JPH0338519B2 - - Google Patents
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- JPH0338519B2 JPH0338519B2 JP56119120A JP11912081A JPH0338519B2 JP H0338519 B2 JPH0338519 B2 JP H0338519B2 JP 56119120 A JP56119120 A JP 56119120A JP 11912081 A JP11912081 A JP 11912081A JP H0338519 B2 JPH0338519 B2 JP H0338519B2
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- Japan
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- gas
- liquid
- ethane
- stripper
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Description
この発明は天然ガス中のLPGを深冷分離法に
よつて回収する場合に、冷熱回収方法を改良して
工程所要電力を著減する天然ガス中のLPG回収
方法に関する。 従来、天然ガスや石油随伴ガスなどに含有され
ているLPGの回収方法において、ターボエクス
パンダーが使用され冷熱源の発生と動力回収をは
かつている。また、蒸留塔１基を脱エタン塔とし
て使用し、深冷天然ガス中の分離液をこれに送入
し、外熱により加熱したリボイラーにより液中の
エタン以上の軽質ガスを駆出し、プロパン以上の
重質分（C3，C4，C5……）よりなる塔底液を
LPG製品を得るための精製工程へ送り出すと共
に塔頂から流出するエタン以上の冷熱軽質ガス
（N2，CO2，C1，C2）はターボエクスパンダー経
由後の極低温未凝縮ガスと共に原料天然ガスとの
熱交換によつて冷熱を回収したのち系外に放出し
ている。 この様な従来方法を第１図、第２図に例示し
た。条件の変動により熱交換の細部は若干の相違
があるが、冷熱回収方法は本質的に変りがない。 したがつて、第１図によつて従来方法を詳しく
説明する。 前処理工程を経て深冷分離工程に送入される原
料天然ガスの条件は下記の通り 圧力 50〜70Kg／cm2Ｇ 温度20〜60℃ ガス組成（モル％）メタン80〜90.，エタン５
〜10.， プロパン以上の重質分 ３〜10.，N2＋CO20.5
〜３ 原料天然ガスは脱エタン塔２の中間段リボイラ
ー１０の熱源として利用したのち、第１コンデン
サー１１で第２コンデンサー１３から流入する低
温ガスと熱交換し、チラー１２の外部冷凍により
更に冷却され、第２コンデンサー１３における熱
交換を経てプレートフイン熱交換器８に入る。
こゝでは、後述する第１気液分離槽３の凝縮液を
断熱膨張させて極低温となつた気液混相流及び第
２気液分離槽４から得られる極低温の未凝縮ガス
と熱交換させる。後者の未凝縮ガスはのちに脱エ
タン塔２の低温塔頂ガスと混合して第２コンデン
サー１３、第１コンデンサー１１の冷熱源とな
る。 プレートフイン熱交換器８で冷却された原料ガ
スは第１気液分離槽３で気液に分離し、凝縮液は
減圧弁７により断熱膨張させ、低温の気液混相流
となつて前記プレートフイン熱交換器８を経由し
て脱エタン塔２へ第２原料として送入する。一
方、気液分離槽３の未凝縮ガスはターボエクスパ
ンダー１５へ供給して脱エタン塔２の運転圧力附
近までほゞ等エントロピー膨張させ、極低温の気
液混相流となつて第２気液分離槽４に流入し気液
に分離する。第２気液分離槽４の凝縮液は脱エタ
ン塔２へ第１原料として供給すると共に極低温未
凝縮ガスはプレートフイン熱交換器８の冷媒源と
なる。 脱エタン塔２において、第１原料、第２原料と
して供給された液体溜分からエタン以上の軽質ガ
スを駆出してプロパン以上の重質分を塔底液とし
て得るため、塔底のリボイラー９に必要な熱を低
圧スチームによつて加える。塔頂から流出するエ
タン以上の軽質ガスは前記プレートフイン熱交換
器８を通過したのちの第２気液分離槽４の未凝縮
ガスと混合し、原料ガスと熱交換させ、最終の第
１コンデンサー１１を出る時にはほゞ常温まで昇
温する。このガスはターボエクスパンダー５の回
収動力によつて駆動する圧縮機６により加圧して
系外に放出し、燃料、化学工業原料その他に使用
される。 以上述べたように、従来方法においても工程内
で発生する冷熱を有効に回収して原料ガスの冷却
をはかつているのであるが、第１気液分離槽３内
の原料ガスを必要な温度レベルまで冷却するため
の冷熱量が工程内の自己冷熱源だけでは不足する
ので、低温レベルのチラー１２による外部冷媒に
よつて不足分を補つている。 このような外部冷媒を必要とする理由は下記の
技術条件に起因するものである。 (1) 脱エタン塔２のリボイラーの熱源として低圧
スチームを使用しているので、深冷分離工程に
系外から熱が入ることになる。この入熱は脱エ
タン塔々頂ガスと塔底液とに分与される。塔底
液は直ちに系外へ送り出されるので問題はない
が、塔頂ガスはその入熱分に相当する冷熱レベ
ルの低下を来したまゝ冷熱回収されたのち系外
に放出されるので、この冷熱レベル低下分を外
部冷媒によつて補充する結果となつている。 (2) 第２気液分離槽４の未凝縮ガスは原料ガスと
熱交換したのち系外へ放出されるので、このガ
ス中のプロパン以上の重質分は損失することに
なる。この損失を抑制するためには、第２気液
分離槽４内温度を下げる必要がある。したがつ
て、ターボエクスパンダー５に供給する第１気
液分離槽３内温度も低く保たなければならない
のであるが、系内自己冷熱だけではその低温を
維持できない。 第５図のグラフに示した冷媒温度と所要電力と
の関係から明らかなように、外部冷媒の温度が低
くなるにしたがつて所要電力が多くなつている。
従来方法で使用している外部冷媒の所要電力は後
記するように極めて大きい。 発明者等はこのような外部冷媒使用を極力排除
した冷熱回収方法を確立し深冷分離工程の綜合所
要電力を著減させることを目的として鋭意研究し
た結果本願発明を完成することができた。 すなわち、本願発明の要旨とするところは、天
然ガス中のLPGを深冷分離法によつて回収する
方法であつて、原料である天然ガスをストリツパ
ーから得られる後記深冷軽質ガスとの熱交換によ
り冷却、凝縮させて気液に分離し、凝縮液は断熱
膨脹させてストリツパーに送入すると共に未凝縮
ガスはターボエクスバンダーに供給してほぼ等エ
ントロピー膨脹させることにより深冷してストリ
ツパーに送入し、次いでストリツパーにおいて、
塔底液は、天然ガスと熱交換するリボイラーによ
り加熱され液中のメタン及び一部エタンを駆出し
メタン／エタン比で0.4モル％超10モル％以下と
されたのち塔本体と分縮器で構成され分縮器で分
縮されたエタンを主とする液が脱エタン塔本体に
還流される分縮型蒸溜塔よりなる脱エタン塔に圧
入すると共にストリツパーの塔頂から流出するメ
タンを主成分とする深冷軽質ガスは天然ガスとの
熱交換により冷熱を回収したのち系外に放出し、
次いで脱エタン塔において、外熱を加えたリボイ
ラーにより塔底液中のエタンを駆出してプロパン
以上の重質LPG液を得ると共に塔頂即ち分縮器
より流出する温度５〜10℃で分縮された液以外の
エタンガスを系外に放出することよりなる天然ガ
ス中のLPG回収方法である。 本願発明の実施例を第３図、第４図に示した。
第３図を用いて本願発明を更に詳しく説明する。
前処理工程を経て深冷工程に送入する原料ガスの
圧力、温度、組成は従来方法の説明に用いたもの
と同一とする。 原料ガスはガス−ガス熱交換器１４を経てスト
リツパー１のリボイラー９の熱源として利用した
のち、第１コンデンサー１１で冷却されてストリ
ツパー中間段リボイラー１０に入つて熱交換し、
第２コンデンサー１３で更に冷却、凝縮される。
上記ガス−ガス熱交換器１４、第１コンデンサー
１１、第２コンデンサー１３の冷熱源には後に述
べるストリツパー１の塔頂ガスを使用し冷熱を回
収したのちターボエクスパンダー５の回収動力に
より駆動する圧縮機６によつて昇圧し系外に放出
する。 第２コンデンサー１３において冷却、凝縮され
た原料ガスは第１気液分離槽３に入り（圧力50〜
70Kg／cm2G.，温度−30〜−40℃）気液に分離す
る。分離した液は減圧弁７によりストリツパー１
の運転圧力附近まで断熱膨張させてストリツパー
１に第２原料として送入し、一方の未凝縮ガスは
ターボエクスパンダー５に供給し、ストリツパー
１の運転圧力附近までほゞ等エントロピー膨張さ
せることにより−70〜−110℃の極低温に冷却さ
れ、気液混相流となつてストリツパー１の最上段
へ第１原料として送入する。 ストリツパー１は15〜25Kg／cm2Ｇの圧力で運転
され、塔頂から主としてメタン以上の軽質ガスよ
りなる−70〜−110℃の高レベルの冷熱源が得ら
れ、塔底からエタン以上の重質分よりなる液（−
10〜10℃）が得られる。リボイラー９、中間段リ
ボイラー１０の熱負荷は、塔底液中のメタン成分
の混入量を抑制するように、原料ガスとの熱交換
によつて加えられる。 従来方法では、蒸溜塔１基を脱エタン塔として
エタン以下（エタン及びエタンより軽質）のすべ
ての軽質ガスの分離に使用したのであるが、本願
発明ではメタン以下（メタン及びメタンより軽質
の軽質ガスの塔底液中の濃度をメタン／エタン比
で0.4モル％超10モル％以下の範囲内とするよう
に蒸発除去するストリツパー１として使用する。
したがつて、リボイラー９で必要とする熱負荷は
小さく温度レベルも低いので、原料ガスを熱源と
して利用することが可能となり低圧スチームを使
用する必要がない。ストリツパー１のメタンを主
成分とする塔頂ガスも極低温に保つことができ、
送入原料ガスの冷却を系内自己冷熱だけで達成で
きるようになつた。したがつて、従来方法で使用
された−20℃〜−40℃の外部冷媒が不必要になり
その所要電力も零になつた。 上記した深冷部におけるストリツパー１の塔底
液はポンプ１９により圧力25〜30Kg／cm2Ｇに昇圧
して、分離工程の塔本体と分縮器１７から構成さ
れて分縮器で分縮されたエタンを主とする液が脱
エタン塔本体に還流される分縮型蒸溜塔よりなる
脱エタン塔２に送入する。ストリツパー塔底液中
のエタンに対するメタンを0.4モル％超10モル％
以下に制御することによつて、設計から脱エタン
塔々頂温度即ち分縮器分縮温度は５〜10℃となる
ので分縮器１７には高温レベル（０〜５℃）の外
部冷媒を使用することができる。メタン／エタン
比を0.4モル％以下とする条件では、ストリツパ
ー下部、底部への加熱量の増大による同塔底部温
度の上昇をきたし、ストリツパー塔底液中に製品
として回収すべきプロパン成分を蒸発せしめスト
リツパー塔頂ガス中に混入させる結果となり、本
願の目的を損なうこととなる。またストリツパー
の塔底温度の上昇はストリツパーのリボイラーの
熱源として原料ガス以外の高温度の熱源を新たに
必要とする結果となり望ましくない。還流槽１５
から凝縮しないエタン以上の軽質ガスが放出さ
れ、既述した圧縮機６により昇圧された放出ガス
と混合して系外に放出し、燃料、化学工業原料そ
の他に使用される。還流槽１５内の液は還流ポン
プ１８により昇圧し還流液として脱エタン塔２へ
還流する。脱エタン塔々底液はエタン混入量をプ
ロパンの２モル％以下になように脱エタン塔リボ
イラー１６に外熱が加えられ、プロパン以上の重
質LPGよりなる液は精製工程へ送り出される。 このように、分離工程において従来方法には無
かつた分縮型蒸溜塔を脱エタン塔２として設置し
た。したがつて、低温冷媒（−20〜−40℃）は使
用しないが新に脱エタン塔２に高温（０〜５℃）
の外部冷媒を必要とするようになつた。しかし、
この外部冷媒の温度レベルは高く負荷も小さいの
で従来方法と比較して外部冷媒用の所要電力は著
しく減少した。尚、本願発明における脱エタン塔
リボイラー１６の熱負荷は従来方法の熱負荷と同
等もしくはそれ以下である。 本願発明によるエネルギー節約量を電力に換算
すれば下式の如くである。 （従来方法の低温レベル冷媒電力換算量） −（本願発明方法の脱エタン塔分縮器の冷媒電力
換算量） −（本願発明方法のポンプ動力用電力） 本願発明の効果を一層明確にするため、下記条
件によつて、従来方法と本願発明方法による天然
ガス中のLPGの回収を行つた結果を表１及び２
に示す。 (1) 原料天然ガス 組成（モル％）C187.3.，C27.0.，C32.3.，
nC41.1.，nC51.0.，N20.3.，
CO21.0 圧力 69.5Kg／cm2Ｇ 温度 40℃ 流量 217000Nm3／Ｈ (2) 脱エタン塔々底液条件 プロパンに対するエタン（モル％）max.2.0 プロパン回収率（％）min.94 (3) 外部冷媒 プロパン 尚、エネルギーの電力換算量は妥当性を確認さ
れた第５図のグラフを使用した。
よつて回収する場合に、冷熱回収方法を改良して
工程所要電力を著減する天然ガス中のLPG回収
方法に関する。 従来、天然ガスや石油随伴ガスなどに含有され
ているLPGの回収方法において、ターボエクス
パンダーが使用され冷熱源の発生と動力回収をは
かつている。また、蒸留塔１基を脱エタン塔とし
て使用し、深冷天然ガス中の分離液をこれに送入
し、外熱により加熱したリボイラーにより液中の
エタン以上の軽質ガスを駆出し、プロパン以上の
重質分（C3，C4，C5……）よりなる塔底液を
LPG製品を得るための精製工程へ送り出すと共
に塔頂から流出するエタン以上の冷熱軽質ガス
（N2，CO2，C1，C2）はターボエクスパンダー経
由後の極低温未凝縮ガスと共に原料天然ガスとの
熱交換によつて冷熱を回収したのち系外に放出し
ている。 この様な従来方法を第１図、第２図に例示し
た。条件の変動により熱交換の細部は若干の相違
があるが、冷熱回収方法は本質的に変りがない。 したがつて、第１図によつて従来方法を詳しく
説明する。 前処理工程を経て深冷分離工程に送入される原
料天然ガスの条件は下記の通り 圧力 50〜70Kg／cm2Ｇ 温度20〜60℃ ガス組成（モル％）メタン80〜90.，エタン５
〜10.， プロパン以上の重質分 ３〜10.，N2＋CO20.5
〜３ 原料天然ガスは脱エタン塔２の中間段リボイラ
ー１０の熱源として利用したのち、第１コンデン
サー１１で第２コンデンサー１３から流入する低
温ガスと熱交換し、チラー１２の外部冷凍により
更に冷却され、第２コンデンサー１３における熱
交換を経てプレートフイン熱交換器８に入る。
こゝでは、後述する第１気液分離槽３の凝縮液を
断熱膨張させて極低温となつた気液混相流及び第
２気液分離槽４から得られる極低温の未凝縮ガス
と熱交換させる。後者の未凝縮ガスはのちに脱エ
タン塔２の低温塔頂ガスと混合して第２コンデン
サー１３、第１コンデンサー１１の冷熱源とな
る。 プレートフイン熱交換器８で冷却された原料ガ
スは第１気液分離槽３で気液に分離し、凝縮液は
減圧弁７により断熱膨張させ、低温の気液混相流
となつて前記プレートフイン熱交換器８を経由し
て脱エタン塔２へ第２原料として送入する。一
方、気液分離槽３の未凝縮ガスはターボエクスパ
ンダー１５へ供給して脱エタン塔２の運転圧力附
近までほゞ等エントロピー膨張させ、極低温の気
液混相流となつて第２気液分離槽４に流入し気液
に分離する。第２気液分離槽４の凝縮液は脱エタ
ン塔２へ第１原料として供給すると共に極低温未
凝縮ガスはプレートフイン熱交換器８の冷媒源と
なる。 脱エタン塔２において、第１原料、第２原料と
して供給された液体溜分からエタン以上の軽質ガ
スを駆出してプロパン以上の重質分を塔底液とし
て得るため、塔底のリボイラー９に必要な熱を低
圧スチームによつて加える。塔頂から流出するエ
タン以上の軽質ガスは前記プレートフイン熱交換
器８を通過したのちの第２気液分離槽４の未凝縮
ガスと混合し、原料ガスと熱交換させ、最終の第
１コンデンサー１１を出る時にはほゞ常温まで昇
温する。このガスはターボエクスパンダー５の回
収動力によつて駆動する圧縮機６により加圧して
系外に放出し、燃料、化学工業原料その他に使用
される。 以上述べたように、従来方法においても工程内
で発生する冷熱を有効に回収して原料ガスの冷却
をはかつているのであるが、第１気液分離槽３内
の原料ガスを必要な温度レベルまで冷却するため
の冷熱量が工程内の自己冷熱源だけでは不足する
ので、低温レベルのチラー１２による外部冷媒に
よつて不足分を補つている。 このような外部冷媒を必要とする理由は下記の
技術条件に起因するものである。 (1) 脱エタン塔２のリボイラーの熱源として低圧
スチームを使用しているので、深冷分離工程に
系外から熱が入ることになる。この入熱は脱エ
タン塔々頂ガスと塔底液とに分与される。塔底
液は直ちに系外へ送り出されるので問題はない
が、塔頂ガスはその入熱分に相当する冷熱レベ
ルの低下を来したまゝ冷熱回収されたのち系外
に放出されるので、この冷熱レベル低下分を外
部冷媒によつて補充する結果となつている。 (2) 第２気液分離槽４の未凝縮ガスは原料ガスと
熱交換したのち系外へ放出されるので、このガ
ス中のプロパン以上の重質分は損失することに
なる。この損失を抑制するためには、第２気液
分離槽４内温度を下げる必要がある。したがつ
て、ターボエクスパンダー５に供給する第１気
液分離槽３内温度も低く保たなければならない
のであるが、系内自己冷熱だけではその低温を
維持できない。 第５図のグラフに示した冷媒温度と所要電力と
の関係から明らかなように、外部冷媒の温度が低
くなるにしたがつて所要電力が多くなつている。
従来方法で使用している外部冷媒の所要電力は後
記するように極めて大きい。 発明者等はこのような外部冷媒使用を極力排除
した冷熱回収方法を確立し深冷分離工程の綜合所
要電力を著減させることを目的として鋭意研究し
た結果本願発明を完成することができた。 すなわち、本願発明の要旨とするところは、天
然ガス中のLPGを深冷分離法によつて回収する
方法であつて、原料である天然ガスをストリツパ
ーから得られる後記深冷軽質ガスとの熱交換によ
り冷却、凝縮させて気液に分離し、凝縮液は断熱
膨脹させてストリツパーに送入すると共に未凝縮
ガスはターボエクスバンダーに供給してほぼ等エ
ントロピー膨脹させることにより深冷してストリ
ツパーに送入し、次いでストリツパーにおいて、
塔底液は、天然ガスと熱交換するリボイラーによ
り加熱され液中のメタン及び一部エタンを駆出し
メタン／エタン比で0.4モル％超10モル％以下と
されたのち塔本体と分縮器で構成され分縮器で分
縮されたエタンを主とする液が脱エタン塔本体に
還流される分縮型蒸溜塔よりなる脱エタン塔に圧
入すると共にストリツパーの塔頂から流出するメ
タンを主成分とする深冷軽質ガスは天然ガスとの
熱交換により冷熱を回収したのち系外に放出し、
次いで脱エタン塔において、外熱を加えたリボイ
ラーにより塔底液中のエタンを駆出してプロパン
以上の重質LPG液を得ると共に塔頂即ち分縮器
より流出する温度５〜10℃で分縮された液以外の
エタンガスを系外に放出することよりなる天然ガ
ス中のLPG回収方法である。 本願発明の実施例を第３図、第４図に示した。
第３図を用いて本願発明を更に詳しく説明する。
前処理工程を経て深冷工程に送入する原料ガスの
圧力、温度、組成は従来方法の説明に用いたもの
と同一とする。 原料ガスはガス−ガス熱交換器１４を経てスト
リツパー１のリボイラー９の熱源として利用した
のち、第１コンデンサー１１で冷却されてストリ
ツパー中間段リボイラー１０に入つて熱交換し、
第２コンデンサー１３で更に冷却、凝縮される。
上記ガス−ガス熱交換器１４、第１コンデンサー
１１、第２コンデンサー１３の冷熱源には後に述
べるストリツパー１の塔頂ガスを使用し冷熱を回
収したのちターボエクスパンダー５の回収動力に
より駆動する圧縮機６によつて昇圧し系外に放出
する。 第２コンデンサー１３において冷却、凝縮され
た原料ガスは第１気液分離槽３に入り（圧力50〜
70Kg／cm2G.，温度−30〜−40℃）気液に分離す
る。分離した液は減圧弁７によりストリツパー１
の運転圧力附近まで断熱膨張させてストリツパー
１に第２原料として送入し、一方の未凝縮ガスは
ターボエクスパンダー５に供給し、ストリツパー
１の運転圧力附近までほゞ等エントロピー膨張さ
せることにより−70〜−110℃の極低温に冷却さ
れ、気液混相流となつてストリツパー１の最上段
へ第１原料として送入する。 ストリツパー１は15〜25Kg／cm2Ｇの圧力で運転
され、塔頂から主としてメタン以上の軽質ガスよ
りなる−70〜−110℃の高レベルの冷熱源が得ら
れ、塔底からエタン以上の重質分よりなる液（−
10〜10℃）が得られる。リボイラー９、中間段リ
ボイラー１０の熱負荷は、塔底液中のメタン成分
の混入量を抑制するように、原料ガスとの熱交換
によつて加えられる。 従来方法では、蒸溜塔１基を脱エタン塔として
エタン以下（エタン及びエタンより軽質）のすべ
ての軽質ガスの分離に使用したのであるが、本願
発明ではメタン以下（メタン及びメタンより軽質
の軽質ガスの塔底液中の濃度をメタン／エタン比
で0.4モル％超10モル％以下の範囲内とするよう
に蒸発除去するストリツパー１として使用する。
したがつて、リボイラー９で必要とする熱負荷は
小さく温度レベルも低いので、原料ガスを熱源と
して利用することが可能となり低圧スチームを使
用する必要がない。ストリツパー１のメタンを主
成分とする塔頂ガスも極低温に保つことができ、
送入原料ガスの冷却を系内自己冷熱だけで達成で
きるようになつた。したがつて、従来方法で使用
された−20℃〜−40℃の外部冷媒が不必要になり
その所要電力も零になつた。 上記した深冷部におけるストリツパー１の塔底
液はポンプ１９により圧力25〜30Kg／cm2Ｇに昇圧
して、分離工程の塔本体と分縮器１７から構成さ
れて分縮器で分縮されたエタンを主とする液が脱
エタン塔本体に還流される分縮型蒸溜塔よりなる
脱エタン塔２に送入する。ストリツパー塔底液中
のエタンに対するメタンを0.4モル％超10モル％
以下に制御することによつて、設計から脱エタン
塔々頂温度即ち分縮器分縮温度は５〜10℃となる
ので分縮器１７には高温レベル（０〜５℃）の外
部冷媒を使用することができる。メタン／エタン
比を0.4モル％以下とする条件では、ストリツパ
ー下部、底部への加熱量の増大による同塔底部温
度の上昇をきたし、ストリツパー塔底液中に製品
として回収すべきプロパン成分を蒸発せしめスト
リツパー塔頂ガス中に混入させる結果となり、本
願の目的を損なうこととなる。またストリツパー
の塔底温度の上昇はストリツパーのリボイラーの
熱源として原料ガス以外の高温度の熱源を新たに
必要とする結果となり望ましくない。還流槽１５
から凝縮しないエタン以上の軽質ガスが放出さ
れ、既述した圧縮機６により昇圧された放出ガス
と混合して系外に放出し、燃料、化学工業原料そ
の他に使用される。還流槽１５内の液は還流ポン
プ１８により昇圧し還流液として脱エタン塔２へ
還流する。脱エタン塔々底液はエタン混入量をプ
ロパンの２モル％以下になように脱エタン塔リボ
イラー１６に外熱が加えられ、プロパン以上の重
質LPGよりなる液は精製工程へ送り出される。 このように、分離工程において従来方法には無
かつた分縮型蒸溜塔を脱エタン塔２として設置し
た。したがつて、低温冷媒（−20〜−40℃）は使
用しないが新に脱エタン塔２に高温（０〜５℃）
の外部冷媒を必要とするようになつた。しかし、
この外部冷媒の温度レベルは高く負荷も小さいの
で従来方法と比較して外部冷媒用の所要電力は著
しく減少した。尚、本願発明における脱エタン塔
リボイラー１６の熱負荷は従来方法の熱負荷と同
等もしくはそれ以下である。 本願発明によるエネルギー節約量を電力に換算
すれば下式の如くである。 （従来方法の低温レベル冷媒電力換算量） −（本願発明方法の脱エタン塔分縮器の冷媒電力
換算量） −（本願発明方法のポンプ動力用電力） 本願発明の効果を一層明確にするため、下記条
件によつて、従来方法と本願発明方法による天然
ガス中のLPGの回収を行つた結果を表１及び２
に示す。 (1) 原料天然ガス 組成（モル％）C187.3.，C27.0.，C32.3.，
nC41.1.，nC51.0.，N20.3.，
CO21.0 圧力 69.5Kg／cm2Ｇ 温度 40℃ 流量 217000Nm3／Ｈ (2) 脱エタン塔々底液条件 プロパンに対するエタン（モル％）max.2.0 プロパン回収率（％）min.94 (3) 外部冷媒 プロパン 尚、エネルギーの電力換算量は妥当性を確認さ
れた第５図のグラフを使用した。
【表】
表１に示したように、本願発明方法によるエネ
ルギー節約量は極めて大きい。
ルギー節約量は極めて大きい。
【表】
【表】
表２では、ストリツパー塔底液中のメタン／エ
タン比を1.0モル％（本発明方法）と0.4モル％
（従来法で用いられている範囲を本発明のフロー
に適用）とする場合の性能比較を示したものであ
る。また第６図は、ストリツパー塔底液中のメタ
ン／エタン比とプロパン回収率の関係を示したも
のである。表１に示される。本願発明方法例のメ
タン／エタン比で4.3モル％の場合のプロパン回
収率は94.5％であり、表２のプロパンロス量は
94.5％回収率からの回収率低下分、すなわち本発
明方法では1.1％、従来法範囲では3.5％に対応す
る年間損失量を示す。 表２から、ストリツパー塔底液中のメタン／エ
タン比は、0.4モル％以下の如く著しく小なる領
域では総エネルギー節約量においで若干の増加を
示すものの、プロパン製品ロス量が著しく増大す
るため、総合経済性を著しく悪化させる結果とな
り、好ましくない。 表１、表２の各ケースの総合経済性は、各ケー
スに要する設備費と運転費及び製品販売類ロス分
で比較される。表１の従来法では、ストリツパ
ー、その塔底ポンプ、脱エタン塔分縮器、還流
槽、還流ポンプを要しないが、冷媒設備を必要と
する。本冷媒設備は圧縮機、吐出凝縮器、冷媒
槽、吸入気液分離槽を要し、本願発明で新たに必
要となる上記下線した各設備の設備費を大巾に上
廻るものである。また、本願発明の各ケースの設
備費は同等と言える。 一方運転費と製品販売額ロス分の各ケースの差
は、電力単価、プロパン製品単価をそれぞれ例え
ば15円／KWH，30000円／トンとすれば、表３
に示すとおりである。
タン比を1.0モル％（本発明方法）と0.4モル％
（従来法で用いられている範囲を本発明のフロー
に適用）とする場合の性能比較を示したものであ
る。また第６図は、ストリツパー塔底液中のメタ
ン／エタン比とプロパン回収率の関係を示したも
のである。表１に示される。本願発明方法例のメ
タン／エタン比で4.3モル％の場合のプロパン回
収率は94.5％であり、表２のプロパンロス量は
94.5％回収率からの回収率低下分、すなわち本発
明方法では1.1％、従来法範囲では3.5％に対応す
る年間損失量を示す。 表２から、ストリツパー塔底液中のメタン／エ
タン比は、0.4モル％以下の如く著しく小なる領
域では総エネルギー節約量においで若干の増加を
示すものの、プロパン製品ロス量が著しく増大す
るため、総合経済性を著しく悪化させる結果とな
り、好ましくない。 表１、表２の各ケースの総合経済性は、各ケー
スに要する設備費と運転費及び製品販売類ロス分
で比較される。表１の従来法では、ストリツパ
ー、その塔底ポンプ、脱エタン塔分縮器、還流
槽、還流ポンプを要しないが、冷媒設備を必要と
する。本冷媒設備は圧縮機、吐出凝縮器、冷媒
槽、吸入気液分離槽を要し、本願発明で新たに必
要となる上記下線した各設備の設備費を大巾に上
廻るものである。また、本願発明の各ケースの設
備費は同等と言える。 一方運転費と製品販売額ロス分の各ケースの差
は、電力単価、プロパン製品単価をそれぞれ例え
ば15円／KWH，30000円／トンとすれば、表３
に示すとおりである。
【表】
本願発明は上述のごとく設備費、運転費及び製
品販売額ロス分の総合経済性で従来法より格段に
優れている事が示される。更に、製品販売額ロス
分はこの経済性に大きく寄与しており表３の最下
欄の従来法範囲も好ましくない領域であることが
明白である。第６図はストリツパー塔底液中のメ
タン／エタン比としては、0.4モル％超より望ま
しくは0.5モル％超である事を示している。 なお、表１の従来法の脱エタン塔の所要理論段
数は20段以上であり、本願発明のストリツパーの
所要理論段数はそれよりはるかに少い10段以下で
ある。 一方第４図の例は、原料ガスの送入経路を第３
図に於る１本の直列流から２本に分流させること
により熱交換器１３，１４を省略したものでスト
リツパー１所要の熱及び冷熱が自己完結的に与え
られることは同じである。なお本発明は、液相の
みからなる天然ガスほど多くの冷熱を保有しない
原料ガスに好適に適用される。 −節約量は極めて大きい。
品販売額ロス分の総合経済性で従来法より格段に
優れている事が示される。更に、製品販売額ロス
分はこの経済性に大きく寄与しており表３の最下
欄の従来法範囲も好ましくない領域であることが
明白である。第６図はストリツパー塔底液中のメ
タン／エタン比としては、0.4モル％超より望ま
しくは0.5モル％超である事を示している。 なお、表１の従来法の脱エタン塔の所要理論段
数は20段以上であり、本願発明のストリツパーの
所要理論段数はそれよりはるかに少い10段以下で
ある。 一方第４図の例は、原料ガスの送入経路を第３
図に於る１本の直列流から２本に分流させること
により熱交換器１３，１４を省略したものでスト
リツパー１所要の熱及び冷熱が自己完結的に与え
られることは同じである。なお本発明は、液相の
みからなる天然ガスほど多くの冷熱を保有しない
原料ガスに好適に適用される。 −節約量は極めて大きい。
第１図、第２図は従来方法の実施例の系統図、
第３図、第４図は本願発明方法の実施例の系統
図、第５図は冷媒温度と所要電力量との関係を示
すグラフ、第６図はストリツパー塔底液中のメタ
ン／エタン比とプロパン回収率の関係を示すグラ
フである。 １……ストリツパー、２……脱エタン塔、３…
…第１気液分離槽、４……第２気液分離槽、５…
…ターボエクスパンダー、６……圧縮機、７……
減圧弁、８……プレートフイン熱交換器、９……
リボイラー、１０……中間段リボイラー、１１…
…第１コンデンサー、１２……チラー、１３……
第２コンデンサー、１４……ガス−ガス熱交換
器、１５……還流槽、１６……脱エタン塔リボイ
ラー、１７……分縮器、１８……還流ポンプ、１
９……ポンプ。
第３図、第４図は本願発明方法の実施例の系統
図、第５図は冷媒温度と所要電力量との関係を示
すグラフ、第６図はストリツパー塔底液中のメタ
ン／エタン比とプロパン回収率の関係を示すグラ
フである。 １……ストリツパー、２……脱エタン塔、３…
…第１気液分離槽、４……第２気液分離槽、５…
…ターボエクスパンダー、６……圧縮機、７……
減圧弁、８……プレートフイン熱交換器、９……
リボイラー、１０……中間段リボイラー、１１…
…第１コンデンサー、１２……チラー、１３……
第２コンデンサー、１４……ガス−ガス熱交換
器、１５……還流槽、１６……脱エタン塔リボイ
ラー、１７……分縮器、１８……還流ポンプ、１
９……ポンプ。
Claims (1)
- １ 天然ガス中のLPGを深冷分離法によつて回
収する方法であつて、原料である天然ガスをスト
リツパーから得られる後記深冷軽質ガスとの熱交
換により冷却、凝縮させて気液に分離し、凝縮液
は断熱膨脹させてストリツパーに送入すると共に
未凝縮ガスはターボエクスバンダーに供給してほ
ぼ等エントロピー膨脹させることにより深冷して
ストリツパーに送入し、次いでストリツパーにお
いて、塔底液は、天然ガスと熱交換するリボイラ
ーにより加熱され液中のメタン及び一部エタンを
駆出しメタン／エタン比で0.4モル％超10モル％
以下とされたのち塔本体と分離器で構成され分縮
器で分縮されたエタンを主とする液が脱エタン塔
本体に還流される分縮型蒸溜塔よりなる脱エタン
塔に圧入すると共にストリツパーの塔頂から流出
するメタンを主成分とする深冷軽質ガスは天然ガ
スとの熱交換により冷熱を回収したのち系外に放
出し、次いで脱エタン塔において、外熱を加えた
リボイラーにより塔底液中のエタンを駆出してプ
ロパン以上の重質LPG液を得ると共に塔頂即ち
分縮器より流出する温度５〜10℃で分縮された液
以外のエタンガスを系外に放出することよりなる
天然ガス中のLPG回収方法。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP11912081A JPS5822872A (ja) | 1981-07-31 | 1981-07-31 | 天燃ガス中のｌｐｇ回収方法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP11912081A JPS5822872A (ja) | 1981-07-31 | 1981-07-31 | 天燃ガス中のｌｐｇ回収方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS5822872A JPS5822872A (ja) | 1983-02-10 |
| JPH0338519B2 true JPH0338519B2 (ja) | 1991-06-10 |
Family
ID=14753422
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP11912081A Granted JPS5822872A (ja) | 1981-07-31 | 1981-07-31 | 天燃ガス中のｌｐｇ回収方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS5822872A (ja) |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2000512724A (ja) * | 1996-03-26 | 2000-09-26 | フイリツプス ピトローリアム カンパニー | 凝縮及びストリッピングによるメタンを主とした供給物からの芳香族及び（又は）重質物の除去 |
| JP2012141128A (ja) * | 2005-07-12 | 2012-07-26 | Conocophillips Co | 液体復元及び生成の汎用性を拡張する統合ｎｇｌを有するｌｎｇ設備 |
Families Citing this family (9)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPH02204984A (ja) * | 1989-02-03 | 1990-08-14 | Hitachi Ltd | コネクタ接続方式 |
| DZ2535A1 (fr) * | 1997-06-20 | 2003-01-08 | Exxon Production Research Co | Procédé perfectionné pour la liquéfaction de gaz naturel. |
| US6712880B2 (en) * | 2001-03-01 | 2004-03-30 | Abb Lummus Global, Inc. | Cryogenic process utilizing high pressure absorber column |
| US7155931B2 (en) * | 2003-09-30 | 2007-01-02 | Ortloff Engineers, Ltd. | Liquefied natural gas processing |
| JP4599362B2 (ja) * | 2003-10-30 | 2010-12-15 | フルオー・テクノロジーズ・コーポレイシヨン | 自在ｎｇｌプロセスおよび方法 |
| US8505312B2 (en) * | 2003-11-03 | 2013-08-13 | Fluor Technologies Corporation | Liquid natural gas fractionation and regasification plant |
| US7159417B2 (en) * | 2004-03-18 | 2007-01-09 | Abb Lummus Global, Inc. | Hydrocarbon recovery process utilizing enhanced reflux streams |
| CN101027526B (zh) * | 2004-09-22 | 2010-12-08 | 弗劳尔科技公司 | 同时产生lpg和动力的设备配置及方法 |
| WO2006089948A1 (en) * | 2005-02-24 | 2006-08-31 | Twister B.V. | Method and system for cooling a natural gas stream and separating the cooled stream into various fractions |
Family Cites Families (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4070172A (en) * | 1976-11-29 | 1978-01-24 | Phillips Petroleum Company | Pressure responsive fractionation control |
| JPS546500A (en) * | 1977-06-16 | 1979-01-18 | Toyohiro Osada | Block case |
-
1981
- 1981-07-31 JP JP11912081A patent/JPS5822872A/ja active Granted
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2000512724A (ja) * | 1996-03-26 | 2000-09-26 | フイリツプス ピトローリアム カンパニー | 凝縮及びストリッピングによるメタンを主とした供給物からの芳香族及び（又は）重質物の除去 |
| JP2012141128A (ja) * | 2005-07-12 | 2012-07-26 | Conocophillips Co | 液体復元及び生成の汎用性を拡張する統合ｎｇｌを有するｌｎｇ設備 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS5822872A (ja) | 1983-02-10 |
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