JP2015524045A - 相変化を含む天然ガス液化方法 - Google Patents

Abstract

本発明は、少なくとも１つの低温熱交換器（ＥＣ１）において天然ガスを液化する方法であって、ほぼ温度Ｔ０及び圧力Ｐ１で第１の入口（ＡＡ１）において熱交換器（ＥＣ１）に流入し、かつ天然ガス流れ（Ｓｇ）との並流として熱交換器を通って流れ、液体状態で熱交換器を流出し（ＢＢ）、次に熱交換器（ＥＣ１）の低温端（ＢＢ）において膨張器（Ｄ１）によって膨張させられて、Ｐ１より低い圧力Ｐ’１及びＴ０より低い温度Ｔ１の気体状態に戻り、その後気体状態及びほぼ温度Ｔ０で熱交換器（ＥＣ１）の高温端（ＡＡ）から出口オリフィス（ＡＡ３）を介して流出する冷媒流体の少なくとも１つの流れ（Ｓ１）と、間接的に接触して流れることによる方法に関する。気体状態の冷媒流体はその後、少なくとも部分的に再液化されて、第１の圧縮器（Ｃ１）における圧縮とその後の第１の凝縮器（Ｈ０）における部分凝縮及び相分離を介して熱交換器の入口（ＡＡ１）へと運ばれ、第１の液相（ｄ１ａ）は少なくとも一部が第１の入口（ＡＡ１）へと運ばれ、第１の気体部分（ｄ１ｂ）は第２の圧縮器（Ｃ１Ａ）によって圧縮された後に第１の分離器からの出口における第１の液相（ｄ１ａ）の一部（ｄ１ｃ）との接触によって過熱低減器（ＤＳ）において冷却され、その後第２の凝縮器（Ｈ１）において凝縮される。

Description

本発明は、液化天然ガス（ＬＮＧ）を生産するために天然ガスを液化する方法に関する。さらにより具体的には、本発明は、主としてメタン、好ましくは少なくとも８５％のメタンを、窒素並びにＣ２〜Ｃ４アルカンすなわちエタン、プロパン、及びブタンから選択されたその他の主構成成分とともに含む天然ガスを液化することに関する。

本発明はさらに、外洋若しくは港湾のような被保護区域のいずれであれ船舶若しくは海上浮遊支持体に設置された液化設備、又は、天然ガスを液化するための中型及び大型ユニットのための陸上設備に関する。

メタン系の天然ガスは、一般に原油に伴って少量若しくは中間量生産される油田の副産物であるか、又は他の場合には、天然ガスが他のガス、主としてＣ２〜Ｃ４アルカン、ＣＯ_２、及び窒素と併せて得られるガス田の主産物であるか、のいずれかである。

原油に関連する少量の天然ガスの場合、天然ガスは一般に処理及び分離され、次いで電気の生産用及び分離プロセス又は生産プロセスで使用される熱の生産用に、タービン又はピストンエンジンの燃料として現場で使用される。

天然ガスの量が多い、又は極めて多い場合、ガスを輸送してガスが遠方の地域で、一般に他の大陸において、使用可能にすることが望ましく、このために好ましい方法は、ほぼ周囲大気圧の低温液体状態（−１６５℃）でこれを輸送することである。メタンタンカーとして知られる専門の輸送船は、航海の間の蒸発を制限するために非常に大きな容積かつ極度の断熱性を有するタンクを所有している。

ガスは一般に、ガスが生産される場所の近く、一般には陸上で、輸送目的で液化され、その作業には１年当たり数千（メトリック）トン（ｔ）の処理能力に到達するための大型の設備が必要であり、最大の現存プラントは、１年当たりかつ１ユニット当たり３メガトン（Ｍｔ）〜４Ｍｔを生産することができる３〜４個の液化ユニットを組み合わせている。

その液化方法は大量の機械的エネルギーを必要とし、その機械的エネルギーは一般に、液化方法に必要なエネルギーを生産するためにガスのごく一部を取得することにより現場で生産されている。ガスの一部はその後、ガスタービン、蒸気ボイラー、又はピストン内燃エンジンにおいて燃料として使用される。

多数の熱力学サイクルが、全体的なエネルギー効率を最適化するために開発されてきた。２つの主なタイプのサイクルが存在する。第１のタイプは相変化を伴った冷媒流体の圧縮及び膨張に基づき、第２のタイプは相変化を伴わない冷媒気体の圧縮及び膨張に基づく。「冷媒流体」又は「冷媒気体」という用語は、気体又は気体混合物であって、閉回路の中で循環しており、かつ圧縮段階（場合により液化段階でもある）、及び環境との熱交換、次に膨張段階（場合により蒸発段階でもある）、及び最後に液化用のメタンを含有する天然ガスとの熱交換であってそのガスが少しずつ冷えて大気圧でのその液化温度、すなわちＬＮＧについては約−１６５℃に到達する熱交換に供されている、気体又は気体混合物を指すために使用される。

相変化を伴う第１のタイプのサイクルは一般に、大量の装備を必要とする大きな生産能力の設備について使用される。更に、一般に混合物の形態である冷媒流体は、ブタン、プロパン、エタン、及びメタンによって構成されるが、それらの気体は、漏出が生じた場合には爆発又は大規模火災をもたらすリスクがあるので危険である。しかしながら、必要な装備の複雑さにもかかわらず、それらは依然として効率が良く、生産されるＬＮＧ１キログラム（ｋｇ）当たり約０．３キロワット時（ｋＷｈ）のエネルギーを消費する。

冷媒流体の相変化を伴うこの第１のタイプの方法の、多数の変法が開発されており、様々な技術供給者又は装備供給者は、使用される様々な冷媒流体が単一成分流体であって異なる流れ回路ループ内を循環するいわゆる「カスケード」方法、及び複数成分の冷媒流体ループを有するいわゆる「混合」サイクル方法のいずれについても、装備の特定の部品に関連した独自処方の混合物を持っている。設備の複雑さは、冷媒流体が液体状態である、より具体的には分離器内及び接続パイプ内にある段階では、本明細書中で「分離槽」とも呼ばれる重力式捕集器を設置する必要がある、という事実に由来しており、重力式捕集器は、液相をともに収集してこれを熱交換器のコアへと送るためのものであって、熱交換器では次に液相が、ＬＮＧを得るために、冷却及び液化のためメタンと接触すると気化する。

第２のタイプの液化方法、すなわち冷媒気体中の相変化を伴わない方法は、窒素のような気体を使用するクロードサイクル又は逆ブレイトンサイクルを含む。この第２のタイプの方法は、サイクル内の冷媒気体、一般には窒素が不活性であり、したがって可燃性ではないため安全性の点で利点を提供し、またこれは、設備が狭いエリアに、例えば、そのような装備が複数の高さに、あるものが他のものより上方に、かつ最低限まで低減されたエリアに設置される場合の多い、外洋に設置された浮遊式支持体のデッキ上に集められる場合に、極めて有利である。よって、冷媒気体漏出の場合に爆発の危険はなく、漏出しても回路に損失分の冷媒気体を再注入することで十分である。対照的に、この第２のタイプの効率はより低く、一般には生産されるＬＮＧ１ｋｇ当たり０．５ｋＷｈ程度、すなわち１トン当たり約２０．８４ｋＷｄのエネルギーを必要とする。

冷媒気体中の相変化を伴わない液化方法のエネルギー効率はより低いにもかかわらず、方法は相変化を伴う方法よりも好まれる。これは、相変化を伴う方法が、液化用ガスすなわちメタンが主である混合物でできた天然ガスの組成の変動に影響され易いためである。冷媒流体の相変化を伴うサイクルでは、効率の最適化を確実に維持するために、冷媒流体を液化用ガスの性質及び組成に適合させる必要があり、かつ、冷媒流体の組成は、油田により生産されるにつれての液化用天然ガス混合物の組成の変化に応じて、時間と共に改変される必要がある場合がある。そのような相変化を伴う方法については、複数成分の混合物でできた冷媒流体が使用される。

特に、本発明は、相変化を伴う、天然ガスを液化するための改良型方法を提供することを目的とする。
より具体的には、本発明は、主としてメタンを含む天然ガスを液化する方法を提供し、この方法において、液化用の天然ガスは、天然ガスの流れを、少なくとも１つの第１の閉ループの中を相変化を伴いながら流れる第１の成分混合物を含む第１の冷媒流体の少なくとも１つの第１の流れと間接的に接触した状態で少なくとも１つの低温熱交換器を通して流すことにより液化され、第１の冷媒流体の第１の流れは、天然ガスが第１の熱交換器の中に入る温度Ｔ０とほぼ等しい温度、及び圧力Ｐ１で流入し、天然ガスの流れとの並流（平行流）として熱交換器を通り抜け、液体状態で熱交換器から流出し、液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れは、第１の熱交換器の低温端で第１の膨張器において膨張させられて、Ｐ１より低い圧力Ｐ’１の気体状態及びＴ０より低い温度Ｔ１となり、次に熱交換器の高温端を介して気体状態及びほぼ温度Ｔ０で熱交換器から流出し、気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れは次に、続いて少なくとも部分的に再液化されて、液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れに供給され、ひいては閉回路内を循環させるために第１の熱交換器の高温の入口へと運ばれ、気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れの液化は、少なくとも圧縮器における圧縮及び後続の少なくとも凝縮器における凝縮の後に、液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れと熱交換するために第１の熱交換器の高温端の入口でほぼ圧力Ｐ１になされることを含む。

相変化を伴う上記定義の方法に関する問題点はサイクルを通して変化する冷媒混合物の組成にあるが、これは、冷媒流体のより軽い成分の画分が消失する傾向を有すること、並びに、図１Ａ及び１Ｂに関して詳細な説明において以下に説明されるように再注入される必要があることのうち少なくともいずれかを理由とする。

より正確には、そのような方法では、第２の凝縮器より下流の気相の凝縮が完全ではないことが観察されている。再利用のために第２の凝縮器から第１の熱交換器の高温端へと流出する流体は、冷媒混合物のより軽い成分によって構成された気体を含有する少量の気相と、より高濃度のより重い成分を有する液相との二相状態にある可能性がある。この少量の気体を簡単な方法で分離又は再利用することは不可能であり、したがって除去が必要である。これにより、再利用される液体冷媒流体の組成が改変されることになり、よって熱交換器ＥＣ１の筐体内における冷媒液の気化の間に到達し得る最低温度Ｔ１の上昇をもたらす。不運にも、気化は、サイクル中に関わる主要な熱力学的熱交換を構成している。その望ましからぬ影響を克服して最低温度Ｔ１を一定に保つためには、圧力レベルを高める必要があるが、これはエネルギーの消費の増加、従って設備の総合効率の低下、すなわち生産される液化ガス１ｋｇ当たり消費されるｋＷｈの増加をもたらす。

特許文献１は、熱交換器の高温端へと再利用される冷媒流体が二相状態で再利用される相変化方法について述べている。
特許文献２は、液体ガスタンク４から蒸発したガスを再液化しようとしている。その目的のために、同文献は、蒸発したガスを過熱低減器３２−３８及び４４−４６の内部で液体ガスの一部と混合してガスを溶液に戻すことを提案している。特許文献２では、過熱低減器からの出口に凝縮器は存在しない。

米国特許第４３３９２５３号明細書 欧州特許第１１３２６９８号明細書

よって本発明は、上記に定義されるような相変化を伴う天然ガス液化方法であって、改良されて特に上記に特定された問題を解決する役割を果たす方法を提供することを目的とする。

上記を行うために、本発明は、大部分を占めるメタン、好ましくは少なくとも８５％のメタンと、窒素及びＣ２〜Ｃ４アルカンを原則的に含む他の成分とを含む天然ガスを液化するための方法を提供し、方法において、液化用天然ガスは、大気圧より大きいか又は大気圧に等しい圧力Ｐ０であって好ましくは大気圧より大きいＰ０の天然ガスの流れを、相変化を伴いながら少なくとも１つの第１の閉回路ループの中を循環している第１の化合物混合物を含む第１の冷媒流体の少なくとも１つの第１の流れと間接的に接触した状態で少なくとも１つの低温熱交換器の中に流すことにより液化され、第１の冷媒流体の第１の流れは、第１の熱交換器に、「高温」端の第１の入口を介して、圧力Ｐ１及び第１の熱交換器に流入する天然ガスの入口温度Ｔ０とほぼ等しい温度で流入し、冷媒は天然ガス流れとの並流として熱交換器を通り抜け、液体状態で「低温」端を介して熱交換器から流出し、液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れは、第１の熱交換器の低温端で第１の膨張器によって膨張させられて、第１の熱交換器内部の熱交換器の低温端においてＰ１より低い圧力Ｐ’１及びＴ０より低い温度Ｔ１の気体状態へと戻り、次に第１の熱交換器の高温端の出口オリフィスを介して気体状態及びほぼ温度Ｔ０で第１の熱交換器から流出し、気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れは次に、少なくとも部分的に再液化されて第１の熱交換器の高温端の第１の入口へと運ばれて液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れに供給され、ひいては閉回路内を循環し、気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れの液化は、第１の圧縮器における第１の圧縮及び後続の第１の凝縮器における第１の部分凝縮、並びに第１の冷媒流体の第１の液相と第１の冷媒流体の第１の気相とを分離する第１の分離槽における相分離を含み、第１の分離器からの低位出口の第１の冷媒流体の第１の液相の少なくとも一部は、ポンプによってほぼ圧力Ｐ１で第１の熱交換器の高温端の第１の入口へと運ばれて液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れを構成し、第１の分離器からの高位出口の第１の冷媒流体の第１の気相は、第２の圧縮器によってほぼ圧力Ｐ１へと圧縮され、次いで、好ましくは第１の冷媒流体の第１の液相の少なくとも一部と混合された後に、第２の凝縮器において少なくとも部分的に凝縮される。

本発明によれば、第２の圧縮器からの出口における第１の冷媒流体の第１の気相は、第１の分離器からの出口における第１の冷媒流体の第１の液相の一部分と接触することにより過熱低減器の中で冷却され、第１の冷媒流体の第１の液相の一部分は、第２の凝縮器における凝縮に先立って、過熱低減器の内部でマイクロ化及び気化させ、好ましくは完全に気化させる。

好ましくは、第１の冷媒流体の第１の液相の一部分は、過熱低減器内で完全に気化するように、かつ、過熱低減器からの出口における第１の冷媒流体が第２の凝縮器において少なくとも部分的に凝縮される前に完全に気相であるように、第１の冷媒流体の第１の合計の液相の流量の重量比で１０％未満、より好ましくは総流量の２％〜５％に相当し、第１の冷媒流体の第１の液相部分の流量は少なくとも１つの制御バルブの助力で調整される。

第１及び第２の膨張器による第１の冷媒流体の第１及び第２の流れの気化は、第１の熱交換器内で気体状態の第１の冷媒流体の第１及び第２の流れを冷却すること並びに熱が吸収されるようにすること、並びに、天然ガス流れをＴ０より低い温度Ｔ１に冷却し、よって液体状態の第１の冷媒流体の第１及び第２の流れを冷却することにより、第１の低温熱交換器内における熱交換の主要部を構成する。

第１の冷媒流体の第１の液相をマイクロ化（「霧状化」としても知られる）することにより、液体の粒子と、液相の噴霧を受ける気体との間の接触面積が増大し、その結果として液相の蒸発及び吸熱が増強され、第１の冷媒流体の第１の気相が冷却される。このように第１の冷媒流体の第１の液相のごく一部である制御された量をマイクロ化することにより、これを完全に気体状態へと変換することが可能であり、第１の冷媒流体の第１の気相は冷却されるが完全に気体状態のままである。過熱低減器内でマイクロ化された液相の一部と混合することによる、第１の冷媒流体の気相の予冷却は、気相のより多くの画分を第２の凝縮器において凝縮することを可能とし、恐らくはそのすべてを凝縮することを可能にするという点で、有利である。

加えて、第１の分離槽からの出口における第１の冷媒流体の第１の気相は、マイクロ化及び気化の後の第１の冷媒流体の第１の液相の少なくとも一部分と混合した後では第２の凝縮器内においてより容易に凝縮される。これは、生じる気相が先行技術で必要とされる温度及び圧力よりも高い温度及び低い圧力で凝縮可能であるためであり、したがって第２の圧縮器を駆動するのに必要な力がより少なくなる。

第１の変形形態の実施では、図３に関して以下により完全に記載されるように、過熱低減器からの出口の冷却された第１の冷媒流体の気相は第２の凝縮器において部分的に凝縮され、その後、第２の分離槽において、第１の冷媒流体の第２の気相から第１の冷媒流体の第２の液相を分離する第２の相分離が実施され、第２の分離槽からの低位出口における第１の冷媒流体の第２の液相は、第１の冷媒流体の第１の液相の残余分と混合され、かつ第１の熱交換器の高温端の第１の入口へと運ばれて、ほぼ温度Ｔ０及びほぼ圧力Ｐ１の液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れを形成し、また第２の分離槽からの高位出口における第２の気相は、圧力Ｐ１及びほぼＴ０の温度で第１の熱交換器の高温端の第２の入口へと運ばれて、第１の冷媒流体の第２の流れを形成して第１の熱交換器を天然ガスの流れとの並流として気体状態で通り抜け、かつ気体状態で第１の熱交換器から流出して第１の熱交換器の低温端において第２の膨張器によって膨張させられて、第１の熱交換器内部の低温端の近くでＰ１より低い圧力Ｐ’１及びＴ０より低い温度Ｔ１の気体状態に戻り、次いで気体状態かつほぼ温度Ｔ０で第１の熱交換器の高温端における出口オリフィスを介して流出し、続いて第１の熱交換器の高温端からの出口において気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れとともに第１の圧縮器へと運ばれる。

上記の実施（図３）は、第１に、実施により第１の冷媒流体の第１の液相が混合されて良好な安定条件の下で第１の流れを形成可能となること、及び第２に、実施は全縮器の使用を必要としないことから、好ましい。

図２に関して以下に一層十分に説明されている第２の変形形態の実施では、過熱低減器において冷却された第１の冷媒流体の気相は第２の凝縮器において完全に凝縮され、次いで、ほぼ圧力Ｐ１及び温度Ｔ０の液体状態で第１の熱交換器の高温端へと運ばれて、液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れとともに混合されて天然ガスの流れとの並流として第１の熱交換器を通り抜けるか、又は好ましくは、液体状態の第１の冷媒流体の第２の流れを形成して天然ガス流れとの並流として第１の熱交換器を通り抜けて第１の熱交換器から液体状態で流出し、第１の熱交換器の低温端において第２の膨張器によって膨張させられて、第１の熱交換器内部の低温端の近くでＰ１より低い圧力Ｐ’１及びＴ０より低い温度Ｔ１の気体状態に戻り、次いで気体状態かつほぼ温度Ｔ０で第１の熱交換器から高温端における出口オリフィスを介して流出して、第１の熱交換器の高温端からの出口において気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れとともに第１の圧縮器へと運ばれる。

さらにより具体的には、第１の熱交換器の低温端からＴ１とほぼ等しい温度で流出する天然ガスは、少なくとも１つの第２の低温熱交換器において冷却されかつ少なくとも部分的に液化され、第２の低温熱交換器において、液化用の天然ガスは、天然ガスの流れを、相変化を伴いながら少なくとも１つの第２の閉回路ループの中を流れる第２の化合物混合物を含む第２の冷媒流体の少なくとも１つの第１の流れと間接的に接触して流れるようにすることにより液化され、冷媒流体の第２の流れは、第２の熱交換器の「高温」端における第１の入口から第２の熱交換器の中にＴ１とほぼ等しい温度及び圧力Ｐ２で流入し、天然ガスの流れとの並流として第２の熱交換器を通り抜け、第２の熱交換器の「低温」端において液体状態の温度で第２の熱交換器から流出し、液体状態の第２の冷媒流体の第１の流れは、第２の熱交換器の低温端において第３の膨張器によって膨張させられて第２の熱交換器の内側の低温端の近くでＰ２より低い圧力Ｐ’２及びＴ１より低い温度Ｔ２の気体状態に戻り、次いで第２の熱交換器の高温端における出口オリフィスを介してほぼ温度Ｔ１の気体状態で流出し、次いで気体状態の第２の流体の第１の流れは、部分的に再液化されて第２の熱交換器の高温端における入口へと運ばれて、液体状態の第２の冷却流体の第１の流れに供給され、その結果閉ループの中を循環し、気体状態の第２の冷媒流体の第１の流れの液化は、第３の圧縮器による圧力Ｐ２への圧縮及びその後の冷却熱交換器におけるほぼＴ０への冷却を含み、気体状態の第２の冷却流体の第１の流れは次に、第１の熱交換器の高温端における入口へと運ばれて第１の熱交換器を通り抜け、その低温端を介してほぼ温度Ｔ１の部分的に液化した状態で第１の熱交換器を流出し、次に第２の冷媒流体の気相から第２の冷媒流体の液相を分離する第３の分離槽における相分離に供され、第３の分離器からの低位出口における第２の冷媒流体の液相は、ほぼ温度Ｔ１及び圧力Ｐ２で第２の熱交換器の高温端の第１の入口へと運ばれて、液体状態の第２の冷媒流体の第１の流れを形成し、第３の分離器からの高位出口における第２の冷媒流体の気相は、ほぼ温度Ｔ１及び圧力Ｐ２で第２の熱交換器の高温端の第２の入口へと運ばれて、第２の冷媒流体の第２の流れを形成して気体状態で第２の熱交換器を通り抜け、かつ第２の熱交換器の低温端から流出した後、第２の熱交換器の高温端の出口オリフィスから流出して、気体状態の第２の流体の第１の流れとともに、好ましくはともに混合されて第３の圧縮器へと運ばれる。

好ましい実施では、Ｔ２にほぼ等しい温度であり部分的に液化された第２の熱交換器の低温端から流出する天然ガスは、少なくとも１つの第３の低温熱交換器においてＴ２より低い温度Ｔ３で冷却及び完全に液化され、第３の低温熱交換器において天然ガスは、ほぼ温度Ｔ２及び圧力Ｐ２で第２の熱交換器の低温端から流出する気体状態の第２の冷媒流体の第２の流れにより供給された第２の冷媒流体の少なくとも１つの第３の流れとの並流として間接的に接触した状態で流れ、第２の冷媒流体の第３の流れは液化天然ガスの流れとの並流として気体状態で第３の熱交換器を通り抜けてほぼ気体状態で第３の熱交換器から流出し、第３の熱交換器の低温端において第４の膨張器によって膨張させられて、第３の熱交換器内の低温端の近くでＰ２より低い圧力Ｐ２’及びＴ２より低い温度Ｔ３の気体状態に戻り、次いで、気体状態及びほぼ温度Ｔ２で第３の熱交換器の高温端におけるオリフィスを介して第３の熱交換器から流出し、続いて第２の熱交換器の低温端のオリフィスへと運ばれて、第２の熱交換器の高温端におけるオリフィスを介して第２の熱交換器から流出し、気体状態の第２の流体の第１の流れとともに、好ましくはともに混合されて第３の圧縮器へと運ばれる。

別の具体的特徴によれば、膨張器はリアルタイムで制御されるのに適した開口率を備えたバルブを含む。
さらにより具体的には、天然ガス及び冷媒流体の化合物は、メタン、窒素、エタン、エチレン、プロパン、ブタン、及びペンタンから選択される。

さらにより具体的には、液化用天然ガスの組成は、合計を１００％とする下記の化合物の下記の範囲内にある：
メタン ８０％〜１００％；
窒素 ０％〜２０％；
エタン ０％〜２０％；
プロパン ０％〜２０％；及び
ブタン ０％〜２０％。

さらにより具体的には、冷媒流体の組成は、合計を１００％とする下記の化合物の下記の範囲内にある：
メタン ２％〜５０％；
窒素 ０％〜１０％；
エタン及び／又はエチレン ２０％〜７５％；
プロパン ５％〜２０％；
ブタン ０％〜３０％；及び
ペンタン ０％〜１０％。

さらにより具体的には、温度は下記の値である：
Ｔ０：１０℃〜６０℃；
Ｔ１：−３０℃〜−７０℃；
Ｔ２：−１００℃〜−１４０℃；及び
Ｔ３：−１６０℃〜−１７０℃。

さらにより具体的には、圧力は下記の値である：
Ｐ０：０．５ＭＰａ〜１０ＭＰａ（ほぼ５バール〜１００バール）；
Ｐ１：１．５ＭＰａ〜１０ＭＰａ（ほぼ１５バール〜１００バール）；及び
Ｐ２：２．５ＭＰａ〜１０ＭＰａ（ほぼ２５バール〜１００バール）。

好都合には、本発明の方法は浮遊式支持体上で実施される。
本発明はさらに、本発明の方法を実施するための浮遊式支持体に搭載された設備であって、
少なくとも１つの第１の熱交換器であって、少なくとも：
第１の熱交換器を通り抜け、かつ液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れを流し通すのに適した第１のフローダクトと、
第１の熱交換器を通り抜け、かつ気体状態又は液体状態の第１の冷媒流体の第２の流れを流し通すのに適した第２のフローダクトと、
第１の熱交換器を通り抜け、かつ液化用の天然ガスを流し通すのに適した第３のダクトと、を含む第１の熱交換器；
第１のダクトの低温の出口と第１の熱交換器の筐体の低温端における第１の入口との間の第１の膨張器；
第２のダクトの低温の出口と第１の熱交換器の筐体の低温端における第２の入口との間の第２の膨張器；
第１の圧縮器であって、第１の熱交換器の筐体の高温端における出口と第１の圧縮器の入口との間の接続パイプを備えた第１の圧縮器；
第１の凝縮器であって、第１の圧縮器の出口と第１の凝縮器の入口との間の接続パイプを備えた第１の凝縮器；
第１の分離槽であって、第１の凝縮器からの出口と第１の分離槽との間の接続パイプを備えた第１の分離槽；
第２の圧縮器であって、第１の分離槽からの上部出口と第２の圧縮器の入口との間の接続パイプを備えた第２の圧縮器；
過熱低減器であって、第２の圧縮器からの出口と過熱低減器の中へ気体を入れるための入口との間の接続パイプを備えた過熱低減器；
第２の凝縮器であって、過熱低減器からの出口と第２の凝縮器との間の接続パイプを備えた第２の凝縮器；
ポンプであって、第１の分離槽からの底部出口とポンプとの間の接続パイプ、及びポンプからの出口と過熱器の中へ液体を入れるための入口との間の第１のバルブが取り付けられた接続パイプを有するポンプ；
ポンプからの出口と、第１の冷媒流体用の第１のダクトの入口との間の接続パイプ；並びに
第２の凝縮器からの出口と、第１の冷媒流体用の第２のダクトの入口との間の接続パイプ、
を含むことを特徴とする設備を提供する。

より具体的には、本発明の設備は：
第２の分離槽であって、第２の凝縮器からの出口と第２の分離槽との間の接続パイプを備えた第２の分離槽；
第２の分離槽からの上部出口と第１の冷媒流体用の第２のダクトの入口との間の接続パイプ；
第２の分離槽からの底部出口と第１の冷媒流体用の第１のダクトの入口との間の接続パイプ；及び
接続パイプであって、第１に第１のバルブの上流のポンプからの出口と、第２に、第２の分離槽からの底部出口と第１の冷媒流体用の第１のダクトの入口との間の接続パイプとの接合部と、の間の、第２のバルブが取り付けられた接続パイプ、
をさらに含む。

より具体的には、本発明の設備は：
第１の熱交換器を通り抜け、かつ気体状態又は液体状態の第２の冷媒流体の第２の流れを流すのに適した第４のダクト；
第２の低温熱交換器であって：
第２の熱交換器を通り抜け、液体状態の第２の冷媒流体の第１の流れを流し通すのに適した第１のダクトと、
第２の熱交換器を通り抜け、気体状態の第２の冷媒流体の第２の流れを流し通すのに適した第２のダクトと、
第３のダクトであって、第２の熱交換器を通り抜け、かつ液化用の天然ガスが第１の熱交換器を通り抜ける第３のダクトの中を通って連続的に流れるのに適した第３のダクトと、を含む第２の低温熱交換器；
第３の熱交換器であって：
第３の熱交換器を通り抜け、かつ気体状態の第２の冷媒流体の第２の流れを、第２の熱交換器を通り抜ける第２のダクトから連続的に流すのに適した第１のダクトと、
第３の熱交換器を通り抜け、液化用の天然ガスを、第２の熱交換器を通り抜ける第３のダクトから連続的に流すのに適した第２のダクトと、
を含む第３の熱交換器；
第３の分離槽；
第１の熱交換器の第４のダクトの低温端と第３の分離槽との間の接続パイプ；
第３の分離槽からの底部出口と第２の熱交換器の高温端の出口オリフィスとの間の接続パイプ；
第３の分離槽からの上部出口と第２の熱交換器の第２のダクトの高温端との間の接続パイプ；
第２の熱交換器の第１のダクトの低温の出口と第２の熱交換器の筐体の低温端の第１の入口との間の第３の膨張器；
第３の圧縮器であって、第２の熱交換器の筐体の高温端の出口と第２の圧縮器の入口との間の接続パイプを備えた第３の圧縮器；
気体冷却熱交換器であって、第２の圧縮器からの出口と気体冷却熱交換器の入口との間の接続パイプを備えた気体冷却熱交換器；
気体冷却熱交換器からの出口と第１の熱交換器の第４のダクトの高温端の入口との間の接続パイプ；
第３の熱交換器の第１のダクトの低温端と第３の熱交換器の筐体の低温端の入口との間の第４の膨張器；並びに
第３の熱交換器の筐体の高温端の出口と第２の熱交換器の筐体の低温端の第２の入口との間の接続パイプ
をさらに含む。

本発明のその他の特徴及び利点は、下記の図面に関して示される様々な実施形態についての下記の詳細な説明に照らして表される。

コイル型低温熱交換器を利用する、相変化を伴う標準的な２ループ式液化方法の略図。 第２及び第３の低温熱交換器Ｃ２及びＣ３が一続きになっており、かついわゆる「コールドボックス」タイプ（ろう付けアルミプレート製）のものである、図１Ａの変形形態を示す図。 液体状態の冷媒流体の一部を気体状態の冷媒流体の一部へと再利用するための一次冷却ループ内の回路を、冷媒流体凝縮器の上流に位置付けられた過熱低減器において備えている、本発明の液化方法の略図。 図２の過熱低減器の詳細を示す切り欠き側面図。 過熱低減器の下流に位置付けられた図２の凝縮器自体の下流の一次冷却ループ内に液相及び気相の分離槽を備えている、本発明の好ましい形式の液化方法の略図。

図１Ａは、プロセス流れ図（ＰＦＤ）、すなわち、二重混合冷媒（ＤＭＲ）方法として知られる相変化を伴う標準的な２ループ式液化方法であってその冷媒気体として各々が２つのループのうちそれぞれ１つに特有でありかつそれぞれ第１の冷媒流体及び第２の冷媒流体と称される気体混合物を使用し、２つのループは互いに完全に独立している方法、における流れを示す図である。

天然ガスは、直列の３つの低温熱交換器ＥＣ１、ＥＣ２、及びＥＣ３を連続的に通り抜けるコイル形状のダクトＳｇの中を流れる。天然ガスはＡＡにおいて、周囲温度より高いか又は周囲温度にほぼ等しい温度Ｔ０及び２０バール〜５０バール（２メガパスカル（ＭＰａ）〜５ＭＰａ）の範囲内にある圧力Ｐ０で第１の低温熱交換器ＥＣ１に流入する。天然ガスはＢＢにおいて、およそＴ１＝−５０℃で流出する。この熱交換器ＥＣ１では、天然ガスは冷却されるが気体状態のままである。その後、天然ガスはＣＣにおいて第２の低温熱交換器ＥＣ２の中へ移行し、第２の低温熱交換器の温度はその高温端ＣＣにおけるおよそＴ１＝−５０℃からその低温端ＤＤにおけるおよそＴ２＝−１２０℃の範囲にある。この第２の熱交換器ＥＣ２では、すべての天然ガスがおよそ温度Ｔ２＝−１２０℃のＬＮＧとして液化される。その後、ＬＮＧはＥＥにおいて第３の低温熱交換器ＥＣ３の中へ移行する。この第３の熱交換器ＥＣ３では、ＬＮＧは温度Ｔ３＝−１６５℃に冷却され、これによりＬＮＧはＦＦの底部部分において放出されることが可能となり、次いでＧＧにおいて、最終的に周囲大気圧すなわち絶対圧で約１バール（すなわち約０．１ＭＰａ）の液体形態で貯蔵可能であるように、減圧されることが可能となる。様々な熱交換器を通る回路Ｓｇに沿った天然ガスの通路の全体にわたって、天然ガスは冷却されて冷媒流体に熱を伝える。すると今度は冷媒流体が後述のように気化により加熱され、ＡＡにおいて流入する天然ガスから熱が連続的に抽出されるように、冷媒流体が相変化を伴う完全な熱力学サイクルに連続的に供される必要がある。

よって、天然ガスの通路はＰＦＤの左側部分に示されており、天然ガスは回路Ｓｇに沿って下方へ流れる。その温度はＡＡの最上部におけるほぼ周囲の温度Ｔ０から、ＦＦの最下部における約−１６５℃の温度Ｔ３へと、下方へ移動しながら低下し、圧力はＰ０と同程度から、低温熱交換器ＥＣ３の低温出口のレベルＦＦまで低下する。

図１〜３では、説明を明確にするために、熱交換器の低温端は熱交換器の底部端に物理的に接近しており、逆に熱交換器の高温端は熱交換器の上部端にある。同様に、説明を明確にするために、冷媒流体の種々の相は以下のように表されている：
・液相は太線によって表され；
・気相は破線によって表され；
・二相の相は普通の線で表される。

ＰＦＤの右側部分には、後述のような、冷媒流体が２つのループ内に供される熱力学的サイクルが示されている。
従来の方式では、低温熱交換器ＥＣ１、ＥＣ２、及びＥＣ３は、並列であるが互いに流体連通しない少なくとも２つの流体回路によって構成され、回路の中を流れる流体は熱交換器を通る流体の通路全体にわたって熱を交換する。多数のタイプの熱交換器が様々な産業のために開発されており、低温熱交換器に関しては２つの主なタイプが知られている：１つはコイル型熱交換器、もう１つは一般に「コールドボックス」と呼ばれるろう付けアルミプレートを使用する熱交換器である。

図１Ａ、２、及び３に関する本発明の記載は、コイルタイプの熱交換器ＥＣ１、ＥＣ２、及びＥＣ３について言及する。このタイプのコイル型熱交換器は当業者に周知であり、供給業者のリンデ（ＬＩＮＤＥ）（ドイツ連邦共和国）又はファイブクリオゲニー（ＦＩＶＥ Ｃｒｙｏｇｅｎｉｅ）（仏国）により販売されている。そのような熱交換器は、漏出防止及び断熱材被覆がなされた筐体６を含み、天然ガス及び冷媒流体はコイル形状のパイプＳｇ、Ｓ１、及びＳ２の中で筐体内を流れ、コイルは、外部すなわち周囲媒体への熱損失を最小限としつつ筐体の内部体積と様々なコイルとの間で熱が交換されるような方式で、外部に対して漏出防止及び断熱材被覆がなされた筐体内に配置構成されている。加えて、気体及び液体をそれぞれ、筐体内部のダクト内ではなく筐体内で直接、かつ後述のように、膨張又は気化させる場合もある。

図１Ｂは図１Ａの変形形態を示し、変形形態において低温熱交換器はプレート熱交換器タイプのものである。回路はすべて熱を交換するために互いに熱接触しているが、漏出防止及び断熱材被覆がなされた筐体６は、筐体が収容している様々なダクトを単に熱的に絶縁しようとするものであって、その中に流体が直接導入されることなく、よって筐体内を流れる流体はすべて混合が防止されている。この「コールドボックス」タイプの熱交換器は当業者に周知であり、供給業者のチャート（ＣＨＡＲＴ）（米国）により販売されている。

方法は、以下のように作製される一次ループ又は一次混合冷媒（Ｐｒｉｍａｒｙ Ｍｉｘｅｄ Ｒｅｆｒｉｇｅｒａｎｔ：ＰＭＲ）ループと呼ばれる第１のループを用いる。第１の冷媒流体の第１の流れｄ１は、第１の低温熱交換器ＥＣ１の低温端ＡＡにおいて、その温度がほぼＴ０に等しくかつ圧力Ｐ１である地点ＡＡ１で第１の低温熱交換器ＥＣ１に流入し、このときＰ１は例えば１．５ＭＰａ〜１０ＭＰａの範囲内にある。第１の冷媒流体は、第１の熱交換器ＥＣ１の中へコイル形状の第１のパイプＳ１の中で液体状態にて流入する。冷媒流体の第１の流れは、ＢＢにおいておよそ−５０℃の温度Ｔ１で熱交換器ＥＣ１から流出した後、サーボ制御バルブによって構成される第１の膨張器Ｄ１へ向かい、バルブはＢＢ１において第１の熱交換器ＥＣ１の筐体６の内部と熱交換器ＥＣ１の低温端の近くで連通している。Ｐ１より低い圧力Ｐ’１へと膨張するので（Ｐ’１は具体的には２ＭＰａ〜５ＭＰａの範囲内にある）、第１の冷媒流体の液体は気化し、天然ガス回路Ｓｇからの熱及び後述のような第１の熱交換器内の第１のループの他の回路からの熱、かつ同様に、適切な場合には後述のような第２のループ、又は、実に多重混合冷媒（ＭＭＲ）回路と呼ばれる多重ループ回路を使用する場合の他のループの、ダクト成形部分からの熱を吸収する。

ＢＢ１における気体状態の第１の冷媒流体は向流として筐体を通り抜け、第１の熱交換器ＥＣ１の筐体からその高温端ＡＡのＡＡ３において流出し、依然として気体状態かつほぼ温度Ｔ０である。その後、気体状態の冷媒流体の第１の流れは再液化されて第１の熱交換器ＥＣ１の高温の入口ＡＡ１へと運ばれ、ダクトＳ１の内部への液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れに供給され、こうして閉回路の中を循環する。

この目的のために、気体状態でＡＡ３において第１の熱交換器ＥＣ１の筐体の低温端から流出する第１の冷媒流体の流れは、最初に第１の圧縮器Ｃ１においてＰ’１からＰ”１へと圧縮され（Ｐ”１はＰ’１〜Ｐ１の範囲内にある）、次いで第１の凝縮器Ｈ０において一部が凝縮される。第１の凝縮器Ｈ０から流出する第１の冷媒流体の二相混合物は、第１の分離槽Ｒ１において相分離に供される。第１の冷媒流体の第１の液相は第１の分離槽Ｒ１の底部から抽出されて、流れｄ１ａとして、かつＰ１とほぼ等しい圧力で、ポンプＰＰにより第２の凝縮器Ｈ１の入口へと送られる。第１の冷媒流体の気相は分離槽Ｒ１の上部端から抽出されて、流れｄ１ｂとして第２の圧縮器Ｃ１Ａによりほぼ圧力Ｐ１へと圧縮され、圧縮器からの出口における温度は約８０℃〜９０℃である。この気相ｄ１ｂの凝縮を促進するために、気相が液相ｄ１ａと混合されてから、得られた二相混合物ｄ１が第２の凝縮器Ｈ１へ導入される。

図１Ａ及び１Ｂに示される先行技術の実施形態では、第２の凝縮器Ｈ１からの出口における気相の凝縮は完全ではなく、凝縮器から流出する流体は依然として二相の流体となりうる。流体が含有する気体は冷媒流体の圧力の上昇を生じさせる。しかしながらパイプはある既定の最大圧力で作動するように設計されているので、パイプにとって許容可能な制限圧力をわずかに下回る圧力を定格とする安全バルブが一般に挿入され、バルブ（図示せず）はフレア５に接続されて、放出された気体を燃焼により除去する役割を果たす（ただし、関係する量がループ内の冷媒流体の質量と比較して小さいことを条件とする）。このことにより問題が生じる、というのも、フレアに送られる気体の画分は第１の冷媒流体を構成する混合物のより軽い成分に富んでおり、その結果として冷媒混合物の組成が変更され、ひいては第１の熱交換器ＥＣ１の筐体内の第１の膨張器Ｄ１において液体冷媒流体を気化させたときに到達する最低温度Ｔ１が変更されるためである。

上記の一次ループでは、冷媒混合物の組成は一般に、約−５０℃の最低温度Ｔ１に到達するために下記に記載された方式でアルカン成分Ｃ１、Ｃ２、Ｃ３、及びＣ４に関して決定される。しかしながら、成分のより軽い部分がひとたび除去されてしまえば、混合物の組成が変化し、次いでその最低温度Ｔ１は−４０℃若しくは−４５℃に、又は−３５℃にすらなる。これは、一次ループの効率の低下、ひいては液化方法の全体効率の低下をもたらす。

図１Ａ及び１Ｂの改良された変形形態では、追加の蓄積槽Ｒ’１（図示せず）が、液相、及び適切な場合は多相の相を受け取る機能を備えて凝縮器Ｈ１の下流に具備される。多相の相に含まれる気体は蓄積槽の上部に集まりそこで捕捉され、Ｒ’１に含まれる液相は蓄積槽の底部から得られてＥＣ１へ送られるようになっている。Ｒ’１の中の気体の量が増加すると、Ｒ’１内部の圧力が増大し、気体は凝縮して液相と混じり合ってから低温熱交換器ＥＣ１へと放出される。気体の圧力が制限値に到達すると、バルブが開いて気体の一部をフレア５へと放出し、その結果気体の圧力が低下して許容可能なレベルに戻るようになっており、これにより気体は液相が蓄積槽から取り出される低い地点には到達しないように予防されるが、この地点では気体は液相との二相混合物を生産することになり、その混合物の膨張器Ｄ１における膨張には問題が生じる。しかしながら、いかなる状況にあっても、Ｒ’１から流出してＳ１によって再利用される液相は、より軽い成分の含量が不変であるか又はそうでなければ減少した組成を示す。

図２及び３に関して後述されるような本発明の一次ループの改造は、不安定性及びそこから生じる上記液化方法の全体効率の低下という問題を克服することを可能にする。
下記に記載されるように、図１〜３の実施形態は３つのすべての低温熱交換器ＥＣ１、ＥＣ２、及びＥＣ３と協働する冷媒流体の第２のループを備えている。

低温熱交換器ＥＣ１からの低温出口ＢＢでは、温度Ｔ１の天然ガスは部分的に液化され、次いで第２の低温熱交換器ＥＣ２の中へと移行し、第２の低温熱交換器から温度Ｔ２の部分的に液化された状態で流出した後、第３の低温熱交換器ＥＣ３において冷却されて温度Ｔ３で完全に液化される。冷媒流体の第２の混合物は、以下のように相変化を伴いながら第２の閉回路ループ内を流れる。第２の冷媒流体は、温度Ｔ１及び圧力Ｐ２の液体状態でＥＣ２の高温端ＣＣのＣＣ１に到達し、Ｐ２は例えば２．５ＭＰａ〜１０ＭＰａの範囲にある。液体状態の第２の冷媒流体は、Ｓｇの中の天然ガス流体の並流としてコイル形状のダクトＳ２の中で第２の熱交換器ＥＣ２を通り抜ける。その後、流れｄ２ａとしての液体状態の第２の冷媒流体のこの第１の流れを、地点ＤＤ１において第２の熱交換器ＥＣ２の低温端ＤＤの膨張器Ｄ２において膨張させ、第２の熱交換器ＥＣ２の筐体の内部で、Ｐ２より低い圧力Ｐ’２及びＴ１より低い温度Ｔ２にする。その後、第２の冷媒流体のこの第１の流れは、第２の熱交換器ＥＣ２の高温端におけるオリフィスＣＣ３を介して、気体状態及びほぼ圧力Ｐ’２及び温度Ｔ１で、第２の筐体から流出する。その後、気体状態の第２の冷媒流体のこの流れは圧縮器Ｃ２においてＰ’２からＰ２へと圧縮され、圧縮器からおよそ８０℃〜１００℃の範囲の温度で流出した後、温度冷却熱交換器Ｈ２において冷却され、温度冷却熱交換器から依然として気体状態かつＴ０（２０℃〜３０℃）にほぼ等しい温度で流出する。この第２の冷媒流体の気体はその後、第１の低温熱交換器ＥＣ１の高温端ＡＡのＡＡ４へと運ばれ、コイルパイプタイプのＳ１Ｂの中で第１の低温熱交換器を通り抜けながら冷却され、第１の熱交換器ＥＣ１の低温端ＢＢのＢＢ３においておよそ温度Ｔ１＝−５０℃及び多相状態、すなわち部分的に液化した状態で流れｄ２として流出し、第２の分離槽Ｒ２において分離され、そこで液相及び蒸気相へと分離される。液相は、流れｄ２ａとしてＣＣ３を介して第２の熱交換器ＥＣ２の高温端ＣＣへと送られて、上述のように新しいサイクルを実施するためにコイルＳ２の内部の液体状態の第２の冷媒流体の第１の流れに供給される。第２の分離槽Ｒ２から流出する蒸気相の流れｄ２ｂは、同様にほぼＴ１及びほぼＰ２で第２の熱交換器ＥＣ２の高温端ＣＣへと運ばれ、ＣＣ２を介して第２の熱交換器ＥＣ２の内側の別のコイル形状ダクトＳ２Ａに供給される。第２の冷媒流体の気体の流れｄ２ｂは、ＤＤ３を介してＰ２にほぼ等しい圧力及びおよそ温度Ｔ２＝−１２０℃の蒸気状態で流出し、なおもおよそＴ２＝−１２０℃で第３の低温熱交換器ＥＣ３の高温端ＥＥへと運ばれ、熱交換器内ではコイル形状のダクトＳ３の中で冷却される。冷媒流体は、ほぼＰ２の圧力及びおよそ温度Ｔ３＝−１６５℃のなおも気体状態でＦＦにおいてダクトＳ３から流出した後、ＦＦ１を介して筐体ＥＣ３の低温端のすぐ内側で膨張器Ｄ３においてＰ２より低いＰ’２へと膨張させられて、およそ圧力Ｐ２及び温度Ｔ２＝−１２０℃で高温端におけるＥＥ１を介して流出し、ＤＤ２を介して第２の筐体ＥＣ２の低温端へと運ばれる。気体状態の第２の冷媒流体のこの第２の流れｄ２ｂは次に、ＤＤ１において膨張器Ｄ２での膨張時に気体状態へと気化した第２の冷媒流体の第１の流れｄ２ａとの混合物となり、上述のように、２つの気体の混合物は流れｄ２＝ｄ２ａ＋ｄ２ｂとしてＣＣ３を介して第２の熱交換器ＥＣ２から流出し、圧縮器Ｃ２及び冷却器Ｅ２を通る新しいサイクルを実施する。

図１Ｂでは、低温熱交換器は上述のようなコールドボックス型熱交換器であり、膨張器Ｄ１、Ｄ２、及びＤ３により気化させた流体からの気体はそれぞれコイル形状のダクトＳ１Ｃ、Ｓ２Ｂ、及びＳ２Ｃを介して第１の熱交換器ＥＣ１、第２の熱交換器ＥＣ２、及び第３の熱交換器ＥＣ３の内側を導かれ、第１の熱交換器ＥＣ１の高温端におけるＡＡ３を介して、および第２の熱交換器ＥＣ２の高温端におけるＣＣ３から流出する。

図１Ｂでは、第２及び第３の熱交換器ＥＣ２及びＥＣ３はパイプＳ２Ａ及びＳ３とともに、第２の熱交換器ＥＣ２の高温端ＣＣから第３の熱交換器ＥＣ３の低温端ＦＦへと一続きである。膨張器Ｄ３からＦＦ１を介して第３の熱交換器の低温端へ、及び第２の熱交換器ＥＣ２の高温端における出口ＣＣ３を介した気相の返送は、コイル形状のダクトＳ２Ｃの中で行われる。同様に、膨張器Ｄ２から第２の熱交換器の低温端のＤＤ１を介したＤＤ１から第２の熱交換器の高温端のＣＣ３へと至る気相の返送は、コイル形状のパイプＳ２Ｂの中で行われる。

図２及び３では、本発明の方法の２つの異なる実施が示されている。図１Ａ及び１Ｂに示された先行技術の方法に対する改変点は、第１の冷媒流体の第１のループにある。
図２では、圧力Ｐ１であり第１の分離槽Ｒ１から流出する流れｄ１ａとしての第１の冷媒流体の液相は、２つの流れすなわち流れｄ１ｃ及びｄ１ｄ＝ｄ’１へと分割され、流れｄ’１の液体部分のみが第１の熱交換器ＥＣ１の高温端ＡＡに直接送られて、ダクトＳ１の中の液体の第１の冷媒流体の第１の流れに供給される。当初の流れｄ１ａに対して２％〜５％の範囲の質量比に相当する流れｄ１ｃの部分は過熱低減器ＤＳへ送られ、第２の圧縮器Ｃ１Ａから流出する気相ｄ１ｂも、後述のように作動する過熱低減器ＤＳの入口へと進む。過熱低減器ＤＳに送られる流れｄ１ｃの液体画分は、後述のようにサーボ制御バルブＶ１及び第１の膨張器Ｄ１の総合作用によって調節される。この画分ｄ１ｃは、ポンプＰＰからの流れｄ１ａの２％〜１０％、好ましくは３％〜５％に相当する。

図２Ａは、気相ｄ１ｂが凝縮器Ｈ１に流入する前に気相ｄ１ｂを冷却する役割を果たす過熱低減器ＤＳの切り欠き側面図である。過熱低減器ＤＳは、内部ストリップ３であってストリップに沿ってその外面に複数の小さな切開部のオリフィス４が分布している穴開きチューブの形態であるストリップに接続された気体入口パイプ１によって、従来の方式で構成されている。サーボ制御バルブＶ１によって制御される流れｄ１ｃを送達するポンプＰＰからの液体を取り入れるパイプ２は、液体をストリップ３に供給し、圧力によりオリフィス４から出る微細な液体小滴のミストを作出して液体がストリップ３を通じて広がるようにする役割を果たす。その結果この微細な液体小滴は、供給パイプ１を介して到達する気相との交換のための大きな比表面積を呈する。液相の蒸発潜熱はその上、入ってくる気相を冷却する効果を有する。気相は過熱低減器ＤＳへの入口で約８０℃〜９０℃の温度を示し、過熱低減器からの出口におけるその温度は、液体流体ｄ１ｃを気化させることにより熱が吸収されるためわずか５５℃〜６５℃である。過熱低減器ＤＳに注入される液体ｄ１ｃの量は、過熱低減器ＤＳから流出する流れがすべて気体状態で、従って気体の均質組成を示すように、正確に調節される。

このタイプの過熱低減器ＤＳは、供給業者フィッシャー＝エマソン（ＦＩＳＨＥＲ−ＥＭＥＲＳＯＮ）（仏国）により販売されている。
図２では、過熱低減器ＤＳから流出する第１の冷媒流体はこのように温度約＋５５℃〜＋６５℃の完全な気体状態であり、その後第２の凝縮器Ｈ１において十分に凝縮されるが、第２の凝縮器は本実施例では全縮器である。第２の凝縮器Ｈ１からの出口において、第１の冷媒流体は完全に液体状態であって流れｄ１’に相当し、これは温度Ｔ０及びほぼ圧力Ｐ１で第１の熱交換器ＥＣ１の高温の入口ＡＡ２へと運ばれ、第１の熱交換器を、コイル形状のダクトＳ１Ａの内側で、コイル形状のパイプＳｇ及びＳ１及びＳ１Ｂを通り抜ける流体との並流として通り抜け、その後サーボ制御バルブによって同様に構成された第２の膨張器Ｄ１Ａへと運ばれ、第２の膨張器Ｄ１Ａは熱交換器ＥＣ１の低温端を介してＢＢ２において熱交換器ＥＣ１の内部と連通している。このレベルでは、液体状態の第１の冷媒流体の第２の流れが気化することにより天然ガスダクトＳｇから熱を吸収し、またダクトＳ１、ダクトＳ１Ａ、及びダクトＳ１Ｂの流れからも熱を吸収する。

図２では、第１の冷媒流体の第１の流れ又は流れｄ１’及び第２の流れ又は流れｄ１”は、低温端かつ第１の筐体ＥＣ１の内部でそれぞれ第１の膨張器Ｄ１及び第２の膨張器Ｄ１ＡによってＢＢ１及びＢＢ２において気化させたとき、熱交換器ＥＣ１の筐体内部でともに混じり合う。この混合物はＡＡ３を介して筐体の高温端から流出し、流れすなわち第１の冷媒流体の気体の流れｄ１＝ｄ１’＋ｄ１”を形成し、次いで第１の圧縮器Ｃ１においてＰ’１からＰ”１へと圧縮されて、上述のように新しいサイクルに供される。

図２のこの実施は有利である、というのも、過熱低減器ＤＳにおける第１の気体の流れの予冷却の間に、槽Ｒ１から来る軽い気体が重い液相ｄ１ｃからの蒸気と混じり合い、生じる混合物は入ってくる気相よりもそれ自身が重く、よって、Ｈ１における凝縮が促進され、凝縮が完全かつより効率的になるからである。

上述のようにそれぞれ第２の凝縮器Ｈ１及びポンプＰＰから流出する液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れすなわち流れｄ１’及び第２の流れすなわち流れｄ１”は、第１の熱交換器ＥＣ１を通り抜ける前に互いに混合されることはなく、２つの個別のダクトＳ１及びＳ１Ａの中で第１の熱交換器ＥＣ１を通り抜けることは有利である。というのも、これら２つの流れは第１の冷媒流体の異なる組成を示し、さらに圧力も異なるからである。したがってそれらを混合すれば、先行技術における不安定性よりもさらに問題となる不安定性がもたらされることになろう。尤も、適切な調節システム、例えば制御バルブを使用して２つの液体流れの混合を制御することは可能であるが、ただしこのタイプの設備で望まれる単純性及び信頼性には反することになろう。

図３は、本発明の好ましい変形形態の実施であって、第２の凝縮器Ｈ１が全縮器ではなく、過熱低減器ＤＳから流出する気体の流れの一部分のみが第２の凝縮器Ｈ１において凝縮される実施を示している。流れｄ１ｅで第２の凝縮器Ｈ１から流出する二相の流体は第２の分離槽Ｒ１Ａにおいて相分離に供され、この槽において第１の冷媒流体の第２の液相及び第２の気相が分離される。

図３では、Ｒ１Ａの低位出口からの冷媒流体の第２の液相はダクトＳ１へと運ばれ、かつ流れｄ１ｆに相当する。ポンプＰＰからの出口における流れｄ１ａは、２つの流れ、すなわち流れが第１の制御バルブＶ１によって調節される過熱低減器ＤＳへ向かうｄ１ｃと、第２の制御バルブＶ１Ａによって調節される残りのｄ１ｄとのそれぞれに分離され、２つの制御バルブは互いに組み合わされて緊密に制御される。残りのｄ１ｄはその後液体の流れｄ１ｆと混合されて、ほぼ圧力Ｐ１で、低温熱交換器ＥＣ１の高温端のパイプＳ１へと運ばれる。

図３では、第２の分離槽Ｒ１Ａの高位出口から流出する第１の冷媒流体の第２の気相は、流れｄ１”に相当する。流れｄ１”は温度Ｔ０及びほぼ圧力Ｐ１で第１の熱交換器ＥＣ１の高温端ＡＡの入口ＡＡ２へと運ばれて、ダクトＳ１Ａの中で第１の熱交換器を通り抜けるが、このとき気体状態であって図２の実施のような液体状態ではない。ダクトＳ１Ａの低温端のＢＢ２において、第２の膨張器Ｄ１Ａが、第１の冷媒流体の第２の気相の気体を膨張させてＰ１より低い圧力Ｐ１’とする。Ｄ１ＡによるＳ１ＡからのＢＢ２における気体のこの膨張はそのときＳｇ、Ｓ１、Ｓ１Ａ、及びＳ１Ｂから熱を吸収することによりそれらを冷却し、かつ必要に応じて多数のループ回路（上述のようにＭＭＲと呼ばれる）が存在する場合は他のループから熱を吸収する。ＢＢ２を介して第２の膨張器Ｄ１Ａから流出する気体状態の流体は、ＢＢ１で気化させた第１の冷媒流体の第１の部分と混じり合い、ＡＡ３を介して流れｄ１として流出し、かつ第１の圧縮器Ｃ１によってＰ’１からＰ”１へと圧縮される（Ｐ”１はＰ’１〜Ｐ１の範囲内にある）。その後流体は、ポンプＰＰによってほぼＰ１へと圧縮される流れｄ１ａとしての液相と、第２の圧縮器Ｃ１ＡによってＰ１で圧縮される流れｄ１ｂとしての気相とを有する、二相混合物の形態で第１の圧縮器Ｃ１から流出し、その後過熱低減器ＤＳの内部で冷却され、次いで凝縮器Ｈ１の内部で部分的又は完全に凝縮され、最後に、上述のように新しいサイクルのために、上述のように分離器Ｒ１Ａの内部でもう一度分離される。

図３の変形形態の実施では、膨張器Ｄ１は液体‐気体膨張器であり、膨張器Ｄ１Ａは気体‐気体膨張器である。
図３の実施が好ましいのは、第１に、制御バルブＶ１と関連付けられた制御バルブＶ１Ａ及び膨張器Ｄ１により、２つの液相をともに混合することが可能になり、かつ液相を良好な安定条件の下で気化させることが可能であること、第２に、全縮器の使用を必要としないことにより、方法の全体的な安定性及びひいてはその産業上の信頼性が高まることに因る。この好ましい変形形態では、液体流れｄ１’は第１の冷媒気体の流れの重量比で約９５％に相当し、気体の流れｄ１”はその補数（すなわち約５％）に相当する。

凝縮器Ｈ０及びＨ１並びに冷却器Ｈ２は、当業者に周知の、水熱交換器であって例えば海水若しくは河川水と熱を交換するもの、又は冷却塔タイプの空冷式熱交換器で構成されうる。

第１及び第２の冷媒流体の組成は低温熱交換器及び凝縮器の観点から使用される技術に関連しており、製造業者及び供給業者はいずれも自らの組成を推奨している。しかしながら、これらの組成は液化されるべき天然ガスの組成にも密接に関連しており、冷媒流体の成分は、天然ガスの特徴が顕著に変化したときにはすぐに時間とともに有利に調節される。

例を挙げると、熱交換器ＥＣ１のループ内で作動する、したがって常温Ｔ０（２０℃〜３０℃）から約−５０℃の最低温度Ｔ１まで低下する第１の冷媒流体は、次の混合物：
Ｃ１（メタン） 約２．５％
Ｃ２（エタン／エチレン） 約６０％
Ｃ３（プロパン） 約１５％
Ｃ４（ブタン） 約２０％
Ｃ５（ペンタン） 約２．５％
によって構成される。

同様に、熱交換器ＥＣ１、ＥＣ２、及びＥＣ３のループの中で作動し、したがっておよそＴ１＝−５０℃からおよそＴ３＝−１６５℃の最低温度まで低下する第２の冷媒流体は、次の混合物：
Ｎ２（窒素） 約５％
Ｃ１（メタン） 約４５％
Ｃ２（エタン／エチレン） 約３７％
Ｃ３（プロパン） 約１３％
によって構成される。

設備全体として２．５メガトン／年（Ｍｔ／ｙ）の年間生産量について消費される機械動力は、ほぼ８５メガワット（ＭＷ）程度、すなわち：
・概ね第１のガスタービン（図示せず）によって圧縮器Ｃ２を介して注入されている５０ＭＷ；並びに
・概ね第２のガスタービンによって圧縮器Ｃ１及びＣ１Ａを介して注入されている３５ＭＷ（Ｃ１は動力のほぼ２／３を、Ｃ１Ａは残りの１／３を吸収する）
である。

本発明の方法が必要とするこれらの動力は、先行技術が必要とするのと同程度であり、かつほぼ同じ配電を有する。これに対し、本発明の方法ははるかに安定でありかつ信頼性が高く、その結果として最適な産業技術を提供する。

本発明は、熱交換器ＥＣ１（−５０℃）において作動する回路Ｓ１−Ｓ１Ａ−Ｓ１Ｂに対応する「高温の」第１のループ、及び熱交換器ＥＣ２（−５０℃⇒−１２０℃）及びＥＣ３（−１２０℃⇒−１６５℃）において作動する回路Ｓ２−Ｓ２Ａ−Ｓ３に対応する「低温の」第２のループを含む、２ループ式方法に関して上述されている。しかしながら、「高温の」ループは同一であるが「低温の」ループは各々が独自の冷媒流体を有する２つの独立したループ、一般には熱交換器ＥＣ２すなわち−５０℃〜−１２０℃において作動する第２のループ、一方で熱交換器ＥＣ３すなわち−１２０℃〜−１６５℃で作動する第３のループ、に置き換えられた、類似の方法が存在する。これらの方法のいずれにおいても、低温熱交換器のタイプにかかわらず、熱交換器ＥＣ１に対応する「高温の」ループは図１Ａに関して記載されたものと同一のままである。よって本発明は、多数の独立したループ及び相変化を使用して天然ガスを液化するための、事実上すべての方法に当てはまる。

好都合には、本発明の方法は浮遊式支持体上で実施される。
本発明はさらに、本発明の方法を実施するための浮遊式支持体に搭載された設備であって、
少なくとも１つの第１の熱交換器であって、少なくとも：
第１の熱交換器を通り抜け、かつ液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れを流し通すのに適した第１のフローダクトと、
第１の熱交換器を通り抜け、かつ気体状態又は液体状態の第１の冷媒流体の第２の流れを流し通すのに適した第２のフローダクトと、
第１の熱交換器を通り抜け、かつ液化用の天然ガスを流し通すのに適した第３のダクトと、を含む第１の熱交換器；
第１のダクトの低温の出口と第１の熱交換器の筐体の低温端における第１の入口との間の第１の膨張器；
第２のダクトの低温の出口と第１の熱交換器の筐体の低温端における第２の入口との間の第２の膨張器；
第１の圧縮器であって、第１の熱交換器の筐体の高温端における出口と第１の圧縮器の入口との間の接続パイプを備えた第１の圧縮器；
第１の凝縮器であって、第１の圧縮器の出口と第１の凝縮器の入口との間の接続パイプを備えた第１の凝縮器；
第１の分離槽であって、第１の凝縮器からの出口と第１の分離槽との間の接続パイプを備えた第１の分離槽；
第２の圧縮器であって、第１の分離槽からの上部出口と第２の圧縮器の入口との間の接続パイプを備えた第２の圧縮器；
過熱低減器であって、第２の圧縮器からの出口と過熱低減器の中へ気体を入れるための入口との間の接続パイプを備えた過熱低減器；
第２の凝縮器であって、過熱低減器からの出口と第２の凝縮器との間の接続パイプを備えた第２の凝縮器；
ポンプであって、第１の分離槽からの底部出口とポンプとの間の接続パイプ、及びポンプからの出口と過熱低減器の中へ液体を入れるための入口との間の第１のバルブが取り付けられた接続パイプを有するポンプ；
ポンプからの出口と、第１の冷媒流体用の第１のダクトの入口との間の接続パイプ；並びに
第２の凝縮器からの出口と、第１の冷媒流体用の第２のダクトの入口との間の接続パイプ、
を含むことを特徴とする設備を提供する。

Claims (15)

1. 大部分を占めるメタン、好ましくは少なくとも８５％のメタンと、窒素及びＣ２〜Ｃ４アルカンを本質的に含むその他の成分とを含む天然ガスを液化するための方法であって、液化用の天然ガスは、大気圧（Ｐａｔｍ）より大きいか又は大気圧に等しい圧力Ｐ０であって好ましくは大気圧より大きいＰ０の天然ガスの流れ（Ｓｇ）を、相変化を伴いながら少なくとも１つの第１の閉回路ループの中を循環する第１の化合物混合物を含む第１の冷媒流体の少なくとも１つの第１の流れ（Ｓ１）と間接的に接触した状態で少なくとも１つの低温熱交換器（ＥＣ１）の中に流すことにより液化され、第１の冷媒流体の第１の流れは、第１の熱交換器に、「高温」端（ＡＡ）の第１の入口（ＡＡ１）を介して、Ｐ０より大きい圧力Ｐ１及び第１の熱交換器（ＥＣ１）に流入する天然ガスの入口温度Ｔ０とほぼ等しい温度で流入し、冷媒は天然ガスの流れ（Ｓｇ）との並流として前記熱交換器を通り抜け、液体状態で「低温」端（ＢＢ）を介して前記熱交換器から流出し、液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れ（Ｓ１）は、第１の熱交換器（ＥＣ１）の低温端（ＢＢ）で第１の膨張器（Ｄ１）によって膨張させられて、第１の熱交換器内部の低温端（ＢＢ１）においてＰ１より低い圧力Ｐ’１及びＴ０より低い温度Ｔ１の気体状態へと戻り、次に第１の熱交換器の高温端（ＡＡ）の出口オリフィス（ＡＡ３）を介して気体状態及びほぼ温度Ｔ０で第１の熱交換器（ＥＣ１）から流出し、気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れは次に、少なくとも部分的に再液化されて第１の熱交換器の高温端の第１の入口（ＡＡ１）へと運ばれて液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れ（Ｓ１）に供給され、ひいては閉回路内を循環し、気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れの液化は、第１の圧縮器（Ｃ１）における第１の圧縮と後続の第１の凝縮器（Ｈ０）における第１の部分凝縮、並びに第１の冷媒流体の第１の液相及び第１の冷媒流体の第１の気相を分離する第１の分離槽（Ｒ１）における相分離を含み、第１の分離器（Ｒ１）からの低位出口の第１の冷媒流体の第１の液相（ｄ１ａ）の少なくとも一部は、ポンプ（ＰＰ）によってほぼ圧力Ｐ１で第１の熱交換器の高温端（ＡＡ）の第１の入口（ＡＡ１）へと運ばれて液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れを構成し、第１の分離器（Ｒ１）からの高位出口の第１の冷媒流体の第１の気相（ｄ１ｂ）は、第２の圧縮器（Ｃ１Ａ）によってほぼ圧力Ｐ１へと圧縮され、次いで、好ましくは第１の冷媒流体の第１の液相（ｄ１ａ）の少なくとも一部と混合された後に、第２の凝縮器（Ｈ１）において少なくとも部分的に凝縮され、
   第２の圧縮器（Ｃ１Ａ）からの出口における第１の冷媒流体の第１の気相（ｄ１ｂ）が、第１の分離器からの出口における第１の冷媒流体の第１の液相（ｄ１ａ）の一部分（ｄ１ｃ）と接触することにより過熱低減器（ＤＳ）の中で冷却され、第１の冷媒流体の第１の液相の一部分（ｄ１ｃ）は、第２の凝縮器（Ｈ１）における凝縮に先立って、前記過熱低減器の内部で、マイクロ化及び気化され、好ましくは完全に気化されることを特徴とする方法。
2. 第１の冷媒流体の第１の液相の一部分（ｄ１ｃ）が、過熱低減器（ＤＳ）内で完全に気化されるように、かつ、過熱低減器からの出口における第１の冷媒流体が第２の凝縮器において少なくとも部分的に凝縮される前に完全に気相（ｄ１ｅ）であるように、第１の冷媒流体の第１の合計の液相（ｄ１ａ）の流量の重量比で１０％未満、より好ましくは総流量の２％〜５％に相当し、第１の冷媒流体の第１の液相部分の流量（ｄ１ｃ）は少なくとも１つの制御バルブ（Ｖ１、Ｖ１Ａ）の助力で調整されることを特徴とする請求項１に記載の方法。
3. 過熱低減器からの出口の冷却された第１の冷媒流体の気相（ｄ１ｅ）は第２の凝縮器（Ｈ１）において部分的に凝縮され、その後、第２の分離槽（Ｒ１Ａ）において、第１の冷媒流体の第２の気相（ｄ１”）から第１の冷媒流体の第２の液相（ｄ１ｆ）を分離する第２の相分離が実施され、第２の分離槽（Ｒ１Ａ）からの低位出口（ｄ１ｆ）における第１の冷媒流体の第２の液相（ｄ１ｆ）は、第１の冷媒流体の第１の液相（ｄ１ａ）の残余分（ｄ１ｄ）と混合され、かつ第１の熱交換器（ＥＣ１）の高温端（ＡＡ）の第１の入口（ＡＡ１）へと運ばれて、ほぼ温度Ｔ０及びほぼ圧力Ｐ１の液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れ（ｄ１’）を形成し、第２の分離槽（Ｒ１Ａ）からの高位出口における第２の気相（ｄ２ｂ）は、圧力Ｐ１及びほぼＴ０の温度で第１の熱交換器（ＥＣ１）の高温端（ＡＡ）の第２の入口（ＡＡ２）へと運ばれて、第１の冷媒流体の第２の流れ（Ｓ１Ａ）を形成して第１の熱交換器を天然ガスの流れ（Ｓｇ）との並流として気体状態で通り抜け、かつ気体状態で第１の熱交換器から流出して（ＢＢ）第１の熱交換器（ＥＣ１）の低温端（ＢＢ）において第２の膨張器（Ｄ１Ａ）によって膨張させられて、第１の熱交換器内部の低温端の近く（ＢＢ２）でＰ１より低い圧力Ｐ’１及びＴ０より低い温度Ｔ１の気体状態に戻り、次いで気体状態かつほぼ温度Ｔ０で第１の熱交換器の高温端における出口オリフィス（ＡＡ３）を介して流出し、続いて第１の熱交換器（ＥＣ１）の高温端（ＡＡ）からの出口において気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れとともに第１の圧縮器（Ｃ１）へと運ばれることを特徴とする請求項１又は請求項２に記載の方法。
4. 過熱低減器（ＤＳ）において冷却された第１の冷媒流体の気相（ｄ１ｅ）は第２の凝縮器（Ｈ１）において完全に凝縮され、次いで、ほぼ圧力Ｐ１及び温度Ｔ０の液体状態で第１の熱交換器（ＥＣ１）の高温端（ＡＡ）へと運ばれて、液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れとともに混合されて天然ガスの流れ（Ｓｇ）との並流として第１の熱交換器を通り抜けるか、又は好ましくは、液体状態の第１の冷媒流体の第２の流れ（Ｓ１Ａ）を形成して天然ガスの流れ（Ｓｇ）との並流として第１の熱交換器を通り抜けて第１の熱交換器から液体状態で流出し（ＢＢ）、第１の熱交換器（ＥＣ１）の低温端（ＢＢ）において第２の膨張器（Ｄ１Ａ）によって膨張させられて、第１の熱交換器内部の低温端の近く（ＢＢ２）でＰ１より低い圧力Ｐ’１及びＴ０より低い温度Ｔ１の気体状態に戻り、次いで気体状態かつほぼ温度Ｔ０で第１の熱交換器を高温端（ＡＡ）においてその出口オリフィス（ＡＡ３）を介して流出して、第１の熱交換器の高温端（ＡＡ）からの出口において気体状態の第１の冷媒流体の第１の流れとともに第１の圧縮器（Ｃ１）へと運ばれることを特徴とする請求項１又は請求項２に記載の方法。
5. 第１の熱交換器（ＥＣ１）の低温端からＴ１とほぼ等しい温度で流出する天然ガスは、少なくとも１つの第２の低温熱交換器（ＥＣ２）において冷却されかつ少なくとも部分的に液化され、第２の低温熱交換器において、天然ガスの流れ（Ｓｇ）が、相変化を伴いながら少なくとも１つの第２の閉回路ループの中を流れる第２の化合物混合物を含む第２の冷媒流体の少なくとも１つの第１の流れ（Ｓ２）と間接的に接触して流れることにより液化用の天然ガスは液化され、冷媒流体の第２の流れは、第２の熱交換器（ＥＣ２）の「高温」端（ＣＣ）における第１の入口（ＣＣ１）から第２の熱交換器の中にＴ１とほぼ等しい温度及び圧力Ｐ２で流入し、天然ガスの流れ（Ｓｇ）との並流として第２の熱交換器を通り抜け、第２の熱交換器の「低温」端（ＤＤ）において液体状態の温度で第２の熱交換器から流出し（ＤＤ）、液体状態の第２の冷媒流体の第１の流れ（Ｓ２）は、第２の熱交換器（ＥＣ２）の低温端（ＤＤ１）において第３の膨張器（Ｄ２）によって膨張させられて第２の熱交換器の内側の低温端の近く（ＤＤ１）でＰ２より低い圧力Ｐ’２及びＴ１より低い温度Ｔ２の気体状態に戻り、次いで第２の熱交換器（ＥＣ２）の高温端における出口オリフィス（ＣＣ３）を介してほぼ温度Ｔ１の気体状態で流出し、次いで気体状態の第２の流体の第１の流れは、部分的に再液化されて第２の熱交換器の高温端における入口（ＣＣ１）へと運ばれて、液体状態の第２の冷却流体の第１の流れ（Ｓ２）に供給され、その結果閉ループの中を循環し、気体状態の第２の冷媒流体の第１の流れ（Ｓ２）の液化は、第３の圧縮器（Ｃ２）による圧力Ｐ２への圧縮及びその後の冷却熱交換器（Ｈ２）におけるほぼＴ０への冷却を含み、気体状態の第２の冷却流体の第１の流れは次に、第１の熱交換器（ＥＣ１）の高温端（ＡＡ）における入口（ＡＡ４）へと運ばれて第１の熱交換器を通り抜け（Ｓ１Ｂ）、第１の熱交換器の低温端（ＢＢ）を介してほぼ温度Ｔ１の部分的に液化した状態で第１の熱交換器を流出し（ＢＢ３）、次に第２の冷媒流体の気相から第２の冷媒流体の液相を分離する第３の分離槽（Ｒ２）における相分離に供され、第３の分離器（Ｒ２）からの低位出口における第２の冷媒流体の液相（ｄ２ａ）は、ほぼ温度Ｔ１及び圧力Ｐ２で第２の熱交換器の高温端（ＣＣ）の第１の入口（ＣＣ１）へと運ばれて、液体状態の第２の冷媒流体の第１の流れ（Ｓ２）を形成し、第３の分離器（Ｒ２）からの高位出口における第２の冷媒流体の気相（ｄ２ｂ）は、ほぼ温度Ｔ１及び圧力Ｐ２で第２の熱交換器（ＥＣ２）の高温端（ＣＣ）の第２の入口（ＣＣ２）へと運ばれて、第２の冷媒流体の第２の流れ（Ｓ２Ａ）を形成して気体状態で第２の熱交換器（ＥＣ２）を通り抜け、第２の熱交換器（ＥＣ２）の低温端から流出した（ＤＤ３）後、第２の熱交換器の高温端（ＣＣ）の出口オリフィス（ＣＣ３）から流出して、気体状態の第２の流体の第１の流れとともに、好ましくはともに混合されて、第３の圧縮器（Ｃ２）へと運ばれ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。
6. Ｔ２にほぼ等しい温度であり部分的に液化された、第２の熱交換器（ＥＣ２）の低温端（ＤＤ）から流出する天然ガスは、少なくとも１つの第３の低温熱交換器（ＥＣ３）においてＴ２より低い温度Ｔ３で冷却及び完全に液化され、第３の低温熱交換器において天然ガス（Ｓｇ）は、ほぼ温度Ｔ２及び圧力Ｐ２で第２の熱交換器（ＥＣ２）の低温端から流出する（ＤＤ３）気体状態の第２の冷媒流体の第２の流れ（Ｓ２Ａ）により供給された第２の冷媒流体の少なくとも１つの第３の流れ（Ｓ３）との並流として間接的に接触した状態で流れ、第２の冷媒流体の第３の流れ（Ｓ３）は液化天然ガスの流れ（Ｓｇ）との並流として気体状態で第３の熱交換器（ＥＣ３）を通り抜けてほぼ気体状態で第３の熱交換器から流出し（ＦＦ）、第３の熱交換器（ＥＣ１）の低温端（ＦＦ）において第４の膨張器（Ｄ３）によって膨張させられて、第３の熱交換器内の低温端の近く（ＦＦ１）でＰ２より低い圧力Ｐ２’及びＴ２より低い温度Ｔ３の気体状態に戻り（ＦＦ１）、次いで、気体状態及びほぼ温度Ｔ２で第３の熱交換器の高温端（ＥＥ）におけるオリフィス（ＥＥ１）を介して第３の熱交換器から流出し、続いて第２の熱交換器（ＥＣ２）の低温端（ＤＤ）のオリフィス（ＤＤ２）へと運ばれて、第２の熱交換器（ＥＣ２）の高温端（ＣＣ）におけるオリフィス（ＣＣ３）を介して第２の熱交換器から流出し、気体状態の第２の流体の第１の流れとともに、好ましくはともに混合されて、第３の圧縮器（Ｃ２）へと運ばれることを特徴とする請求項５に記載の方法。
7. 膨張器（Ｄ１、Ｄ１Ａ、Ｄ２、Ｄ３）はリアルタイムで制御されるのに適した開口率（Ｒ）を備えたバルブを含む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。
8. 天然ガス及び冷媒流体の化合物は、メタン、窒素、エタン、エチレン、プロパン、ブタン、及びペンタンから選択される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。
9. 液化用天然ガスの組成は、合計を１００％とする下記の化合物の下記の範囲内、すなわち
   メタン ８０％〜１００％；
   窒素 ０％〜２０％；
   エタン ０％〜２０％；
   プロパン ０％〜２０％；及び
   ブタン ０％〜２０％
   にあ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。
10. 冷媒流体の組成は、合計を１００％とする下記の化合物の下記の範囲内、すなわち
    メタン ２％〜５０％；
    窒素 ０％〜１０％；
    エタン及びエチレンのうち少なくとも一方 ２０％〜７５％；
    プロパン ５％〜２０％；
    ブタン ０％〜３０％；及び
    ペンタン ０％〜１０％
    にある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。
11. 前記の各温度は下記の値すなわち
    Ｔ０：１０℃〜６０℃；
    Ｔ１：−３０℃〜−７０℃；
    Ｔ２：−１００℃〜−１４０℃；及び
    Ｔ３：−１６０℃〜−１７０℃
    であることを特徴とする請求項１〜１０のいずれか１項に記載の方法。
12. 前記の各圧力は下記の値すなわち
    Ｐ０：０．５ＭＰａ〜１０ＭＰａ（ほぼ５バール〜１００バール）；
    Ｐ１：１．５ＭＰａ〜１０ＭＰａ（ほぼ１５バール〜１００バール）；及び
    Ｐ２：２．５ＭＰａ〜１０ＭＰａ（ほぼ２５バール〜１００バール）
    であることを特徴とする請求項１〜１１のいずれか１項に記載の方法。
13. 請求項１〜１２のいずれか１項に記載の方法を実施するための浮遊式支持体に搭載された設備であって、
    少なくとも１つの第１の熱交換器（ＥＣ１）であって、少なくとも：
    第１の熱交換器（ＥＣ１）を通り抜け、かつ液体状態の第１の冷媒流体の第１の流れ（Ｓ１）を流し通すのに適した第１のフローダクト（Ｓ１）と、
    第１の熱交換器（ＥＣ１）を通り抜け、かつ気体状態又は液体状態の第１の冷媒流体の第２の流れを流し通すのに適した第２のフローダクト（Ｓ１Ａ）と、
    第１の熱交換器（ＥＣ１）を通り抜け、かつ液化用の天然ガスを流し通すのに適した第３のダクト（Ｓｇ）とを含む第１の熱交換器；
    第１のダクト（Ｓ１）の低温の出口と第１の熱交換器の筐体の低温端における第１の入口（ＢＢ１）との間の第１の膨張器（Ｄ１）；
    第２のダクト（Ｓ１Ａ）の低温の出口と第１の熱交換器の筐体の低温端における第２の入口（ＢＢ２）との間の第２の膨張器（Ｄ１Ａ）；
    第１の圧縮器（Ｃ１）であって、第１の熱交換器（ＥＣ１）の筐体の高温端における出口（ＡＡ３）と第１の圧縮器（Ｃ１）の入口との間の接続パイプを備えた第１の圧縮器；
    第１の凝縮器（Ｈ０）であって、第１の圧縮器（Ｃ１）の出口と第１の凝縮器の入口との間の接続パイプを備えた第１の凝縮器；
    第１の分離槽（Ｒ１）であって、第１の凝縮器からの出口と第１の分離槽との間の接続パイプを備えた第１の分離槽；
    第２の圧縮器（Ｃ１Ａ）であって、第１の分離槽からの上部出口と第２の圧縮器の入口との間の接続パイプを備えた第２の圧縮器；
    過熱低減器（ＤＳ）であって、第２の圧縮器からの出口と過熱低減器の中へ気体を入れるための入口（１）との間の接続パイプを備えた過熱低減器；
    第２の凝縮器（Ｈ１）であって、過熱低減器からの出口と第２の凝縮器との間の接続パイプを備えた第２の凝縮器；
    ポンプ（ＰＰ）であって、第１の分離槽（Ｒ１）からの底部出口とポンプとの間の接続パイプ、及びポンプ（ＰＰ）からの出口と過熱器（ＤＳ）の中へ液体を入れるための入口（２）との間の、第１のバルブ（Ｖ１）が取り付けられた接続パイプを有するポンプ；
    ポンプ（ＰＰ）からの出口と、第１の冷媒流体用の第１のダクト（Ｓ１）の入口との間の接続パイプ；並びに
    第２の凝縮器（Ｈ１）からの出口と、第１の冷媒流体用の第２のダクト（Ｓ１Ａ）の入口との間の接続パイプ
    を含むことを特徴とする設備。
14. 第２の分離槽（Ｒ１Ａ）であって、第２の凝縮器（Ｈ１）からの出口と第２の分離槽（Ｒ１Ａ）との間の接続パイプを備えた第２の分離槽；
    第２の分離槽（Ｒ１Ａ）からの上部出口と第１の冷媒流体用の第２のダクト（Ｓ１Ａ）の入口との間の接続パイプ；
    第２の分離槽（Ｒ１Ａ）からの底部出口と第１の冷媒流体用の第１のダクト（Ｓ１）の入口との間の接続パイプ；及び
    接続パイプであって、第１に第１のバルブ（Ｖ１）の上流のポンプ（ＰＰ）からの出口と、第２に、第２の分離槽（Ｒ１Ａ）からの底部出口と第１の冷媒流体用の第１のダクト（Ｓ１）の入口との間の接続パイプとの接合部と、の間の、第２のバルブ（Ｖ１Ａ）が取り付けられた接続パイプ
    をさらに含むことを特徴とする請求項１３に記載の設備。
15. 第１の熱交換器（ＥＣ１）を通り抜け、かつ気体状態又は液体状態の第２の冷媒流体の第２の流れを流すのに適した第４のダクト（Ｓ１Ｂ）；
    第２の低温熱交換器（ＥＣ２）であって：
    第２の熱交換器（ＥＣ２）を通り抜け、液体状態の第２の冷媒流体の第１の流れを流し通すのに適した第１のダクト（Ｓ２）と、
    第２の熱交換器（ＥＣ２）を通り抜け、気体状態の第２の冷媒流体の第２の流れを連続的に流し通すのに適した第２のダクト（Ｓ２Ａ）と、
    第３のダクト（Ｓｇ）であって、第２の熱交換器（ＥＣ２）を通り抜け、かつ液化用の天然ガスが第１の熱交換器を通り抜ける第３のダクト（Ｓｇ）の中を通って連続的に流れるのに適した第３のダクトとを含む第２の低温熱交換器；
    第３の熱交換器（ＥＣ３）であって：
    第３の熱交換器（ＥＣ３）を通り抜け、かつ気体状態の第２の冷媒流体の第２の流れを、第２の熱交換器（ＥＣ２）を通り抜ける第２のダクト（Ｓ２Ａ）から連続的に流すのに適した第１のダクト（Ｓ３）と、
    第３の熱交換器（ＥＣ３）を通り抜け、液化用の天然ガスを、第２の熱交換器（ＥＣ２）を通り抜ける第３のダクト（Ｓｇ）から連続的に流すのに適した第２のダクト（Ｓｇ）とを含む第３の熱交換器；
    第３の分離槽（Ｒ２）；
    第１の熱交換器の第４のダクト（Ｓ１Ｂ）の低温端と第３の分離槽（Ｒ２）との間の接続パイプ；
    第３の分離槽からの底部出口と第２の熱交換器（ＥＣ２）の高温端の出口オリフィス（ＣＣ３）との間の接続パイプ；
    第３の分離槽からの上部出口と第２の熱交換器の第２のダクト（Ｓ２Ａ）の高温端との間の接続パイプ；
    第２の熱交換器（ＥＣ２）の第１のダクト（Ｓ２）の低温の出口と第２の熱交換器（ＥＣ２）の筐体の低温端の第１の入口（ＤＤ１）との間の第３の膨張器（Ｄ２）；
    第３の圧縮器（Ｃ２）であって、第２の熱交換器（ＥＣ２）の筐体の高温端の出口（ＣＣ３）と第２の圧縮器（Ｃ２）の入口との間の接続パイプを備えた第３の圧縮器；
    気体冷却熱交換器（Ｈ２）であって、第２の圧縮器（Ｃ２）からの出口と気体冷却熱交換器（Ｈ２）の入口との間の接続パイプを備えた気体冷却熱交換器；
    気体冷却熱交換器（Ｈ２）からの出口と第１の熱交換器（ＥＣ１）の第４のダクト（Ｓ１Ｂ）の高温端の入口との間の接続パイプ；
    第３の熱交換器（ＥＣ３）の第１のダクト（Ｓ３）の低温端と第３の熱交換器（ＥＣ３）の筐体の低温端の入口（ＦＦ１）との間の第４の膨張器（Ｄ３）；並びに
    第３の熱交換器（ＥＣ３）の筐体の高温端の出口（ＥＥ１）と第２の熱交換器（ＥＣ２）の筐体の低温端の第２の入口（ＤＤ２）との間の接続パイプ
    をさらに含むことを特徴とする請求項１３又は請求項１４に記載の設備。