本発明は、水および炭化水素を天然ガス流から除去するための方法に関する。

「天然ガス」という用語は、多種多様な組成物の地下蓄積から生成されるガスに適用される。天然ガスの主成分はメタンである。メタンの他に、天然ガスは、一般に他の炭化水素、窒素、二酸化炭素、場合によっては少ない割合の硫化水素、および多くの場合水を含む。炭化水素成分には、エタン(C₂)、プロパン(C₃)、ブタン(C₄)、ペンタン(C₅)、ヘキサン(C₆)、ヘプタン(C₇)等が含まれる。5個以上の炭素原子を有する炭化水素は、一般にC₅₊と称される。メタン以外の天然ガス流の成分は、本明細書および特許請求の範囲において汚染物質と称される。本発明は、特に吸着と凝縮の組み合わせによる汚染物質の除去に関する。

より軽い成分であるC₁〜最大C₄は、大気温度および圧力でガス相中に存在する。より重い成分であるC₅₊は、上昇温度での表面下からの生成中はガス相中に存在し、ガス混合物が冷却されるときは液相中に存在する。そのようなより重い成分を含有する天然ガスは、液体炭化水素を含有しないか、またはわずかな割合のみで液体炭化水素を含有する乾性ガスとは異なる「湿性ガス」として知られている。

天然ガス流からの汚染物質、特に水および炭化水素の除去は、それらの輸送中に起こり得る問題を防止するために重要である。未処理の天然ガスがパイプラインシステムを通じて輸送される事象では、パイプラインシステム内で不可避である圧力損失が、水および/または炭化水素の凝縮の結果として、液体を形成させる。少量のこのような液体は、パイプラインおよび分配システムの閉塞等の問題を引き起こし得る。さらに、液体の水は腐食を加速させ得る。

任意のガスの潜在的な液体含有量を示すために有用なパラメータは、露点に関するものである。この露点は、一般にガスが、水蒸気に関して飽和状態になる(すなわち、液体との平衡を得る)ために(一定組成で)冷却されなければならない温度として定義される。天然ガス等の混合ガスの場合、露点の代わりにクリコンデンバール(蒸気−液体平衡が存在する最高圧力)またはクリコンデンサーム(蒸気−液体平衡が存在する最高温度)が使用される。

天然ガス流中の液体形成を防止するために、汚染物質、特に水、および該当する場合は炭化水素を除去して、天然ガス流のクリコンデンサームを低下させる必要がある。メタン以外の炭化水素の含有量が低い天然ガスの場合、または炭化水素液体形成が許容される場合は、水の除去のみが必要とされる。しかしながら一般に、水および炭化水素の双方の除去が必要であり、これらは特にある所望のクリコンデンサームを達成するために天然ガスから除去することがより困難である。

水および炭化水素を天然ガス流から除去するための既知の方法は、例えば、論文“Solving storage problems”by T.Schulz,J.Rajani,D.Brands,Hydrocarbon Engineering June 2001,pages 55−60に記載されている。この既知の方法では、天然ガス流が、水および炭化水素汚染物質を除去するために吸着剤床と接触させられる。流れ上でしばらくした後、吸着床は再生が必要であり、この時間もまた、異なる種の汚染物質の選好吸着に起因して、吸着剤床を出る精製ガス流の所望の品質に依存する。

固体吸着剤を通るガス混合物からの構成成分の吸着は、発熱プロセスであり、熱スイング吸着(TSA)として知られる。このプロセスは、一般に吸着剤および吸着質相に熱を加えることによって逆戻りされる。加えられる熱が十分である場合、吸着された構成成分は、吸着剤内表面および孔を出る。再生を完了するために、吸着剤を再度その初期温度に冷却する。この吸着プロセスの逆戻りが再生と呼ばれる。

したがって、合計3つの吸着床が既知の方法において提供され、それらのうちの1つは吸着モードにあり、それらのうちの1つは、吸着された汚染物質がその床から除去されるように、未処理の天然ガス流のスリップストリームを上昇温度で床を超えて通過させることによって再生され、それらのうちの1つは、その床が再生された後にスリップストリームによって冷却される。スリップストリームは、最初に冷却される床を通過し、次いで加熱され、再生される床を通過する。スリップストリームは、再生モードの吸着剤床から除去される汚染物質を取り込む。次いで汚染されたスリップストリームが、空気および水冷却器を通過し、水の温度(水和物形成温度より上)で凝縮する汚染物質が、分離器内で液体として分離され得るようにする。フラッシュガスは、吸着モードの吸着床の上流で、処理される天然ガス流に再循環される。残念ながら、水冷却器および分離器は、あまり効率的でない。したがって、著しいレベルのC₅₊炭化水素汚染物質が、吸着床への再循環流中で蓄積し、吸着効率を低減し得る。あるいは、冷媒を用いて冷却することも、固体水和物が冷却器およびノックアウトポット内で形成し得るという点で問題である。

水および/または炭化水素を天然ガス流から除去するための吸着剤床の使用における問題は、吸着モードの床から得られる精製ガス流の十分に低いクリコンデンサームを達成することが、常に可能であるとは限らないことである。したがって、ある所望のクリコンデンサームを達成するために、汚染物質、典型的に水および炭化水素の双方を天然ガスから除去することを可能にする方法が必要である。

2007年11月22日に公開された米国公開第2007/0267328号に従い、汚染物質を天然ガス流から除去するための方法が提供される。この方法は、(a)天然ガス流の一部を第1のガス流として、上昇温度で再生モードの第1の吸着剤床と接触させて、この第1の吸着剤床上に存在する汚染物質を除去し、第1のガス流と比較して汚染物質が濃縮された第2のガス流を得るステップと、(b)第2のガス流を、少なくともいくらかの汚染物質が、汚染物質が濃縮された第1の液相に凝縮し始める温度に冷却することと、第1の液相を第2のガス流から分離して、第3のガス流を形成することと、を含む、第2のガス流をガス/液体分離ステップに送給するステップと、を含み、このガス/液体分離ステップが、第1のガス/液体分離ステップを形成し、この方法は、(c)第3のガス流を第2のガス/液体分離ステップに送給し、汚染物質が濃縮された第2の液相、および希薄なガス流を得ることをさらに含む。

米国公開第2007/0267328号に記載のプロセスの特に有利な実施形態では、ステップ(c)における第2のガス/液体分離は、加速度慣性分離器によって行われる。そのような分離器は、加速度で流れる流体流を形成し、該流体流を、水および炭化水素が第2の液体水/炭化水素相に凝縮する温度に冷却する。加速度慣性分離器は、有利に超音速慣性分離器であり、流体流は超音速で流れる。さらに、超音速で流れる流体流に渦運動を適切に導入することができ、それによって汚染物質、特に水および炭化水素を流れの集束帯域の径外方向の区域に流す。しかしながら、加速度慣性分離器を出た後、ガス流は吸着圧に圧縮されなければならない。この圧縮ステップは、本方法のエネルギー効率を低減する。

米国特許公開第2007/0267328号

ソルビングストレージプロブレム(Solving storage problems)、T.Schulz,J.Rajani,D.Brands,「ハイドロカーボンエンジニアリング(Hydrocarbon Engineering)」、2001年6月、55−60頁

本発明は、水および炭化水素を天然ガス流から除去するための方法を提供し、先行技術の方法を超えてプロセス効率を改善した。水および重質炭化水素汚染物質を天然ガス流から除去するための方法は、熱スイング吸着プロセスを含み、先行技術と同様に、汚染物質を天然ガス流から除去するために、天然ガス流が吸着剤床に向かう。吸着床は熱によって再生され、汚染物質が吸着剤から放出されて、汚染物質が濃縮された液相に凝縮するために汚染物質ガス流を冷却することを伴う、ガス/液体分離ステップに送られる。吸着剤床に対し、ガス/液体分離から生じるガス相を再循環させる代わりに、ガス相を圧力スイング吸着プロセスに送り、重質炭化水素を含む汚染物質が床内で吸着され、清浄な天然ガス流が形成される。圧力を低減することによって圧力スイング吸着床を再生するときに、低圧汚染物質流は燃料として使用され、熱スイング吸着床の再生モードのための熱を提供する。本発明は、圧力スイング吸着プロセスからの生成物および汚染物質の流れが、さらなる分離のために再循環または処理され得るプロセスの変型も対象とする。

本発明による方法およびシステムは、水の除去に加えて、供給ガス流からの炭化水素の除去を可能にし、供給ガス流と比較して低いクリコンデンサームをもたらす。本発明による方法では、供給ガス流からの水および炭化水素の除去の程度を操作することができ、それによって、供給ガス流の組成が、クリコンデンサームを十分に低いレベルに低下させることが、吸着のみを使用する方法等の他の技術を使用して達成され得ないようなものである場合でも、所望のクリコンデンサームを持つ生成物ガス流を形成する。

本発明の方法は、ガス−液体分離器からのガスが、熱スイング吸着ユニットに再循環され、連続再循環が、ガス−液体分離ユニット固有の非効率性に起因して、吸着プロセスにおける重質炭化水素の蓄積をもたらした先行技術において見出される問題を軽減する。圧力スイング吸着ユニットの使用は、重質炭化水素汚染物質を、熱スイング吸着ユニットを出る汚染物質流から効率的に除去する。圧力スイング吸着ユニットからの任意の再循環ガスは、凝縮器またはガス/液体分離器からのガスより著しく低い重質炭化水素含有量を有する。さらに、汚染物質のさらなる吸着のためのPSAユニットから熱スイング吸着ユニットへの任意の再循環ガスは、より高い圧力での圧力スイング吸着からの生成物ガスであり、したがってガス−液体分離器からのガス相が、圧力低下に起因して加速され、次いで熱スイング吸着ユニットの供給圧を満たすように圧縮される必要があった米国公開第2007/0267328号の効率性を改善する。

水および炭化水素を天然ガス流から除去するための本発明の方法の概略図であり、熱スイング吸着、ガス/液体分離、および圧力スイング吸着の組み合わせを示す。

水および炭化水素を天然ガス流から除去するための本発明の方法の概略図であり、熱スイング吸着、ガス/液体分離、および圧力スイング吸着の組み合わせを示し、PSAユニットからの汚染物質流は、TSAユニットを再生するための燃料として使用され、PSAユニットからの生成物は、さらなる汚染物質の低減のために、TSAユニットに再循環される。

水および炭化水素を天然ガス流から除去するための本発明の代替方法の概略図であり、熱スイング吸着、ガス/液体分離、および圧力スイング吸着の組み合わせを示し、PSAユニットからの汚染物質流は、TSAユニットを再生するための燃料として使用される前に、ガス/液体分離器に向かう。

水および炭化水素を天然ガス流から除去するためのさらに別の代替方法の概略図であり、TSA、ガス/液体分離、およびPSAユニットの組み合わせを示し、PSAユニットからの汚染物質流は、さらなるガス/液体分離を受ける。

水および炭化水素を天然ガス流から除去するための本発明の方法のさらに別の変型の概略図であり、TSA、ガス/液体分離、およびPSAユニットの組み合わせを示し、PSAユニットからの中間圧流が形成される。

処理される天然ガス流の組成は変化し得る。典型的に、天然ガス流は、0.01〜4モル%、好ましくは0.05〜2モル%の範囲内の濃度で水を含む。供給ガス流中のC₂、C₃、およびC₄炭化水素の濃度は、典型的に、0.4〜4モル%、特に1.0〜3モル%の範囲内である。供給ガス流中のC₅₊炭化水素の濃度は、典型的に、供給ガス流に基づいて0.05〜5モル%、特に0.1〜3モル%の範囲内である。

好ましくは、処理されたガス流は、天然ガス供給流のそれより低い、好ましくは少なくとも10℃低い、より好ましくは少なくとも15℃低い、最も好ましくは少なくとも20℃低いクリコンデンサームを有する。絶対的には、パイプラインに送給される処理したガス流は、10℃以下、好ましくは6℃以下、より好ましくは0℃以下、最も好ましくは−5℃以下のクリコンデンサームを有する。

上記および図1に参照番号10として示される天然ガス供給流は、熱スイング吸着ユニット(TSAユニット)12に向かう。TSAユニット12は、吸着段階、再生段階、および冷却段階のいずれかの処理が行われる1つ以上の床を含む。図1において、吸着段階は参照番号14によって示され、再生段階は参照番号16によって示され、冷却段階は参照番号18によって示される。供給流10は、ライン11を経由して吸着段階14に入る。吸着段階18は、供給流10からの水と、C₅₊炭化水素を含む重質炭化水素とを吸着することができる粒子吸着剤を含む。吸着段階の入口温度は、約5〜100℃の範囲であり得、好ましくは約15〜60℃、および20〜30℃も例示される。200〜1400psia、好ましくは600〜1200psia、および800〜1000psiaによってさらに例示される範囲の圧力が使用され得る。生成物流15は、供給流10より大幅に低減された重質炭化水素および水含有量を有し、TSA吸着剤床14を出る。供給流10の一部分を使用して、吸着および次の再生に続いて、段階18においてライン13を経由して吸着剤を冷却することもできる。このように、段階14における吸着剤がいったん加熱されると、吸着剤はそこから汚染物質を放出し、この段階は、ここで冷却され、吸着段階のために準備される必要がある。冷却段階の入口温度は、5〜100℃、好ましくは約15〜60℃の範囲であり得、20〜30℃も例示される。200〜1400psia、好ましくは600〜1200psia、および800〜1000psiaによってさらに例示される圧力を使用することができる。再生段階は、吸着剤が重質炭化水素を放出するように、吸着剤を加熱することを伴う。加熱は、冷却ユニット18を通過した供給流を送ること、およびユニット18からの供給流を、ライン20を経由してボイラー22に送ることによって達成される。ボイラー22内で供給流は加熱され、ライン24を経由して再生ユニット16に向かう。再生段階の入口温度は、約200〜350℃、好ましくは約200〜300℃の範囲であり得、270〜290℃も例示される。200〜1400psia、好ましくは600〜1200psia、および800〜1000psiaによってさらに例示される圧力を使用することができる。

適切な吸着剤は、微小構造を有する固体である。そのような吸着剤の内表面は、好ましくは100〜2000m²/g、より好ましくは500〜1500m²/gである。吸着剤床中の吸着剤の内表面の性質は、水およびC₅₊炭化水素が吸着されるようになっている。好適には、吸着剤の内表面は極性である。適切な吸着剤材料としては、シリカ、シリカゲル、アルミナ、またはシリカ−アルミナに基づく材料が挙げられる。ゼオライト型吸着剤が好ましい。

一般に、吸着剤床では、水は炭化水素より選好的に吸着される。C₅₊炭化水素、5個以上の炭素原子を有する炭化水素は、一般にC₂、C₃、またはC₄等のより軽い炭化水素より選好的に吸着される。典型的に、水は、得られる濃度が0.001〜0.5モル%、特に0.01〜0.4モル%、さらに特に0.05〜0.2モル%の範囲内になる程度に吸着される。典型的に、C₅₊炭化水素は、得られる濃度が0.01〜1モル%、特に0.05〜0.5モル%の範囲内になる程度に吸着される。

吸着剤床16を再生することは、吸着床14に入る天然ガス供給流10の相対汚染物質含有量と比較して、この床を出るガス流26の相対汚染物質含有量の増加をもたらす。このように吸着剤床は再生され得るが、ここで再生ガス26は、元の天然ガス流10より品質が悪い。一般に、再生ガス流を吸着モードの吸着剤床に再循環させることが所望されるため、これは問題である。先行技術では、この問題は、汚染物質の一部を液相に凝縮するように、空気および水冷却器内で再生ガスを冷却することによって、および液相を再生ガスから分離することによって解決される。

したがって、ガス流26は、凝縮器28内で、少なくともいくらかの水およびいくらかの炭化水素が液体の水/炭化水素相に凝縮し始めるような温度に冷却される。冷却温度は調整することができ、ガス流26の温度に依存する。典型的に、冷却は空気および/または水冷却器によって行われ、冷却温度は典型的に空気または水の温度であり、特に水和物温度を超える、例えば0〜+20℃の範囲を超える温度である。冷却器の入口温度は、約5〜60℃、好ましくは約15〜35℃の範囲であり、20〜35℃も例示される。200〜1400psia、好ましくは600〜1200psia、800〜1000psiaによってさらに例示される圧力を使用することができる。ガス相からの水および重質炭化水素の凝縮または分離は、冷却された流れ29を凝縮器28から受容する分離器30内で起こる。好ましくは、ガス流中のガス相に存在する水および炭化水素汚染物質の総量に基づいて、0.5%〜90%、より好ましくは1.0%〜80%の水および炭化水素汚染物質が凝縮する。

液体の水および重質炭化水素(C₅₊)は、ノックアウトまたは分離器30内で冷却された流れ29から分離され、ライン32を経由して排出される。主にC₁〜C₄炭化水素であり、水およびC₅₊汚染物質が激減したガス流34が、分離器30を出る。先行技術のシステムでは、ガス流34は、残留する重質炭化水素のさらなる除去のために、吸着剤床14に再循環された。しかしながら、前述のように、凝縮器28およびノックアウト30は、全体的に効率的でなく、したがって著しいレベルのC₅₊炭化水素汚染物質は、ガス相34中に残留し得る。吸着剤床への流れ34の連続再循環は、吸着剤を過負荷するため、吸着剤をより頻繁に再生する必要があるか、または吸着剤床のサイズの増加を必要とする。この床がより大きくされるか、または吸着剤がより頻繁に再生されるかに関わらず、再生ガスの量は増大し、その結果として、実際の再循環の量を増加させる。

本発明に従い、ノックアウト30内のガス/液体分離から得られるガス流34をさらに処理し、そこから重質炭化水素を除去する。処理に続いて、次にガス相をパイプラインに送給するか、または吸着剤床に過負荷をかけるという前述の困難なしに、吸着剤床に再循環され得る。図1を再度参照すると、ノックアウト30から分離されるガス相34は、加熱器36内で加熱され、加熱されたガス相は、ライン38を経由してPSAユニット40に送給される。図1に示されるように、PSAユニット40は、吸収剤の1つの床または典型的に複数の床が用いられるPSAシステムを表す。TSAシステムと同様に、PSAシステムの各床は、連続加圧/吸着および減圧/再生サイクルで作用する。PSAプロセスは、少なくとも4つの床を有するシステムについて説明する、Wagnerの米国特許第3,430,418号に示される、多層システムで典型的に実行される。一般に知られており、この特許に説明されるように、PSAプロセスは、各床において、(1)床の最終生成物からの廃生成物の放出を伴う、より高圧の吸着、(2)その最終生成物からの隙間ガスの放出を伴う、中間圧への並流減圧(co−current depressurization)、(3)より低い圧力への逆流減圧、(4)パージ、および(5)加圧を含む処理シーケンスのサイクルで一般に行われる。並流減圧ステップの間に放出した隙間ガスは、一般に圧力均衡化の目的で、かつその低い脱着圧で床にパージガスを提供するように用いられる。好適には、吸着剤の内表面は極性である。適切な吸着剤材料としては、シリカ、シリカゲル、アルミナ、またはシリカ−アルミナおよびゼオライト型吸着剤に基づく材料が挙げられる。一般に、PSA吸着段階の入口温度は、約65〜200℃、好ましくは約125〜175℃の範囲内であり得、150〜160℃の範囲も例示される。200〜1400psia、好ましくは500〜1200psia、および800〜1000psiaによってさらに例示される圧力を使用することができる。2〜100psia、好ましくは5〜30psia、および10〜20psiaによってさらに例示される圧力をパージ段階に使用することができる。

再度、図1を参照すると、PSAシステム40からの生成物ガスは、ガス流26およびガス相34より実質的に低い重質炭化水素含有量を有して、ライン42を経由して流出する。ライン42は、パイプラインに直接送給されるか、または凝縮器44によって冷却されて、更に水または重質液体炭化水素をノックアウトして、次いでパイプラインに向かう清浄なガス相46を生成することができる。PSAシステム40からの低圧汚染物質ガス相48は、吸着剤床を減圧することによって形成され、PSAの再生サイクルを表す。低圧ガス相48は、TSA吸着剤の再生のためにボイラー22を加熱するための燃料として使用されることができる。

図2は、図1に示されるものに代わる方法を表すが、TSAプロセスおよびガス/液相ノックアウトユニットは、各方法に対して同じである。天然ガス供給流50は、熱スイング吸着ユニット(TSAユニット)52に向かう。TSAユニット52は、吸着段階、再生段階、および冷却段階を通して代替的に処理される1つ以上の床を含む。図2では、吸着段階は参照番号54によって示され、再生段階は参照番号56によって示され、冷却段階は参照番号58によって示される。供給流50は、ライン51を経由して吸着段階54に入る。吸着段階54は、上に開示されるような特定の吸着剤を含み、水、およびC₅₊炭化水素を含む重質炭化水素を供給流50から吸着することができる。生成物流55は、供給流50より低い重質炭化水素および水含有量を有して、TSA吸着剤床54を出る。供給流50の一部分を使用して、ライン53を経由して段階58において吸着剤を冷却することもでき、上記のように吸着および次いで再生が続く。再生段階は、吸着剤が重質炭化水素を放出するように、吸着剤を加熱することを伴う。加熱は、冷却ユニット58を通過した供給流を送ることによって達成され、ユニット58からライン60を経由してボイラー62に向かう。ボイラー62では、供給流が加熱され、再生ユニット56にライン64を経由して向かう。

再生ユニット56では、加熱された吸着剤が吸着された水および炭化水素を放出し、それらはライン66から除去される。ライン66は、供給流50より大幅に高い濃度の水および重質炭化水素を有する。ガス流66は、図1に関して説明されるように、凝縮器68内で、少なくともいくらかの水およびいくらかの炭化水素が、液体の水/炭化水素相に凝縮し始める温度に冷却される。この水および重質炭化水素のガス相からの凝縮または分離は、冷却された流れ69を凝縮器68から受容する分離器70内で起こる。

液体の水/炭化水素相は、ノックアウトまたは分離器70内でガス流から分離され、ライン72を経由して排出される。汚染物質が枯渇したガス流74が、分離器70を出る。ガス流74は、図1に関して説明されるように、PSAユニット40と同じ方法で作動するPSAユニット80に向かう。したがって、重質炭化水素をC₅₊炭化水素の形態で含有するガス流74は、加熱器76内で加熱され、ガス流はライン78を経由してPSAプロセス80に送られる。PSAシステム80は、重質炭化水素に対して選択的な吸着剤を含む、吸着剤床を含む。高圧生成物流82は、プロセス流66、74、および78より実質的に少ない重質炭化水素を有して、PSAプロセス80の吸着剤床を経由してPSAプロセス80を出る。したがって、生成物82は、冷却器84内で冷却され、TSAプロセスの吸着剤床54への再循環のためにライン86を経由して送給され得る。流れ86が、PSAユニット80内の吸着に起因する低い重質炭化水素含有量を有する限り、TSA吸着ユニットへの再循環は、先行技術と同様にユニットに過負荷をかけない。図1と同様に、PSAユニット80からの低圧汚染物質相88は、ボイラー62の燃料として使用されることができる。

図3は、本発明の範囲内に含まれるさらに別の代替方法を描く。図1および2と同様に、図3の方法は、TSAおよびガス/液体分離の複合プロセスによって、天然ガス供給流を処理することを伴う。図1および2において、天然ガス供給流90は、TSAプロセス100によって処理され、清浄な生成物ガス101、および水/C₅₊炭化水素濃縮流102を産生する。凝縮器99およびガス/液体分離器103は、流れ102を処理し、再生中にTSAユニット100から脱着された汚染物質重質炭化水素をさらに含有する、生成物ガス相104を産生する。液体の水/重質炭化水素流107もまた、分離器103から除去される。図1および2に示される方法と同様に、生成物ガス相104は、加熱器105内で加熱され、ライン106を経由してPSAユニット108に送られる。PSAユニット108を出る生成物ガス110は、PSAユニット内で吸着された重質炭化水素が著しく低減する。吸着剤は、以前に開示されているとおりであり、より軽い炭化水素、すなわちC₁〜C₄より水およびC5₊炭化水素に対して選択的である。したがって、生成物ガス110は、TSAユニット100内で吸着剤を過負荷することなく、ライン112および113を経由してTSA吸着ユニットに直接再循環され得る。PSAユニット108からの低圧汚染物質ガス相は、ライン114を経由して流出し、水および重質炭化水素が濃縮されている。この実施形態では、低圧汚染物質ガス流は、圧縮器116内で加圧され、ライン117を経由して凝縮器118に向かい、ライン119を経由して分離器120に向かい、水および重質炭化水素は、分離器120内でガス相成分C₁〜C₄炭化水素からさらに分離され、液体流122として分離器120を出る。分離器120からのガス相は、ライン124を経由して流出し、TSAユニット100のボイラー130内で燃料として使用され得る。したがって、C₅₊の液体炭化水素は、ライン107および122を通って分離器103および120からそれぞれ除去され、化学値が回復され得る。

図4は、本発明の方法に対するなおもさらに別の代替を表す。天然ガス供給流130は、TSAユニット132を通過して、大量の水および重質炭化水素を供給流から除去し、パイプラインに送給され得る生成物ガス134を生成する。TSAユニット132は、吸着段階、再生段階、および冷却段階を通じて代替的に処理される、1つ以上の床を含む。図4において、吸着段階は平行に走る2つの床133および135によって示され、再生段階は参照番号136によって示され、冷却段階は参照番号138によって示される。供給流130は、ライン131、139、および141を経由して同時に、または交互に吸着段階133および135に入る。吸着段階133および135は、水、およびC₅₊炭化水素を含む重質炭化水素を供給流130から吸着することができる粒子吸着剤を含む。吸着段階の入口温度および圧力は、図1の論考に記載されるとおりである。生成物流134は、供給流130より大幅に低減した重質炭化水素および水含有量を有して、TSA吸着剤床133および135を出る。供給流130の一部分を使用して、ライン137を経由して段階138において吸着剤を冷却することもでき、吸着および次いで再生が続く。したがって、段階133および135における吸着剤が加熱され、この吸着剤がそこから汚染物質を放出すると、段階はここで冷却され、前述のように吸着段階のために準備される必要がある。再生段階は、吸着剤が重質炭化水素を放出するように、吸着剤を加熱することを伴う。加熱は、冷却ユニット138を通過した供給流を送ることと、ユニット138からの供給流を、ライン140を経由してボイラー142に送ることによって達成される。ボイラー142内で供給流は加熱され、ライン144を経由して再生ユニット136に向かう。

TSAユニット132からの汚染物質流146は、吸着剤床136の再生によって形成され、ライン147を経由して凝縮器148に向かった後、ライン149を経由して分離器ユニット150に向かう。分離器150は、ガス/液体分離を提供し、水およびC₅₊炭化水素の液体汚染物質が、ライン151を経由して除去され、ガス相152は分離され、本発明に従いさらに処理されて、追加の重質炭化水素汚染物質を除去する。再度、ガス相152は、加熱器154内で加熱され、ライン156を経由してPSAユニット158に向かう。流れ156より低減されたレベルの水およびC₅₊炭化水素を有するPSAユニット158からの生成物は、ライン160を経由して流出し、パイプラインに向かう。任意選択により、(図示せず)ライン160は、TSAユニット132の吸着剤床に再循環され得る。PSAユニットからの低圧汚染物質流162は、圧縮器164内で加圧され、ライン165を経由して凝縮器166に向かい、ライン167を経由して分離器168に向かい、重質液体がライン170を経由してさらに除去される。図4に示される方法では、分離器168を出るガス相171は、圧縮器172内で加圧され、ライン174を経由して凝縮器176に向かい、ライン177を経由して分離器178に向かい、ライン180を経由するC₅₊液相、およびTSAユニット132内での吸着剤の再生の後、TSAユニット132を出る汚染物質ガス相146と混合するためのガス相182に分離する。複合流146および182は、流れ147を形成し、冷却されて分離ユニット150内で分離される。PSAユニット158からの中間圧生成物ガス相159は、燃料流157として取られる。ガス相159の一部分は、ライン161を経由してガス相171に向かう。この実施形態では、重質炭化水素は、初期供給流130からライン151、170、および180として回収される。

図5に示される最終代替実施形態では、水および重質炭化水素を除去するように処理される必要がある天然ガス流90は、図3に示され、前述されるように、TSAユニット100および分離ユニット103に送られる。分離器ユニット103から流出するのは液体汚染物質流190であり、化学値が回復され得る水および重質炭化水素、ならびに依然として少量の重質炭化水素C₅₊を含有するガス相192を含有する。前述の実施形態と同様に、ガス相192は、加熱器193内で加熱され、ライン194を経由してPSAユニット196に送られる。PSAユニット196内で、流れ194に含まれる重質炭化水素は、PSAユニット196の吸着剤床内で吸着され、流れ194より低いC₅₊炭化水素含有量を有する高圧生成物であるガス流198を生成する。この実施形態では、高圧生成物ガス流198は、TSAユニット100の吸着剤段階に再循環される。これは、ライン200および201を経由して示される。中間圧生成物流172もまた、PSAユニット196の最終生成物から並流して取られる。この中間圧生成物流202も、流れ194より低いC₅₊含有量を有し、圧縮器204内で加圧され、ライン206を経由して送られ、ライン200を経由してTSAユニット100の吸着剤段階に再循環する。PSAユニットからの中間圧流の除去および再循環は、PSAユニットの効率性を改善し、一般に2003年8月26日に発行された譲渡済米国特許第6,610,124号に示される。PSAユニット196を出る低圧の高度に汚染された流れ208は、圧縮器210内で加圧された後、ライン212を経由して凝縮器214に送給され、分離器216内でガス相および液相に分離される。重質炭化水素を含有する液相は、ライン218を経由して除去され、200を経由するガス相を使用して、TSAユニット100内のボイラーを加熱することができる。

実施例1(先行技術) この実施例は、12,000kg/床、4床TSAプロセスを持つ炭化水素回収システムの性能を説明する。このシステムは、先行技術のTSAユニットおよび分離器を含む。このシステムは、図1と同じであり、吸着段階14は2つの床であり、各床に12,000kgの吸着剤を有する。PSAユニットに送給される分離器30からのガス相34の代わりに、ガス相34は、供給チャージ11に再循環される。このシステムは、−2℃の典型的なパイプライン仕様にはるかに及ばない32℃のクリコンデンサームを有する、生成物流15を生成する。流れは表1に定義され、上記限定のように、図1と関連付けられる。

実施例2(先行技術) この実施例は、実施例1と同様に、27,000kg/床、4床プロセスを持つ炭化水素回収システムの性能を説明する。この実施例では、床当たりの吸着剤インベントリを増加させることが生成物流15のクリコンデンサームに及ぼす影響が検討される。各床14中の吸着剤の量を増加させることによって、生成物15のクリコンデンサームは21℃である。流れは表2において定義される。

実施例3(先行技術) この実施例は、35,000kg/床、4床プロセスを持つ炭化水素回収システムの性能を説明する。この実施例では、床当たりの吸着剤インベントリをさらに増加させることが生成物流15のクリコンデンサームに及ぼす影響が考慮される。ここで、流れ15のクリコンデンサームは19.8℃である。流れデータについては表3を参照されたい。効果的に、全ての処理されたガスは再生に使用される。流れ10および34の流量を比較する。

実施例4(先行技術) この実施例は、実施例1と同様に、39,750kg/床、4床プロセスを持つ炭化水素回収システムの性能を説明する。この場合、供給に使用可能な量を超えて、再生に必要なガスの量を取る再循環が導入される。これは、高圧送風機の導入によって行われ得る。しかしながら、流れ15のクリコンデンサーム仕様にさらなる改善はなく、この場合、クリコンデンサームは依然として19.8℃である。流れデータについては表4を参照されたい。

実施例5(本発明) この例では、図4に示されるように、PSAが12,000kg/床、4床プロセスを持つ炭化水素回収システム上のTSAユニットに追加される。この場合、複合生成物流134および160のクリコンデンサームは10℃であり、依然として−2℃のクリコンデンサーム仕様に達していないが、TSAユニットの再生流上にPSAを置く方法の改善を示す。表5を参照されたい。

実施例6(本発明) この場合、PSAユニットは、実施例5と同様に、図4に示される21,000kg床、4床プロセスを持つTSAユニットに追加される。この場合、複合流134および160のクリコンデンサームは−2.3℃であり、−2℃のクリコンデンサーム仕様を満たし、TSAの再生流上にPSAを置く方法の改善を示す。この方法で生成されるC₅₊液体の量も重要な考慮事項であり、実施例5の76.7#モル/時間に対して111.6#モル/時間が生成された。増分C₅₊生成は相当量であり、プラント費用を支払うために使用することができる。典型的に、C₅₊コンデンセートは、1バレルの石油とガスとしてのその価値をはるかに超えてプレミア価格で取り引きされる。

実施例7(本発明) 図1の流れ10によって説明される供給の場合、フガシティ係数は、様々な温度でのn−ペンタン、n−ヘキサン、n−ヘプタン、n−オクタンの温度および圧力の関数として説明される。表7は、図1の流れ10について、2つの圧力での様々な構成成分のフガシティ係数対温度を示す。

表7に見ることができるように、高圧および上昇温度(華氏350度、摂氏176.7℃)で、フガシティ係数は、華氏70度(摂氏21.1℃)および高圧に対して最大1桁増加する。これに反して、低圧では、全ての構成成分が全ての温度で約1のフガシティ係数を有する。PSA内での分離のための駆動力は部分圧、より正確には部分圧xフガシティ係数の変化であるため、より高温のPSA操作は、PSAサイクル全体で圧力を変えるときにより大きな駆動力の変化を可能にすることが明らかとなるはずである。PSAサイクル全体のより大きな駆動力の変化は、より小さな吸着剤インベントリおよびより良好な性能を可能にする。