JP2006523296A5 - - Google Patents

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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、凝縮し、および、膨張させる工程を含む。天然ガスの冷却および凝縮は、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／凝縮と、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。
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、凝縮液（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の冷却と実質的な凝縮が起こる。次に、−１４２°Ｆ［−９７℃］で実質的に凝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、部分的に凝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。
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、実質的に凝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凝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凝縮できるように調節される。この場合、周囲空気での凝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、凝縮され、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。
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、凝縮していない蒸気と共に凝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。これらの凝縮液は、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Ｃ２成分、Ｃ３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凝縮は、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、凝縮液（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凝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、部分的に凝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。
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凝縮し、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凝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、凝縮した（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。
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、凝縮液（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凝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、部分的に凝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。
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凝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、実質的に凝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、冷却および凝縮することによってなされる。凝縮ストリーム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（凝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。
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、凝縮液（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凝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、部分的に凝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。
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凝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、実質的に凝縮されると予想される）。
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凝縮液を分離し、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、実質的に凝縮させることが有利な場合もある。セパレーター５２で除去された凝縮液（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。
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、場合によっては凝縮される）。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）の冷却および凝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。
熱交換器５８で、凝縮した液体ストリーム７２ａ（図５）、凝縮した液体ストリーム７３ｂ（図６）、または、凝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。

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凝縮し、圧力下で冷却し、凝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）前記凝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）前記凝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凝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）前記部分的に凝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凝縮させ、圧力下でさらに冷却し、凝縮ストリームを形成し；
    （ｆ）前記凝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）前記凝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凝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）前記部分的に凝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凝縮し、凝縮ストリームを形成し；
    （ｆ）前記凝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）前記凝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凝縮し、凝縮ストリームを形成し；
    （ｅ）前記凝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）前記凝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凝縮し、圧力下で冷却し、凝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）前記凝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）前記凝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凝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）前記部分的に凝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凝縮させ、凝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）前記凝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）前記凝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凝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）前記部分的に凝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凝縮し、凝縮ストリームを形成するように調節される；
    （ｆ）前記凝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）前記凝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凝縮し、凝縮ストリームを形成するように調節される；
    （ｅ）前記凝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）前記凝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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