JP2009533644A - 天然ガス流の液化方法及び装置 - Google Patents

Abstract

【課題】従来と同じ冷却能力を用いてＬＮＧの製造量を増大させること。
【解決手段】部分凝縮した炭化水素原料流（１０）を第一気液分離器（２）に供給して、該原料流を気体流（２０）と液体流（３０）とに分離し、該気体流（２０）を膨張流（４０）とし、これ（４０）を第一供給点（３３）から第二気液分離器（３）に供給し、該液体流（３０）を第二供給点（３４）から第二気液分離器（３）に供給し、第二気液分離器（３）底部の液体流（６０）を分留塔（５）に供給し、第二気液分離器（３）頂部からの気体流（５０）を圧縮器（６）で５０バール超の圧縮流（７０）とし、該圧縮流（７０）を冷却して冷却圧縮流（８０）とし、該冷却圧縮流（８０）を、第一気液分離器（２）の下流にあり、かつ分留塔（５）の上流にある流れと熱交換し、該熱交換後の冷却圧縮流を液化して、液化流（１９０）を得る炭化水素流、特に天然ガス流の液化法。
【選択図】図１

Description

本発明は天然ガス流のような炭化水素流の液化方法に関する。

天然ガス流を液化して液化天然ガス（ＬＮＧ）を得る幾つかの方法が知られている。多くの理由から天然ガス流を液化するのが望ましい。一例として、天然ガスは、ガスの形態よりも液体として一層容易に、長距離に亘って貯蔵、輸送できる。液体ならば少量で済み、また高圧で貯蔵する必要がないからである。

液化される天然ガス流（主としてメタンを含む）は、通常、エタン、これより重質の炭化水素、及び天然ガスの液化前に或る程度除去すべき他の可能な成分を含有する。このため、天然ガス流は処理される。処理の１つとして、エタン、プロパン、及びブタン、プロパン等、メタン以上の高級な炭化水素の少なくとも１種の除去（“ＮＧＬ抽出”又は“ＮＧＬ回収”と云うことが多い）が挙げられる。

ＵＳ５２９１７５６は、メタンより高級な炭化水素の除去工程を含む天然ガスの公知の液化方法を開示している。他の公知の方法はＵＳ２００５／０２４７０７８に示されている。

公知方法の問題は、比較的希薄な原料流（即ち、比較的エタン、プロパン、その他の炭化水素量が少ない）を処理する場合は、有効な冷却能力が最適に使用されていないことである。換言すれば、同じ冷却能力を用いてもＬＮＧの製造量が少ない。
ＵＳ５２９１７５６ ＵＳ２００５／０２４７０７８ ＵＳ４６８９０６３ ＵＳ６１１０５６

本発明の目的は前記問題を最小化することである。
本発明の別の目的は、天然ガス流の液化と同時に、原料流中のエタン、プロパン及びこれより高級な炭化水素の幾つかを回収する代替法を提供することである。

前記及び他の目的は、本発明に従って、天然ガス流のような炭化水素流の液化方法を提供することによって達成される。この方法は少なくとも下記工程を含む。
（ａ）部分凝縮した炭化水素原料流を第一気液分離器に供給する工程、
（ｂ）第一気液分離器中の原料流を気体流と液体流とに分離する工程、
（ｃ）工程（ｂ）で得られた気体流を膨張させて膨張流とし、これを第一供給点から第二気液分離器に供給する工程、
（ｄ）工程（ｂ）で得られた液体流を第二供給点から第二気液分離器に供給する工程、
（ｅ）第二気液分離器の底部から液体流を取り出して、これを分留塔に供給する工程、
（ｆ）第二気液分離器の頂部から気体流を取り出して、これを圧縮器に通し、これにより５０バールより高い圧力を有する圧縮流を得る工程、
（ｇ）工程（ｆ）で得られた圧縮流を冷却し、これにより冷却圧縮流を得る工程、
（ｈ）工程（ｇ）で得られた冷却圧縮流を、第一気液分離器の下流にあり、かつ分留塔の上流にある流れと熱交換、好ましくは直接熱交換する工程、及び
（ｉ）工程（ｈ）で熱交換後の冷却圧縮流を液化して、液化流を得る工程。

本発明によれば、同じ有効な外部冷却能力を用いながら、ＬＮＧ製造量が増大できることが意外にも見出された。
本発明の他の利点は、方法が比較的簡単であることから、ＣＡＰＥＸ（資本経費）が低下することである。

これに関連して、ＵＳ４６８９０６３及びＵＳ６１１０５６は、幾つかの流れを他の流れと熱交換することを提案している。しかし、これらの文献は（通常、メタンが豊富な）炭化水素流の液化を目的とせず、その結果、本発明方法の工程（ｆ）の場合のように５０バール以上の高圧流を供給することを教示していない。更にこれらの文献は液化を目的としていないので、これらの文献（及び任意に他の類似の文献）で行ったような効率性の考慮は、（通常、メタンが豊富な）炭化水素流の液化を目的とする装置配列には自動的に有効ではない。

本発明では炭化水素流は、液化される好適ないかなる炭化水素含有流でもよいが、通常は天然ガス層又は石油層から得られる天然ガス流である。代替品として、フィッシャー・トロプシュ法のような合成供給源を含む他の供給源からも天然ガス流を得ることができる。
通常、天然ガス流は実質的にメタンで構成される。この原料流は、メタンを好ましくは６０モル％以上、更に好ましくは８０モル％以上含有する。

供給源により、天然ガス流は、エタン、プロパン、ブタン及びペンタンのようなメタンより重質の炭化水素を種々な量で、また芳香族炭化水素を若干量含有する。炭化水素は、Ｈ_２Ｏ、Ｎ_２、ＣＯ_２、Ｈ_２Ｓ及び他の硫黄化合物等の非炭化水素も含有してよい。

所望ならば、原料流は第一気液分離器に供給する前に予備処理してよい。予備処理は、ＣＯ_２及びＨ_２Ｓのような望ましくない成分の除去、又は予備冷却、予備加圧等のような他の工程を含んでよい。これらの工程は当業者に周知なので、ここでは更に説明しない。

第一及び第二の気液分離器は、スクラバー、分留塔、蒸留塔等、ガス流及び液体流を得るための好適ないかなる手段であってもよい。所望ならば、２つ以上の並列した第一気液分離器が存在してもよい。第二気液分離器は、蒸留塔のような塔が好ましい。

当業者ならば、膨脹、冷却、及び熱交換の工程は種々の方法で実施できることも理解している。これらの工程を利用する方法は当業者ならば容易に理解しているので、ここでは更に説明しない。
更に当業者ならば、得られた流れを所望に応じて更に処理できることも容易に理解している。

また、熱交換後の工程で得られた冷却圧縮流を液化し、こうしてＬＮＧのような液化流が得られる。この液化は、種々の方法で実施できる。更にまた、第一気液分離器での気液分離工程と液化工程との間で中間処理工程を行ってもよい。

工程（ｈ）では熱交換を行うことが好ましい。即ち、２種（又はそれ以上）の流れを少なくとも１つの普通の熱交換器中に互いに（並流又は向流で）に通す。こうして、例えば中間熱伝達流体を使用すること（例えばＵＳ２００５／０２４７０７８で使用しているように）は回避できる。

更に、工程（ｈ）では冷却圧縮流を、第二気液分離器から工程（ｅ）で取り出された液体流と熱交換することが好ましい。
これにより、冷却圧縮流の冷却（例えばプロパン冷却サイクルで）に使用される冷媒に対する負荷は低下し、こうして液化流の製造量を増大できる。

更に工程（ｈ）では冷却圧縮流は、工程（ｃ）で得られた膨脹流の少なくとも一部と熱交換することが好ましい。
これにより冷却圧縮流の冷却（例えばプロパン冷却サイクルで）に使用される冷媒に対する負荷は更に低下する。

分留塔の頂部から気体流を取り出し、第二気液分離器からの底部流の少なくとも一部と熱交換すると、有利である。
更に、工程（ｆ）で第二気液分離器の頂部から取り出した気体流を、圧縮器に供給する前に、原料流と熱交換することが好ましい。

また、第二気液分離器からの底部流の少なくとも一部と熱交換後、分留塔から取り出した気体流を第二気液分離器から取り出した気体流と熱交換することが好ましい。

更に別の局面では本発明は、本発明方法を実施するのに好適な装置を提供する。この装置は、
部分凝縮炭化水素原料流用入口、気体流用第一出口及び液体流用第二出口を有する第一気液分離器；
気体流用第一出口、液体流用第二出口、並びに第一及び第二供給点を少なくとも有する第二気液分離器；
第一気液分離の第一出口で得られた気体流を膨張させて、膨張流を得るための膨脹器であって、膨脹器の出口は第二気液分離器の供給点に接続している該膨脹器；
気体流用第一出口と液体流用第二出口と、第二気液分離器の第二出口から取り出された液体流を受け取るための第一供給点とを少なくとも有する分留塔；
第二気液分離器の第一出口から取り出された気体流を圧縮して圧縮流を得るための圧縮器；
圧縮器から得られた圧縮流を冷却して、冷却圧縮流を得るための冷却器；
冷却圧縮流を、第一気液分離器の下流にあり、かつ分留塔の上流にある流れと熱交換、好ましくは直接熱交換するための第一熱交換器；及び
少なくとも１つの極低温熱交換器を有すると共に、第一熱交換器の上流で冷却圧縮流を液化するための液化ユニット；
を少なくとも備える天然ガス流のような炭化水素流の液化装置である。

以下に本発明を下記の比限定的図面を参照して更に説明する。図１は本発明による概略工程図である。図２は本発明の他の実施態様による概略工程図である。

この説明の目的で、単一符号はライン及びそのライン中の流れを表す。同じ符号は同様な構成部品を云う。

図１は、実際の液化を行う前に、エタン及びこれより重質の炭化水素を或る程度除去した（”ＮＧＬ回収”）天然ガスのような炭化水素流を液化するための概略工程図（総合的に符号１で示す）である。

図１の工程図は、第一気液分離器２、第二気液分離器３（図１、２の実施態様では吸収塔のような蒸留塔）、膨脹器４、分留塔５、圧縮器６（２つ以上の圧縮器を含む列であってもよい）、冷却器７、第一熱交換器８、第二熱交換器９、第三熱交換器１１及び液化ユニット１６を備える。当業者ならば、所望に応じて更に別の構成部品が存在してもよいことを容易に理解している。

使用中、天然ガスを含有する部分凝縮原料流１０が特定の入口圧力及び入口温度で第一気液分離器２の入口２１に供給される。通常、第一気液分離器２の入口圧力は１０〜８０バールであり、また温度は通常、０〜−６０℃である。

第一気液分離器２おいて原料流１０は気体頭頂流２０（第一出口２２から取り出される）及び底部流３０（第二出口２３から取り出される）に分離される。頭頂流２０は、原料流１０に比べてメタン（及び通常、エタンも）が豊富である。

分離器２の第一出口２２から取り出された気体流２０は、膨脹器４内で膨脹され、次いで流れ４０として、第一供給点３３から第二気液分離器３に供給される。通常、第二気液分離器３は吸収塔である。

第一気液分離器２の底部流３０は、一般に液体で、通常、幾つかの成分を含有する。これらの成分はメタンの液化温度になると凍結可能である。また底部流３０は、複数の炭化水素を含み、これらは別個に処理して液化石油ガス（ＬＰＧ）製品を形成できる。流れ３０は第二供給点３４から第二気液分離器３に供給される。第二供給点３４は一般に第一供給点３３より低い位置にある。

第二気液分離器３の頂部の第一出口３１からは気体頭頂流５０が取り出され、圧縮器列６に通される。
第二気液分離器３の底部の第二出口３２からは液体流６０が取り出され、分留塔５に送られ、第一供給点５３から分留塔５に供給される。分留塔５は吸収塔３と同圧又はそれ以上の圧力で操作することが好ましい。

圧縮器６では圧縮が行われ、圧縮流７０が得られる。圧縮流７０は、通常、５０〜９５バール、好ましくは６０バールを超え、更に好ましくは７０バールを超える圧力を有する。流れ７０を得るために使用した一つ（以上）の圧縮器は、膨脹器（図１では示さず）に機能的に連結してよい。次いで圧縮流７０は、冷却器７（例えば空気又は水冷却器、或いは外部冷媒が循環する熱交換器）で冷却されて、冷却圧縮流８０が得られ、次にこの圧縮流は、第一気液分離器２の下流にあり、かつ分留塔５の上流にある、即ち、第一気液分離器２の第二出口２３と分留塔５の第一供給点５３との間にある流れと熱交換される。

図１の実施態様では、冷却圧縮流８０は、第二気液分離器３から取り出された液体流６０と熱交換され、次いでＬＮＧのような液化流１９０を得るため、流れ１８０として液化ユニット（総括的に符号１６で示す）に通される。この目的のため、液化ユニット１６は、少なくとも一つの主極低温熱交換器（図示せず）を備える。当業者ならばこの液化をどのようにして行えるか容易に理解しているので、ここでは更に検討しない。

図１に示すように、第二気液分離器３の第二出口３２から取り出された液体流６０は、流れ９０として第一熱交換器８に送られ、冷却圧縮流８０と熱交換された後、流れ１１０として第一供給点５３から分留塔５に供給される。図１に示す実施態様では、流れ９０の一部（即ち、流れ９０ａ）は第一熱交換器８に入れる前に別の熱交換器（“第二熱交換器９”）に通される。

分留塔５の頂部から（第一出口５１から）は気体流１３０が取り出され、第二熱交換器９内で流れ９０ａと熱交換され、次いで、流れ１４０としてドラム１８に通される。ドラム１８から頂部部分（流れ１５０）が熱交換器１４に通され（流れ５０と熱交換され）、次いで流れ１６０として第三供給点３５から第二気液分離器３に供給される。第三供給点３５は一般に第一供給点３３より高い位置にある。更にドラム１８から底部流１７０が取り出され、例えば燃料流として排除される。所望ならば、流れ１７０は熱交換器１１、１２で熱交換できる。流れ１７０の一部は、流れ１７０ａとして第二供給点５４から分留塔に供給してよい。第二供給点５４は一般に第一供給点５３よりも高い位置にある。更にまた、分留塔５の第三供給点５５に流れ２００を流れ２１０として再循環するため、再沸器１７が存在してもよい。

分留塔５の底部から液体流１２０が取り出され（第二出口５２から）、更に処理して特定の複数の成分を得ることができる。

図１の実施態様に示すように、部分凝縮原料流１０を得るため、幾つかの方法、例えば熱交換器１２、１３及び１１において、それぞれ流れ １０ｃ、１０ｂ及び１０ａとして熱交換することにより、予備冷却しておいてもよい。熱交換器１１及び１２では原料流は、第二気液分離器３の第一出口３１から取り出されて圧縮器６に通される頂部流５０と（流れ１０ａ及び １０ｃとして）熱交換される。熱交換器１３では、原料流１０は外部冷媒、例えばプロパン（“Ｃ３”）が冷媒回路中で循環する外部冷媒と熱交換される。

更に図１に示すように、頭部流５０は、熱交換器１１及び１２中で熱交換する前に、熱交換器１４中で（ドラム１８から取り出された頭頂流である流れ１５０と）熱交換される。

所望ならば原料流１０は、第一気液分離器２に供給される前に、更に予備処理しておいてよい。一例として、ＣＯ_２、Ｈ_２並びにペンタン又はそれ以上の分子量を有する炭化水素成分は、分離器２に入れる前に、原料流１０から除去しておいてもよい。

更に冷却圧縮流８０は、第一熱交換器８中で流れ９０と熱交換される前に更に冷却しておいてもよい。この目的のため図１には一種以上の外部冷媒（この場合はプロパン“Ｃ３”）が循環できる液化ユニット１６の上流には３つの熱交換器１５ａ、１５ｂ及び１５ｃを示した。熱交換器１５ａ及び１５ｂ中で冷却された後、流れ８０は第一熱交換器８中で（流れ８０ｂとして）熱交換され、その後、更に流れ１８０を得るため、熱交換器１０ｃ中で流れ８０ｃとして冷却される。通常、流れ８０ｃは０℃未満、好ましくは−３５℃を超える温度を有する。所望ならば、流れ１８０は、液化ユニット１６で液化を行う前に、更に処理工程を施してもよい。

図２は、冷却圧縮流８０を膨脹器４から得られた膨脹流４０の一部（流れ４０ａ）と熱交換する本発明の別の実施態様を概略的に示す。図２に示す実施態様では、膨脹流４０は副流４０ａ及び４０ｂに分割され、流れ４０ｂは第一熱交換器８をバイパスする。

所望ならば、図１及び図２の実施態様を組み合わせできることは云うまでもない。
第Ｉ表及び第ＩＩ表のプロセス例において種々の箇所での圧力及び温度の概要を示す。またメタンのモル％も示した。図１のライン１０内の原料流は、ほぼ以下の組成：メタンを９１％、エタンを４％、プロパンを３％、ブタン及びペンタンを約２％及びＮ_２を０．１％含有する。他のＨ_２Ｓ、ＣＯ_２及びＨ_２Ｏのような成分は予め除去した。

比較例として図１と同じ装置配列を使用した。但し、本発明とは対照的に冷却圧縮流８０は、第一気液分離器２の下流にあり、かつ分留塔５の上流にある流れとの熱交換（特に第二気液分離器３から取り出した液体流６０との熱交換）は行わなかった。

第ＩＩ表に示すように、同じ有効な外部冷却能力を用いながら、比較例に比べてＬＮＧ製造量が２．８３％増大した。

当業者ならば本発明の範囲を逸脱しない限り、多くの変更を行なってよいことは容易に理解している。一例として、各熱交換器は、一列の熱交換器を有してよい。

本発明の一実施態様による概略工程図である 本発明の他の実施態様による概略工程図である。

符号の説明

１ 炭化水素流の液化装置
２ 第一気液分離器
３ 第二気液分離器
４ 膨張器
５ 分留塔
６ 圧縮器
７ 冷却器
８ 第一熱交換器
９ 第二熱交換器
１０ 原料流
１６ 液化ユニット
２０ 気体流
３０ 液体流
３３ 第一供給点
３４ 第二供給点
４０ 膨張流
５０ 気体流
６０ 液体流
７０ 圧縮流
８０ 冷却圧縮流
１９０ 液化流

Claims (12)

1. （ａ）部分凝縮した炭化水素原料流（１０）を第一気液分離器（２）に供給する工程、
   （ｂ）第一気液分離器（２）中の原料流（１０）を気体流（２０）と液体流（３０）とに分離する工程、
   （ｃ）工程（ｂ）で得られた気体流（２０）を膨張させて膨張流（４０）とし、これ（４０）を第一供給点（３３）から第二気液分離器（３）に供給する工程、
   （ｄ）工程（ｂ）で得られた液体流（３０）を第二供給点（３４）から第二気液分離器（３）に供給する工程、
   （ｅ）第二気液分離器（３）の底部から液体流（６０）を取り出して、これを分留塔（５）に供給する工程、
   （ｆ）第二気液分離器（３）の頂部から気体流（５０）を取り出して、これを圧縮器（６）に通し、これにより５０バールより高い圧力を有する圧縮流（７０）を得る工程、
   （ｇ）工程（ｆ）で得られた圧縮流（７０）を冷却し、これにより冷却圧縮流（８０）を得る工程、
   （ｈ）工程（ｇ）で得られた冷却圧縮流（８０）を、第一気液分離器（２）の下流にあり、かつ分留塔（５）の上流にある流れと熱交換、好ましくは直接熱交換する工程、及び
   （ｉ）工程（ｈ）で熱交換後の冷却圧縮流を液化して、液化流（１９０）を得る工程を少なくとも含む、天然ガス流のような炭化水素流の液化方法。
2. 工程（ｈ）において、冷却圧縮流（８０）が、工程（ａ）において第二気液分離器（３）から分離された液体流（６０）と熱交換される請求項１に記載の方法。
3. 工程（ｈ）において、冷却圧縮流（８０）が、工程（ｃ）で得られた膨張流（４０ｂ）の少なくとも一部と熱交換される請求項１又は２に記載の方法。
4. 分留塔（５）の頂部から気体流（１３０）が取り出され、第二気液分離器（３）からの底部流（９０ａ）の少なくとも一部と熱交換される請求項１〜３のいずれか１項に記載の方法。
5. 工程（ｆ）において第二気液分離器（３）の頂部から取り出された気体流（５０）が、原料流（１０ａ、１０ｃ）と熱交換されてから、圧縮器（６）に供給される請求項１〜４のいずれか１項に記載の方法。
6. 分留塔（５）から取り出された気体流（１３０）が、第二気液分離器（３）からの底部流（９０ａ）と熱交換後、第二気液分離器（３）から取り出された気体流（５０）と熱交換される請求項５又は６に記載の方法。
7. 部分凝縮炭化水素原料流（１０）用入口（２１）、気体流（２０）用第一出口（２２）及び液体流（３０）用第二出口（２３）を有する第一気液分離器（２）；
   気体流（５０）用第一出口（３１）、液体流（６０）用第二出口（３２）、並びに第一及び第二供給点（３２、３３）を少なくとも有する第二気液分離器（３）；
   第一気液分離（２）の第一出口（２２）で得られた気体流（２０）を膨張させて、膨張流（４０）を得るための膨脹器（４）であって、膨脹器（４）の出口は第二気液分離器（３）の供給点（３３）に接続している該膨脹器（４）；
   気体流（１３０）用第一出口（５１）と液体流（１２０）用第二出口（５２）と、第二気液分離器（３）の第二出口（３２）から取り出された液体流（６０）を受け取るための第一供給点（５３）とを少なくとも有する分留塔（５）；
   第二気液分離器（３）の第一出口（５０）から取り出された気体流を圧縮して圧縮流（７０）を得るための圧縮器（６）；
   圧縮器（６）から得られた圧縮流（７０）を冷却して、冷却圧縮流（８０）を得るための冷却器（７）；
   冷却圧縮流（８０）を、第一気液分離（２）の下流にあり、かつ分留塔（５）の上流にある流れと熱交換、好ましくは直接熱交換するための第一熱交換器（８）；及び
   少なくとも１つの極低温熱交換器を有すると共に、第一熱交換器（８）の上流で冷却圧縮流（８０）を液化するための液化ユニット（１６）；
   を少なくとも備えた、天然ガス流のような炭化水素流（１０）の液化装置（１）。
8. 冷却圧縮流（８０）が、第一熱交換器（８）において、第二気液分離器（３）から取り出された液体流（６０）と熱交換可能である請求項８に記載の装置（１）。
9. 冷却圧縮流（８０）が、第一熱交換器（８）において膨脹流（４０）の少なくとも一部と熱交換可能である請求項７又は８に記載の装置（１）。
10. 第二気液分離器（３）の第二出口（３２）と分留塔（５）の第一供給点（５３）との間に第二熱膨脹器（９）を更に備え、この第二熱膨張器（９）中で、分留塔（５）の頂部から取り出された気体流（１３０）が、第二気液分離器（３）からの底部流（６０）の少なくとも一部と熱交換可能である請求項７〜９のいずれか１項に記載の装置（１）。
11. 更に第三熱交換器（１１）を備え、ここで第二気液分離器（３）の頂部から取り出された気体流（５０）が圧縮器（６）に供給される前に、原料流（１０）と熱交換可能である請求項７〜１０のいずれか１項に記載の装置（１）。
12. 分留塔（５）から取り出された気体流（１３０）を、第二熱交換器（９）で熱交換後、第二気液分離器（３）から取り出された気体流（５０）と熱交換するための熱交換器（１４）を更に備える請求項１０又は１１に記載の装置（１）。