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課題・解決手段

炭化水素ガス流からのC2(またはC3)及びより重質な炭化水素成分回収率を向上させるためのコンパクト処理装置集合体向けのプロセス及び装置が開示される。好ましい炭化水素ガス流の分離方法は、概括的には、少なくとも実質的に凝縮した第1の流れと冷却された第2の流れとを生成し、両方の流れをより低い圧へと膨張させ、上記流れを分留塔に供給することを含む。開示されるプロセス及び装置において、上記塔頂留出蒸気は、処理装置集合体内の吸収手段ならびに熱及び物質移動手段へと導かれる。上記処理装置集合体からの出口蒸気の一部はより高い圧へと圧縮され、上記処理装置集合体内の熱交換手段において冷却されて実質的に凝縮し、次いでより低い圧へと膨張し、上記熱及び物質移動手段に供給されて冷却を行う。上記吸収手段からの凝縮液は上記塔に供給される。

概要

背景

本発明は、概括的には、かかるガス流からのエチレンエタンプロピレンプロパン、及びより重質な炭化水素回収率の向上に関する。本発明によって処理されるガス流の一般的な分析結果は、おおよそのモルパーセントで、78.6%のメタン、12.5%のエタン及びその他のC2成分、4.9%のプロパン及びその他のC3成分、0.6%のイソブタン、1.4%のノルマルブタン、ならびに1.1%のペンタンラス残余窒素二酸化炭素からなる。硫黄含有ガスが存在する場合もある。

天然ガスとその天然ガス液(NGL)成分の両方の、歴史的に周期的な価格の変動によって、ますます増加していくエタン、エチレン、プロパン、プロピレン、及び液体製品としてのより重質な成分の価値が時に低下してきた。このことにより、これらの製品をより効率的に回収することができるプロセス、より少ない資本投資で効率的に回収することができるプロセス、及び広範囲にわたって、特定の成分の回収率を変化させることに対して容易に改造または調節することができるプロセスが求められるようになった。これらの物質を分離するために利用可能なプロセスとしては、ガスの冷却及び冷凍、油の吸収、ならびに冷凍した油の吸収に基づくプロセスが挙げられる。更に、処理されるガスを膨張させること及び該ガスから熱を取り出すことを同時に行いながら、電力を生み出す経済的な機器を利用できることから、極低温プロセスが普及してきた。ガス源の圧、ガスの濃厚さ(エタン、エチレン、及びより重質な炭化水素の含有量)、及び所望の最終生成物に応じて、これらのプロセスのそれぞれまたはそれらの組み合わせを用いることができる。

極低温膨張プロセスは、運転開始の容易さ、運転の柔軟性、良好な効率、安全性、及び良好な信頼性を有すると共に、この上なく単純であることから、現在天然ガス液の回収に広く選択されている。米国特許第3,292,380号、第4,061,481号、第4,140,504号、第4,157,904号、第4,171,964号、第4,185,978号、第4,251,249号、第4,278,457号、第4,519,824号、第4,617,039号、第4,687,499号、第4,689,063号、第4,690,702号、第4,854,955号、第4,869,740号、第4,889,545号、第5,275,005号、第5,555,748号、第5,566,554号、第5,568,737号、第5,771,712号、第5,799,507号、第5,881,569号、第5,890,378号、第5,983,664号、第6,182,469号、第6,578,379号、第6,712,880号、第6,915,662号、第7,191,617号、第7,219,513号、第8,590,340号、第8,881,549号、第8,919,148号、第9,021,831号、第9,021,832号、第9,052,136号、第9,052,137号、第9,057,558号、第9,068,774号、第9,074,814号、第9,080,810号、第9,080,811号、第9,476,639号、第9,637,428号、第9,783,470号、第9,927,171号、第9,933,207号、及び第9,939,195号、再発行米国特許第33,408号、ならびに同時係属出願第11/839,693号、第12/868,993号、第12/869,139号、第14/714,912号、第14/828,093号、第15/259,891号、第15/332,670号、第15/332,706号、第15/332,723号、及び第15/668,139号は、関連するプロセスを記載する(但し、本発明の説明は、上記引用した米国特許及び同時係属出願に記載されている処理条件とは異なる処理条件に基づいている場合がある)。

一般的な極低温膨張回収プロセスにおいては、加圧下のフィードガス流が、当該プロセスの他の流れ及び/またはプロパン圧縮冷凍系などの外部冷凍源との熱交換によって冷却される。上記ガスが冷却されると、液体凝縮し、1または複数の分離器において望ましいC2+成分の一部を含有する高圧液体として収集される場合がある。当該ガスの濃厚さと形成される液体の量に応じて、上記高圧液体はより低い圧へと膨張し、分別される場合がある。上記液体の膨張に際して起こる蒸発により、当該の流れが更に冷却される。ある条件下では、上記膨張の結果として温度を更に低下させるために、上記膨張の前に上記高圧液体を予冷することが望ましい場合がある。液体と蒸気の混合物を含む膨張流は、蒸留脱メタンまたは脱エタン分留される。上記の塔においては、膨張冷却された流れ(複数可)が蒸留され、残留するメタン、窒素、及びその他の揮発性ガス塔頂留出蒸気として、所望のC2成分、C3成分、及び塔底液生成物としてのより重質な炭化水素成分から分離するか、または残留するメタン、C2成分、窒素、及びその他の揮発性ガスを塔頂留出蒸気として、所望のC3成分及び塔底液体生成物としてのより重質な炭化水素成分から分離する。

上記フィードガスが完全には凝縮しない場合(一般的には完全には凝縮しない)、一部の凝縮において凝縮せずに残った蒸気を2つの流れに分割してもよい。上記蒸気の一方は、仕事膨張機もしくはエンジン、または膨張弁を通過してより低い圧となり、ここで当該の流れが更に冷却される結果、更に液体が凝縮する。膨張後の圧は、蒸留塔運転圧と本質的に同一である。上記膨張によって生じた、上記混合された気液混合相は、蒸留塔へのフィードとして供給される。

上記蒸気の残りの部分は、他のプロセス流、例えば低温分留塔塔頂留出物との熱交換により実質的に凝縮するまで冷却される。上記高圧液体の一部または全ては、冷却前にこの蒸気分と混合されてもよい。次いで、得られた冷却された流れは、膨張弁などの適宜の膨張装置を介して、脱メタン塔の運転圧まで膨張する。膨張に際して、上記液体の一部が蒸発し、当該流れの全体が冷却されることとなる。次いで、このフラッシュ膨張流は、塔頂フィードとして脱メタン塔に供給される。一般的に、上記フラッシュ膨張流の蒸気分と脱メタン塔の塔頂留出蒸気は、分留塔の上部分離区画残留メタン製品ガスとして混合される。あるいは、上記冷却され膨張した流れは分離器に供給されて、蒸気流及び液体流を与えてもよい。上記の蒸気は上記塔の塔頂留出物と混合され、上記の液体は塔頂フィードとして蒸留塔に供給される。

かかる分離プロセス理想的な運転においては、当該プロセスを出る残留ガスは、フィードガス中の実質的に全てのメタンを含有し、より重質な炭化水素成分を本質的に含まず、脱メタン塔を出る塔底留分は実質的に全てのより重質な炭化水素成分を含有し、メタンまたはより揮発性の成分を本質的に含まないこととなる。しかしながら実際には、従来の脱メタン塔は大部分がストリッピング塔として運転が行われるために、この理想的な状況は得られない。したがって、上記プロセスのメタン製品は、一般的には、蒸留塔の上部分留段階から出る蒸気を、如何なる精留テップにも供されていない蒸気と共に含んでいる。C2、C3、及びC4+成分のかなりの損失が発生するが、これは上記液体の塔頂フィードが相当な量のこれらの成分及びより重質な炭化水素成分を含有し、その結果、脱メタン塔の上部分留段階を出る蒸気中に、相当する平衡量のC2成分、C3成分、C4成分、及びより重質な炭化水素成分が生じるためである。仮に上昇する蒸気を、当該蒸気からC2成分、C3成分、C4成分、及びより重質な炭化水素成分を吸収することができる相当量の液体(還流)に接触させることができるならば、これらの所望の成分の損失を顕著に低減することができる。

近年、炭化水素の分離にとって好ましいプロセスでは、上部吸収器区画を用いて、上昇する蒸気を更に精留する。これらのプロセスの多くについて、上記上部精留区画の還流の流れの供給源は、加圧下で供給される残留ガスのリサイクル流である。上記リサイクルされる残留ガスの流れは通常、他のプロセス流、例えば上記低温分留塔塔頂留出物との熱交換により実質的に凝縮するまで冷却される。次いで、得られた冷却された流れは、膨張弁などの適宜の膨張装置を介して、脱メタン塔の運転圧まで膨張する。膨張に際して、上記液体の一部が通常蒸発し、当該流れの全体が冷却されることとなる。次いで、このフラッシュ膨張流は、塔頂フィードとして脱メタン塔に供給される。このタイプの一般的なプロセススキームは、米国特許第4,889,545号、第5,568,737号、第5,881,569号、第9,052,137号、第9,080,811号、及びMowrey, E. Ross, ‘‘Efficient, High Recovery of Liquidsfrom Natural Gas Utilizing a High Pressure Absorber’’, Proceedings of the Eighty−First Annual Convention of the Gas Processors Association, Dallas, Texas, March 11−13, 2002に開示される。残念ながら、これらのプロセスは、上記脱メタン塔における追加の精留区画に加えて、上記還流の流れを脱メタン塔にリサイクルするための原動力を供給するための余剰圧縮能力も必要とし、これらのプロセスを用いる設備資本コスト運転コストの両方を増加させる。

上記上部精留区画に還流の流れを供給する別の手段は、蒸留塔の下部の位置から留出蒸気流を抜き出す(且つ、おそらくは塔頂留出蒸気の一部と組み合わせる)ことである。この蒸気(または混合した蒸気)の流れはより高い圧へと圧縮され、次いで、実質的に凝縮するまで冷却され、蒸留塔の運転圧まで膨張し、蒸留塔への塔頂フィードとして供給される。このタイプの一般的なプロセススキームは、米国特許第9,476,639号、及び同時係属出願第11/839,693号、第12/869,139号、第及び第15/259,891号に開示される。これらのプロセスも、上記脱メタン塔における追加の精留区画に加えて、上記還流の流れを脱メタン塔にリサイクルするための原動力を供給する圧縮機を必要とし、ここでも、これらのプロセスを用いる設備の資本コストと運転コストの両方を増加させる。

しかしながら、米国及びその他の国に、米国特許第4,157,904号及び第4,278,457号(ならびに他のプロセス)に係る、上昇する蒸気を更に精留するための上部吸収器区画を有さず、改造してこの特徴を追加することが容易にできない多くのガス処理プラント建設されている。また、これらのプラントは通常、還流の流れをリサイクルすることが可能になる余剰の圧縮能力をもたない。その結果として、これらのプラントは、ガスからC2成分及びより重質な成分を回収するように運転する(一般に「エタン回収」と呼ばれる)場合にはそれほど効率的ではなく、ガスからC3成分及びより重質な成分のみを回収するように運転する(一般に「エタンリジェクション(エタンを分離回収せずに残留ガス中に残すこと)」と呼ばれる)場合には特に非効率的である。

概要

炭化水素ガス流からのC2(またはC3)及びより重質な炭化水素成分の回収率を向上させるためのコンパクト処理装置集合体向けのプロセス及び装置が開示される。好ましい炭化水素ガス流の分離方法は、概括的には、少なくとも実質的に凝縮した第1の流れと冷却された第2の流れとを生成し、両方の流れをより低い圧へと膨張させ、上記流れを分留塔に供給することを含む。開示されるプロセス及び装置において、上記塔の塔頂留出蒸気は、処理装置集合体内の吸収手段ならびに熱及び物質移動手段へと導かれる。上記処理装置集合体からの出口蒸気の一部はより高い圧へと圧縮され、上記処理装置集合体内の熱交換手段において冷却されて実質的に凝縮し、次いでより低い圧へと膨張し、上記熱及び物質移動手段に供給されて冷却を行う。上記吸収手段からの凝縮液は上記塔に供給される。

目的

本発明は、処理効率の向上に加えて、従来技術に対する2つの他の利点を提供する

効果

実績

技術文献被引用数
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牽制数
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請求項1

メタン、C2成分、C3成分、及びより重質な炭化水素成分を含有するガス流を、揮発性残留ガス留分と、前記C2成分、C3成分、及びより重質な炭化水素成分または前記C3成分及びより重質な炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性の低い留分とに分離するためのプロセスにおいて、(a)前記ガス流が1または複数の熱交換ステップ及び少なくとも1の分離ステップにおいて処理され、少なくとも、加圧下で実質的に完全に凝縮するように冷却され、それによって実質的に凝縮した第1の流れを形成した第1の流れと、少なくとも、加圧下で冷却され、それによって冷却された第2の流れを形成した第2の流れとを生成し、(b)前記実質的に凝縮した第1の流れがより低い圧へと膨張し、それにより前記実質的に凝縮した第1の流れが更に冷却され、それによって膨張した更に冷却された第1の流れを形成し、その後、前記膨張した更に冷却された第1の流れが蒸留塔塔頂フィード位置で供給され、前記蒸留塔が少なくとも塔頂留出蒸気流及び塔底液流を生成し、(c)前記冷却された第2の流れが前記より低い圧へと膨張し、それによって膨張した第2の流れを形成し、その後、前記膨張した第2の流れが、前記蒸留塔に塔中央のフィード位置で供給され、及び(d)少なくとも前記膨張した更に冷却された第1の流れ及び前記膨張した第2の流れが、前記蒸留塔中、前記より低い圧で分留され、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の成分が前記塔底液流中に回収され、前記揮発性残留ガス留分が前記塔頂留出蒸気流として排出され、改良として、前記1または複数の熱交換ステップ及び前記少なくとも1の分離ステップが、前記第1の流れの少なくとも一部を凝縮させるように改良され、それによって少なくとも一部が凝縮した第1の流れを形成し、(1)前記塔頂留出蒸気流が、単一の機器単位体である処理装置集合体中に格納された吸収手段へと導かれて凝縮流と接触し、それによって前記塔頂留出蒸気流の揮発性の低い成分が凝縮し、一部が精留された蒸気流を形成し、(2)前記一部が精留された蒸気流が、前記吸収手段の上部領域から収集され、前記処理装置集合体中に格納された熱及び物質移動手段へと導かれ、それにより前記一部が精留された蒸気流が冷却され、同時に前記蒸気流のより揮発性の低い成分が凝縮し、それによって更に精留された蒸気流及び前記凝縮流を形成し、その後前記凝縮流が前記吸収手段へと導かれ、(3)前記更に精留された蒸気流が加熱されたフラッシュ膨張流と混合されて混合流を形成し、(4)前記混合流が熱交換手段へと導かれて加熱され、(5)前記加熱された混合流がリサイクル流と前記揮発性残留ガス留分とに分離され、(6)前記リサイクル流がより高い圧へと圧縮されて圧縮流を形成し、(7)前記圧縮流が前記熱交換手段へと導かれ、実質的に凝縮するまで冷却され、それによってステップ(4)の加熱の少なくとも一部を供給し、且つ実質的に凝縮した流れを形成し、(8)前記実質的に凝縮した流れが前記より低い圧へと膨張し、それにより更に冷却されてフラッシュ膨張流を形成し、(9)前記フラッシュ膨張流が前記熱及び物質移動手段で加熱され、それによって、ステップ(2)の冷却の少なくとも一部を供給し、且つ前記加熱されたフラッシュ膨張流を形成し、(10)前記少なくとも一部が凝縮した第1の流れが前記熱交換手段へと導かれ、加圧下で更に冷却されて実質的に凝縮し、それによってステップ(4)の加熱の少なくとも一部を供給し、且つ更に冷却された実質的に凝縮した第1の流れを形成し、(11)前記更に冷却された実質的に凝縮した第1の流れが前記より低い圧へと膨張し、それによって前記膨張した更に冷却された第1の流れを形成し、(12)蒸留液流が前記吸収手段の下部領域から収集され、前記膨張した更に冷却された第1の流れと混合されて混合フィード流を形成し、その後前記混合フィード流が前記蒸留塔の前記塔頂フィード位置へと導かれ、(13)少なくとも前記混合フィード流と前記膨張した第2の流れが前記蒸留塔中、前記より低い圧で分留され、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の成分が前記塔底液流中に回収され、(14)前記蒸留塔への前記フィード流の量及び温度が、前記蒸留塔の塔頂留出物温度を、前記相対的に揮発性の低い留分の成分の大部分が前記塔底液流中に回収される温度に維持するのに有効である、前記プロセス。

請求項2

(1)前記ガス流が、前記1または複数の熱交換ステップにおいて、加圧下で一部が凝縮するのに十分に冷却され、それによって一部が凝縮したガス流を形成し、(2)前記一部が凝縮したガス流が分離され、それによって蒸気流と少なくとも1の液流を与え、(3)前記蒸気流が、前記少なくとも1の分離ステップにおいて分離され、少なくとも前記第1の流れと前記冷却された第2の流れを生成し、(4)前記第1の流れが、前記1または複数の熱交換ステップにおいて、加圧下で実質的に完全に凝縮するように冷却され、それによって前記実質的に凝縮した第1の流れを形成し、(5)前記少なくとも1の液流の少なくとも一部が前記より低い圧へと膨張し、それによって膨張した液流を形成し、その後、前記膨張した液流が前記塔中央のフィード位置よりも低い下部の塔中央のフィード位置で前記蒸留塔に供給され、(6)少なくとも前記混合フィード流、前記膨張した第2の流れ、及び前記膨張した液流が前記蒸留塔中、前記より低い圧で分留され、それにより前記比較的揮発性の低い留分の上記成分が前記塔底液流中に回収される、請求項1に記載のプロセス。

請求項3

(1)前記蒸気流が前記少なくとも1の分離ステップにおいて分離されて、少なくとも更なる蒸気流及び前記第2の流れを生成し、(2)前記更なる蒸気流が、前記少なくとも1の液流の少なくとも一部と混合されて、前記第1の流れを形成し、(3)前記少なくとも1の液流のいずれかの残りの部分が、前記より低い圧へと膨張し、その後、前記膨張した液流が、前記下部の塔中央のフィード位置で前記蒸留塔に供給される、請求項2に記載のプロセス。

請求項4

(a)前記リサイクル流が、更なる熱交換手段で加熱されて加熱されたリサイクル流を形成し、(b)前記加熱されたリサイクル流が、より高い圧へと圧縮されて前記圧縮流を形成し、(c)前記圧縮流が、前記更なる熱交換手段へと導かれ且つ冷却され、それによってステップ(a)の加熱の少なくとも一部を供給して冷却された圧縮流を形成し、(d)前記冷却された圧縮流が前記熱交換手段へと導かれ、実質的に凝縮するまで冷却されて、前記実質的に凝縮した流れを形成する、請求項1に記載のプロセス。

請求項5

(a)前記リサイクル流が更なる熱交換手段で加熱されて、加熱されたリサイクル流を形成し、(b)前記加熱されたリサイクル流がより高い圧に圧縮されて、前記圧縮流を形成し、(c)前記圧縮流が前記更なる熱交換手段へと導かれて冷却され、それによってステップ(a)の加熱の少なくとも一部を供給し、冷却された圧縮流を形成し、(d)前記冷却された圧縮流が前記熱交換手段へと導かれ、実質的に凝縮するまで冷却されて、前記実質的に凝縮した流れを形成する、請求項2に記載のプロセス。

請求項6

(a)前記リサイクル流が更なる熱交換手段で加熱されて加熱されたリサイクル流を形成し、(b)前記加熱されたリサイクル流がより高い圧へと圧縮されて、前記圧縮流を形成し、(c)前記圧縮流が前記更なる熱交換手段へと導かれて冷却され、それによってステップ(a)の加熱の少なくとも一部を供給して、冷却された圧縮流を形成し、(d)前記冷却された圧縮流が前記熱交換手段へと導かれ、実質的に凝縮するまで冷却されて、前記実質的に凝縮した流れを形成する、請求項3に記載のプロセス。

請求項7

前記熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項1に記載のプロセス。

請求項8

前記熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項2に記載のプロセス。

請求項9

前記熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項3に記載のプロセス。

請求項10

前記熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項4に記載のプロセス。

請求項11

前記熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項5に記載のプロセス。

請求項12

前記熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項6に記載のプロセス。

請求項13

前記蒸留液流が圧送手段を用いてより高い圧へと圧縮される、請求項1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、または12に記載のプロセス。

請求項14

前記圧送手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項13に記載のプロセス。

請求項15

メタン、C2成分、C3成分、及びより重質な炭化水素成分を含有するガス流を、揮発性残留ガス留分と、前記C2成分、C3成分、及びより重質な炭化水素成分または前記C3成分及びより重質な炭化水素成分の大部分を含有する相対的に揮発性の低い留分とに分離するための装置において、前記装置中に、(a)少なくとも、加圧下で実質的に完全に凝縮するように冷却され、それによって実質的に凝縮した第1の流れを形成した第1の流れと、少なくとも、加圧下で冷却され、それによって冷却された第2の流れを形成した第2の流れとを生成するための1または複数の熱交換手段及び少なくとも1の分離手段と、(b)前記実質的に凝縮した第1の流れを加圧下で受け入れ、これをより低い圧へと膨張させ、それにより前記第1の流れが更に冷却され、それによって膨張した更に冷却された第1の流れを形成するように接続された第1の膨張手段と、(c)前記膨張した更に冷却された第1の流れを塔頂フィード位置で受け入れるように前記膨張手段に接続された蒸留塔であり、少なくとも塔頂留出蒸気流及び塔底液流を生成する前記蒸留塔と、(d)前記冷却された第2の流れを加圧下で受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによって膨張した第2の流れを形成するように接続された第2の膨張手段と、(e)前記膨張した第2の流れを塔中央のフィード位置で受け入れるように前記第2の膨張手段に更に接続された前記蒸留塔と、(f)少なくとも、前記膨張した更に冷却された第1の流れ及び前記膨張した第2の流れを前記より低い圧で分留し、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の前記成分が前記塔底液流中に回収され、前記揮発性残留ガス留分が前記塔頂留出蒸気流として排出されるように改造された前記蒸留塔が存在し、改良として、前記1または複数の熱交換手段が、前記第1の流れの少なくとも一部が凝縮するように改造され、それによって少なくとも一部が凝縮した第1の流れを形成し、前記装置が、(1)前記塔頂留出蒸気流を受け入れ、これを凝縮流と接触させ、それによって前記塔頂留出蒸気流の揮発性のより低い成分を凝縮させ、一部が精留された蒸気流を形成するための、単一の機器単位体である処理装置集合体中に格納され、前記蒸留塔に接続された吸収手段と、(2)前記吸収手段の上部領域から前記一部が精留された蒸気流を受け入れ、それにより前記一部が精留された蒸気流が冷却され、同時に前記一部が精留された蒸気流のより揮発性の低い成分を凝縮させ、それによって更に精留された蒸気流及び前記凝縮流を形成するための、前記処理装置集合体中に格納され、前記吸収手段に接続された熱及び物質移動手段であり、前記吸収手段に更に接続されて、前記凝縮流を前記吸収手段へと導く前記熱及び物質移動手段と、(3)前記更に精留された蒸気流及び加熱されたフラッシュ膨張流を受け入れて混合流を形成するための、前記熱及び物質移動手段に接続された第1の混合手段と、(4)前記混合流を受け入れてこれを加熱し、それによって加熱された混合流を形成するための、前記第1の混合手段に接続された第2の熱交換手段と、(5)前記加熱された混合流を受け入れ、これをリサイクル流と前記揮発性残留ガス留分とに分離するための、前記第2の熱交換手段に接続された第2の分離手段と、(6)前記リサイクル流を受け入れ、これをより高い圧へと圧縮し、それによって圧縮流を形成するための、前記第2の分離手段に接続された圧縮手段と、(7)前記圧縮流を受け入れ、これを実質的に凝縮するまで冷却し、それによってステップ(4)の加熱の少なくとも一部を供給し、実質的に凝縮した流れを形成するための、前記圧縮手段に更に接続された前記第2の熱交換手段と、(8)前記実質的に凝縮した流れを受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによってフラッシュ膨張流を形成するための、前記第2の熱交換手段に接続された第3の膨張手段と、(9)前記フラッシュ膨張流を受け入れてこれを加熱し、それによってステップ(2)の冷却を供給して前記加熱されたフラッシュ膨張流を形成するための、前記第3の膨張手段に更に接続された前記熱及び物質移動手段と、(10)前記少なくとも一部が凝縮した第1の流れを受け入れ、これを加圧下で更に冷却してこれを実質的に凝縮させ、それによってステップ(4)の加熱の少なくとも一部を供給し、更に冷却された実質的に凝縮した第1の流れを形成するための、前記1または複数の熱交換手段及び前記少なくとも1の分離手段に更に接続された前記第2の熱交換手段と、(11)前記更に冷却された実質的に凝縮した第1の流れを受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによって前記膨張した更に冷却された第1の流れを形成するための前記第1の膨張手段であり、これを前記第2の熱交換手段に接続するように改造された前記第1の膨張手段と、(12)前記吸収手段の下部領域からの蒸留液流及び前記膨張した更に冷却された第1の流れを受け入れ、混合フィード流を形成するための、前記吸収手段及び前記第1の膨張手段に接続された第2の混合手段であり、上記蒸留塔に更に結合され、前記混合フィード流を前記蒸留塔の前記塔頂フィード位置で供給する前記第2の混合手段と、(13)少なくとも前記混合フィード流及び前記膨張した第2の流れを前記より低い圧で分留するように改造され、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の前記成分が前記塔底液流中に回収される前記蒸留塔と、(14)前記蒸留塔への前記フィード流の量及び温度を調節して、前記蒸留塔の塔頂留出物の温度を、前記相対的に揮発性の低い留分中の前記成分の大部分が前記塔底液流中に回収される温度に維持するように改造された制御手段とを更に備える、前記装置。

請求項16

(1)前記1または複数の熱交換手段が、加圧下で前記ガス流を一部が凝縮するのに十分に冷却し、それによって一部が凝縮したガス流を形成するよう改造され、(2)フィード分離手段が前記1または複数の熱交換手段に接続され、前記一部が凝縮したガス流を受け入れ、これを蒸気流と少なくとも1の液流に分離し、(3)前記少なくとも1の分離手段が前記フィード分離手段に接続され、前記蒸気流を受け入れ、これを少なくとも前記第1の流れと前記冷却された第2の流れとに分離するように改造され、(4)前記1または複数の熱交換手段が前記少なくとも1の分離手段に接続され、前記第1の流れを受け入れ、これを実質的に凝縮させるのに十分に冷却し、それによって前記実質的に凝縮した第1の流れを形成するように改造され、(5)前記第2の膨張手段が前記少なくとも1の分離手段に接続され、前記冷却された第2の流れを受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによって前記膨張した第2の流れを形成するように改造され、(6)第4の膨張手段が前記フィード分離手段に接続され、前記少なくとも1の液流の少なくとも一部を受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、それによって膨張した液流を形成し、前記第4の膨張手段は前記蒸留塔に更に接続され、前記塔中央のフィード位置よりも低い下部の塔中央のフィード位置で前記膨張した液流を前記蒸留塔に供給し、(7)前記蒸留塔が少なくとも前記混合フィード流、前記膨張した第2の流れ、及び前記膨張した液流を前記より低い圧で分留し、それにより前記相対的に揮発性の低い留分の前記成分が前記塔底液流中に回収されるように改造されている、請求項15に記載の装置。

請求項17

(1)前記少なくとも1の分離手段が、前記蒸気流を少なくとも更なる蒸気流と前記第2の流れとに分離するように改造され、(2)気液混合手段が前記少なくとも1の分離手段及び前記フィード分離手段に接続され、前記更なる蒸気流及び前記少なくとも1の液流の少なくとも一部を受け入れて前記第1の流れを形成し、(3)前記1または複数の熱交換手段が、前記気液混合手段に接続され、前記第1の流れを受け入れ、これを実質的に凝縮させるのに十分に冷却し、それによって前記実質的に凝縮した第1の流れを形成するように改造され、(4)前記第4の膨張手段が、前記少なくとも1の液流のいずれかの残りの部分を受け入れ、これを前記より低い圧へと膨張させ、その後前記膨張した液流が前記下部の塔中央のフィード位置で前記蒸留塔に供給されるように改造されている、請求項16に記載の装置。

請求項18

(a)第3の熱交換手段が前記第2の分離手段に接続され、前記リサイクル流を受け入れてこれを加熱し、それによって加熱されたリサイクル流を形成し、(b)前記圧縮手段が、前記第3の熱交換手段に接続され、前記加熱されたリサイクル流を受け入れてこれをより高い圧へと圧縮し、それによって前記圧縮流を形成するように改造され、(c)前記第3の熱交換手段が前記圧縮手段に更に接続され、前記圧縮流を受け入れてこれを冷却し、それによってステップ(a)の加熱の少なくとも一部を供給して冷却された圧縮流を形成し、(d)前記第2の熱交換手段が、前記第3の熱交換手段に接続され、前記冷却された圧縮流を受け入れてこれを実質的に凝縮するまで冷却し、それによって前記実質的に凝縮した流れを形成するように改造されている、請求項15に記載の装置。

請求項19

(a)第3の熱交換手段が前記第2の分離手段に接続され、前記リサイクル流を受け入れてこれを加熱し、それによって加熱されたリサイクル流を形成し、(b)前記圧縮手段が、前記第3の熱交換手段に接続され、前記加熱されたリサイクル流を受け入れてこれをより高い圧へと圧縮し、それによって前記圧縮流を形成するように改造され、(c)前記第3の熱交換手段が、前記圧縮手段に更に接続され、前記圧縮流を受け入れてこれを冷却し、それによってステップ(a)の加熱の少なくとも一部を供給して冷却された圧縮流を形成し、(d)前記第2の熱交換手段が、前記第3の熱交換手段に接続され、前記冷却された圧縮流を受け入れてこれを実質的に凝縮するまで冷却し、それによって前記実質的に凝縮した流れを形成するように改造されている、請求項16に記載の装置。

請求項20

(a)第3の熱交換手段が前記第2の分離手段に接続され、前記リサイクル流を受け入れてこれを加熱し、それによって加熱されたリサイクル流を形成し、(b)前記圧縮手段が、前記第3の熱交換手段に接続され、前記加熱されたリサイクル流を受け入れてこれをより高い圧へと圧縮し、それによって前記圧縮流を形成するように改造され、(c)前記第3の熱交換手段が前記圧縮手段に更に接続され、前記圧縮流を受け入れてこれを冷却し、それによってステップ(a)の加熱の少なくとも一部を供給して冷却された圧縮流を形成し、(d)前記第2の熱交換手段が、前記第3の熱交換手段に接続され、前記冷却された圧縮流を受け入れてこれを実質的に凝縮するまで冷却し、それによって前記実質的に凝縮した流れを形成するように改造されている、請求項17に記載の装置。

請求項21

前記第2の熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項15に記載の装置。

請求項22

前記第2の熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項16に記載の装置。

請求項23

前記第2の熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項17に記載の装置。

請求項24

前記第2の熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項18に記載の装置。

請求項25

前記第2の熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項19に記載の装置。

請求項26

前記第2の熱交換手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項20に記載の装置。

請求項27

(1)圧送手段が前記吸収手段に接続され、前記吸収手段の前記下部領域からの前記蒸留液流を受け入れてこれをより高い圧へと圧送し、それによって圧送された蒸留液流を形成し、(2)前記第2の混合手段が前記圧送手段及び前記第1の膨張手段に接続され、前記圧送された蒸留液流及び前記膨張した更に冷却された第1の流れを受け入れて前記混合フィード流を形成するように改造された、請求項15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25、または26に記載の装置。

請求項28

前記圧送手段が前記処理装置集合体中に格納されている、請求項27に記載の装置。

技術分野

0001

エチレンエタンプロピレンプロパン、及び/またはより重質な炭化水素は、天然ガス製油所ガス石炭原油ナフサオイルシェールタールサンド、及び亜炭などの他の炭化水素材料から得られる合成ガス流などの種々のガスから回収することができる。天然ガスは通常、メタンとエタンが大きな比率を占める、すなわち、メタンとエタンを併せて上記ガスの少なくとも50モルパーセントを占める。上記ガスはまた、相対的により少量の、プロパン、ブタンペンタンなどのより重質な炭化水素、ならびに水素窒素二酸化炭素、及び/または他のガスも含有している。

背景技術

0002

本発明は、概括的には、かかるガス流からのエチレン、エタン、プロピレン、プロパン、及びより重質な炭化水素の回収率の向上に関する。本発明によって処理されるガス流の一般的な分析結果は、おおよそのモルパーセントで、78.6%のメタン、12.5%のエタン及びその他のC2成分、4.9%のプロパン及びその他のC3成分、0.6%のイソブタン、1.4%のノルマルブタン、ならびに1.1%のペンタンプラス残余は窒素と二酸化炭素からなる。硫黄含有ガスが存在する場合もある。

0003

天然ガスとその天然ガス液(NGL)成分の両方の、歴史的に周期的な価格の変動によって、ますます増加していくエタン、エチレン、プロパン、プロピレン、及び液体製品としてのより重質な成分の価値が時に低下してきた。このことにより、これらの製品をより効率的に回収することができるプロセス、より少ない資本投資で効率的に回収することができるプロセス、及び広範囲にわたって、特定の成分の回収率を変化させることに対して容易に改造または調節することができるプロセスが求められるようになった。これらの物質を分離するために利用可能なプロセスとしては、ガスの冷却及び冷凍、油の吸収、ならびに冷凍した油の吸収に基づくプロセスが挙げられる。更に、処理されるガスを膨張させること及び該ガスから熱を取り出すことを同時に行いながら、電力を生み出す経済的な機器を利用できることから、極低温プロセスが普及してきた。ガス源の圧、ガスの濃厚さ(エタン、エチレン、及びより重質な炭化水素の含有量)、及び所望の最終生成物に応じて、これらのプロセスのそれぞれまたはそれらの組み合わせを用いることができる。

0004

極低温膨張プロセスは、運転開始の容易さ、運転の柔軟性、良好な効率、安全性、及び良好な信頼性を有すると共に、この上なく単純であることから、現在天然ガス液の回収に広く選択されている。米国特許第3,292,380号、第4,061,481号、第4,140,504号、第4,157,904号、第4,171,964号、第4,185,978号、第4,251,249号、第4,278,457号、第4,519,824号、第4,617,039号、第4,687,499号、第4,689,063号、第4,690,702号、第4,854,955号、第4,869,740号、第4,889,545号、第5,275,005号、第5,555,748号、第5,566,554号、第5,568,737号、第5,771,712号、第5,799,507号、第5,881,569号、第5,890,378号、第5,983,664号、第6,182,469号、第6,578,379号、第6,712,880号、第6,915,662号、第7,191,617号、第7,219,513号、第8,590,340号、第8,881,549号、第8,919,148号、第9,021,831号、第9,021,832号、第9,052,136号、第9,052,137号、第9,057,558号、第9,068,774号、第9,074,814号、第9,080,810号、第9,080,811号、第9,476,639号、第9,637,428号、第9,783,470号、第9,927,171号、第9,933,207号、及び第9,939,195号、再発行米国特許第33,408号、ならびに同時係属出願第11/839,693号、第12/868,993号、第12/869,139号、第14/714,912号、第14/828,093号、第15/259,891号、第15/332,670号、第15/332,706号、第15/332,723号、及び第15/668,139号は、関連するプロセスを記載する(但し、本発明の説明は、上記引用した米国特許及び同時係属出願に記載されている処理条件とは異なる処理条件に基づいている場合がある)。

0005

一般的な極低温膨張回収プロセスにおいては、加圧下のフィードガス流が、当該プロセスの他の流れ及び/またはプロパン圧縮冷凍系などの外部冷凍源との熱交換によって冷却される。上記ガスが冷却されると、液体凝縮し、1または複数の分離器において望ましいC2+成分の一部を含有する高圧液体として収集される場合がある。当該ガスの濃厚さと形成される液体の量に応じて、上記高圧液体はより低い圧へと膨張し、分別される場合がある。上記液体の膨張に際して起こる蒸発により、当該の流れが更に冷却される。ある条件下では、上記膨張の結果として温度を更に低下させるために、上記膨張の前に上記高圧液体を予冷することが望ましい場合がある。液体と蒸気の混合物を含む膨張流は、蒸留脱メタンまたは脱エタン分留される。上記の塔においては、膨張冷却された流れ(複数可)が蒸留され、残留するメタン、窒素、及びその他の揮発性ガス塔頂留出蒸気として、所望のC2成分、C3成分、及び塔底液生成物としてのより重質な炭化水素成分から分離するか、または残留するメタン、C2成分、窒素、及びその他の揮発性ガスを塔頂留出蒸気として、所望のC3成分及び塔底液体生成物としてのより重質な炭化水素成分から分離する。

0006

上記フィードガスが完全には凝縮しない場合(一般的には完全には凝縮しない)、一部の凝縮において凝縮せずに残った蒸気を2つの流れに分割してもよい。上記蒸気の一方は、仕事膨張機もしくはエンジン、または膨張弁を通過してより低い圧となり、ここで当該の流れが更に冷却される結果、更に液体が凝縮する。膨張後の圧は、蒸留塔運転圧と本質的に同一である。上記膨張によって生じた、上記混合された気液混合相は、蒸留塔へのフィードとして供給される。

0007

上記蒸気の残りの部分は、他のプロセス流、例えば低温分留塔塔頂留出物との熱交換により実質的に凝縮するまで冷却される。上記高圧液体の一部または全ては、冷却前にこの蒸気分と混合されてもよい。次いで、得られた冷却された流れは、膨張弁などの適宜の膨張装置を介して、脱メタン塔の運転圧まで膨張する。膨張に際して、上記液体の一部が蒸発し、当該流れの全体が冷却されることとなる。次いで、このフラッシュ膨張流は、塔頂フィードとして脱メタン塔に供給される。一般的に、上記フラッシュ膨張流の蒸気分と脱メタン塔の塔頂留出蒸気は、分留塔の上部分離区画残留メタン製品ガスとして混合される。あるいは、上記冷却され膨張した流れは分離器に供給されて、蒸気流及び液体流を与えてもよい。上記の蒸気は上記塔の塔頂留出物と混合され、上記の液体は塔頂フィードとして蒸留塔に供給される。

0008

かかる分離プロセス理想的な運転においては、当該プロセスを出る残留ガスは、フィードガス中の実質的に全てのメタンを含有し、より重質な炭化水素成分を本質的に含まず、脱メタン塔を出る塔底留分は実質的に全てのより重質な炭化水素成分を含有し、メタンまたはより揮発性の成分を本質的に含まないこととなる。しかしながら実際には、従来の脱メタン塔は大部分がストリッピング塔として運転が行われるために、この理想的な状況は得られない。したがって、上記プロセスのメタン製品は、一般的には、蒸留塔の上部分留段階から出る蒸気を、如何なる精留テップにも供されていない蒸気と共に含んでいる。C2、C3、及びC4+成分のかなりの損失が発生するが、これは上記液体の塔頂フィードが相当な量のこれらの成分及びより重質な炭化水素成分を含有し、その結果、脱メタン塔の上部分留段階を出る蒸気中に、相当する平衡量のC2成分、C3成分、C4成分、及びより重質な炭化水素成分が生じるためである。仮に上昇する蒸気を、当該蒸気からC2成分、C3成分、C4成分、及びより重質な炭化水素成分を吸収することができる相当量の液体(還流)に接触させることができるならば、これらの所望の成分の損失を顕著に低減することができる。

0009

近年、炭化水素の分離にとって好ましいプロセスでは、上部吸収器区画を用いて、上昇する蒸気を更に精留する。これらのプロセスの多くについて、上記上部精留区画の還流の流れの供給源は、加圧下で供給される残留ガスのリサイクル流である。上記リサイクルされる残留ガスの流れは通常、他のプロセス流、例えば上記低温分留塔塔頂留出物との熱交換により実質的に凝縮するまで冷却される。次いで、得られた冷却された流れは、膨張弁などの適宜の膨張装置を介して、脱メタン塔の運転圧まで膨張する。膨張に際して、上記液体の一部が通常蒸発し、当該流れの全体が冷却されることとなる。次いで、このフラッシュ膨張流は、塔頂フィードとして脱メタン塔に供給される。このタイプの一般的なプロセススキームは、米国特許第4,889,545号、第5,568,737号、第5,881,569号、第9,052,137号、第9,080,811号、及びMowrey, E. Ross, ‘‘Efficient, High Recovery of Liquidsfrom Natural Gas Utilizing a High Pressure Absorber’’, Proceedings of the Eighty−First Annual Convention of the Gas Processors Association, Dallas, Texas, March 11−13, 2002に開示される。残念ながら、これらのプロセスは、上記脱メタン塔における追加の精留区画に加えて、上記還流の流れを脱メタン塔にリサイクルするための原動力を供給するための余剰圧縮能力も必要とし、これらのプロセスを用いる設備資本コスト運転コストの両方を増加させる。

0010

上記上部精留区画に還流の流れを供給する別の手段は、蒸留塔の下部の位置から留出蒸気流を抜き出す(且つ、おそらくは塔頂留出蒸気の一部と組み合わせる)ことである。この蒸気(または混合した蒸気)の流れはより高い圧へと圧縮され、次いで、実質的に凝縮するまで冷却され、蒸留塔の運転圧まで膨張し、蒸留塔への塔頂フィードとして供給される。このタイプの一般的なプロセススキームは、米国特許第9,476,639号、及び同時係属出願第11/839,693号、第12/869,139号、第及び第15/259,891号に開示される。これらのプロセスも、上記脱メタン塔における追加の精留区画に加えて、上記還流の流れを脱メタン塔にリサイクルするための原動力を供給する圧縮機を必要とし、ここでも、これらのプロセスを用いる設備の資本コストと運転コストの両方を増加させる。

0011

しかしながら、米国及びその他の国に、米国特許第4,157,904号及び第4,278,457号(ならびに他のプロセス)に係る、上昇する蒸気を更に精留するための上部吸収器区画を有さず、改造してこの特徴を追加することが容易にできない多くのガス処理プラント建設されている。また、これらのプラントは通常、還流の流れをリサイクルすることが可能になる余剰の圧縮能力をもたない。その結果として、これらのプラントは、ガスからC2成分及びより重質な成分を回収するように運転する(一般に「エタン回収」と呼ばれる)場合にはそれほど効率的ではなく、ガスからC3成分及びより重質な成分のみを回収するように運転する(一般に「エタンリジェクション(エタンを分離回収せずに残留ガス中に残すこと)」と呼ばれる)場合には特に非効率的である。

0012

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
米国特許第8,590,340号
米国特許第8,881,549号
米国特許第8,919,148号
米国特許第9,021,831号
米国特許第9,021,832号
米国特許第9,052,136号
米国特許第9,052,137号
米国特許第9,057,558号
米国特許第9,068,774号
米国特許第9,074,814号
米国特許第9,080,810号
米国特許第9,080,811号
米国特許第9,476,639号
米国特許第9,637,428号
米国特許第9,783,470号
米国特許第9,927,171号
米国特許第9,933,207号
米国特許第9,939,195号
再発行米国特許第33,408号
同時係属出願第11/839,693号
同時係属出願第12/868,993号
同時係属出願第12/869,139号
同時係属出願第14/714,912号
同時係属出願第14/828,093号
同時係属出願第15/259,891号
同時係属出願第15/332,670号
同時係属出願第15/332,706号
同時係属出願第15/332,723号
同時係属出願第15/668,139号
米国特許第4,889,545号
米国特許第5,568,737号
米国特許第5,881,569号
米国特許第9,052,137号
米国特許第9,080,811号
米国特許第9,476,639号
同時係属出願第11/839,693号
同時係属出願第12/869,139号
同時係属出願第15/259,891号
米国特許第4,157,904号
米国特許第4,278,457号

先行技術

0013

Mowrey, E. Ross, ‘‘Efficient, High Recovery of Liquidsfrom Natural Gas Utilizing a High Pressure Absorber’’, Proceedings of the Eighty−First Annual Convention of the Gas Processors Association, Dallas, Texas, March 11−13, 2002

0014

本発明は、更なる残留ガスの圧縮を必要とせずに、既存のガス処理プラントに容易に追加して、所望のC2成分及び/またはC3成分の回収率を向上させることができる、更に精留を行う新規な手段である。この回収率の向上の増加分の値は、多くの場合相当なものである。後述する実施例では、従来技術の回収能力に対する追加の回収能力由来収入の増分は、液体炭化水素の相当するガス状炭化水素と比較した平均の増分値であるガロン当たり0.10〜0.58米ドル[m3当り22〜129ユーロ]を用いて、年間710,000米ドル〜4,720,000米ドル[590,000ユーロ〜3,930,000ユーロ]の範囲である。

0015

本発明はまた、これまで個々の機器単位体であったものを共通のハウジング中に組み込み、それにより、必要な敷地面積及び追加の資本コストの両方を削減する。本出願人は、このよりコンパクトな配置により、所定の消費電力における製品回収率が顕著に向上し、それによってプロセス効率が向上し、施設の運転コストが削減されることも見出したが、これは驚くべきことである。更に、このよりコンパクトな配置により、従来のプラント設計において個々の機器単位体を相互接続するために用いられる配管の多くも排除されて資本コストが更に削減され、またそれに伴うフランジ付き配管接続も排除される。配管フランジは、(温室効果ガスに寄与し、大気中のオゾン生成前駆物質となる可能性のある揮発性有機化合物、VOCである)炭化水素の潜在的な漏出源であることから、これらのフランジをなくすことにより、環境を損なう可能性のある大気放出の可能性が減少する。

0016

本発明によれば、99%を超えるC2回収率を得ることができることが見出された。同様に、C2成分の回収が所望でない場合には、96%を超えるC3回収率を維持することができる。本発明は、より低い圧及びより高い温度での適用が可能であるが、−50°F[−46℃]以下のNGL回収塔の塔頂留出物温度を要する条件下において、400〜1500psia[2,758〜10,342kPa(a)]またはそれ以上の範囲でフィードガスを処理する場合に特に有利である。

0017

本発明をより理解するために、以下の実施例及び図面を参照する。これらの図面を参照すると、以下のとおりである。

図面の簡単な説明

0018

米国特許第4,157,904号または第4,278,457号に係る従来技術の天然ガス処理プラントフロー図である。
米国特許第4,157,904号または第4,278,457号に係る従来技術の天然ガス処理プラントのフロー図である。
同時係属出願第15/332,723号のプロセスを用いるように改造された天然ガス処理プラントのフロー図である。
同時係属出願第15/332,723号のプロセスを用いるように改造された天然ガス処理プラントのフロー図である。
本発明を用いるように改造された天然ガス処理プラントのフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。
天然ガス処理プラントへの本発明の適用の代替手段を示すフロー図である。

0019

後述の上記の図の説明において、代表的なプロセス条件に対して計算した流速をまとめた表を示す。ここに示す表では、流速の値(時間当たりのモル数)は、便宜上、最も近い整数に丸められている。表に示す合計流速には全ての非炭化水素成分が含まれているため、該合計流速は概して炭化水素成分に関する流れの流速の合計よりも大きい。表示する温度は、最も近い度に丸められた近似値である。また、図に示すプロセスを比較する目的で実施したプロセス設計の計算は、周囲から当該プロセスへの(またはプロセスから周囲への)熱の漏出がないという仮定に基づいていることに留意されたい。市販の断熱材の品質により上記の仮定は非常に合理的なものであり、当業者が一般的に行う仮定である。

0020

便宜上、プロセスパラメータは従来の英単位及びSysteme International d’Unites(SI)の単位で記載する。表に示すモル流速は、時間当たりのポンドモルまたは時間当たりのキログラムモルのいずれでも解釈することができる。馬力(HP)及び/または時間当たりの1000英熱単位MBTU/Hr)として記載するエネルギー消費量は、時間当たりのポンドモルで表されるモル流速に対応する。キロワット(kW)として記載するエネルギー消費量は、時間当たりのキログラムモルで表されるモル流速に対応する。

0021

従来技術の説明
図1は、米国特許第4,157,904号または第4,278,457号に係る従来技術を用いて天然ガスからC2+成分を回収する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では、入口ガスが120°F[49℃]及び815psia[5,617kPa(a)]で、流れ31として当該プラントに入る。入口ガスが、製品の流れが規格を満たすのを妨げる濃度の硫黄化合物を含有する場合には、当該硫黄化合物は適宜のフィードガスの前処理によって除去される(図示せず)。更に、フィード流は通常、極低温条件下での含水物)の形成を防ぐために脱水される。通常、この目的には一般的に固体乾燥剤が使用されている。

0022

フィード流31は、熱交換器10において、低温の残留ガス(流れ39a)、20°F[−7℃]の圧送された液体生成物(流れ42a)、0°F[−18℃]の脱メタン塔リボイラー液(流れ41)、−45°F[−43℃]の脱メタン塔副リボイラー液(流れ40)、及びプロパン冷媒との熱交換によって冷却される。次いで、流れ31aは、−29°F[−34℃]及び795psia[5,479kPa(a)]で分離器11に入り、ここで蒸気(流れ32)が凝縮液(流れ33)から分離される。

0023

分離器11からの蒸気(流れ32)は2つの流れ34と37に分割される。分離器11からの液体(流れ33)は、任意選択で、2つの流れ35及び38に分割される。(流れ35は、0%〜100%の流れ33中の分離器液を含んでいてもよい。流れ35が上記分離器液のいずれかの部分を含有する場合、図1のプロセスは米国特許第4,157,904に係るものとなる。そうでない場合には、図1のプロセスは米国特許第4,278,457に係るものとなる。)図1に示すプロセスに関しては、流れ35は、上記全分離器液の約15%を含有する。上記全分離器蒸気の約30%を含有する流れ34は流れ35と混合され、混合流36は、低温残留ガス(流れ39)との熱交換関係にある熱交換器12を通過し、ここで混合流36は実質的に凝縮するまで冷却される。次いで、−158°F[−106℃]の得られた実質的に凝縮した流れ36aは、膨張弁13を介して分留塔17の運転圧(約168psia[1,156kPa(a)])へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される。図1に示すプロセスにおいて、膨張弁13を出た膨張流36bは、−176°F[−115℃]の温度に達し、分留塔17の上部領域の分離器区画17aに供給される。該分離区画中で分離された液体は脱メタン区画17bへの塔頂フィードとなる。

0024

分離器11からの蒸気の残りの70%(流れ37)は仕事膨張機14に入り、ここで上記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。仕事膨張機14は、上記蒸気を実質的に等エントロピー的に上記塔の運転圧へと膨張させ、仕事膨張により膨張流37aを約−126°F[−88℃]の温度へと冷却する。一般的な市販の膨張機は、理想的な等エントロピー膨張において理論的に利用可能な仕事の80〜85%のオーダーで回収する能力がある。回収された仕事は多くの場合、例えば、残留ガス(流れ39b)を再圧縮するために使用することがある遠心圧縮機(単位体15など)を駆動するために用いられる。その後、一部が凝縮した膨張流37aは、上部の塔中央のフィードポイントで分留塔17へのフィードとして供給される。流れ38中に残っている分離器液(残っている場合)は、膨張弁16によって分留塔17の運転圧へと膨張し、流れ38aを−85°F[−65℃]に冷却した後、下部の塔中央のフィードポイントで分留塔17に供給される。

0025

塔17内の脱メタン塔は、垂直方向に間隔を空けた複数のトレイ、1もしくは複数の充填床、またはトレイと充填物の何らかの組み合わせが格納された従来の蒸留塔である。天然ガス処理プラントの多くで見られることであるが、上記分留塔は2つの区画から構成されていてもよい。上部の区画17aは、一部が蒸発した塔頂フィードがそのそれぞれの蒸気部分液体部分とに分離され、下部の蒸留区画すなわち脱メタン区画17bから上昇する蒸気が塔頂フィードの蒸気部分と混合されて、該塔の塔頂から排出される低温の脱メタン塔塔頂留出蒸気(流れ39)を形成する分離器である。下部の脱メタン区画17bは、トレイ及び/または充填物が格納され、流下する液体と上方に上昇する蒸気との間の必要な接触を行わせる。脱メタン区画17bはまた、塔を流下する液体の一部を加熱して蒸発させ、塔を上昇して液体生成物である流れ42からメタン及び軽質成分ストリッピングするストリッピング蒸気を供給するリボイラー(前述のリボイラー及び副リボイラー及び補助リボイラー18など)を備える。

0026

液体生成物流42は、当該塔底生成物体積基準で0.5%のメタン濃度の一般的な規格に基づいて、7°F[−14℃]で塔底を出る。液体生成物流42は、ポンプ21によってより高い圧へと圧送され(流れ42a)、次いで、熱交換器10において、上述のようにフィードガスを冷却する際に、95°F[35℃]に加熱される(流れ42b)。上記残留ガス(脱メタン塔塔頂留出蒸気流39)は熱交換器12において流入フィードガスに対して向流で通過し、ここで−176°F[−115℃]から−47°F[−44℃]に加熱され(流れ39a)、且つ熱交換器10において113°F[45℃]に加熱される(流れ39b)。次いで、上記残留ガスは2段階で再圧縮される。第1段階は膨張機14によって駆動される圧縮機15である。第2段階は上記残留ガス(流れ39d)を販売ラインの圧へと圧縮する補助電源によって駆動される圧縮機19である。上記残留ガス生成物(流れ39e)は、吐出冷却器20における120°F[49℃]への冷却の後、765psia[5,272kPa(a)]で(ライン要件(通常はこのオーダーの入口圧)を満たすのに十分な)販売ガスパイプラインに流れる。

0027

図1に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。

0028

図2は、図1の処理プラントの設計が、より低いC2成分の回収率レベル稼働するように調節することが可能である1つの方法を示すプロセスフロー図である。これは、天然ガスと液体炭化水素の相対的な値が可変であり、時に上記C2成分の回収率が不採算になる場合の一般的な要件である。図2のプロセスは、図1について前述したものと同一のフィードガス組成及び条件に適用されている。但し、図2のプロセスのシミュレーションにおいては、プロセス運転条件は、C2成分を分留塔からの塔底液体生成物中に回収するのではなく、残留ガスに対してほぼ全てのC2成分をリジェクト(分離回収せずに残留ガス中に残す)するように調整されている。

0029

このプロセスのシミュレーションにおいては、入口ガスは120°F[49℃]及び815psia[5,617kPa(a)]で流れ31としてプラントに入り、熱交換器10において低温の残留ガス流れ39a及びフラッシュされた分離器液(流れ38a)との熱交換によって冷却される。(図2のプロセスを、C2成分のほぼ全てを残留ガスに対してリジェクトするように運転することの1つの結果は、分留塔17を流下する液体の温度が大幅に高くなり、副リボイラー流40及びリボイラー流41が高温になり過ぎ、入口ガスの冷却に使用することができず、その結果全てのリボイル熱を補助リボイラー18によって供給しなくてはならないことである。圧送された塔底生成物(流れ42a)も温度が高過ぎて、入口ガスの冷却に使用することができない。図2のプロセスにおいて、入口ガスの冷却の一部を行い、同時に補助リボイラー18が必要とする負荷を低減するために、熱交換器10で、副リボイラー液の代わりにフラッシュされた分離器液が用いられる。)冷却された流れ31aは、−14°F[−26℃]及び795psia[5,479kPa(a)]で分離器11に入り、ここで蒸気(流れ32)が凝縮液(流れ33)から分離される。

0030

分離器11からの蒸気(流れ32)は2つの流れ34及び37に分割され、液体(流れ33)は任意選択で2つの流れ35及び38に分割される。図2に示すプロセスの場合、流れ35は全分離器液の約36%を含む。全分離器蒸気の約33%を含む流れ34は、流れ35と混合され、この混合流36は低温残留ガス(流れ39)との熱交換関係にある熱交換器12を通過し、ここで混合流36は一部が凝縮するまで冷却される。次いで、得られた−72°F[−58℃]の一部が凝縮した流れ36aは、膨張弁13を介して分留塔17の運転圧(約200psia[1,380kPa(a)])へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの液体の一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される。図2に示すプロセスにおいて、膨張弁13を出た膨張流36bは、−138°F[−94℃]の温度に達し、塔頂フィードポイントで分留塔17に供給される。

0031

分離器11からの蒸気の残りの67%(流れ37)は仕事膨張機14に入り、ここで上記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。仕事膨張機14は、当該蒸気を実質的に等エントロピー的に上記塔の運転圧へと膨張させ、仕事膨張により膨張流37aを約−103°F[−75℃]の温度に冷却した後、上部の塔中央のフィードポイントで分留塔17に供給される。流れ38中に残っている分離器液(残っている場合)は、膨張弁16によって分留塔17の運転圧をわずかに超える圧へと膨張し、流れ38aを−61°F[−51℃]に冷却した後、前述のように熱交換器10において、加熱された流れ40aにより103°F[39℃]に加熱され、次いで下部の塔中央のフィードポイントで分留塔17に供給される。

0032

図2に示すように、残留ガス生成物に対してC2成分をリジェクトするように分留塔17が運転される場合、上記塔は一般的に脱エタン塔と呼ばれ、その下部区画17bは脱エタン化区画と呼ばれることに留意されたい。液体生成物流42は、当該塔底生成物の体積基準でエタン対プロパン比0.020:1の一般的な規格に基づいて、137°F[58℃]で脱エタン塔17の塔底から出る。残留ガス(脱エタン塔塔頂留出蒸気流れ39)は熱交換器12において流入フィードガスに対して向流で通過し、ここで−91°F[−68℃]から−29°F[−34℃]に加熱され(流れ39a)、且つ熱交換器10において、上述のように冷却を行う際に103°F[39℃]に加熱される(流れ39b)。次いで、残留ガスは、膨張機14によって駆動される圧縮機15と補助動力源によって駆動される圧縮機19の2段階で再圧縮される。流れ39dが吐出冷却器20において120°F[49℃]に冷却された後、上記残留ガス生成物(流れ39e)は765psia[5,272kPa(a)]で販売ガスパイプラインに流れる。

0033

図2に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。

0034

同時継続出願の説明
同時継続出願第15/332,723号は、塔底液体生成物中のC2成分を更に回収する、図1のプロセスの性能を改善する一手段を記述する。図1のプロセスは図3に示すこのプロセスを使用するように改造することができる。図3のプロセス運転条件は、図に示すように、上記液体生成物のメタン含有量図1のプロセスの液体生成物のメタン含有量と同様のレベルに低減するように調整されている。図3に示したプロセスにおいて検討したフィードガス組成及び条件は、図1におけるものと同様である。したがって、図3のプロセスは図1のプロセスのそれと比較することができる。

0035

図3のプロセスに関して示すプロセス条件のほとんどは、図1のプロセスに関する対応するプロセス条件とほぼ同一である。主要な違いは実質的に凝縮した流れ36aと塔頂留出蒸気流39の配置である。図3のプロセスにおいて、塔頂留出蒸気流39は流れ151と流れ152の2つの流れに分割され、その後、流れ151は、還流圧縮機22によって分留塔17の運転圧(約174psia[1,202kPa(a)])から約379psia。[2,616kPa(a)]に圧縮される。次に、−81°F[−63℃]の圧縮流151a及び−81°F[−63℃]の実質的に凝縮した流れ36aが、処理装置集合体117の冷却区画117a中の熱交換手段に導かれる。この熱交換手段は、フィンアンドチューブ型熱交換器プレート型熱交換器ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び/もしくはマルチサービス(multi−service)熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。上記熱交換手段は、当該熱交換手段の1つのパスを通って流れる流れ151a、該熱交換手段の別のパスを流れる実質的に凝縮した流れ36a、及び処理装置集合体117の精留区画117bから生じる更に精留された蒸気流の間で熱交換を行うように構成され、その結果、流れ151aは実質的に凝縮するまで冷却され(流れ151b)、流れ36aは更に精留された蒸気流を加熱しながら、更に冷却される(流れ36b)。

0036

次に、−171°F[−113℃]の実質的に凝縮した流れ151bは、膨張弁23を介して分留塔17の運転圧をわずかに超える圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される場合がある。図3に示すプロセスにおいて、膨張弁23を出る膨張流151cは−185°F[−121℃]の温度に達し、その後処理装置集合体117の精留区画117b中の熱及び物質移動手段に導かれる。この熱及び物質移動手段も、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び/もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。上記熱及び物質移動手段は、当該熱及び物質移動手段の1つのパスを通って上方に流れる、処理装置集合体117の吸収区画117cから生じる一部が精留された蒸気流と、流下するフラッシュ膨張した実質的に凝縮した流れ151cとの間で熱交換を行うように構成され、その結果、上記一部が精留された蒸気流が、上記膨張流を加熱しながら冷却される。上記一部が精留された蒸気流が冷却されると、その一部が凝縮して流下する一方、残りの蒸気は上記熱及び物質移動手段を通って上方に流れ続ける。上記熱及び物質移動手段によって、上記凝縮液と一部が精留された蒸気流とが連続的に接触し、その結果、上記熱及び物質移動手段は上記蒸気相と液相との間で物質移動を行うように機能し、それによって、上記一部が精留された蒸気流を更に精留し、更に精留された蒸気流を形成する。次いで、上記熱及び物質移動手段から生じるこの更に精留された蒸気流は、処理装置集合体117の冷却区画117a中の熱交換手段に導かれ、上述のように加熱される。上記熱及び物質移動手段の塔底からの凝縮液は、処理装置集合体117の吸収区画117cに導かれる。

0037

フラッシュ膨張流151cは、上記一部が精留された蒸気流を冷却して一部を凝縮させる際に更に蒸発し、精留区画117b中の熱及び物質移動手段を−178°F[−117℃]で出る。この加熱されたフラッシュ膨張流は、処理装置集合体117の分離区画117d中に排出され、そのそれぞれの蒸気相と液相とに分離される。上記蒸気相は、塔頂留出蒸気流39の残りの部分(流れ152)と混ざり合い、処理装置集合体117の吸収区画117c中の物質移動手段に入る混合蒸気流を形成する。上記物質移動手段は、複数の垂直方向に間隔を空けた複数のトレイ、1もしくは複数の充填床、またはトレイと充填物の何らかの組み合わせから構成されていてもよいが、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び/もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置の非熱伝達区画で構成することもできる。上記物質移動手段は、精留区画117b中の熱及び物質移動手段の塔底を出る低温の凝縮液と、分離器区画117dから生じる混合蒸気流とを接触させるように構成される。上記混合蒸気流が吸収区画117cを通って上方に上昇すると、流下する上記低温の液体と接触し、上記混合蒸気流からC2成分、C3成分、及びより重質な成分を凝縮させ且つ吸収する。次いで、得られた一部が精留された蒸気流は、上述のように更に精留するために、処理装置集合体117の精留区画117b中の熱及び物質移動手段に導かれる。

0038

分離器区画117dで分離された、処理装置集合体117の精留区画117bを出る加熱されたフラッシュ膨張流からの液相(存在する場合)は、処理装置集合体117の吸収区画117c中の物質移動手段の塔底を出る蒸留液と混ざり合い、混合液流154を形成する。混合液流154は、処理装置集合体117の塔底から出て、ポンプ24によってより高い圧に圧送される(−170°F[−112℃]の流れ154a)。−169°F[−112℃]の更に冷却された流れ36bは、膨張弁13を介して分留塔17の運転圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、上記流れの一部が蒸発する場合があり、その結果、当該流れ全体が−177°F[−116℃]に冷却される。次いで、フラッシュ膨張流36cは、圧送された流れ154aと合流して、混合フィード流155を形成し、次いで、−176°F[−116℃]で塔頂フィードポイントにて分留塔17に入る。

0039

更に精留された蒸気流は、処理装置集合体117の精留区画117b中の熱及び物質移動手段を−182°F[−119℃]で出て、処理装置集合体117の冷却区画117aの熱交換手段に入る。この蒸気は、前述のように流れ36aと151aを冷却する際に、−96°F[−71℃]に加熱される。次いで、上記加熱された蒸気は、低温の残留ガス流153として処理装置集合体117から排出され、図1のプロセスにおける流れ39に関して上述したように加熱及び圧縮される、

0040

図3に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。

0041

表IとIIIとを比較することにより、図3のプロセスでは、図1のプロセスと比較して、エタン回収率が96.69%から98.70%に、プロパン回収率が99.84%から100.00%に、ブタン+回収率が99.99%から100.00%に向上することがわかる。表IとIIIとを比較することにより、これらの製品収率の増加が追加の電力を使用せずに達成されたことが更にわかる。

0042

同時係属出願第15/332,723号のプロセスは、ほぼ全てのC2成分を液体製品中に回収するのではなく、該成分を残留ガスに対してリジェクトするように操作してもよい。図3のプロセスの運転条件図4に示すように変更し(処理装置集合体117の冷却区画117a中の熱交換手段のアイドリングを含む)、液体生成物のエタン含有量を図2のプロセスの液体生成物のエタン含有量と本質的に同一のレベルに低減してもよい。図4に示すプロセスにおいて検討したフィードガス組成及び条件は、図2におけるそれらと同一である。したがって、図4のプロセスは図2のプロセスのそれと比較することができる。

0043

図4のプロセスに関して示すプロセス条件のほとんどは、図2のプロセスに関する対応するプロセス条件とほぼ同一である。主要な違いはここでも、実質的に凝縮した流れ36aと塔頂留出蒸気流39の配置である。図4のプロセスにおいて、実質的に凝縮した流れ36aは、膨張弁23を介して分留塔17の運転圧(約200psia[1,381kPa(a)])をわずかに超える圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される。図4に示すプロセスにおいて、膨張弁23を出る膨張流36bは−156°F[−104℃]の温度に達し、その後処理装置集合体117の精留区画117b中の熱及び物質移動手段に導かれる。

0044

フラッシュ膨張流36bは、上記混合蒸気流を冷却し、且つ一部を凝縮させる際に更に蒸発し、−83°F[−64℃]で精留区画117b中の熱及び物質移動手段を出る。この加熱されたフラッシュ膨張流は、処理装置集合体117の分離器区画117d中に排出され、そのそれぞれの蒸気相と液相とに分離される。上記蒸気相は塔頂留出蒸気流39と混ざり合い、上述のように、吸収区画117c中の物質移動手段に入る上記混合された蒸気流を形成し、上記液相は吸収区画117c中の物質移動手段の塔底からの凝縮液と混ざり合い、混合液流154を形成する。混合液流154は、処理装置集合体117の塔底を出て、ポンプ24によってより高い圧へと圧送され、その結果、−73°F[−58℃]の流れ154aが塔頂フィードポイントで分留塔17に入ることができる。上記更に精留された蒸気流は、精留区画117b中の熱及び物質移動手段を出て、−104°F[−76℃]で処理装置集合体117から低温の残留ガス流153として排出され、その後、前述のように加熱及び圧縮される。図2のプロセスにおける流れ39に関して上述したように、加熱及び圧縮される。

0045

図4に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。

0046

表IIとIVとを比較することにより、図4のプロセスでは、図2のプロセスと比較して、プロパン回収率が89.20%から96.50%に、ブタン+回収率が98.81%から100.00%に向上することがわかる。表IIとIVとを比較することにより、これらの製品収率の増加が追加の電力を使用せずに達成されたことが更にわかる。

0047

本発明の説明
実施例1
液体製品中へのC2成分の回収率を最大化することが望ましい場合(例えば、上述の図1の従来技術のプロセスのように)、本発明は、図1に示す従来技術のプロセス及び図3に示す同時係属出願第15/332,723号のプロセスに比較して、効率が顕著に優位である。図5は、本発明を使用するように改造された図1の従来技術のプロセスのフロー図を示す。図5のプロセスの運転条件は、図に示すように、液体製品のエタン含有量を、図1及び図3のプロセスで可能なレベルを超えて増加させるように調整されている。図5に示すプロセスにおいて検討したフィードガス組成及び条件は、図1及び図3におけるそれらと同一である。したがって、図5のプロセスを図1及び図3のプロセスのそれと比較し、本発明の利点を例証することができる。

0048

図5のプロセスに関して示すプロセス条件のほとんどは、図1のプロセスに関する対応するプロセス条件とほぼ同一である。主要な違いは、一部が凝縮した流れ36aと塔頂留出蒸気流39の配置である。図5のプロセスにおいて、−169°F[−112℃]及び192psia[1,322kPa(a)](分留塔17の運転圧力)の塔頂蒸気流39は、単一の機器単位体である処理装置集合体117内の分離器区画117dに導かれる。処理装置集合体117内の冷却区画117aからの加熱された混合流152は、流れ153と流れ151の2つの流れに分割される。流れ151は熱交換器25で114°F[46℃]に加熱され、次いで還流圧縮機22により約370psia[2,549kPa(a)]に圧縮される。圧縮流151bは、吐出冷却器26で120°F[49℃]に冷却され(流れ151c)、次いで、熱交換器25で、上述のように流れ151を加熱する際に−65°F[−54℃]に冷却される(流れ151d)。次いで、冷却された圧縮流151d及び−70°F[−56℃]の一部が凝縮した流れ36aは、処理装置集合体117内の冷却区画117a中の熱交換手段に導かれる。この熱交換手段は、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び/もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。上記熱交換手段は、当該熱交換手段の1つのパスを通って流れる冷却された圧縮流151d、該熱交換手段の別のパスを流れる一部が凝縮した流れ36a、及び処理装置集合体117内の精留区画117bから生じる混合流の間で熱交換を行うように構成され、その結果、流れ151dは実質的に凝縮するまで冷却され(流れ151e)、流れ36aは更に冷却されて実質的に凝縮しながら(流れ36b)、上記混合流を加熱する。

0049

処理装置集合体117内の吸収区画117cには物質移動手段が格納されている。この物質移動手段は、複数の垂直方向に間隔を空けたトレイ、1もしくは複数の充填床、またはトレイと充填物の何らかの組み合わせから構成されていてもよいが、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び/もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成することもできる。上記物質移動手段は、処理装置集合体117内の精留区画117b中の熱及び物質移動手段の塔底を出る低温凝縮液と、処理装置集合体117内の分離器区画117dから生じる塔頂留出蒸気流39とを接触をさせるように構成される。上記塔頂留出蒸気流が吸収区画117cを通って上方に上昇すると、流下する低温液と接触して、上記蒸気流からC2成分、C3成分、及びより重質な成分を凝縮させ且つ吸収する。次いで、得られた一部が精留された蒸気流は、更に精留するために、処理装置集合体117内の精留区画117b中の熱及び物質移動手段に導かれる。

0050

−178°F[−117℃]の実質的に凝縮した流れ151eは、膨張弁23を介して、分留塔17の運転圧をわずかに超える圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される場合がある。図5に示すプロセスにおいて、膨張弁23を出る膨張流151fは−184°F[−120℃]の温度に達し、その後処理装置集合体117内の精留区画117b中の熱及び物質移動手段に導かれる。この熱及び物質移動手段も、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び/もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。上記熱及び物質移動手段は、当該熱及び物質移動手段の1つのパスを通って上方に流れる、処理装置集合体117内の吸収区画117cから生じる一部が精留された蒸気流と、流下するフラッシュ膨張した実質的に凝縮した流れ151fとの間で熱交換を行うように構成され、その結果、上記一部が精留された蒸気流が、上記膨張流を加熱しながら冷却される。上記一部が精留された蒸気流が冷却されると、その一部が凝縮して流下する一方、残りの蒸気は上記熱及び物質移動手段を通って上方に流れ続ける。上記熱及び物質移動手段によって、上記凝縮液と一部が精留された蒸気流とが連続的に接触し、その結果、上記熱及び物質移動手段は上記蒸気相と液相との間の物質移動を行うように機能し、それによって、上記一部が精留された蒸気流を更に精留し、更に精留された蒸気流を形成する。熱及び物質移動手段の塔底からの凝縮液は、処理装置集合体117内の吸収区画117cに導かれる。

0051

フラッシュ膨張流151fは、上記一部が精留された蒸気流を冷却して一部を凝縮させる際に更に蒸発し、処理装置集合体117内の精留区画117b中の熱及び物質移動手段を−182°F[−119℃]で出る。次いで、この加熱されたフラッシュ膨張流は、更に精留された蒸気流と混じり合って、−181°F[−119℃]の混合流を形成し、該混合流は処理装置集合体117内の冷却区画中の区画117a中の熱交換手段に導かれる。上記混合流は、上述のように流れ151d及び36aを冷却する際に加熱される。

0052

吸収区画117c中の物質移動手段の塔底を出る蒸留液は、処理装置集合体117の塔底から排出され(流れ154)、ポンプ24によってより高い圧へと圧送される(−172°F[−113℃]の流れ154a)。−160°F[−107℃]の更に冷却された実質的に凝縮した流れ36bは、膨張弁13を介して、分留塔17の運転圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が−172°F[−114℃]に冷却される場合がある。次いで、フラッシュ膨張流36cは、圧送された流れ154aと合流して混合フィード流155を形成し、該混合フィード流は−172°F[−114℃]で塔頂フィードポイントにて分留塔17に入る。

0053

加熱された混合流152は、処理装置集合体117内の冷却区画117a中の熱交換手段から−80°F[−62℃]で排出される。この加熱された混合流152は、上述の流れ151と低温の残留ガス流153とに分割され、低温の残留ガス流153は図1の流れ39について上述したように、加熱及び圧縮される。

0054

図5に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。

0055

表IとVとを比較することにより、本発明は、図1の従来技術と比較して、エタン回収率が96.69%から99.60%に、プロパン回収率が99.84%から100.00%に、ブタン+回収率が99.99%から100.00%に向上することがわかる。これらの回収率の向上の経済的効果は顕著である。液体炭化水素の相当するガス状炭化水素と比較した平均の増分値である$0.10/ガロン[21.9ユーロ/m3]を用いると、上記回収率の向上は、プラント操業会社にとって710,000米ドル[590,000ユーロ]を超える追加の年間収益に相当する。表IIIとVとを比較することにより、本発明は、同時係属出願第15/332,723号に対しても改良技術であり、エタン回収率が98.70%から99.60%に増加することがわかる。表I、III、とVを比較することにより、これらの製品収率の増加が、図1及び3のプロセスと本質的に同一の電力を使用して達成されたことが更にわかる。回収効率単位電力当たり回収されるC2成分及びより重質な成分の量によって定義される)の点からは、本発明は、図1の従来技術に対して1%を超える向上を与える。

0056

本発明により提供される、図1のプロセスの従来技術の回収効率に対する回収効率の向上は、主として、図1の従来技術のプロセスにおける流れ36bによって行われる直接接触冷却に加えて、処理装置集合体117内の精留区画117b中のフラッシュ膨張流151fによって行われる塔頂留出蒸気の補助的な間接冷却に起因する。流れ36bは相当に低温ではあるが、理想的な還流の流れではない。というのも、流れ36bは、脱メタン塔17が捕捉することになる相当な濃度のC2成分、C3成分、及びC4+成分を含有しており、図1の従来技術のプロセスに関しては、塔17の塔頂における平衡の影響に起因して、これらの所望の成分の損失を生じる。しかしながら、図5に示す本発明に関しては、フラッシュ膨張流151fと精留される塔頂留出蒸気流との間に直接の接触がないため、フラッシュ膨張流151fによって行われる補助的な冷却に克服すべき平衡の影響がない。

0057

本発明は、精留区画117b中の熱及び物質移動手段を使用して、塔頂留出蒸気流を冷却し、同時にそこからより重質な炭化水素成分を凝縮させるという更なる利点を有し、従来の蒸留塔において還流を用いる場合よりも効率的な精留を行う。結果として、従来の物質移動装置及び従来の熱伝達装置を使用した場合に可能であるよりも、多くのC2成分、C3成分、及びより重質な炭化水素成分を、フラッシュ膨張流151fにおいて利用可能な冷却を用いて塔頂留出蒸気流から除去することができる。

0058

本発明は、処理効率の向上に加えて、従来技術に対する2つの他の利点を提供する。第1に、本発明のコンパクトな配置の処理装置集合体117は、通常は3つの別個の機器単位体(冷却区画117a中の熱交換手段、精留区画117b中の熱及び物質移動手段、及び吸収区画117c中の物質移動手段)であるものを、単一の機器単位体(本発明の図5の処理装置集合体117)中に組み込んでいる。これにより、必要な敷地面積が削減され、相互接続する配管が排除され、本発明を使用するために処理プラントを改造する資本コストが削減される。第2に、相互接続する配管の排除は、本発明を使用するために改造された処理プラントが有するフランジによる接続が大幅に少なく、当該プラント中の潜在的な漏出源の数が低減されることを意味する。炭化水素は揮発性有機化合物(VOC)であり、その一部は温室効果ガスとして分類され、その一部は大気中のオゾン生成の前駆物質である可能性があり、このことは、本発明が環境破壊を起こす可能性のある大気放出の可能性を低減することを意味する。

0059

本発明の更なる利点の1つは、本発明を既存のガス処理プラントに如何に容易に組み込み、上述の優れた性能を実現することができるかということである。図5に示すように、必要なのは、一部が凝縮した流れ36aに対する(流れ36aと流れ36bとの間の破線で表され、運転から除外されている)、塔フィードライン155に対する(流れ154aとの接続によって表される)、及び塔頂留出蒸気流れ39に対する(流れ39と流れ152との間の破線で表され、運転から除外されている)、既存のプラントへの3ヶ所の接続(一般に「タイ・イン」と呼ばれる)のみである。新しい処理装置集合体117が分留塔17の近傍に設置されている間、既存のプラントは稼働し続けることができ、設置が完了した際に、上記これらの3つの既存のラインへの新しいタイ・インを行うために短期間のプラントのシャットダウンを行う。次にプラントを再起動し、全ての既存の機器を運転の状態に維持し、以前と全く同様に運転する。但し、もはや、圧縮の電力が増加することなく、製品の回収率が高くなる。

0060

本発明が、図3に示す、本出願人の同時係属出願第15/332,723号よりも効率的である主たる理由は、本発明が、還流圧縮機22によって加えられた圧縮熱のほぼ全てを、吐出冷却器26を介して除去することである。図3のプロセスにおいては、圧縮機吐出流151aは圧縮機吸入流151よりも大幅に高温である(流れ151の−167°F[−110℃]に対して流れ151aの−81°F[−63℃])。圧縮流におけるこの加えられた熱は、図3のプロセスにおける処理装置集合体の冷却区画117aにおいて除去される必要があり、このことは、流れ36aと151aに対して利用可能な冷却が少ないことを意味する。これを、冷却された圧縮流151dが圧縮機吸入流151とほぼ同一の温度である(流れ151の−80°F[−60℃]に対して流れ151dの−65°F[−54℃])、本発明の図5の実施形態と対比されたい。このことは、本発明の処理装置集合体117内の冷却区画117aにおいてより多くの冷却が利用可能であることを意味し、延いては、脱メタン塔17の塔頂へのより多くの還流が可能になる(図3の流れ155と比較して、図5の流れ155の流れは16%増)。

0061

実施例2
本発明はまた、製品の経済性から残留ガス生成物に対するC2成分のリジェクションが有利である場合にも利点がある。本発明は、図6に示す、本出願人の米国特許第9,637,428号及び第9,927,171号の方法と同様の方法で運転するように容易に再構成することができる。本発明の図5の実施形態の運転条件を図6に示すように変更して、液体製品のエタン含有量を図2の従来技術及び図4に示す同時継続出願第15/332,723号のものと同様のレベルに低減することができる。図6に示すプロセスにおいて検討したフィードガス組成及び条件は、図2及び図4におけるそれらと同一である。したがって、図6のプロセスを図2及び図4のプロセスのそれと比較し、本発明の利点を更に例証することができる。

0062

このように本発明を運転すると、図6のプロセスに関して示すプロセス条件の多くは、図2のプロセスについて対応するプロセス条件とほぼ同一である。但し、ほとんどのプロセス構成は本発明の図5の実施形態と同様である。図5の実施形態と比較した主たる違いは、図6の処理装置集合体117内の精留区画117b中の熱及び物質移動手段に導かれるフラッシュ膨張流36bが、図5におけるように加熱された混合流152からではなく、実質的に凝縮した流れ36aから生じることである。そのため、還流圧縮機22及びその関連機器は不要であり、運転停止となり(破線で表示)、この方法で運転する際にはこの圧縮機の電力消費がなくなる。

0063

図6に示す運転条件に関しては、混合流36は、低温の残留ガス流153との熱交換により、熱交換器12において−92°F[−69℃]に冷却される。実質的に凝縮した流れ36aは、膨張弁23を介して分留塔17の運転圧(約200psia[1,381kPa(a)])をわずかに超える圧へとフラッシュ膨張する。膨張に際して、当該流れの一部が蒸発し、該流れ全体が冷却される場合がある。図6に示すプロセスにおいて、膨張弁23を出る膨張流36bは−156°F[−104℃]の温度に達し、その後処理装置集合体117内の精留区画117b中の熱及び物質移動手段に導かれる。

0064

フラッシュ膨張流36bは、上記一部が精留された蒸気流を冷却し一部を凝縮させる際に更に蒸発し、処理装置集合体117内の精留区画117b中の熱及び物質移動手段を−83°F[−64℃]で出る。次いで、加熱されたフラッシュ膨張流36cは、圧送された液体流154aと混合されて混合フィード流155を形成し、これが−82°F[−64℃]で塔頂フィードポイントにて分留塔17に入る。

0065

更に精留された蒸気流は、−104°F[−76℃]で処理装置集合体117内の精留区画117b中の熱及び物質移動手段を出る。処理装置集合体117内の冷却区画117a中の熱交換手段はアイドリングされていることから、蒸気は処理装置集合体117から低温の残留ガス流153として単に放出され、図2のプロセス中の流れ39について上述したように、加熱及び圧縮される。

0066

図6に示すプロセスの流れの流速及びエネルギー消費量の概要を以下の表に記載する。

0067

表IIとVIとを比較することにより、図6のプロセスでは、従来技術と比較して、プロパン回収率が89.20%から96.50%に、ブタン+回収率が98.81%から100.00%に向上することがわかる。表IIとVIとを比較することにより、これらの製品収率の増加が追加の電力を使用せずに達成されたことが更にわかる。これらの回収率の向上の経済的効果は顕著である。液体炭化水素の相当するガス状炭化水素と比較した平均の増分値である$0.58/ガロン[129ユーロ/m3]を用いると、上記回収率の向上は、プラント操業会社にとって4,720,000米ドル[3,930,000ユーロ]を超える追加の年間収益に相当する。表IVとVIとを比較することにより、残留ガス製品に対してC2成分をリジェクトする場合、図6のプロセスの性能は、同時係属出願第15/332,723号と本質的に同一であることがわかる。

0068

その他の実施形態
図5に示す本発明の実施形態において、熱交換器25及び吐出冷却器26は、還流圧縮機22で発生した圧縮熱を除去するために使用される。一部の用途においては、図7に示すように、圧縮機吐出流151aを処理装置集合体117内の冷却区画117a中の熱交換手段に直接供給することにより、この資本費用を排除することが有利な場合がある。所与の用途に対していずれの実施形態が最適であるかの選択は、一般にプラントの規模熱交換機器コストなどの因子に依存することとなる。

0069

状況によっては、機器単位体の数及び必要な敷地面積を更に削減するために、上記処理装置集合体内液体ポンプを設置することが有利である場合がある。かかる実施形態を図8、9、14、及び15に示すが、ポンプ124は、図に示すように処理装置集合体117内に設置され、分離器区画117dからの蒸留液流導管154を介して送り、流れ36cと混合し、塔頂フィードとして塔17に供給される混合フィード流155を形成する。潜液式ポンプまたはキャンドモーターポンプを使用する場合、当該ポンプ及びその駆動機の両方を上記処理装置集合体内に設置してもよく、または、ポンプ本体のみを上記処理装置集合体内に設置してもよい(例えば、ポンプに磁気結合駆動を使用)。どちらの選択肢の場合でも、環境破壊を起こす可能性のある炭化水素の大気放出の可能性はなおも更に低減される。

0070

状況によっては、分留塔17の塔頂フィードポイントよりも高い位置に上記処理装置集合体を配置することが有利となる場合がある。かかる場合には、蒸留液流154が重力頭によって流れて、流れ36cと混ざり合うようにすることが可能であり、その結果、図10、11、16、及び17に示すように、得られる混合フィード流155がその後分留塔17の塔頂フィードポイントへと流れ、図5〜9及び図12〜15の実施形態に示すポンプ24/124が必要でなくなる。

0071

状況によっては、冷却区画117aを処理装置集合体117から除去し、図12〜17に示す熱交換器27などの、フィードの冷却のための、上記処理装置集合体の外部の熱交換手段を使用することが有利である場合がある。かかる配置により、処理装置集合体117をより小さくすることができ、これにより、場合によっては全体のプラントコストを削減し、及び/または製造スケジュールを短縮することができる。全ての場合において、交換器27は、多数の個々の熱交換器もしく単一のマルチパス熱交換器、またはそれらの任意の組み合わせを表すことに留意されたい。かかる熱交換器のそれぞれは、フィンアンドチューブ型熱交換器、プレート型熱交換器、ろう付けアルミニウム型熱交換器、またはマルチパス及び/もしくはマルチサービス熱交換器を含む他の型の熱伝達装置で構成されていてもよい。

0072

本発明は、当該プロセスを運転するのに要するユーティリティ消費量当たりの、C2成分、C3成分、及びより重質な炭化水素成分の回収率の向上を提供する。プロセスの運転に要するユーティリティ消費量の改善は、圧縮または再圧縮に必要な電力の低減、外部冷却に必要な電力の低減、補助加熱に必要なエネルギーの低減、またはそれらの組み合わせの形で顕在化することができる。

実施例

0073

本発明の好ましい実施形態であると考えられるものを説明してきたが、当業者であれば、添付の特許請求の範囲によって規定される本発明の趣旨から逸脱することなく、例えば、本発明を様々な条件、フィードの種類、または他の要件に適合させるように、上記実施形態に対して他の及び更なる改変を行うことができることを認識しよう。

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