JP2000512724A

JP2000512724A - Removal of aromatics and / or heavys from methane-based feeds by condensation and stripping

Info

Publication number: JP2000512724A
Application number: JP09534486A
Authority: JP
Inventors: ヤオ，ジェーム; ハウザー，クラレンス，ジー．; ロウ，ウィリアム，アール．; ドバーズ，バーナード，ジェイ．
Original assignee: フイリツプスピトローリアムカンパニー
Priority date: 1996-03-26
Filing date: 1997-03-19
Publication date: 2000-09-26
Anticipated expiration: 2017-03-19
Also published as: AU2335197A; CA2250123A1; TR199801906T2; WO1997036139A1; NO984488L; AR006440A1; EA000800B1; JP4612122B2; MY123833A; TW426665B; CA2250123C; ID17331A; NO309397B1; OA11014A; IN191375B; NO984488D0; AU707336B2; CO5090917A1; EA199800856A1; SA97180452B1

Abstract

(57)【要約】凝縮及びストリッピングによりメタンを主としたガス流からベンゼン、他の芳香族及び（又は）他の重質炭化水素成分を除去するための方法及び付随する装置。処理装置の汚染及び閉塞を防ぐためにベンゼン及び他の芳香族を除去するのが望ましく、他の重質炭化水素成分は、それらの価値のために回収するのが望ましい。冷却した供給物流（１１８）を塔（６０）へ供給し、メタンに富む蒸気流（１２０）とベンゼン／芳香族／重質物液体（１１４）へ分離する。液体（１１４）を熱交換器（６２）へ送り、冷却を行わせる。暖かい乾燥ガス（１０８）を熱交換器（６２）で冷却し、ストリッピングガス（１０９）として塔（６０）へ送る。 (57) Abstract: A method and associated apparatus for removing benzene, other aromatics and / or other heavy hydrocarbon components from a methane-based gas stream by condensation and stripping. It is desirable to remove benzene and other aromatics to prevent fouling and blockage of the treatment equipment, and it is desirable to recover other heavy hydrocarbon components for their value. The cooled feed stream (118) is fed to a column (60) and separated into a methane-rich vapor stream (120) and a benzene / aromatic / heavy liquid (114). The liquid (114) is sent to the heat exchanger (62) for cooling. The warm drying gas (108) is cooled in a heat exchanger (62) and sent to the column (60) as stripping gas (109).

Description

【発明の詳細な説明】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〔技術分野〕本発明は、独特の凝縮及びストリッピング法により、メタンを主とした(metha ne-based)ガス流からベンゼン、他の芳香族及び（又は）一層重質の炭化水素成分の除去するための方法及び付随する装置に関する。〔背景技術〕成分を分離、精製、貯蔵する目的で、またそれら成分を一層経済的で便利な形態で輸送するために、通常ガス状の物質の低温液化が用いられている。殆どのそのような液化装置は、含まれるガスとは無関係に一般に多くの操作を要し、従って、多くの同じ問題を抱えている。液化方法で一般に起きる一つの問題は、特に芳香族が存在する場合、処理装置にそれら物質の沈殿及び続く固化が起き、それによって処理効率及び信頼性が低下する結果になることである。別の一般的問題は、ガス流の主要部分の液化が行われる直前に、ガス流から少量の一層価値のある高分子量化学物質を除去することである。従って、本発明は、特に天然ガスの処理に関連して記述するが、同様な問題に遭遇する他の装置でガスを処理する場合にも適用することができる。天然ガスを処理する技術分野では、天然ガスからメタンよりも大きな分子量を有する炭化水素（Ｃ₂+）を分離し、それによってメタンを主としたパイプラインガスと、他の目的に有用なＣ₂+流とを生成させるために、ガスを低温処理にかけることが一般に行われている。Ｃ₂+流は、屡々個々の成分流、例えばＣ₂、Ｃ₃、Ｃ₄及びＣ₅+に分離されている。天然ガスを輸送及び貯蔵するために低温処理してそれを液化することも一般に行われている。天然ガスを液化する主な理由は、液化によって体積が約1/600に減少し、それによって一層経済的で実用的な設計のコンテナーで液化ガスを貯蔵及び輸送することができるようになる結果になることにある。例えば、ガスを供給源から遠距離の市場へパイプラインにより輸送する場合、そのパイプラインを実質的に一定な大きな負荷率で操作することが望ましい。パイプラインの輸送能力或は容量は、屡々要求量を越えているが、時には要求量がパイプラインの輸送能力を越えることがある。要求量が供給を越える場合のピークを削減するために、供給が要求量を越えている場合に送っておくやり方で過剰のガスを貯蔵し、それによって将来の要求量のピークを、貯蔵しておいたものによって対処できるようにすることが望ましい。これを行うための一つの実際的手段は、ガスを貯蔵するために液化状態へ変え、必要が生じた場合に、その液体を気化することである。天然ガスの液化は、供給源と市場とが大きな距離離れていて、パイプラインを利用できないか、又は実際的でない場合、供給源からマーケットへガスを輸送できるようにするためにも非常に重要である。このことは、輸送が海上船舶によって行われなければならない場合には特にそうである。ガス状態で船で輸送するのは一般に実際的ではない。なぜなら、ガスの比容積を著しく減少させるためにかなりの加圧を必要とし、そのことが今度は一層高価な貯蔵コンテナーを使用することを必要とするからである。天然ガスを液体状態で貯蔵及び輸送するために、大気圧に近い蒸気圧を持つ場合、天然ガスを−２４０°Ｆ〜−２６０°Ｆに冷却するのが好ましい。天然ガス等を液化するために従来の技術で多くの装置が存在し、その場合ガスを上昇させた圧力で複数の冷却段階に連続的に通し、それによってガスを一層低い温度へ連続的に冷却し、最後に液化温度に到達させることによりガスを液化する。冷却は、一般にプロパン、プロピレン、エタン、エチレン、及びメタン又はそれらの一種又は多種の組合せのような一種類以上の冷却剤と熱交換することにより達成される。当分野では、冷却剤は屡々カスケード式に配置されており、各冷却剤は閉じた冷却サイクル中で用いられている。液体の一層の冷却は、液化天然ガスを一つ以上の膨張段階で大気圧へ膨張させることにより行うことができる。各段階では、液化ガスを低圧へフラッシュさせ、それによって著しく低い温度の二相気・液混合物を生ずる。その液体を回収し、再びフラッシュする。このようにして液化ガスを更に冷却し、大気圧に近い圧力で液化ガスを貯蔵するのに適した貯蔵又は輸送温度にする。大気圧に近い圧力へのこの膨張では、更に別の幾らかの体積の液化ガスをフラッシュする。膨張段階からのフラッシュされた蒸気を一般に収集し、液化のために再循環するか、又は発電のための燃料ガスとして用いる。前に述べたように、天然ガスの液化での主たる操作上の問題は、天然ガス流から残留しているベンゼン及び他の芳香族化合物を、前記流れの主要部分の液化の直前に除去することであり、そのような成分は沈澱及び固化し、それによってパイプ及び重要な処理装置の汚染及び潜在的閉塞を起こす傾向があることである。一例として、そのような汚染は熱交換器、特に板・ひれ(plate-fin)型熱交換器の熱移動効率及び処理量を著しく低下することがある。技術的及び経済的理由から、ベンゼンのような不純物を完全に除去する必要はない。しかし、その濃度を減少させることは望ましい。天然ガスからの汚染物の除去は、液化工程で用いたのと同じ型の冷却によって達成してもよく、この場合、それらの個々の凝縮温度に従って汚染物が凝縮する。ベンゼン汚染物を分離する場合と異なって、ガスを液化するまで低い温度へ冷却しなければならないことを別として、基本的冷却方法は液化及び分離の場合と同じである。従って、残留ベンゼンに関して、供給ガスの一部分が凝縮する温度へ天然ガスを冷却しさえすればよい。これは、凝縮ベンゼンを主たるガス流から分離するためのＬＮＧ回収工程で適当な点に含まれる低温分離で達成することができる。低温分離塔の効率的操作のために、塔から取り出さなければならない低温の凝縮液体を、低温分離塔へ与えられた暖かい乾燥ガス流と熱交換させるために用いるのが望ましい。しかし、この熱交換方式は、その熱交換器へ供給された二つの流れの過度の温度差から生ずる問題を与える。実際的温度差は１００°Ｆを越えるので、熱交換器への熱衝撃により慣用的材料で作られた熱交換器装置の有効寿命を短くするか、損傷を起こすことがある。低温分離塔の効率的操作に関連した別の考察から、塔の自動的始動を可能にする熱交換器制御が与えられている。メタンに富むガス流を処理する際の更に別な問題は、その流れの主要部分を液化する前にガス流から高分子量炭化水素を回収するか、又は残留流をパイプライン又は他の処理工程へ戻すためのコスト的に効果的な手段を欠いていることである。回収された高分子量炭化水素は、一般にガス流中の残留成分よりも単位質量当たり一層大きな値を有する。〔発明の開示〕本発明の目的は、主要部分を液化しなければならないメタンを主としたガス流から残留する量のベンゼン及び他の芳香族を除去することである。本発明の別の目的は、メタンを主としたガス流から高分子量炭化水素を除去することである。本発明の更に別な目的は、主要部分を液化しなければならないメタンに富むガス流から高分子量炭化水素を除去することである。本発明の更に別な目的は、エネルギー効率の良いやり方でメタンを主としたガス流からベンゼン、他の芳香族及び（又は）高分子量炭化水素を除去することである。本発明の更に別な目的は、ベンゼン、他の芳香族及び（又は）高分子量炭化水素を除去するために用いる方法を、ガスプラントで日常用いられている技術と両立し、それに一体化することができるようにすることである。本発明の更に別な目的は、メタンを主としたガス流からベンゼン、他の芳香族及び（又は）高分子量炭化水素を除去するために用いる方法及び装置を、比較的簡単で、小型で、コスト的に効率的なものにすることである。本発明の更に別な目的は、主要部分を液化すべきメタンを主としたガス流からベンゼン、他の芳香族及び（又は）高分子量炭化水素を除去するために用いる方法を、液化天然ガスを生成させるプラントで日常用いられている技術と両立し、それに一体化することができるようにすることである。本発明の更に別な目的は、低温流体を取扱う際の上述及び他の付随する問題を解決する熱交換器制御を与えることである。本発明の更に別な目的は、初期の装置温度条件及び熱交換器のためのコストを低下する改良された制御方法を与えることである。更に特別な目的は、熱交換装置へ熱衝撃を与えることなく、低温流体流に対し暖かい流体流の冷却を可能にするように、熱交換器の温度を制御することである。本発明の更に別な目的は、低温分離塔の自動的始動を促進するように熱交換器を制御することである。本発明の一つの態様として、ベンゼン及び（又は）他の芳香族を、（１）ガス流の大部分が液化される工程の直前に、メタンを主としたガス流の少量部分を凝縮し、それによってに二相流を生成させ、（２）前記二相流をストリッピング塔の上方領域に供給し、（３）前記ストリッピング塔の上方領域から芳香族が枯渇したガス流を取り出し、（４）前記ストリッピング塔の下方領域から芳香族に富む液体流を取り出し、（５）間接熱交換により前記芳香族に富む液体流とメタンに富むストリッピングガス流とを接触させ、それによって暖められた芳香族含有流と、冷却されたメタンに富むストリッピングガス流とを生成させ、（６）前記冷却されたメタンに富むストリッピングガス流を前記ストリッピング塔の下方領域へ供給し、場合により、（７）前記芳香族枯渇ガス流を液化工程へ供給し、そこで前記ガス流の主要部分を液化し、それによって液化天然ガスを生成させる、ことからなる方法によりメタンを主としたガス流から除去する。本発明の別の態様として、メタンを主としたガス流中の高分子量炭化水素を、（１）メタンを主としたガス流の少量部分を凝縮して二相流を生成させ、（２）前記二相流をストリッピング塔の上方領域に供給し、（３）前記ストリッピング塔の上方領域から重質物が枯渇したガス流を取り出し、（４）前記ストリッピング塔の下方領域から重質物に富む液体流を取り出し、（５）間接熱交換により前記重質物に富む液体流とメタンに富むストリッピングガス流とを接触させ、それによって暖められた重質物に富む流れと、冷却されたメタンに富むストリッピングガス流とを生成させ、（６）前記メタンに富むストリッピングガス流を前記ストリッピング塔の下方領域へ供給する、ことからなる方法により除去し、濃縮する。本発明の更に別な態様として、本発明は、（１）メタンを主としたガス流の少量部分を凝縮して二相流を生成させる凝縮器、（２）前記二相流を供給し、そこから蒸気流と液体流とを生成させるストリッピング塔、（３）ガス流と液体流との間の間接熱交換を与えて、冷却されたガス流と暖められた液体流とを生成させる、間接熱交換手段を含む熱交換器、（４）前記凝縮器と前記ストリッピング塔の上方領域との間の前記二相流を流すための導管、（５）前記ストリッピング塔の上方領域へ接続された、前記蒸気流を除去するための導管、（６）前記ストリッピング塔と前記熱交換器との間の、前記液体流を流すための導管、（７）前記熱交換器と前記ストリッピング塔との間の前記冷却されたガス流を流すための導管、（８）前記熱交換器に接続された、前記熱交換器からの前記暖められた液体流を流すための導管、（９）前記熱交換器に接続された、前記熱交換器へ前記ガス流を流すための導管、を具えた装置にある。本発明の更に別な態様として、前記及び他の目的及び利点は、暖かい流体のためのバイパス導管を与えることにより、低温流体と暖かい流体とを取扱う熱交換器を制御することにより達成され、この場合、バイパス導管中の制御弁を、前記熱交換流体の温度比に呼応して操作する。本発明の別の態様に従って、自動始動制御は、塔の始動を促進し、次に希望の温度に呼応して暖かいガス流を操作するように切り替わる、暖かい流体流を操作する一時的温度選択のための高セレクタ（high selector）を含む。〔図面の簡単な説明〕第１図は、メタンを主としたガス流からベンゼン、他の芳香族及び（又は）高分子量炭化水素物質を除去するための本発明の方法及び装置を例示する低温ＬＮＧ製造法の簡単な工程図である。第２図は、第１図に例示した方法及び装置を一層詳細に例示する簡単な工程図である。第３図は、熱交換流体のための望ましい温度比を維持するための、本発明の低温分離塔及び付随する制御装置を例示する概略的図面である。第４図は、低温分離塔の自動始動を可能にする温度を一時的に選択するための、第３図と同様な概略的図面である。〔好ましい態様についての説明〕好ましい態様としての本発明は、（１）主要部分を凝縮すべきメタンに富むガス流からベンゼン及び（又は）他の芳香族を除去すること、及び（２）主要部分を凝縮すべきメタンを主としたガス流から一層価値のある高分子量炭化水素物質を除去することに適用することができるが、この技術はメタンを主とした流れからそのような物質を一般に回収（例えば、天然ガスから天然ガス液体の除去）に適用することもできる。ベンゼン及び他の芳香族は、それらの融点が比較的高い温度にあるため、独特の問題を与える。一例として、６個の炭素原子を有するベンゼンは、５．５℃の融点及び８０．１℃の沸点を有する。同じく６個の炭素原子を有するヘキサンは、−９５℃の融点及び６８．９５℃の沸点を有する。従って、同様な分子量の他の炭化水素と比較して、ベンゼン及び他の芳香族化合物は、処理装置及び導管の汚染及び（又は）閉塞に関して遥かに大きな問題を与える。ここで用いられる芳香族化合物とは、少なくとも一つのベンゼン環の存在を特徴とする化合物である。ここで用いられる高分子量炭化水素物質とは、エタンよりも大きな分子量を有する炭化水素物質であり、この用語は重質炭化水素と言う言葉と互換的に用いられている。簡単明瞭にするため、次の記載は、天然ガス流を低温冷却して液化天然ガスを生成させるのに本発明の方法及び付随する装置を用いることに限定する。特に次の記載は、カスケード式冷却サイクルを用いた液化方式で、ベンゼン及び（又は）他の芳香族物質及び（又は）高分子量炭化水素（重質炭化水素）を除去することに焦点を当てる。しかし、ここに記載する本発明の方法及び付随する装置の適用性は、カスケード式冷却サイクルを用いた液化装置、又は天然ガス流を排他的に処理するものに限定されるものではない。本方法及び付随する装置は、（ａ）メタンを主としたガス流中に、ベンゼン及び（又は）重質芳香族が、処理装置、特に前記流れを凝縮させるために用いた熱交換器を汚染又は閉塞することがある濃度で存在する場合、或は（ｂ）どのような理由にせよ、メタンを主としたガス流から高分子量炭化水素を除去及び回収することが望ましい場合の、どのような冷却装置にも適用することができる。天然ガス流の液化冷却プラントは種々の形態を有する。最も効率的で効果的なものは、カスケード型操作及びこの型と、膨張型冷却とを組合せたものである。また、液化天然ガス（ＬＮＧ）を製造する方法は、その最初の部分としてメタンよりも大きな分子量の炭化水素を分離することを含んでいるので、ＬＮＧを効果的に冷却製造するためのプラントについての記述は、天然ガス流からＣ₂+炭化水素を除去するための同様なプラントを記述している。カスケード式冷却装置を用いた好ましい態様として、本発明は、上昇させた圧力例えば約６５０ｐｓｉａで天然ガス流を連続的に冷却することに関し、多段階プロパンサイクル、多段階エタン又はエチレンサイクル、及び（ａ）メタンを更に冷却し、圧力を大気圧近くに低下させるための閉じたメタンサイクルとそれに続く単一又は多段階膨張サイクル、又は（ｂ）メタン源として供給ガスの一部分を用い、メタンを更に冷却して圧力を大気圧近くへ低下させるための多段階膨張サイクルを中に含む端部開放メタンサイクルに通すことにより、ガス流を連続的に冷却する。連続的冷却サイクル中、最も高い沸点を有する冷却剤を最初に用い、次に中間的沸点を有する冷却剤を用い、最後に最も低い沸点を有する冷却剤を用いる。前処理工程は、その設備へ送られた天然ガス供給物流から、酸ガス、メルカプタン、水銀、及び水分のような望ましくない成分を除去するための手段を与える。このガス流の組成は著しく変化している。ここで用いた天然ガス流とは、大部分が天然ガス供給物流、例えば、少なくとも８５重量％のメタンを含み、残余がエタン、高級炭化水素、窒素、二酸化炭素、及び少量の他の汚染物、例えば、水銀、硫化水素、メルカプタンである供給物流から生ずる主にメタンからなるどのような流れでもよい。前処理工程は、冷却サイクルの上流に位置するか、又は初期サイクル中の早い冷却段階の一つより下流に位置する別の工程であってもよい。次の記載は、当業者に容易に入手できる利用可能な手段の幾つかの一部のリストである。アミン含有水溶液を用いた収着法により、酸ガス及び或る程度のメルカプタンが通常除去されている。この処理工程は、一般に初期サイクルで用いられている冷却段階より上流で行われている。初期冷却サイクルの上流及び初期冷却サイクル中の第一冷却段階より下流でのガス圧縮及び冷却後の二相気・液分離により、水の大部分は液体として通常除去されている。水銀は通常水銀収着床により除去される。残留する水及び酸ガスは、再生可能な分子篩のような適当に選択された収着剤床を用いることにより通常除去されている。収着剤床を用いた方法は、一般に初期冷却サイクル中の第一冷却段階より下流に位置させるのが一般的である。得られた天然ガス流は、一般に上昇させた圧力で液化工程へ送られるか、又は上昇させた圧力へ圧縮され、その圧力は５００ｐｓｉａより高く、好ましくは約５００〜約９００ｐｓｉａ、一層好ましくは約５５０〜約６７５ｐｓｉａ、更に一層好ましくは約５７５〜約６５０ｐｓｉａ、最も好ましくは約６００ｐｓｉａの圧力である。流れの温度は、周囲温度に近いところから僅かにそれより高いのが典型的である。代表的な温度範囲は６０°Ｆ〜１２０°Ｆである。前に述べたように、この点での天然ガス流を、複数の冷却剤、好ましくは３種類の冷却剤との間接熱交換により複数の多段階（例えば、三つの）サイクル又は工程で冷却する。与えられたサイクルについての全冷却効率は、段階の数が増大するに従って改良されるが、この効率の増大は、対応する正味の資本コストの増大及び工程の複雑化を伴う。供給ガスは、比較的高沸点の冷却剤を用いた第一閉鎖冷却サイクル中で、効果的な数の冷却段階、公称２、好ましくは２〜４、一層好ましくは３段階に通すのが好ましい。そのような冷却剤は、好ましくは大部分がプロパン、プロピレン、又はそれらの混合物、一層好ましくはプロパンからなり、最も好ましくは冷却剤は本質的にプロパンからなる。然る後、処理した供給ガスを、低い沸点を有する冷却剤との熱交換を行う第二閉鎖冷却サイクル中で、効果的な数の段階、公称２、好ましくは２〜４、一層好ましくは２又は３の段階を通して流す。そのような冷却剤は大部分が、好ましくはエタン、エチレン、又はそれらの混合物、一層好ましくはエチレンからなり、最も好ましくは冷却剤は本質的にエチレンからなる。各冷却剤について上で述べた冷却工程の各々は、別々の冷却領域を有する。一般に天然ガス供給物流は、一つ以上の冷却段階でＣ₂+に富む液体の形成をもたらすような量でＣ₂+成分を含有する。この液体は気・液分離手段、好ましくは一つ以上の慣用的気・液分離器により除去する。一般に、各段階の天然ガスの連続的冷却は、できるだけＣ₂及びそれより分子量の大きな炭化水素をガスから除去し、メタンに富む第一ガス流と、かなりの量のエタン及びそれより重い成分を含む第二液体流を生ずるように制御する。Ｃ₂+成分に富む液体流を除去するために、冷却領域より下流の計画的位置に効果的な数の気・液分離手段を配置する。気・液分離器の正確な位置及び数は、天然ガス供給物流のＣ₂+組成、最終生成物の希望のＢＴＵ含量、Ｃ₂+成分の他の用途のための価値、及びＬＮＧプラント及びガスプラント操作の当業者によって日常考慮されている他の因子のような多くの操作因子に依存する。Ｃ₂+炭化水素流（単数又は複数）は、単一段階のフラッシュ又は精留塔により脱メタン化することができる。前者の場合、メタンに富む流れを再加圧又は再循環してもよく、或は燃料ガスとして用いてもよい。後者の場合、メタンに富む流れは加圧下で液化工程へ直接戻すことができる。Ｃ₂+炭化水素流（単数又は複数）又は脱メタン化Ｃ₂+炭化水素流は、燃料として用いてもよく、或は一つ以上の精留領域で精留するなどして更に処理し、特定の化学的成分（例えば、Ｃ₂、Ｃ₃、Ｃ₄及びＣ₅+）に富む個々の流れを生ずるようにしてもよい。第二冷却サイクルの最後の段階では、主にメタンであるガス流を大部分、好ましくは全てを凝縮（即ち、液化）する。後の節で一層詳細に述べる好ましい態様の一つとして、本方法のこの位置で、ベンゼン、他の芳香族及び（又は）重質炭化水素を除去するために本発明の方法及び付随する装置を用いることができる。この位置での処理圧力は、第一サイクルの第一段階への供給ガスの圧力よりも僅かに低いだけである。液化天然ガス流を、次に二つの態様の一つにより第三工程又はサイクルで更に冷却する。一つの態様として、液化天然ガス流を第三閉鎖冷却サイクルで間接熱交換により更に冷却し、この場合凝縮したガス流を効果的な数の段階、公称２、好ましくは２〜４、最も好ましくは３つの段階に通すことにより更に冷却し、この時の冷却は、第二サイクルで用いた冷却剤よりも低い沸点を有する第三冷却剤により与えられる。この冷却剤は好ましくは大部分がメタンからなり、一層好ましくは主にメタンである。開放メタン冷却サイクルを用いた第二の好ましい態様では、液化天然ガス流を、後で記載するやり方で主メタンエコノマイザー(econo mizer)でフラッシュガスと接触させることにより更に冷却する。第四サイクル又は工程で、冷却した液体からのフラッシュガスの膨張及び分離により、液化ガスを更に冷却する。記載するやり方で、系からの窒素の除去及び凝縮した生成物は、この段階の一部として又は別の連続する工程で達成する。閉鎖サイクルと開放サイクル(open-cycle)とを区別する主要な因子は、大気圧近くにフラッシュする前の液化流の初期温度、前記フラッシュで発生したフラッシュ蒸気の相対的量、及びフラッシュした蒸気の付着である。フラッシュ蒸気の大部分は、開放サイクル系ではメタン圧縮機へ再循環するのに対し、閉鎖サイクル系ではフラッシュした蒸気は、一般に燃料として用いられる。開放又は閉鎖サイクルメタン系のどちらでも、第四サイクル又は工程で、液化生成物を、少なくとも１、好ましくは２〜４、一層好ましくは３回の膨張により冷却し、この場合各膨張で、ジュール・トムソン膨張弁又は水圧膨張器を用い、次に気・液生成物を分離器で分離する。水圧膨張器を用い、適切に操作した場合、資本の増大及び膨張器に伴う操作コストを考慮に入れても、回収力、流れ温度の著しい低下、及びフラッシュ工程中生成蒸気の減少を伴う一層大きな効率により屡々コスト的に効果的になる。開放サイクル系で用いた一つの態様では、フラッシュ前の高圧液化生成物の付加的冷却は、この流れの一部分を一つ以上の水圧膨張器により先ずフラッシュし、次に前記フラッシュした流れを用いた間接熱交換手段によりその高圧液化流をフラッシュ前に冷却することにより行うことができる。フラッシュした生成物は、次に開放メタンサイクルで、温度及び圧力についての考察に基づき、適当な場所へ戻すことにより再循環する。第四サイクルへ入る液体生成物が約６００ｐｓｉａの好ましい圧力になっている場合、３段階フラッシュ工程のための代表的フラッシュ温度は約１９０．６１及び１４．７ｐｓｉａである。開放サイクル系では、記載する窒素分離工程でフラッシュ又は精留された蒸気及び膨張フラッシュ工程でフラッシュされた蒸気は、前に述べた第三工程又はサイクルでの冷却剤として用いる。閉鎖サイクル系では、フラッシュ段階からの蒸気は、再循環前又は燃料として使用する前に、冷却剤として用いてもよい。開放又は閉鎖サイクル系のどちらでも、大気圧に近い圧力まで液化流をフラッシュすることにより、−２４０°Ｆ〜−２６０°Ｆの温度を有するＬＮＧ生成物を生ずる。供給物流中にかなりの窒素が存在する場合、液化生成物のＢＴＵ含量を許容可能な範囲内に維持するため、本方法の或る場所で窒素を濃縮し、除去しなければならない。当業者はこの目的のために種々の方法を利用することができる。次のものはその例である。開放メタンサイクルを用い、供給物中の窒素濃度が低い場合、典型的には、約１．０体積％より低い場合、一般にメタン圧縮機の高圧入口又は出口で少量の側流を取り出すことにより窒素除去達成する。閉鎖サイクルの場合、供給ガス中の窒素濃度が１．５体積％までは、液化流を一般に工程条件から大気圧に近い圧力へ単一工程、通常フラッシュドラムによりフラッシュする。窒素含有フラッシュ蒸気を、次に圧縮機を駆動するガスタービンのための燃料ガスとして一般に用いる。大気圧に近い圧力になったＬＮＧ生成物は貯蔵部へ送る。入口供給ガス中の窒素濃度が約１．０〜約１．５体積％で、開放サイクルを用いた場合、第四冷却工程前に第三冷却工程からの液化ガス流をフラッシュ工程にかけることにより窒素を除去することができる。フラッシュした蒸気は、かなりの濃度の窒素を含み、後で燃料ガスとして用いてもよい。これらの濃度での窒素除去のための典型的なフラッシュ圧力は約４００ｐｓｉａである。供給物流が約１．５体積％より大きい濃度で窒素を含み、開放又は閉鎖サイクルを用いた場合、フラッシュ工程は充分な窒素の除去を与えない。そのような場合には、窒素排除塔を用い、そこから窒素に富む蒸気流と液体流とを生成させる。窒素排除塔を用いた好ましい態様では、メタンエコノマイザーへの高圧液化メタン流を第一及び第二部分へ分割する。第一部分は約４００ｐｓｉａへフラッシュし、二相混合物を供給流体として窒素排除塔へ送る。高圧液化メタン流の第二部分は、後で記述するメタンエコノマイザーに通して流すことにより更に冷却し、次にそれを４００ｐｓｉａへフラッシュし、得られた二相混合物又はその液体部分を塔の上方領域へ送り、そこでそれは還流する流れとしての機能を果たす。窒素排除塔の頂部から生じた窒素に富む蒸気流は、一般に燃料として用いられる。塔の底部から生じた液体流は、次にメタン膨張の第一段階へ送る。天然ガス液化のための冷凍冷却カスケード法で天然ガスを液化するのに必須なことは、天然ガス流から熱エネルギーを冷却剤へ移し、最終的にそのエネルギーを環境へ移すために一種類以上の冷却剤を用いることである。本質的には冷却装置は、天然ガス流から熱エネルギーを除去し、その流れを次第に益々低い温度へ冷却していくことにより熱ポンプとしての機能を果たす。液化工程は幾つかの種類の冷却を用いており、それらには（ａ）間接熱交換、（ｂ）蒸発、及び（ｃ）膨張又は圧力低下が含まれるが、それらに限定されるものではない。ここで用いる間接熱交換とは、冷凍又は冷却剤が冷却すべき物質を、実際にその冷却剤と被冷却物質との間に物理的接触を行うことなく冷却する方法を指す。特別な例には、管・殻型熱交換器、コア・イン・ケトル(core-in-ket tle)型熱交換器、真鍮被覆アルミニウム板・ひれ型熱交換器で行われる熱交換が含まれる。冷却剤と被冷却物質との物理的状態は、装置の要件及び選択した熱交換器の型に依存して変化する。例えば本発明の方法では、冷却剤が液体状態で、被冷却物質が液体又は気体状態である場合には、管・殻型熱交換器が典型的に用いられるのに対し、冷却剤が気体状態で、被冷却物質が液体状態の場合には板・ひれ型熱交換器が典型的に用いられる。最後に、コア・イン・ケトル型熱交換器は、被冷却物質が液体又は気体で、冷却剤が熱交換中に液体状態から気体状態へ相変化を起こす場合に用いられるのが典型的である。気化冷却とは、系を一定の圧力に維持し、物質の一部分の蒸発又は気化によりその物質を冷却することを指す。例えば、気化中、物質の蒸発する部分が、その物質の液体状態のままになっている部分から熱を吸収し、それによってその液体部分を冷却する。最後に、膨張又は減圧冷却とは、気体−、液体−、又は二相系の圧力が、圧力低下手段を通過させることにより低下する場合に起きる冷却を指す。一つの態様として、この膨張手段はジュール・トムソン膨張弁である。別の態様として、膨張手段は水圧(hydraulic)又はガス膨張器である。膨張器は膨張過程により仕事エネルギーを回収するので、膨張の時に工程流温度を一層低くすることができる。次の説明及び図面で、スロットル弁を通って流すことにより冷却剤を膨張させ、次に冷却剤冷却器又は凝縮器中で気体と液体の部分を続いて分離することをそれら説明又は図面は描写しているが、この場合もそうであるように、ここで間接熱交換も起きる。この簡単化した方式は有効で、時々コスト及び簡単さのため好まれているが、膨張及び分離を行い、次に別の工程として部分的蒸発、例えば、冷却器又は凝縮器中での間接熱交換前に、スロットル弁とフラッシュドラムとの組合せを行うのが一層効果的である。別の有効な態様として、スロットル又は膨張弁は別のものではなく、冷却剤冷却器又は凝縮器の一体的部分になっていてもよい（即ち、フラッシュが冷却器への液化冷却剤の導入で起きる）。同様なやり方で、単一の容器（即ち、冷却器）又は複数の容器中で与えられた冷却段階のための複数の流れの冷却が行われる。前者は一般に資本装置コストの見地から好ましい。第一冷却サイクルでは、高沸点ガス状冷却剤、好ましくはプロパンを、熱移動媒体との間接熱移動によりそれを液化することができる圧力まで圧縮することにより冷却が与えられ、その熱移動は最終的には熱吸収部として環境を用い、一般にその熱吸収部は大気であるか、新鮮な水源、塩水源、地面、又はそれらの二つ以上である。凝縮した冷却剤は、次に適当な膨張手段により膨張冷却の一つ以上の工程を受け、それによってかなり低い温度を有する二相混合物を生ずる。一つの態様として、主たる流れを少なくとも二つの別々の流れ、好ましくは２〜４の流れ、最も好ましくは３つの流れに分割し、夫々の流れを指定した圧力へ別々に膨張させる。次に各流れは、一つ以上の選択した流れとの間接熱移動により蒸発冷却を与え、そのような流れの一つは液化すべき天然ガス流である。別々の冷却剤の流れの数は、冷却剤圧縮機段階の数に相当する。各々の流れから気化した冷却剤を、次に冷却剤圧縮機のところで適当な段階へ戻す（例えば、二つ別々の流れは二段階の圧縮機に相当する）。一層好ましい態様として、全ての液化した冷却剤を予め設定した圧力へ膨張させ、この流れを次に一つ以上の選択した流れとの間接熱移動により気化冷却を与えるように用い、そのような流れの一つは液化すべき天然ガス流である。液化冷却剤の一部分を、次に間接熱移動手段から取り出し、一層低い圧力及びそれに対応する低い温度へ膨張させることにより膨張冷却し、その場合一種類以上の指定した流れとの間接熱移動手段により気化冷却を与え、そのような流れの一つは液化すべき天然ガス流である。この態様では、名目上二つのそのような膨張冷却／気化冷却工程、好ましくは２〜４、最も好ましくは３つの工程を用いる。第一の態様と同様に、各工程からの冷却剤蒸気を、段階的にした圧縮機の適当な入口へ戻す。好ましいカスケード式態様では、低い沸点の冷却剤（即ち、第二及び第三サイクルで用いた冷却剤）の液化のための冷却の大部分は、選択した高沸点冷却剤流を用いた間接熱交換によりそれらの流れを冷却することにより行うことができる。このような冷却方法を「カスケード式冷却」として言及する。実際には、高沸点冷却剤は低沸点冷却剤のための熱吸収部としての機能を果たし、別な言い方をすれば、熱エネルギーは液化すべき天然ガス流から低沸点冷却剤へポンプされ、次に一種類以上の一層高い沸点の冷却剤へポンプ（即ち、移動）され、然る後、環境的熱吸収部（例えば、新しい水、塩水、大気）により環境へ移される。第一サイクルの場合のように、第二及び第三サイクルで用いた冷却剤は、多段階圧縮機により予め選択された圧力ヘ圧縮する。可能で、経済的に利用できる場合、圧縮した冷却剤蒸気を先ず環境的熱吸収部へ直接連結した一種類以上の冷却剤（例えば、空気、塩水、新しい水）と間接熱交換することにより冷却する。この冷却は、圧縮段階及び（又は）圧縮生成物の冷却の間の内部段階(interstage)冷却によるものでもよい。圧縮した流れを、次に高沸点冷却剤について前に述べた冷却段階の一つ以上を用いて間接熱交換により更に冷却する。第二サイクル冷却剤、好ましくはエチレンは、環境的熱吸収部に直接連結した一種類以上の冷却剤を用いた間接熱交換により先ず冷却（即ち、圧縮に続く内部段階及び（又は）後冷却）し、次に更に冷却し、最後に、第一サイクルで用いた最も高い沸点の冷却剤のために、第一及び第二、又は第一、第二及び第三冷却段階を用いた連続的接触により液化する。好ましい第二及び第一サイクル冷却剤は、夫々エチレン及びプロパンである。三冷却剤カスケード式閉鎖サイクル系を用いた場合、第三サイクルの冷却剤は段階方式で圧縮するが、場合により環境的熱吸収部への間接的熱移動により冷却（即ち、圧縮に続く内部段階及び（又は）後冷却）し、次にプロパン及びエチレンを各冷却剤として用いるのが好ましい第一及び第二冷却サイクルで全て又は選択した冷却段階で間接熱交換により冷却するのが好ましい。この流れは、夫々第一及び第二冷却サイクルで次第に低温になる冷却段階の各々を用いて連続的やり方で接触させるのが好ましい。第１図に例示したような開放サイクルカスード式冷却系では、第一及び第二サイクルは、閉鎖サイクルについて記載したのと同様なやり方で操作する。しかし、開放メタンサイクル系は、慣用的閉鎖冷却サイクルとは容易に区別される。第四サイクル又は工程についての説明で前に述べたように、上昇させた温度で最初に存在する液化天然ガス流のかなりの部分を、大気圧に近い圧力まで段階的やり方で膨張冷却することにより約−２６０°Ｆへ冷却する。各工程で、与えられた圧力でかなりの量のメタンに富む蒸気が生成する。好ましくは各蒸気流はメタンエコノマイザーでかなりの熱移動を受け、周囲温度に近い温度で圧縮機段階の入口へ戻すのが好ましい。メタンエコノマイザーを通って流れる間に、フラッシュした蒸気を、暖かい流れの冷却を最大にするように設計した順序で向流方式で暖かい流れと接触させる。膨張冷却の各段階のために選択した圧力は、各段階について、発生したガスの体積と、隣接する下の段階からの蒸気の圧縮体積との和が、多段階圧縮機の効率的な全作動を与える結果になるような圧力である。内部段階冷却及び最終圧縮ガスの冷却が好ましく、環境的熱吸収部に直接連結された一つ以上の冷却剤との間接熱交換により達成するのが好ましい。圧縮されたメタンに富む流れを、次に第一及び第二サイクルで、好ましくは第一サイクルで用いた冷却剤を伴った全ての段階、一層好ましくは最初の二つの段階、最も好ましくは最初の段階だけで冷却剤との間接熱交換により更に冷却する。冷却されたメタンに富む流れを、更に主メタンエコノマイザーでフラッシュ蒸気と間接熱交換することにより更に冷却し、次に、天然ガス供給物流と冷却されたメタンに富む流れとが温度及び圧力について同様な条件にある液化過程中の位置で、好ましくはエチレン冷却段階の一つへ入る前、一層好ましくはメタンの大部分が液化されるエチレン冷却段階（即ち、エチレン凝縮器）の直前に、天然ガス供給物流と一緒にする。段階間及びサイクル間熱移動による最適化一層好ましい態様として、冷却剤ガス流を周囲温度又はそれに近い温度で夫々の圧縮機の入口へ戻すことにより、処理効率を更に最適化する工程を取る。この工程は全効率を向上させるのみならず、冷却条件に圧縮機部品を曝すことに伴われる問題を著しく減少する。このことは、フラッシュする前の液体の主要部分に含まれる流れを、下流の膨張工程（即ち、段階）又は同じか又は下流のサイクルでの工程で発生した一つ以上の蒸気流と間接熱交換することにより先ず冷却するエコノマイザーを使用することにより達成する。閉鎖系では、エコノマイザーは、第二及び第三サイクル中のフラッシュした蒸気により付加的冷却を得るように用いるのが好ましい。開放メタンサイクル系を用いた場合、第四段階からのフラッシュした蒸気は、（１）これらの蒸気が、各圧力低下段階前に、液化生成物流と間接熱交換することにより冷却し、そして（２）これらの蒸気が、主たる天然ガス供給物流とこの流れ（単数又は複数）とを一緒にする前に、開放メタンサイクルからの圧縮蒸気と間接熱交換することにより冷却する、一つ以上のエコノマイザーへ戻すのが好ましい。これらの冷却工程は、前に説明した冷却の第三段階からなり、第１図の説明で一層詳細に論ずる。第二及び第三サイクルでエチレン及びメタンを用いる一つの態様では、一連のエチレン及びメタンエコノマイザーにより接触を行うことができる。第１図で例示し、後で一層詳細に説明する好ましい態様では、その方法は主エチレンエコノマイザー、主メタンエコノマイザー、及び一つ以上の付加的メタンエコノマイザーを用いる。これらの付加的エコノマイザーは、ここでは第二メタンエコノマイザー、第三メタンエコノマイザー等々として言及し、そのような付加的メタンエコノマイザーの各々は、別の下流フラッシュ工程に相当する。ベンゼン、他の芳香族及び（又は）重質炭化水素の除去メタンを主としたガス流からベンゼン、他の芳香族及び（又は）高分子量炭化水素物質を除去するための本発明の方法は、極めてエネルギー効率がよく、操作上簡単な方法である。操作の仕方のために、ここでストリッピング塔として言及する塔は、ストリッピング及び精留の両方の機能を果たす。本方法は、全ガス流の０．１〜２０モル％、好ましくは０．５〜約１０モル％、一層好ましくは約１．７５〜約６．０モル％が凝縮され、それによって二相流を形成するようにメタンを主としたガス流を冷却することを含む。最適モル％は、液化を受けるガスの組成及び当業者によって容易に確かめられる他の処理関連因子に依存する。一つの態様として、希望の液体％が得られる程度まで全供給物流を冷却することにより、希望の二相流が得られる。好ましい態様として、ガス流を、先ず液化温度近くまで冷却し、次に第一流と第二流へ分割する。第一流は付加的冷却及び部分的凝縮を受け、次に第二流と一緒にすることにより、希望の％の液体を含む二相流を生ずる。この後者の方法は、操作及び工程制御がやり易くなるので好ましい。二相流を次に塔の上方領域へ送り、その流れを塔の下方部分から上昇してきた蒸気流と接触させ、それによって還流する流れとしての機能を果たす重質物に富む液体流と、塔から生成する重質物枯渇蒸気流を生成させる。ここで用いる「重質物(heavies)」とは、エタンよりも大きな分子量を有する主に有機の化合物を指す。塔は、前に述べたように還流生成のための凝縮器を用いておらず、更に蒸気生成のためのリボイラーも用いていない点で独特のものである。前に述べたように、メタンに富むストリッピングガス流を塔へ供給する。この流れは、冷却を受けるメタンを主としたガス流が或る程度の冷却及び液体の除去を受けた上流位置からきたものであるのが好ましい。このガス流を、塔の基底部へ導入する前に、塔の底から生じた液体生成物との間接接触、好ましくは向流式に接触させることにより冷却し、それにより暖められた重質物に富む流れと冷却されたメタンに富むストリッピングガス流を生ずる。メタンに富むストリッピングガスは、冷却により部分的凝縮を受けてもよく、得られる冷却されたメタンに富むストリッピングガスを含む二相を、直接塔へ送ってもよい。実質的量のＣ₃+成分を含むリボイラーから生じた蒸気の代わりに少量のＣ₃+成分を含む冷却されたメタンに富むストリッピングガスを用いることにより、成分の分離が悪くなる結果になる臨界的状態に近づく塔中の流体に伴われる問題を著しく低減する。この因子は、約５５０〜約６７５ｐｓｉａの一層好ましい圧力範囲で操作した場合に特に重要になる。メタンの臨界温度及び圧力は−１１６．４ °Ｆ及び６７３．３ｐｓｉａである。プロパンの臨界温度及び圧力は２０６．２ °Ｆ及び６１７．４ｐｓｉａであり、ｎ−ブタンの臨界温度及び圧力は３０５．７°Ｆ及び５５１．２５である。かなりの量のＣ₃+成分が存在すると、（１）臨界圧を低下し、それにより工程の好ましい操作圧力に近づき、（２）臨界温度を上昇させることになる。その結果、気・液接触による成分の分離を一層困難にする効果が生ずる。リボイラーからの蒸気に対し、冷却されたメタンに富むストリッピングガスを使用した場合を区別する第二の因子は、それらの各流れと、最終段階からの液体流出物との温度差である。冷却されたメタンに富むストリッピングガスがリボイラーからの同様な蒸気よりも暖かいのが好ましいので、この好ましい流れは、一層軽い成分の液相をストリップするのに一層大きな能力を有する。塔からの流出液体と、塔への流出ストリッピングガスとの温度差は、好ましくは２０°Ｆ〜１１０°Ｆ、一層好ましくは４０°Ｆ〜９０°Ｆ、最も好ましくは約６０°Ｆ〜約８０°Ｆである。塔中の理論的トレイ(tray)数は、塔への導入蒸気流の組成、温度及び流量、及び塔の上方領域へ送られる二相流の組成、温度、流量及び液体対蒸気比に依存する。そのような決定は、当業者の能力内で容易である。トレイの理論的数は、種々の型の塔パッキング〔ポールリング(pall ring)、サドル(saddle)等〕、又は塔の中に位置する個別の接触段階（例えば、トレイ）によって与えることができる。一般に２〜１５の理論的段階が必要であり、一層好ましくは３〜１０、更に一層好ましくは４〜８、最も好ましくは約５の理論的段階が必要である。塔の直径が６ｆｔより大きい場合、トレイが一般に好ましい。カスケード式液化方法の好ましい開放サイクルの態様第１図及び第２図に記載した流れの図式及び装置は、開放サイクルカスケード式液化方法の好ましい態様であり、例示のために記載されている。その好ましい態様から窒素除去系はわざと除いてある。なぜなら、そのような系は供給ガスの窒素含有量に依存するからである。しかし、窒素除去法についての前の説明で述べたように、この好ましい態様に適用できる方法論は、当業者には容易に利用できるであろう。第３図及び第４図に例示の目的で一層詳細に本発明の冷却塔が与えられており、特に冷却塔へ送られるストリッピングガスを冷却及びその温度を制御する方法が与えられている。当業者は第１図〜第４図は単なる図式であり、従って操作を成功させるために商業的プラントで必要になる装置の多くの部品は明瞭にするため省略されていることも認めるであろう。そのような部品には、例えば圧縮機制御部、流量及びレベル測定器、及びそれに対応する制御器、付加的温度及び圧力制御部、ポンプ、モーター、フィルター、付加的熱交換器、弁等が含まれる。これらの部品は標準的工学的実施に従って配置される。第１図、第２図、第３図及び第４図を理解し易くするため、１〜９９の番号を付けた部品は、一般に液化方法に直接伴われる処理容器及び装置に対応する。１００〜１９９の番号を付けた部品は、主要部分としてメタンを含む流れのライン又は導管に相当する。２００〜２９９の番号を付けた部分は、冷却剤エチレン又は場合によりエタンを含む流れのライン又は導管に相当する。３００〜３９９の番号を付けた部分は、冷却剤プロパンを含む流れのライン又は導管に相当する。可能な限り、第１図で用いた番号の系を、第２図、第３図及び第４図で用いてある。更に、続く番号の系は、第１図では例示されていない付加的部材のために追加してある。４００〜４９９の番号を付けた部品は、付加的流れのライン又は導管に相当する。５００〜５９９の番号を付けた部品は、容器、塔、熱交換手段及び工程制御弁を含めたバルブのような付加的処理装置に相当する。６００〜７９９の番号を付けた部品は、一般に制御弁を除いた工程制御系に関し、特にセンサー、変換器、制御器、及び設定値入力部が含まれる。殆ど全ての制御系では、電気的、空圧又は水圧信号(hydraulic signal)のある組合せを用いている。しかし、使用されている方法及び装置と両立するどのような型の信号伝達方法でもそれを使用することは本発明の範囲内に入る。第１図〜第４図に描いた本発明に関し、信号線として指定したラインは、図中点線で示してある。これらの線は電気的又は空圧信号線であるのが好ましい。一般にどのような変換器から与えられた信号でも電気的形態になっている。しかし、流れセンサーから与えられた信号は、一般に空圧形態をしている。これらの信号の伝達は簡単化のため例示されているとは限らない。なぜなら、水圧形式で流れが測定され、流れ変換器によって電気的形態に変換されるようになっているならば、それは電気的形態に変換しなければならないことは当業者によく知られているからである。第１図に関し、ガス状プロパンを、ガスタービン駆動機（図示されていない）により駆動される多段階圧縮機１８で圧縮する。一つのユニット中に三つの圧縮段階が存在するのが好ましいが、各圧縮段階が別々のユニットになっていて、それらユニットが機械的に単一の駆動機によって駆動されるように接続されていてもよい。圧縮により、その圧縮されたプロパンを導管３００を通って冷却器２０へ送り、そこで液化する。フラッシュする前の液化プロパン冷却剤の代表的圧力及び温度は、約１００°Ｆ及び約１９０ｐｓｉａである。第１図には例示されていないが、液化プロパンから残留軽質成分を除去するために、冷却器２０の下流で、膨張弁１２として例示した圧力低下手段より上流に分離容器を配置するのが好ましい。そのような容器は単一段階の気・液分離器からなっていてもよく、或は一層複雑で、蓄積領域、凝縮領域、及び吸収領域からなっていてもよく、後者の二つは連続的に操作されるか又は周期的にオンラインへ送られ、プロパンから残留軽質成分を除去するようにしてもよい。この容器からの流れ、又はこの場合がそうであるように、冷却器２０からの流れを導管３０２を通って、膨張弁１２として例示した圧力低下手段へ送り、そこで液化プロパンの圧力を低下し、それによりその一部分を蒸発又はフラッシュさせる。得られた二相生成物は、次に導管３０４を通って高段階プロパン冷却器２へ流れ、そこで導管１５２を通って導入されたガス状メタン冷却剤、導管１００を通って導入された天然ガス供給物、及び導管２０２を通って導入されたガス状エチレン冷却剤が、夫々間接熱交換手段４、６及び８により冷却され、それにより夫々導管１５４、１０２及び２０４を通って生ずる冷却されたガス流を生成する。導管１５４中のガスは、次のパラグラフで詳細に説明する主メタンエコノマイザー７４へ送り、そこで熱交換手段９８によってその流れを冷却する。導管１５８を通って生ずる得られた冷却圧縮メタン再循環流を、次に重質物除去塔６０からの導管１２０中の重質物枯渇蒸気流と一緒にし、メタン凝縮器６８へ送る。冷却器２からのプロパンガスを、導管３０６を通って圧縮機１８へ戻す。このガスを圧縮機１８の高段階(high stage)入口へ送る。残りの液体プロパンを導管３０８を通って送り、膨張弁１４として例示した圧力低下手段に通すことにより、圧力を更に低下し、それによって液化プロパンの更に別の部分をフラッシュする。得られた二相流を、次に冷却器２２へ導管３１０を通って送り、それによって冷却器２２のための冷却剤を与える。冷却器２からの冷却された供給ガス流は導管１０２を通ってノックアウト(knock-out)容器１０へ流れ、そこで気相と液相が分離する。Ｃ₃+成分に富む液相を導管１０３によって除去する。気相を導管１０４によって取り出し、次に二つの流れへ分割し、それらを導管１０６及び１０８によって運ぶ。導管１０６中の流れはプロパン冷却器２２へ送る。導管１０８中の流れは熱交換器６２への供給物になり、最終的に重質物除去塔６０へのストリッピングガスになる。冷却器２からのエチレン冷却剤は導管２０４により冷却器２２へ導入する。冷却器２２では、メタンに富む流れとしてもここで言及する供給ガス流及びエチレン冷却剤流を、夫々間接熱交換移動手段２４及び２６により冷却し、それによって導管１１０及び２０６を通る冷却されたメタンに富む流れ及びエチレン冷却剤流を生ずる。このようにしてプロパン冷却剤の蒸発した部分を分離し、導管３１１を通って圧縮機１８の中間段階入口へ送る。冷却器２２からの液体プロパン冷却剤は導管３１４により取り出し、膨張弁１６として例示した圧力低下手段を通ってフラッシュし、次に導管３１６を通って第三段階冷却器２８へ送る。第１図に例示したように、メタンに富む流れは、中間段階プロパン例示器２２から導管１１０を通り低段階(low-stage)プロパン冷却器／凝縮器２８へ流れる。この冷却器でその流れは間接熱交換手段３０により冷却される。同様なやり方で、エチレン冷却剤流は中間段階プロパン冷却器２２から低段階プロパン冷却器／凝縮器２８へ導管２０６を通って流れる。後者では、エチレン冷却剤が間接熱交換手段３２により完全に凝縮するか、又はその殆ど全体に亙って凝縮する。低段階プロパン冷却器／凝縮器２８から気化したプロパンを取り出し、導管３２０を通って圧縮機１８の低段階入口へ戻す。第１図は導管１１０及び２０６によって与えられた流れの冷却が同じ容器で起きることを例示しているが、流れ１１０の冷却及び流れ２０６の冷却及び凝縮は、夫々別の処理容器（例えば、夫々別の冷却器及び別の凝縮器）で行われてもよい。同様なやり方で、複数の流れが共通の容器（例えば、冷却器）中で冷却された、前の冷却工程を、別々の容器で行なってもよい。前者の構成は好ましい態様である。なぜなら、複数の容器のコスト及び必要なプラントの場所が少なくてよいからである。第１図に例示したように、低段階プロパン冷却器を出るメタンに富む流れを、導管１１２を通り高段階エチレン冷却器４２へ導入する。エチレン冷却剤は導管２０８を通って低段階プロパン冷却器２８を出、好ましくは分離容器３７へ送り、そこで軽質成分を導管２０９を通って取り出し、凝縮したエチレンを導管２１０により取り出す。分離容器は、液化プロパン冷却剤から軽質成分を除去することについて前に説明した容器と同様なものであり、１段階気・液分離器でもよく、或は系からの軽質成分の除去で一層大きな選択性を与える多段階操作でもよい。本方法のこの位置でのエチレン冷却剤は、一般に約−２４°Ｆの温度及び約２８５ｐｓｉａの圧力にある。導管２１０を通るエチレン冷却剤は、次にエチレンエコノマイザー３４へ流れ、そこで間接熱交換手段３８によって冷却され、導管２１１によって取り出し、膨張弁４０として例示した圧力低下手段へ送り、そこで冷却剤を予め選択された温度及び圧力へフラッシュし、導管２１２を通り高段階エチレン冷却器４２へ送る。この冷却器から導管２１４により蒸気を取り出し、エチレンエコノマイザー３４へ送り、そこでその蒸気は間接熱交換手段４６により冷却剤としての機能を果たす。次にエチレン蒸気をエチレンエコノマイザーから導管２１６により取り出し、エチレン圧縮機４８への高段階入口へ供給する。高段階エチレン冷却器４２で気化しなかったエチレン冷却剤は導管２１８により取り出し、エチレンエコノマイザー３４へ戻し、間接熱交換手段５０により更に冷却し、エチレンエコノマイザーから導管２２０により取り出し、膨張弁５２として例示した圧力低下手段でフラッシュし、それにより得られた二相生成物を導管２２２を通り低段階エチレン冷却器５４へ導入する。高段階エチレン冷却器４２から導管１１６によりメタンに富む流れを取り出す。この流れを、次に低段階エチレン冷却器５４中の間接熱交換手段５６により与えられた冷却により一部凝縮し、それにより二相流を生成させ、それを導管１１８を通ってベンゼン／芳香族／重質物除去塔６０へ流す。前に述べたように、導管１０４中のメタンに富む流れを分割し、導管１０６及び１０８を通って流す。ここでメタンに富むストリッピングガスとして言及する導管１０８の内容物を、先ず熱交換器６２へ送り、そこでこの流れを間接熱交換手段６６により冷却し、それにより冷却されたメタンに富むストリッピングガス流とし、それを次に導管１０９によりベンゼン／重質物除去塔６０へ流す。かなりの濃度のベンゼン、他の芳香族及び（又は）重質炭化水素成分を含む液体を、ベンゼン／重質物除去塔６０から導管１１４により取り出し、好ましくは圧力低下手段９７としての機能も果たすことができる流れ制御手段、好ましくは制御弁によりフラッシュし、導管１１７により熱交換器６２へ輸送する。好ましくは流れ制御手段９７によってフラッシュした流れは、メタン圧縮機への高段階入口での圧力とほぼ同じか又はそれより大きい圧力へフラッシュする。フラッシュは前記流れへ一層大きな冷却能力を賦与する。熱交換器６２では、導管１１７により送られた流れは間接熱交換手段６４により冷却能力を与え、前記熱交換器を導管１１９を通って出る。ベンゼン／芳香族／重質物除去塔６０では、導管１１８を通って導入された二相流を導管１０９を通って導入された冷却されたメタンに富むストリッピングガス流と向流状に接触させ、それにより導管１２０を通るベンゼン／重質物が枯渇したメタンに富む蒸気流と、導管１１７を通るベンゼン／重質物に富む液体流を生ずる。導管１１９中の流れはベンゼン、他の芳香族及び（又は）他の重質炭化水素成分に富む。この流れを後で液体及び蒸気部分へ分離するか、又は好ましくは容器６７でフラッシュするか又は精留する。夫々の場合で、ベンゼン、他の芳香族及び（又は）重質炭化水素成分に富む液体流が導管１２３を通って生じ、第二のメタンに富む蒸気流が導管１２１を通って生ずる。第１図に例示した好ましい態様として、導管１２１中の流れは導管１２８を通って送られた第二流と後で一緒にし、その一緒にした流れを導管１４０を通ってメタン圧縮機８３の高圧入口へ送る。前に述べたように、導管１５４中のガスを主メタンエコノマイザー７４へ送り、そこでその流れを間接熱交換手段９８により冷却する。導管１５８中の得られた冷却圧縮メタン再循環又は冷却剤流を、好ましい態様として、導管１２０を通って送られた重質除去塔６０からの重質物枯渇蒸気流と一緒にし、低段階エチレン凝縮器６８へ送る。低段階エチレン凝縮器では、この流れを、導管２２６を通って低段階エチレン凝縮器６８へ送った低段階エチレン冷却器５４からの液体流出物を用いた間接熱交換手段７０により冷却し、凝縮する。低段階凝縮器からの凝縮したメタンに富む生成物を導管１２２を通って生成させる。導管２２４を通って取り出された低段階エチレン冷却器５４からの蒸気及び導管２２８を通って取り出された低段階エチレン凝縮器６８からの蒸気を一緒にし、導管２３０を通ってエチレンエコノマイザー３４へ送り、そこでそれら蒸気は間接熱交換手段５８により冷却剤として働く。その流れを、次に導管２３２を通りエチレンエコノマイザー３４からエチレン圧縮機４８の低段階側へ送る。第１図から分かるように、低段階側を通って導入された蒸気からの圧縮機流出物を、導管２３４により取り出し、内部段階冷却器７１により冷却し、導管２３６を通って圧縮機４８へ戻し、導管２１６中に存在する高段階流と一緒に注入する。それら２段階は単一のモジュールになっているのが好ましいが、それらの各々は別々のモジュールになっていて、それらモジュールを機械的に共通の駆動機へ連結していてもよい。圧縮機からの圧縮されたエチレン生成物を、導管２００により下流冷却器７２へ送る。その冷却器からの生成物を導管２０２を通って流し、前に説明したように、高段階プロパン冷却器２へ導入する。導管１２２中の液化流は、一般に約−１２５°Ｆの温度及び約６００ｐｓｉａの圧力になっている。この流れを導管１２２を経て主メタンエコノマイザー７４を通って送り、そこでその流れを後で説明するように、間接熱交換手段７６により更に冷却する。主メタンエコノマイザー７４からの液化ガスを、導管１２４を通過させ、その圧力を膨張弁７８として例示した圧力低下手段により低下し、それは勿論ガス流の一部分を蒸発又はフラッシュする。フラッシュした流れを、次にメタン高段階フラッシュドラム８０へ送り、そこで導管１２６を通って排出される気相と、導管１３０を通って排出される液相に分離する。次にその気相を導管１２６を通り主メタンエコノマイザーへ移し、そこで蒸気が間接熱移動手段８２により冷却剤として働く。蒸気は主メタンエコノマイザーを導管１２８を通って出、そこで導管１２１により送られたガス流と一緒になる。これらの流れを、次に圧縮機８３の高圧入口へ送る。導管１３０中の液相は第二メタンエコノマイザー８７を通して送り、そこで液体が間接熱交換手段８８により下流フラッシュ蒸気により更に冷却される。冷却された液体は導管１３２を経て第二メタンエコノマイザー８７を出、膨張弁９１として例示した圧力低下手段により膨張又はフラッシュし、圧力を更に低下し、同時にその第二部分を気化する。このフラッシュ流を、次に中間段階メタンフラッシュドラム９２へ送り、そこでその流れを導管１３６を通る気相と、導管１３４を通る液相へ分離する。気相は導管１３６を通って第二メタンエコノマイザー８７へ流れ、そこで蒸気は、導管１３０を経て８７へ導入された液体を間接熱交換手段８９により冷却する。導管１３８は第二メタンエコノマイザー８７中の間接熱交換手段８９と、主メタンエコノマイザー７４中の間接熱移動手段９５との間を流れる導管として働く。この蒸気は、メタン圧縮機８３の中間段階入口に接続された導管１４０により主メタンエコノマイザー７４を出る。導管１３４を経て中間段階フラッシュドラム９２を出る液相は、更に膨張弁９３として例示した圧力低下手段に通すことにより更に圧力を低下する。この場合も液化ガスの第三部分が気化又はフラッシュする。膨張弁９３からの流体を最終的又は低段階フラッシュドラム９４へ送る。フラッシュドラム９４では蒸気相を分離し、導管１４４を通って第二メタンエコノマイザー８７へ送り、そこでその蒸気は間接熱交換手段９０により冷却剤として働き、導管１４６により第二メタンエコノマイザーを出、その導管は第一メタンエコノマイザー７４へ接続されており、そこでその蒸気は間接熱交換手段９６により冷却剤として働き、最終的に導管１４８により第一メタンエコノマイザーを出、その導管は圧縮機８３の低圧入口に接続されている。ほぼ大気圧になっているフラッシュドラム９４からの液化天然ガス生成物を、導管１４２を通り貯蔵ユニットヘ送る。低圧低温ＬＮＧは貯蔵ユニットから蒸気流を沸騰発生し、場合によりＬＮＧ出荷装置に伴う流出ラインの冷却から戻された蒸気を、導管１４４、１４６、又は１４８中に存在する低圧フラッシュ蒸気とそのような流れ（単数又は複数）と一緒にすることにより回収するのが好ましい。それら導管の選択は、蒸気流温度に出来るだけ近く一致させる希望に基づいて行われる。第１図に示したように、圧縮機８３の高、中間、及び低段階は単一のユニットとして一緒にするのが好ましい。しかし、各段階は別々なユニットとして存在し、それらユニットを単一の駆動機により駆動されるように機械的に一緒に結合させてもよい。低段階領域からの圧縮ガスを内部段階冷却器８５に通し、圧縮の第二段階前に、導管１４０中の中間圧力ガスと一緒にする。圧縮機８３の中間段階からの圧縮ガスを、内部段階冷却器８４に通し、圧縮の第三段階前に、導管１４０中の高圧ガスと一緒にする。圧縮ガスを導管１５０を通って高段階メタン圧縮機から排出し、冷却器８６中で冷却し、前に述べたように、導管１５２により高圧プロパン冷却器へ送る。第１図は、膨張弁を用いた液化相の膨張を描いており、後で冷却器又は凝縮器中でガス部分と液体部分の分離を行う。この簡単な方式は有効であり、或る場合に用いられているが、別の装置で部分的蒸発及び分離工程を行うのが屡々一層効率的で効果的であり、例えば、膨張弁と別のフラッシュドラムとを、分離した蒸気又は液体をプロパン冷却器へ流す前に用いてもよい。同様なやり方で、膨張を受ける或る工程流は、圧力低下手段の一部分として水圧膨張器を用いるための理想的な候補であり、それによって仕事エネルギーの抽出を可能にし、二相温度を一層低くすることもできる。本方法で用いられる圧縮機／駆動機ユニットに関し、第１図にはプロパン、エチレン及び開放サイクルメタン圧縮段階のための個々の圧縮機／駆動機ユニット〔即ち、単一の圧縮トレイン(train))〕が描かれている。しかし、どのようなカスケード式方法に対しても好ましい態様として、図示した単一の圧縮機／駆動機ユニットの代わりに二つ以上の圧縮機／駆動機組合せ体を平列に具えた複数の圧縮トレインを用いることによりその方法の信頼性を著しく向上させることができる。圧縮機／駆動機ユニットが入手できない場合でも、本方法は依然として低下した容量で操作することができる。本発明の除去方法及び装置の好ましい態様ベンゼン、他の芳香族及び（又は）重質炭化水素成分除去方法及び付随する装置の好ましい態様が第２図に与えられている。前に述べたように、導管１１８を通ってベンゼン／芳香族／重質物除去塔６０へ供給された二相流は、エチレン冷却器５４中の熱交換手段５６により与えられた冷却により導管１１６中の流れの冷却及び部分的凝縮から得られたものである。一つの態様として、導管１１６中の流れの全てを冷却する。第２図に例示した好ましい態様では、導管１１６中の流れの一部分を冷却及び部分的に凝縮することにより二相流が得られ、この部分を次に導管１１６を通って来た流れの残りの部分と一緒にする。第２図に関し、導管１１６を通って送られた流れを、導管４５０を流れる第一流と、導管４５２を流れる第二流に分ける。導管５３２中の流れは、任意的弁５３２、好ましくは手動制御弁を通って導管４５４へ流し、その導管は第一流をエチレン冷却器５４へ送り、そこでその流れは間接熱交換手段５６により少なくとも部分的凝縮を受け、導管４５８を通って前記手段を出る。導管４５２中の第二流は、弁５３０、好ましくは制御弁を通って導管４５６中へ流れ、そこで導管４５８を通って送られた第一流と一緒になる。一緒にした流れは今度は二相流であり、導管１１８を通って塔６０へ送る。操作上の観点から、導管１１８の長さは、平衡状態に達するように二つの流れの適切な混合を確実に与えるのに充分な長さであるべきである。導管１１８中の二相流の液体の量は、それらの流れを希望の温度に維持することにより制御するのが好ましい。これは次のやり方で達成される。導管１１８中に位置する熱電対のような感知装置と組合せた温度変換装置６８８が、温度制御器６８２へ入力信号６８６を与える。オペレーター又はコンピューターアルゴリズムにより制御器へ設定温度信号６８４も与える。制御器６８２は、二つの入力の差に呼応し、信号６８０を流れ制御弁５３０へ伝達し、その弁は、冷却器５４中の熱交換手段５６によって冷却を受けない導管１１６によって送られた流れの部分を流す導管中に位置する。伝達された信号６８０は、導管１１８中に希望の温度を得るのに必要な流量を維持するために必要な制御弁５３０の位置を表すように尺度が付けられている。ベンゼン、他の芳香族及び（又は）重質炭化水素成分を除去する処理工程へのこれらの供給物流は、塔６０の上方領域へ導管１１８によって送られたエチレン冷却器５４からの二相工程流及び導管１０８を通って送られたメタン富むストリッピングガスである。第１図ではプロパン冷却の第一段階からの供給ガス流から来るものとして描かれているが、この流れは本方法内のどの位置から来たものでもよく、或は外部のメタンに富む流れでもよい。第２図に例示したように、メタンに富むストリッピングガスの少なくとも一部分が、塔６０の基底部に入る前に、間接熱交換手段６２により熱交換器６２で冷却を受ける。本発明の処理工程からの流出物流は、導管１２０を通って生ずる塔６０からの重質物枯渇ガス流及び導管１１９を通って生ずる暖かい重質物に富む流れである。第２図に例示したように、重質物に富む流れが塔６０から生じ、間接熱交換手段６６を経て、熱交換器６２で暖められる。このようにして導管１１４を通って生ずる塔流出物は、導管１０９によって塔へ供給されたストリッピングガスを冷却する。塔６０中の理論的段階数は塔への供給物流の組成に依存する。一般に、２〜１５の理論的段階が必要になるであろう。好ましい段階数は３〜１０であり、一層好ましくは４〜８、操作上及びコストの観点から、最も好ましい数は約５である。理論的段階は、パッキング、板／トレイ、又はそれらの組合せによって構成することができる。一般に約６ｆｔより小さな直径の塔ではパッキングが好ましく、約６ｆｔより大きな直径の塔では板／トレイが好ましい。第２図に例示したように、導管１１８中の二相流が供給される塔の上方領域が、気・液分離を促進するように設計されている。塔の頂部は、蒸気流からそれに含まれる液体を除去するか、又は霧を除去するための手段を有するのが好ましい。この手段は、導管１１８の入口の点と導管１２０の出口の点との間に位置すべきである。第２図に例示したように、導管１１４を通って生じた重質物に富む液体流は、制御弁９７及び導管１１７を通って熱交換器６２へ流れ、そこでその流れは間接熱移動手段６４による冷却を与え、熱交換器６２から導管１１９を通り暖められた重質物に富む流れとして生ずる。下流工程の操作圧力により、この流れの冷却能力は、制御弁９７を通って流れた時、一層低い圧力へフラッシュすることにより増大することができる。導管１１９を通って生じたこの工程流は直接用いるか、又は軽い成分の除去のために後の処理を受けてもよい。第２図に例示した好ましい態様では、その流れは脱メタン塔６７へ送る。塔６０からの重質物に富む液体の流量は、当業者に容易に入手できる種々の方法により制御することができる。第２図に例示した制御装置は好ましい装置であり、レベル制御装置６００、感知装置、及び前記レベル制御装置へ接続された信号変換器からなり、塔６０の下方領域中に操作上位置している。制御器６００は塔６０中に希望のレベルを維持するのに必要な導管１１４中の流量の特徴を示すか、又は実際のレベルが予め定められたレベルを越えたことを示す出力信号６０２を確定する。導管１１４中に操作上位置している流れ測定装置及び変換器６０４は、導管１１４中の流体の実際の流量の特徴を示す出力信号６０６を確定する。流れ測定装置は、二相流を感知しないように、制御弁の上流に位置しているのが好ましい。信号６０２は、流れ制御器６０８への設定点信号として与えられる。信号６０２及び６０８は、流れ制御器６０８中で夫々比較され、制御器６０８が信号６０２と６０６との差に呼応した出力信号６１４を確定する。信号６１４は制御弁９７に与えられ、弁９７は信号６１４に呼応して操作される。塔６０中の希望のレベルを表す設定点信号（図示されていない）は、オペレーターによりレベル制御器６００へ手動で入力してもよく、別法として、制御アルゴリズムによりコンピューター制御してもよい。操作条件により、制御が液体レベル又は流量に基づいているかどうかを決定するために、オペレーター又は計算機論理を用いる。信号６０６及び選択した設定点信号の変動する流量入力に呼応して、制御器６０８は、夫々の入力と設定点信号との間の差に呼応した出力信号６１４を与える。この信号は、事情により、流体流量を希望の流量に実質的に等しく維持するか、又は事情により、希望の液体レベルに実質的に等しい液体レベルを維持するのに必要な制御弁９７の位置を表すように尺度が付けられている。熱交換器６２では、メタンに富むストリッピングガス流を冷却する重質物に富む流れを、導管１１７を通り熱交換器へ送る。重質物に富む流れは、間接熱交換手段６６を通り、熱交換器から導管１１９を通って生ずる。メタンに富むストリッピングガスが、塔へ入る前に重質物含有流によって冷却される程度は、当業者に容易に入手できる種々の方法により調節することができる。一つの態様として、全メタンに富むストリッピングガス流を熱交換器へ送り、その冷却度は、熱移動に利用できる重質物に富む液体流の量、熱移動に利用できる熱伝導表面積及び（又は）事情により加熱又は冷却を受ける流体の残留時間のような因子によって制御される。好ましい態様として、導管１０８を通って送られたメタンに富むストリッピングガス流は、制御弁５００を通って導管４００中へ流れ、そこでその流れは分割され、導管４０２及び４０３を通って移動する。導管４０３を通って流れる流れは、最終的には熱交換器６２中の間接熱移動手段６４を通って流れる。導管４０２及び４０３中の流体の相対的流量を操作するための手段が、導管４０２又は４０３、又はその両方に配備されている。第２図に例示した手段は、５０２及び５０４で示した簡単な手動制御弁であり、それらは夫々導管４０４及び４０７に取付けてある。しかし、制御弁で、その位置が制御器によって操作され、そのための制御器への入力が、重質物含有流について上で説明したもののように、導管中の流れを表す信号及び設定点からなる制御弁を、手動制御弁の一方又は両方の代わりに置き換えてもよい。どちらの場合でも、熱交換器６２への導管１１７及び４０４中の流れの温度近接差が、熱交換器の損傷が起きるかもしれない５０°Ｆを越えないように、それらの弁を操作する。冷却された流体は、導管４０５を通って間接熱移動手段６４を出、導管４０７を通って送られた冷却されていないメタンに富むストリッピングガスと接合点で一緒にし、それにより冷却されたメタンに富むストリッピングガス流を形成し、それを導管１０９を通って塔へ送る。有孔板（図示されていない）のような流れ感知装置と組合せて、導管中の流体の実際の流量を特徴付ける出力信号６１８を確定する流れ変換装置６１６を、操作上導管１０９中に配置する。流れ制御器６２０への工程変動入力として信号６１８を与える。信号６２２により表された流量についての設定点値も、手動或はコンピューター出力によって与えられる。その時、流れ制御器は、各入力と設定点信号との差に呼応した出力信号６２４を与え、それは導管１０９中に希望の流量を維持するのに必要な制御弁の位置を表すように尺度が付けられている。別の態様として、導管４０２及び４０３を通る流体の相対的流量は、温度感知装置及び、もし必要ならば、導管１０９中の前記装置に接続された変換器により、得られる出力及び温度設定点を流れ制御器への入力として用いることにより制御することができ、その制御器は、二つの信号の差に呼応して、導管１０９中に希望の流量を維持するのに必要な制御弁位置を表すように尺度が付けられた出力信号を発生する。そのような制御弁は、手動弁５０２及び（又は）５０４の代わりに置き換えることができる。第３図に描いた更に別の態様では、塔６０へのストリッピングガスの温度は、次のやり方で調節する。導管１１７中に操作上位置する熱電対のような測定装置と組合せた温度変換器７０４は、導管１１７中を流れる液体の実際の温度を表す出力信号７０８を与える。信号７０８は比計算器７００への第一入力として与えられる。比計算器７００には、導管１０９へ流れる流体の温度を表す第二温度信号７０６も与えられる。信号７０６は温度変換器７０２で発生し、その出力信号７０６は、導管１０９中に操作上位置する熱電対のような感知部材に呼応している。信号７０６及び７０８に呼応して、比計算器７００は、信号７０６と７０８の比を表す出力信号７１０を与える。信号７１０は、比制御器７１２への入力として与えられている。比制御器７１２には、導管１０９及び１１４中を流れる流体についての希望の温度比を表す設定点信号７１４も与えられる。信号７１０及び７１４に呼応して、比制御器７１２は、信号７１０と７１４との差に呼応した出力信号７１６を与える。信号７１６は、操作上バイパス導管７１８中に位置する制御弁５３４の、設定点信号７１４により表される希望の比率を維持するのに必要な位置を表すように尺度が付けられている。制御弁５３４は、信号７１６に呼応して操作する。前の図面に示した部材について同様な参照番号を用いた第４図に描いた最も好ましい制御方法に従い、塔６０の自動的始動は、高選択器(high selector)７２８により促進される。温度制御器７２２の設定点７２４は、塔６０中の液体と両立できる温度に設定するのが望ましいことに注意する。しかし、始動時、導管１０９中の温度は周囲温度か又はそれに近い温度になっている。従って、信号７２６を直接弁５３６を操作するように接続することは、弁５３６を閉じさせ、始動中、暖かい乾燥ガスを低温分離塔６０へ流れなくする。この問題は、下で記述するように、弁５３６を操作するように一時的に信号７４２を選択することにより解決する。信号７０６及び７２４に呼応して、温度制御器７２２は信号７０６と７２４との間の差に呼応した出力信号７２６を与える。信号７２６は、操作上導管１０８中に位置する制御弁５３６の位置を表すように尺度が付けられており、その位置は、導管１０９中の流体の実際の温度を信号７２４により表される希望の温度に実質的に等しく維持するのに必要である。しかし、前に述べたように、設定点信号７２４のための希望の値は塔の始動を起こすものではない。従って、信号７２６は信号選択器７２８へ与えられる。信号選択器７２８には、制御信号７４２も与えられ、その信号は、信号７３６と７４０との差に呼応し、導管１１９中の流体の温度を信号７４０により表される希望の温度に実質的に等しく維持するのに必要な制御弁５３６の位置を表すように尺度が付けられている。塔の始動時には、導管１１９中の流体の実際の温度は、信号７４０により表される希望の温度より低くなる。従って、弁５３６へ信号７４２を接続することにより、弁５３６を開くようにし、信号７０６により表される温度を低下する。高選択器７２８は、制御信号７２６と７４２のどちらが弁５３６を操作するかを決定する。始動はこのように進行する。供給ガスを、低温分離塔６０の頂部の上方領域中に導入する。供給ガスの温度が除去すべき不純物の凝縮温度まで低下する場合、液体が塔６０中のレベルを形成し始める。レベル制御器６００はそのレベルを感知し、その出力が信号６１４に呼応して弁９７を開く。次に低温液体が熱交換器６２へ送られ、導管１０８及び弁５３６を通る暖かい乾燥ガス流と熱交換する。弁５３６は最初設定点温度の信号７４２によって開く。乾燥ガスの流れが開始された後、温度変換器７０２は、高選択器７２８により選択された信号７２６で得られる急激に低くなった温度を感知する。始動制御器は、円滑で安定な始動を与えるようにオペレーターを助け、必要な人間の注意力が少なくてもすむようにする。熱交換器６２からの暖かい重質物に富む液体流を、導管１１９を通って精留領域及びストリッピング領域の両方を有する脱メタン塔６７へ送る。精留及びストリッピング領域は、個別の段階（例えば、トレイ、板）を持っていくもよく、又は塔パッキング（例えば、サドル、棚リング、織ったワイヤー）による連続的物質移動を与えるものでもよく、或はそれらの組合せでもよい。一般に約６ｆｔより小さな直径を有する塔に対してはパッキングが好ましく、約６ｆｔより大きな直径を有する塔に対しては個別な段階が好ましい。精留領域及びストリッピング領域の両方の理論的段階数は、最終生成物の希望の組成及び供給物流の組成に依存する。ストリッピング又はそれより下方の領域は、好ましくは４〜２０の理論的段階、一層好ましくは８〜１２の理論的段階、最も好ましくは約１０の理論的段階を有する。同様なやり方で、塔の上方又は精留領域は、好ましくは４〜２０の理論的段階、一層好ましくは８〜１３の理論的段階、最も好ましくは約１０の理論的段階を有する。慣用的リボイラー５２４がストリッピング蒸気を与えるために底部に配備されている。第２図に与えた好ましい態様では、脱メタン塔中の最も低い段階からの液体を導管４２８を通ってリボイラーへ与え、そこでその流体を間接熱移動手段５２５によって加熱し、加熱用媒体は導管４４０を通って送り、導管４４２を通って戻し、その導管は流れ制御弁５２６へ接続されており、その弁は今度は導管４４４に接続されている。リボイラーからの蒸気を導管４３０を通って脱メタン塔へ戻し、液体を導管４３２によりリボイラーから取り出す。導管４３２中の前記流れを、場合により、任意的導管４３４を通って脱メタン塔の底部から生じた第二液体流と導管４３６中で一緒にする。事情により、導管４３６及び（又は）４３２を通って脱メタン塔から生じた全液体流は、場合により冷却器５２０を通って流し、導管４３８を通って生ずる。液体流を制御するための手段を、前の導管の一方又は両方中に挿入する。第２図に例示したような一つの態様では、流れ制御手段は、導管４３８と１２３との間に挿入された制御弁５２２からなる。制御弁５２２の位置は、流れ制御器６３２によって操作され、その制御器はレベル制御装置６２６からの設定点入力信号６２８と、信号６３１によって表される導管４３８中の流体の実際の流量との差に呼応する。レベル制御器６２６のための設定点流量６３０は、オペレーター又はコンピューターアルゴリズム入力によって与えることができる。制御器６３２からの出力は信号６３４であり、それは、６７中に希望のレベルを維持するために導管４３８中に希望の流量を維持するのに必要な制御弁５２２の位置を表すように尺度が付けられている。導管４３０を通り塔６７へ行くストリッピング蒸気の流量を調節するために、種々の制御法を容易に利用することができるが、好ましい方法は、戻る蒸気の温度に基づくものである。導管４３０中に位置する熱電対のような感知装置と組合せた温度変換装置６３６が、温度制御器６４２への入力信号６３８を与える。オペレーター又はコンピューターアルゴリズムにより、設定点温度信号６４０も制御器へ与える。制御器６４２は二つの入力の差に呼応し、信号６４４を流れ制御弁５２６へ伝達し、その弁は、加熱媒体の入った導管、好ましくは導管４４０又は４４４、最も好ましくは例示したように導管４４４中に位置する。伝達された信号６４４は、導管４４０中に希望の温度を得るのに必要な流量を維持するために要求される制御弁５２６の位置を表すように尺度が付けられている。脱メタン塔の新しい特徴は、還流液体が発生する仕方にある。第２図に例示したように、オーバーヘッド生成物が導管４１０を通って脱メタン塔６７を出、それにより前記流れの少なくとも一部分が、重質物除去塔６０からの重質物に富む液体生成物により冷却される熱交換器６２中の間接熱交換手段５１０を通って流れた時に部分的に凝縮する。好ましい態様として、重質物に富む液体生成物は先ずオーバーヘッド蒸気流の少なくとも一部分の冷却のために用いられ、次にメタンに富むストリッピングガス流の冷却のために用いられる。重質物に富む液体流による冷却から生ずる凝縮した液体は、脱メタン塔６７のための還流源になる。二つの指定した流れの間の熱交換は向流方式で行われるのが好ましい。一つの態様として、全部の流れを、全メタンストリッピングガスの冷却について前に説明したやり方で、熱交換器６２へ流す。第２図に例示した好ましい態様では、導管４１０中のオーバーヘッド蒸気生成物を、導管４１２及び４１４を流れる流れに分割する。導管４１４中の流れは、交換器６２中の間接熱交換手段５１０を通って前記流れを流すことにより熱交換器６２中で冷却し、得られた冷却された流が導管４１８を通って生ずる。導管４１２及び４１４又は４１８中の蒸気流の相対的流量は、流れ制御手段、好ましくは流れ制御弁により制御し、その弁を通ってオーバーヘッド蒸気が、熱交換器を通過することなく流れ、それによって二相流体の制御を回避する。導管４１２中を流れる蒸気は流れ制御手段５１２を通って流れ、そこから導管４１６を通って生ずる。次に導管４１６と４１８を結合し、それによって一緒にした冷却二相流を生じ、それは導管４２０を通って流れる。温度感知装置、好ましくは熱電対と組合せて温度変換装置６４６が導管４２０中に配置されており、導管４２０中を流れる流体の実際の温度を表す信号６４８を温度制御器６５２へ与える。手動又はコンピューターアルゴリズムにより制御器６５２へ希望の温度６５０も入力する。変換装置６４６による入力と設定点６５０の比較に基づき、制御器６５２は、弁５１２へ出力信号６５４を与え、それは設定点温度に近いか又はそれに維持されるような適当なやり方で弁５１２を操作するように尺度が付けられている。導管４２０中に得られた二相流を、次に分離器５１４へ送り、そこから導管４２２を通り、メタンに富む蒸気流及び導管４２４を通る還流液体流を生ずる。別の好ましい態様として、前の方法を用いるが、導管４１４により送られた流れを冷却する前に、導管４１４を通って送られた流れの冷却のために、導管１１７中の重質物に富む流れを最初に用いる。第１図に例示したように、導管１２１中のメタンに富む蒸気流を、後で液化するために開放メタンサイクルに戻すことができる。脱メタン塔及び付随する装置の圧力は、操作上導管４２２中に位置する圧力変換装置６５６に呼応する制御別５１８を自動的に操作することにより制御する。制御弁を入口側で導管４２２へ接続し、出口側で導管１２１に接続するが、それはメタン圧縮器の低圧入口に直接又は間接に接続されているのが好ましく、感知装置と組合せた圧力変換装置６５６が、導管４２２中の実際の圧力を表す信号６５８を圧力制御器６６０へ与える。圧力制御器６６０には、設定点圧力信号６６２も入力として与える。次に制御器は、圧力感知装置信号６５８と設定点信号６６２の間の差を表す呼応信号６６４を発生する。信号６６４は設定点圧力に近接し、それを維持するのに従い、弁５１８を駆動するようなやり方で尺度が付けられている。一つの態様として、制御器及び制御弁及び、場合により、圧力感知変換器６５６を、一般に逆圧レギュレーターと呼ばれている単一の装置として具体化する。分離器からの還流は、最終的に脱メタン塔へ流れる。第２図に例示した好ましい態様では、還流は導管４２４を通って分離器５１４を出、ポンプ５１６を通って流れ、次に導管４２５、制御弁５１９、及び導管４２６を通って流れ、そこでその流れは脱メタン塔の上方領域へ導入される。この態様では、還流の流量は、分離器５１４の下方領域に位置する感知装置に呼応したレベル制御装置６６６からの入力により制御される。制御器６６６は、分離器５１４中に希望のレベルを維持するのに必要な導管４２６中の流量を表す信号６６８を発生し、その信号６６８は、導管４２５中の実際の流量を特徴付ける信号６７１も送られている流れ制御器６７０へ設定点入力として与える。次に制御器６７０は制御弁５１９への信号６７４を発生し、それは信号の差を表し、分離器５１４中の液体レベルを調節するように流れ制御弁５１９を通る適当な液体流を与えるように尺度が付けられている。前に説明した制御器は、比例、比例・積分、又は比例・積分・微分（ＰＩＤ）のような制御の種々のよく知られた方式を用いることができる。第４図に描いた好ましい態様では、コンピューターへ供給される設定点と同様、測定される工程変数に基づく必要な制御信号を計算するために、バックアップ調節を有するデジタルコンピューターが好ましい。外部変数の値を読取り、外部装置へ信号を伝達するためのリアルタイム環境の操作を可能にするどのようなソフトウェアーを有するデジタルコンピューターでも使用するのに適している。第２図、第３図及び第４図に示したＰＩＤ制御器は、比例、比例・積分、又は比例・積分・微分のような種々の制御方式を用いることができる。好ましい態様として、比例・積分方式を用いる。しかし、二つ以上の入力信号を受け、二つの入力信号の比較を表すように尺度の付いた出力信号を生ずる能力を有するどのような制御器でも本発明の範囲に入る。制御器による出力信号の尺度付けは、制御システム分野でよく知られている。本質的には制御器の出力を、任意の希望の因子又は変数を表すように目盛ることができる。この一例は、希望の温度と実際の温度を制御器により比較する場合である。制御器出力は、希望の温度と実際の温度を等しくするのに必要な「制御」ガスの流量を表す信号であろう。一方同じ出力信号を、希望の温度と実際の温度を等しくするのに必要な圧力を表すように目盛ることができる。もし制御器出力が０〜１０単位の範囲にあるとすると、制御器出力信号は５単位のレベルを有する出力が５０％に相当し、或は特別の流量又は特別の温度に対応するように制御器出力信号を目盛ることができる。それによって発生した種々の信号で方法を特徴付ける因子を測定するのに用いる変換手段は、種々の形式又はフォーマットを取ることができる。例えば、この系の制御部材は、電気的アナログ、デジタル電子的、空圧的、水圧的、機械的、又は同様な型の装置、又はそのような型の装置の組合せを用いて実施することができる。適当な制御作用を選択するため種々の工程状況で選択的制御経路を用いる。典型的には、或る工程条件の場合に一層高い優先順位を有する二次制御信号によって通常の制御信号を無効にするのが典型的である。例えば、危険な状態を避けることができ、或は自動的始動のような希望の特徴を、二次制御信号を一時的に選択することにより実施することができる。そのようなフィードバック制御系で用いられる特定のハードウェーアー及び（又は）ソフトウェアーは、処理プラント制御の分野でよく知られている。例えば、ケミカル・エンジニアリングズ・ハンドブック(Chemical Engineering's Hand book)第５版(McGraw-Hill)第２２−１頁〜第２２−１４７頁参照。特定の冷却法、材料、装置及び制御器具の品目についてここで言及してきたが、そのような特定の記載は限定するものと考えるべきではなく、本発明に従う最良の態様を記載するための例示として含まれているものであると理解すべきである。実施例１この例は、コンピューターシミュレーションにより、メタンを主とした流れの大部分を液化する直前に、そのメタンを主としたし流れからベンゼン及び重質成分を除去するための、明細書に記載した方法の効率を示すものである。流量は、第１図及び第２図に記載した液化法を用いた２．５×１０⁶ｔ／年のＬＮＧプラントで存在するものにとって代表的なものである。この例で用いたメタンを主としたしガス流中のベンゼン濃度は、本方法のこの位置での多くの候補となる天然ガス流が持つ濃度を代表するものであると考えられる。しかし、メタンを主としたしガス流は、重質炭化水素成分（即ち、Ｃ₃+）が比較的乏しくなっていると考えられる。シミュレーションの結果は、ハイプロテクズ・プロセス・シミュレーション(Hyprotech's Process Simulation)ＨＹＳＩＭ、バージョン(version)386 /C2.10，Prop．Pkg PR/LKを用いて得られた。表１には、重質物除去塔への流出物及び流出流の組成、温度、圧力及び相条件が与えられている。シミュレーションは５つの理論的段階を有する塔に基づいている。二相流としても言及する部分的に凝縮した流れは、後で大部分の液化を受けるものであり、最初に塔の最上段階へ供給される（段階１）。この流れの温度は−１１２．５°Ｆで、圧力は５８７．０ｐｓｉａである。前に述べたように、この流れは部分的凝縮を受け、９８．２４モル％が蒸気である流れになる。最低段階（段階５）へ供給された冷却されたメタンに富むストリッピングガスは、第１図に描いた上流位置から取る。この流れを、段階５から生じた重質物に富む液体流との向流熱交換により約６３°Ｆ〜−１０°Ｆに冷却する。第２図に描いたような熱交換中、この流れは約−７８°Ｆ〜約６２°Ｆへ加熱される。この流れは脱メタン塔からのオーバーヘッド蒸気を冷却するのにも用いることができる。塔内の段階毎に基づく各相のシミュレートした温度、圧力、及び相対的流量が表２に与えられている。各段階について、夫々液体と蒸気との平衡組成が表３に与えられている。暖められた重質物に富む流れを精留領域及びストリッピング領域を有する脱メタン塔へ供給し、そこからメタン／エタンに富む流れを生じ、それはメタン圧縮器の高段階入口への供給物及び天然ガス液体に富む流れとして再循環して戻すのが好ましい。芳香族／重質物除去のための工程の効率は、段階１及び５への供給物流及び段階１からの生成物中の窒素、メタン及びエタンを一緒にしたモル％を比較することにより例示する。各流れについてのこれらの％は、夫々９９．８８、９９．８９及び９９．９４モル％である。従って、この方法は二つの供給ガス流のいずれよりもこれら軽質成分に富む生成物流を生じている。ベンゼン及びそれより重質の芳香族を除去するための方法の効率は、段階５からの液体生成物中の前記成分のモル％を、段階１からの蒸気生成物中の前記成分のモル％で割ったものとして定義する重質物富化比を比較することにより例示する。例としてベンゼンを用いた夫々のモル分率は、０．１６１６Ｅ−０４及び０．００３５２である。これは約２２０の富化比を与える結果になっている。本方法の効率を例示するために別の基準は、段階１及び５への供給物流と、段階１から生じた液体生成物流との中のＣ₃+成分についての富化比である。この比はプロパンについての約４５から、ｎ−オクタンについての約２００まで変動する。生成物流間の夫々の比率は、プロパンについての約５０から、ｎ−オクタンについての約２０，０００まで変動する。実施例２この例は、前に与えたものと同様、メタンを主としたガス流から、その流れの大部分を液化する直前に、ベンゼン及び重質成分を除去するための本明細書に記載した方法の効率をコンピューターシミュレーションにより示す。流量は、第１図及び第２図に記載した液化法を用いた２．５×１０⁶ｔ／年ＬＮＧプラントで存在するものを代表するものである。この例で用いたメタンに富む供給物流中のベンゼン濃度は、本方法のこの位置での多くの候補となるガス流について存在する濃度を代表するものであると考えられる。しかし、ガス流中のエタン及び重質成分の濃度はかなり増大しており、それによって一層富むガス流を代表し、これらの成分及びベンゼンの両方を除去するための方法に大きな負担をかける。この例は、ベンゼン及び重質炭化水素成分を同時に除去する本方法の能力を詳細に例示する。更に、この例は、エタン及び重質炭化水素濃度がかなり増大した形での大きな工程変動を、ベンゼン除去方法の効率及び操作性に著しく悪影響を与えることなく、本ベンゼン除去方法が許容できる能力を例示する。更に、この例は、別の液化流として重質炭化水素を回収する本方法の能力を例示する。シミュレーションの結果は、ハイプロテクズ・プロセス・シミュレーションＨＹＳＩＭ、バージョン386/C2.10，Prop．Pkg PR/LKを用いて得られた。表４には、重質物除去塔への流出物及び流出流の組成、温度、圧力及び相条件が与えられている。シミュレーションは５つの理論的段階を有する塔に基づいている。二相流としても言及する部分的に凝縮した流れは、大部分の液化を受けるものであり、最初に塔の最上段階へ供給される（段階１）。この流れの温度は− ９１．２°Ｆで、圧力は５９６．０ｐｓｉａである。明細書中で述べたように、この流れは部分的凝縮を受け、９４．０４モル％が蒸気である流れになる。最低段階（段階５）へ供給されたメタンに富むストリッピング流は、第１図に描いた上流位置から取る。この流れは、段階５から生じた液体生成物流との向流熱交換により約−１０°Ｆから冷却される。表４で認められるように、この流れは冷却過程中に部分的凝縮を受けている。塔内の段階毎に基づく各相のシミュレートした温度、圧力、及び相対的流量が表５に与えられている。各段階について、夫々液体と蒸気との平衡組成が表６に与えられている。重質物除去のための工程の効率は、段階１及び５夫々への供給物流及び段階１からの生成物段階中の窒素、メタン及びエタンを一緒にしたモル％を比較することにより例示する。これらの％は、夫々９７．８５、９７．３０及び９９．３７モル％である。この方法は二つの供給ガス流のいずれよりもこれら成分にかなり富む生成物流を生じている。ベンゼン及びそれより重質の芳香族を除去するための本方法の効率は、例１にベンゼンについて定義したような富化比を比較することにより例示する。夫々のモル分率は、０．００３Ｅ−０４及び０．００９２３であり、従って約３０の富化比を与える結果になっている。本方法の効率を例示するための別の基準は、段階１及び５への供給物流と、段階１から生じた液体生成物流との中のＣ₃+成分についての富化比である。この比はプロパンについての約１９から、ｎ−オクタンについての約３０まで変動する。生成物流間の夫々の比率は、プロパンについての約６７から、ｎ−オクタンについての約１９，０００まで変動する。 DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION Mainly methane by condensation and stripping Removal of aromatics and / or heavys from feed 〔Technical field〕 The present invention is based on methane by a unique condensation and stripping method. benzene, other aromatics and / or heavier hydrocarbons from the gas stream The present invention relates to a method and an associated device for removing a minute. (Background technology) For the purpose of separating, purifying and storing the components, and to make them more economical and convenient. Low temperature liquefaction of gaseous substances is commonly used for transport in the gaseous state. Most of that Liquefaction devices, such as, generally require many operations, independent of the gas involved, and And have many of the same problems. One common problem with liquefaction methods is If aromatics are present, they will precipitate and subsequently solidify in the treatment equipment. This results in reduced processing efficiency and reliability. Another common problem Shortly before the liquefaction of the main part of the gas stream takes place, a small amount of more valuable To remove high molecular weight chemicals. Therefore, the present invention is particularly useful for natural gas. Described in connection with processing, but where processing gas with other equipment that encounters similar problems It can be applied in any case. In the technical field of natural gas processing, natural gas produces a higher molecular weight than methane. Hydrocarbons (C_Two+) To separate methane pipelines Gas and C useful for other purposes_Two+ The gas is subjected to low temperature processing to produce Is commonly done. C_Two+ Streams are often individual component streams, such as C_Two, C_Three, C_FourAnd C_Five+ Separated. It is also common to cryogenically process natural gas for cold storage and transport. Is being done. The main reason for liquefying natural gas is that liquefaction reduces the volume to about 1/600 Liquefied gas storage in containers of reduced and thereby more economical and practical design And will be able to be transported. For example, supply gas If the pipeline is transported from the source to a distant market, the pipeline It is desirable to operate at a substantially constant large load factor. Pipeline transport capacity Power or capacity often exceeds the required volume, but sometimes the required volume is May exceed ability. To reduce peaks when demand exceeds supply Store excess gas in a manner that is reserved for when the supply exceeds demand. This allows future demand peaks to be addressed by storage. Is desirable. One practical means to do this is to store the gas. To liquefy it and vaporize it if necessary. . Liquefaction of natural gas requires a significant distance between the source and the market, If unavailable or impractical, transport gas from source to market It is also very important to be able to. This means that transportation is This is especially true if it has to be done. Transported by ship in gaseous state Is generally not practical. Because, in order to significantly reduce the specific volume of gas, Requires moderate pressurization, which in turn uses more expensive storage containers It is necessary. For storage and transportation of natural gas in liquid state, a place with a vapor pressure close to atmospheric pressure Preferably, the natural gas is cooled to -240 ° F to -260 ° F. Natural gas There are many devices in the prior art for liquefying, etc. Continuously through multiple cooling stages at different pressures, thereby connecting the gas to lower temperatures. The gas is liquefied by continuously cooling and finally reaching the liquefaction temperature. Cooling is , Generally propane, propylene, ethane, ethylene, and methane or one of them. Achieved by exchanging heat with one or more coolants, such as species or combinations of various types. It is. In the art, coolants are often arranged in a cascade, with each coolant being closed. Used in the same cooling cycle. Further cooling of the liquid reduces liquefied natural gas. This can be done by expanding to atmospheric pressure in one or more expansion stages. At each stage Flashes the liquefied gas to low pressure, thereby producing a significantly lower temperature two-phase gas This produces a liquid mixture. Collect the liquid and flush again. In this way the liquid Storage or suitable for storing the liquefied gas at a pressure close to atmospheric pressure, further cooling the liquefied gas. Is the transport temperature. This expansion to near atmospheric pressure requires some additional volume Flush the liquefied gas. Collect flashed steam from the expansion stage generally Collect and recycle for liquefaction or use as fuel gas for power generation. As mentioned earlier, a major operational problem in the liquefaction of natural gas is the natural gas stream. Benzene and other aromatics remaining from the liquefaction of a major portion of the stream. Just before removal, such components precipitate and solidify, thereby causing And a tendency to cause contamination and potential blockage of the IP and critical processing equipment. By way of example, such contamination may occur in heat exchangers, especially plate-fin heat exchangers. Heat transfer efficiency and throughput may be significantly reduced. For technical and economic reasons, it is not necessary to completely remove impurities such as benzene. Absent. However, it is desirable to reduce its concentration. Of natural gas pollutants Removal may be achieved by cooling the same mold used in the liquefaction step, in which case Contaminants condense according to their individual condensation temperatures. Separate benzene contaminants The gas must be cooled to a lower temperature until it liquefies Apart from this, the basic cooling method is the same as for liquefaction and separation. Therefore, the residual With benzene, even cooling natural gas to a temperature where a portion of the feed gas condenses Just do it. This is an LNG recovery to separate condensed benzene from the main gas stream It can be achieved by low temperature separation, which is included at an appropriate point in the process. For efficient operation of the cryogenic separation tower, the low temperature condensate that must be removed from the tower The condensed liquid is used to exchange heat with the warm dry gas stream provided to the cryogenic separation column. Is desirable. However, this heat exchange method is based on two heats supplied to the heat exchanger. It gives problems arising from excessive temperature differences in the stream. Practical temperature difference exceeds 100 ° F Therefore, the effective life of heat exchanger devices made of conventional materials due to thermal shock to the heat exchanger May shorten life or cause damage. Another consideration related to the efficient operation of a cryogenic separation column is that it allows automatic start-up of the column. Heat exchanger control is provided. Yet another problem in treating methane-rich gas streams is that a major part of the stream is Recover high molecular weight hydrocarbons from the gas stream before Lack of cost effective means of returning to You. Recovered high molecular weight hydrocarbons are generally more unit mass than residual components in the gas stream. Has a higher value per hit. [Disclosure of the Invention] It is an object of the present invention to provide a gas stream mainly composed of methane, whose main part must be liquefied. To remove residual amounts of benzene and other aromatics. Another object of the present invention is to remove high molecular weight hydrocarbons from a methane-based gas stream. Is Rukoto. Yet another object of the present invention is to provide a methane-rich gas whose main part must be liquefied. Removal of high molecular weight hydrocarbons from the waste stream. Yet another object of the present invention is to provide a methane-based gas in an energy efficient manner. Removal of benzene, other aromatics and / or high molecular weight hydrocarbons from waste streams is there. Still another object of the present invention is to provide benzene, other aromatic and / or high molecular weight hydrocarbons. The methods used to remove elements should be compatible with the techniques commonly used in gas plants. Stand up and be integrated with it. Yet another object of the present invention is to provide benzene, other aromatic And / or the methods and equipment used to remove high molecular weight hydrocarbons are relatively It is simple, small, and cost-effective. Yet another object of the present invention is to provide a method for converting a methane-based gas stream whose main part is to be Used to remove benzene, other aromatics and / or high molecular weight hydrocarbons The method is compatible with the technologies used daily in plants that produce liquefied natural gas, To be able to be integrated with it. Yet another object of the invention is to address the above and other attendant problems when dealing with cryogenic fluids. The solution is to give heat exchanger control. Yet another object of the present invention is to reduce initial equipment temperature conditions and costs for heat exchangers. It is to provide an improved control method which is reduced. A more special purpose is to apply cryogenic fluid flow without thermal shock to the heat exchanger. Is to control the temperature of the heat exchanger so as to allow cooling of the warm fluid stream . Yet another object of the present invention is to provide a heat exchanger to facilitate automatic starting of a cryogenic separation column. Is to control. In one embodiment of the present invention, benzene and / or other aromatic Immediately before the process where most of the stream is liquefied, a small portion of the methane-based gas stream is condensed. Condensing, thereby producing a two-phase stream, and (2) separating said two-phase stream into a stripping tower. (3) Aromatic depletion from the upper region of the stripping tower (4) from the lower area of the stripping tower, the aromatic-rich (5) the aromatic-rich liquid stream and methane by indirect heat exchange With a rich stripping gas stream, thereby warming the aromatics Generating a stream and a cooled methane-rich stripping gas stream; A cooled methane-rich stripping gas stream is passed to the lower section of the stripping tower. And (7) supplying said aromatic depleted gas stream to a liquefaction step, Liquefying a major portion of said gas stream thereby producing liquefied natural gas; Methane is removed from the main gas stream by a method comprising: In another aspect of the invention, high molecular weight hydrocarbons in a methane-based gas stream are (1) condensing a small portion of the methane-based gas stream to form a two-phase stream; (2) Feeding said two-phase stream to the upper region of the stripping tower; Removing the gas stream depleted of heavy matter from the upper region of the tower; A liquid stream rich in heavy matter is taken out from the lower region of the Contacting a liquid stream rich in said heavy matter with a stripping gas stream rich in methane, Heavy streams warmed by methane and stripped methane-rich streams cooled (6) producing a stripping gas stream rich in methane. Feed to the lower area of the tripping tower and remove and concentrate. You. As still another aspect of the present invention, the present invention relates to (1) a method of reducing a gas flow mainly comprising methane. A condenser for condensing a quantity portion to produce a two-phase flow, (2) supplying the two-phase flow, Stripping tower for producing vapor and liquid streams from (3) gas and liquid streams To produce a cooled gas stream and a warmed liquid stream. A heat exchanger including indirect heat exchange means, (4) the condenser and the stripping tower A conduit for flowing said two-phase flow to and from said upper region, (5) said stripping tower A conduit connected to an upper region of the stream for removing the vapor stream; A conduit for flowing the liquid stream between the tower and the heat exchanger; A conduit for flowing the cooled gas stream between a heat exchanger and the stripping tower. Tube, (8) the warmed liquid from the heat exchanger connected to the heat exchanger A conduit for flowing a stream, (9) the gas to the heat exchanger connected to the heat exchanger. A conduit for the flow of heat. As yet another aspect of the present invention, the above and other objects and advantages are to provide a warm fluid reservoir. Exchange between cold and warm fluids by providing a bypass conduit for Control valve in which the control valve in the bypass conduit is Operates in response to the temperature ratio of the heat exchange fluid. In accordance with another aspect of the invention, an automatic start Control facilitates tower start-up and then operates a warm gas stream in response to the desired temperature High selector for temporary temperature selection to operate warm fluid flow, switching like (High selector). [Brief description of drawings] FIG. 1 shows a methane-based gas stream from benzene, other aromatic and / or high Low temperature LN illustrating the method and apparatus of the present invention for removing molecular weight hydrocarbon materials It is a simple process drawing of G manufacturing method. FIG. 2 is a simplified process diagram illustrating in more detail the method and apparatus illustrated in FIG. It is. FIG. 3 illustrates the low temperature of the present invention for maintaining the desired temperature ratio for the heat exchange fluid. 1 is a schematic drawing illustrating a hot separation tower and an associated control device. FIG. 4 shows a method for temporarily selecting a temperature which enables the automatic start of the cryogenic separation column. 3 is a schematic drawing similar to FIG. (Description of preferred embodiments) In a preferred embodiment, the present invention provides (1) a methane-rich gas to be condensed to a major portion. Removing benzene and / or other aromatics from the waste stream, and (2) the main part Higher value molecular weight hydrocarbons from methane-based gas streams to be condensed This technology can be applied to the removal of Generally recover such substances (eg, removal of natural gas liquids from natural gas). It can also be applied. Benzene and other aromatics have relatively high melting points Due to the temperature, it presents a unique problem. As an example, a base having six carbon atoms Zensen has a melting point of 5.5 ° C and a boiling point of 80.1 ° C. Also six carbon sources Hexanes having a melting point have a melting point of -95 ° C and a boiling point of 68.95 ° C. Follow Thus, compared to other hydrocarbons of similar molecular weight, benzene and other aromatics Presents a much greater problem with regard to contamination and / or blockage of processing equipment and conduits . The aromatic compound used herein refers to the presence of at least one benzene ring. It is a compound to be characterized. The high molecular weight hydrocarbon material used here is ethane. Is a hydrocarbon substance with a higher molecular weight, termed heavy hydrocarbon It is used interchangeably with words. For simplicity, the following description will refer to the cryogenic cooling of natural gas streams to produce liquefied natural gas. It is limited to using the method of the present invention and the associated apparatus to generate it. Especially Is a liquefaction method using a cascade cooling cycle, and benzene and (or ) Remove other aromatics and / or high molecular weight hydrocarbons (heavy hydrocarbons). And focus on. However, the adaptation of the method and the associated apparatus of the present invention described herein. Utility is exclusive to liquefiers using cascaded cooling cycles or natural gas streams However, the present invention is not limited to this. The method and the associated apparatus comprise: (a) In a methane-based gas stream, benzene and / or heavy aromatics are treated in a processing device, May contaminate or block the heat exchanger used to condense the stream, especially Methane-based gas, if present at a concentration or (b) for whatever reason What if it is desirable to remove and recover high molecular weight hydrocarbons from a stream? It can be applied to a cooling device. Liquefaction of natural gas streams Refrigeration plants have various forms. The most efficient and effective are cascading And a combination of this type and expansion type cooling. In addition, liquefied natural gas The first step in the production of LNG is to use larger molecules than methane Effective cooling and production of LNG as it involves separating the amount of hydrocarbons A description of the plant for_Two+ To remove hydrocarbons Describes a similar plant. In a preferred embodiment using a cascade-type cooling device, the present invention employs an increased pressure Multi-stage for continuous cooling of a natural gas stream at a force of, for example, about 650 psia Propane cycle, multi-stage ethane or ethylene cycle, and (a) methane And a closed methane cycle to reduce pressure to near atmospheric pressure A subsequent single or multi-stage expansion cycle, or (b) a portion of the feed gas as a methane source Multi-stage expansion to further cool methane and reduce pressure to near atmospheric pressure Continuous gas flow through an open-ended methane cycle that contains a cycle Cool. During the continuous cooling cycle, the refrigerant with the highest boiling point is used first , Then use a refrigerant with an intermediate boiling point, and finally a refrigerant with the lowest boiling point Used. The pre-treatment process is based on the natural gas supply logistics sent to the facility, Provides a means to remove unwanted components such as tan, mercury, and moisture . The composition of this gas stream has changed significantly. Most of the natural gas streams used here are Fraction contains natural gas feed streams, for example at least 85% by weight of methane, with the balance being Ethane, higher hydrocarbons, nitrogen, carbon dioxide, and small amounts of other contaminants such as water Which mainly consists of methane originating from a feed stream that is silver, hydrogen sulfide, mercaptan Such a flow may be used. The pretreatment step is located upstream of the cooling cycle or May be another step downstream of one of the early cooling stages in the cycle . The following description lists some of the available means readily available to those skilled in the art. It is. The sorption method using an amine-containing aqueous solution allows acid gas and a certain amount of Captan is usually removed. This process is generally used during the initial cycle. It is performed upstream from the cooling stage that is being performed. Upstream of initial cooling cycle and initial cooling -Phase gas-liquid separation after gas compression and cooling downstream of the first cooling stage in the cooling cycle As a result, most of the water is usually removed as a liquid. Mercury is usually on the mercury sorption floor More removed. Residual water and acid gases are properly selected, such as from renewable molecular sieves. It is usually removed by using a selected sorbent bed. Person using sorbent bed The method is generally located downstream from the first cooling stage during the initial cooling cycle. It is a target. The resulting natural gas stream is sent to a liquefaction process, generally at elevated pressure, or Compressed to an elevated pressure, which is above 500 psia, preferably about 500 to about 900 psia, more preferably about 550 to about 675 psia, and more preferably More preferably about 575 to about 650 psia, most preferably about 600 psia Pressure. The temperature of the stream is slightly higher than near ambient Is typical. A typical temperature range is between 60F and 120F. As mentioned earlier, the natural gas stream at this point is divided into a plurality of coolants, preferably three. Multi-stage (eg, three) cycles or indirect heat exchange with a class of refrigerants or Cool in the process. Total cooling efficiency for a given cycle increases with the number of stages However, this increase in efficiency is accompanied by a corresponding increase in net capital costs. Large and complicated process. The feed gas is first closed using a relatively high boiling point coolant. In the chain cooling cycle, an effective number of cooling stages, nominally 2, preferably 2 to 4, more Preferably, it passes through three stages. Such a coolant is preferably predominantly From propane, propylene or a mixture thereof, more preferably from propane. And most preferably the coolant consists essentially of propane. After that, the processed supply In a second closed refrigeration cycle in which the gas exchanges heat with a refrigerant having a low boiling point, An effective number of stages, nominally 2, preferably 2 to 4, more preferably 2 or 3 stages Pour through Such coolants are for the most part preferably ethane, ethylene or Consists of a mixture thereof, more preferably ethylene, and most preferably the coolant is Consists essentially of ethylene. Each of the cooling steps described above for each coolant It has various cooling areas. In general, the natural gas supply logistics involves C or more in one or more cooling stages._Two+ Rich liquid formation C in a dripping amount_Two+ Contains ingredients. This liquid is a gas-liquid separation means, preferably It is removed by one or more conventional gas-liquid separators. In general, a series of natural gas Continuous cooling should be C_TwoAnd remove higher molecular weight hydrocarbons from the gas. To remove the methane-rich primary gas stream and a significant amount of ethane and heavier components. Control to produce a second liquid flow comprising C_Two+ To remove liquid streams rich in components Then, an effective number of gas / liquid separation means are arranged at planned positions downstream of the cooling area. The exact location and number of gas / liquid separators depends on the C_Two+ Composition, final product Desired BTU content of C_Two+ Value of ingredients for other uses, and LNG plant and And other factors that are routinely considered by those skilled in the art of gas and gas plant operation. Depends on the operation factor of C_Two+ The hydrocarbon stream (s) is Can be demethanized by a sieving or rectification column. In the former case, rich in methane The stream may be repressurized or recirculated or used as a fuel gas. The latter In that case, the methane-rich stream can be returned directly to the liquefaction step under pressure. C_Two+ Carbonized Hydrogen stream (s) or demethanization C_Two+ Hydrocarbon streams can be used as fuel Or further processing, such as by rectification in one or more rectification zones, Minutes (for example, C_Two, C_Three, C_FourAnd C_Five+) To create individual flows Good. In the last stage of the second cooling cycle, the gas stream, mainly methane, is largely Preferably everything is condensed (ie liquefied). Preferred, described in more detail in a later section In one embodiment, at this point in the process, benzene, other aromatics and / or heavy Of the present invention and associated equipment can be used to remove heavy hydrocarbons. You. The processing pressure at this position is higher than the pressure of the feed gas to the first stage of the first cycle. Is also only slightly lower. The liquefied natural gas stream is then further processed in a third step or cycle in one of two ways. Cooling. In one embodiment, the liquefied natural gas stream is subjected to indirect heat in a third closed cooling cycle. Further cooling by exchange, in which case the condensed gas stream is converted into an effective number of stages, nominally 2, It is further cooled by passing it through preferably 2 to 4, most preferably 3 stages, The cooling at the time of the third coolant having a lower boiling point than the coolant used in the second cycle Given by The coolant preferably consists predominantly of methane, and is more preferably Or mainly methane. Second preferred embodiment using an open methane cooling cycle The liquefied natural gas stream is then converted to the primary methane economizer (econo Further cooling is achieved by contact with the flash gas in a mizer). Expansion and separation of flash gas from the cooled liquid in the fourth cycle or step Thereby, the liquefied gas is further cooled. In the manner described, removal of nitrogen from the system and The condensed product is achieved as part of this stage or in another continuous step. Closed The key factor that distinguishes the chain cycle from the open-cycle is near atmospheric pressure Initial temperature of liquefied stream before flashing, flash generated by said flash The relative amount of steam and the deposition of flashed steam. Most of flash steam Is recycled to the methane compressor in an open cycle system, whereas The flashed steam is generally used as fuel. Liquefaction in the fourth cycle or process, whether in open or closed cycle methane systems The product is obtained by at least 1, preferably 2 to 4, more preferably 3 expansions. Cool, in this case using a Joule-Thomson expansion valve or hydraulic expander for each expansion, Next, the gas and liquid products are separated by a separator. When operated properly using a hydraulic inflator Recovery, flow temperature, taking into account the increased capital and operating costs associated with the expander Significantly lower, and greater efficiency with less steam produced during the flash process. It is often cost effective. In one embodiment used in an open cycle system, Additional cooling of the high pressure liquefaction product prior to flushing can reduce a portion of this stream to one or more hydraulic Flashing first with an expander, then indirect heat exchange using the flushed stream By cooling the high-pressure liquefied stream prior to flashing by means of Wear. The flushed product is then subjected to temperature and pressure in an open methane cycle. Recirculation by returning it to the appropriate location based on the considerations. The liquid product entering the fourth cycle is at a preferred pressure of about 600 psia The typical flash temperature for a three-step flash process is about 190.61 And 14.7 psia. In an open cycle system, the nitrogen separation process described Rush or rectified steam and steam flashed in the expansion flash process , As a coolant in the third step or cycle previously described. In a closed cycle system The steam from the flash stage is cooled before recirculation or use as fuel. It may be used as an agent. Near atmospheric pressure in either open or closed cycle systems By flushing the liquefied stream to a force, a temperature of -240 ° F to -260 ° F Yields an LNG product having If significant nitrogen is present in the feed stream, the BTU content of the liquefied product can be tolerated Nitrogen must be concentrated and removed at some point in the process to maintain No. One skilled in the art can utilize various methods for this purpose. next Things are examples. Use an open methane cycle when the nitrogen concentration in the feed is low. Typically, when less than about 1.0% by volume, generally the high pressure inlet of the methane compressor Alternatively, nitrogen removal is achieved by withdrawing a small side stream at the outlet. Closed cycle In the case where the nitrogen concentration in the feed gas is up to 1.5% by volume, the liquefied Flash to a pressure close to atmospheric pressure in a single step, usually by a flash drum. The nitrogen-containing flash steam is then supplied to a fuel gun for the gas turbine that drives the compressor. Generally used as LNG product near atmospheric pressure is sent to storage . When the nitrogen concentration in the inlet feed gas is about 1.0 to about 1.5% by volume, use an open cycle. Liquefied gas stream from the third cooling step before the fourth cooling step Nitrogen can be removed by applying. The flashed steam is pretty And may be used later as fuel gas. Nitrogen at these concentrations Typical flash pressure for removal is about 400 psia. Supply logistics about Containing nitrogen at a concentration greater than 1.5% by volume and using an open or closed cycle The flash step does not provide enough nitrogen removal. In such cases, nitrogen A stripper is used to produce a nitrogen-rich vapor stream and a liquid stream therefrom. Nitrogen removal tower In the preferred embodiment used, the high pressure liquefied methane stream to the methane economizer And the second part. The first part is flushed to about 400 psia and mixed two-phase The product is sent as a feed fluid to the nitrogen elimination tower. The second part of the high pressure liquefied methane stream is described below. Further cooling by flowing through a methane economizer as described, And flush the resulting biphasic mixture or its liquid portion above the column. To the zone, where it serves as a reflux stream. Top of nitrogen removal tower The nitrogen-rich vapor stream from the section is generally used as fuel. From the bottom of the tower The resulting liquid stream is then sent to the first stage of methane expansion. Refrigeration cooling for natural gas liquefaction Essential to the liquefaction of natural gas in a cascade process is that the natural gas stream One or more types to transfer the energy to the coolant and ultimately the energy to the environment Is to use a cooling agent. In essence, the cooling system converts the natural gas stream into thermal energy Energy by removing heat and cooling the stream to progressively lower temperatures. Acts as a loop. The liquefaction process uses several types of cooling, including (a) indirect heat exchange, (B) evaporation, and (c) expansion or pressure drop, including but not limited to Not. As used herein, indirect heat exchange refers to the process of freezing or cooling a substance to be cooled. Cooling without actually making physical contact between the coolant and the substance to be cooled Refers to the law. Special examples include tube-shell heat exchangers, core-in-ket tle) type heat exchanger, heat exchange performed in a brass-coated aluminum plate / fin type heat exchanger included. The physical condition of the coolant and the material to be cooled depends on the requirements of the equipment and the selected heat exchange. It varies depending on the type of heat exchanger. For example, in the method of the present invention, the coolant is in a liquid state, When the material to be cooled is in a liquid or gaseous state, a tube-shell heat exchanger is typically used. If the coolant is in a gaseous state and the substance to be cooled is in a liquid state, Fin type heat exchangers are typically used. Finally, a core-in-kettle heat exchanger Means that the substance to be cooled is liquid or gas, and the coolant changes from liquid to gas during heat exchange. It is typically used when a phase change occurs. Evaporative cooling is a method of maintaining a system at a constant pressure and evaporating or vaporizing a part of a substance. Refers to cooling the substance. For example, during vaporization, the part where the substance evaporates Absorbs heat from the parts of the substance that remain in the liquid state, thereby Allow parts to cool. Finally, expansion or reduced pressure cooling refers to the pressure of a gas-, liquid-, or two-phase system Refers to cooling that occurs when the temperature is lowered by passing through the lowering means. One aspect The expansion means is a Joule-Thomson expansion valve. In another embodiment, the swelling The tensioning means is a hydraulic or gas inflator. Inflator works by expansion process Energy recovery allows lower process flow temperatures during expansion . In the following description and drawings, the coolant is expanded by flowing through a throttle valve. And then the subsequent separation of the gas and liquid portions in a coolant cooler or condenser. These descriptions or drawings are depicted, but, as is the case here, indirectly Heat exchange also occurs. This simplified approach is effective and sometimes favorable due to cost and simplicity. Although rare, expansion and separation takes place and then, as a separate step, partial evaporation, e.g. Before indirect heat exchange in the cooler or condenser, the throttle valve and flash drum It is more effective to perform the combination. Another useful aspect is the throttle or inflation. The expansion valve is not separate and may be an integral part of the coolant cooler or condenser. Good (i.e., flashing occurs with the introduction of liquefied coolant into the cooler). Similar spear In a single vessel (i.e., a cooler) or multiple vessels, a given cooling stage Cooling of the plurality of streams is performed. The former is generally preferred from a capital equipment cost perspective. New In the first cooling cycle, a high boiling gaseous coolant, preferably propane, is heat-transferred. To compress it to a pressure where it can be liquefied by indirect heat transfer with the medium. More cooling is provided, and the heat transfer ultimately uses the environment as a heat absorber, The heat sink may be air, fresh, saline, ground, or a combination of the two. That is all. The condensed coolant is then separated by one or more expansion means by suitable expansion means. Which results in a two-phase mixture having a much lower temperature. One In an embodiment, the main stream is divided into at least two separate streams, preferably 2 to 4 Streams, most preferably divided into three streams, each stream separately to a specified pressure Inflate. Each stream is then evaporated by indirect heat transfer with one or more selected streams Providing cooling, one such stream is the natural gas stream to be liquefied. Separate cooling The number of agent streams corresponds to the number of coolant compressor stages. Cold vaporized from each stream The repellent is then returned to the appropriate stage at the coolant compressor (eg, two separate streams). This is equivalent to a two-stage compressor). In a more preferred embodiment, all liquefied cold The repellent is expanded to a pre-set pressure and this stream is then combined with one or more selected streams. Used to provide evaporative cooling by indirect heat transfer, one such stream being liquefied Is the natural gas stream that should be. Part of the liquefied coolant is then removed from the indirect heat transfer means Expansion and cooling to lower pressures and correspondingly lower temperatures In that case, evaporative cooling is performed by indirect heat transfer with one or more specified flows. Given, one such stream is the natural gas stream to be liquefied. In this aspect, the first name Apparently two such expansion cooling / evaporative cooling steps, preferably 2-4, most preferably Alternatively, three steps are used. As in the first embodiment, the coolant vapor from each step is Return to the appropriate inlet of the compressed compressor. In a preferred cascaded embodiment, a low boiling coolant (ie, second and third Most of the cooling for the liquefaction of the coolant used in the Can be performed by cooling those streams by indirect heat exchange using . Such a cooling method is referred to as “cascade cooling”. In fact, high boiling Point coolant acts as a heat absorber for low boiling point coolants, in other words The heat energy is then pumped from the natural gas stream to be liquefied to a low boiling coolant, It is then pumped (ie, transferred) to one or more higher boiling coolants, and then It is transferred to the environment by an environmental heat absorber (eg fresh water, saline, air). first As in the case of the cycle, the coolant used in the second and third cycles is Compressor to a preselected pressure. Where possible and economically available, One or more refrigerants (eg, directly connecting the condensed refrigerant vapor directly to the environmental heat absorber) For example, cooling by indirect heat exchange with air, salt water, fresh water). This cooling Provides for interstage cooling during the compression stage and / or cooling of the compacted product It may be. The compressed stream is then cooled as described above for the high boiling point coolant. Further cooling by indirect heat exchange using one or more of the steps. The second cycle coolant, preferably ethylene, was directly connected to the environmental heat absorber First cooling (ie, compression followed by internal cooling) by indirect heat exchange using one or more coolants Stage and / or post-cooling), then further cooling, and finally used in the first cycle First and second or first, second and third cooling stages for highest boiling coolant Liquefies by continuous contact using the floor. Preferred second and first cycle coolants are , Respectively, ethylene and propane. When using a three-coolant cascade closed cycle system, the third cycle coolant is Compressed in stages, but possibly cooled by indirect heat transfer to environmental heat absorbers (I.e. the internal stage following compression and / or post-cooling), then propane and ethyl All or selected in the first and second cooling cycles, preferably using Preferably, cooling is performed by indirect heat exchange in the selected cooling stage. This flow is Continuous operation using each of the cooling stages, which become progressively cooler in the first and second cooling cycles It is preferable that the contact be made. In the open cycle cascade cooling system as illustrated in FIG. The cycle operates in a similar manner as described for the closed cycle. However Open methane cycle systems are easily distinguished from conventional closed refrigeration cycles. No. As mentioned earlier in the description of the four cycles or process, A substantial portion of the liquefied natural gas stream present at To about -260 ° F by expansion cooling. In each step, given At pressure, a significant amount of methane-rich vapor is produced. Preferably each vapor stream is methane The economizer undergoes significant heat transfer and enters the compressor stage at a temperature near ambient. Preferably, it is returned to the mouth. Flash while flowing through the methane economizer Steam in a countercurrent fashion in an order designed to maximize cooling of the warm stream. Contact with paddy stream. The pressure selected for each stage of expansion cooling should be And the sum of the volume of gas evolved and the compressed volume of steam from the adjacent lower stage is , A pressure that results in efficient full operation of the multi-stage compressor. Inner stage Floor cooling and cooling of the final compressed gas is preferred, with one directly connected to the environmental heat absorber. It is preferably achieved by indirect heat exchange with one or more coolants. Compressed methane Stream was then used in the first and second cycles, preferably in the first cycle All stages with coolant, more preferably the first two stages, most preferably In the first stage only, further cooling is achieved by indirect heat exchange with the coolant. Cooled methane Heat exchange with flash steam in the main methane economizer Further cooling, and then the natural gas feed stream and the cooled methane-rich stream Are in the liquefaction process with similar conditions of temperature and pressure, preferably Prior to entering one of the chilling stages, it is more preferred that most of the methane be liquefied. Immediately before the chilled cooling stage (ie, ethylene condenser), along with the natural gas feed stream I do. Optimization by interstage and intercycle heat transfer In a more preferred embodiment, the coolant gas stream is heated at or near ambient temperature, respectively. Take a step to further optimize the processing efficiency by returning to the inlet of the compressor. this The process not only improves overall efficiency but also involves exposing the compressor parts to cooling conditions. Problems are significantly reduced. This means that the main part of the liquid before flushing The contained stream is fed into a downstream expansion step (ie, stage) or the same or downstream cycle. First cooling by indirect heat exchange with one or more steam streams generated in the process at Achieved by using an economizer. In a closed system, the economizer To obtain additional cooling by the flashed steam during the second and third cycles It is preferably used. If an open methane cycle system is used, the flow from the fourth stage The flushed steam is (1) liquefied product stream prior to each pressure drop stage. Cooling by indirect heat exchange with (2) these steams Before combining the gas supply stream with this stream or streams, open methane One or more economies cooled by indirect heat exchange with compressed steam from the vehicle It is preferable to return to Iser. These cooling steps are the third stage of cooling described earlier. And will be discussed in more detail in the description of FIG. Ethylene in second and third cycle In one embodiment using methane and methane, a series of ethylene and methane economizers Can make contact. A preferred example illustrated in FIG. 1 and described in more detail below. In a preferred embodiment, the method comprises a primary ethylene economizer, a primary methane economizer , And one or more additional methane economizers. These additional econos Here, the mizer is the second methane economizer, the third methane economizer, etc. Each of these additional methane economizers, referred to separately, is a separate downstream fan. It corresponds to a rush process. Removal of benzene, other aromatic and / or heavy hydrocarbons Benzene, other aromatic and / or high molecular weight carbonization from methane-based gas streams The method of the present invention for removing hydrogen material is extremely energy efficient and Above is an easy way. Referred to as stripping tower here for operation The column performs both stripping and rectification functions. The method works for all gas flows. 0.1 to 20 mol%, preferably 0.5 to about 10 mol%, more preferably about 1 . 75 to about 6.0 mol% are condensed, thereby forming a two-phase flow Including cooling of gaseous streams mainly. The optimal mole percent is It depends on the composition and other processing-related factors that can be easily ascertained by those skilled in the art. In one embodiment, the entire feed stream is cooled to the extent that the desired liquid% is obtained. Thus, a desired two-phase flow is obtained. In a preferred embodiment, the gas stream is first liquefied. Cool to near temperature and then split into a first stream and a second stream. The first stream has additional cooling and Contain the desired% liquid by undergoing partial condensation and then combining with the second stream A two-phase flow occurs. This latter method is preferred because it facilitates operation and process control. New The two-phase stream is then sent to the upper region of the tower, where it rises from the lower part of the tower Rich in heavy matter that comes into contact with the vapor stream, thereby serving as a recirculating stream Liquid stream and a heavy-depleted vapor stream from the tower. "Heavy" used here "Heavies" refers to predominantly organic compounds having a higher molecular weight than ethane. Point. The column does not use a condenser for reflux generation as described above, and It is unique in that it does not use a reboiler for air generation. As mentioned earlier, a stripping gas stream rich in methane is fed to the column. this The stream is a methane-based gas stream to be cooled, with some cooling and liquid removal Preferably, it comes from the upstream location where This gas stream is passed to the bottom of the tower Prior to introduction into the column, indirect contact with the liquid product emanating from the bottom of the column, preferably countercurrent Cooling by contacting with, thereby warming and warming the rich material Resulting in a stripped gas stream rich in methane. Stripping rich in methane The gas may undergo partial condensation upon cooling, resulting in the cooled methane obtained. The two phases containing the rich stripping gas may be sent directly to the column. Substantial amount of C_Three+ Small amount of C instead of steam generated from reboiler containing_Three+ Adult The use of a cooled methane-rich stripping gas containing The problems associated with fluids in the column approaching critical conditions that result in poor separation of the To be reduced. This factor is in the more preferred pressure range of about 550 to about 675 psia. This is especially important when operating in an enclosure. The critical temperature and pressure of methane is -116.4 ° F and 673.3 psia. The critical temperature and pressure of propane are 206.2 ° F and 617.4 psia, and the critical temperature and pressure for n-butane is 305. 7 ° F. and 551.25. Appreciable amount of C_ThreeIf the + component is present, (1) Lowering the interfacial pressure, thereby approaching the preferred operating pressure of the process, and (2) raising the critical temperature Will rise. As a result, it becomes more difficult to separate components by gas-liquid contact. Effect occurs. The steam from the reboiler is cooled by a methane-rich stream. The second factor that distinguishes the use of tapping gas is that The temperature difference with the liquid effluent from the stage. Cooled methane-rich strippin This gas is preferred because it is preferably warmer than similar steam from the reboiler. The new stream has greater ability to strip the liquid phase of the lighter components . The temperature difference between the liquid effluent from the column and the stripping gas effluent to the column is preferably Is between 20 ° F and 110 ° F, more preferably between 40 ° F and 90 ° F, most preferably From about 60 ° F to about 80 ° F. The theoretical number of trays in the column is determined by the composition, temperature and Depends on the composition, temperature, flow rate and liquid to vapor ratio of the two-phase stream sent to the upper region of the tower. You. Such a determination is easy within the ability of those skilled in the art. The theoretical number of trays depends on the species Various types of tower packing (pall ring, saddle, etc.), or Can be provided by individual contact stages (eg trays) located in the tower You. Generally, 2 to 15 theoretical steps are required, more preferably 3 to 10, and even more preferably More preferably 4 to 8 and most preferably about 5 theoretical steps are required. Tower If the diameter is greater than 6 ft, a tray is generally preferred. Preferred open cycle embodiment of the cascade liquefaction process The flow scheme and apparatus described in FIGS. 1 and 2 are based on an open cycle cascade. This is a preferred embodiment of the liquefaction method and is described for illustrative purposes. Its preferable The nitrogen removal system is deliberately omitted from the embodiment. Because such a system is This is because it depends on the nitrogen content. However, in the previous description of the nitrogen removal method, As noted above, methodology applicable to this preferred embodiment is readily available to those of skill in the art. Will be able to. The cooling tower of the present invention is provided in more detail in FIGS. In particular, the stripping gas sent to the cooling tower is cooled and its temperature is controlled. A way to control is given. One of ordinary skill in the art will appreciate that FIGS. 1 through 4 are merely schematic, Therefore, many components of the equipment required in a commercial plant for successful operation are It will be appreciated that it has been omitted for clarity. Examples of such parts include For example, compressor controls, flow and level meters and their corresponding controls, additional Temperature and pressure controls, pumps, motors, filters, additional heat exchangers, valves, etc. included. These parts are arranged according to standard engineering practices. In order to make FIG. 1, FIG. 2, FIG. 3 and FIG. The attached components generally correspond to the processing vessels and equipment directly involved in the liquefaction process. 1 Parts numbered 00 to 199 are flow lines containing methane as the main part. Or it corresponds to a conduit. The parts numbered 200 to 299 represent the coolant ethylene or Corresponds to a flow line or conduit optionally containing ethane. 300-399 The numbered sections correspond to the flow lines or conduits containing the coolant propane. Wherever possible, the numbering system used in FIG. 1 is used in FIGS. 2, 3 and 4. You. In addition, subsequent numbering systems are added for additional components not illustrated in FIG. Has been added. Parts numbered 400 to 499 are for additional flow lines or conductors. Equivalent to a tube. Parts numbered 500 to 599 include vessels, towers, heat exchange means and And an additional processing device such as a valve including a process control valve. 600-79 The parts numbered 9 refer generally to the process control system excluding the control valve, and , A converter, a controller, and a set value input unit. Almost all control systems have electrical, pneumatic or hydraulic signals A combination is used. But how compatible with the methods and equipment used It is within the scope of the invention to use it in any type of signaling method. Fig. 1 ~ In the present invention depicted in FIG. 4, lines designated as signal lines are indicated by dotted lines in the figure. It is. These lines are preferably electrical or pneumatic signal lines. Generally Even signals provided by such converters are in electrical form. But flow Sen The signal provided by the sir is generally in pneumatic form. The transmission of these signals They are not necessarily illustrated for simplicity. Because the flow is measured in hydraulic form If it is to be converted to electrical form by a flow converter, Is well known to those skilled in the art that must be converted to electrical form. is there. Referring to FIG. 1, gaseous propane is supplied to a gas turbine drive (not shown). Compressed by a multi-stage compressor 18 driven by Three compressions in one unit Preferably there are stages, but each compression stage is a separate unit and These units are mechanically connected to be driven by a single drive Is also good. The compression causes the compressed propane to pass through conduit 300 through cooler 20. And liquefied there. Typical pressure of liquefied propane coolant before flushing And the temperature is about 100 ° F. and about 190 psia. Illustrated in Figure 1 But not downstream of cooler 20 to remove residual light components from liquefied propane. Therefore, the separation vessel is arranged upstream of the pressure reducing means exemplified as the expansion valve 12. preferable. Such vessels may consist of a single-stage gas-liquid separator, or Is more complex and may consist of a storage area, a condensation area, and an absorption area, the latter Are operated continuously or periodically sent online, from propane The residual light components may be removed. The flow from this container, or in this case As is the case with the flow from the cooler 20 through the conduit 302 and the expansion valve 12 To the pressure reducing means exemplified as, where the pressure of the liquefied propane is reduced, Causes a portion thereof to evaporate or flash. The resulting two-phase product is then Flow through tube 304 to high stage propane cooler 2 where it is conducted through conduit 152 Gaseous methane coolant introduced, natural gas feed introduced through conduit 100; And the gaseous ethylene coolant introduced through conduit 202 is connected to an indirect heat exchanger, respectively. Cooled by stages 4, 6 and 8, whereby conduits 154, 102 and 204 respectively To produce a cooled gas stream that flows through it. The gas in conduit 154 is Sent to the main methane economizer 74, which is described in detail in the graph, where the heat exchange means The stream is cooled by 98. The resulting cooling compression resulting through conduit 158 The methane recycle stream is then passed to the heavies depletion tower 60 and the heavies depleted steam in conduit 120 from Combine with the stream and send to methane condenser 68. Propane gas from cooler 2 is returned to compressor 18 via conduit 306. this The gas is sent to a high stage inlet of the compressor 18. Conduit for remaining liquid propane By passing through 308 and through pressure reducing means illustrated as expansion valve 14 , Further reducing the pressure, thereby flushing another portion of the liquefied propane You. The resulting two-phase stream is then sent to cooler 22 through conduit 310, thereby To provide coolant for the cooler 22. The cooled feed gas stream from cooler 2 is It flows through a conduit 102 to a knock-out vessel 10 where the gas phase and liquid The phases separate. C_ThreeThe liquid phase rich in the + component is removed by conduit 103. Gas phase conduit 104, then split into two streams and combine them into conduits 106 and 1 Carry by 08. The stream in conduit 106 is sent to propane cooler 22. Conduit 10 8 feeds to a heat exchanger 62 and ultimately passes to a heavies removal tower 60. It becomes tripping gas. Ethylene coolant from cooler 2 is cooled by conduit 204 To the recirculator 22. In the cooler 22, this is also referred to herein as a methane-rich stream. Feed gas stream and ethylene coolant stream to indirect heat exchange transfer means 24 and 26, respectively. Cooler, thereby richer in chilled methane through conduits 110 and 206 A stream and an ethylene coolant stream are produced. In this way the propane coolant evaporates The parts are separated and sent through conduit 311 to the intermediate stage inlet of compressor 18. Cooler 2 The liquid propane coolant from 2 is taken off by conduit 314 and is Flush through the indicated pressure-reducing means and then through the conduit 316 to a third stage cold To the rejector 28. As illustrated in FIG. 1, the methane-rich stream is fed to the intermediate stage propane Flows through conduit 110 to a low-stage propane cooler / condenser 28 . In this cooler, the stream is cooled by indirect heat exchange means 30. Similar way And the ethylene coolant flow from the intermediate stage propane cooler 22 to the low stage propane cooler / Flow through conduit 206 to condenser 28. In the latter, ethylene coolant is indirectly heated It is completely condensed by the exchange means 32 or condensed almost entirely. Low The vaporized propane is removed from the staged propane cooler / condenser 28 and placed in conduit 320 Back to the low stage inlet of the compressor 18. FIG. 1 shows conduits 110 and 206 Although cooling of a given stream occurs in the same vessel, stream 110 And the cooling and condensing of stream 206 may be performed in separate processing vessels (eg, each in a separate processing vessel). Cooling and a separate condenser). In a similar way, multiple streams are common The previous cooling step, cooled in one vessel (eg, a cooler), is performed in a separate vessel. You may. The former configuration is a preferred embodiment. Because the cost of multiple containers Also, the number of required plant locations may be small. As illustrated in FIG. 1, the methane-rich stream exiting the low stage propane cooler is Introduced into high-stage ethylene cooler 42 through conduit 112. Ethylene coolant conduit Exits low-stage propane cooler 28 through 208 and preferably passes to separation vessel 37 , Where light components are removed through conduit 209 and the condensed ethylene is removed from conduit 21. Remove with 0. Separation vessels should remove light components from the liquefied propane coolant. Are the same as those described above, and a one-stage gas-liquid separator may be used. Or a multi-step operation to give greater selectivity in the removal of light components from the system . Ethylene coolant at this point in the process generally has a temperature of about -24 ° F and about 2 ° F. At a pressure of 85 psia. Ethylene coolant through conduit 210 is then Flows to an economizer 34, where it is cooled by indirect heat exchange means 38, Removed by 211 and sent to pressure reducing means exemplified as expansion valve 40 Flush the coolant to a preselected temperature and pressure at Send to the floor ethylene cooler 42. Steam is removed from this cooler by conduit 214 Is sent to an ethylene economizer 34, where the steam is passed to an indirect heat exchange means 46. It functions more as a coolant. Next, ethylene vapor is passed through an ethylene economizer. And fed to the high stage inlet to the ethylene compressor 48 . Ethylene coolant not vaporized in the high-stage ethylene cooler 42 is supplied to the conduit 218. And returned to the ethylene economizer 34 and updated by the indirect heat exchange means 50. And taken out of the ethylene economizer by the conduit 220, and the expansion valve 52 And flushing the resulting two-phase product Introduced into low stage ethylene cooler 54 through conduit 222. A methane-rich stream is withdrawn from high stage ethylene cooler 42 via conduit 116 . This stream is then provided by indirect heat exchange means 56 in low stage ethylene cooler 54. The resulting cooling partially condenses, thereby producing a two-phase flow, which is passed through conduit 11 8 to a benzene / aromatic / heavy matter removal tower 60. As mentioned earlier, The methane-rich stream in tube 104 is split and flows through conduits 106 and 108. The contents of conduit 108, referred to herein as the methane-rich stripping gas, First, it is sent to a heat exchanger 62, where this stream is cooled by indirect heat exchange means 66, The resulting cooled methane-rich stripping gas stream is then passed to a conduit. It flows to the benzene / heavy matter removal tower 60 by 109. Significant concentrations of benzene, etc. A liquid containing aromatic and / or heavy hydrocarbon components in a benzene / heavy matter removal column It is removed from 60 by conduit 114 and preferably functions as a pressure reducing means 97 Flushing and conducting by flow control means, preferably a control valve, which can also serve It is transported to the heat exchanger 62 by the pipe 117. Preferably by flow control means 97 The flushed stream is at or near the pressure at the high stage inlet to the methane compressor. Flush to greater pressure. Flash cools the stream more Grants abilities. In heat exchanger 62, the stream sent by conduit 117 is indirect heat exchange. The cooling capacity is provided by the exchange means 64 and exits the heat exchanger through conduit 119. Be In the sen / aromatic / heavy removal tower 60, the two-phase stream introduced through conduit 118 Cooled methane-rich stripping gas stream introduced through conduit 109 With benzene / heavy matter through conduit 120 was depleted Producing a vapor stream rich in methane and a liquid stream rich in benzene / heavy matter through conduit 117 You. The stream in conduit 119 contains benzene, other aromatics and / or other heavy hydrocarbon components. Rich. This stream is later separated into liquid and vapor parts or, preferably, Flush or rectify at 67. In each case, benzene, other aromatics and And / or a liquid stream enriched in heavy hydrocarbon components occurs through conduit 123 and is A ton-rich vapor stream occurs through conduit 121. Preferred embodiment illustrated in FIG. As a result, the flow in conduit 121 is later combined with the second flow sent through conduit 128 The combined stream is sent through conduit 140 to the high pressure inlet of methane compressor 83. You. As mentioned earlier, the gas in conduit 154 is sent to main methane economizer 74. Then, the stream is cooled by indirect heat exchange means 98. Obtained in conduit 158 The cooled compressed methane recycle or coolant stream is passed through conduit 120 in a preferred embodiment. Combined with the heavy-depleted steam stream from the heavy removal tower 60 To the condenser 68. In a low stage ethylene condenser, this stream is passed through conduit 226. From the low-stage ethylene cooler 54 sent to the low-stage ethylene condenser 68 It is cooled and condensed by the indirect heat exchange means 70 using the product. From the low stage condenser A condensed methane-rich product is produced through conduit 122. Through conduit 224 From the low-stage ethylene cooler 54 and the conduit 228 The withdrawn vapor from the low stage ethylene condenser 68 is combined and passed through conduit 230. To the ethylene economizer 34, where the steam is passed through the indirect heat exchange means 5 8 acts as a coolant. The stream is then passed through conduit 232 to ethylene It is sent from the miser 34 to the low stage side of the ethylene compressor 48. As can be seen from FIG. 1, compressor outflow from steam introduced through the low stage side The material is removed by the conduit 234 and cooled by the internal stage cooler 71, 6 back to the compressor 48 for injection with the high stage stream present in conduit 216 You. Preferably, the two stages are in a single module, but each of them Each is a separate module, and these modules are mechanically May be connected. The compressed ethylene product from the compressor is passed through conduit 200 To the downstream cooler 72. The product from the cooler flows through conduit 202 Then, as described earlier, it is introduced into the high-stage propane cooler 2. The liquefied stream in conduit 122 generally has a temperature of about -125 ° F and about 600 psia. Pressure. This stream is passed through conduit 122 to main methane economizer 74 Through an indirect heat exchange means 76, as will be described later. Cool further. The liquefied gas from the main methane economizer 74 passes through a conduit 124 And the pressure is reduced by pressure reducing means exemplified as the expansion valve 78. It of course evaporates or flashes a portion of the gas stream. The flashed flow is To a methane high-stage flash drum 80, where it is discharged through conduit 126. And a liquid phase discharged through a conduit 130. Next, conduct the gas phase Transfer through tube 126 to the main methane economizer, where steam is transferred to the indirect heat transfer means 8 2 acts as a coolant. The steam passes through the main methane economizer through conduit 128 Exit, where it is combined with the gas stream sent by conduit 121. These flows, Next, it is sent to the high pressure inlet of the compressor 83. The liquid phase in conduit 130 is sent through a second methane economizer 87 where the liquid The body is further cooled by downstream flash steam by indirect heat exchange means 88. cooling The discharged liquid exits the second methane economizer 87 via the conduit 132 and the expansion valve 91 Inflated or flushed by the pressure reducing means exemplified as, further reducing the pressure, At the same time, the second part is vaporized. This flash stream is then Ash drum 92 where the stream is passed through conduit 136 and into the conduit 13 Separate into the liquid phase passing through 4. The gas phase passes through conduit 136 and passes through the second methane economizer 87, where the vapors indirectly heat exchange the liquid introduced into 87 via conduit 130. It is cooled by the exchange means 89. Conduit 138 is between the second methane economizer 87 Heat exchange means 89 and indirect heat transfer means 95 in main methane economizer 74 Acts as a conduit between them. This steam enters the intermediate stage inlet of the methane compressor 83. Exiting the main methane economizer 74 by a continuous conduit 140. The liquid phase exiting the intermediate stage flash drum 92 via conduit 134 is further passed through expansion valve 9 The pressure is further reduced by passing through the pressure reducing means exemplified as 3. in this case The third part of the liquefied gas also vaporizes or flashes. Finalize the fluid from expansion valve 93 To the target or low stage flash drum 94. In the flash drum 94, the vapor phase Separated and sent via conduit 144 to a second methane economizer 87 where the The steam acts as a coolant by means of the indirect heat exchange means 90, and the second Exits the economizer, the conduit of which is connected to the first methane economizer 74 Where the steam acts as a coolant by means of indirect heat exchange means 96 and ultimately The first methane economizer exits via conduit 148, which is connected to the low pressure compressor 83. Connected to the entrance. The liquefied natural gas product from the flash drum 94 at approximately atmospheric pressure is Routed via conduit 142 to the storage unit. Low pressure low temperature LNG is steam from storage unit The stream is boiled off and returned from the cooling of the spill line, possibly associated with LNG shipping equipment Steam with the low pressure flash steam present in conduits 144, 146, or 148. Preferably recovered by combining with such stream (s) . The choice of conduits should be based on the desire to match the steam flow temperature as closely as possible. Done. As shown in FIG. 1, the high, middle, and low stages of compressor 83 are a single unit. It is preferable to combine them. However, each stage exists as a separate unit The units are mechanically coupled together to be driven by a single drive You may let it. The compressed gas from the low stage region is passed through an internal stage cooler 85, Two stages before, it is combined with the intermediate pressure gas in conduit 140. Intermediate stage of compressor 83 From the internal stage cooler 84 and prior to the third stage of compression, the conduit 14 Combine with high pressure gas in 0. High-stage methane compression of compressed gas through conduit 150 Exits the machine, cools in cooler 86, and is elevated by conduit 152 as previously described. Send to pressure propane cooler. FIG. 1 depicts the expansion of a liquefied phase using an expansion valve, which will later be cooled or cooled. Separation of the gas and liquid parts in the reactor. This simple scheme is valid, and in some cases However, it is often more effective to carry out the partial evaporation and separation steps in a separate apparatus. Efficient and efficient, for example, by separating the expansion valve and another flash drum Gas or liquid may be used before flowing to the propane cooler. In a similar fashion, Certain process streams that are received may require the use of a hydraulic expander as part of the pressure reduction means. Imaginative candidate, which allows the extraction of work energy and reduces the two-phase temperature It can be even lower. Regarding the compressor / drive unit used in the present method, FIG. Individual compressor / drive units for styrene and open cycle methane compression stages [I.e., a single compression train] is depicted. But what mosquito In a preferred embodiment, also for a cascaded method, a single compressor / drive as shown Multiple compressors with two or more compressor / drive combinations in parallel instead of units The use of compression trains can significantly improve the reliability of the method. You. Even if compressor / drive unit is not available, the method still reduces It can be operated with a reduced capacity. Preferred Embodiments of the Removal Method and Apparatus of the Present Invention benzene, Methods for removing other aromatic and / or heavy hydrocarbon components and associated equipment A preferred embodiment of the arrangement is given in FIG. As I mentioned before, Conduit 118 The two-phase stream passed through to the benzene / aromatic / heavy matter removal column 60 is Ethylene cold The cooling provided by heat exchange means 56 in heat exchanger 54 allows the flow in conduit 116 to be reduced. It results from cooling and partial condensation. In one embodiment, In conduit 116 Cool all of the stream. In the preferred embodiment illustrated in FIG. In conduit 116 Two-phase flow is obtained by cooling and partially condensing part of the stream, this part Is then combined with the rest of the flow coming through conduit 116. Referring to FIG. The flow sent through conduit 116 is First through conduit 450 With the flow Split into a second stream flowing through conduit 452. The flow in conduit 532 is Optional valve 5 32, Preferably through a manual control valve to conduit 454; The conduit evacuates the first stream. To the chiller 54 Therefore, the flow is reduced by the indirect heat exchange means 56 at least. Also undergoes partial condensation, Exit said means through conduit 458. Second in conduit 452 The flow is Valve 530, Preferably through a control valve and into conduit 456; So conduit 4 Together with the first stream sent through 58. The combined flow is now a two-phase flow And It is sent to column 60 via conduit 118. From an operational point of view, The length of the conduit 118 is , Long enough to ensure proper mixing of the two streams to reach equilibrium Should be. The amount of liquid in the two-phase flow in conduit 118 is Hope those flows It is preferable to control the temperature by maintaining the temperature. This is achieved in the following way It is. Temperature converter in combination with a sensing device such as a thermocouple located in conduit 118 688, An input signal 686 is provided to the temperature controller 682. Operator or con A set temperature signal 684 is also provided to the controller by the pewter algorithm. Controller 6 82 is In response to the difference between the two inputs, Transmitting the signal 680 to the flow control valve 530; So The valve is A conduit 116 that is not cooled by the heat exchange means 56 in the cooler 54 Is located in a conduit through which a portion of the flow sent is passed. The transmitted signal 680 is Guidance The control valve 5 necessary to maintain the flow required to obtain the desired temperature in line 118 The scale has been scaled to represent the thirty positions. benzene, Process to remove other aromatic and / or heavy hydrocarbon components These supply logistics Ethylene sent by conduit 118 to the upper region of column 60 The two-phase process stream from cooler 54 and the methane-rich stream sent through conduit 108 It is a ping gas. Figure 1 shows the feed gas flow from the first stage of propane cooling. Although depicted as coming, This flow is from any point in the method Well, Alternatively, it may be an external methane-rich stream. As exemplified in FIG. Meta At least a portion of the stripping gas rich in Before entering the base of tower 60 , It is cooled by the heat exchanger 62 by the indirect heat exchange means 62. The process of the present invention Their outflow logistics Heavies depleted gas stream from column 60 resulting through conduit 120; Warm heavies-rich stream generated through conduit 119. Fig. 2 shows an example. Sea urchin A heavy stream is generated from tower 60, Through the indirect heat exchange means 66, Heat exchange It is warmed by the vessel 62. The column effluent thus generated through conduit 114 is Guidance The stripping gas supplied to the tower by the pipe 109 is cooled. The theoretical number of stages in column 60 depends on the composition of the feed stream to the column. In general, 2-1 Five theoretical steps would be required. The preferred number of steps is 3-10, Further Preferably 4-8, From an operational and cost perspective, The most preferred number is about 5 . The theoretical stage is packing, Board / tray, Or a combination of these Can be Generally, packing is preferred for towers smaller than about 6 ft in diameter. , Plates / trays are preferred for towers with diameters greater than about 6 ft. Fig. 2 shows an example. Sea urchin The upper region of the tower in which the two-phase flow is supplied in conduit 118 is Promotes gas-liquid separation It is designed to be. The top of the tower Removing the liquid contained in it from the vapor stream Or Or it is preferable to have a means for removing fog. This means Conduit 1 18 and the outlet of conduit 120. As exemplified in FIG. The heavies-rich liquid stream produced through conduit 114 Flows through the control valve 97 and the conduit 117 to the heat exchanger 62; So the flow is indirect Providing cooling by heat transfer means 64; Heated from heat exchanger 62 through conduit 119 Occurs as a stream rich in heavy matter. Depending on the operating pressure of the downstream process, Cooling this stream The ability is When flowing through the control valve 97, By flushing to a lower pressure Can be increased. Is this process stream generated through conduit 119 used directly? , Alternatively, it may be subjected to a later treatment for removing light components. The preferred example shown in FIG. In a new aspect, The stream is sent to the demethanizer 67. The flow rate of the heavy-rich liquid from column 60 is Various persons readily available to those skilled in the art Can be controlled by the method. The control device illustrated in FIG. 2 is a preferred device. And Level control device 600, Sensing device, And a signal connected to the level control device. Signal converter, Operationally located in the lower region of the tower 60. Controller 600 is Characterizes the flow rate in conduit 114 necessary to maintain the desired level in column 60 Or Or an output signal 60 indicating that the actual level has exceeded a predetermined level. Determine 2 Flow measurement device and transducer 60 operatively located in conduit 114 4 is Determining an output signal 606 that is characteristic of the actual flow rate of the fluid in conduit 114 . The flow measurement device To not sense two-phase flow, Is located upstream of the control valve Is preferred. The signal 602 is Provided as a set point signal to flow controller 608 . Signals 602 and 608 are Each is compared in the flow controller 608, Controller 608 Determine the output signal 614 corresponding to the difference between the signals 602 and 606. Signal 614 Is given to the control valve 97, Valve 97 is operated in response to signal 614. In tower 60 The set point signal (not shown) representing the desired level of By operator It may be manually input to the level controller 600, Alternatively, Control algorithm More computer control may be used. Depending on operating conditions, Control is liquid level or flow To determine if it ’s based on quantity, Use operator or computer logic I have. In response to the signal 606 and the varying flow rate input of the selected set point signal, control The container 608 is An output signal 614 corresponding to the difference between each input and the set point signal is provided. I can. This signal is Due to circumstances, Keep fluid flow substantially equal to desired flow Or Or, depending on circumstances, Maintain a liquid level substantially equal to the desired liquid level A scale is provided to represent the position of control valve 97 required to operate. In the heat exchanger 62, Heavies-rich to cool the methane-rich stripping gas stream The flow It is sent through a conduit 117 to a heat exchanger. The flow rich in heavy matter is Indirect heat exchange Through means 66, Emanates from the heat exchanger through conduit 119. Methane-rich trees Ping gas, The extent to which it is cooled by the heavies-containing stream before entering the tower is: Skilled person It can be adjusted by various methods that are readily available. In one embodiment , Sending a stripping gas stream rich in total methane to a heat exchanger, The degree of cooling is Heat transfer The amount of heavy material-rich liquid stream available for Heat conduction surface area available for heat transfer and (Or) depending on factors such as the residence time of the fluid being heated or cooled depending on the circumstances. Controlled. In a preferred embodiment, Methane-rich water sent through conduit 108 The tripping gas flow is Flows through control valve 500 into conduit 400; So that The flow is split, Travel through conduits 402 and 403. Through conduit 403 The flowing flow is Eventually flowing through the indirect heat transfer means 64 in the heat exchanger 62 . Means for manipulating the relative flow rates of the fluids in conduits 402 and 403 include: Conduit 4 02 or 403, Or both. The means illustrated in FIG. 5 A simple manual control valve indicated at 02 and 504; They are respectively conduit 404 and 407. But, With a control valve, Its position is controlled by the controller , The input to the controller for that is As described above for heavy matter-containing streams To A control valve consisting of a signal representing the flow in the conduit and a set point; One side of manual control valve May be substituted for both. In either case, Conduit to heat exchanger 62 The temperature proximity difference between the streams in 117 and 404 is Heat exchanger damage may occur Not to exceed 50 ° F Operate those valves. The cooled fluid is conduit Exits the indirect heat transfer means 64 through 405, Cooled and sent through conduit 407 Not methane-rich stripping gas at the junction, Thereby cooling Form a stripped gas stream rich in methane Pass it through conduit 109 Send to the tower. In combination with a flow sensing device such as a perforated plate (not shown) Fluid in conduit A flow converter 616 that determines an output signal 618 that characterizes the actual flow rate of Operation It is arranged in the work conduit 109. Signal 6 as a process variation input to flow controller 620 Give 18. The set point value for the flow rate represented by signal 622 is also Manually or Given by computer output. At that time, The flow controller Each input and setting Providing an output signal 624 corresponding to the difference from the point signal; It is the desired flow in conduit 109 The scale is scaled to represent the position of the control valve required to maintain the volume. In another aspect, The relative flow rate of the fluid through conduits 402 and 403 is Temperature sensing Device and If necessary, By a transducer connected to the device in conduit 109 , The resulting output and temperature set points are controlled by using them as inputs to the flow controller. Can be controlled, The controller is In response to the difference between the two signals, In conduit 109 Output scaled to indicate control valve position required to maintain desired flow rate Generate a signal. Such a control valve is Substitute for manual valve 502 and / or 504 Can be replaced. In yet another embodiment, depicted in FIG. The temperature of the stripping gas to column 60 is Adjust in the following manner. Measuring device such as thermocouple operatively located in conduit 117 The temperature converter 704 combined with Represents the actual temperature of the liquid flowing in conduit 117 An output signal 708 is provided. Signal 708 is provided as a first input to ratio calculator 700 Can be In the ratio calculator 700, A second temperature signal representing the temperature of the fluid flowing to conduit 109; No. 706 is also provided. Signal 706 is generated by temperature converter 702, Its output signal 706 is In response to a sensing member, such as a thermocouple, operatively located in conduit 109. You. In response to signals 706 and 708, The ratio calculator 700 is Signals 706 and 708 Provide an output signal 710 representing the ratio of The signal 710 is Input to the ratio controller 712 and Has been given. The ratio controller 712 includes Flow flowing in conduits 109 and 114 A set point signal 714 representing the desired temperature ratio for the body is also provided. Signal 710 and And 714, The ratio controller 712 is In response to the difference between signals 710 and 714 An output signal 716 is provided. The signal 716 is Operationally located in bypass conduit 718 Control valve 534 To maintain the desired ratio represented by set point signal 714 Scales are provided to represent the required locations. The control valve 534 is To signal 716 Operate in response. The best illustrated in FIG. 4 using like reference numerals for members shown in the previous drawings. According to a good control method, Automatic start of tower 60 High selector 72 8 facilitated. The set point 724 of the temperature controller 722 is: The liquid in tower 60 and both Note that it is desirable to set the temperature to be able to stand. But, At startup, Conduit 1 The temperature in 09 is at or near ambient temperature. Therefore, Signal 72 6 to operate the valve 536 directly, Close valve 536, Starting During, Prevent warm drying gas from flowing to cold separation column 60. This problem, Described below Like By temporarily selecting signal 742 to operate valve 536 Resolve. In response to signals 706 and 724, Temperature controller 722 provides signals 706 and 724 Provide an output signal 726 corresponding to the difference between. Signal 726 is Operational conduit 108 Scaled to represent the position of the control valve 536 located therein, Its position Is The actual temperature of the fluid in conduit 109 to the desired temperature represented by signal 724 Necessary to maintain substantially equal. But, As I mentioned before, Set point signal The desired value for number 724 does not cause tower startup. Therefore, Signal 72 6 is provided to a signal selector 728. The signal selector 728 includes The control signal 742 also Given The signal is In response to the difference between signals 736 and 740, Flow in conduit 119 To maintain body temperature substantially equal to the desired temperature represented by signal 740 The scale is scaled to represent the required position of the control valve 536. At the start of the tower , The actual temperature of the fluid in conduit 119 is The desired temperature represented by signal 740 Lower. Therefore, By connecting signal 742 to valve 536, Valve 536 Open it, The temperature represented by signal 706 decreases. High selector 728 is Control signal 726 or 742 determines which of valves 536 will operate. Startup proceeds in this way. Supply gas In the region above the top of the cryogenic separation column 60 To be introduced. If the temperature of the feed gas drops to the condensation temperature of the impurities to be removed, Liquid begins to form levels in column 60. The level controller 600 senses the level. Know Its output opens valve 97 in response to signal 614. Next, the low-temperature liquid is the heat exchanger Sent to 62, Heat exchange with the warm dry gas stream through conduit 108 and valve 536. Valve 536 is initially opened by set point temperature signal 742. Dry gas flow started After The temperature converter 702 is Obtained by the signal 726 selected by the high selector 728. Sensing the suddenly lowered temperature. The starting controller is Gives a smooth and stable start Help the operator to get Less human attention needed You. The warm heavies-rich liquid stream from heat exchanger 62 is Rectification through conduit 119 To a demethanizer column 67 having both a zone and a stripping zone. Rectification and strike The ripping area is Individual steps (for example, tray, It is good to bring a board) or Is tower packing (for example, saddle, Shelf ring, Continuous by woven wire) It may give quality movement, Alternatively, a combination thereof may be used. Generally about 6ft Packing is preferred for towers with smaller diameters, Greater than about 6 ft Separate stages are preferred for columns having a diameter. Rectification zone and stripping The number of theoretical steps in both areas is Depending on the desired composition of the final product and the composition of the feed stream Exist. The area below or below the stripping is Preferably 4-20 theory Target stage, More preferably 8 to 12 theoretical stages, Most preferably about 10 theoretical With stages. In a similar way, The upper part of the tower or the rectification area Preferably 4 to 20 Theoretical stage of the More preferably 8 to 13 theoretical stages, Most preferably about 10 Has a theoretical stage. A conventional reboiler 524 is provided at the bottom to provide stripping steam ing. In the preferred embodiment given in FIG. From the lowest stage in the demethanizer Providing liquid to the reboiler through conduit 428, Therefore, the fluid is transferred to indirect heat transfer means Heated by 525, The heating medium is sent through conduit 440, Through conduit 442 Back, The conduit is connected to a flow control valve 526, The valve is now a conduit 444. Demethane from the reboiler through conduit 430 Return to the tower, Liquid is removed from the reboiler via conduit 432. Before in conduit 432 The flow In some cases, Originated from the bottom of the demethanizer through optional conduit 434 The second liquid stream is combined in conduit 436. Due to circumstances, Conduit 436 and / or The total liquid stream resulting from the demethanizer through 432 is Through the cooler 520 Sink Occurs through conduit 438. Means for controlling the liquid flow, Previous guidance Insert into one or both of the tubes. In one embodiment, as illustrated in FIG. flow The control means Consists of a control valve 522 inserted between conduits 438 and 123. System The position of the control valve 522 is Operated by the flow controller 632, The controller is level A set point input signal 628 from the controller 626; The derivative represented by signal 631 This corresponds to the difference between the actual flow rate of the fluid in the tube 438. For level controller 626 The set point flow 630 is By operator or computer algorithm input Can be given. The output from controller 632 is signal 634; that is, To maintain the desired flow rate in conduit 438 to maintain the desired level during 67 Are scaled to represent the position of control valve 522 required for To regulate the flow of stripping steam going to column 67 via conduit 430, Although various control methods can be easily used, The preferred method is Return steam temperature It is based on degrees. In combination with a sensing device such as a thermocouple located in conduit 430 Temperature converter 636, An input signal 638 to the temperature controller 642 is provided. Oh By a perlator or computer algorithm, Set point temperature signal 640 is also controlled Give to the control. Controller 642 responds to the difference between the two inputs, Flow control of signal 644 To the valve 526, The valve is Conduit with heating medium, Preferably conduit 440 or Is 444, Most preferably, it is located in conduit 444 as illustrated. Transmitted The signal 644 is To maintain the flow required to obtain the desired temperature in conduit 440 Are scaled to represent the required position of the control valve 526. A new feature of the demethanizer is There is a way to generate reflux liquid. Illustrated in Figure 2 As Overhead product exits demethanizer 67 via conduit 410; So Thereby, at least a part of the flow is Rich in heavy matter from heavy matter removal tower 60 Flow through the indirect heat exchange means 510 in the heat exchanger 62 cooled by the liquid product Partially condensed when dropped. In a preferred embodiment, Liquid products rich in heavy matter Used to cool at least a portion of the overhead steam stream, Then meta Used to cool the stripping gas stream rich in gas. Liquid streams rich in heavy matter The condensed liquid resulting from cooling by A reflux source for the demethanizer 67. The heat exchange between the two specified streams is preferably carried out in countercurrent mode. One form Like The whole flow, Explained previously the cooling of all methane stripping gas In the way Flow to heat exchanger 62. In the preferred embodiment illustrated in FIG. conduit The overhead vapor product in 410 is To flow through conduits 412 and 414 To divide. The flow in conduit 414 is Through the indirect heat exchange means 510 in the exchanger 62 Cooling in the heat exchanger 62 by flowing the stream The resulting cooled stream Occurs through conduit 418. Relative steam flow in conduits 412 and 414 or 418 The typical flow rate is Flow control means, Preferably controlled by a flow control valve, Through that valve Overhead steam, Flow without passing through the heat exchanger, Thereby two-phase flow Avoid body control. The steam flowing in conduit 412 passes through flow control means 512 flow, From there it occurs through conduit 416. The conduits 416 and 418 are then connected, This produces a combined cooling two-phase flow, It flows through conduit 420. Temperature sensing device, Temperature converter 646 is preferably connected to conduit 420 in combination with a thermocouple. Are located in A signal 648 representing the actual temperature of the fluid flowing through conduit 420 It is given to the temperature controller 652. Controller by manual or computer algorithm A desired temperature 650 is also input to 652. Input by conversion device 646 and set point 65 Based on a comparison of 0, The controller 652 is Providing output signal 654 to valve 512; that is Operate valve 512 in an appropriate manner such that it is near or maintained at the set point temperature Is scaled to The two-phase flow obtained in conduit 420 is Then separate To the container 514, From there, through conduit 422, Methane rich vapor stream and conduit 42 A reflux liquid flow through 4 results. In another preferred embodiment, Use the previous method, Before cooling the stream sent by conduit 414, Flow sent through conduit 414 For cooling The heavies-rich stream in conduit 117 is used first. In FIG. As illustrated, The methane-rich vapor stream in conduit 121 is Open for later liquefaction It can be returned to the discharge methane cycle. The pressure of the demethanizer and associated equipment is A control 518 corresponding to the pressure transducer 656 operatively located in the conduit 422 is automatically activated. Control by dynamic operation. Connecting a control valve to the conduit 422 on the inlet side; Out Connects to conduit 121 on the mouth side, It is directly or indirectly at the low pressure inlet of the methane compressor Is preferably connected to The pressure transducer 656 in combination with the sensing device Guidance A signal 658 representing the actual pressure in tube 422 is provided to pressure controller 660. Pressure control The control 660 includes A set point pressure signal 662 is also provided as an input. Next, the controller Pressure Generate an responsive signal 664 representing the difference between the force sensor signal 658 and the set point signal 662 I do. Signal 664 is near the set point pressure, As you maintain it, Valve 518 Scaled in a driving way. In one embodiment, Controller and A control valve; and In some cases, The pressure sensing transducer 656 is Generally back pressure regulator It is embodied as a single device called. The reflux from the separator is Finally it flows to the demethanizer. Preference illustrated in Figure 2 In another aspect, Reflux exits separator 514 through conduit 424 and Through pump 516 Flow Then conduit 425, Control valve 519, And flowing through conduit 426, Therefore The stream is introduced into the upper region of the demethanizer. In this aspect, The reflux flow rate is A level controller 666 in response to a sensing device located in an area below the separator 514; It is controlled by these inputs. Controller 666 includes: The desired level in the separator 514 Generating a signal 668 indicative of the flow rate in conduit 426 required to maintain; Its signal 6 68 is The flow that is also sending a signal 671 characterizing the actual flow rate in conduit 425 It is provided to controller 670 as a set point input. Next, the controller 670 sends a signal to the control valve 519. Generate a signal 674; It represents the difference between the signals, Adjust the liquid level in separator 514 Scaled to provide adequate liquid flow through the flow control valve 519 to reduce the flow. Have been. The previously described controller is Proportional, Proportional / integral, Or proportional / integral / differential (PID) Various well-known schemes of control can be used. Drawn in Fig. 4. In a preferred embodiment, As well as the set points supplied to the computer Measured process To calculate the required control signal based on the variables, Desi with backup adjustment Tal computer is preferred. Read the value of the external variable, Transmit signals to external devices What software is available to operate the real-time environment It is also suitable for use with digital computers. FIG. 2, FIG. 3 and The PID controller shown in FIG. Proportional, Proportional / integral, Or proportional / integral / differential Various control schemes can be used. In a preferred embodiment, Proportional / integral Use the formula. But, Receiving two or more input signals, Represents a comparison of two input signals Any controller capable of producing a scaled output signal can be used in the present invention. In the range. The scaling of the output signal by the controller is Well known in the field of control systems. The output of the controller is essentially Scale to represent any desired factor or variable Can be. One example of this is When comparing the desired temperature with the actual temperature using the controller is there. The controller output is "Control" required to equalize the desired temperature with the actual temperature It may be a signal representing the flow rate of the gas. On the other hand, the same output signal Desired and actual temperature Can be scaled to represent the pressure required to equalize If controller output Is in the range of 0 to 10 units, Controller output signal has 5 unit levels Output is equivalent to 50%, Or controlled to a specific flow or temperature Output signal can be graduated. The method is characterized by the various signals generated thereby. The conversion means used to determine the factor to be marked is: Various formats or formats Can be taken. For example, The control members of this system are: Electrical analog, Digital telegram Childlike, Pneumatic, Hydraulic, mechanical, Or a similar type of device, Or such a type of device Can be implemented using a combination of Selective control paths are used in various process situations to select the appropriate control action. Scripture Typeically, A secondary control signal with a higher priority under certain process conditions Typically, the normal control signal is invalidated. For example, Avoid dangerous situations It is possible, Or desired features such as automatic start, Temporarily selects the secondary control signal It can be implemented by selecting. The specific hardware used in such a feedback control system and ( Or) the software It is well known in the field of processing plant control. For example , Chemical Engineering's Handbook book), 5th edition (McGraw-Hill), pages 22-1 to 22-147. Certain cooling methods, material, Although the equipment and control equipment items have been mentioned here, , Such specific statements should not be considered limiting, According to the invention It should be understood that this is included as an example to describe the best mode. You. Example 1 This example By computer simulation, Methane-based flow Just before liquefying most, Benzene and heavy products from the methane-based stream To remove the minute, 1 illustrates the efficiency of the method described in the specification. The flow rate is 1. The liquefaction method described in FIGS. 1 and 2 was used. 5 × 10⁶t / year LNG plastic It is representative of what exists in the event. The methane used in this example is mainly However, the concentration of benzene in the gas stream is a natural candidate at this point in the process. It is considered to be representative of the concentration of the gas stream. However, mainly methane The gas stream contains heavy hydrocarbon components (ie, C_Three+) Is considered relatively scarce available. The results of the simulation are (Hyprotech's Process Simulation) HYSIM, version 386 /C2.10, Prop. Obtained using Pkg PR / LK. Table 1 shows the composition, temperature, pressure and phase conditions of the effluent and the effluent to the heavies removal tower. Is given. The simulation is based on a tower with 5 theoretical stages I have. Partially condensed streams, also referred to as two-phase streams, will later undergo most liquefaction. And is first fed to the top stage of the column (stage 1). The temperature of this stream Is −112.5 ° F. and the pressure is 587.0 psia. As I mentioned before, This stream undergoes partial condensation, resulting in a stream in which 98.24 mol% is steam. Chilled methane-rich stripping gas fed to the lowest stage (stage 5) Is taken from the upstream position depicted in FIG. This stream is converted to the heavy matter from Step 5 Cool to about 63 ° F to -10 ° F by countercurrent heat exchange with a rich liquid stream. In FIG. During the heat exchange as depicted, the stream is heated from about -78 ° F to about 62 ° F. This Stream can also be used to cool overhead steam from the demethanizer. Wear. Simulated temperature, pressure, and relative flow for each phase based on the stage in the column The quantities are given in Table 2. For each stage, the equilibrium composition of liquid and vapor is displayed. 3 is given. Heated heavies-rich stream is evacuated with rectification and stripping zones Feed to a tan column, from which a methane / ethane-rich stream is produced, which is Recirculates as a stream rich in feed and natural gas liquid to the high stage inlet of the vessel Is preferred. The efficiency of the process for aromatics / heavy matter removal depends on the feed stream to stages 1 and 5 and the stages Compare the combined mole percent of nitrogen, methane and ethane in the product from floor 1. An example is given below. These percentages for each stream are 99.88, 99.8, respectively. 9 and 99.94 mol%. Therefore, this method requires either of the two feed gas streams. The resulting product stream is richer in these light components. The efficiency of the process for removing benzene and heavier aromatics is less than Mol% of the component in the liquid product of these components with the component in the vapor product from step 1 Illustrated by comparing heavies enrichment ratios, defined as divided by mole percent of You. The respective mole fractions using benzene as an example are 0.1616E-04 and 0 . 00352. This results in an enrichment ratio of about 220. Another criterion to illustrate the efficiency of the method is the feed stream to stages 1 and 5, C in liquid product stream arising from floor 1_ThreeThe enrichment ratio for the + component. This ratio Varies from about 45 for propane to about 200 for n-octane You. Each ratio between the product streams ranges from about 50 for propane to n-octane. About 20,000. Example 2 This example, similar to the one given earlier, is based on the Immediately prior to liquefaction of the majority, the description herein for removing benzene and heavy The efficiency of the described method is shown by computer simulation. The flow rate is the first 2.5 × 10 using the liquefaction method described in FIG. 2 and FIG.⁶t / year at LNG plant It is representative of what exists. In the methane-rich supply logistics used in this example Benzene concentration exists for many candidate gas streams at this point in the method. It is considered to be representative of the concentration. However, ethane and heavy The concentrations of the components have increased considerably, thereby representing a richer gas stream, It places a heavy burden on methods for removing both these components and benzene. this The example details the ability of the method to simultaneously remove benzene and heavy hydrocarbon components. Show. In addition, this example shows that the ethane and heavy hydrocarbon concentrations are significantly increased. Large process variations have a significant adverse effect on the efficiency and operability of the benzene removal process Without exemplification, the ability of the present benzene removal method to be acceptable is illustrated. Further, this example: Figure 4 illustrates the ability of the present method to recover heavy hydrocarbons as another liquefied stream. Simulation The result of the simulation is a high-protection process simulation HYSIM, Version 386 / C2.10, Prop. Obtained using Pkg PR / LK. Table 4 shows the composition, temperature, pressure and phase conditions of the effluent and the effluent to the heavies removal tower. Is given. The simulation is based on a tower with 5 theoretical stages I have. Partially condensed stream, also referred to as two-phase flow, undergoes most liquefaction And is first fed to the top stage of the column (stage 1). The temperature of this stream is- At 91.2 ° F., the pressure is 596.0 psia. As mentioned in the specification, This stream undergoes partial condensation, resulting in a stream in which 94.04 mol% is steam. The methane-rich stripping stream fed to the lowest stage (stage 5) is shown in FIG. Take from the drawn upstream position. This stream is countercurrent to the liquid product stream resulting from step 5. Cooled from about -10 ° F by heat exchange. As can be seen in Table 4, this flow Has undergone partial condensation during the cooling process. Simulated temperature, pressure, and relative flow for each phase based on the stage in the column Provided in Table 5. Table 6 shows the equilibrium composition of liquid and vapor for each stage. Has been given. The efficiency of the process for heavies removal depends on the feed streams to Stages 1 and 5 and Stage 1 respectively. The combined mole percent of nitrogen, methane and ethane in the product stage from An example is given below. These percentages are 97.85, 97.30 and 99.37, respectively. Mol%. This method is more effective on these components than either of the two feed gas streams. It produces a rich product stream. The efficiency of the method for removing benzene and heavier aromatics is shown in Example 1. Illustrated by comparing enrichment ratios as defined for benzene. Each The molar fractions are 0.003E-04 and 0.00923, and thus about 30 riches. The result is a conversion ratio. Another criterion to illustrate the efficiency of the method is the feed stream to stages 1 and 5, C in liquid product stream arising from floor 1_ThreeThe enrichment ratio for the + component. This ratio Varies from about 19 for propane to about 30 for n-octane . Each ratio between the product streams ranges from about 67 for propane to n-octane. About 19,000.

───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (81)指定国ＥＰ(ＡＴ，ＢＥ，ＣＨ，ＤＥ，ＤＫ，ＥＳ，ＦＩ，ＦＲ，ＧＢ，ＧＲ，ＩＥ，ＩＴ，ＬＵ，ＭＣ，ＮＬ，ＰＴ，ＳＥ)，ＯＡ(ＢＦ，ＢＪ，ＣＦ，ＣＧ，ＣＩ，ＣＭ，ＧＡ，ＧＮ，ＭＬ，ＭＲ，ＮＥ，ＳＮ，ＴＤ，ＴＧ)，ＥＡ(ＡＭ，ＡＺ，ＢＹ，ＫＧ，ＫＺ，ＭＤ，ＲＵ，ＴＪ，ＴＭ)，ＡＵ，ＣＡ，ＩＬ，ＪＰ，ＫＲ，ＮＯ，ＴＲ，ＴＴ，ＶＮ (72)発明者ロウ，ウィリアム，アール. アメリカ合衆国74006 オクラホマ州バートルスビル，グランドビューロード 1000 (72)発明者ドバーズ，バーナード，ジェイ. アメリカ合衆国75402 テキサス州グリーンビル，エッジウッドドライブ 10314────────────────────────────────────────────────── ─── Continuation of front page (81) Designated countries EP (AT, BE, CH, DE, DK, ES, FI, FR, GB, GR, IE, IT, L U, MC, NL, PT, SE), OA (BF, BJ, CF) , CG, CI, CM, GA, GN, ML, MR, NE, SN, TD, TG), EA (AM, AZ, BY, KG, K Z, MD, RU, TJ, TM), AU, CA, IL, J P, KR, NO, TR, TT, VN (72) Inventors Law, William, Earl. United States74006 Oklahoma Bar Torsville, Grandview Road 1000 (72) Inventors Dover's, Bernard, Jay. United States75402Gree, Texas Building, Edgewood Drive 10314

Claims

[Claims] 1. Removal and concentration of high molecular weight hydrocarbons from methane-based gas streams In the method (A) condensing a small portion of the methane-based gas stream, thereby forming a two-phase flow To generate (B) feeding the two-phase stream to an upper region of the tower; (C) removing a gas stream depleted of heavy matter from the upper region of the tower; (D) removing a liquid stream rich in heavy matter from the lower region of the column; (E) the heavies-rich liquid stream and the methane-rich strippi by indirect heat exchange In contact with the cooling gas stream, thereby warming the heavy-rich stream and cooling A stripped gas stream rich in methane (F) passing the cooled methane-rich stripping gas stream to a lower section of the column. Supply to the area, and (G) combining the two-phase stream with the cooled methane-rich stripping gas stream; Contact in the column, thereby producing a heavies-depleted gas stream and a heavies-rich liquid stream. Let A method consisting of various steps. 2. Step (a) divides the methane-based gas stream into a first stream and a second stream, Cooling the first stream to produce a partially condensed first stream, wherein the partially condensed Combining the one stream and said second stream, thereby producing a two-phase stream, The method of claim 1. 3. The amount of liquid in a two-phase flow is calculated by Determining a two-phase flow temperature corresponding to the desired liquid content, measuring the temperature of said two-phase flow, Maintain a constant flow rate of the first stream and the amount of cooling applied to the stream to respond to the two-phase flow temperature. Then, the flow rate of the second flow is adjusted so that the two-phase flow temperature approaches the calculated two-phase flow temperature. 3. The method according to claim 2, wherein the control is performed by performing the following. 4. Furthermore, (H) contacting the methane-based gas stream with the first coolant stream prior to step (a) The cooled methane is mainly passed through at least one indirect heat exchange means. And a cooled gas stream mainly composed of methane is supplied to the second coolant stream. Continuously through at least one indirect heat exchange means in contact with The gas stream mainly comprising methane is cooled, and the boiling point of the second coolant stream is Less than the boiling point of one coolant stream, thereby producing the feed stream to step (a); The method of claim 1, comprising a step. 5. The first coolant stream is mostly composed of propane and the second coolant stream is mostly ethane, 5. The method according to claim 4, comprising ethylene or a mixture thereof. 6. Furthermore, (I) a gas stream mainly composed of methane at a position downstream of one of the indirect heat exchange means; The side stream is taken out from the reactor, and the side stream is mixed with a methane-rich stripping gas in step (e). Use The method of claim 4, wherein: 7. Cooling by at least one indirect heat exchange means in contact with the first coolant stream, The gas stream to be cooled is passed in a continuous manner through two or more indirect heat exchange means. Of course, the first coolant to each such indirect heat exchange means is continuously Flushed to progressively lower temperatures and pressures in a consistent manner Cooling by at least one indirect heat exchange means in contact with the coolant stream should be cooled Flowing the gas stream through two or more means of indirect heat exchange in a continuous manner. The second coolant to each indirect heat exchange means is progressively lower in a continuous and consistent manner. 5. The method of claim 4, wherein the method is flushed to a temperature and pressure. 8. Three indirect heat exchange means are used for cooling by the first coolant stream and the second cooling 8. The method according to claim 7, wherein two or three indirect heat exchange means are used for cooling by the agent flow. The method described. 9. The pressure of the methane-based feed gas is between 500 and 900 psia. Item 8. The method according to Item 7. 10. The pressure of the methane-based feed gas is about 575 to about 650 psia The method of claim 7. 11. Furthermore, (I) a gas stream mainly composed of methane at a position downstream of one of the indirect heat exchange means; The side stream is taken out from the reactor, and the side stream is mixed with a methane-rich stripping gas in step (e). Use 11. The method of claim 10, comprising steps. 12. Furthermore, (H) feeding the warmed heavy matter-rich stream of step (e) to a rectifier, a reboiler, To a demethanizer column equipped with a liquid and a heavy liquid stream To generate a steam flow rich in The method of claim 1, comprising a step. 13. Most of the cooling efficiency for the condenser is due to step (d) or step (e) 13. The method of claim 12, wherein the method is provided by a heavies-rich liquid stream produced. 14． Most of the cooling efficiency for the condenser is in the heavies-rich liquid stream of step (d). Is given by flowing through an indirect heat exchange means in contact with the resulting treated 2. The heavies-rich liquid stream is a heavies-containing feed stream to step (e). 3. The method according to 2. 15. Cooling efficiency splits the overhead steam stream into a first steam stream and a second steam stream. Cooling the first stream by indirect heat exchange using the heavy substance-rich liquid stream of step (d). Producing a partially condensed, thereby cooled, partially condensed first stream; The first stream and the second stream are combined, and the combined stream is supplied to a gas-liquid separator. Feed stream from which a reflux stream to the rectification column and a methane-rich vapor stream are produced. 14. The method according to claim 13. 16. The flow rate of the recirculating stream is Calculating a two-phase flow temperature corresponding to the desired liquid content, measuring the temperature of the two-phase flow, The flow rate of the first stream and the cooling amount given to the stream are kept constant, and the flow rate of the second stream is maintained. Is controlled by adjusting it to the calculated two-phase flow temperature corresponding to the two-phase flow temperature. The method of claim 15, wherein the method comprises: 17． Further, between steps (d) and (e), (I) flushing a liquid stream rich in heavy matter to a lower pressure, whereby said stream Further lower the temperature of the 14. The method according to claim 13, comprising an additional step. 18. Furthermore, (J) condensing the heavies depleted gas stream, thereby producing a liquefied natural gas stream , 18. The method according to claim 17, comprising steps. 19. Condensation converts the heavies depleted gas stream to indirect heat exchange cooled by a second coolant stream. 19. The method according to claim 18, comprising flowing through the switching means. 20. The pressure of the methane-based gas stream is between 500 and 900 psia. Item 19. The method according to Item 19. 21. Furthermore, (K) flush the liquefied product of step (j) to approximately atmospheric pressure in one or more steps Generating an LNG product stream and one or more methane vapor streams, (L) compressing most of the vapor stream of step (k) to a pressure of 500-900 psia And (M) cooling said compressed vapor stream of step (l); (N) separating the obtained cooled stream mainly from the methane supplied to step (a). Together with the product stream obtained from one of the indirect heat exchange means of step (h) Do 21. The method of claim 20, comprising steps. 22. The methane-rich vapor stream of step (h) is combined with the steam of step (k) prior to step (l). 22. The method of claim 21, wherein the method is combined with one of the airflows. 23. The pressure of the methane-based feed gas and the gas stream from step (l) is about 5 22. The method of claim 21, wherein the method is between 75 and about 650 psia. 24. The method of claim 1 wherein the column provides between 2 and 15 theoretical stages of gas-liquid contact. Law. 25. The method according to claim 1, wherein the column provides 3 to 10 theoretical stages of gas-liquid contact. Law. 26. 24. The method of claim 23, wherein the column provides 2 to 15 theoretical stages of gas-liquid contact. Method. 27. 24. The method of claim 23, wherein the column provides 3 to 10 theoretical stages of gas-liquid contact. Method. 28. Method for removing benzene and other aromatics from methane-based gas streams And (A) condensing a small portion of the methane-based gas stream, thereby creating a two-phase flow Generate (B) feeding the two-phase stream to an upper region of the tower; (C) removing a benzene / aromatic depleted gas stream from the upper region of the column; (D) removing a benzene / aromatic-rich liquid stream from the lower region of the column; (E) said benzene / aromatic-rich liquid stream and methane-rich by indirect heat exchange Benzene / aromatics contacted with a stripping gas stream and thereby warmed Methane-rich stream and a cooled methane-rich stripping gas stream, (F) passing the cooled methane-rich stripping gas stream to a lower section of the column. Supply to the area, and (G) combining the two-phase stream with the cooled methane-rich stripping gas stream; Contacting in said column, whereby benzene / aromatic depleted gas stream and benzene / Producing an aromatic-rich liquid stream, Removal method consisting of various steps. 29. Step (a) divides the methane-based gas stream into a first stream and a second stream, Cooling said first stream to produce a partially condensed first stream, said partially condensed stream; Composing the first stream and said second stream, thereby producing a two-phase stream 29. The method of claim 28. 30. The amount of liquid in a two-phase flow is Determine a two-phase flow temperature corresponding to the desired liquid content of the and measure the temperature of said two-phase flow. The flow rate of the first stream and the amount of cooling applied to the stream are kept constant, and the Accordingly, the flow rate of the second flow is adjusted so that the two-phase flow temperature approaches the calculated two-phase flow temperature. 30. The method of claim 29, wherein the method is controlled by: 31. Furthermore, (H) contacting the methane-based gas stream with the first coolant stream prior to step (a) Methane cooled by flowing through at least one indirect heat exchange means And a cooled gas stream mainly composed of methane is defined as a second coolant stream. Flowing continuously through at least one indirect heat exchange means in contact with said The methane-based gas stream is cooled, and the boiling point of the second coolant stream is A process that is lower than the boiling point of the coolant stream, thereby creating a feed stream to step (a). 29. The method of claim 28, comprising the steps of: 32. The first coolant stream is mostly composed of propane and the second coolant stream is mostly ethane 32. The method of claim 31, consisting of ethylene, ethylene, or a mixture thereof. 33. Furthermore, (I) a gas stream mainly composed of methane at a position downstream of one of the indirect heat exchange means; The side stream is taken out from the reactor, and the side stream is mixed with the methane-rich stripping gas in step (e) Use 32. The method of claim 31, wherein: 34. Cooling by at least one indirect heat exchange means in contact with the first coolant stream; Flowing the gas stream to be cooled through two or more indirect heat exchange means in a continuous manner Of course, the first coolant to each such indirect heat exchange means is continuous Flushed to progressively lower temperatures and pressures in an Cooling by at least one indirect heat exchange means in contact with the coolant stream; Gas flow through two or more indirect heat exchange means in a continuous manner. Of course, the second coolant to each indirect heat exchange means gradually and continuously 32. The method of claim 31, wherein the method is flushed to a lower temperature and pressure. 35. Three indirect heat exchange means are used for cooling by the first coolant stream, 35. Use of two or three indirect heat exchange means for cooling by the repellent stream. The method described in. 36. The pressure of the supply gas, mainly methane, is 500-900 psia, 35. The method according to claim 34. 37. The pressure of the methane-based feed gas is about 575 to about 650 psia 35. The method of claim 34. 38. Furthermore, (I) a gas stream mainly composed of methane at a position downstream of one of the indirect heat exchange means; The side stream is taken out from the reactor, and the side stream is mixed with a methane-rich stripping gas in step (e). Use 38. The method of claim 37, comprising: 39. Furthermore, (H) the warmed benzene / aromatic-rich stream of step (e) is passed through a rectification column Feed to boiler and demethanizer column equipped with condenser, so that benzene / fragrance Produce a liquid stream rich in tribe and a vapor stream rich in methane, 29. The method of claim 28, comprising: 40. Most of the cooling efficiency for the condenser is due to step (d) or step (e) 40. The process according to claim 39, provided by a benzene / aromatic-rich liquid stream formed. Method. 41. Most of the cooling efficiency for the condenser goes to the benzene / aromatics of step (d) Provided and obtained by flowing through indirect heat exchange means in contact with the enriched liquid stream The treated benzene / aromatic-enriched liquid stream is passed to step (e) 40. The method of claim 39, wherein the feed stream is a group containing feed. 42. Cooling efficiency splits the overhead steam stream into a first steam stream and a second steam stream. Indirect heat exchange using said first stream with the benzene / aromatic-rich liquid stream of step (d) And partially condensed, thereby cooling the partially condensed first stream. Generating, combining the first stream and the second stream, and combining the combined streams with gas and liquid Feed to the separator, from which a reflux stream to the rectification tower and a methane-rich vapor stream are generated. 41. The method of claim 40, wherein the method comprises: 43. The flow rate of the recirculating stream is Calculating a two-phase flow temperature corresponding to the desired liquid content, measuring the temperature of the two-phase flow, The flow rate of the first stream and the cooling amount given to the stream are kept constant, and the flow rate of the second stream is maintained. Is controlled by adjusting it to the calculated two-phase flow temperature corresponding to the two-phase flow temperature. 43. The method of claim 42, wherein 44. Further, between steps (d) and (e), (I) flushing the benzene / aromatic rich liquid stream to a lower pressure, thereby Further reducing the temperature of the stream; 41. The method according to claim 40, having an additional step. 45. Furthermore, (J) condensing the benzene / aromatic depleted gas stream, thereby forming a liquefied natural gas stream Generate 46. The method of claim 44, comprising the steps. 46. Condensation cools the benzene / aromatic depleted gas stream with a second coolant stream. 46. The method of claim 45, comprising flowing through the indirect heat exchange means. 47. The pressure of the methane-based gas stream is between 500 and 900 psia. Item 46. The method according to Item 46. 48. Furthermore, (K) flush the liquefied product of step (j) to approximately atmospheric pressure in one or more steps Generating an LNG product stream and one or more methane vapor streams, (L) compressing most of the vapor stream of step (k) to a pressure of 500-900 psia And (M) cooling said compressed vapor stream of step (l); (N) separating the obtained cooled stream mainly from the methane supplied to step (a). Together with the product stream obtained from one of the indirect heat exchange means of step (h) Do 50. The method of claim 47, comprising steps. 49. The methane-rich vapor stream of step (h) is combined with the steam of step (k) prior to step (o). 50. The method of claim 48, wherein the method is combined with one of the airflows. 50. The pressure of the methane-based feed gas and the gas stream from step (l) is about 5 49. The method of claim 48, wherein the method is between 75 and about 650 psia. 51. 29. The column of claim 28, wherein the column provides 2 to 15 theoretical stages of gas-liquid contact. Method. 52. 29. The method of claim 28, wherein the column provides between 3 and 10 theoretical stages of gas-liquid contact. Method. 53. 51. The method of claim 50, wherein the column provides 2 to 15 theoretical stages of gas-liquid contact. Method. 54. 51. The method of claim 50, wherein the column provides 3 to 10 theoretical stages of gas-liquid contact. Method. 55. (A) a condenser, (B) tower, (C) a heat exchanger that provides indirect heat exchange between the two fluids; (D) conducting a two-phase flow between the condenser and the upper region of the column for flowing the column to the column; tube, (E) connected to an upper region of the tower, for removing a vapor stream from the tower. The second conduit, (F) a gas stream cooled from the heat exchanger between the tower and the heat exchanger Conduit for flowing the (G) a conduit between the tower and the heat exchanger for flowing a liquid stream from the tower , (H) connecting the warmed liquid stream from the heat exchanger connected to the heat exchanger; Conduit for flowing, and (I) a conduit connected to the heat exchanger for flowing a gas stream to the heat exchanger; , A device equipped with 56. Furthermore, (J) a first conduit, (K) dividing means connected to the first conduit; (L) a second conduit connected to the dividing means and still connected to the condenser; Three conduits, (M) a control valve connected to the inlet side of the second conduit; (N) a conduit connected to the outlet side of the control valve; (O) a junction connected to the conduit of said member (n), ie the means for joining together; The conduit of member (d) before connecting to the tower, (P) located in the conduit of member (d) between the junction and the junction with the tower; Temperature sensing means having a sensing element, (Q) a temperature sensing device for the member (p) operatively attached to the control valve of the member (m); Control means operatively responsive to the input and temperature set points received from 56. The device of claim 55, comprising: 57. Furthermore, (J) means for reducing pressure located in conduit (g); 56. The device of claim 55, comprising: 58. 56. The apparatus of claim 55, wherein the tower has 2 to 12 theoretical stages. 59. Furthermore, one or more indirect heat exchange means arranged in a continuous manner, each heat exchanger A conduit between the stages for continuous flow of a common fluid through a heat exchanger, The latter conduit is connected to the condenser of member (a), the refrigerant being supplied to each heat exchanger. Comprising a conduit entering and leaving each heat exchanger providing the flow, wherein the conduit of member (i) comprises: 6. The system of claim 5, further comprising one of said conduits for common fluid flow between heat exchangers. An apparatus according to claim 5. 60. Use propane as a coolant in at least two of the heat exchange means and at least Also use ethane, ethylene, or a mixture thereof as a coolant in two heat exchange means. 60. The device of claim 59, wherein 61. Furthermore, (J) rectification tower, (K) reboiler, (L) a condenser, (M) Connect the upper area of the tower to a condenser to remove overhead vapors Overhead conduit, a return connecting the condenser to the tower to return the refluxing fluid Flow conduit, steam product conduit connected to a condenser to remove uncondensed vapor tube, (N) Bottom conduit connecting lower section of tower to reboiler, stripping steam Steam that returns to the tower, and removes unvaporized products from the reboiler. Bottom product line connected to the reboiler for Of course, that the conduits of member (h) are refined at points between the top and bottom theoretical stages. 56. The apparatus according to claim 55, wherein the apparatus is connected to a distillation tower. 62. The condenser of member (l) comprises indirect heat exchange means, and the coolant to that means But by means of a joint connecting the cooling side of said indirect heat exchange means to the conduit of member (g) 62. The device of claim 61, provided. 63. Furthermore, (O) a pressure reducing member located in the conduit (g); In addition, the condenser of the member (k) comprises indirect heat exchange means, and cools the means. The dispersant moves the cooling side of the indirect heat exchange means to a member (g) downstream of the pressure reducing means (o). 62. The apparatus of claim 61, provided by a junction connecting to the conduit of (a). 64. Furthermore, (O) a conduit connected to the condenser of member (a), (P) a compressor connected at the inlet to the steam conduit line of member (m); (Q) a conduit connecting the outlet of the compressor member (p) to the conduit of member (o). 62. The device of claim 61 comprising. 65. Furthermore, (J) rectification tower, (K) reboiler, (L) a condenser, (M) Connect the upper area of the tower to a condenser to remove overhead vapors Overhead conduit, a return connecting the condenser to the tower to return the refluxing fluid Flow conduit, steam product conduit connected to a condenser to remove uncondensed vapor tube, (N) Bottom conduit connecting lower section of tower to reboiler, stripping steam Steam that returns to the tower, and removes unvaporized products from the reboiler. Bottom product line connected to the reboiler for Wherein the conduit of member (h) is connected to the rectification column at an intermediate position Item 60. The apparatus according to Item 59. 66. Furthermore, (O) a compressor connected at the inlet to the steam conduit line of member (m); (P) connecting the outlet of the compressor to one of the common flow conduits of claim 59. conduit, 67. The device of claim 65, comprising: 67. (A) Low temperature components for partially condensing the feed gas stream in the LNG recovery method Tower, (B) means for removing a liquid condensed stream from the cryogenic separation column; (C) a heat exchanger associated with the low-temperature separation tower, (D) means for passing the liquid condensate stream through the heat exchanger; (E) passing the warm dry gas stream through the heat exchanger and then to the cold separation column. Means for delivering, wherein said warm dry gas stream is said liquid condensate in said heat exchanger. Cooled by indirect heat exchange with condensed logistics, (F) for bypassing said warm drying gas stream around said heat exchanger; A bypass conduit having a first control valve operatively located therein; (G) a first signal representing the actual temperature of the warm dry gas stream exiting the heat exchanger; Means for establishing the issue (H) providing a second signal representing the actual temperature of the liquid condensate stream entering the heat exchanger. Means to establish, (I) dividing the first signal by the second signal, and dividing the first signal and the second signal; Means for establishing a third signal representing the ratio with the signal, (J) establishing a fourth signal representing the desired value for the ratio represented by said third means; Means to stand, (K) comparing the third signal with the fourth signal, and comparing the third signal with the fourth signal; Means for establishing a fifth signal corresponding to the difference between the third signal and the third signal, The actual ratio represented by the signal is implemented to the desired ratio represented by the fourth signal. Scaled to represent the position of the first control valve required to maintain qualitative equality And (M) operating the first control valve in the bypass conduit in response to the fifth signal; Means to A device equipped with 68. Furthermore, Adjust the flow rate of the liquid condensate stream required to maintain the desired liquid level in the cryogenic separation column. Means for establishing a sixth signal scaled to represent; and Means for controlling a flow rate of the liquid condensate stream in response to the sixth signal; 68. The device of claim 67, comprising: 69. Furthermore, A second control valve operatively positioned to control the flow of the warm drying gas stream; and At a pair of temperatures, i. The actual temperature of the warm drying gas stream exiting the heat exchanger; and ii. The actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger, Means for operating said second control valve in response to a temperature selected from the temperature consisting of Dan, 69. The device of claim 68, comprising: 70. The means for operating the second control valve comprises: A means for establishing a seventh signal representing the actual temperature of the liquid condensate stream leaving the heat exchanger Dan, To establish an eighth signal representing the desired temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger Means, Comparing the seventh signal and the eighth signal, and comparing the seventh signal and the eighth signal Means for establishing a ninth signal responsive to the difference, wherein the ninth signal is The actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger, represented by the seven signals, Required to maintain substantially equal to the desired temperature represented by the eighth signal. Scaled to represent the position of the second control valve, The desired temperature of the warm dry gas stream exiting the heat exchanger represented by the second signal Means for establishing a tenth signal representing the degree, Comparing the second signal and the tenth signal, the second signal and the tenth signal Means for establishing an eleventh signal in response to the difference, wherein said eleventh signal is The actual temperature of the warm dry gas stream leaving the heat exchanger is represented by the tenth signal. The position of the second control valve required to maintain substantially equal to the desired value Scaled as The tenth signal selected as one of the ninth signal and the eleventh signal having a higher value Means for establishing two signals; and Means for operating the second control valve in response to the twelfth signal; 70. The device of claim 69, comprising: 71. Heat exchange with a bypass conduit having a first control valve operatively connected inside Heat exchanger to a low-temperature separation tower that removes benzene contaminants from the feed stream using the LNG recovery method In a method for controlling temperature with an associated heat exchanger, Removing the liquid condensed stream at the cooling temperature from the low temperature separation tower, Passing the liquid condensate stream through the heat exchanger; The warm dry gas stream is passed through the heat exchanger and then the warm dry gas stream is forwarded. Introducing said warm dry gas stream into said heat exchanger and said liquid condensation in said heat exchanger. Cooling by indirect heat exchange with logistics, Establish a first signal representing the actual temperature of the warm dry gas stream exiting the heat exchanger And Establishing a second signal representing the actual temperature of the liquid condensate stream entering the heat exchanger; Dividing the first signal by the second signal, the first signal and the second signal Establish a third signal representing the ratio, Establishing a fourth signal representing a desired value for said third signal; Comparing the third signal and the fourth signal, the difference between the third signal and the fourth signal Establishing a corresponding fifth signal, wherein said fifth signal is represented by said third signal Maintain the actual ratio substantially equal to the desired ratio represented by the fourth signal. Scaled to represent the position of the first control valve required to perform hand Operating the first control valve in the bypass conduit in response to the fifth signal; Control method consisting of: 72. Furthermore, Adjust the flow rate of the liquid condensate stream required to maintain the desired liquid level in the cryogenic separation column. Establish a sixth signal scaled to represent, and Controlling the flow rate of the liquid condensate stream in response to the sixth signal; 72. The method of claim 71, comprising the steps. 73. A second control valve is operatively located to control the flow of the warm dry gas stream. And At a pair of temperatures, i) the actual temperature of the warm dry gas stream leaving the heat exchanger; ii) the actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger, Operating the second control valve in response to a temperature selected from a temperature consisting of 72. The method of claim 71, comprising the steps. 74. The step of operating the second control valve, Establishing a seventh signal representing the actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger; Establishing an eighth signal representing the desired temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger; Comparing the seventh signal and the eighth signal, and comparing the seventh signal and the eighth signal Establish a ninth signal in response to the difference, wherein the ninth signal is represented by the seventh signal. The actual temperature of the liquid condensate stream exiting the heat exchanger is determined by the eighth signal. Position of the second control valve necessary to maintain substantially equal the desired temperature expressed Are scaled to represent the position, The desired temperature of the warm dry gas stream exiting the heat exchanger represented by the second signal Establish a tenth signal representing degrees, Comparing the second signal and the tenth signal, the second signal and the tenth signal Establish an eleventh signal in response to the difference, said eleventh signal leaving said heat exchanger. The actual temperature of the warm dry gas stream to the desired value represented by the tenth signal. Scale to represent the position of the second control valve required to maintain substantially equal to Is attached, The tenth signal selected as one of the ninth signal and the eleventh signal having a higher value Establish two signals, and Operating the second control valve in response to the twelfth signal, 74. The method of claim 73, comprising the steps. 75. LNG recovery method using three different refrigerants cascade cooling method 68. The method of claim 67, wherein