、および、プロパン冷媒と熱交換することによって冷却される。冷却されたストリーム31aは、1°F[−17℃]および955psia[6,584kPa(a)]でセパレーター11に入り、セパレーター11で蒸気(ストリーム32)は、凝縮された液体(ストリーム33)から分離される。セパレーター液(ストリーム33)を、膨張弁12によって分留塔20の運転圧力(およそ451psia[3、107kPa(a)])に膨張させ、ストリーム33aを、−25°F[−32℃]に冷却し、続いてそれを分留塔20にカラム中間下部のフィードポイントで供給する。
セパレーター11からの蒸気(ストリーム32)は、熱交換器13中で、−40°F[−40℃]の冷えた残留ガス(ストリーム45a)、および、−37°F[−39℃]の脱メタン装置上部のサイドリボイラー液(ストリーム39)と熱交換することによってさらに冷却される。冷却されたストリーム32aは、−32°F[−35℃]および950psia[6,550kPa(a)]でセパレーター14に入り、セパレーター14で蒸気(ストリーム34)が凝縮された液体(ストリーム37)から分離される。セパレーター液(ストリーム37)を、膨張弁19によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム37aを−67°F[−55℃]に冷却し、続いてそれを分留塔20にカラム中間下部の第2フィードポイントで供給する。
セパレーター14からの蒸気(ストリーム34)は、2つのストリーム35及び36に分割される。全蒸気の約37%を含有するストリーム35は、熱交換器15を通過して−123°F[−86℃]で冷たい残留ガス(ストリーム45)と熱交換関係を持ち、冷却されて実質的に凝縮される。続いて、得られた、実質的に凝縮されたストリーム35aは、−118°F[−83℃]で膨張弁16を介して分留塔20の運転圧力にフラッシュ膨張させる。膨張中にストリームの一部が気化することによって、ストリーム全体が冷却される。図4で説明されているプロセスにおいて、膨張弁16から出る膨張させたストリーム35bは、−129°F[−90℃]の温度に至り、分留塔20にカラム中間上部のフィードポイントで供給される。
セパレーター14からの蒸気の残りの63%(ストリーム36)は、仕事膨張装置17に入り、仕事膨張装置17で高圧フィードのこの部分から機械的エネルギーが抽出される。装置17は、この蒸気を実質的に等エントロピーで塔の運転圧力に膨張させ、その仕事膨張によって、膨張させたストリーム36aをおよそ−86°F[−66℃]の温度に冷却させる。続いて、部分的に凝縮させ膨張させたストリーム36aを、フィードとして分留塔20にカラム中間下部の第3フィードポイントで供給する。
蒸留蒸気の第1部分(ストリーム54)は、吸収セクション20aの下部領域における膨張させたストリーム36aのフィード位置より上で、吸収セクション20aの中央領域から抜き出される。蒸留蒸気(ストリーム55)の第2部分は、膨張させたストリーム36aのフィード位置より下で、ストリッピングセクション20bの上部領域から抜き出される。−105°F[−76℃]の第1部分は、−92°F[−69℃]の第2部分と合流されて、合流された蒸気ストリーム42が形成される。続いて合流された蒸気ストリーム42を−102°F[−74℃]から−124°F[−87℃]に冷却し、−129°F[−90℃]で脱メタン装置20の頂部から出る冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム38との熱交換により熱交換器22中で部分的に凝縮する(ストリーム42a)。それが冷却されるにつれて、この冷たい脱メタン装置のオーバーヘッドストリームは、わずかに−122°F[−86℃]に温められ(ストリーム38a)、ストリーム42の少なくとも一部が凝縮される。
還流セパレーター23における運転圧力(447psia[3,081kPa(a)])は、脱メタン装置20の運転圧力よりわずかに低く維持される。これにより、合流された蒸気ストリーム42を熱交換器22に通し、そこから還流セパレーター23に流動させる駆動力が提供され、還流セパレーター23で全ての凝縮されていない蒸気(ストリーム43)から凝縮された液体(ストリーム44)が分離される。続いてストリーム43は熱交換器22からの温められた脱メタン装置のオーバーヘッドストリーム38aと合流して、−123°F[−86℃]で冷たい残留ガスストリーム45を形成する。
還流セパレーター23からの液体ストリーム44を、ポンプ24によって脱メタン装置20の運転圧力をわずかに超える圧力にして、続いてストリーム44aを、冷たいカラム頂部へのフィード(還流)として脱メタン装置20に−124°F[−86℃]で供給する。この冷たい液体の還流は、脱メタン装置20の吸収セクション20aの上部の精留領域中で上昇するC成分、C成分、および、より重質の成分を吸収し、かつ凝縮する。
脱メタン装置20のストリッピングセクション20bにおいて、フィードストリームは、それらのメタンおよびより軽い成分からストリッピングされる。得られた液体生成物(ストリーム41)は、112°F[44℃]で塔20の底部から出る。塔のオーバーヘッドを形成する蒸留蒸気ストリーム(ストリーム38)は、前述したように、それが蒸留ストリーム42に冷却を提供するにつれて熱交換器22中で温められ、続いて、還流セパレーター23からの蒸気ストリーム43と合流されて、冷たい残留ガスストリーム45を形成する。残留ガスは、入ってくるフィードガスと向流して通過し、前述したように冷却を提供しながら、熱交換器15中で−40°F[−40℃]に加熱され(ストリーム45a)、熱交換器13中で−4°F[−20℃]に加熱され(ストリーム45b)、そして熱交換器10中で80°F[27℃]に加熱される(ストリーム45c)。続いて残留ガスは、二段階で、すなわち膨張装置17によって駆動するコンプレッサー18、および、補助動力源によって駆動するコンプレッサー25で再度圧縮される。ストリーム45eを吐出冷却器26中で120°F[49℃]に冷却した後、残留ガス生成物(ストリーム45f)を1015psia[6,998kPa(a)]で販売ガスのパイプラインに送る。
以下の表に、図4で説明されているプロセスに関するストリームの流速およびエネルギー消費の要約を記載する。
表IIIとIVとの比較によれば、図3の本発明の実施態様と比較して、図4の実施態様は、さらにエタンの回収率を87.33%から87.59%に、および、プロパンの回収率を99.36%から99.43%に改善したことが示される。さらなる表IIIとIVとの比較によれば、本質的に同じ量の動力を用いて収量の改善が達成されたことが示される。回収効率(動力単位あたりの回収されたエタンの量によって定義される)の点で、本発明の図4の実施態様は、図1のプロセスの従来技術に対して4%の改善、および、図2のプロセスの従来技術に対して3%の改善を維持する。
本発明の図4の実施態様の回収率の、図3の実施態様の回収率に対する改善は、図4の実施態様に関する還流ストリーム44aの量の増加によるものである。表IIIとIVとを比較すればわかるように、還流ストリーム44aの流速は、図4の実施態様のものよりも24%高い。還流速度が速いほど、吸収セクション20aの上部領域における追加の精留が改善され、それにより入口のフィードガスに含有される残留ガスから失われたC成分、C成分およびC+成分の量が減少する。
図4の実施態様の合流された蒸気ストリーム42は、図3の実施態様における蒸留蒸気ストリーム42よりも容易に凝縮されるために、このより速い還流速度が可能になる。注目すべきことに、合流された蒸気ストリーム42の一部(ストリーム55)は、膨張させたストリーム36aのカラム中間のフィード位置より下で蒸留カラム20から抜き出されている。そのようなものとして、ストリーム55は、膨張させたストリーム36aのカラム中間のフィード位置より上で抜き出されたその他の部分(ストリーム54)よりも少しの精留しか受けていないため、より高濃度のC+成分を有する。結果として、図4の実施態様の合流された蒸気ストリーム42は、図3の実施態様の蒸留蒸気ストリーム42よりもわずかに高濃度のC+成分を有し、それらストリームがカラムのオーバーヘッドストリーム38によって冷却されるので、より多くのストリームを凝縮することが可能になる。
実質的には、蒸留カラムの異なる位置で蒸留蒸気の一部を抜き出すことによって、所定の一連の動作条件に関する還流の生成を最適化するために、合流された蒸気ストリーム42の組成を調節することが可能になる。得られた合流された蒸気ストリーム42に多すぎる量のC+成分が含有されてしまうことにより還流ストリーム44aの有効性を損なうことなく、結果として容易に凝縮できる程度の十分なC+成分を含有するために、吸収セクション20aおよびストリッピングセクション20bにおける引き抜き位置、ならびに、各位置で抜き出される相対量を慎重に選択することが必要である。この実施態様に関する回収率の、図3の実施態様の回収率に対する増加は、図3の実施態様と比較して図4の実施態様に関して予想される資本コストのわずかな増加に関連して各用途ごとに評価しなければならない。
その他の実施態様
本発明に従うと、一般的に、脱メタン装置の吸収(精留)セクションを、複数の理論分離段数を含有するように設計することが有利である。しかしながら、本発明の利点は、わずか2つの理論段数で達成できる。例えば、還流セパレーター23を出るポンプ注入した凝縮された液体(ストリーム44a)の全部または一部、および、膨張弁16からの膨張させた実質的に凝縮されたストリーム35bの全部または一部を(例えば、膨張弁を脱メタン装置に繋ぐ配管中で)合流させることができ、そして、十分に混合された場合には、その蒸気および液体は、一緒に混合されて、合流されたストリーム全体の様々な成分の相対的な揮発性に従って分離する。このような2つのストリームの混合は、膨張させたストリーム36aの少なくとも一部と接触させることと併せて、本発明の目的のために吸収セクションを構成することとみなされるであろう。
図3〜6は、単一の容器で構築した分留塔を示す。図7および8は、2つの容器で、すなわち吸収(精留)カラム27(接触および分離デバイス)、および、ストリッパー(蒸留)カラム20で構築した分留塔を示す。このような場合において、蒸留蒸気(ストリーム54)の一部は、吸収カラム27の下部セクションから抜き出され、(任意に、ストリッパーカラム20からのオーバーヘッド蒸気ストリーム50の一部、すなわちストリーム55に合流されて)還流凝縮器22に導かれて、吸収カラム27のための還流が作り出される。ストリッパーカラム20からのオーバーヘッド蒸気ストリーム50の残りの部分(ストリーム51)は、吸収カラム27の下部セクションに流れて、それにより還流ストリーム52および膨張させた実質的に凝縮されたストリーム35bを接触させることができる。ポンプ28を用いて、2つの塔を1つの蒸留システムとして効果的に機能させるために、吸収カラム27底部からの液体(ストリーム47)をストリッパーカラム20の頂部に導く。分留塔を単一の容器(例えば、図3〜6における脱メタン装置20)として、または、複数の容器として構築するかどうかの決定は、例えばプラントサイズ、製造施設への距離などの多数の要因に依存する。
ある種の環境では、蒸留ストリーム42aの残りの蒸気部分と、分留カラム20(図6)または吸収カラム27(図8)からのオーバーヘッドストリーム38とを混合し、続いてこの混合されたストリームを熱交換器22に供給して、蒸留ストリーム42または合流された蒸気ストリーム42の冷却を提供することが好ましい場合がある。図6および8で示したように、還流セパレーターの蒸気(ストリーム43)をオーバーヘッドストリーム38と合流させることによって得られた混合されたストリーム45は、熱交換器22に導かれる。
前述したように、蒸留蒸気ストリーム42または合流された蒸気ストリーム42は、部分的に凝縮され、得られた凝縮体を用いて、脱メタン装置20の吸収セクション20aを介して、または、吸収カラム27を介して上昇する蒸気から有用なC成分、C成分およびより重質の成分を吸収する。しかしながら、本発明はこの実施態様に限定されない。例えば、この方式でこれらの蒸気の一部だけを処理するために、または、吸収剤として凝縮体の一部だけを使用するために、その他の設計の考察が示される場合において、蒸気または凝縮体の一部は、脱メタン装置20の吸収セクション20a、または、吸収カラム27を迂回するほうが有利な場合がある。ある種の環境では、熱交換器22中で、蒸留蒸気ストリーム42または合流された蒸気ストリーム42を部分的に凝縮するよりも、それら全体を凝縮するほうが好ましい場合がある。その他の環境では、蒸留蒸気ストリーム42は、分留カラム20からの部分的な蒸気サイドドローではなく、全部の蒸気サイドドローであるほうが好ましい場合がある。また注目すべきことに、フィードガスストリームの組成に応じて、熱交換器22中で蒸留蒸気ストリーム42または合流された蒸気ストリーム42の部分的な冷却を提供するために、外部の冷却源を使用するほうが有利な場合がある。
仕事膨張装置17の除去、または、代わりの膨張デバイス(例えば膨張弁)との交換がふさわしいかどうかは、フィードガス条件、プラントサイズ、利用可能な器具またはその他の要因によって示される場合がある。個々のストリームの膨張において、膨張デバイスが具体的に示されていても、必要に応じて代替の膨張手段を用いても良い。例えば、フィードストリーム(ストリーム35a)の実質的に凝縮された部分の仕事膨張を条件により保証してもよい。
入口ガスが薄い場合、図3および4におけるセパレーター11が不要と判断される場合がある。このような場合において、図3および4における熱交換器10および13で達成されるフィードガスの冷却は、図5〜8で示されるように介在するセパレーターなしで達成してもよい。複数の工程でフィードガスを冷却し、かつ分離するかどうかの決定は、フィードガスの豊富さ、プラントサイズ、利用可能な器具などに依存する。フィードガス中のより重質の炭化水素の量およびフィードガス圧に応じて、図3〜8における熱交換器10を出る冷却されたフィードストリーム31a、および/または、図3および4における熱交換器13を出る冷却されたストリーム32aは、液体をまったく含まなくても良く(なぜならそれは、その露点を超えているか、または、そのクリコンデンバールを超えているためである)、結果として、図3〜8に示されるセパレーター11、および/または、図3および4に示されるセパレーター14は必要ではない。
高圧の液体(図3および4におけるストリーム37、および、図5〜8におけるストリーム33)は、必ずしも膨張させ、蒸留カラムのカラム中間のフィードポイントに供給させなくてもよい。その代わりに、その全部または一部を、熱交換器15に流れるセパレーター蒸気(図3および4におけるストリーム35、および、図5〜8におけるストリーム34)の一部と合流させてもよい。(これは、図5〜8において破線のストリーム46により示される。)液体の残りの部分は全て、膨張弁または膨張装置などの適切な膨張デバイスを介して膨張させ、蒸留カラムのカラム中間のフィードポイント(図5〜8におけるストリーム37a)に供給されてもよい。図3および4におけるストリーム33、および、図3〜8におけるストリーム37はまた、脱メタン装置に流す前の膨張工程より先に、または、その後に、入口ガスの冷却またはその他の熱交換作業に利用してもよい。
本発明に従うと、特に豊富な入口ガスの場合において、その他のプロセスストリームからの入口ガスに利用可能な冷却を追加するために、外部の冷却源を用いても良い。セパレーター液の使用および分配、ならびに、プロセス熱交換のための脱メタン装置のサイドドロー液、加えて入口ガスを冷却するための熱交換器の具体的な配列は、具体的な用途ごとに評価しなければならず、特定の熱交換作業のためのプロセスストリームの選択も同様である。
ある種の環境では、熱交換のために、例えば図5〜8における破線のストリーム49のような、吸収セクション20aまたは吸収カラム27を出る冷たい蒸留液体の一部を用いるほうが好ましい場合がある。脱メタン装置20またはストリッパーカラム20におけるエタンの回収率を減少させることなく、プロセス熱交換のために吸収セクション20aまたは吸収カラム27からの液体の一部だけを用いることが出来るが、これらの液体から、ストリッピングセクション20bまたはストリッパーカラム20からの液体を用いた場合よりも多くの能率が生じることがある。これは、脱メタン装置20の吸収セクション20a(または吸収カラム27)中の液体が、ストリッピングセクション20b(またはストリッパーカラム20)における温度レベルよりも低い温度レベルで利用可能であるからである。
図5〜8において破線のストリーム53で示したように、場合によっては、液体ストリームを還流ポンプ24(ストリーム44a)から少なくとも2つのストリームに分配することが有利な場合がある。続いて一部(ストリーム53)を分留塔20のストリッピングセクション(図5および6)、または、ストリッパーカラム20の頂部(図7および8)に供給して、蒸留システムのその部分における液体の流れを増加させ、精留を改善することができ、それによってストリーム42中のC+成分の濃度を減少させることができる。このような場合において、残りの部分(ストリーム52)は、吸収セクション20aの頂部(図5および6)、または、吸収カラム27(図7および8)に供給される。
本発明に従うと、蒸気フィードの分配は、いくつかの方法で達成してもよい。図3〜8のプロセスにおいて、蒸気の分配は、形成された可能性がある全ての液体を冷却および分離した後に起こる。しかしながら、高圧ガスは、入口ガスのあらゆる冷却の前に、または、ガスの冷却の後に、および、あらゆる分離段階の前に分配してもよい。いくつかの実施態様において、蒸気の分配は、セパレーター中で実行されてもよい。
分配蒸気フィードの各枝で見出されたフィードの相対量はまた、例えばガス圧、フィードガスの組成、フィードから経済的に抽出することができる熱の量、および、利用可能な馬力の量などのいくつかの要因に依存すると認められる。カラムの頂部へのフィードが多ければ、回収率が増加し、同時に膨脹器から回収される動力を減少させる可能性があり、それによって再加圧するための馬力の必要量が増加する。カラム下部のフィードを増加させることによって馬力消費を減少させるが、生成物の回収率が減少する可能性もある。カラム中間におけるフィードの相対的な位置は、入口の組成、または、望ましい回収レベルおよび入口ガスの冷却中に形成された液体の量などのその他の要因に応じて変化しても良い。その上、2つ以上のフィードストリームまたはそれらの一部が、相対的な温度および個々のストリームの量に応じて合流されてもよく、続いて合流されたストリームは、カラム中間のフィード位置に供給される。
本発明は、プロセスを運転させるのに必要なユーティリティー消費量あたりの、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分の回収率の改善を提供する。脱メタン装置プロセスを運転させるのに必要なユーティリティー消費の改善は、圧縮または再圧縮のための必要動力の低減、外部の冷却のための必要動力の低減、塔リボイラーのためのエネルギー必要量の低減の形態で、または、それらの組み合わせで実現することができる。
本発明の好ましい実施態様と考えられるものを説明したが、当業者は、例えば、以下の特許請求の範囲によって定義されているような本発明の精神から逸脱することなく、本発明を様々な条件、フィードのタイプまたはその他の必要条件に適合させるために、それらにその他の変更およびさらなる変更を施すことができることを認識している。

Claims (20)

  1. メタン、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記C成分の大部分、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
    (a)前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し;
    (b)前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し;そして、
    (c)前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する;
    ことを含み、改善として、冷却の後、前記冷却されたストリームを第1ストリームと第2ストリームとに分割し;そして、
    (1)前記第1ストリームを冷却して、その第1ストリームの実質的にすべてを凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し;
    (2)続いて前記膨張させ冷却した第1ストリームを、前記蒸留カラムにカラム中間の第1フィード位置で供給し;
    (3)前記第2ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第2フィード位置で供給し;
    (4)前記膨張させた第2ストリームを供給する第2フィード位置より上の前記蒸留カラムの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、そして十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し;
    (5)前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給し;
    (6)前記蒸留カラムの上部領域からオーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(4)の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を、前記揮発性の残留ガス留分として放出し;そして、
    (7)前記蒸留カラムへの前記フィードストリームの量および温度は、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に前記蒸留カラムのオーバーヘッド温度を維持するために有効である、前記方法。
  2. メタン、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記C成分の大部分、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
    (a)前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し;
    (b)前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し:そして、
    (c)前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する;
    ことを含み、改善として、前記ガスストリームを、それを十分に冷却して部分的に凝縮し;そして、
    (1)前記部分的に凝縮されたガスストリームを分離することによって、蒸気ストリームおよび少なくとも1つの液体ストリームを提供し;
    (2)続いて前記蒸気ストリームを、第1ストリームと第2ストリームとに分割し;
    (3)前記第1ストリームを冷却して、その第1ストリームの実質的にすべてを凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し;
    (4)続いて前記膨張させ冷却した第1ストリームを、前記蒸留カラムにカラム中間の第1フィード位置で供給し;
    (5)前記第2ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第2フィード位置で供給し;
    (6)前記少なくとも1つの液体ストリームの少なくとも一部を前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第3フィード位置で供給し:
    (7)前記膨張させた第2ストリームを供給する第2フィード位置より上の前記蒸留カラムの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、そして十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し;
    (8)前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給し;
    (9)前記蒸留カラムの上部領域からオーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(7)の冷却の少なくとも一部を供給し、その後、前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を、前記揮発性の残留ガス留分として放出し;そして、
    (10)前記蒸留カラムへの前記フィードストリームの量および温度は、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に前記蒸留カラムのオーバーヘッド温度を維持するために有効である、前記方法。
  3. メタン、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記C成分の大部分、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
    (a)前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し;
    (b)前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し;そして、
    (c)前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する;
    ことを含み、改善として、前記ガスストリームを、それを十分に冷却して部分的に凝縮し;そして、
    (1)前記部分的に凝縮されたガスストリームを分離することによって、蒸気ストリームおよび少なくとも1つの液体ストリームを提供し;
    (2)続いて前記蒸気ストリームを、第1ストリームと第2ストリームとに分割し;
    (3)前記第1ストリームを、前記少なくとも1つの液体ストリームの少なくとも一部と合流させて、合流されたストリームを形成し、前記合流されたストリームを冷却して、実質的にその合流されたストリーム全体を凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し;
    (4)続いて前記膨張させ冷却した合流されたストリームを、前記蒸留カラムにカラム中間の第1フィード位置で供給し;
    (5)前記第2ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第2フィード位置で供給し;
    (6)前記少なくとも1つの液体ストリームの残りの部分全てを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間の第3フィード位置で供給し;
    (7)前記膨張させた第2ストリームを供給する第2フィード位置より上の前記蒸留カラムの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し;
    (8)前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給し:
    (9)前記蒸留カラムの上部領域からオーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(7)の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を、前記揮発性の残留ガス留分として放出し;そして、
    (10)前記蒸留カラムへの前記フィードストリームの量および温度は、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に前記蒸留カラムのオーバーヘッド温度を維持するために有効である、前記方法。
  4. メタン、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記C成分の大部分、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
    (a)前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し;
    (b)前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し;そして、
    (c)前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する;
    ことを含み、改善として、冷却の後、前記冷却されたストリームを第1ストリームと第2ストリームとに分割し;そして、
    (1)前記第1ストリームを冷却して、その第1ストリームの実質的にすべてを凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し;
    (2)続いて前記膨張させ冷却した第1ストリームを、第1オーバーヘッド蒸気ストリームおよび底部液体ストリームを生産する接触および分離デバイスにカラム中間のフィード位置で供給し、その結果、前記底部液体ストリームが前記蒸留カラムに供給され;
    (3)前記第2ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第1フィード位置で供給し;
    (4)前記蒸留カラムの上部領域から第2オーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第2フィード位置で供給し;
    (5)前記膨張させた第2ストリームを供給する第1フィード位置より上の前記接触および分離デバイスの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し;
    (6)前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記接触および分離デバイスに頂部のフィード位置で供給し;
    (7)前記第1オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(5)の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された第1オーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出し;そして、
    (8)前記接触および分離デバイスへの前記フィードストリームの量および温度は、前記接触および分離デバイスのオーバーヘッド温度を、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に維持するために有効である、前記方法。
  5. メタン、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記C成分の大部分、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
    (a)前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し;
    (b)前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し;そして、
    (c)前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する;
    ことを含み、改善として、前記ガスストリームを、それを十分に冷却して部分的に凝縮し;そして、
    (1)前記部分的に凝縮されたガスストリームを分離することによって、蒸気ストリームおよび少なくとも1つの液体ストリームを提供し;
    (2)続いて前記蒸気ストリームを、第1ストリームと第2ストリームとに分割し;
    (3)前記第1ストリームを冷却して、その第1ストリームの実質的にすべてを凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し;
    (4)続いて前記膨張させ冷却した第1ストリームを、第1オーバーヘッド蒸気ストリームおよび底部液体ストリームを生産する接触および分離デバイスにカラム中間のフィード位置で供給し、その結果、前記底部液体ストリームが前記蒸留カラムに供給され;
    (5)前記第2ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第1フィード位置で供給し;
    (6)前記少なくとも1つの液体ストリームの少なくとも一部を前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間のフィード位置で供給し;
    (7)前記蒸留カラムの上部領域から第2オーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第2フィード位置で供給し;
    (8)前記膨張させた第2ストリームを供給する第1フィード位置より上の前記接触および分離デバイスの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し;
    (9)前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記接触および分離デバイスに頂部のフィード位置で供給し;
    (10)前記第1オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(8)の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された第1オーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出し;そして、
    (11)前記接触および分離デバイスへの前記フィードストリームの量および温度は、前記接触および分離デバイスのオーバーヘッド温度を、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に維持するために有効である、前記方法。
  6. メタン、C成分、C成分およびより重質の炭化水素成分を含有するガスストリームを、揮発性の残留ガス留分と、前記C成分の大部分、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有するか、または、前記C成分の大部分、および前記より重質の炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性が低い留分とに分離するための方法であって、
    (a)前記ガスストリームを加圧下で冷却して、冷却されたストリームを提供し;
    (b)前記冷却されたストリームをより低圧に膨張させることによって、それをさらに冷却し;そして、
    (c)前記さらに冷却されたストリームを蒸留カラムに向け、前記より低圧で分留することによって、前記相対的に揮発性が低い留分の成分を回収する;
    ことを含み、改善として、前記ガスストリームを、それを十分に冷却して部分的に凝縮し:そして
    (1)前記部分的に凝縮されたガスストリームを分離することによって、蒸気ストリームおよび少なくとも1つの液体ストリームを提供し;
    (2)続いて前記蒸気ストリームを、第1ストリームと第2ストリームとに分割し;
    (3)前記第1ストリームを、前記少なくとも1つの液体ストリームの少なくとも一部と合流させて、合流されたストリームを形成し、前記合流されたストリームを冷却して、実質的にその合流されたストリーム全体を凝縮し、続いてそれを前記より低圧に膨張させることによってさらに冷却し;
    (4)続いて前記膨張させ冷却した合流されたストリームを、第1オーバーヘッド蒸気ストリームおよび底部液体ストリームを生産する接触および分離デバイスにカラム中間のフィード位置で供給し、その結果、前記底部液体ストリームが前記蒸留カラムに供給され;
    (5)前記第2ストリームを前記より低圧に膨張させ、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第1フィード位置で供給し;
    (6)前記少なくとも1つの液体ストリームの残りの部分全てを前記より低圧に膨張させ、前記蒸留カラムにカラム中間のフィード位置で供給し:
    (7)前記蒸留カラムの上部領域から第2オーバーヘッド蒸気ストリームを抜き出し、前記接触および分離デバイスにカラム下部の第2フィード位置で供給し;
    (8)前記膨張させた第2ストリームを供給する第1フィード位置より上の前記接触および分離デバイスの領域から蒸気蒸留ストリームを抜き出し、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、残留蒸気ストリームと凝縮されたストリームとを形成し;
    (9)前記凝縮されたストリームの少なくとも一部を、前記接触および分離デバイスに頂部のフィード位置で供給し;
    (10)前記第1オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(8)の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された第1オーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出し;そして、
    (11)前記接触および分離デバイスへの前記フィードストリームの量および温度は、前記接触および分離デバイスのオーバーヘッド温度を、前記相対的に揮発性が低い留分中の成分の大部分が回収されるような温度に維持するために有効である、前記方法。
  7. (1)前記オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記残留蒸気ストリームと合流させて、合流された蒸気ストリームを形成し;そして、
    (2)前記合流された蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、前記蒸気蒸留ストリームの冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された合流された蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項1、2または3に記載の方法
  8. (1)前記第1オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記残留蒸気ストリームと合流させて、合流された蒸気ストリームを形成し;そして、
    (2)前記合流された蒸気ストリームを、前記蒸気蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、前記蒸気蒸留ストリームの冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された合流された蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項4、5または6に記載の方法
  9. (1)第2蒸気蒸留ストリームを、前記膨張させた第2ストリームより下の前記蒸留カラムの領域から抜き出し;
    (2)前記蒸気蒸留ストリームを前記第2蒸気蒸留ストリームと合流させて、合流された蒸留ストリームを形成し;
    (3)前記合流された蒸留ストリームを、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、前記残留蒸気ストリームおよび前記凝縮されたストリームを形成し;そして、
    (4)前記オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記合流された蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(3)の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱されたオーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項1、2または3に記載の方法
  10. (1)第2蒸気蒸留ストリームを、前記膨張させた第2ストリームより下の前記蒸留カラムの領域から抜き出し;
    (2)前記蒸気蒸留ストリームを前記第2蒸気蒸留ストリームと合流させて、合流された蒸留ストリームを形成し;
    (3)前記合流された蒸留ストリームを、十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、前記残留蒸気ストリームおよび前記凝縮されたストリームを形成し;
    (4)前記オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記残留蒸気ストリームと合流させて、合流された蒸気ストリームを形成し;そして、
    (5)前記合流された蒸気ストリームを、前記合流された蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(3)の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された合流された蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項1、2または3に記載の方法
  11. (1)前記第2オーバーヘッドストリームを、第2蒸気蒸留ストリームと第3蒸気蒸留ストリームとに分割し、その結果、前記第3蒸気蒸留ストリームは、前記接触および分離デバイスに前記カラム下部の第2フィード位置で供給され;
    (2)前記蒸気蒸留ストリームを前記第2蒸気蒸留ストリームと合流させて、合流された蒸留ストリームを形成し;
    (3)前記合流された蒸留ストリームを十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、前記残留蒸気ストリームおよび前記凝縮されたストリームを形成し;そして、
    (4)前記第1オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記合流された蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(3)の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された第1オーバーヘッド蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項4、5または6に記載の方法
  12. (1)前記第2オーバーヘッドストリームを、第2蒸気蒸留ストリームと第3蒸気蒸留ストリームとに分割し、その結果、前記第3蒸気蒸留ストリームは、前記接触および分離デバイスに前記カラム下部の第2フィード位置で供給され;
    (2)前記蒸気蒸留ストリームを前記第2蒸気蒸留ストリームと合流させて、合流された蒸留ストリームを形成し;
    (3)前記合流された蒸留ストリームを十分に冷却してその少なくとも一部を凝縮することによって、前記残留蒸気ストリームおよび前記凝縮されたストリームを形成し;
    (4)前記第1オーバーヘッド蒸気ストリームを、前記残留蒸気ストリームと合流させて、合流された蒸気ストリームを形成し;そして、
    (5)前記合流された蒸気ストリームを、前記合流された蒸留ストリームとの熱交換関係に向かわせ、加熱することによって、工程(3)の冷却の少なくとも一部を供給し、続いて前記加熱された合流された蒸気ストリームの少なくとも一部を前記揮発性の残留ガス留分として放出する、請求項4、5または6に記載の方法
  13. (1)前記凝縮されたストリームを、少なくとも第1部分と第2部分とに分割し;
    (2)前記第1部分を、前記頂部のフィード位置で前記蒸留カラムに供給し;そして、
    (3)前記第2部分を、前記膨張させた第2ストリームのフィード位置より下のカラム中間のフィード位置で前記蒸留カラムに供給する、請求項1、2または3に記載の方法
  14. (1)前記凝縮されたストリームを、少なくとも第1部分と第2部分とに分割し;
    (2)前記第1部分を、前記頂部のフィード位置で前記蒸留カラムに供給し;そして、
    (3)前記第2部分を、前記膨張させた第2ストリームのフィード位置より下のカラム中間のフィード位置で前記蒸留カラムに供給する、請求項7に記載の方法
  15. (1)前記凝縮されたストリームを、少なくとも第1部分と第2部分とに分割し;
    (2)前記第1部分を、前記蒸留カラムに前記頂部のフィード位置で供給し;そして、
    (3)前記第2部分を、前記蒸留カラムにカラム中間のフィード位置で供給し、前記カラム中間のフィード位置は、前記第2蒸気蒸留ストリームが抜き出される領域と実質的に同じ領域内である、請求項9に記載の方法
  16. (1)前記凝縮されたストリームを、少なくとも第1部分と第2部分とに分割し;
    (2)前記第1部分を、前記蒸留カラムに前記頂部のフィード位置で供給し;そして、
    (3)前記第2部分を、前記蒸留カラムにカラム中間のフィード位置で供給し、前記カラム中間のフィード位置は、前記第2蒸気蒸留ストリームが抜き出される領域と実質的に同じ領域内である、請求項10に記載の方法
  17. (1)前記凝縮されたストリームを、少なくとも第1部分と第2部分とに分割し;
    (2)前記第1部分を、前記接触および分離デバイスに前記頂部のフィード位置で供給し;そして、
    (3)前記第2部分を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給する、請求項4、5または6に記載の方法
  18. (1)前記凝縮されたストリームを、少なくとも第1部分と第2部分とに分割し;
    (2)前記第1部分を、前記接触および分離デバイスに前記頂部のフィード位置で供給し;そして、
    (3)前記第2部分を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給する、請求項8に記載の方法
  19. (1)前記凝縮されたストリームを、少なくとも第1部分と第2部分とに分割し;
    (2)前記第1部分を、前記接触および分離デバイスに前記頂部のフィード位置で供給し;そして、
    (3)前記第2部分を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給する、請求項11に記載の方法
  20. (1)前記凝縮されたストリームを、少なくとも第1部分と第2部分とに分割し;
    (2)前記第1部分を、前記接触および分離デバイスに前記頂部のフィード位置で供給し;そして、
    (3)前記第2部分を、前記蒸留カラムに頂部のフィード位置で供給する、請求項12に記載の方法
JP2010530081A 2007-10-18 2008-10-15 炭化水素ガスの処理 Expired - Fee Related JP5667445B2 (ja)

Applications Claiming Priority (7)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US98083307P 2007-10-18 2007-10-18
US60/980,833 2007-10-18
US2591008P 2008-02-04 2008-02-04
US61/025,910 2008-02-04
US12/206,230 2008-09-08
US12/206,230 US8919148B2 (en) 2007-10-18 2008-09-08 Hydrocarbon gas processing
PCT/US2008/079984 WO2009052174A1 (en) 2007-10-18 2008-10-15 Hydrocarbon gas processing

Publications (3)

Publication Number Publication Date
JP2011500923A JP2011500923A (ja) 2011-01-06
JP2011500923A5 JP2011500923A5 (ja) 2011-12-01
JP5667445B2 true JP5667445B2 (ja) 2015-02-12

Family

ID=40562086

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
JP2010530081A Expired - Fee Related JP5667445B2 (ja) 2007-10-18 2008-10-15 炭化水素ガスの処理

Country Status (18)

Country Link
US (1) US8919148B2 (ja)
JP (1) JP5667445B2 (ja)
KR (1) KR20100085980A (ja)
CN (1) CN101827916B (ja)
AR (1) AR068915A1 (ja)
AU (1) AU2008312570B2 (ja)
BR (1) BRPI0817779B1 (ja)
CA (1) CA2703052C (ja)
CL (1) CL2008003094A1 (ja)
CO (1) CO6270264A2 (ja)
EA (1) EA018675B1 (ja)
MX (1) MX339928B (ja)
MY (1) MY165412A (ja)
NZ (1) NZ584220A (ja)
PE (1) PE20090946A1 (ja)
TW (1) TWI453366B (ja)
WO (1) WO2009052174A1 (ja)
ZA (1) ZA201002337B (ja)

Families Citing this family (59)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7777088B2 (en) * 2007-01-10 2010-08-17 Pilot Energy Solutions, Llc Carbon dioxide fractionalization process
US20090282865A1 (en) 2008-05-16 2009-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
JP5688784B2 (ja) * 2008-07-31 2015-03-25 千代田化工建設株式会社 加熱モジュール
US8584488B2 (en) * 2008-08-06 2013-11-19 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied natural gas production
US9052137B2 (en) 2009-02-17 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
EA022672B1 (ru) * 2009-02-17 2016-02-29 Ортлофф Инджинирс, Лтд. Обработка углеводородного газа
US9080811B2 (en) * 2009-02-17 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
US9939195B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-10 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US8881549B2 (en) * 2009-02-17 2014-11-11 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9933207B2 (en) * 2009-02-17 2018-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9052136B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-09 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9074814B2 (en) * 2010-03-31 2015-07-07 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20100287982A1 (en) 2009-05-15 2010-11-18 Ortloff Engineers, Ltd. Liquefied Natural Gas and Hydrocarbon Gas Processing
EP2440867A4 (en) * 2009-06-11 2018-04-18 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
AR076506A1 (es) * 2009-06-11 2011-06-15 Sme Products Lp Procesamiento de gases de hidrocarburos
AU2010259046A1 (en) * 2009-06-11 2012-02-23 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
PE20121305A1 (es) * 2009-06-11 2012-10-08 Ortloff Engineers Ltd Procesamiento de gases de hidrocarburos
US9476639B2 (en) * 2009-09-21 2016-10-25 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing featuring a compressed reflux stream formed by combining a portion of column residue gas with a distillation vapor stream withdrawn from the side of the column
EP2319833A1 (en) * 2009-10-16 2011-05-11 Lonza Ltd. Methods and devices for the production of aqueous solutions of cyanopyridines
US9021832B2 (en) * 2010-01-14 2015-05-05 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US9057558B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-16 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly
US9068774B2 (en) * 2010-03-31 2015-06-30 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
MY160259A (en) * 2010-03-31 2017-02-28 Ortloff Engineers Ltd Hydrocarbon gas processing
AU2011233590B2 (en) * 2010-03-31 2015-02-26 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
JP5802259B2 (ja) * 2010-03-31 2015-10-28 オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド 炭化水素ガス処理
JP5870085B2 (ja) * 2010-03-31 2016-02-24 オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド 炭化水素ガス処理
JP5909227B2 (ja) * 2010-06-03 2016-04-26 オートロフ・エンジニアーズ・リミテッド 炭化水素ガスの処理
US8528361B2 (en) * 2010-10-07 2013-09-10 Technip USA Method for enhanced recovery of ethane, olefins, and heavier hydrocarbons from low pressure gas
US10451344B2 (en) 2010-12-23 2019-10-22 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
US10852060B2 (en) 2011-04-08 2020-12-01 Pilot Energy Solutions, Llc Single-unit gas separation process having expanded, post-separation vent stream
KR101318136B1 (ko) * 2011-12-21 2013-10-16 한국에너지기술연구원 천연가스로부터 천연가스액을 회수하는 방법 및 그 장치
US9726426B2 (en) * 2012-07-11 2017-08-08 Butts Properties, Ltd. System and method for removing excess nitrogen from gas subcooled expander operations
JP5692709B2 (ja) * 2013-05-01 2015-04-01 千代田化工建設株式会社 冷却モジュール
EP3044528A1 (en) 2013-09-11 2016-07-20 Ortloff Engineers, Ltd Hydrocarbon gas processing
WO2015038288A1 (en) 2013-09-11 2015-03-19 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon processing
CA2923267C (en) 2013-09-11 2020-09-15 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
CN104263402A (zh) * 2014-09-19 2015-01-07 华南理工大学 一种利用能量集成高效回收管输天然气中轻烃的方法
KR102448446B1 (ko) * 2014-09-30 2022-09-30 다우 글로벌 테크놀로지스 엘엘씨 프로필렌 플랜트로부터 에틸렌 및 프로필렌 수율을 증가시키기 위한 방법
EP3256550A4 (en) 2015-02-09 2018-08-29 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration of an ngl recovery process for low pressure rich feed gas
US10006701B2 (en) 2016-01-05 2018-06-26 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery or ethane rejection operation
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
US10551118B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10533794B2 (en) 2016-08-26 2020-01-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US10551119B2 (en) 2016-08-26 2020-02-04 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US11725879B2 (en) 2016-09-09 2023-08-15 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration for retrofitting NGL plant for high ethane recovery
US10520250B2 (en) 2017-02-15 2019-12-31 Butts Properties, Ltd. System and method for separating natural gas liquid and nitrogen from natural gas streams
US11428465B2 (en) 2017-06-01 2022-08-30 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
US11543180B2 (en) 2017-06-01 2023-01-03 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
WO2019078892A1 (en) 2017-10-20 2019-04-25 Fluor Technologies Corporation IMPLEMENTATION BY PHASES OF RECOVERY PLANTS OF NATURAL GAS LIQUIDS
US11268755B2 (en) * 2017-12-15 2022-03-08 Saudi Arabian Oil Company Process integration for natural gas liquid recovery
US20210095921A1 (en) * 2018-05-22 2021-04-01 Fluor Technologies Corporation Integrated methods and configurations for propane recovery in both ethane recovery and ethane rejection
US11015865B2 (en) 2018-08-27 2021-05-25 Bcck Holding Company System and method for natural gas liquid production with flexible ethane recovery or rejection
US11473837B2 (en) * 2018-08-31 2022-10-18 Uop Llc Gas subcooled process conversion to recycle split vapor for recovery of ethane and propane
MX2021010986A (es) 2019-03-11 2021-10-13 Uop Llc Procesamiento de gases de hidrocarburos.
CN110118468B (zh) * 2019-05-10 2020-02-11 西南石油大学 一种带自冷循环适用于富气的乙烷回收方法
US11643604B2 (en) 2019-10-18 2023-05-09 Uop Llc Hydrocarbon gas processing
CN112760132B (zh) * 2019-11-04 2022-04-08 中国石化工程建设有限公司 一种油气回收的方法和装置
RU2758754C1 (ru) * 2021-03-10 2021-11-01 Андрей Владиславович Курочкин Способ реконструкции установки низкотемпературной сепарации газа для повышения выхода газового конденсата (варианты)
US11884621B2 (en) 2021-03-25 2024-01-30 Enerflex Us Holdings Inc. System, apparatus, and method for hydrocarbon processing

Family Cites Families (80)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
BE579774A (ja) 1958-06-23
US3292380A (en) 1964-04-28 1966-12-20 Coastal States Gas Producing C Method and equipment for treating hydrocarbon gases for pressure reduction and condensate recovery
US3837172A (en) 1972-06-19 1974-09-24 Synergistic Services Inc Processing liquefied natural gas to deliver methane-enriched gas at high pressure
CA1021254A (en) 1974-10-22 1977-11-22 Ortloff Corporation (The) Natural gas processing
US4171964A (en) 1976-06-21 1979-10-23 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4140504A (en) 1976-08-09 1979-02-20 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4157904A (en) 1976-08-09 1979-06-12 The Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4251249A (en) 1977-01-19 1981-02-17 The Randall Corporation Low temperature process for separating propane and heavier hydrocarbons from a natural gas stream
US4185978A (en) 1977-03-01 1980-01-29 Standard Oil Company (Indiana) Method for cryogenic separation of carbon dioxide from hydrocarbons
US4278457A (en) 1977-07-14 1981-07-14 Ortloff Corporation Hydrocarbon gas processing
US4445917A (en) 1982-05-10 1984-05-01 Air Products And Chemicals, Inc. Process for liquefied natural gas
USRE33408E (en) 1983-09-29 1990-10-30 Exxon Production Research Company Process for LPG recovery
US4525185A (en) 1983-10-25 1985-06-25 Air Products And Chemicals, Inc. Dual mixed refrigerant natural gas liquefaction with staged compression
US4545795A (en) 1983-10-25 1985-10-08 Air Products And Chemicals, Inc. Dual mixed refrigerant natural gas liquefaction
US4519824A (en) 1983-11-07 1985-05-28 The Randall Corporation Hydrocarbon gas separation
DE3414749A1 (de) 1984-04-18 1985-10-31 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur abtrennung hoeherer kohlenwasserstoffe aus einem kohlenwasserstoffhaltigen rohgas
FR2571129B1 (fr) 1984-09-28 1988-01-29 Technip Cie Procede et installation de fractionnement cryogenique de charges gazeuses
US4617039A (en) 1984-11-19 1986-10-14 Pro-Quip Corporation Separating hydrocarbon gases
FR2578637B1 (fr) 1985-03-05 1987-06-26 Technip Cie Procede de fractionnement de charges gazeuses et installation pour l'execution de ce procede
US4687499A (en) 1986-04-01 1987-08-18 Mcdermott International Inc. Process for separating hydrocarbon gas constituents
US4707170A (en) 1986-07-23 1987-11-17 Air Products And Chemicals, Inc. Staged multicomponent refrigerant cycle for a process for recovery of C+ hydrocarbons
US4710214A (en) 1986-12-19 1987-12-01 The M. W. Kellogg Company Process for separation of hydrocarbon gases
US4755200A (en) 1987-02-27 1988-07-05 Air Products And Chemicals, Inc. Feed gas drier precooling in mixed refrigerant natural gas liquefaction processes
US4869740A (en) 1988-05-17 1989-09-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4854955A (en) 1988-05-17 1989-08-08 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4889545A (en) 1988-11-21 1989-12-26 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US4851020A (en) 1988-11-21 1989-07-25 Mcdermott International, Inc. Ethane recovery system
US4895584A (en) 1989-01-12 1990-01-23 Pro-Quip Corporation Process for C2 recovery
US5114451A (en) 1990-03-12 1992-05-19 Elcor Corporation Liquefied natural gas processing
FR2681859B1 (fr) 1991-09-30 1994-02-11 Technip Cie Fse Etudes Const Procede de liquefaction de gaz naturel.
JPH06299174A (ja) 1992-07-24 1994-10-25 Chiyoda Corp 天然ガス液化プロセスに於けるプロパン系冷媒を用いた冷却装置
JPH06159928A (ja) 1992-11-20 1994-06-07 Chiyoda Corp 天然ガス液化方法
US5275005A (en) 1992-12-01 1994-01-04 Elcor Corporation Gas processing
FR2714722B1 (fr) 1993-12-30 1997-11-21 Inst Francais Du Petrole Procédé et appareil de liquéfaction d'un gaz naturel.
US5615561A (en) 1994-11-08 1997-04-01 Williams Field Services Company LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US5568737A (en) 1994-11-10 1996-10-29 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
RU2144556C1 (ru) 1995-06-07 2000-01-20 Элкор Корпорейшн Способ разделения газового потока и устройство для его осуществления (варианты)
US5555748A (en) 1995-06-07 1996-09-17 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5566554A (en) 1995-06-07 1996-10-22 Kti Fish, Inc. Hydrocarbon gas separation process
MY117899A (en) 1995-06-23 2004-08-30 Shell Int Research Method of liquefying and treating a natural gas.
US5600969A (en) 1995-12-18 1997-02-11 Phillips Petroleum Company Process and apparatus to produce a small scale LNG stream from an existing NGL expander plant demethanizer
US5755115A (en) 1996-01-30 1998-05-26 Manley; David B. Close-coupling of interreboiling to recovered heat
AU699635B2 (en) 1996-02-29 1998-12-10 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Reducing the amount of components having low boiling points in liquefied natural gas
US5799507A (en) * 1996-10-25 1998-09-01 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5755114A (en) 1997-01-06 1998-05-26 Abb Randall Corporation Use of a turboexpander cycle in liquefied natural gas process
JPH10204455A (ja) 1997-01-27 1998-08-04 Chiyoda Corp 天然ガス液化方法
US5983664A (en) 1997-04-09 1999-11-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5890378A (en) 1997-04-21 1999-04-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US5881569A (en) 1997-05-07 1999-03-16 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
DZ2535A1 (fr) 1997-06-20 2003-01-08 Exxon Production Research Co Procédé perfectionné pour la liquéfaction de gaz naturel.
ID24280A (id) 1997-07-01 2000-07-13 Exxon Production Research Co Proses untuk memisahkan aliran gas multi-komponen yang mengandung paling tidak satu komponen yang dapat membeku
US5890377A (en) 1997-11-04 1999-04-06 Abb Randall Corporation Hydrocarbon gas separation process
EG22293A (en) 1997-12-12 2002-12-31 Shell Int Research Process ofliquefying a gaseous methane-rich feed to obtain liquefied natural gas
US6237365B1 (en) 1998-01-20 2001-05-29 Transcanada Energy Ltd. Apparatus for and method of separating a hydrocarbon gas into two fractions and a method of retrofitting an existing cryogenic apparatus
US6182469B1 (en) 1998-12-01 2001-02-06 Elcor Corporation Hydrocarbon gas processing
US6116050A (en) 1998-12-04 2000-09-12 Ipsi Llc Propane recovery methods
US6119479A (en) 1998-12-09 2000-09-19 Air Products And Chemicals, Inc. Dual mixed refrigerant cycle for gas liquefaction
MY117548A (en) 1998-12-18 2004-07-31 Exxon Production Research Co Dual multi-component refrigeration cycles for liquefaction of natural gas
US6125653A (en) 1999-04-26 2000-10-03 Texaco Inc. LNG with ethane enrichment and reinjection gas as refrigerant
WO2000071952A1 (en) 1999-05-26 2000-11-30 Chart Inc. Dephlegmator process with liquid additive
US6324867B1 (en) 1999-06-15 2001-12-04 Exxonmobil Oil Corporation Process and system for liquefying natural gas
US6347532B1 (en) 1999-10-12 2002-02-19 Air Products And Chemicals, Inc. Gas liquefaction process with partial condensation of mixed refrigerant at intermediate temperatures
US6308531B1 (en) 1999-10-12 2001-10-30 Air Products And Chemicals, Inc. Hybrid cycle for the production of liquefied natural gas
GB0000327D0 (en) 2000-01-07 2000-03-01 Costain Oil Gas & Process Limi Hydrocarbon separation process and apparatus
US6453698B2 (en) * 2000-04-13 2002-09-24 Ipsi Llc Flexible reflux process for high NGL recovery
WO2001088447A1 (en) 2000-05-18 2001-11-22 Phillips Petroleum Company Enhanced ngl recovery utilizing refrigeration and reflux from lng plants
US20020166336A1 (en) 2000-08-15 2002-11-14 Wilkinson John D. Hydrocarbon gas processing
MXPA03002804A (es) 2000-10-02 2005-08-26 Elcor Corp Procesamiento de gas de hidrocarburos.
US6367286B1 (en) 2000-11-01 2002-04-09 Black & Veatch Pritchard, Inc. System and process for liquefying high pressure natural gas
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
US6712880B2 (en) 2001-03-01 2004-03-30 Abb Lummus Global, Inc. Cryogenic process utilizing high pressure absorber column
US6526777B1 (en) 2001-04-20 2003-03-04 Elcor Corporation LNG production in cryogenic natural gas processing plants
US6742358B2 (en) 2001-06-08 2004-06-01 Elkcorp Natural gas liquefaction
US7069743B2 (en) 2002-02-20 2006-07-04 Eric Prim System and method for recovery of C2+ hydrocarbons contained in liquefied natural gas
US6945075B2 (en) 2002-10-23 2005-09-20 Elkcorp Natural gas liquefaction
EA008462B1 (ru) 2003-02-25 2007-06-29 Ортлофф Инджинирс, Лтд. Переработка углеводородного газа
US7219513B1 (en) 2004-11-01 2007-05-22 Hussein Mohamed Ismail Mostafa Ethane plus and HHH process for NGL recovery
US9080810B2 (en) * 2005-06-20 2015-07-14 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing
US20080078205A1 (en) 2006-09-28 2008-04-03 Ortloff Engineers, Ltd. Hydrocarbon Gas Processing
US8590340B2 (en) 2007-02-09 2013-11-26 Ortoff Engineers, Ltd. Hydrocarbon gas processing

Also Published As

Publication number Publication date
KR20100085980A (ko) 2010-07-29
PE20090946A1 (es) 2009-07-13
WO2009052174A1 (en) 2009-04-23
CN101827916B (zh) 2013-08-21
NZ584220A (en) 2012-04-27
CA2703052C (en) 2016-02-09
US8919148B2 (en) 2014-12-30
US20090100862A1 (en) 2009-04-23
JP2011500923A (ja) 2011-01-06
MY165412A (en) 2018-03-21
CO6270264A2 (es) 2011-04-20
EA201070487A1 (ru) 2010-10-29
AR068915A1 (es) 2009-12-16
BRPI0817779B1 (pt) 2018-02-06
TWI453366B (zh) 2014-09-21
CA2703052A1 (en) 2009-04-23
MX339928B (es) 2016-06-17
CL2008003094A1 (es) 2009-10-16
TW200923301A (en) 2009-06-01
BRPI0817779A2 (pt) 2015-03-24
ZA201002337B (en) 2010-12-29
AU2008312570A1 (en) 2009-04-23
EA018675B1 (ru) 2013-09-30
AU2008312570B2 (en) 2014-01-16
MX2010003951A (es) 2010-05-17
CN101827916A (zh) 2010-09-08

Similar Documents

Publication Publication Date Title
JP5667445B2 (ja) 炭化水素ガスの処理
JP4571934B2 (ja) 炭化水素ガス処理
JP5793144B2 (ja) 炭化水素ガス処理
US20190170435A1 (en) Hydrocarbon Gas Processing
MX2009002053A (es) Procesamiento de gas hidrocarbonado.
CN113557401B (zh) 烃类气体处理方法和设备
CA2901741C (en) Hydrocarbon gas processing
KR20130018218A (ko) 탄화수소 가스 처리 방법

Legal Events

Date Code Title Description
A521 Written amendment

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A523

Effective date: 20111014

A621 Written request for application examination

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A621

Effective date: 20111014

A131 Notification of reasons for refusal

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A131

Effective date: 20131225

A601 Written request for extension of time

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A601

Effective date: 20140324

A602 Written permission of extension of time

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A602

Effective date: 20140331

A521 Written amendment

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A523

Effective date: 20140425

TRDD Decision of grant or rejection written
A01 Written decision to grant a patent or to grant a registration (utility model)

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A01

Effective date: 20141113

A61 First payment of annual fees (during grant procedure)

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A61

Effective date: 20141212

R150 Certificate of patent or registration of utility model

Ref document number: 5667445

Country of ref document: JP

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: R150

LAPS Cancellation because of no payment of annual fees