JP2006523296A - 低温天然ガス加工プラントにおけるｌｎｇの生産 - Google Patents

Abstract

天然ガス液（ＮＧＬ）を回収するための、天然ガスを加工することによって天然ガスを液化する方法を開示する。本方法において、液化しようとする天然ガスストリームは、１つのストリームからＮＧＬ回収プラントに送られ、それを濃縮させる圧力下で冷却される。蒸留ストリームは、ＮＧＬ回収プラントからから抜き出され、天然ガスストリームを濃縮させるのに必要な冷却の一部を提供する。濃縮ストリームの一部は、中圧に膨張させ、次に、天然ガスストリーム濃縮させるのに必要な冷却の一部を提供するのに用いられ、その後、それに含まれる全ての重質炭化水素がＮＧＬ産物中に回収されるようにＮＧＬ回収プラントに送られる。濃縮ストリームの残りの部分を低い圧力に膨張させ、液化した天然ガスストリームを形成する。

Description

発明の背景
本発明は、メタン純度が高い液化天然ガス（ＬＮＧ）を生産するための、天然ガスを加工する方法に関する。特に、本発明は、低温方法を用いた、天然ガス液（ＮＧＬ）および／または液化石油ガス（ＬＰＧ）を回収する天然ガス加工プラントに統合することによる、ＬＮＧの共生産についてよく研究されている。

天然ガスは、一般的には、地中の貯留層に掘削された油井から回収される。通常、天然ガスの主成分はメタンであり、すなわち、メタンは、天然ガスの少なくとも５０モルパーセントを構成する。また、地中の貯留層によっては、天然ガスは、エタン、プロパン、ブタン、ペンタン等の重質炭化水素、同様に、水、水素、窒素、二酸化炭素、およびその他のガスも比較的少量含む。

ほとんどの天然ガスは、ガス状で処理される。天然ガスを源泉からガス加工プラントに輸送し、そこから天然ガスの消費者に輸送する最も一般的な手段は、高圧ガスの輸送パイプラインである。しかしながら、様々な状況で、輸送または使用のいずれかのためには、天然ガスを液化することが必要および／または望ましいということがわかっている。例えば、遠隔地では、天然ガスの市場への簡便な輸送を可能にするパイプライン基盤がないことが多い。このような場合において、ＬＮＧの比体積は、ガス状の天然ガスに比べてかなり低いため、貨物船や輸送トラックを用いたＬＮＧの配送が可能になり輸送コストを大きく削減することができる。

天然ガスの液化が望まれるその他の状況としては、自動車燃料としてそれらを使用することである。大規模な都市エリアにおいて、経済的なＬＮＧ源が利用可能であるとしたら、ＬＮＧによって作動できるバス、タクシー、およびトラック群が出現するだろう。天然ガスのクリーンな燃焼の性質のために、このようなＬＮＧを燃料とする乗り物が生産する大気汚染は、ガソリンによって作動する類似の乗り物や、より高い分子量の炭化水素を燃やすディーゼルエンジンに比べて極めて少ない。加えて、ＬＮＧが高純度（すなわち、メタン純度が９５モルパーセントまたはそれ以上）の場合、その他全ての炭化水素燃料に比べてメタンに対する炭素：水素比が低いため、生産された二酸化炭素（「温室効果ガス」）の量は極めて少ない。

本発明は、概して、天然ガス液（ＮＧＬ）、例えばエタン、プロパン、ブタンおよび重質炭化水素成分も生産する低温ガス加工プラントにおける共生産としての天然ガスの液化に関する。本発明に従って加工される天然ガスストリームの典型的な解析は、近似のモルパーセントで、９２．３％のメタン、４．４％のエタン、およびその他のＣ_２成分、１．５％のプロパン、およびその他のＣ_３成分、０．３％のイソブタン、０．３％のノルマルブタン、０．３％のペンタンであり、その残りは、窒素および二酸化炭素で構成される。また、硫黄含有ガスが存在することもある。

天然ガスを液化する既知の方法が多数ある。例えば、多数のこのような方法の概説としては、以下を参照すること：Ｆｉｎｎ，Ａｄｒｉａｎ Ｊ．，Ｇｒａｎｔ Ｌ．Ｊｏｈｎｓｏｎ、および、Ｔｅｒｒｙ Ｒ．Ｔｏｍｌｉｎｓｏｎ，“ＬＮＧ Ｔｅｃｈｎｏｌｏｇｙ ｆｏｒ Ｏｆｆｓｈｏｒｅ ａｎｄ Ｍｉｄ−Ｓｃａｌｅ Ｐｌａｎｔｓ”，Ｐｒｏｃｅｅｄｉｎｇｓ ｏｆ ｔｈｅ Ｓｅｖｅｎｔｙ−Ｎｉｎｔｈ Ａｎｎｕａｌ Ｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎ ｏｆ ｔｈｅ Ｇａｓ Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ，４２９〜４５０頁，アトランタ，ジョージア州，３月１３〜１５日，２０００年、および、Ｋｉｋｋａｗａ，Ｙｏｓｈｉｔｓｕｇｉ，Ｍａｓａａｋｉ Ｏｈｉｓｈｉ、および、Ｎｏｒｉｙｏｓｈｉ Ｎｏｚａｗａ，“Ｏｐｔｉｍｉｚｅ ｔｈｅ Ｐｏｗｅｒ Ｓｙｓｔｅｍ ｏｆ Ｂａｓｅｌｏａｄ ＬＮＧ Ｐｌａｎｔ”，Ｐｒｏｃｅｅｄｉｎｇｓ ｏｆ ｔｈｅ Ｅｉｇｈｔｉｅｔｈ Ａｎｎｕａｌ Ｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎ ｏｆ ｔｈｅ Ｇａｓ Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ，サンアントニオ，テキサス州，２００１年３月１２〜１４日。米国特許第４，４４５，９１７号；４，５２５，１８５号；４，５４５，７９５号；４，７５５，２００号；５，２９１，７３６号；５，３６３，６５５号；５，３６５，７４０号；５，６００，９６９号；５，６１５，５６１号；５，６５１，２６９号；５，７５５，１１４号；５，８９３，２７４号；６，０１４，８６９号；６，０５３，００７号；６，０６２，０４１号；６，１１９，４７９号；６，１２５，６５３号；６，２５０，１０５（Ｂ１）号；６，２６９，６５５（Ｂ１）号；６，２７２，８８２（Ｂ１）号；６，３０８，５３１（Ｂ１）号；６，３２４，８６７（Ｂ１）号；６，３４７，５３２（Ｂ１）；国際公報番号ＷＯ０１／８８４４７（Ａ１）、２００１年１１月２２日に公開；我々の同時係属中の米国特許出願第０９／８３９，９０７号（２００１年４月２０日付で出願）；我々の同時係属中の米国特許出願番号１０／１６１，７８０（２００２年６月４日付で出願）；および、我々の同時係属中の米国特許出願番号１０／２７８，６１０（２００２年１０月２３日付で出願）も、関連方法を説明している。これらの方法は、一般的に、天然ガスを精製し（水と、二酸化炭素や硫黄化合物のような問題のある化合物を除去することによって）、冷却し、濃縮し、および、膨張させる工程を含む。天然ガスの冷却および濃縮は、多数の様々な方式で達成することができる。「カスケード冷却」は、連続的に低い沸点を有する数々の冷媒（例えばプロパン、エタンおよびメタン）を用いた天然ガスの熱交換を用いる。その代わりとして、このような熱交換は、単一の冷媒を用いて、数々の異なる圧力レベルで冷媒を蒸発させることによって達成することができる。「多成分系の冷却」は、複数の単一成分の冷媒の代わりに、数々の冷媒成分で構成される冷媒液を１種またはそれ以上で用いた天然ガスの熱交換を用いる。天然ガスの膨張は、等エンタルピーでも（例えば、ジュール−トムソン膨張を用いて）、および、等エントロピーでも（例えば、仕事膨張タービンを用いて）達成することができる。

これらの方法はいずれも、車両グレードのＬＮＧを生産するのに用いることができるが、一般的に、このような施設の設備は、これらの方法にかかる資本と操業費のために非経済的であった。このような施設におけるかなりの資本と操業費の代表としては、例えば、液化の前に、天然ガスから水、二酸化炭素、硫黄化合物などを除去するのに必要な精製工程であり、用いられた冷却サイクルのための駆動装置も同様である。このため、本発明者は、天然ガスからＮＧＬを回収するのに用いられる低温ガス加工プラントに、ＬＮＧ生産を統合する実行可能性を調査するに至った。このような統合型のＬＮＧの生産方法では、ガス精製施設とガス圧縮の駆動装置とを分離する必要がない。さらに、ＬＮＧの液化のための冷却／濃縮と、ＮＧＬ回収に必要なプロセスの冷却との統合を実現すれば、ＬＮＧの液化方法において、顕著な効率の改善が可能になる。

本発明によれば、ＮＧＬ回収レベルを減少させることなく、従来技術の方法より少ないエネルギーで、低温ＮＧＬ回収プラントから９９パーセント超のメタン純度を有するＬＮＧを共生産することができることがわかった。本発明は、より低い圧力、および、より高い温度で適用可能だが、特に、フィードガスを、４００〜１５００ｐｓｉａ［２，７５８〜１０，３４２ｋＰａ（ａ）］の範囲またはそれ以上で、ＮＧＬ回収カラム上部の温度が−５０°Ｆ［−４６℃］またはそれ未満となるのに必要な条件下で加工することが有利である。

本発明をより理解するために、以下の実施例および図面を参照する。図面に関しては以下の通りである：
図１は、米国特許第４，２７８，４５７号による従来技術の低温天然ガス加工プラントのフロー図である；
図２は、従来技術の方法に従ってＬＮＧの共生産に適応させた場合の、前記低温天然ガス加工プラントのフロー図である；
図３は、米国特許第５，６１５，５６１号による従来技術の方法を用いてＬＮＧの共生産に適応させた場合の前記低温天然ガス加工プラントのフロー図である；
図４は、我々の同時係属中の米国特許出願第０９／８３９，９０７号の実施形態による、ＬＮＧの共生産に適応させた場合の前記低温天然ガス加工プラントのフロー図である；
図５は、本発明に係るＬＮＧの共生産に適応させた場合の前記低温天然ガス加工プラントのフロー図である；
図６は、前記低温天然ガス加工プラントからＬＮＧを共生産するために本発明を適用する代わりの手段を説明するフロー図である；および、
図７は、前記低温天然ガス加工プラントからのＬＮＧの共生産に本発明を適用するその他の代わりの手段を説明するフロー図である。

以下に示す上記の図の説明において、代表的な方法条件で計算されたフロー速度を要約した表を示す。本明細書で示す表において、フロー速度に関する値（モル／時間）は、便宜上、小数点第一位で四捨五入して整数にした。表に示される総てのストリーム速度は、全ての非炭化水素成分を含み、従って、一般的に、炭化水素成分のストリームのフロー速度の合計より大きい。示された温度は、四捨五入された近似値である。また、図で表された方法を比較するために行われたプロセス設計の計算は、環境からの（または、環境への）プロセスへの（または、プロセスからの）熱の漏れがないという仮定に基づいていることに留意すべきである。市販の断熱材の品質がよければ、この仮説は極めて妥当であり、概して当業者が成し得る範囲のものである。

便宜上、方法パラメーターは、伝統的な英国単位と、国際単位系（ＳＩ）の単位の両方で報告している。表に示すモルフロー速度は、ポンドモル／時間、または、キログラムモル／時間のいずれかとして解釈することができる。馬力（ＨＰ）および／または１０００英国熱単位／時間（ＭＢＴＵ／Ｈｒ）として記載されたエネルギー消費は、ポンドモル／時間で示された規定のモルフロー速度に相当する。キロワット（ｋＷ）として記載されたエネルギー消費は、キログラムモル／時間で示された規定のモルフロー速度に相当する。ガロン／日（ガロン／Ｄ）および／またはポンド／時間（Ｌｂ／時間）として記載されたＬＮＧの生産速度は、ポンドモル／時間で示された規定のモルフロー速度に相当する。立方メートル／日（ｍ^３／Ｄ）および／またはキログラム／時間（ｋｇ／Ｈ）として記載されたＬＮＧの生産速度は、キログラムモル／時間で示された規定のモルフロー速度に相当する。

従来技術の説明
以下、図１を参照しながら、我々は、比較のためにＬＮＧを共生産しないＮＧＬ回収プラントの例から説明する。この、米国特許第４，２７８，４５７号による従来技術のＮＧＬ回収プラントのシミュレーションにおいて、入口ガスは、９０°Ｆ［３２℃］、および、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］で、プラントに入る（ストリーム３１として）。入口ガスに、産物ストリームが規格から外れる原因となり得る二酸化炭素および／または硫黄化合物が所定濃度で含まれる場合、これら化合物は、フィードガスの適切な前処理（説明せず）によって除去される。加えて、フィードストリームは通常、低温条件下でハイドレート（氷）の形成を防ぐために脱水される。この目的のために、典型的には、固形の乾燥剤が用いられている。

フィードストリーム３１は、熱交換器１０において、冷たい脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６ａ）と−６６°Ｆ［−５５℃］で、脱メタン装置下部のポンプ１８からの下部の液状産物（ストリーム４１ａ）と５６°Ｆ［１３℃］で、脱メタン装置のリボイラー液（ストリーム４０）と３６°Ｆ［２℃］で、および、脱メタン装置側のリボイラー液（ストリーム３９）と−３５°Ｆ［−３７℃］での熱交換によって冷却される。いずれの場合においても、熱交換器１０は、多数の個々の熱交換器もしくは単一のマルチパス式の熱交換器のいずれか、またはそれらの組合せのいずれかを代表して示されることに留意すること。（示された冷却部門で２以上の熱交換器を用いるかどうかの決定は、これらに限定されないが、入口ガスのフロー速度、熱交換器のサイズ、ストリーム温度等の多数のファクターに依存すると予想される）。冷却されたストリーム３１ａは、−４３°Ｆ［−４２℃］、および、７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１１に入り、ここで、蒸気（ストリーム３２）は、濃縮液（ストリーム３５）から分離される。

セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３２）は、２つのストリーム（３３および３４）に分配される。ストリーム３３（総ての蒸気の約２７％を含む）は、熱交換器１２を通過し、そこで、脱メタン装置上部の蒸気ストリーム３６で熱交換し、ストリーム３３ａの冷却と実質的な濃縮が起こる。次に、−１４２°Ｆ［−９７℃］で実質的に濃縮されたストリーム３３ａは、適切な膨張装置（例えば膨張バルブ１３）を介して、フラッシュで膨張させ、精留塔１７の運転圧力（約３２０ｐｓｉａ［２，２０６ｋＰａ（ａ）］）にする。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリームの冷却が起こる。図１で説明された方法において、膨張バルブ１３から出た膨張したストリーム３３ｂの温度は−１５３°Ｆ［−１０３℃］に達し、精留塔１７の上部領域のセパレーターセクション１７ａに供給される。そこで分離された液体は、脱メタン化セクション１７ｂへのトップフィードになる。

セパレーター１１からの蒸気の残りの７３％（ストリーム３４）は、仕事膨張機１４に入り、ここで、この高圧のフィードの一部から力学的エネルギーが抽出される。膨張機１４において、蒸気を、約７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］の圧力から塔の運転圧力へ実質的に等エントロピーで膨張させ、膨張仕事により、膨張したストリーム３４ａを約−１０７°Ｆ［−７７℃］の温度に冷却する。典型的な市販のエキスパンダーは、理想的な等エントロピーの膨張において論理上利用可能な仕事をおよそ８０〜８５％で回収することができる。回収された仕事は、遠心コンプレッサー（例えば項目１５）を稼動させるのに用いられることが多く、例えば、このような遠心コンプレッサーは、残留ガス（ストリーム３８）を再度圧縮させるのに使用できる。膨張し、部分的に濃縮されたストリーム３４ａは、フィードとして、蒸留カラム中間のポイントに供給される。同様に、セパレーター液（ストリーム３５）を膨張バルブ１６によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム３５ａを７２°Ｆ［−５８℃］に冷却し、その後、下方のカラム中間のフィードポイントで、精留塔１７の脱メタン装置に供給される。

精留塔１７における脱メタン装置は、従来型の蒸留カラムであり、複数の垂直に配置されたトレイ、１またはそれ以上の充填層、または、トレイとパッキンのいくつかの組合せを含む。天然ガス加工プラントによくある事例だが、精留塔は、２つのセクションで構成されていてもよい。上部セクション１７ａは、セパレーターであり、ここで、部分的に気化したトップフィードが蒸気部と液体部にそれぞれ分配され、ここで、下方の蒸留または脱メタン化セクション１７ｂから生じた蒸気と、トップフィードの蒸気部とを合流させて、冷たい脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）を形成し、これが、−１５０°Ｆ［−１０１℃］で塔のトップから出る。下方の脱メタン化セクション１７ｂは、トレイおよび／またはパッキンを含み、下方に落ちる液体と、上方に昇る蒸気との必要な接触を提供する。脱メタン化セクションはまた、リボイラーも含み、リボイラーは、カラムに流れ落ちる液体の部分を加熱し、気化して、カラム上方に流れる放出蒸気を提供する。

液状の産物ストリーム４１は、典型的な規格（下部の産物においてメタン：エタンの比は、０．０２８：１（モル比））に基づいて、５１°Ｆ［１０℃］で塔の下部を出る。このストリームは、ポンプ１８で、約６５０ｐｓｉａ［４，４８２ｋＰａ（ａ）］（ストリーム４１ａ）に送り出される。約５６°Ｆ［１３℃］になったストリーム４１ａは、熱交換器１０で、ストリーム３１を冷却することによって８５°Ｆ［２９℃］に温められる（ストリーム４１ｂ）。（通常、ポンプの吐出し圧力は、液体産物の最終の到着点に応じて設定される。一般的に、液状産物はストレージに流れ、ポンプの吐出し圧力は、熱交換器１０で温められることによるストリーム４１ｂの気化が起こらないように設定される）。

熱交換器１２において、脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）は、入ってくるフィードガスと逆流して通過し、そこで、蒸気は−６６°Ｆ［−５５℃］に加熱され（ストリーム３６ａ）、熱交換器１０で、６８°Ｆ［２０℃］に加熱される（ストリーム３６ｂ）。温められた脱メタン装置上部の蒸気の一部が抜き出され、プラントの燃料ガス（ストリーム３７）として役立ち、その残りが残留ガス（ストリーム３８）になる。（抜き出されなければならない燃料ガスの量は、主として、プラントでガスコンプレッサー（例えば、この実施例ではコンプレッサー１９）を動かすエンジンおよび／またはタービンに必要な燃料によって決定される）。残留ガスは、二段階で再度圧縮される。第一段階は、膨張機１４によって稼動するコンプレッサー１５である。第二段階は、コンプレッサー１９であり、これは、予備の動力源によって稼動し、残留ガス（ストリーム３８ｂ）を販売ラインの圧力に圧縮する。吐出しクーラー２０で１２０°Ｆ［４９℃］に冷却した後に、残留ガス産物（ストリーム３８ｃ）は、ラインの必要条件を満たすのに十分な７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］で（通常ほぼ入口圧力）、販売ガスパイプラインに流れる。

図１で説明された方法に関するストリームのフロー速度とエネルギー消費の要約を、以下の表に記載する：

図２は、図１におけるＮＧＬ回収プラントを、ＬＮＧの共生産に適応させる一方式を示しており、ここでは、ＬＮＧの共生産は、Ｐｒｉｃｅによって説明されたものと類似したＬＮＧ生産のための従来技術の方法を適用することによってなされている（Ｂｒｉａｎ Ｃ．Ｐｒｉｃｅ，“ＬＮＧ Ｐｒｏｄｕｃｔｉｏｎ ｆｏｒ Ｐｅａｋ Ｓｈａｖｉｎｇ Ｏｐｅｒａｔｉｏｎｓ”，Ｐｒｏｃｅｅｄｉｎｇｓ ｏｆ ｔｈｅ Ｓｅｖｅｎｔｙ−Ｅｉｇｈｔｈ Ａｎｎｕａｌ Ｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎ ｏｆ ｔｈｅ Ｇａｓ Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ，２７３〜２８０頁，アトランタ，ジョージア州，２０００年３月１３〜１５日）。図２で示した方法で考慮された入口ガス組成および条件は、図１のものと同一である。この実施例およびその後の全ての実施例において、シミュレーションは、額面上５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧの共生産に基づいており、ＬＮＧの量は、流動（標準ではない）条件で測定される。

図２の方法のシミュレーションにおいて、ＮＧＬ回収プラントに関する入口ガスの冷却、分離および膨張スキームは、正確に、図１で用いられたものと同一である。この場合において、ＮＧＬ回収プラントによって生産された、圧縮、冷却された脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム４５ｃ）は、２つに分配される。その一方（ストリーム３８）は、プラントの残留ガスであり、販売ガスパイプラインに送られる。他方（ストリーム７１）は、ＬＮＧ生産プラントのためのフィードストリームになる。

ＮＧＬ回収プラントへの入口ガス（ストリーム３１）は、加工の前に、二酸化炭素除去の処理を受けなかった。入口ガス中の二酸化炭素濃度（約０．５モルパーセント）は、ＮＧＬ回収プラントの運転上のいかなる問題も引き起こさないと予想されるが、この二酸化炭素は、かなりの割合で、プラントの脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）中に残留すると予想され、その後、ＬＮＧ生産セクションのフィードストリーム（ストリーム７１）を汚染すると予想される。このストリーム中の二酸化炭素濃度は、約０．４モルパーセントであり、この従来技術の方法が許容できる濃度（約０．００５モルパーセント）を十分に超過している。従って、二酸化炭素が凍結することによる運転上の問題を回避するために、フィードストリーム７１は、ＬＮＧ生産セクションに入る前に、二酸化炭素除去セクション５０で処理されなければならない。二酸化炭素除去に用いることができる多数の様々な方法があるが、そのうちの多くは、処理されたガスストリームを、部分的または完全に水で飽和した状態にするものである。フィードストリーム中の水分は、ＬＮＧ生産セクションにおいて凍結の問題を起こす可能性があるため、二酸化炭素除去セクション５０は、処理後に、ガスストリームの脱水を必要とする可能性が極めて高い。

処理されたフィードガスは、１２０°Ｆ［４９℃］、および、７３０ｐｓｉａ［５，０３３ｋＰａ（ａ）］でＬＮＧ生産セクションに入り（ストリーム７２として）、熱交換器５１で、−２６１°Ｆ［−１６３℃］で、冷媒混合物（ストリーム７４ｂ）との熱交換によって冷却される。熱交換器５１の目的は、フィードストリームを冷却し、実質的に濃縮させることであり、好ましくは、その後の膨張工程で生じるあらゆるフラッシュ蒸気が除去されるように、ストリームを過冷却することである。しかしながら、規定の条件において、フィードストリームの圧力はクリコンデンバールを超える圧力であるため、ストリームが冷却されると液体は濃縮されないと予想される。その代わりに、冷却されたストリーム７２ａは、濃厚相の流体として、熱交換器５１から−２５６°Ｆ［−１６０℃］で出る。（クリコンデンバールとは、多相の流体中に蒸気相が存在する場合の最大圧力である。クリコンデンバール未満の圧力では、ストリーム７２ａは通常、熱交換器５１から過冷却された液体ストリームとして出る）。

ストリーム７２ａは、仕事膨張機５２に入り、ここで、この高圧ストリームから力学的エネルギーが抽出される。膨張機５２は、濃厚相の流体を、約７２８ｐｓｉａ［５，０１９ｋＰａ（ａ）］からＬＮＧのストレージ圧力（１８ｐｓｉａ［１２４ｋＰａ（ａ）］）、すなわち、大気圧をわずかに超える圧力に、実質的に等エントロピーで膨張させる。仕事膨張は、膨張したストリーム７２ｂを約−２５７°Ｆ［−１６０℃］の温度に冷却し、その後、ＬＮＧ産物（ストリーム７３）を保持するＬＮＧストレージタンク５３に送る。

ストリーム７２の冷却は全て、密閉サイクルの冷却ループによって提供される。このサイクルで稼働する流体は、炭化水素と窒素の混合物であり、この混合物の組成は、必要な冷媒温度を提供し、同時に利用可能な冷却媒体を用いて適度な圧力で濃縮できるように調節される。この場合、周囲空気での濃縮が想定されているため、図２の方法のシミュレーションにおいては、窒素、メタン、エタン、プロパンおよび重質炭化水素で構成される冷媒混合物が用いられる。ストリーム組成は、およそのモルパーセントで、５．２％の窒素、２４．６％のメタン、２４。１％のエタン、および、１８．０％のプロパンであり、その残りは、重質炭化水素で構成される。

冷媒ストリーム７４は、分縮器５６から１２０°Ｆ［４９℃］、および、１４０ｐｓｉａ［９６５ｋＰａ（ａ）］で出る。冷媒ストリーム７４は、熱交換器５１に入り、濃縮され、次に、フラッシュされた冷媒ストリーム７４ｂによって−２５６°Ｆ［−１６０℃］に過冷却される。過冷却された液体ストリーム７４ａは、膨張バルブ５４で、約１３８ｐｓｉａ［９５１ｋＰａ（ａ）］から約２６ｐｓｉａ［１７９ｋＰａ（ａ）］に、実質的に等エンタルピーでフラッシュで膨張させる。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリーム（ストリーム７４ｂ）の−２６１°Ｆ［−１６３℃］への冷却が起こる。次に、フラッシュで膨張させたストリーム７４ｂは再び熱交換器５１に入り、そこで、フィードガス（ストリーム７２）に冷却を提供し、冷媒（ストリーム７４）それ自体は、気化し、過熱させる。

過熱させた冷媒蒸気（ストリーム７４ｃ）は、熱交換器５１から１１０°Ｆ［４３℃］で出て、予備の動力源によって稼動する冷媒コンプレッサー５５に流れる。コンプレッサー５５は、冷媒を１４５ｐｓｉａ［１，０００ｋＰａ（ａ）］に圧縮し、その後、サイクルを完了させるために、圧縮されたストリーム７４ｄは分縮器５６に戻る。

図２で説明された方法に関するストリームのフロー速度とエネルギー消費の要約を、以下の表に示す：

上述したように、図２の方法において、ＮＧＬ回収プラントは、図１の方法とまったく同様に稼動しているので、表ＩＩで示したエタン、プロパンおよびブタン＋の回収レベルが、表Ｉで示されたレベルと正確に同一である。唯一の有意な差は、２つの方法で用いられたプラント燃料ガス（ストリーム３７）の量である。表ＩとＩＩを比較するとわかるように、プラント燃料ガスの消費は、図２の方法での消費のほうが高いが、これは冷媒コンプレッサー５５（ガスエンジンまたはタービンによって稼動すると想定されている）の追加のパワー消費ためである。その結果として、それに対応して残留ガスコンプレッサー１９に入るガス（ストリーム４５ａ）の量はより少ないため、このコンプレッサーのパワー消費は、図１の方法に比べて図２の方法ではわずかに少ない。

図２の方法における圧縮力の、図１の方法に対する正味の増加は、２，２４９ＨＰ［３，６９７ｋＷ］であり、これは、額面上５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧを生産するのに用いられる。ＬＮＧの密度はそのストレージ条件に応じて顕著に変化するため、ＬＮＧの単位質量あたりのパワー消費を評価するほうが、より一貫性がある。この場合、ＬＮＧの生産速度は７，３９７Ｌｂ／Ｈ［７，３９７ｋｇ／Ｈ］であるため、図２の方法の比出力の消費は、０．３０４ＨＰ−Ｈ／Ｌｂ［０．５００ｋＷ−Ｈ／ｋｇ］である。

このような、ＮＧＬ回収プラントの残留ガスがＬＮＧの生産のためのフィードガス源として用いられる従来技術のＬＮＧ生産方法との適合に関して、ＬＮＧフィードガスから重質炭化水素を除去する条件は含まれていない。その結果として、フィードガスに存在する重質炭化水素は全てＬＮＧ産物の一部になり、ＬＮＧ産物の純度（すなわちメタン濃度）を減少させる。より高いＬＮＧ純度が望ましい場合、または、フィードガス源（例えば、入口ガスストリーム３１）がより高い濃度の重質炭化水素を含む場合、フィードストリーム７２は、濃縮していない蒸気と共に濃縮液が分離されるように、中温に冷却した後に熱交換器５１から抜き出し、その後、最終出口温度に冷却するために熱交換器５１に戻すことが必要になると予想される。これらの濃縮液は、選択的に、重質炭化水素の大部分をかなりの割合の液体メタンと共に含み、次に、再び気化させ、必要なプラント燃料ガスの一部を供給するのに用いることもできる。残念ながら、これは、ＮＧＬ産物において、ＬＮＧフィードストリームから除去されたＣ_２成分、Ｃ_３成分および重質炭化水素成分がＮＧＬ回収プラントから回収されないことを意味し、プラントオペレーターにとってのそれらの液体産物としての価値は失われると予想される。さらに、フィードストリーム（例えばこの実施例で考察されたフィードストリーム）にとって、フィードストリームからの液体の濃縮は、方法の運転条件（すなわち、ストリームがクリコンデンバールを超える圧力で運転すること）のために不可能と思われ、すなわち、このような場合、重質炭化水素の除去は達成できないことを意味する。

図２の方法は、実質的に独立したＬＮＧの生産設備であり、ＮＧＬ回収プラントにおけるプロセスのストリームまたは装置を利用しない。図３は、その他の方式を示しており、この場合、米国特許第５，６１５，５６１号による従来技術のＬＮＧ生産方法を適用することによって、図１におけるＮＧＬ回収プラントを、ＬＮＧの共生産に適応させることができ、ＬＮＧ生産方法とＮＧＬ回収プラントとが統合されている。図３で示される方法で考察された入口ガス組成および条件は、図１および２におけるものと同一である。

図３の方法のシミュレーションにおいて、ＮＧＬ回収プラントに関する入口ガスの冷却、分離および膨張スキームは、実質的に、図１で用いられたものと同一である。主な差は、冷たい脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）の性質と、ＮＧＬ回収プラントによって生産された、圧縮、冷却された脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム４５ｃ）にある。入口ガスは、９０°Ｆ［−３２℃］、および、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］でプラントに入り（ストリーム３１として）、熱交換器１０で、冷たい脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６ｂ）と−６９°Ｆ［−５６℃］で、脱メタン装置の下部ポンプ１８からの下部の液状産物（ストリーム４１ａ）と４８°Ｆ［９℃］で、脱メタン装置のリボイラー液（ストリーム４０）と２６°Ｆ［−３℃］で、および、脱メタン装置側のリボイラー液（ストリーム３９）と−５０°Ｆ［−４６℃］での熱交換によって冷却される。冷却されたストリーム３１ａは、−４６°Ｆ［−４３℃］、および、７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１１に入り、ここで、蒸気（ストリーム３２）は、濃縮液（ストリーム３５）から分離される。

セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３２）は、２つのストリーム（３３および３４）に分配される。ストリーム３３（総ての蒸気の約２５％を含む）は、熱交換器１２を通過し、そこで、冷たい脱メタン装置上部の蒸気ストリーム３６ａと熱交換し、そこで−１４２°Ｆ［−９７℃］に冷却される。次に、結果生じた実質的に濃縮されたストリーム３３ａは、膨張バルブ１３を介して、精留塔１７の運転圧力（約２９１ｐｓｉａ［２，００６ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュで膨張させる。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリームの冷却が起こる。図３で説明された方法において、膨張バルブ１３から出た膨張したストリーム３３ｂの温度は、−１５８°Ｆ［−１０５℃］に達し、精留塔１７にカラム頂上のフィード位置で供給される。ストリーム３３ｂの蒸気部と、カラムのトップの精留部から生じた蒸気とを合流させて、脱メタン装置上部の蒸気ストリーム３６を形成し、これを塔の上部領域からから抜き出す。

セパレーター１１からの蒸気の残りの７５％（ストリーム３４）は、仕事膨張機１４に入り、ここで、この高圧のフィードの一部から力学的エネルギーが抽出される。膨張機１４は、蒸気を、約７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］の圧力から塔の運転圧力へ実質的に等エントロピーで膨張させ、仕事膨張は、膨張したストリーム３４ａを、約−１１６°Ｆ［−８２℃］の温度に冷却する。その後、膨張し、部分的に濃縮されたストリーム３４ａは、精留塔１７へのフィードとして中間のポイントで供給される。同様に、セパレーター液（ストリーム３５）を、膨張バルブ１６によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム３５ａを−８０°Ｆ［−６２℃］に冷却し、その後、精留塔１７に、下方のカラム中間のフィードポイントに供給される。

液状産物（ストリーム４１）は、４２°Ｆ［６℃］で塔１７の下部から出る。このストリームは、ポンプ１８で、約６５０ｐｓｉａ［４，４８２ｋＰａ（ａ）］（ストリーム４１ａ）にポンプで送り出され、熱交換器１０で、ストリーム３１を冷却することによって８３°Ｆ［２８℃］に温められる（ストリーム４１ｂ）。塔の上部を形成する蒸留蒸気ストリーム（ストリーム３６）は、脱メタン装置１７から−１５４°Ｆ［−１０３℃］で出て、２つに分配される。その一方（ストリーム４３）は、ＬＮＧ生産セクションで熱交換器５１に送られ、この交換器で行わなければならない冷却のほとんどが達成され、ストリーム４３は−４２°Ｆ［−４１℃］に温められる（ストリーム４３ａ）。熱交換器５１で達成される冷却を調節するために、残りの部分（ストリーム４２）は、コントロールバルブ２１で回避させる量を調節して熱交換器５１を回避させる。２つの部分は−１４６°Ｆ［−９９℃］で再び合流させ、ストリーム３６ａを形成し、これは、熱交換器１２において、入ってくるフィードガスと逆流して通過し、そこで−６９°Ｆ［−５６℃］に加熱され（ストリーム３６ｂ）、熱交換器１０において、７２°Ｆ［２２℃］に加熱される（ストリーム３６ｃ）。ストリーム３６ｃと、ＬＮＧ生産セクションからの暖められたＨＰフラッシュ蒸気（ストリーム７３ａ）とを合流させて、７２°Ｆ［２２℃］でストリーム４４を形成する。このストリームの一部は、抜き出され（ストリーム３７）、プラントの燃料ガスの一部として役立つ。残留物（ストリーム４５）は、二段階（膨張機１４によって稼動するコンプレッサー１５、および、予備の動力源によって稼動するコンプレッサー１９）で再度圧縮され、吐出しクーラー２０で１２０°Ｆ［４９℃］に冷却される。次に、冷却され、圧縮されたストリーム（ストリーム４５ｃ）は、２つに分配される。その一方は、残留ガス産物（ストリーム３８）であり、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］で、販売ガスパイプラインに流れる。他方（ストリーム７１）は、ＬＮＧ生産セクションのためのフィードストリームである。

ＮＧＬ回収プラントへの入口ガス（ストリーム３１）は、加工の前に、二酸化炭素除去の処理を受けなかった。入口ガス中の二酸化炭素濃度（約０．５モルパーセント）は、ＮＧＬ回収プラントの運転上のいかなる問題も引き起こさないと予想されるが、この二酸化炭素は、かなりの割合で、プラントの脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）中に残留すると予想され、その後、ＬＮＧ生産セクションのフィードストリーム（ストリーム７１）を汚染すると予想される。このストリームにおける二酸化炭素濃度は、約０．４モルパーセントであり、この従来技術の方法が許容できる濃度を十分に超過している（０．００５モルパーセント）。図２の方法の場合と同様に、フィードストリーム７１は、ＬＮＧ生産セクションに入る前に、二酸化炭素が凍結することによる運転上の問題を回避するために、二酸化炭素除去セクション５０で加工されなければならない（ここに、処理されたガスストリームの脱水を含んでもよい）。

処理されたフィードガスは、１２０°Ｆ［４９℃］、および、７３０ｐｓｉａ［５，０３３ｋＰａ（ａ）］でＬＮＧ生産セクションに入り（ストリーム７２として）、熱交換器５１で、ＬＰフラッシュ蒸気（ストリーム７５）と−２００°Ｆ［−１２９℃］で、ＨＰフラッシュ蒸気（ストリーム７３）と−１６４°Ｆ［−１０９℃］で、および、ＮＧＬ回収プラントからの脱メタン装置上部の蒸気の一部（ストリーム４３）と−１５４°Ｆ［−１０３℃］での熱交換によって冷却される。熱交換器５１の目的は、その後のＬＮＧのクールダウンセクションでの膨張工程で生成したフラッシュ蒸気の量が減少するように、ＬＮＧフィードストリーム７２を冷却し、ストリームを実質的に濃縮し、好ましくは過冷却することである。しかしながら、規定の条件において、フィードストリームの圧力はクリコンデンバールを超える圧力であるため、ストリームが冷却されると液体は濃縮されないと予想される。その代わりに、冷却されたストリーム７２ａは、熱交換器５１から−１４８°Ｆ［−１００℃］で濃厚相の流体として出る。クリコンデンバール未満の圧力で、ストリーム７２ａは、典型的には、熱交換器５１から、濃縮した（および、好ましくは過冷却された）液体ストリームとして出る。

ストリーム７２ａは、膨張バルブ５２で、約７２７ｐｓｉａ［５，０１２ｋＰａ（ａ）］から、ＨＰフラッシュのドラム５３の運転圧力、約２７９ｐｓｉａ［１，９２４ｋＰａ（ａ）］に、実質的に等エンタルピーでフラッシュで膨張させる。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリーム（ストリーム７２ｂ）の冷却が−１６４°Ｆ［−１０９℃］で起こる。次に、フラッシュで膨張させたストリーム７２ｂは、ＨＰフラッシュのドラム５３に入り、そこで、ＨＰフラッシュ蒸気（ストリーム７３）は分離され、上述したように熱交換器５１に送られる。ＨＰフラッシュのドラムの運転圧力は、熱交換器５１から出た加熱したＨＰフラッシュ蒸気（ストリーム７３ａ）が、プラントの燃料ガスの一部として役立たせるために、ＮＧＬ回収プラントから出た加熱した脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６ｃ）と合流させ、続いて一部を抜き出した後に（ストリーム３７）コンプレッサー１５および１９で圧縮されるのに十分な圧力に設定される。

ＨＰフラッシュのドラム５３からのＨＰフラッシュ液（ストリーム７４）は、膨張バルブ５４で、ＨＰフラッシュのドラムの運転圧力から、ＬＰフラッシュのドラム５５の運転圧力、約１１８ｐｓｉａ［８１４ｋＰａ（ａ）］に、実質的に等エンタルピーでフラッシュで膨張させる。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリーム（ストリーム７４ａ）の−２００°Ｆ［−１２９℃］への冷却が起こる。次に、フラッシュで膨張させたストリーム７４ａは、ＬＰフラッシュのドラム５５に入り、そこで、ＬＰフラッシュ蒸気（ストリーム７５）は分離され、上述したように熱交換器５１に送られる。ＬＰフラッシュのドラムの運転圧力は、熱交換器５１から出た加熱したＬＰフラッシュ蒸気（ストリーム７５ａ）をプラント燃料ガスとして使用するのに十分な圧力になるように設定される。

ＬＰフラッシュのドラム５５からのＬＰフラッシュ液（ストリーム７６）は、膨張バルブ５６で、ＬＰフラッシュのドラムの運転圧力から、ＬＮＧのストレージ圧力（１８ｐｓｉａ［１２４ｋＰａ（ａ）］）、すなわち、大気圧をわずかに超える圧力に、実質的に等エンタルピーでフラッシュで膨張させる。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリーム（ストリーム７６ａ）の−２５４°Ｆ［−１５９℃］への冷却が起こり、その後、ストリーム７６ａはＬＮＧストレージタンク５７に送られ、そこで、膨張から生じたフラッシュ蒸気（ストリーム７７）が、ＬＮＧ産物（ストリーム７８）から分離される。

ＬＮＧストレージタンク５７からのフラッシュ蒸気（ストリーム７７）は、低すぎる圧力でプラント燃料ガスに用いようとすると、コンプレッサーに直接入れるには温度が低すぎる。従って、ストリーム７７は、まず、ヒーター５８で−３０°Ｆ［−３４℃］に加熱し（ストリーム７７ａ）、次に、コンプレッサー５９および６０（予備の動力源によって稼動する）を用いて、ストリーム（ストリーム７７ｃ）を圧縮する。アフタークーラー６１で冷却した後、１１５ｐｓｉａ［７９３ｋＰａ（ａ）］でストリーム７７ｄと、ストリーム３７および７５ａとを合流させて、プラントのための燃料ガスにする（ストリーム７９）。

図３で説明された方法に関するストリームのフロー速度とエネルギー消費の要約を、以下の表に示す：

図３の方法は、ＬＮＧ生産プロセスの冷却を提供するために、冷たい脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）の一部（ストリーム４３）を用いており、それにより、ＮＧＬ回収プラントから、その冷却がいくらか奪われる。図３の方法に関して表ＩＩＩで示された回収レベルを、図２の方法に関して表ＩＩで示されたレベルと比較すると、ＮＧＬ回収は、いずれの方法においても実質的に同じレベルで維持されていることがわかる。しかしながら、これは、図３の方法にとっては、実用的な消費率の増加を犠牲にすることになる。表ＩＩＩにおける実用的な消費率と、表ＩＩにおける実用的な消費率を比較すると、図３の方法における残留ガスの圧縮は、図２の方法より約１８％高いことがわかる。従って、図３の方法に関して、回収レベルは、脱メタン装置１７の運転圧力を低くし、膨張機１４での仕事膨張を増加させ、それによって脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）の温度を低くし、ストリーム４３におけるＮＧＬ回収プラントからの冷却の損失を補うことによってのみ維持され得る。

表ＩとＩＩＩとを比較することによってわかるように、図３の方法のプラント燃料ガス消費のほうが高いのは、フラッシュ蒸気コンプレッサー５９および６０での追加のパワー消費（これは、ガスエンジンまたはタービンによって稼動すると想定されている）と、残留ガスコンプレッサー１９のより高いパワー消費のためである。その結果、それに対応して残留ガスコンプレッサー１９に入るガス（ストリーム４５ａ）の量はより少ないが、図３の方法に関して、このコンプレッサーのパワー消費は図１の方法に比べて高いままであり、これは、より高い圧縮比のためである。図３の方法における圧縮力の、図１の方法に対する正味の増加は、２，６９６ＨＰ［４，４３２ｋＷ］であり、額面上５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧを生産することができる。図３の方法の比出力の消費は、０．３６６ＨＰ−Ｈ／Ｌｂ［０．６０２ｋＷ−Ｈ／ｋｇ］であるか、または、図２の方法より約２０％高い。

図３の方法には、ＬＮＧ生産セクションへのフィードガスから重質炭化水素を除去する条件は含まれていない。フィードガスに存在する重質炭化水素のいくらかは、セパレーター５３および５５からのフラッシュ蒸気（ストリーム７３および７５）に残留するが、重質炭化水素のほとんどがＬＮＧ産物に含まれ、その純度を低下させる。図３の方法ではＬＮＧ純度を高めることができず、従って、ＬＮＧ生産プラントのためのフィードガスを供給するために、より高い濃度の重質炭化水素を含むフィードガス（例えば、入口ガスストリーム３１、または、ＮＧＬ回収プラントが低い回収レベルで運転している場合は残留ガスストリーム４５ｃでも）が用いらる場合、ＬＮＧ純度は、この実施例で示される純度よりもさらに低くなると予想される。

図４は、その他の方式を示しており、この場合、図１におけるＮＧＬ回収プラントは、我々の同時係属中の米国特許出願第０９／８３９，９０７号の実施形態によるＬＮＧの生産のプロセスを適用することによって、ＬＮＧの共生産に適応させることができ、さらに、ＬＮＧ生産プロセスとＮＧＬ回収プラントとが統合されている。図４で示される方法で考察された入口ガス組成および条件は、図１、２および３のものと同一である。

図４の方法のシミュレーションにおいて、ＮＧＬ回収プラントに関する入口ガスの冷却、分離および膨張スキームは、実質的に、図１で用いられたものと同一である。主な差は、冷たい脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）の性質と、ＮＧＬ回収プラントによって生産された、圧縮、冷却された第三の残留ガス（ストリーム４５ａ）にある。入口ガスは、９０°Ｆ［３２℃］、および、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］でプラントに入り（ストリーム３１として）、熱交換器１０で、冷たい脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム４２ａ）と−６６°Ｆ［−５５℃］で、脱メタン装置の下部ポンプ１８からの下部の液状産物（ストリーム４１ａ）と５２°Ｆ［１１℃］で、脱メタン装置のリボイラー液（ストリーム４０）と３１°Ｆ［０℃］で、および、脱メタン装置側のリボイラー液（ストリーム３９）と−４２°Ｆ［−４１℃］での熱交換によって冷却される。冷却されたストリーム３１ａは、−４４°Ｆ［−４２℃］、および、７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１１に入り、ここで、蒸気（ストリーム３２）は、濃縮液（ストリーム３５）から分離される。

セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３２）は、２つのストリーム（３３および３４）に分配される。ストリーム３３（総ての蒸気の約２６％を含む）は、熱交換器１２を通過し、そこで、冷たい蒸留蒸気ストリーム４２で熱交換し、そこで、ストリーム３３は、−１４６°Ｆ［−９９℃］に冷却される。次に、結果生じた実質的に濃縮されたストリーム３３ａは、膨張バルブ１３を介して、精留塔１７の運転圧力（約３０６ｐｓｉａ［２，１１０ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュで膨張させる。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリームの冷却が起こる。図４で説明された方法において、膨張バルブ１３から出た膨張したストリーム３３ｂの温度は、−１５５°Ｆ［−１０４℃］に達し、精留塔１７にカラム頂上のフィード位置で供給される。ストリーム３３ｂの蒸気部と、カラムのトップの精留部から生じた蒸気とを合流させて、蒸留蒸気ストリーム３６を形成し、これを塔の上部領域からから抜き出す。

セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３４）の残りの７４％は、仕事膨張機１４に入り、ここで、この高圧のフィードの一部から力学的エネルギーが抽出される。膨張機１４は、約７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］の圧力から塔の運転圧力へ、蒸気を実質的に等エントロピーで膨張させ、仕事膨張は、膨張したストリーム３４ａを、約−１１０°Ｆ［−７９℃］の温度に冷却する。その後、膨張し、部分的に濃縮されたストリーム３４ａは、精留塔１７へのフィードとして中間のポイントで供給される。同様に、セパレーター液（ストリーム３５）を、膨張バルブ１６によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム３５ａを−７５°Ｆ［−５９℃］に冷却し、その後、精留塔１７に、下方のカラム中間のフィードポイントに供給される。

液状産物（ストリーム４１）は、４７°Ｆ［８℃］で塔１７の下部から出る。このストリームは、ポンプ１８で、約６５０ｐｓｉａ［４，４８２ｋＰａ（ａ）］（ストリーム４１ａ）にポンプで送り出され、熱交換器１０で、ストリーム３１を冷却することによって８３°Ｆ［２８℃］に温められる（ストリーム４１ｂ）。−１５１°Ｆ［−１０２℃］で塔の上部を形成する蒸留蒸気ストリーム（ストリーム３６）は、２つに分配される。その一方（ストリーム４３）は、ＬＮＧ生産セクションに送られる。残りの部分（ストリーム４２）は、熱交換器１２において、入ってくるフィードガスと逆流して通過し、そこで、ストリーム４２は、−６６°Ｆ［−５５℃］に加熱され（ストリーム４２ａ）、熱交換器１０では、ストリーム４２ａは、７２°Ｆ［２２℃］に加熱される（ストリーム４２ｂ）。温められた蒸留蒸気ストリームの一部は、抜き出され（ストリーム３７）、プラントの燃料ガスの一部として役立ち、その残留物は、第一の残留ガス（ストリーム４４）になる。次に、第一の残留ガスは、二段階（膨張機１４によって稼動するコンプレッサー１５、および、予備の動力源によって稼動するコンプレッサー１９）で再度圧縮され、圧縮された第一の残留ガス（ストリーム４４ｂ）を形成する。

ここでＬＮＧ生産セクションに戻り、フィードストリーム７１は、１２０°Ｆ［４９℃］、および、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］で熱交換器５１に入る。フィードストリーム７１は、熱交換器５１で、冷たいＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）と−１２０°Ｆ［−８４℃］で、ＮＧＬ回収プラントからの蒸留蒸気ストリームと−１５１°Ｆ［−１０２℃］（ストリーム４３）で、フラッシュ液（ストリーム８０）および蒸留カラムのリボイラー液（ストリーム７６）と−１４２°Ｆ［−９７℃］での熱交換によって冷却される。（規定の条件において、フィードストリームの圧力はクリコンデンバールを超える圧力であるため、ストリームが冷却されると液体は濃縮されないと予想される。その代わりに、冷却されたストリーム７１ａは、熱交換器５１から濃厚相の流体として出る。その他の加工条件として、フィードガス圧力が、そのクリコンデンバール圧力未満になることも考えられ、このような場合、フィードストリームは、冷却され、実質的に濃縮されると予想される）。次に、結果生じた冷却されたストリーム７１ａは、適切な膨張装置（例えば膨張バルブ５２）を介して、蒸留カラム５６の運転圧力（４２０ｐｓｉａ［２，８９６ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュで膨張させる。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリームの冷却が起こる。図４で説明された方法において、膨張バルブ５２から出た膨張したストリーム７１ｂの温度は、−１４３°Ｆ［−９７℃］に達し、その後、蒸留カラム５６へのフィードとして中間のポイントで供給される。

蒸留カラム５６はＬＮＧ精製塔としての機能を果たし、その上部（ストリーム７４）における顕著な不純物が、フィードストリームに含まれる窒素だけになるように、その下部の産物（ストリーム７７）としてフィードストリーム（ストリーム７１ｂ）に存在するほとんど全ての二酸化炭素とメタンより重い炭化水素を回収する。蒸留カラム５６のための還流は、塔上部の蒸気（ストリーム７４、−１４４°Ｆ［−９８℃］で）を、熱交換器５１で、冷たいＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）と−１５５°Ｆ［−１０４℃］で、および、フラッシュ液（ストリーム８０）と−１５７°Ｆ［−１０５℃］での熱交換によって、冷却および濃縮することによってなされる。濃縮ストリーム７４ａは、ここでは−１４６°Ｆ［−９９℃］であり、２つに分配される。その一方（ストリーム７８）は、ＬＮＧのクールダウンセクションへのフィードになる。他方（ストリーム７５）は、還流ポンプ５５に入る。ポンプで送り出した後に、−１４５°Ｆ［−９８℃］のストリーム７５ａは、ＬＮＧ精製塔５６に、トップフィードポイントに供給され、塔のための還流液を提供する。この還流液は、塔の上部（ストリーム７４）（結果的にＬＮＧのクールダウンセクションへのフィードストリーム７８）の二酸化炭素とメタンより重い炭化水素の含有量が最小になるように、塔に昇ってきた蒸気を調整する。

ＬＮＧのクールダウンセクションのためのフィードストリーム（濃縮した液体ストリーム７８）は、−１４６°Ｆ［−９９℃］で熱交換器５８に入り、−２５５°Ｆ［−１５９℃］で冷たいＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３）と、および、冷たいフラッシュ液（ストリーム７９ａ）との熱交換によって過冷却される。冷たいフラッシュ液は、部分的に過冷却されたフィードストリーム（ストリーム７９）の一部を熱交換器５８から抜き出すこと、および、適切な膨張装置（例えば膨張バルブ５９）を介して、精留塔１７の運転圧力をわずかに超える圧力にストリームをフラッシュで膨張させることによって生産される。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリームが、−１５６°Ｆ［−１０４℃］から、−１６０°Ｆ［−１０６℃］（ストリーム７９ａ）へ冷却される。次に、フラッシュで膨張させたストリーム７９ａは、これまでに説明したように、熱交換器５８に供給される。

部分的に過冷却されたフィードストリームの残りの部分は、熱交換器５８で、−１６９°Ｆ［−１１２℃］（ストリーム８２）にさらに過冷却される。次に、ストリーム８２は、仕事膨張機６０に入り、ここで、力学的エネルギーがこの中圧ストリームから抽出される。膨張機６０は、過冷却された液体を、実質的に等エントロピーで、約４１４ｐｓｉａ［２，８５４ｋＰａ（ａ）］の圧力から、ＬＮＧのストレージ圧力（１８ｐｓｉａ［１２４ｋＰａ（ａ）］）、すなわち、大気圧をわずかに超える圧力に膨張させる。仕事膨張は、膨張したストリーム８２ａを、約−２５５°Ｆ［−１５９℃］の温度に冷却し、その後、ストリーム８２ａは、ＬＮＧストレージタンク６１に送られ、そこで、膨張から生じたフラッシュ蒸気（ストリーム８３）が、ＬＮＧ産物から分離される（ストリーム８４）。

ＬＮＧ精製塔５６からの塔の下部のストリーム７７は、膨張バルブ５７によって、精留塔１７の運転圧力をわずかに超える圧力にフラッシュで膨張させる。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリームが、−１４１°Ｆ［−９６℃］から−１５６°Ｆ［−１０５℃］（ストリーム７７ａ）へ冷却される。次に、フラッシュで膨張させたストリーム７７ａと、熱交換器５８から出た温められたフラッシュ液体ストリーム７９ｂとを−１５５°Ｆ［−１０４℃］で合流させ、−１５７°Ｆ［−１０５℃］で合流させたフラッシュ液体ストリーム（ストリーム８０）を形成し、ストリーム８０は、熱交換器５１に供給される。ストリーム８０は、上述したように、ＬＮＧフィードストリーム７１と塔上部の蒸気ストリーム７４に冷却を供給することにより、−９０°Ｆ［−６８℃］に加熱され（ストリーム８０ａ）、その後、精留塔１７に、下方のカラム中間のフィードポイントに供給される。

ＬＮＧストレージタンク６１からのフラッシュ蒸気（ストリーム８３）は、熱交換器５８で、入ってくる液体と逆流して通過し、そこで、ストリーム８３は、−１５５°Ｆ［−１０４℃］に加熱される（ストリーム８３ａ）。次に、ストリーム８３ａは、熱交換器５１に入り、そこで、ストリーム８３ａは、ＬＮＧフィードストリーム７１と、塔の上部ストリーム７４に冷却を供給することにより、１１５°Ｆ［４６℃］に加熱される（ストリーム８３ｂ）。このストリームは低い圧力（１５．５ｐｓｉａ［１０７ｋＰａ（ａ）］）であるために、プラント燃料ガスとして用いる前に圧縮されなければならない。コンプレッサー６３および６５（予備の動力源によって稼動する）をインタークーラー６４と共に用いて、ストリームを圧縮する（ストリーム８３ｅ）。アフタークーラー６６で冷却した後、１１５ｐｓｉａ［７９３ｋＰａ（ａ）］のストリーム８３ｆと、ストリーム３７とを合流させて、プラントのための燃料ガスにする（ストリーム８５）。

ＮＧＬ回収プラントからの冷たい蒸留蒸気ストリーム（ストリーム４３）は、熱交換器５１でＬＮＧフィードストリーム７１に冷却を供給し、第二の残留ガス（ストリーム４３ａ）にすることにより、１１５°Ｆ［４６℃］に加熱され、これは、次に、コンプレッサー６２（予備の動力源によって稼動する）で再度圧縮される。圧縮された第二の残留ガス（ストリーム４３ｂ）と、圧縮された第一の残留ガス（ストリーム４４ｂ）とを合流させて、第三の残留ガスストリーム４５を形成する。吐出しクーラー２０で１２０°Ｆ［４９℃］に冷却した後に、第三の残留ガスストリーム４５ａは、２つに分配される。その一方（ストリーム７１）は、ＬＮＧ生産セクションへのフィードストリームになる。他方（ストリーム３８）は、残留ガス産物になり、これは、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］で、販売ガスパイプラインに流れる。

図４で説明された方法に関するストリームのフロー速度とエネルギー消費の要約を、以下の表に示す：

図４の方法に関して表ＩＶで示された回収レベルと、図１の方法に関して表Ｉで示されたレベルとを比較すると、ＮＧＬ回収プラントでの回収は、いずれの方法においても実質的に同じレベルで維持されていることが示される。図４の方法に関する圧縮力の、図１の方法に対する正味の増加は、２，２２２ＨＰ［３，６５３ｋＷ］であり、それにより、額面上５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧを生産でき、図４の方法の比出力の消費は０．３０３ＨＰ−Ｈ／Ｌｂ［０．４９８ｋＷ−Ｈ／ｋｇである。この比出力の消費は、図２の方法とほぼ同一であり、および、図３の方法より約１７％低い。

発明の説明
図５は、本発明に係る方法のフロー図を説明する。図５で示される方法で考察された入口ガス組成および条件は、図１〜４のものと同一である。従って、図５の方法を、図２、３および４の方法と比較して、本発明の利点を説明することができる。

図５の方法のシミュレーションにおいて、ＮＧＬ回収プラントに関する入口ガスの冷却、分離および膨張スキームは、実質的に、図１で用いられたものと同一である。主な差は、冷たい脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）の性質と、ＮＧＬ回収プラントによって生産された、圧縮、冷却された第三の残留ガス（ストリーム４５ａ）にある。入口ガスは、９０°Ｆ［３２℃］、および、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］でプラントに入り（ストリーム３１として）、熱交換器１０で、冷たい脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム４２ａ）と−６６°Ｆ［−５５℃］で、脱メタン装置の下部ポンプ１８からの下部の液状産物（ストリーム４１ａ）と５３°Ｆ［１２℃］で、脱メタン装置のリボイラー液（ストリーム４０）と３２°Ｆ［０℃］で、および、脱メタン装置側のリボイラー液（ストリーム３９）と−４２°Ｆ［−４１℃］での熱交換によって冷却される。冷却されたストリーム３１ａは、−４４°Ｆ［−４２℃］、および、７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］でセパレーター１１に入り、ここで、蒸気（ストリーム３２）は、濃縮液（ストリーム３５）から分離される。

セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３２）は、２つのストリーム（３３および３４）に分配される。ストリーム３３（総ての蒸気の約２６％を含む）は、熱交換器１２を通過し、そこで、冷たい蒸留蒸気ストリーム４２で熱交換し、そこで、ストリーム３３は、−１４６°Ｆ［−９９℃］に冷却される。次に、結果生じた実質的に濃縮されたストリーム３３ａは、膨張バルブ１３を介して、精留塔１７の運転圧力（約３０６ｐｓｉａ［２，１１０ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュで膨張させる。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、総てのストリームの冷却が起こる。図５で説明された方法において、膨張バルブ１３から出た膨張したストリーム３３ｂの温度は、−１５５°Ｆ［−１０４℃］に達し、精留塔１７にカラム頂上のフィード位置で供給される。ストリーム３３ｂの蒸気部と、カラムのトップの精留部から生じた蒸気とを合流させて、蒸留蒸気ストリーム３６を形成し、これを塔の上部領域からから抜き出す。

セパレーター１１からの蒸気（ストリーム３４）の残りの７４％は、仕事膨張機１４に入り、ここで、この高圧のフィードの一部から力学的エネルギーが抽出される。膨張機１４は、約７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］の圧力から塔の運転圧力へ、蒸気を実質的に等エントロピーで膨張させ、仕事膨張は、膨張したストリーム３４ａを、約−１１０°Ｆ［−７９℃］の温度に冷却する。その後、膨張し、部分的に濃縮されたストリーム３４ａは、精留塔１７へのフィードとして中間のポイントで供給される。同様に、セパレーター液（ストリーム３５）を、膨張バルブ１６によって塔の運転圧力に膨張させ、ストリーム３５ａを−７５°Ｆ［−５９℃］に冷却し、その後、精留塔１７に、下方のカラム中間のフィードポイントに供給される。

液状産物（ストリーム４１）は、４７°Ｆ［９℃］で塔１７の下部から出る。このストリームは、ポンプ１８で、約６５０ｐｓｉａ［４，４８２ｋＰａ（ａ）］（ストリーム４１ａ）にポンプで送り出され、熱交換器１０で、ストリーム３１を冷却することによって８３°Ｆ［２８℃］に温められる（ストリーム４１ｂ）。−１５２°Ｆ［−１０２℃］で塔の上部を形成する蒸留蒸気ストリーム（ストリーム３６）は、２つに分配される。その一方（ストリーム４３）は、ＬＮＧ生産セクションに送られる。残りの部分（ストリーム４２）は、熱交換器１２において、入ってくるフィードガスと逆流して通過し、そこで、ストリーム４２は、−６６°Ｆ［−５５℃］に加熱され（ストリーム４２ａ）、熱交換器１０では、ストリーム４２ａは、７２°Ｆ［２２℃］に加熱される（ストリーム４２ｂ）。温められた蒸留蒸気ストリームの一部は、抜き出され（ストリーム３７）、プラントの燃料ガスの一部として役立ち、その残留物は、第一の残留ガス（ストリーム４４）になる。次に、第一の残留ガスは、二段階（膨張機１４によって稼動するコンプレッサー１５、および、予備の動力源によって稼動するコンプレッサー１９）で再度圧縮され、圧縮された第一の残留ガス（ストリーム４４ｂ）を形成する。

ＮＧＬ回収プラントへの入口ガス（ストリーム３１）は、加工の前に、二酸化炭素除去の処理を受けなかった。入口ガス中の二酸化炭素濃度（約０．５モルパーセント）は、ＮＧＬ回収プラントの運転上のいかなる問題も引き起こさないと予想されるが、この二酸化炭素は、かなりの割合で、プラントの脱メタン装置上部の蒸気（ストリーム３６）中に残留すると予想され、その後、ＬＮＧ生産セクションのフィードストリーム（ストリーム７１）を汚染すると予想される。このストリーム中の二酸化炭素濃度は、約０．４モルパーセントであり、図５の運転条件に関して本発明が許容できる濃度（約０．０２５モルパーセント）を十分に超過している。図２および図３の方法と同様に、フィードストリーム７１は、ＬＮＧ生産セクションに入る前に、二酸化炭素が凍結することによる運転上の問題を回避するために、二酸化炭素除去セクション５０で加工されなければならない（これは、処理されたガスストリームの脱水を含んでもよい）。

処理されたフィードストリーム７２は、１２０°Ｆ［４９℃］、および、７３０ｐｓｉａ［５，０３３ｋＰａ（ａ）］で熱交換器５１に入る。いずれの場合も、熱交換器５１は、多数の個々の熱交換器もしくは単一のマルチパス式の熱交換器のいずれか、またはそれらの組合せのいずれかを代表して示されることに留意すること。（示された冷却部門で２以上の熱交換器を用いるかどうかの決定は、これらに限定されないが、フィードストリームのフロー速度、熱交換器のサイズ、ストリーム温度等の多数のファクターに依存すると予想される）。フィードストリーム７２は、熱交換器５１で、冷たいＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）と−１２０°Ｆ［−８４℃］で、ＮＧＬ回収プラントからの蒸留蒸気ストリーム（ストリーム４３）と−１５２°Ｆ［−１０２℃］で、および、フラッシュ液（ストリーム７９ｂ）との熱交換によって冷却される。（規定の条件において、フィードストリームの圧力はクリコンデンバールを超える圧力であるため、ストリームが冷却されると液体は濃縮されないと予想される。その代わりに、冷却されたストリーム７２ａは、熱交換器５１から濃厚相の流体として出る。その他の加工条件として、フィードガス圧力が、そのクリコンデンバール圧力未満になることも考えられ、このような場合、フィードストリームは、冷却され、実質的に濃縮されると予想される）。

ＬＮＧのクールダウンセクションのためのフィードストリーム（濃厚相 ストリーム７２ａ）は、−１２０°Ｆ［−８４℃］で熱交換器５８に入り、−２５４°Ｆ［−１５９℃］（ストリーム８３）で冷たいＬＮＧフラッシュ蒸気と、および、冷たいフラッシュ液（ストリーム７９ａ）の熱交換によってさらに冷却される。冷たいフラッシュ液は、部分的に過冷却されたフィードストリーム（ストリーム７９）の一部を熱交換器５８から抜き出すこと、および、適切な膨張装置（例えば膨張バルブ５９）を介してストリームを精留塔１７の運転圧力をわずかに超える圧力にフラッシュで膨張させることによって生産される。膨張の際に、ストリームの一部は気化され、−１５５°Ｆ［−１０４℃］から−１５８°Ｆ［−１０６℃］（ストリーム７９ａ）への総てのストリームの冷却が起こる。次に、フラッシュで膨張させたストリーム７９ａは、これまでに説明したように、熱交換器５８に供給される。いずれの場合においても、熱交換器５８は、多数の個々の熱交換器もしくは単一のマルチパス式の熱交換器のいずれか、または、それらの組合せのいずれかを代表して示されることに留意すること。いくつかの状況で、熱交換器５１と熱交換器５８の設備を単一のマルチパス式の熱交換器に組み合わせることが適切な場合もある。

部分的に冷却されたフィードストリームの残りの部分は、熱交換器５８で−１６９°Ｆ［−１１２℃］にさらに冷却される（ストリーム８２）。次に、これは、仕事膨張機６０に入り、ここで、この高圧ストリームから力学的エネルギーが抽出される。膨張機６０は、過冷却された液体を、約７２０ｐｓｉａ［４，９６４ｋＰａ（ａ）］の圧力からＬＮＧのストレージ圧力（１８ｐｓｉａ［１２４ｋＰａ（ａ）］）、すなわち、大気圧をわずかに超える圧力に、実質的に等エントロピーで膨張させる。仕事膨張は、膨張したストリーム８２ａを、約−２５４°Ｆ［−１５９℃］の温度に冷却し、その後、ストリーム８２ａは、ＬＮＧストレージタンク６１に送られ、そこで、膨張から生じたフラッシュ蒸気（ストリーム８３）が、ＬＮＧ産物から分離される（ストリーム８４）。

熱交換器５８から出た温められたフラッシュ液体ストリーム７９ｂは、−１５８°Ｆ［−１０５℃］で、熱交換器５１に供給される。これは、上述したようにＬＮＧフィードストリーム７２に冷却を供給することにより−８５°Ｆ［−６５℃］（ストリーム７９ｃ）に加熱され、その後、精留塔１７に、下方のカラム中間のフィードポイントに供給される。

ＬＮＧストレージタンク６１からのフラッシュ蒸気（ストリーム８３）は、熱交換器５８で、入ってくる濃厚相ストリームに逆流して通過し、そこで、ストリーム８３は、−１５８°Ｆ［−１０５℃］に加熱される（ストリーム８３ａ）。次に、ストリーム８３ａは、熱交換器５１に入り、そこで、ＬＮＧフィードストリーム７２に冷却を供給することにより、１１５°Ｆ［４６℃］に加熱される（ストリーム８３ｂ）。このストリームは低い圧力（１５．５ｐｓｉａ［１０７ｋＰａ（ａ）］）であるために、プラント燃料ガスとして用いる前に圧縮されなければならない。コンプレッサー６３および６５（予備の動力源によって稼動する）をインタークーラー６４と共に用いて、ストリームを圧縮する（ストリーム８３ｅ）。アフタークーラー６６で冷却した後、１１５ｐｓｉａ［７９３ｋＰａ（ａ）］のストリーム８３ｆと、ストリーム３７とを合流させて、プラントのための燃料ガスにする（ストリーム８５）。

ＮＧＬ回収プラントからの冷たい蒸留蒸気ストリーム（ストリーム４３）は、熱交換器５１で、ＬＮＧフィードストリーム７２に冷却を供給することにより、１１５°Ｆ［４６℃］に加熱され、第二の残留ガス（ストリーム４３ａ）になり、これは、次に、コンプレッサー６２（予備の動力源によって稼動する）で再度圧縮される。圧縮された第二の残留ガス（ストリーム４３ｂ）と、圧縮された第一の残留ガス（ストリーム４４ｂ）とを合流させて、第三の残留ガスストリーム４５を形成する。吐出しクーラー２０で１２０°Ｆ［４９℃］に冷却した後に、第三の残留ガスストリーム４５ａは、２つに分配される。その一方（ストリーム７１）は、ＬＮＧ生産セクションへのフィードストリームになる。他方（ストリーム３８）は、残留ガス産物になり、これは、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］で、販売ガスパイプラインに流れる。

図５で説明された方法に関するストリームのフロー速度とエネルギー消費の要約を、以下の表に示す：

図５の方法に関して表Ｖで示された回収レベルと、図１の方法に関して表Ｉで示されたレベルとを比較すると、ＮＧＬ回収プラントでの回収は、いずれの方法においても実質的に同じレベルで維持されていることを示す。図５の方法に関する圧縮力の、図１の方法に対する正味の増加は、２，１８３ＨＰ［３，５８９ｋＷ］であり、額面上５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧを生産し、図５の方法の比出力の消費０．２９７ＨＰ−Ｈ／Ｌｂ［０．４８８ｋＷ−Ｈ／ｋｇ］を与える。このようにして、本発明は、図２および図３の従来技術の方法のいずれよりも、それぞれ２％および１９％低い比出力の消費を有する。

本発明はまた、図４の、我々の同時係属中の米国特許出願第０９／８３９，９０７号による方法より低い比出力の消費を有し、比出力の消費は約２パーセント減少している。さらに意義深いことに、本発明は、図４の方法のＮＧＬ精製カラム５６のような第二の蒸留システムがないため、図４の方法よりかなりシンプルであり、本発明を用いて構築されたプラントの資本コストを顕著に減少させる。

その他の実施形態
当業者であれば、本発明は、全てのタイプのＮＧＬ回収プラントとの使用に適応させることができ、ＬＮＧの共生産が可能になることが理解できると思われる。上記の実施例は全て、本発明と従来技術との比較を容易にするために、本発明と、米国特許第４，２７８，４５７号で開示された方法を用いたＮＧＬ回収プラントとの併用を示した。しかしながら、本発明は、一般的に、−５０°Ｆ［−４６℃］またはそれ未満の温度の蒸留蒸気ストリームを生産するあらゆるＮＧＬ回収プロセスとの併用に関して適用可能である。このようなＮＧＬ回収プロセスの例は、米国特許第号３，２９２，３８０号；４，１４０，５０４号；４，１５７，９０４号；４，１７１，９６４号；４，１８５，９７８号；４，２５１，２４９号；４，２７８，４５７号；４，５１９，８２４号；４，６１７，０３９号；４，６８７，４９９号；４，６８９，０６３号；４，６９０，７０２号；４，８５４，９５５号；４，８６９，７４０号；４，８８９，５４５号；５，２７５，００５号；５，５５５，７４８号；５，５６８，７３７号；５，７７１，７１２号；５，７９９，５０７号；５，８８１，５６９号；５，８９０，３７８号；５，９８３，６６４号；６，１８２，４６９号；再発行の米国特許第３３，４０８号；および、同時係属中の出願第０９／６７７，２２０号に記載され、説明されており、これらの完全な開示は、この参照によりその全体は開示に含まれる。さらに、本発明は、ＮＧＬ産物中のＣ_３成分および重質炭化水素成分のみが回収されるように設計された（すなわち、特にＣ_２成分の回収は行われない）ＮＧＬ回収プラントとの使用、または、ＮＧＬ産物中のＣ_２成分および重質炭化水素成分を回収するように設計されているが、Ｃ_２成分が残留ガスに入らないように運転され、ＮＧＬ産物中のＣ_３成分および重質炭化水素成分のみが回収される（すなわち、エタンを排除する運転方式）ＮＧＬ回収プラントとの使用に適用可能である。

ＬＮＧ生産セクションへのフィードガス（ストリーム７２）の圧力がそのクリコンデンバール圧力未満の場合、図６で示された実施形態と同様に、中温に冷却した後にフィードストリームを抜き出し、形成され得る全ての濃縮液を分離し、次に、仕事膨張機で蒸気ストリームを膨張させ、その後、膨張したストリームを冷却し、実質的に濃縮させることが有利な場合もある。セパレーター５２で除去された濃縮液（ストリーム７４）は、選択的に、フィードガスで形成された重質炭化水素を含むと予想され、次に、ストリーム７４は、膨張バルブ５５によって精留塔１７の運転圧力にフラッシュで膨張させ、精留塔１７に、下方のカラム中間のフィードポイントに供給される。これにより、これらの重質炭化水素をＮＧＬ産物中（ストリーム４１）で回収することができ、ＬＮＧ（ストリーム８４）の純度を高めることができる。図７に示すように、状況によっては、仕事膨張機を用いてその圧力を減少させるよりも、高い圧力で蒸気ストリーム（ストリーム７３）を維持することが好ましい場合もある。

プラント入口ガス（図５ではストリーム３１）が、重質パラフィンまたはベンゼンのような低温で凝固し得る炭化水素を含むような適用では、ＮＧＬ回収プラントは、ＮＧＬ産物中のこれら化合物を回収することによって、ＬＮＧ生産セクションのフィードを調整するユニットとしての機能を果たす。ＮＧＬ回収プラントから出た残留ガスは、有意量の重質炭化水素を含まないと予想されるので、本発明を用いたＬＮＧの共生産のためのプラント残留ガスの部分的な加工は、このような場合、ＬＮＧ生産およびＬＮＧのクールダウンセクションにおける熱交換器で固体が形成されるリスクを負うことなく達成できる。図６および７に示すように、プラント入口ガスが低温で凝固する化合物を含まない場合、プラント入口ガス（ストリーム３０）の一部は、本発明のためのフィードガス（ストリーム７２）として用いることができる。また、特定の状況で、本発明のどの実施形態を使用するかの決定は、入口ガスや残留ガスの圧力レベル、プラントサイズ、利用可能な装置、および、資本コスト対操業費の経済バランスのようなファクターによって影響を受けることもある。

本発明によれば、ＬＮＧ生産セクションへのフィードストリームの冷却は、様々な方法で達成することもできる。図５〜７の方法において、フィードストリーム７２、膨張したストリーム７３ａ（図６の方法に関して）、および、蒸気ストリーム７３（図７の方法に関して）は、脱メタン装置上部の蒸気の一部（ストリーム４３）によって、ＬＮＧのクールダウンセクションで生産されたフラッシュ蒸気とフラッシュ液で冷却される（さらに、場合によっては濃縮される）。しかしながら、脱メタン装置の液体（例えばストリーム３９）を用いて、ストリーム７２（図５〜７）、および／または、ストリーム７３ａ（図６）、および／または、ストリーム７３（図７）、同様に、フラッシュで膨張させたストリーム７４ａ（図７に示すような）の冷却および濃縮の一部または全部を供給してもよい。さらに、冷却され得るストリームより低い温度のストリームはいずれも利用可能である。例えば、脱メタン装置から、蒸気を側面からの抜き出しにより抜き出し、その蒸気を冷却に用いることもできる。その他の考えられる冷却源としては、これらに限定されないが、フラッシュされた高圧のセパレーター液や、機械式の冷却システムが挙げられる。冷却源の選択は、これらに限定されないが、フィードガス組成および条件、プラントサイズ、熱交換器のサイズ、可能な冷却源の温度など多数のファクターに依存すると予想される。当業者であれば、望ましいフィードストリーム温度を達成するために、上記の冷却源または冷却方法のあらゆる組合せを併用できることを理解できると思われる。

ＬＮＧフィードガスにおける重質炭化水素の量とＬＮＧフィードガス圧力に応じて、熱交換器５１から出た冷却されたフィードストリーム７２ａは、図６に示されるセパレーター５２が必要なくなるように、まったく液体を含まなくてもよい（なぜなら、その露点を超過しているか、または、そのクリコンデンバールを超過しているため）。このような場合において、冷却されたフィードストリームを、直接、適切な膨張装置（例えば仕事膨張機５３）に流すことが可能である。

本発明によれば、特に、実施例で用いられたフィードガスよりリッチなフィードガスの場合に、外部冷却を用いて、その他のプロセスストリームからのＬＮＧフィードガスに利用可能な冷却を補ってもよい。プロセス熱交換のためのＬＮＧのクールダウンセクションからのフラッシュ蒸気とフラッシュ液の使用および配分、ならびに、フィードガスの冷却のための熱交換器の特定の配置は、それぞれ特定の用途に応じて、同様に、特定の熱交換設備のためのプロセスストリームの選択に応じて評価しなければならない。

また、当然ながら、フラッシュ液（ストリーム７９）にするために抜き出されるストリーム７２ａ（図５）、ストリーム７３ｂ（図６）、または、ストリーム７３ａ（図７）の相対量は、ＬＮＧフィードガス圧力、ＬＮＧフィードガス組成、フィードから経済的に抽出できる熱の量、および、利用可能な馬力の量などの数々のファクターに依存する。フラッシュ液にするために抜き出される量を増加させると、フラッシュ蒸気の圧縮のためのパワー消費は減少するが、ストリーム７９における脱メタン装置１７へのリサイクル量が増加するために、第一の残留ガスの圧縮のためのパワー消費は増加する。

熱交換器５８で、濃縮した液体ストリーム７２ａ（図５）、濃縮した液体ストリーム７３ｂ（図６）、または、濃縮した液体ストリーム７３ａ（図７）を過冷却することによって、ＬＮＧストレージタンク６１の運転圧力へストリームを膨張させる際に生成したフラッシュ蒸気（ストリーム８３）の量を減少させる。これは、一般的に、フラッシュガスコンプレッサー６３および６５のパワー消費が減少することによって、ＬＮＧを生産するための比出力の消費を減少させる。しかしながら、状況によっては、熱交換器５８のサイズを小さくして設備の資本コストを低くするために、過冷却をまったく行わないことが好ましい場合がある。

個々のストリームの膨張は、特定の膨張装置で示されているが、必要に応じてその代わりの膨張手段を用いてもよい。例えば、図５〜７における過冷却された液体ストリーム８２のための仕事膨張の代わりに（その結果、膨張によって生産されたフラッシュ蒸気の相対量が増加することにより、フラッシュ蒸気の圧縮のためのパワー消費が増加する）、または、図６における蒸気ストリーム７３のための仕事膨張の代わりに（その結果、第二の残留ガスの圧縮のためのパワー消費が増加する）、等エンタルピーのフラッシュ膨張を用いてもよい。

本発明の好ましい実施形態と考えられるものを説明したが、当業者であれば、例えば様々な条件、フィードのタイプまたはその他の必要条件に本発明を適合させるために、以下の請求項によって定義された本発明の本質から逸脱することなく、本発明へのその他の改変およびさらなる改変が可能であることは、理解可能と思われる。

米国特許第４，２７８，４５７号による従来技術の低温天然ガス加工プラントのフロー図である。 従来技術の方法に従ってＬＮＧの共生産に適応させた場合の、前記低温天然ガス加工プラントのフロー図である。 米国特許第５，６１５，５６１号による従来技術の方法を用いてＬＮＧの共生産に適応させた場合の前記低温天然ガス加工プラントのフロー図である。 我々の同時係属中の米国特許出願第０９／８３９，９０７号の実施形態による、ＬＮＧの共生産に適応させた場合の前記低温天然ガス加工プラントのフロー図である。 本発明に係るＬＮＧの共生産に適応させた場合の前記低温天然ガス加工プラントのフロー図である。 前記低温天然ガス加工プラントからＬＮＧを共生産するために本発明を適用する代わりの手段を説明するフロー図である。 前記低温天然ガス加工プラントからのＬＮＧの共生産に本発明を適用するその他の代わりの手段を説明するフロー図である。

Claims (8)

1. メタンおよび重質炭化水素成分を含む天然ガスストリームを液化する方法であって、
   （ａ）前記天然ガスストリームを、天然ガス液を回収する低温天然ガス加工プラントから抜き出し；
   （ｂ）前記天然ガスストリームの少なくともその一部を濃縮し、圧力下で冷却し、濃縮ストリームを形成し；
   （ｃ）蒸留ストリームを前記プラントから抜き出し、前記天然ガスストリームの冷却の少なくとも一部を供給し；
   （ｄ）前記濃縮ストリームの第一の部分を抜き出し、中圧に膨張させ、前記天然ガスストリームとの熱交換に送り、前記冷却の少なくとも一部を供給し、その後、前記第一の部分を前記プラントに送り；そして、
   （ｅ）前記濃縮ストリームの残りの部分をより低い圧力に膨張させ、液化した前記天然ガスストリームを形成する、
   前記方法。
2. メタンおよび重質炭化水素成分を含む天然ガスストリームを液化する方法であって、
   （ａ）前記天然ガスストリームを、天然ガス液を回収する低温天然ガス加工プラントから抜き出し；
   （ｂ）前記天然ガスストリームを部分的に濃縮させるのに十分な圧力の下で、前記天然ガスストリームを冷却し；
   （ｃ）蒸留ストリームを前記プラントから抜き出し、前記天然ガスストリームの冷却の少なくとも一部を供給し；
   （ｄ）前記部分的に濃縮された天然ガスストリームを液体ストリームと蒸気ストリームとに分離し、その後、前記液体ストリームを前記プラントに送り；
   （ｅ）前記蒸気ストリームの少なくとも一部を濃縮させ、圧力下でさらに冷却し、濃縮ストリームを形成し；
   （ｆ）前記濃縮ストリームの第一の部分を抜き出し、中圧に膨張させ、膨張させた前記蒸気ストリームとの熱交換に送り、前記冷却の少なくとも一部を供給し、その後、前記第一の部分を前記プラントに送り；そして、
   （ｇ）前記濃縮ストリームの残りの部分をより低い圧力に膨張させ、液化した前記天然ガスストリームを形成する、
   前記方法。
3. メタンおよび重質炭化水素成分を含む天然ガスストリームを液化する方法であって、
   （ａ）前記天然ガスストリームを、天然ガス液を回収する低温天然ガス加工プラントから抜き出し；
   （ｂ）前記天然ガスストリームを部分的に濃縮させるのに十分な圧力の下で、前記天然ガスストリームを冷却し；
   （ｃ）蒸留ストリームを前記プラントから抜き出し、前記天然ガスストリームの冷却の少なくとも一部を供給し；
   （ｄ）前記部分的に濃縮された天然ガスストリームを液体ストリームと蒸気ストリームとに分離し、その後、前記液体ストリームを前記プラントに送り；
   （ｅ）前記蒸気ストリームを中圧に膨張させ、前記中圧でさらに冷却し、少なくともその一部を濃縮し、濃縮ストリームを形成し；
   （ｆ）前記濃縮ストリームの第一の部分を抜き出し、中圧に膨張させ、膨張させた前記蒸気ストリームとの熱交換に送り、前記冷却の少なくとも一部を供給し、その後、前記第一の部分を前記プラントに送り；そして、
   （ｇ）前記濃縮ストリームの残りの部分をより低い圧力に膨張させ、液化した前記天然ガスストリームを形成する、
   前記方法。
4. メタンおよび重質炭化水素成分を含む天然ガスストリームを液化する方法であって、
   （ａ）前記天然ガスストリームを、天然ガス液を回収する低温天然ガス加工プラントから抜き出し；
   （ｂ）前記天然ガスストリームを圧力下で冷却し；
   （ｃ）蒸留ストリームを前記プラントから抜き出し、前記天然ガスストリームの冷却の少なくとも一部を供給し；
   （ｄ）冷却された前記天然ガスストリームを中圧に膨張させ、前記中圧でさらに冷却し、少なくともその一部を濃縮し、濃縮ストリームを形成し；
   （ｅ）前記濃縮ストリームの第一の部分を抜き出し、中圧に膨張させ、膨張させた前記天然ガスストリームとの熱交換に送り、前記冷却の少なくとも一部を供給し、その後、前記第一の部分を前記プラントに送り；そして、
   （ｆ）前記濃縮ストリームの残りの部分をより低い圧力に膨張させ、液化した前記天然ガスストリームを形成する、
   前記方法。
5. メタンおよび重質炭化水素成分を含む天然ガスストリームを液化する装置であって：
   （ａ）前記天然ガスストリームを抜き出すための、天然ガス液を回収する低温天然ガス加工プラントに連結された第一の抜き出し手段；
   （ｂ）前記天然ガスストリームを受け入れ、その少なくとも一部を濃縮し、圧力下で冷却し、濃縮ストリームを形成するための、前記第一の抜き出し手段に連結された熱交換手段；
   （ｃ）蒸留ストリームを抜き出すための、前記プラントに連結された第二の抜き出し手段、ここで、前記第二の抜き出し手段は、さらに前記熱交換手段に連結され、前記蒸留ストリームを加熱し、それにより前記天然ガスストリームの冷却の少なくとも一部を供給する；
   （ｄ）前記濃縮ストリームの第一の部分を抜き出すための、前記熱交換手段に連結された第三の抜き出し手段；
   （ｅ）前記第一の部分を受け入れ、中圧に膨張させるための、前記第三の抜き出し手段に連結された第一の膨張手段、ここで、前記第一の膨張手段はさらに、膨張させた前記第一の部分を供給するための前記熱交換手段に連結され、そこで、膨張させた前記第一の部分を加熱することによって前記冷却の少なくとも一部を供給し、その後、加熱し膨張させた前記第一の部分を、前記プラントに送る；および、
   （ｆ）前記濃縮ストリームの残りの部分を受け入れ、より低い圧力に膨張させ、液化した前記天然ガスストリームを形成するための、前記熱交換手段に連結された第二の膨張手段、
   で構成される前記装置。
6. メタンおよび重質炭化水素成分を含む天然ガスストリームを液化する装置であって：
   （ａ）前記天然ガスストリームを抜き出すための、天然ガス液を回収する低温天然ガス加工プラントに連結された第一の抜き出し手段；
   （ｂ）前記天然ガスストリームを受け入れ、前記天然ガスストリームを部分的に濃縮させるのに十分な圧力の下で前記天然ガスストリームを冷却するための、前記第一の抜き出し手段に連結された熱交換手段；
   （ｃ）蒸留ストリームを抜き出すための、前記プラントに連結された第二の抜き出し手段、ここで、前記第二の抜き出し手段は、さらに前記熱交換手段に連結され、前記蒸留ストリームを加熱し、それにより前記天然ガスストリームの冷却の少なくとも一部を供給する；
   （ｄ）前記部分的に濃縮された天然ガスストリームを受け入れ、それを蒸気ストリームと液体ストリームとに分離し、その後、前記液体ストリームを前記プラントに送るための、前記熱交換手段に連結された分離手段；
   （ｅ）前記蒸気ストリームを供給するための、前記熱交換手段にさらに連結された前記分離手段、ここで、前記熱交換手段は、前記蒸気ストリームの少なくとも一部を濃縮させ、濃縮ストリームを形成できるような圧力で、前記蒸気ストリームをさらに冷却するように調節される；
   （ｆ）前記濃縮ストリームの第一の部分を抜き出すための、前記熱交換手段に連結された第三の抜き出し手段；
   （ｇ）前記第一の部分を受け入れ、中圧に膨張させるための、前記第三の抜き出し手段に連結された第一の膨張手段、ここで、前記第一の膨張手段はさらに、膨張させた前記第一の部分を供給するための前記熱交換手段に連結され、そこで、膨張させた前記第一の部分を加熱することによって前記冷却の少なくとも一部を供給し、その後、加熱し膨張させた前記第一の部分を、前記プラントに送る；および、
   （ｈ）前記濃縮ストリームの残りの部分を受け入れ、より低い圧力に膨張させ、液化した前記天然ガスストリームを形成するための、前記熱交換手段に連結された第二の膨張手段、
   で構成される前記装置。
7. メタンおよび重質炭化水素成分を含む天然ガスストリームを液化する装置であって：
   （ａ）前記天然ガスストリームを抜き出すための、天然ガス液を回収する低温天然ガス加工プラントに連結された第一の抜き出し手段；
   （ｂ）前記天然ガスストリームを受け入れ、前記天然ガスストリームを部分的に濃縮させるのに十分な圧力の下で前記天然ガスストリームを冷却するための、前記第一の抜き出し手段に連結された熱交換手段；
   （ｃ）蒸留ストリームを抜き出すための、前記プラントに連結された第二の抜き出し手段、ここで、前記第二の抜き出し手段は、さらに前記熱交換手段に連結され、前記蒸留ストリームを加熱し、それにより前記天然ガスストリームの冷却の少なくとも一部を供給する；
   （ｄ）前記部分的に濃縮された天然ガスストリームを受け入れ、それを蒸気ストリームと液体ストリームとに分離し、その後、前記液体ストリームを前記プラントに送るための、前記熱交換手段に連結された分離手段；
   （ｅ）前記蒸気ストリームを受け入れ、中圧に膨張させるための、前記分離手段に連結された第一の膨張手段、ここで、前記第一の膨張手段はさらに、膨張させた前記蒸気ストリームを供給するための前記熱交換手段に連結され、前記熱交換手段は、前記中圧で、膨張させた前記蒸気ストリームをさらに冷却し、少なくともその一部を濃縮し、濃縮ストリームを形成するように調節される；
   （ｆ）前記濃縮ストリームの第一の部分を抜き出すための、前記熱交換手段に連結された第三の抜き出し手段；
   （ｇ）前記第一の部分を受け入れ、中圧に膨張させるための、前記第三の抜き出し手段に連結された第二の膨張手段、ここで、前記第二の膨張手段はさらに、膨張させた前記第一の部分を供給するための前記熱交換手段に連結され、そこで、膨張させた前記第一の部分を加熱することによって前記冷却の少なくとも一部を供給し、その後、加熱し膨張させた前記第一の部分を、前記プラントに送る；および、
   （ｈ）前記濃縮ストリームの残りの部分を受け入れ、より低い圧力に膨張させ、液化した前記天然ガスストリームを形成するための、前記熱交換手段に連結された第三の膨張手段、
   で構成される前記装置。
8. メタンおよび重質炭化水素成分を含む天然ガスストリームを液化する装置であって：
   （ａ）前記天然ガスストリームを抜き出すための、天然ガス液を回収する低温天然ガス加工プラントに連結された第一の抜き出し手段；
   （ｂ）前記天然ガスストリームを受け入れ、圧力下で冷却するための、前記第一の抜き出し手段に連結された熱交換手段；
   （ｃ）蒸留ストリームを抜き出すための、前記プラントに連結された第二の抜き出し手段、ここで、前記第二の抜き出し手段は、さらに前記熱交換手段に連結され、前記蒸留ストリームを加熱し、それにより前記天然ガスストリームの冷却の少なくとも一部を供給する；
   （ｄ）冷却された前記天然ガスストリームを受け入れ、中圧に膨張させるための、前記熱交換手段に連結された第一の膨張手段、ここで、前記第一の膨張手段はさらに、膨張させた前記天然ガスストリームを供給するための前記熱交換手段に連結され、前記熱交換手段は、前記中圧で、膨張させた前記天然ガスストリームをさらに冷却し、少なくともその一部を濃縮し、濃縮ストリームを形成するように調節される；
   （ｅ）前記濃縮ストリームの第一の部分を抜き出すための、前記熱交換手段に連結された第三の抜き出し手段；
   （ｆ）前記第一の部分を受け入れ、中圧に膨張させるための、前記第三の抜き出し手段に連結された第二の膨張手段、ここで、前記第二の膨張手段はさらに、膨張させた前記第一の部分を供給するための前記熱交換手段に連結され、そこで、膨張させた前記第一の部分を加熱することによって前記冷却の少なくとも一部を供給し、その後、加熱し膨張させた前記第一の部分を、前記プラントに送る；および、
   （ｇ）前記濃縮ストリームの残りの部分を受け入れ、より低い圧力に膨張させ、液化した前記天然ガスストリームを形成するための、前記熱交換手段に連結された第三の膨張手段、
   で構成される前記装置。

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