JP7546555B2

JP7546555B2 - 軽質炭化水素の分離方法及びシステム

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Publication number: JP7546555B2
Application number: JP2021520300A
Authority: JP
Inventors: 淑娟 ▲羅▼; ▲東▼▲風▼ 李; 明森 ▲張▼; ▲麗▼▲華▼ 廖; ▲ヤン▼ 李; 智信 ▲劉▼; 春芳李; 峻田
Original assignee: 中国石油化工股▲ふん▼有限公司; 中国石油▲化▼工股▲フン▼有限公司北京▲化▼工研究院
Priority date: 2018-10-08
Filing date: 2019-09-29
Publication date: 2024-09-06
Anticipated expiration: 2039-09-29
Also published as: US11649406B2; WO2020073853A1; JP2022509733A; US20210348071A1; JP2024099742A; SA521421693B1

Description

［関連出願の相互参照］
本願は２０１８年１０月８日に提出された出願番号が２０１８１１１６８５０１．５であり、発明の名称が「メタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスの分離方法及び装置」であり、２０１８年１０月８日に提出された出願番号が２０１８１１１６９２４８．５であり、発明の名称が「メタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスの分離方法及び装置」である中国特許出願の優先権を享受することを請求し、それらの全ての内容が引用により本明細書に結合される。

本発明は化学工業分野に属し、具体的には、軽質炭化水素を分離するための方法及びシステムに関する。

エチレンは、最も重要な基礎有機化学工業原料として、長期にわたって、その製造は石油分解の経路に依存し、これにより生じた環境汚染などの問題もますます深刻になっている。原油の価格が上昇し続けることに伴い、エチレン分解原料の価格の上昇を引き起こし、同時にエチレン分解原料の供給不足も顕著になる。この現状に直面し、世界各国はエネルギーの利用構造を調整しながら、新しいエチレンの製造経路を絶えず探している。２０１０年、米国のシェールガスの分野での突破に伴い、大量の採掘しにくいメタンが採掘され、メタンの化学工業的利用は業界の注目を集め、したがってメタンの酸化カップリングによるエチレン、エタンの製造に対する研究は再び世界中の研究のホットスポットとなる。

メタンの酸化カップリングによるエチレンの製造の目標としては、触媒の作用で、メタンをエチレンに変換することであり、その反応生成物は複雑であり、主にメタン、エチレン、エタン、ＣＯ、ＣＯ_２、Ｏ_２などがある。本分野では、エチレンを反応混合物から分離する方法が多く提案されている。

ＵＳ２０１５０３６８１６７では、ＯＣＭ反応生成物の分離方法が開示され、分離ユニットにより３つの製品ストリーム、Ｃ２リッチストリーム、窒素リッチストリーム及びメタンリッチストリームを得ることができる。ＯＣＭ反応生成物は、まず、第１の分離塔でＣ２リッチストリーム及びメタン窒素ストリームを得て、次に、第２の分離塔で窒素リッチストリーム及びメタンリッチストリームを得る。分離方法はいずれも低温精留を採用するため、分離ユニット全体の温度が非常に低く、１番目の分離塔の塔頂の温度が－１６２℃程度まで低く、２番目の分離塔の塔頂の温度が－２１０℃程度まで低く、これは機器の材質に対する要求が非常に高く、投資コストを大幅に増加させ、エネルギー消費が高い。

ＣＮ２０１７１０００６７６５．Ｘでは、メタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応生成物の分離プロセスが開示され、そのプロセスでは、反応生成物に対して圧縮、アルコールアミン法、乾燥、極低温精留等の工程により、成分を一つずつ分離し、最終的にポリマーグレードのエチレン製品を得て、エチレンの回収率が９９％以上である。この特許出願は、製品の品質を明らかに向上させるが、分離は依然として極低温精留であり、コールドボックスにより低いレベルの冷熱エネルギーを提供する必要がある。

ＷＯ２０１５１０５９１１では、酸化カップリングによってメタンをエチレンに変換し、次にエチレンを選択可能な高級炭化水素生成物に変換する、メタンの酸化カップリングシステムが開示されている。しかし、この特許出願では、ＯＣＭ生成ガス中のエチレンとその他の成分、例えば未反応のメタン、エタン、ＣＯ、ＣＯ_２、窒素、水等の分離に対して、依然として低温精留が採用されている。第１の分離器はメタン／窒素とＣ２以上の成分を分離するために用いられ、その分離器の動作温度は－１６０℃程度まで低く、第２の分離器はメタンと窒素を分離するために用いられ、その動作温度は－２００℃程度まで低い。

ＵＳ２０１５０３６８１６７ＣＮ２０１７１０００６７６５．ＸＷＯ２０１５１０５９１１

本発明の目的は、軽質炭化水素を分離するための方法及びシステムを提供することである。その方法は軽質炭化水素系の分離の操作温度を大幅に向上させることができ、エネルギー消費が低く、フローが簡単であり、操作制御しやすい。なお、本発明が提供する方法は、吸収と分解を結合することにより、運転中の補充吸収剤の添加量を大幅に減少させることもできる。

第１の態様において、本発明は、軽質炭化水素を分離するための方法であって、
（１）分離対象である、Ｃ２以上のオレフィンから選択されるものとＣ１～Ｃ４のアルカンから選択されるものを含むＣ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料を圧縮及び冷却し、圧縮及び冷却後の炭化水素系材料を生成するステップと、
（２）前記圧縮及び冷却後の炭化水素系材料を吸収剤と接触させることにより、その中のＣ２以上の炭化水素系を吸収し、溶媒リッチ材料を生成するステップと、
（３）前記溶媒リッチ材料を精留し、オレフィン及び飽和アルカンを含有する気相材料及び溶媒リーン材料を生成するステップと、
（４）前記オレフィン及び飽和アルカンを含有する気相材料に対して、１回又は複数回の精留を行い、１本又は複数本の飽和アルカンに富む液相材料を生成するステップと、
（５）前記１本又は複数本の飽和アルカンに富む液相材料を分解し、分解ガスを生成するステップと、
（６）前記分解ガスをステップ（１）に循環するステップと、を含む、軽質炭化水素を分離するための方法を提供する。

第２の態様において、本発明は、本発明の第１の態様に記載の方法を実施するために用いることができる、軽質炭化水素を分離するためのシステムをさらに提供する。

本発明が提供する軽質炭化水素を分離するためのシステムは、
圧縮冷却ユニット、吸収ユニット、脱着ユニット、精留ユニット及び分解ユニットを含み、前記吸収ユニットはそれぞれ前記圧縮冷却ユニットと前記脱着ユニットに接続され、前記精留ユニットはそれぞれ前記脱着ユニットと前記分解ユニットに接続され、前記分解ユニットは前記圧縮冷却ユニットに接続される。

本発明は以下の有益な効果を有する。
１、本発明が提供する分離方法はプロセスが簡単であり、製品の品質が高い。
本発明により、飽和リソースも十分に利用され、製品の価値を大幅に向上させる。本発明は分解及び吸収－脱着を結合して、例えばＯＣＭ反応ガスのような軽質炭化水素系材料の分離に用いられ、飽和リソース、例えばエタン、プロパン、ブタンを、分解炉に直接的に送って処理し、得られた分解ガスを分離対象である軽質炭化水素と共に、分離装置に入れて処理することができる。エタン、プロパン、ブタン等の炭化水素系の分解により生成されたガスにおいて、豊富なＣ２、Ｃ３オレフィンを含有すると同時にＣ４炭化水素、Ｃ５炭化水素を含有するため、本願が提供するプロセスは、一方でエチレン、プロピレンの生産量を向上させることができ、他方で分解ガス中のＣ４炭化水素、Ｃ５炭化水素は吸収塔の吸収剤として使用することができ、システムへの補充吸収剤の使用量を低減することができる。

本発明が提供する分離方法は高い温度で実施することができ、例えば－３５℃以上、ひいては１０℃以上で操作することができ、それにより機器材質に対する要求が低下し、プロピレン冷凍圧縮機を採用すればプロセス全体の冷熱エネルギーの需要を満たすことができる。

本発明が提供するプロセスは操作温度が高く、分離ガスの浄化を吸収－脱着の後に行うことができる。主に、分離ガスが吸収塔に入った後、ガス混合物中の異なる成分の溶媒での溶解度が異なることを利用し、ガス混合物を分離し、ＣＯ_２等の不純物の溶媒での溶解度が非常に低いため、吸収塔により供給材料中の大部分のＣＯ_２等の不純物を除去することができる。これは後続の浄化ユニットの処理量を大幅に低下させ、エネルギー消費を低下させる。ＣＯ_２含有量が高いＯＣＭ反応ガスのような軽質炭化水素系材料に対して、本発明を採用すると、プロセスのエネルギー消費を明らかに低減することができる。

図面を参照して本発明の例示的な実施形態をより詳細に説明することにより、本発明の上記及び他の目的、特徴及び利点はより明らかになり、ここで、本発明の例示的な実施形態において、同じ参照符号は一般的に同じ部品を代表する。

本発明の実施例１に係るメタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスの分離方法のフローチャートを示す。本発明の実施例２に係るメタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスの分離方法のフローチャートを示す。本発明の実施例３に係るメタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスの分離方法のフローチャートを示す。本発明の実施例４に係るメタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスの分離方法のフローチャートを示す。

以下、実施例を参照して本発明の実施形態を詳細に説明するが、当業者であれば、以下の実施例は本発明を説明するためのものに過ぎず、本発明の範囲を限定するものと見なすべきではないことが理解される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、ステップ（６）に記載の前記分解ガスをステップ（１）に循環するステップは、前記分解ガスを前記分離対象であるＣ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料と合併した後に一緒に圧縮及び冷却すること、又は前記分解ガスをまず圧縮してから、次に圧縮されたＣ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料と合併し、冷却すること、又は前記分解ガスをまず圧縮及び冷却してから、次に圧縮及び冷却されたＣ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料と合併すること、を含む。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記Ｃ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料は、メタンの酸化によるエチレンの製造における反応ガス、精製所の乾燥ガス、石炭化学工業の乾燥ガス、接触分解の生成物、フィッシャートロプシュ排気ガス、プロパン脱水素生成物、フレアガス／分離されたＧａｓガス及び分離されたシェールガスのうちの１種又は複数種から由来する。いくつかの実施例において、前記Ｃ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料は、メタンの酸化によるエチレン製造用反応器の反応ガス（ＯＣＭ反応ガスと略称する）から由来するものである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記Ｃ２以上のオレフィンはエチレン、プロピレン、１－ブテン、２－ブテン、１，３－ブタジエンから選択される１種又は複数種である。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記Ｃ１～Ｃ４のアルカンは、メタン、エタン、プロパン、ノルマルブタン及びイソブタンから選択される１種又は複数種である。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記飽和アルカンは、エタン、プロパン、ノルマルブタン及びイソブタンから選択される１種又は複数種である。いくつかの実施例によれば、前記１本又は複数本の飽和アルカンに富む液相材料はエタンに富む液相材料を含む。前記１本又は複数本の飽和アルカンに富む液相材料はエタンに富む液相材料及びプロパンに富む液相材料を含む。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記ステップ（４）において、１本又は複数本のアルカンに富む液相ストリームを生成すると同時に、１本又は複数本のオレフィンに富む液相又は気相材料をさらに生成する。いくつかの実施例によれば、前記１本又は複数本のオレフィンに富む液相材料はエチレンに富む液相又は気相材料を含む。前記１本又は複数本のオレフィンに富む液相材料はエチレンに富む気相又は液相材料及びプロピレンに富む気相又は液相材料を含む。

本発明において、用語「富む」とは、材料においてその成分のモル含有量が５０％以上、例えば８０％以上、９０％以上、９５％以上、９８％以上、９９％以上を占めることを意味する。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記吸収剤は、Ｃ３のアルカンを含有するＣ３留分、Ｃ４のアルカンを含有するＣ４留分、及びＣ５のアルカンを含有するＣ５留分である。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記Ｃ３のアルカンはノルマルプロパンであり、前記Ｃ４のアルカンはノルマルブタンであり、前記Ｃ５のアルカンはノルマルペンタン及びイソペンタンから選択される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記分解の温度は５００～８５０℃であり、好ましくは６００～８００℃である。前記分解ガスはオレフィン及びアルカンを含む。

本願において、「飽和アルカン」と「アルカン」とは互いに交換することができる。本発明のいくつかの実施形態によれば、ステップ（１）において、前記Ｃ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料は２．０～５．０ＭＰａに圧縮される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記Ｃ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料は－４０℃～２０℃、例えば、５℃～２０℃又は－４０℃～－１０℃に冷却される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記ステップ（２）において、第１の吸収塔において、前記圧縮及び冷却後の炭化水素系材料を吸収剤と接触させ、塔頂から軽質成分を含有する気相ストリームを得て、塔釜から溶媒リッチ材料を得て、好ましくは、第１の吸収塔の理論段数は３０～８０であり、操作圧力は２．０～６．０ＭＰａである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記ステップ（３）において、前記吸収剤を第１の精留塔に送り込んで精留を行い、塔頂からオレフィン及び飽和アルカンを含有する気相材料を得て、塔釜から溶媒リーン材料を得る。ステップ（３）の目的は吸収剤を脱着することである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記方法は、ステップ（３）の後に第１の精留塔の塔頂から得られたオレフィン及び飽和アルカンを含有する気相材料を浄化することにより、その中の酸性成分及び／又は水分を除去してから、浄化処理後の材料に対してステップ（４）を行うことをさらに含む。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記方法は、ステップ（１）における圧縮された炭化水素系材料を浄化することにより、その中の酸性成分及び／又は水分を除去してから、浄化処理後の材料を冷却することをさらに含む。

本発明のいくつかの実施形態によれば、第１の精留塔の理論段数は２０～６０であり、操作圧力は１．０～４．０ＭＰａである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記ステップ（４）は、
前記オレフィン及び飽和アルカンを含有する気相材料を第２の精留塔に送り込んで精留を行い、塔頂からエタン及びエチレンを含有する第１のストリームを得て、塔釜からＣ３以上の炭化水素系を含有する第２のストリームを得て、前記第１のストリームを第３の精留塔に送り込んで精留を行い、サイドラインからエチレン製品ストリームを得て、塔頂からエチレンを含有する第３のストリームを得て、塔釜からエタンに富む第４のストリームを得ることを含む。

任意選択的に、前記第１のストリームが第３の精留塔に入る前に第１の水素化反応器に送り込んで選択的水素化反応を行ってアルキン及び／又はアルカジエンを除去する。

本発明のいくつかの実施形態によれば、第２の精留塔の理論段数は３０～８０であり、操作圧力は１．０～５．０ＭＰａである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、第３の精留塔の理論段数は５０～１３０であり、操作圧力は１．０～４．０ＭＰａである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記ステップ（４）は、
前記第２のストリームを第４の精留塔で精留し、塔頂からプロパン及びプロピレンを含有する第５のストリームを得て、塔釜から飽和アルカンに富む第６のストリームを得ることをさらに含む。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記第４の精留塔の理論段数は３０～８０であり、操作圧力は０．１～３．０ＭＰａである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記ステップ（４）は、
第５のストリームを第５の精留塔に送り込んで精留し、サイドラインからプロピレン製品ストリームを得て、塔頂からプロピレンを含有する第７のストリームを得て、塔釜からプロパンに富む第８のストリームを得ることをさらに含み、
任意選択的に、前記第５のストリームが第５の精留塔に入る前に第２の水素化反応器に送り込んで選択的水素化反応を行ってアルキン及び／又はアルカジエンを除去する。
任意選択的に、前記第７のストリームの一部又は全部をステップ（１）に循環する。
好ましくは、前記第５の精留塔の理論段数は１００～２００であり、操作圧力は１．０～４．０ＭＰａである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記第４のストリーム、第６のストリーム及び第８のストリームのうちの１本又は複数本は、好ましくは全てを分解し、分解ガスを生成する。これにより生成された分解ガスはオレフィン及びアルカンを含み、一部又は全部をステップ（１）に循環することにより、オレフィンの生産量を向上させることができるだけでなく、吸収剤の補充使用量を低減することもできる。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記ステップ（４）は、
第２のストリームを第５の精留塔で精留し、サイドラインからプロピレン製品ストリームを得て、塔頂からプロピレンを含有する第９のストリームを得て、塔釜から飽和アルカンに富む第１０のストリームを得るステップと、
任意選択的に、前記第９のストリームの一部又は全部をステップ（１）に循環するステップと、
任意選択的に、前記第２のストリームが第５の精留塔に入る前に第３の水素化反応器に送り込んで選択的水素化反応を行ってアルキン及び／又はアルカジエンを除去するステップと、をさらに含む。
好ましくは、前記第５の精留塔の理論段数は１００～２００であり、操作圧力は１．０～４．０ＭＰａである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記第４のストリームと第６のストリームのうちの１本又は全てを分解し、分解ガスを生成する。これにより生成された分解ガスはオレフィン及びアルカンを含み、一部又は全部をステップ（１）に循環することにより、オレフィンの生産量を向上させることができるだけでなく、吸収剤の補充使用量を低減することもできる。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記溶媒リーン材料を循環吸収剤として第１の吸収塔に輸送する。

本発明のいくつかの実施形態によれば、第１の吸収塔の塔頂からの前記軽質成分を含有する気相ストリームを第２の吸収塔に輸送してその中の再吸収剤と接触させることにより、持ち出された吸収剤及び第１の吸収塔中の吸収剤に吸収されていないＣ２炭化水素系を吸収する。好ましくは、前記再吸収剤はガソリン、重質ナフサ及び芳香族炭化水素残油から選択され、
好ましくは、前記第２の吸収塔の理論段数は１５～６０であり、操作圧力は１．０～５．０ＭＰａである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、第２の吸収塔の塔頂から得られた排気ガスは境界領域外に排出され、塔釜から得られた液相材料は境界領域外に排出されるか又は他の処理を行う。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記他の処理は、第２の吸収塔の塔釜から得られた液相材料を第６の精留塔に送り込んで精留し、塔頂から得られた気相ストリームを第１の吸収塔に送り込んで循環吸収剤とし、塔釜から得られた液相ストリームを第２の吸収塔に送って循環再吸収剤とすることを含む。

好ましくは、前記第６の精留塔の理論段数は１０～５０であり、操作圧力は０．１～２．０ＭＰａである。

本発明のいくつかの実施形態によれば、第１の吸収塔の塔頂からの前記軽質成分を含有する気相ストリームに対して冷熱エネルギー回収（ｃｏｌｄｅｎｅｒｇｙｒｅｃｏｖｅｒｙ）を行い、好ましくは冷熱エネルギー回収を冷熱エネルギー回収ユニットで行い、好ましくは、前記冷熱エネルギー回収ユニットは、コールドボックス、膨張機、増圧機及びフラッシュタンクを含む。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記軽質成分を含有する気相ストリームをコールドボックスを流れて降温させた後、膨張、フラッシュ蒸発を行うことにより、吸収されていないＣ２炭化水素系及び混入された吸収剤を回収し、Ｃ２炭化水素系を含有しない排気ガスを膨張機により駆動された増圧機により昇圧させた後に排出する。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記軽質成分を含有する気相ストリームはコールドボックスに入って－８０℃～－３５℃に冷却し、その後に膨張機によりガスを膨張させ、その後にフラッシュタンクに送ってフラッシュ蒸発し、フラッシュタンクの頂部のガスはコールドボックスに入り、その後に膨張機により駆動された増圧機により昇圧させた後に排出され、タンクの底部の液体は第１の吸収塔の頂部に戻される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記分解ガスは、廃熱ボイラーにより熱量を回収した後、油洗浄塔及び／又は水洗浄塔に入り、次にステップ（１）に循環して圧縮する。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記圧縮冷却ユニットは圧縮機（２）及び熱交換器（３）を含み、前記吸収ユニットは第１の吸収塔（４）を含み、前記脱着ユニットは第１の精留塔（５）を含み、前記精留ユニットは第２の精留塔（６）及び第３の精留塔（８）を含み、前記分解ユニットは分解炉（１４）を含む。

本発明に用いられる分解炉の種類は特に限定されない。分解ガスはまず廃熱ボイラーに入って熱量を回収し、次に水洗浄塔により降温する。必要であれば、分解ステップにおいて油洗浄塔をさらに設置することができる。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記圧縮機（２）の出口は熱交換器（３）の入口に接続され、前記熱交換器（３）の出口は前記第１の吸収塔（４）の第１の入口に接続され、前記第１の吸収塔（４）の塔釜出口は前記第１の精留塔（５）の入口に接続され、前記第１の精留塔（５）の塔頂出口は前記第２の精留塔（６）の入口に接続される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記第２の精留塔（６）の塔頂出口は第３の精留塔（８）の入口に接続され、前記第３の精留塔（８）の塔釜出口は前記分解炉（１４）の第１の入口に接続され、任意選択的に、前記第２の精留塔（６）の塔頂と第３の精留塔（８）との間に第１の水素化反応器（７）が設置され、任意選択的に、前記第３の精留塔（８）の塔頂出口は前記圧縮機（２）の入口に接続される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記精留ユニットはさらに第４の精留塔（９）を含み、ここで、前記第４の精留塔（９）の入口は前記第２の精留塔（６）の塔釜出口に接続され、前記第４の精留塔（９）の塔釜出口は前記分解炉（１４）の第１の入口及び／又は第２の入口に接続される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記精留ユニットはさらに第５の精留塔（１１）を含み、ここで、前記第４の精留塔（９）の塔頂出口は前記第５の精留塔（１１）の入口に接続され、前記第５の精留塔（１１）と前記第４の精留塔（９）との間に任意選択的に第２の水素化反応器（１０）が設置され、前記第５の精留塔の塔釜出口は前記分解炉の第１の入口及び／又は第２の入口及び／又は第３の入口に接続され、任意選択的に、前記第５の精留塔（１１）の塔頂出口は前記圧縮機（２）の第１の入口に接続される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記分解ユニットはさらに廃熱ボイラー（１５）、及び油洗浄塔及び／又は水洗浄塔（１６）を含み、ここで前記分解炉（１４）の出口は前記廃熱ボイラー（１５）の入口に接続され、前記廃熱ボイラー（１５）の出口は前記油洗浄塔及び／又は水洗浄塔（１６）の入口に接続され、前記油洗浄塔及び／又は水洗浄塔（１６）の出口は前記圧縮機（２）の第１の入口及び／又は第２の入口に接続される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記第１の吸収塔（４）の塔釜出口は前記第１の精留塔（５）の入口に接続され、前記第１の吸収塔（４）の塔頂出口は第２の吸収塔（１２）の第１の入口に接続され、前記第２の吸収塔（１２）の塔釜出口は任意選択的に第６の精留塔（１３）の入口に接続される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記第６の精留塔（１３）の塔頂出口は前記第１の吸収塔（４）の第２の入口に接続され、前記第６の精留塔（１３）の塔釜出口は前記第２の吸収塔（１２）の第２の入口に接続される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記第１の吸収塔（４）の塔釜出口は前記第１の精留塔（５）の入口に接続され、前記第１の吸収塔（４）の塔頂出口は冷熱エネルギー回収ユニットに接続される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記冷熱エネルギー回収ユニットはコールドボックス（２３）、膨張機（２４）、フラッシュタンク（２５）及び増圧機（２６）を含み、ここで前記コールドボックスの第１の入口は前記第１の吸収塔（４）の塔頂出口に接続され、前記コールドボックスの第１の出口は膨張機の入口に接続され、前記膨張機の出口は前記フラッシュタンクの入口に接続され、前記フラッシュタンクの第１の出口は前記コールドボックスの第２の入口に接続され、前記コールドボックスの第２の出口は前記増圧機の入口に接続され、任意選択的に前記フラッシュタンクの第２の出口は前記第１の吸収塔の第２の入口に接続される。

本発明のいくつかの実施形態によれば、前記システムは、前記第１の精留塔と前記第２の精留塔との間に設置された浄化装置をさらに含み、第１の精留塔の塔頂からの材料中の酸性ガス及び／又は水分を除去するために用いられる。

本発明の他の実施形態によれば、前記システムは、前記圧縮機と熱交換器との間に設置された浄化装置をさらに含み、圧縮機からの材料中の酸性ガス及び／又は水分を除去するために用いられる。

第１の、第２の、第３の、第４の、第５の、第６の精留塔等を含む精留塔の入口は、一般的に塔体の側壁に設置され、好ましくは側壁の中部に設置される。

第１の吸収塔及び第２の吸収塔の入口は、一般的に塔体の側壁に設置され、好ましくは側壁の上部に設置される。

実施例１
図１に示すような分離方法を用いて、メタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスを分離する。
プロセスフローは以下のとおりである。
メタン１８及び酸素ガス又は酸素リッチガス１７は、メタンの酸化カップリングによるエチレン製造用反応器１で反応した後、得られたＯＣＭ反応ガスは圧縮機２により段階的に圧力を上昇させ、さらに熱交換器３により冷却された後に吸収塔４に入る。吸収塔４の頂部のガスは再吸収塔１２に送られ、吸収塔４の底部の材料は脱着塔５に入り、再吸収塔１２の塔頂の排気ガス２２は境界領域の外に送られ、塔釜のストリームはガソリン脱着塔１３に送られ、脱着塔５の塔釜の貧溶媒は熱交換された後に吸収塔４に戻され、脱着塔５の塔頂から抽出された気相は脱エタン塔６に入り、脱エタン塔６の塔頂の材料はＣ２水素化反応器７により脱アルキンされた後にエチレン精留塔８に入り、エチレン精留塔８の塔頂の気相は圧縮機の段間に戻され、サイドラインからエチレン製品１９を抽出し、塔釜の材料は分解炉１４に送られ、脱エタン塔６の塔釜の材料は脱プロパン塔９に送られ、脱プロパン塔９の塔頂の材料はＣ３水素化反応器１０により脱アルキンされた後にプロピレン精留塔１１に入り、プロピレン精留塔１１の塔頂の気相は圧縮機の段間に戻され、サイドラインからプロピレン製品２０を抽出し、塔釜の材料は分解炉１４に送られ、脱プロパン塔９の塔釜の材料はＣ４製品２１として抽出され、分解炉１４内で分解により得られた分解ガスは廃熱ボイラー１５により熱量を回収し、油洗浄塔／水洗浄塔１６に入り、次に圧縮機２の第１段の吸入タンクに送られる。
メタンの酸化カップリングによるエチレン製造用反応器の出口の成分は、表１に示すとおりである。

具体的な操作ステップは以下のとおりである。
（１）圧縮：ＯＣＭ反応ガスは圧縮システムに送られ、５段階の圧縮を経て、圧力が４．２ＭＰａに上昇する。
（２）冷却：昇圧後のＯＣＭ反応ガスを１５℃に冷却した後に吸収塔４に入れる。
（３）吸収：吸収塔４の理論段数は５５であり、操作圧力は３．８ＭＰａである。使用される吸収溶剤はエーテルで処理されたＣ４（ｅｔｈｅｒｉｆｉｅｄＣ４）であり、吸収溶剤は吸収塔の塔頂から塔内に入り、ＯＣＭ反応ガスは第３０枚の塔板から入る。ＯＣＭ反応ガス中のＣ２及びそれ以上の成分は溶媒に吸収され、塔釜から抽出され、塔頂はメタン、酸素ガス、ＣＯ等の軽質成分であり、少量の吸収剤が混入される。
（４）脱着：脱着塔５の理論段数は４０であり、操作圧力は２．４ＭＰａであり、操作温度は１５℃程度である。脱着後の塔頂気相を浄化ユニットに送られ、塔釜の貧溶媒を段階的に熱交換した後に１５℃まで冷却して吸収塔４に戻して循環使用する。
（５）浄化：アミン洗浄／アルカリ洗浄塔で脱酸性ガス処理を行った後、次に脱酸処理後のガスを乾燥する。
（６）脱エタン：浄化された材料は脱エタン塔に入り、脱エタン塔の理論段数は５０であり、操作圧力は２．０ＭＰａであり、操作温度は－２０℃である。脱エタン塔６の塔頂から抽出されたエチレン及びエタンに富む材料は、Ｃ２水素化反応器に送られ、水素化によりその中のアセチレン等のアルキンを除去し、脱エタン塔の塔釜材料を脱プロパン塔に送る。
（７）エチレン精留：Ｃ２水素化反応器からの材料はエチレン精留塔８に入り、エチレン精留塔の理論段数は９０であり、操作圧力は２．０ＭＰａであり、操作温度は－３５℃である。エチレン精留塔の塔頂気相を圧縮機の第４段の入口に戻し、サイドラインからエチレン製品を抽出し、塔釜材料を分解炉１４に送る。
（８）脱プロパン：脱プロパン塔９の理論段数は４０であり、操作圧力は０．７ＭＰａであり、脱プロパン塔の操作温度は１６℃である。脱プロパン塔の塔頂材料をＣ３水素化反応器に送り、その中のアルキン及び／又はアルカジエンを除去し、脱プロパン塔の塔釜材料をＣ４製品として抽出する。
（９）プロピレン精留：Ｃ３水素化反応器からの材料はプロピレン精留塔に入り、プロピレン精留塔の理論段数は１６０であり、操作圧力は１．７ＭＰａであり、操作温度は４０℃である。プロピレン精留塔の塔頂気相を圧縮機の第４段の入口に戻し、サイドラインからプロピレン製品を抽出し、塔釜材料は主にプロパンであり、分解炉に送られる。
（１０）分解：ステップ（７）及び（９）からの塔釜材料は分解炉に入り、その中のエタン、プロパン、ノルマルブタン等のアルカンを分解し、分解炉の出口温度が８５０℃以下であり、材料が分解炉内に０．３秒以下滞留する。分解ガスはまず廃熱ボイラーにより熱量を回収し、次に水洗浄塔により温度を下げた後、圧縮機の第１段の入口に送られる。
（１１）再吸収：吸収塔の塔頂からのガスは再吸収塔に入り、再吸収塔の理論段数は２０であり、操作圧力は３．８ＭＰａであり、再吸収剤は塔頂から入り、持ち出された吸収剤及び吸収されなかったＣ２成分を吸収し、再吸収塔の塔頂の排気ガスは境界領域外に送られ、塔釜ストリームはガソリン脱着塔に送られる。
（１２）ガソリン脱着：再吸収塔からの塔釜ストリームはガソリン脱着塔に入り、ガソリン脱着塔の理論段数は好ましくは２８であり、操作圧力は０．５ＭＰａであり、操作温度は１５℃である。ガソリン脱着塔の塔頂ガスは冷却された後に吸収塔に送られ、塔釜からガソリンリーン溶媒が得られ、降温された後、再吸収塔に戻される。
得られたエチレン製品の成分を表２に示し、エチレン製品の生産量を表１２に示す。得られたプロピレン製品の成分を表３に示す。

本実施例において、エチレン製品の純度はポリマーグレードのエチレンの仕様要件に達し、プロピレン製品の純度は化学グレードのプロピレンの仕様要件に達し、エチレンの回収率は９９．７％である。
本実施例を採用すると、分解炉の追加により、吸収塔に入るガスには分解ガスが含まれ、補充吸収剤の使用量を約２２％低減することができ、具体的には、表６に示すとおりである。

実施例２
図２に示すような分離方法を用いて、メタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスを分離する。
プロセスフローは以下のとおりである。
メタン１８及び酸素ガス又は酸素リッチガス１７は、メタンの酸化カップリングによるエチレン製造用反応器１で反応した後、得られたＯＣＭ反応ガスは圧縮機２により段階的に圧力を上昇させ、さらに熱交換器３により冷却された後に吸収塔４に入る。吸収塔４の頂部のガスは再吸収塔１２に送られ、吸収塔４の底部の材料は脱着塔５に入り、再吸収塔１２の塔頂の排気ガス２２は境界領域の外に送られ、塔釜のストリームはガソリン脱着塔１３に送られ、脱着塔５の塔釜の貧溶媒は熱交換された後に吸収塔４に戻され、脱着塔５の塔頂から抽出された気相は脱エタン塔６に入り、脱エタン塔６の塔頂の材料はＣ２水素化反応器７により脱アルキンされた後にエチレン精留塔８に入り、エチレン精留塔８の塔頂の気相は圧縮機の段間に戻され、サイドラインからエチレン製品１９を抽出し、塔釜の材料は分解炉１４に送られ、脱エタン塔６の塔釜の材料は脱プロパン塔９に送られ、脱プロパン塔９の塔頂の材料はＣ３水素化反応器１０により脱アルキンされた後にプロピレン精留塔１１に入り、プロピレン精留塔１１の塔頂の気相は圧縮機の段間に戻され、サイドラインからプロピレン製品２０を抽出し、塔釜の材料は分解炉１４に送られ、脱プロパン塔９の塔釜の材料は分解炉１４に送られ、分解炉１４内で分解により得られた分解ガスは廃熱ボイラー１５により熱量を回収し、油洗浄塔／水洗浄塔１６に入り、次に圧縮機２の第１段の吸入タンクに送られる。
具体的な操作ステップについては、本実施例と実施例１との相違点は、ノルマルブタンを吸収剤として選択すること、脱プロパン塔９の塔釜の材料も分解炉１４に送られることである。
メタンの酸化カップリングによるエチレン製造用反応器の出口の成分は、表１に示すとおりである。
得られたエチレン製品の成分を表４に示し、エチレン製品の生産量を表１２に示す。

得られたプロピレン製品の成分を表５に示す。

本実施例において、エチレン製品の純度はポリマーグレードのエチレンの仕様要件に達し、プロピレン製品の純度は化学グレードのプロピレンの仕様要件に達し、エチレンの回収率は９９．５％である。
本実施例を採用すると、分解炉の追加により、吸収塔に入るガスには分解ガスが含まれ、補充吸収剤の使用量を約３０％低減することができ、具体的には、表６に示すとおりである。

比較例１
実施例２との相違点は、分解炉が設置されておらず、ステップ（７）、（８）及び（９）の塔釜の材料が境界領域外に排出されることのみである。

実施例１及び実施例２と比較例１との比較から、エチレン精留塔、プロピレン精留塔及び／又は脱プロパン塔を含む塔釜の材料を分解炉に送り込んで分解し、次に圧縮段に再循環することにより、同じエチレン回収率、同じ重質成分抽出量、及び類似する溶剤比である場合、補充吸収剤量はいずれも明らかに低下することがわかる。
同時に、吸収塔が一部のＣＯ_２を処理できるため、後続の脱炭素処理量を明らかに減少させることができ、具体的な結果は以下の表７に示すとおりである。

実施例３
図３に示すような分離方法を用いて、メタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスを分離する。
プロセスフローは以下のとおりである。
酸素ガス又は酸素リッチガス１７及びメタン１８は、メタンの酸化カップリングによるエチレン製造用反応器１に入り、酸化カップリングの反応を行った後、得られたＯＣＭ反応ガスは圧縮機２により段階的に圧力を上昇させ、さらに熱交換器３により冷却された後に吸収塔４に入る。吸収塔４の頂部のガスはコールドボックス２３により冷却され、その後に膨張機２４に入りガスを膨張させ、その後にフラッシュタンク２５に送られフラッシュ蒸発し、フラッシュタンク２５の頂部の排気ガス２２はコールドボックス２３に入り、膨張機２４により駆動された増圧機２６により昇圧させた後に排出され、フラッシュタンク２５の底部の液体は吸収塔４の頂部に戻される。吸収塔４の底部の材料は脱着塔５に入り、脱着塔５の塔釜の貧溶媒は熱交換され後に吸収塔４の頂部に戻され、脱着塔５の塔頂から抽出されたガスは脱エタン塔６に入り、脱エタン塔６の塔頂の材料はＣ２水素化反応器７を経過した後にエチレン精留塔８に入り、脱エタン塔６の塔釜の材料はＣ３水素化反応器１０を経過した後にプロピレン精留塔１１に入り、エチレン精留塔８のサイドラインからエチレン製品１９を抽出し、塔頂のガスは圧縮機２の段間に戻され、塔釜のエタンは分解炉１４に送られ、プロピレン精留塔１１のサイドラインからプロピレン製品２０を抽出し、塔頂のガスは圧縮機２の段間に戻され、塔釜のプロパンは分解炉１４に送られる。分解炉１４内で分解により得られた分解ガスは廃熱ボイラー１５により熱量を回収し、油洗浄塔／水洗浄塔１６に入り、次に圧縮機２の第１段の吸入タンクに送られる。
メタンの酸化カップリングによるエチレン製造用反応器の出口の成分は、表１に示すとおりである。
具体的には、以下のステップを含む。
（１）圧縮：ＯＣＭ反応ガスは圧縮システムに送られ、３段階の圧縮を経て、圧力が１．０ＭＰａに上昇し、その後にアミン洗浄塔に送られ浄化される。
（２）浄化：アミン洗浄塔で脱酸性ガス処理を行った後、ＯＣＭ反応ガスを乾燥する。
（３）冷却：浄化処理後のガスを圧縮し続け、圧力を３ＭＰａまで上昇させ、次に段階的に－３５℃まで冷却した後に吸収塔に入れる。
（４）吸収：吸収塔の理論段数は５５であり、操作圧力は２．７ＭＰａであり、塔頂温度は－２７℃である。使用される吸収溶剤はプロパンに富むＣ３留分であり、溶剤は吸収塔の塔頂から塔内に入り、ＯＣＭ反応ガスは第３０枚の塔板から入る。ＯＣＭ反応ガス中のＣ２及びそれ以上の成分は溶媒に吸収され、塔釜から抽出され、塔頂はメタン、酸素ガス、ＣＯ等の軽質成分であり、少量の吸収剤が混入される。
（５）脱着：脱着塔の理論段数は３０であり、操作圧力は２．２ＭＰａである。脱着後の脱着塔の塔頂ガスは脱エタン塔に送られ、塔釜の貧溶媒は段階的に熱交換された後に－３５℃に冷却され吸収塔に戻され循環使用される。
（６）脱エタン：脱エタン塔の理論段数は５０であり、操作圧力は２．０ＭＰａである。脱エタン塔の塔頂からエチレン及びエタンに富むＣ２成分を抽出し、塔釜からプロピレン及びプロパンに富むＣ３成分を抽出する。
（７）エチレン精留：エチレン精留塔の理論段数は９０であり、操作圧力は２．０ＭＰａである。脱エタン塔の塔頂からのガスはまずＣ２水素化反応器に送られてアルキンを除去し、次にエチレン精留塔に送られ、エチレン精留塔の塔頂ガスは圧縮機の第４段の入口に戻され、サイドラインからエチレン製品を抽出し、塔釜はエタンリッチ製品であり、分解炉に送られる。
（８）プロピレン精留：プロピレン精留塔の理論段数は１４０であり、操作圧力は１．７ＭＰａである。脱エタン塔の塔釜からの材料はまずＣ３水素化反応器に送られアルキン、アルカジエンが除去され、次にプロピレン精留塔に送られ、プロピレン精留塔のサイドラインからプロピレン製品を抽出し、塔頂ガスは圧縮機の第４段の入口に戻され、塔釜はプロパンリッチ製品であり、分解炉に送られる。
（９）分解：ステップ（７）で得られたエタンリッチ製品及びステップ（８）で得られたプロパンリッチ製品は分解炉に送られ、分解温度は８５０℃以下であり、滞留時間は０．３秒以下である。得られた分解ガスはまず廃熱ボイラーにより熱量を回収し、次に油洗浄塔／水洗浄塔により降温し、次に圧縮機の第１段の吸入タンクに送られる。
（１０）冷熱エネルギー回収：吸収塔の塔頂の吸収されなかったガスをコールドボックスに入れて温度を－４５℃に下げ、次にフラッシュタンクに入れてフラッシュ蒸発し、フラッシュタンクの底部の液体を吸収塔の頂部に戻し、頂部のメタン、酸素ガス、ＣＯ等の成分に富む排気ガスをコールドボックスに入れ、膨張機により駆動された増圧機により昇圧させた後に排出する。
得られたエチレン製品の成分を表８に示し、エチレン製品の生産量を表１２に示す。

得られたプロピレン製品の成分を表９に示す。

実施例４
図４に示すような分離方法を用いて、メタンの酸化カップリングによるエチレン製造における反応ガスを分離する。
メタンの酸化カップリングによるエチレン製造用反応器の出口の成分は、表１に示すとおりである。
具体的には、以下のステップを含む。
（１）圧縮：ＯＣＭ反応ガスは圧縮システムに送られ、３段階の圧縮を経て、圧力が１．０ＭＰａに上昇し、その後にアミン洗浄塔に送られ浄化される。
（２）浄化：アミン洗浄塔で脱酸性ガス処理を行った後、ＯＣＭ反応ガスを乾燥する。
（３）冷却：浄化処理後のガスを圧縮し続け、圧力を３ＭＰａまで上昇させ、次に段階的に－３５℃まで冷却した後に吸収塔に入れる。
（４）吸収：吸収塔の理論段数は５５であり、操作圧力は２．７ＭＰａであり、塔頂温度は－２７℃である。使用される吸収溶剤はノルマルブタンであり、溶剤は吸収塔の塔頂から塔内に入り、ＯＣＭ反応ガスは第３０枚の塔板から入る。ＯＣＭ反応ガス中のＣ２及びそれ以上の成分は溶媒に吸収され、塔釜から抽出され、塔頂はメタン、酸素ガス、ＣＯ等の軽質成分であり、少量の吸収剤が混入される。
（５）脱着：脱着塔の理論段数は３０であり、操作圧力は２．２ＭＰａである。脱着後の脱着塔の塔頂ガスは脱エタン塔に送られ、塔釜の貧溶媒は段階的に熱交換された後に－３５℃に冷却され吸収塔に戻され循環使用される。
（６）脱エタン：脱エタン塔の理論段数は５０であり、操作圧力は２．０ＭＰａである。脱エタン塔の塔頂からエチレン及びエタンに富むＣ２成分を抽出し、塔釜からプロピレン及びプロパンに富むＣ３成分を抽出する。
（７）エチレン精留：エチレン精留塔の理論段数は９０であり、操作圧力は２．０ＭＰａである。脱エタン塔の塔頂からのガスはまずＣ２水素化反応器に送られてアルキンを除去し、次にエチレン精留塔に送られ、エチレン精留塔の塔頂ガスは圧縮機の第４段の入口に戻され、サイドラインからエチレン製品を抽出し、塔釜はエタンリッチ製品であり、分解炉に送られる。
（８）脱プロパン：脱プロパン塔の理論段数は４０であり、操作圧力は０．７ＭＰａである。脱プロパン塔の塔頂材料はＣ３水素化反応器に送られ、その中のアルキン及び／又はアルカジエンが除去され、脱プロパン塔の塔釜材料はＣ４リッチ製品であり、分解炉に送られる。
（９）プロピレン精留：Ｃ３水素化反応器からの材料はプロピレン精留塔に入り、プロピレン精留塔の理論段数は１６０であり、操作圧力は１．７ＭＰａである。プロピレン精留塔の塔頂気相は圧縮機の第４段の入口に戻され、サイドラインからプロピレン製品を抽出し、塔釜材料は主にプロパンリッチ製品であり、分解炉に送られる。
（１０）分解：ステップ（７）で得られたエタンリッチ製品、ステップ（８）で得られたＣ４リッチ製品、及びステップ（９）で得られたプロパンリッチ製品は分解炉に送られ、得られた分解ガスはまず廃熱ボイラーにより熱量を回収し、次に油洗浄塔／水洗浄塔により降温し、次に圧縮機の第１段の吸入タンクに送られる。
（１１）冷熱エネルギー回収：吸収塔の塔頂の吸収されなかったガスをコールドボックスに入れて温度を－４５℃に下げ、次にフラッシュタンクに入れてフラッシュ蒸発し、フラッシュタンクの底部の液体を吸収塔の頂部に戻し、頂部のメタン、酸素ガス、ＣＯ等の成分に富む排気ガスをコールドボックスに入れ、膨張機により駆動された増圧機により昇圧させた後に排出する。
得られたエチレン製品の成分を表１０に示し、エチレン製品の生産量を表１２に示す。

得られたプロピレン製品の成分を表１１に示す。

実施例４において、補充する必要がある吸収剤の量は２８８７Ｋｇ／ｈであり、エチレンの回収率は９９．９％である。

比較例２
実施例４との相違点は、分解炉が設置されておらず、ステップ（７）で得られたエタンリッチ製品、ステップ（８）で得られたＣ４リッチ製品、及びステップ（９）で得られたプロパンリッチ製品が境界領域外に排出されることのみである。
比較例２において、補充する必要がある吸収剤の量は３６５４Ｋｇ／ｈである。
比較例２に比べて、実施例４では補充する必要がある吸収剤の使用量は２１％減少する。

以上に記載の実施例は本発明を説明するためのものに過ぎず、本発明を限定するものではないことに留意されたい。規定に応じて本発明の請求の範囲内に本発明を変更したり、本発明の範囲及び精神から逸脱しない範囲内に本発明を修正したりすることができる。ここで説明された本発明は特定の方法、材料及び実施例に関するが、本発明がその中に開示された特定の例に限定されることを意味するものではなく、逆に、本発明は他の全ての同じ機能を有する方法及び応用に拡張することができる。

１：メタンの酸化カップリングによるエチレン製造用反応器、２：圧縮機、３：熱交換器、４：第１の吸収塔（吸収塔と呼ぶことができる）、５：第１の精留塔（脱着塔と呼ぶことができる）、６：第２の精留塔（脱エタン塔と呼ぶことができる）、７：第１の水素化反応器（Ｃ２水素化反応器と呼ぶことができる）、８：第３の精留塔（エチレン精留塔と呼ぶことができる）、９：第４の精留塔（脱プロパン塔と呼ぶことができる）、１０：第２の水素化反応器（Ｃ３水素化反応器と呼ぶことができる）、１１：第５の精留塔（プロピレン精留塔と呼ぶことができる）、１２：第２の吸収塔（再吸収塔と呼ぶことができる）、１３：第６の精留塔（ガソリン脱着塔と呼ぶことができる）、１４：分解炉、１５：廃熱ボイラー、１６：油洗浄塔／水洗浄塔、１７：酸素ガス又は酸素リッチガス、１８：メタン、１９：エチレン製品、２０：プロピレン製品、２１：Ｃ４製品、２２：排気ガス、２３：コールドボックス、２４：膨張機、２５：フラッシュタンク、２６：増圧機

Claims

Ｃ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料を分離するための方法であって、
（１）分離対象である、Ｃ２～Ｃ４のオレフィンから選択されるものとＣ１～Ｃ４のアルカンから選択されるものを含むＣ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料を圧縮及び冷却し、圧縮及び冷却後の炭化水素系材料を生成するステップと、
（２）前記圧縮及び冷却後の炭化水素系材料を吸収剤と接触させることにより、その中のＣ２以上の炭化水素系を吸収し、溶媒リッチ材料を生成するステップと、
（３）前記溶媒リッチ材料を精留し、オレフィン及び飽和アルカンを含有する気相材料及び溶媒リーン材料を生成するステップと、
（４）前記オレフィン及び飽和アルカンを含有する気相材料に対して、１回又は複数回の精留を行い、１本又は複数本の飽和アルカンに富む液相材料を生成するステップと、
（５）前記１本又は複数本の飽和アルカンに富む液相材料を分解し、分解ガスを生成するステップと、
（６）前記分解ガスをステップ（１）に循環するステップと、を含み、
前記ステップ（４）は、
前記オレフィン及び飽和アルカンを含有する気相材料を第２の精留塔に送り込んで精留を行い、塔頂からエタン及びエチレンを含有する第１のストリームを得て、塔釜からＣ３以上の炭化水素系を含有する第２のストリームを得て、前記第１のストリームを第３の精留塔に送り込んで精留を行い、サイドラインからエチレン製品ストリームを得て、塔頂からエチレンを含有する第３のストリームを得て、塔釜からエタンに富む第４のストリームを得て、前記第４のストリームのうちの１本又は複数本を分解し、分解ガスを生成し、一部又は全部をステップ（１）に循環することを含む、方法。
ステップ（６）に記載の前記分解ガスをステップ（１）に循環するステップは、前記分解ガスを前記分離対象であるＣ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料と合併した後に一緒に圧縮及び冷却すること、又は前記分解ガスをまず圧縮してから、次に圧縮されたＣ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料と合併し、冷却すること、又は前記分解ガスをまず圧縮及び冷却してから、次に圧縮及び冷却されたＣ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料と合併すること、を含むことを特徴とする、請求項１に記載の方法。
前記オレフィンはエチレン、プロピレン、１－ブテン、２－ブテン、１，３－ブタジエンから選択される１種又は複数種であり、及び／又は
前記Ｃ１～Ｃ４のアルカンは、メタン、エタン、プロパン、ノルマルプロパン、イソプロパン、ノルマルブタン、ｔ－ブタン及びイソブタンから選択される１種又は複数種であり、及び／又は
前記飽和アルカンは、エタン、プロパン、ノルマルブタン及びイソブタンから選択される１種又は複数種であることを特徴とする、請求項１又は２に記載の方法。
前記吸収剤は、Ｃ３のアルカンを含有するＣ３留分、Ｃ４のアルカンを含有するＣ４留分、及びＣ５のアルカンを含有するＣ５留分であることを特徴とする、請求項１～３のいずれか一項に記載の方法。
前記分解の温度は５００～８５０℃であることを特徴とする、請求項１～４のいずれか一項に記載の方法。
ステップ（１）において、前記Ｃ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料は２．０～５．０ＭＰａに圧縮され、及び／又は、
前記Ｃ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料は－４０℃～２０℃に冷却されることを特徴とする、請求項１～５のいずれか一項に記載の方法。
前記Ｃ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料は、メタンの酸化によるエチレンの製造における反応ガス、精製所の乾燥ガス、石炭化学工業の乾燥ガス、接触分解の生成物、フィッシャートロプシュ排気ガス、プロパン脱水素生成物、フレアガス／分離されたＧａｓガス及び分離されたシェールガスのうちの１種又は複数種から由来することを特徴とする、請求項１～６のいずれか一項に記載の方法。
前記ステップ（２）において、第１の吸収塔において、前記圧縮及び冷却後の炭化水素系材料を吸収剤と接触させ、塔頂から軽質成分を含有する気相ストリームを得て、塔釜から溶媒リッチ材料を得ることを特徴とする、請求項１～７のいずれか一項に記載の方法。
前記ステップ（３）において、前記吸収剤を第１の精留塔に送り込んで精留を行い、塔頂からオレフィン及び飽和アルカンを含有する気相材料を得て、塔釜から溶媒リーン材料を得ることを特徴とする、請求項１～８のいずれか一項に記載の方法。
前記第１のストリームが第３の精留塔に入る前に第１の水素化反応器に送り込んで選択的水素化反応を行ってアルキン及び／又はアルカジエンを除去することを特徴とする、請求項１～９のいずれか一項に記載の方法。
前記ステップ（４）は、
前記第２のストリームを第４の精留塔で精留し、塔頂からプロパン及びプロピレンを含有する第５のストリームを得て、塔釜から飽和アルカンに富む第６のストリームを得ることをさらに含むことを特徴とする、請求項１０に記載の方法。
前記ステップ（４）は、
第５のストリームを第５の精留塔に送り込んで精留し、サイドラインからプロピレン製品ストリームを得て、塔頂からプロピレンを含有する第７のストリームを得て、塔釜からプロパンに富む第８のストリームを得ることをさらに含み、
任意選択的に、前記第５のストリームが第５の精留塔に入る前に第２の水素化反応器に送り込んで選択的水素化反応を行ってアルキン及び／又はアルカジエンを除去し、
任意選択的に、前記第７のストリームの一部又は全部をステップ（１）に循環することを特徴とする、請求項１１に記載の方法。
前記第４のストリーム、第６のストリーム及び第８のストリームのうちの１本又は複数本を分解し、分解ガスを生成することを特徴とする、請求項１０～１２のいずれか一項に記載の方法。
前記ステップ（４）は、
第２のストリームを第５の精留塔で精留し、サイドラインからプロピレン製品ストリームを得て、塔頂からプロピレンを含有する第９のストリームを得て、塔釜から飽和アルカンに富む第１０のストリームを得るステップと、
任意選択的に、前記第９のストリームの一部又は全部をステップ（１）に循環するステップと、
任意選択的に、前記第２のストリームが第５の精留塔に入る前に第３の水素化反応器に送り込んで選択的水素化反応を行ってアルキン及び／又はアルカジエンを除去するステップと、をさらに含むことを特徴とする、請求項１０に記載の方法。
前記第４のストリームと第６のストリームのうちの１本又は全てを分解し、分解ガスを生成することを特徴とする、請求項１０又は１４に記載の方法。
前記溶媒リーン材料を循環吸収剤として第１の吸収塔に輸送することを特徴とする、請求項９～１５のいずれか一項に記載の方法。
第１の吸収塔の塔頂からの前記軽質成分を含有する気相ストリームを第２の吸収塔に輸送してその中の再吸収剤と接触させることにより、持ち出された吸収剤及び第１の吸収塔中の吸収剤に吸収されていないＣ２炭化水素系を吸収し、
前記再吸収剤はガソリン、重質ナフサ及び芳香族炭化水素残油から選択されることを特徴とする、請求項８～１６のいずれか一項に記載の方法。
第２の吸収塔の塔頂から得られた排気ガスは境界領域外に排出され、塔釜から得られた液相材料は境界領域外に排出されるか又は他の処理を行うことを特徴とする、請求項１７に記載の方法。
前記他の処理は、第２の吸収塔の塔釜から得られた液相材料を第６の精留塔に送り込んで精留し、塔頂から得られた気相ストリームを第１の吸収塔に送り込んで循環吸収剤とし、塔釜から得られた液相ストリームを第２の吸収塔に送って循環再吸収剤とすることを含むことを特徴とする、請求項１８に記載の方法。
第１の吸収塔の塔頂からの前記軽質成分を含有する気相ストリームに対して冷熱エネルギー回収を行うことを特徴とする、請求項８に記載の方法。
前記軽質成分を含有する気相ストリームをコールドボックスを流れて降温させた後、膨張、フラッシュ蒸発を行うことにより、吸収されていないＣ２炭化水素系及び混入された吸収剤を回収し、Ｃ２炭化水素系を含有しない排気ガスを膨張機により駆動された増圧機により昇圧させた後に排出することを特徴とする、請求項２０に記載の方法。
前記軽質成分を含有する気相ストリームはコールドボックスに入って－８０℃～－３５℃に冷却し、その後に膨張機によりガスを膨張させ、その後にフラッシュタンクに送ってフラッシュ蒸発し、フラッシュタンクの頂部のガスはコールドボックスに入り、その後に膨張機により駆動された増圧機により昇圧させた後に排出され、タンクの底部の液体は第１の吸収塔の頂部に戻されることを特徴とする、請求項２０又は２１に記載の方法。
前記分解ガスは、廃熱ボイラーにより熱量を回収した後、油洗浄塔及び／又は水洗浄塔に入り、次にステップ（１）に循環して圧縮することを特徴とする、請求項１～２２のいずれか一項に記載の方法。
Ｃ１～Ｃ４を含有する炭化水素系材料を分離するための装置であって、
圧縮冷却ユニット、吸収ユニット、脱着ユニット、精留ユニット及び分解ユニットを含み、前記吸収ユニットはそれぞれ前記圧縮冷却ユニットと前記脱着ユニットに接続され、前記精留ユニットはそれぞれ前記脱着ユニットと前記分解ユニットに接続され、前記分解ユニットは前記圧縮冷却ユニットに接続され、
前記圧縮冷却ユニットは圧縮機（２）及び熱交換器（３）を含み、前記吸収ユニットは第１の吸収塔（４）を含み、前記脱着ユニットは第１の精留塔（５）を含み、前記精留ユニットは第２の精留塔（６）及び第３の精留塔（８）を含み、前記分解ユニットは分解炉（１４）を含み、
前記第２の精留塔（６）の塔頂出口は第３の精留塔（８）の入口に接続され、前記第３の精留塔（８）の塔釜出口は前記分解炉（１４）の第１の入口に接続される、装置。
前記圧縮機（２）の出口は熱交換器（３）の入口に接続され、前記熱交換器（３）の出口は前記第１の吸収塔（４）の第１の入口に接続され、前記第１の吸収塔（４）の塔釜出口は前記第１の精留塔（５）の入口に接続され、前記第１の精留塔（５）の塔頂出口は前記第２の精留塔（６）の入口に接続されることを特徴とする、請求項２４に記載の装置。
前記第２の精留塔（６）の塔頂と第３の精留塔（８）との間に第１の水素化反応器（７）が設置され、及び／又は、前記第３の精留塔（８）の塔頂出口は前記圧縮機（２）の入口に接続されることを特徴とする、請求項２４又は２５に記載の装置。
前記精留ユニットはさらに第４の精留塔（９）を含み、ここで、前記第４の精留塔（９）の入口は前記第２の精留塔（６）の塔釜出口に接続され、前記第４の精留塔（９）の塔釜出口は前記分解炉（１４）の第１の入口及び／又は第２の入口に接続されることを特徴とする、請求項２４～２６のいずれか一項に記載の装置。
前記精留ユニットはさらに第５の精留塔（１１）を含み、ここで、前記第４の精留塔（９）の塔頂出口は前記第５の精留塔（１１）の入口に接続され、前記第５の精留塔（１１）と前記第４の精留塔（９）との間に任意選択的に第２の水素化反応器（１０）が設置され、前記第５の精留塔の塔釜出口は前記分解炉の第１の入口及び／又は第２の入口及び／又は第３の入口に接続され、任意選択的に、前記第５の精留塔（１１）の塔頂出口は前記圧縮機（２）の第１の入口に接続されることを特徴とする、請求項２７に記載の装置。
前記分解ユニットはさらに廃熱ボイラー（１５）、及び油洗浄塔及び／又は水洗浄塔（１６）を含み、ここで前記分解炉（１４）の出口は前記廃熱ボイラー（１５）の入口に接続され、前記廃熱ボイラー（１５）の出口は前記油洗浄塔及び／又は水洗浄塔（１６）の入口に接続され、前記油洗浄塔及び／又は水洗浄塔（１６）の出口は前記圧縮機（２）の第１の入口及び／又は第２の入口に接続されることを特徴とする、請求項２４～２８のいずれか一項に記載の装置。
前記第１の吸収塔（４）の塔釜出口は前記第１の精留塔（５）の入口に接続され、前記第１の吸収塔（４）の塔頂出口は第２の吸収塔（１２）の第１の入口に接続され、前記第２の吸収塔（１２）の塔釜出口は任意選択的に第６の精留塔（１３）の入口に接続されることを特徴とする、請求項２４～２９のいずれか一項に記載の装置。
前記第６の精留塔（１３）の塔頂出口は前記第１の吸収塔（４）の第２の入口に接続され、前記第６の精留塔（１３）の塔釜出口は前記第２の吸収塔（１２）の第２の入口に接続されることを特徴とする、請求項３０に記載の装置。
前記第１の吸収塔（４）の塔釜出口は前記第１の精留塔（５）の入口に接続され、前記第１の吸収塔（４）の塔頂出口は冷熱エネルギー回収ユニットに接続されることを特徴とする、請求項２４～２９のいずれか一項に記載の装置。
前記冷熱エネルギー回収ユニットはコールドボックス（２３）、膨張機（２４）、フラッシュタンク（２５）及び増圧機（２６）を含み、ここで前記コールドボックスの第１の入口は前記第１の吸収塔（４）の塔頂出口に接続され、前記コールドボックスの第１の出口は膨張機の入口に接続され、前記膨張機の出口は前記フラッシュタンクの入口に接続され、前記フラッシュタンクの第１の出口は前記コールドボックスの第２の入口に接続され、前記コールドボックスの第２の出口は前記増圧機の入口に接続され、任意選択的に前記フラッシュタンクの第２の出口は前記第１の吸収塔の第２の入口に接続されることを特徴とする、請求項３２に記載の装置。
前記装置は、前記第１の精留塔と前記第２の精留塔との間に設置された浄化装置をさらに含み、第１の精留塔の塔頂からの材料中の酸性ガス及び／又は水分を除去するために用いられ、及び／又は、
前記装置は、前記圧縮機と熱交換器との間に設置された浄化装置をさらに含み、圧縮機からの材料中の酸性ガス及び／又は水分を除去するために用いられることを特徴とする、請求項２４～３３のいずれか一項に記載の装置。
前記Ｃ３のアルカンはノルマルプロパンであり、及び／又は前記Ｃ４のアルカンはノルマルブタンであり、及び／又は前記Ｃ５のアルカンはノルマルペンタン及びイソペンタンから選択されることを特徴とする、請求項４に記載の方法。
第１の吸収塔の理論段数は３０～８０であり、操作圧力は２．０～６．０ＭＰａであることを特徴とする、請求項８に記載の方法。