JP2008527287A - 液化天然ガスからc2+富化留分を分離する方法 - Google Patents
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Abstract
液化天然ガス(LNG)からC2+富化留分を分離する方法に関する。a)液化天然ガス流(1,1')を部分的に気化(E1,E2)させ、b)この部分的に気化した天然ガス流(2)を第1のC1富化ガス状留分(4)と第1のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)し、c)第1のC2+富化液状留分(3)を第2のC1富化ガス状留分(8)と第2のC2+富化液状留分(10)とに精留分離(T)し、d)第1のC1富化ガス状留分(4)を再液化(E1)させ、e)この再液化したC1富化ガス状留分(5)の少なくとも一部の流れ(6)を精留分離(T)の精留塔に還流分として供給する。
Description
本発明は液化天然ガス(LNG)からC2+富化留分を分離する方法に関する。
この種の方法は、例えば液化天然ガスの発熱量が、該天然ガスを供給すべきパイプライン網で要求する仕様に合致しないような場合に意図される。そのような場合には、液化天然ガスに発熱量を低下させる成分(例えば窒素)を添加するか、あるいは発熱量を高める効果を持つ成分を液化天然ガスから除去する処理が行われる。この後者の方法について詳述すれば以下の通りである。
この種の方法としてはLNGからC2+富化留分又はC3+富化留分を分離する方法が特許文献1により知られており、この公知の方法では、以前から実現されていた方法とは異なり、(液化)天然ガスを精留分離することによって得たC1富化ガス状留分の一部を圧縮して再液化し、この再液化流を精留分離工程に還流分として供給する。C1富化ガス状留分の還流分から分けられた残部の流れは、所望の供給圧、即ちパイプライン圧に圧縮されて送り出される。特許文献1に記述されている方法により確かにエタンの収率を経済的に有利な値にまで高めることが可能であるが、代償としてコストの嵩む圧縮機を最低一基設置する必要がある。
また、特許文献2にもLNGからC2+富化留分を分離する方法が開示されている。この方法の場合には、部分的に気化された天然ガスの精留工程で得られるメタン富化ガス状留分は再圧縮されず、従って平凡なエタン収率しか得ることができない。
本発明が解決すべき課題は、この種の液化天然ガス(LNG)からC2+富化留分を分離する方法において、C2+富化留分収率の向上と同時に設備コスト並びに操業コストの低減、特にメタン富化ガス留分の圧縮を行わずに済ませることを可能とする方法を提供することである。
本発明による方法は、上述の課題を解決するために、液化天然ガス(LNG)からC2+富化留分を分離するに際し、
a)液化天然ガス流を部分的に気化させ、
b)この部分的に気化した天然ガス流を第1のC1富化ガス状留分と第1のC2+富化液状留分とに分離し、
c)第1のC2+富化液状留分を第2のC1富化ガス状留分と第2のC2+富化液状留分とに精留分離し、
d)第1のC1富化ガス状留分を再液化させ、
e)この再液化したC1富化ガス状留分の少なくとも一部の流れを精留分離の精留塔に還流分として供給する、
ことを特徴とするものである。
a)液化天然ガス流を部分的に気化させ、
b)この部分的に気化した天然ガス流を第1のC1富化ガス状留分と第1のC2+富化液状留分とに分離し、
c)第1のC2+富化液状留分を第2のC1富化ガス状留分と第2のC2+富化液状留分とに精留分離し、
d)第1のC1富化ガス状留分を再液化させ、
e)この再液化したC1富化ガス状留分の少なくとも一部の流れを精留分離の精留塔に還流分として供給する、
ことを特徴とするものである。
前述の従来技術による方式のプロセスとは異なり、本発明による方法では部分的に気化した液化天然ガス流の気液分離で得られるC1富化ガス状留分が再液化され、少なくともその一部の流れが還流分として精留分離の精留塔に供給される。この場合、第1のC1富化ガス状留分を再液化するために必要な低温源は液相の天然ガス流のみによって供給され、従って液化天然ガス流は最高でも沸点までしか加温されない。精留分離の精留塔に還流分として供給される再液化後のC1富化ガス状留分のエタン含有量は比較的低いので、この留分によってエタン及び更に重い成分が精留分離の塔頂留出物から逆洗され、それにより所望のC2+収率の向上がもたらされる。
従って、本発明の方法により、経済的に意味のあるプロセス方式で90%を超えるエタン収率を実現することが可能になる。この値は、特許文献1に記載されているコストの嵩む方法を用いて得られるエタン収率に匹敵する範囲にあるが、特許文献2き記載された方法を実施して得られる値よりも明らかに高い。
本発明の基本理念による方法及び従属請求項の主題をなしている好適な実施形態について図1及び図2と共に詳述すれば以下の通りである。
図1に示すように、LNG貯蔵タンクSから過冷却されている液化天然ガスがポンプP1により15〜30barの圧力に加圧されて導管1を通じて熱交換器E1に供給される。この熱交換器内では、供給された液化天然ガス流が後述する第1のC1富化ガス状留分4との熱交換で沸点の直下まで加温される一方、この熱交換で第1のC1富化ガス状留分が冷却されて再液化される。この熱交換器における加温温度の沸点との差は典型的には5℃であり、最高で20℃である。
熱交換器E1で加温された天然ガス流は更に導管1’を通じて別の熱交換器E2に供給される。この熱交換器E2内では、天然ガス流が後述する第2のC1富化ガス状留分8との熱交換で加温されることにより部分的に気化される一方、この熱交換で第2のC1富化ガス状留分が冷却される。
部分的に気化した天然ガス流は導管2を通じて気液分離器D1に送り込まれ、この分離器内で第1のC1富化ガス状留分と第1のC2+富化液状留分とに分離される。第1のC1富化ガス状留分は分離器D1の頂部から導管4を通じて取り出され、前述の熱交換器E1へ送り込まれる。分離器D1の底部からは第1のC2+富化液状留分がポンプP3によって導管3を通じて精留分離のための精留塔Tに送り込まれる。
図1に示す気液分離器D1に代えて別のストリップ用精留塔を設け、部分的に気化した天然ガス流2の気液分離をこのストリップ用精留塔で行ってもよい。この場合、部分的に気化した天然ガス流2はストリップ用精留塔の液溜(サンプ)中に供給する。ストリップに必要な塔の還流は、後述する導管6から抜き取られる流れか、あるいは後述する導管8の熱交換器E2の下流側で弁cよりも上流部分から抜き取られる流れのいずれかを使用することができる。本発明においては、この付加的な構成によってC2収率を著しく高め、その結果、燃料ガスの損失を減少させることが可能になる。
さて、ポンプP3によって導管3から供給される第1のC2+富化液体留分は精留塔T内で第2のC1富化ガス状留分と第2のC2+富化液体留分に分離され、前者は精留塔Tの塔頂部から導管8を通じて取り出される。この場合の精留塔Tは、棚段式又は充填物式のいずれの形式でもよい。
一方、精留塔T内で分離された第2のC2+富化液状留分は、精留塔Tの底部の液溜から制御弁eを介装した導管10を通じて取り出され、いわゆるNGL(液体天然ガス)留分としてプロセスから送り出され、必要に応じて別の用途に供される。この液体天然ガス留分の一部の流れは熱交換器E3で加温されて部分的に気化され、導管11を通じてリボイラー流として精留塔Tに供給される。
精留塔Tにおける精留分離は、部分的に気化した天然ガス流2を第1のC1富化ガス状留分(導管4)と第1のC2+富化液状留分(導管3)に分離する分離器D1における圧力よりも高い圧力で行うと有利である。この場合、気液分離のための分離器D1内の圧力は10〜25barとすることが好ましく、これに対応して精留塔T内の圧力は30〜40barとすることが好ましい。このような分離器D1と精留塔Tとの間の圧力差に対抗して第1のC2+富化液状留分を精留塔Tへ送り込むために導管3の途中にポンプP3が介装されている。
部分的に気化した天然ガス流2から分離される第1のC1富化ガス状留分は、分離器D1の頂部から導管4を通じて取り出されて熱交換器E1に送り込まれ、この熱交換器E1内において導管1から送り込まれてくる加温対象の液化天然ガス流との熱交換により冷却されて再液化される。この再液化流はポンプP2によって精留塔T内の支配圧力に加圧されて導管5へ送り出され、さらに途中に制御弁dを介装した導管6を通じて精留塔Tの好ましくは塔頂部に還流分として送り込まれる。
精留塔Tで得られる第2のC1富化ガス留分は、精留塔Tの塔頂から導管8を通じて取り出され、熱交換器E2内において導管1’から送り込まれてくる加温対象の液化天然ガス流との熱交換により冷却されることによって少なくとも部分的に、好ましくは完全に再液化される。この再液化流は、途中に制御弁cを介装した導管8’を通じてポンプ前置タンクD2に送り込まれる。このタンクには、同様に途中に制御弁Bを介装した導管7を通じて導管5から分流された第1のC1富化ガス状留分の再液化流の一部、即ち導管6を通じて還流分として精留塔Tに送り込まれる部分流を除く残部に相当する部分流も送り込まれる。
ポンプ前置タンクD2に送り込まれたこれらのC1富化再液化流は、ポンプP4によって通常50〜150bar程度の範囲内の所望の引渡し供給圧力、即ちパイプライン圧力に加圧され、途中に制御弁aを介装した導管9からC2+希釈LNG製品流として送り出される。
精留塔Tにおける精留分離工程で得られる第2のC2+富化液状留分は、精留塔Tの液溜めから導管10を通じて取り出されるが、この第2のC2+富化液状留分を更にC2/C3分離処理に付す必要がある場合には、図2に示すような方式を採用することが好ましい。
即ち、図2に示すように、導管10から送り出されてくる第2のC2+富化液状留分を分離塔T’による付加的な精留処理に付すことによってC2/C3分離を行う。分離塔T’の底部液溜からは導管18を通じてC3+富化LPG製品留分が取り出され、必要に応じて更に別の処理が施され、或いは使用に供せられる。この留分の一部は熱交換器E5によって部分的に気化され、導管19を通じてリボイラー流として分離塔T’に送り込まれる。
分離塔T’の塔頂部からは導管12を通じてC2/C3富化ガス状留分が取り出され、このガス状留分は、導管13によって精留塔Tに結合されているサイドボイラE4内で少なくとも部分的に凝縮されて液化され、次いで導管14を介してポンプ前置タンクD3に送り込まれる。
ポンプ前置タンクD3からは、凝縮液化されたC2/C3富化ガス状留分が導管15を通してポンプP5に吸引され、このポンプによって所望の送出圧力に加圧される。ポンプP5で加圧された留分のうち、一部は導管16と制御弁fを介して分離塔T’の塔頂部に還流分として供給されるが、主要部は導管17を通してプロセスから送り出され、必要に応じて更に別の処理が施され、或いは使用に供される。
尚、C2/C3分離プロセスは図2に示した方式に限られるものではなく、例えば分離塔T’の塔頂から取り出されるC2/C3富化ガス状留分を液化することなくタンクD3からガス状の留分として取り出すことも可能である。
液化天然ガスからC2+富化留分を分離するための本発明による方法の更に好適な実施形態においては、第2のC2+富化液状留分を精留する分離塔T’の塔頂から得られるガス状留分のプロセス流を、精留塔Tに供給されている第1のC2+富化液状留分、又はこの第1のC2+富化液状留分の供給高さ位置よりも下方の位置で精留塔Tから抜き取られる一つ以上の液状留分との熱交換によって冷却する。
特に第2のC2+富化液体留分10を分離塔T’で精留によるC2/C3分離処理に付す場合は、分離塔T’における精留によるC2/C3分離プロセスで塔頂部に得られるC2/C3富化ガス状留分を導管12によって熱交換器E4に導き、この熱交換器内で導管3から精留塔Tに送り込まれている第1のC2+富化液状留分又はその供給高さ位置よりも下方の位置で精留塔Tから抜くとられる液状留分との熱交換により好ましくは無圧貯蔵温度にまで冷却することが望ましい。
このために必要となる熱交換器E4は、例えば図2に示すようにプロセス系統内のポンプP3と分離塔Tとの間に設置される。無圧貯蔵を実現するには、分離塔T’における精留によるC2/C3分離プロセスで塔頂部から得られる主にエタンを含有するガス状留分については約−100℃の温度が必要である。この方式の長所は、プロセス全体として、外部冷却、従って周囲温度未満に冷却すること、あるいは熱力学的にそれと等価な圧縮を行わずに済ませることができる点にある。
図1及び図2に示したプロセス系統図からも明らかなように、全てのプロセス流が液化されて導入され(導管1への液化天然ガス流)、また液化されて取り出される(導管9と10の留分、又は導管9,17及び18の留分)のであるから、系統内の全ての冷却は結局は導入される過冷却LNGが保有する寒冷エネルギーによって行われることになる。
このように、液化天然ガス(LNG)からC2+富化留分を分離するための本発明に係る方法により、コストの嵩む圧縮機を使用することなくエタン収率を高めることが可能となる。
Claims (10)
- 液化天然ガス(LNG)からC2+富化留分を分離するに際し、
a)液化天然ガス流(1,1')を部分的に気化(E1,E2)させ、
b)この部分的に気化した天然ガス流(2)を第1のC1富化ガス状留分(4)と第1のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)し、
c)第1のC2+富化液状留分(3)を第2のC1富化ガス状留分(8)と第2のC2+富化液状留分(10)とに精留分離(T)し、
d)第1のC1富化ガス状留分(4)を再液化(E1)させ、
e)この再液化したC1富化ガス状留分(5)の少なくとも一部の流れ(6)を精留分離(T)の精留塔に還流分として供給する、
ことを特徴とする、液化天然ガスからC2+富化留分を分離する方法。 - 第1のC1富化ガス留分(4)の再液化(E1)を、部分的に気化される液化天然ガス流(1)との熱交換によって行うことを特徴とする請求項1に記載の方法。
- 精留分離(T)を、部分的に気化された天然ガス流(2)を第1のC1富化ガス状留分(4)と第1のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)する際の圧力よりも高い圧力で行うことを特徴とする請求項1又は2に記載の方法。
- 部分的に気化された天然ガス流(2)を第1のC1富化ガス状留分(4)と第1のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)する工程を15〜25barの圧力範囲内で行い、精留分離(T)を30〜40barの圧力範囲内で行うことを特徴とする請求項3に記載の方法。
- 再液化されたC1富化ガス状留分(5)のうち、還流分として精留分離(T)の精留塔に供給される分以外の部分流(7)を、精留分離(T)された第2のC1富化ガス状留分(8,8')に合流させることを特徴とする請求項1〜4のいずれか1項に記載の方法。
- 精留分離(T)された第2のC1富化ガス状留分(8)の少なくとも一部を再液化(E2)させ、しかもこの再液化を、部分的に気化される液化天然ガス流(1')との熱交換によって行うことを特徴とする請求項1〜5のいずれか1項に記載の方法。
- 第2のC2+富化液状留分(10)を気液分離することによって得られるガス状プロセス流を、第1のC2+富化液状留分(3)と該第1のC2+富化液状留分(3)の供給高さ位置よりも下方で精留分離(T)の精留塔から取り出される液状留分(13)との少なくとも一方の流れとの熱交換によって冷却することを特徴とする請求項1〜6のいずれか1項に記載の方法。
- 第2のC2+富化液状留分(10)を更にC2/C3分離塔(T')で精留処理し、C2/C3分離塔(T')の塔頂抽出ガス状留分の凝縮を、サイドボイラ(E4)内において、精留分離(T)の精留塔から第1のC2+富化液状留分(3)の供給高さ位置よりも下方で取り出される液状留分(13)との熱交換によって行うことを特徴とする請求項1〜7のいずれか1項に記載の方法。
- 第2のC2+富化液状留分(10)を更にC2/C3分離塔(T')で精留処理し、この精留でC2/C3分離塔(T')から得られるC2/C3富化ガス状留分(12)を第1のC2+富化液状留分(3)との熱交換により無圧貯蔵温度にまで冷却することを特徴とする請求項1〜8のいずれか1項に記載の方法。
- 部分的に気化した天然ガス流(2)を第1のC1富化ガス状留分(4)と第1のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)する工程を気液分離器又は精留塔の内部で行うことを特徴とする請求項1〜9のいずれか1項に記載の方法。
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