JP2019086192A - Ｌｎｇから複数種の炭化水素を分離回収するための装置 - Google Patents

Abstract

【課題】ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置及び方法の提供。【解決手段】ＬＮＧを供給する上流側から下流側に向かって、第１塔頂凝縮器(2)、第１塔底リボイラー(4)、サイドリボイラー(5)を備えた第１塔(3)と、第２塔頂凝縮器(11)、第２塔底リボイラー(15)を備えた第２塔(14)が配置されおり、第１塔(3)の塔頂ガスとしてメタンと一部エタンを分離し、塔底液として残部エタンとC3以上の炭化水素を分離し、第２塔(14)において塔頂ガスとしてエタンを分離し、塔底液としてC3以上の炭化水素を分離する。【選択図】図４

Description

本発明は、液化天然ガス（ＬＮＧ: Ｌｉｑｕｅｆｉｅｄ Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ）から、プロパン、ブタンなどのＬＰＧ（Ｌｉｑｕｅｆｉｅｄ Ｐｅｔｒｏｌｅｕｍ Ｇａｓ）留分を含む炭化水素を分離・回収するために用いられる炭化水素を分離回収する装置に関するものである。

ＬＮＧは産ガス国で液化、輸出され、消費国のＬＮＧ受入基地にてＬＮＧタンクに受け入れ、貯蔵される。エンドユーザーにて燃料ガスとして利用するため、ＬＮＧはポンプにて昇圧後、気化させて天然ガスパイプラインに送出される。

ＬＮＧを構成する成分は大部分がメタンであるが、エタン、プロパン、ブタンなどのメタンより重質な炭化水素成分や窒素も含まれている。重質炭化水素が多く含まれると発熱量が高くなるため、消費地にて必要とされる天然ガスパイプライン規格に適合しないことがある。

重質炭化水素は石油化学プラントの原料となるため、都市ガスまたは火力発電所の燃料として利用するよりも市場において高い価値がある場合がある。したがって、消費地で受け入れたＬＮＧを天然ガスパイプラインに送り出す前に重質炭化水素を分離、回収することが望ましい場合がある。

ＬＮＧからＬＰＧ留分を分離する方法については種々の報告がされているが、従来の方法では、高いプロパン回収率を達成するための分離装置が相対的に大きくなり、かつ構成も複雑になるため、エネルギー消費量が比較的大きかった。

特許文献１（米国特許第６，５１０，７０６号明細書）では、蒸留塔一塔を用いたＬＮＧからの炭化水素分離方法が報告されているが、原料のＬＮＧを還流液として使用しているため、十分なリフラックス効果を得ることが出来ず、プロパン回収率が相対的に低かった。

図１は特許文献１（米国特許第６，５１０，７０６号明細書）のフロー図で、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離する既存技術で一塔式の装置である。
不図示のＬＮＧタンクから供給される約−１５９℃の原料ＬＮＧ ２１を原料ＬＮＧポンプ１で昇圧し、昇圧された原料ＬＮＧ２１aの一部３３は蒸留塔の塔頂凝縮器２を介して、蒸留塔３の中間段に供給される。
一方、残りの原料ＬＮＧ２４は蒸留塔の塔頂凝縮器２をバイパスして、蒸留塔３の塔頂段に還流液として供給される。蒸留塔３の塔頂ガス２２は２，３５０ ｋＰａＡ、−７２℃で蒸留塔の塔頂凝縮器２に供給され、原料ＬＮＧ３３との熱交換によって−１０１℃まで冷却、全凝縮される。
全凝縮液（塔頂凝縮液）２２ａは蒸留塔還流ドラム９を介して、ＬＮＧ製品ポンプ１０でパイプライン圧力９，４１１ｋＰａＡまで昇圧され、ライン２５でＬＮＧ受入基地へと返送される。
蒸留塔３塔底液は７５℃で、塔底製品であるＬＰＧ中のＣ２／Ｃ３モル比が０．０２以下となるように蒸留塔の塔底リボイラー４で熱を与えている。

図１の物質収支、回収率とエネルギー消費量をまとめたものが表１である。
従来技術のエネルギー消費量、設備構成の比較を行うため、共通の原料ＬＮＧ組成を用いる。窒素 ０．５モル％、メタン８６．７モル％、エタン８．９モル％、プロパン２．９モル％、ブタン１．０モル％のＬＮＧを原料組成の一例として使用する。図２から図７においても同様である。
極低温の装置と外部の周辺環境との熱のやりとりは十分小さいものとして計算に含めていない。市場で購入できる保冷材を装置に施工することで、外部との熱のやりとりは最小化され、上記仮定は妥当なものとなる。

特許文献２（米国特許第２，９５２，９８４号明細書)では、蒸留塔の塔頂ガスを凝縮させたものを還流液として使用しているため、リフラックス効果は高く、高いプロパン回収率を得ることが出来る。しかしながら、蒸留塔一塔でＬＮＧに含まれるメタン、エタン成分を蒸発し、プロパン、ブタン成分と分離しているため、塔内ガス負荷が相対的に高く、蒸留塔の塔径が大きくなるという欠点があった。

図２は特許文献２（米国特許第２，９５２，９８４号明細書)のフロー図で、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離する既存技術で一塔式の装置である。
ＬＮＧタンクから供給される約−１５９℃の原料ＬＮＧ ２１を原料ＬＮＧポンプ１で昇圧し、蒸留塔の塔頂凝縮器２を介して、蒸留塔３の中間段に供給する。蒸留塔の塔頂凝縮器２では、原料ＬＮＧはその冷熱を蒸留塔３塔頂ガス２２に与えることで自身は−８６℃まで昇温される。
その後、蒸留塔３の中間段に供給される。蒸留塔３の塔頂ガス２２は２，６００ ｋＰａＡ、−７２℃で蒸留塔の塔頂凝縮器２に供給され、原料ＬＮＧ２１ａとの熱交換によって−９８℃まで冷却、全凝縮される。
全凝縮液２２ａは第１塔還流ドラム９、蒸留塔還流ポンプ６を介して、その一部２４が蒸留塔３の塔頂段に還流液として供給される。
残りの液はＬＮＧ製品ポンプ１０でパイプライン圧力９,４１１ ｋＰａＡまで昇圧され、ＬＮＧ受入基地へと返送される。蒸留塔３塔底液は８０℃で、塔底製品であるＬＰＧ中のＣ２／Ｃ３モル比が０．０２以下となるように蒸留塔の塔底リボイラー４で熱を与えている。図２の物質収支、回収率とエネルギー消費をまとめたものが表２である。

蒸留塔の塔頂ガスを還流液として使用しているため、図１の９６．２８％に比べて９９．４７％と高いプロパン回収率を達成している。

特許文献３（米国特許第７，２１６，５０７号明細書）は、蒸留塔二塔を用いてＬＮＧからプロパン、ブタンを分離するため、上流側から一塔目の蒸留塔の塔内ガス負荷を蒸留塔一塔のみの場合よりも下げられる。
第１塔の塔頂ガスは、天然ガスパイプラインに送出するため、パイプライン圧力まで昇圧してからＬＮＧ受入基地に返す必要がある。この際、ガスの状態で圧縮するよりも液化して圧縮した方が圧縮に要するエネルギー消費が少なく、効率が良い。
このため、第１塔の塔頂ガスを全凝縮するのが望ましく、操作圧力を高くすることで全凝縮を達成している。一方で、第１塔はＬＮＧに含まれる主成分となるメタンを処理する為、分離装置の中では最も容積の大きい構成機器、蒸留塔となる。したがい、第１塔の操作圧力を低く抑えて、分離効率を向上させて塔内負荷を減らすこと、圧力容器の必要肉厚を薄くすることが望ましい。

図３は特許文献３（米国特許第７，２１６，５０７号明細書）のフロー図で、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離する既存技術で二塔式の装置である。
ＬＮＧタンクから供給される約−１５９℃の原料ＬＮＧ ２１を原料ＬＮＧポンプ１で昇圧し、第１塔頂凝縮器２、冷熱回収器７、原料ＬＮＧ予熱器８を介して、第１塔３の中間段に供給する。
第１塔の第１塔頂凝縮器２では、原料ＬＮＧはその冷熱を第１塔３の塔頂ガス２２に与えることで、自身は−７６℃まで昇温される（原料ＬＮＧ２１ｂ）。
さらに、原料ＬＮＧ２１ｂは冷熱回収器７にて、第２塔１４の塔底からのＬＰＧ製品３０に冷熱を与えて−７４℃に昇温され（２１ｃ）、原料ＬＮＧ予熱器８で外部熱源により−４８℃に昇温される（２１ｄ）。
昇温された原料ＬＮＧ２１ｄは第１塔３に供給され、上部からの液と直接接触することにより、Ｃ３＋ ＮＧＬ成分が液側に吸収される。
第１塔３の塔頂ガス２２は−６８℃、３，２０６ ｋＰａＡで第１塔頂凝縮器２に供給され、前述の通り、原料ＬＮＧ２１ａの冷熱により−９１℃まで冷却、凝縮される。
全凝縮した液２２ａは第１塔還流ドラム９、第１塔還流ポンプ６を介して、その一部が還流液２４として第１塔３の塔頂に供給される。
残りの液２５はＬＮＧ製品ポンプ１０によってパイプライン圧力９，４１１ ｋＰａＡまで昇圧され（２５ａ）、ＬＮＧ受入基地へと返送される。第１塔３の第１塔底液ライン２６の塔底液は−５２℃、自圧で塔頂圧力２，９６５ ｋＰａＡの第２塔１４に供給される。第２塔１４では、第２塔底リボイラー１５で供給される熱によってメタンとエタンの蒸気を発生させ、塔底のＬＰＧ製品中のＣ２／Ｃ３モル比が０．０２以下となるように蒸留操作を行っている。
ＬＰＧ製品３０は第２塔１４塔底から８８℃で冷熱回収器７に入り、原料ＬＮＧ２１ｂによって−１８℃まで過冷却され、系外に払い出される（３０ａ）。
第２塔１４の塔頂ガス２７は−７℃で第１塔頂凝縮器２に供給され、−７２℃まで冷却、全凝縮される（２７ａ）。
全凝縮液２７ａは第２塔還流ポンプ１３によって昇圧された後（２７ｂ）、再び第１塔頂凝縮器２に戻り、自身の蒸発潜熱を与えることで−５７℃まで昇温され、その一部は蒸気となった混相流で第１塔３の第２還流液２７ｃとして供給される。
第２還流液２７ｃは塔内ガス中のプロパンおよび重質炭化水素を吸収し、塔内液中のＣ３＋ ＮＧＬ留分を濃縮させる働きがある。図３の物質収支、回収率とエネルギー消費量をまとめたものが表３である。

米国特許第６，５１０，７０６号明細書 米国特許第２，９５２，９８４号明細書 米国特許第７，２１６，５０７号明細書

本発明は、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置を提供することを課題とする。

本発明は、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置であって、
前記装置が、ＬＮＧ供給源からＬＮＧを流す上流側から下流側に向かって、第１塔頂凝縮器(2)、第１塔底リボイラー(4)、サイドリボイラー(5)を備えた第１塔(3)と、
第２塔頂凝縮器(11)、第２塔底リボイラー(15)を備えた第２塔(14)を有しており、
前記第１塔(3)において、原料ＬＮＧがメタンとエタンを含む第１塔頂ガスと、残留エタンとプロパン以上の炭化水素を含む第１塔底液に分離され、
前記第２塔(14)において、前記第１塔底液が第２塔頂ガスと、プロパン以上の炭化水素を含む第２塔底液に分離されるものであり、
ＬＮＧの供給源から前記第１塔(3)までが前記第１塔頂凝縮器(2)が配置された原料ＬＮＧ供給ライン(21、21a、21b)で接続されており、
前記第１塔(3)の塔頂部から前記第１塔頂凝縮器(2)までが前記第１塔頂ガスライン(22)で接続されており、
前記第１塔頂凝縮器(2)に前記第１塔頂凝縮器(2)において全凝縮された第１塔の塔頂ガスを払い出す第１塔頂ガス凝縮液ライン（22a,22b）が接続されており、
前記第１塔頂凝縮液ライン（22a,22b）の下流はＬＮＧポンプ（10）と接続され、さらにＬＮＧポンプ（10）の下流に前記第１塔頂凝縮液を製品ＬＮＧとして払い出す製品ＬＮＧ払出しラインが接続されており、
前記第１塔(3)の塔底部から前記第２塔(14)まで接続する前記第１塔底液を輸送するための第１塔底液ライン(26)が接続されており、
前記第２塔(14)には、第２塔の塔頂から第２塔頂ガスが払い出され、払い出された第２塔(14)の塔頂部から出て第２塔(14)の塔上部に戻される第２還流液ライン（27，28）が接続されており、
前記第２還流液ライン（27、28）が、第２塔(14)の塔頂部から第２塔頂ガスを払出し、順に第２塔頂凝縮器(11)で凝縮塔頂ガスを得、第２塔還流ドラム(12)、第２塔(14)の塔上部に戻されるラインであり、さらに前記第２塔還流ポンプ(13)と前記第２塔(14)の塔上部の間から前記第１塔(3)までが前記凝縮塔頂ガス（エタン）を第１塔(3)に戻す第３還流液ライン(29)で接続されており、
第２塔(14)の塔底部には前記第２塔底液をＬＰＧとして採取するＬＰＧ採取ライン(30)が接続されているものである、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置と、それを使用した炭化水素の分離方法を提供する。

また本発明は、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置であって、
前記装置が、ＬＮＧ供給源からＬＮＧを流す上流側から下流側に向かって、原料ＬＮＧポンプ(1)、第１塔頂凝縮器(2)、第１塔底リボイラー(4)、サイドリボイラー(5)を備えた第１塔(3)と、第２塔頂凝縮器(11)、第２塔底リボイラー(15)を備えた第２塔(14)が配置されており、
前記第１塔(3)において、原料ＬＮＧがメタンとエタンを含む第１塔頂ガスと、残留エタンとプロパン以上の炭化水素を含む第１塔底液に分離され、
前記第２塔(14)において、前記第１塔底液が第２塔頂ガスと、プロパン以上の炭化水素を含む第２塔底液に分離されるものであり、
ＬＮＧの供給源から前記第１塔(3)までが前記第１塔の塔頂凝縮器(2)が配置された原料ＬＮＧ供給ライン(21、21a、21b)で接続されており、
前記第１塔(3)の塔頂部から前記第１塔の塔頂凝縮器(2)までが前記第１塔頂ガスを輸送するための第１塔頂ガスライン(22)で接続されており、
前記第１塔頂凝縮器(2)に、前記第１塔頂凝縮器(2)において全凝縮された第１塔の塔頂ガスを払い出す第１塔頂凝縮液ライン（22a,22b）が接続されており、
前記第１塔頂凝縮液ライン（22a,22b）の下流の一部は第１塔還流ポンプ（6）と接続され、第１塔還流ポンプ（6）は第１塔に還流液を供給するための第１還流液ライン（24）と接続されており、
前記第１塔頂凝縮液ライン（22a,22b）の下流の残部はＬＮＧポンプ（10）と接続され、さらにＬＮＧポンプ（10）の下流に前記第１塔頂凝縮液を製品ＬＮＧとして払い出す製品ＬＮＧ払出しラインと接続されており、
前記第１塔(3)の塔底部から前記第２塔(14)までが前記第１塔底液を輸送するための第１塔底液ライン(26)と接続されており、
前記第２塔(14)には、第２塔(14)の塔頂から第２塔頂ガスが払い出され、払い出された第２塔(14)の塔頂部から出て第２塔（14）の塔上部に戻される第２還流液ライン（27、28）が接続されており、
前記第２還流液ライン(27、28)が、第２塔（14）の塔頂部から第２塔頂ガスを払い出し、順に第２塔頂凝縮器(11)で凝縮塔頂ガスを得、第２塔還流ドラム(12)、第２塔（14）の塔上部に戻されるラインであり、さらに前記第２塔還流ポンプ(13)と前記第２塔(14)の塔上部の間から前記第１塔（3）までが前記凝縮塔頂ガス（エタン）を第１塔（3）に戻す第３還流液ライン(29)で接続されているものであり、
第２塔(14)の塔底部には前記第２塔底液をＬＰＧとして採取するＬＰＧ採取ライン(30)が接続されているものである、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置と、それを使用した炭化水素の分離方法を提供する。

本発明の分離回収装置を使用することで、原料であるＬＮＧを分離し、メタン、エタンが濃縮した軽質ＬＮＧ（製品ＬＮＧ）と、プロパン、ブタン以上の重質炭化水素（製品ＬＰＧ）を得ることができる。
また本発明の分離回収装置では、第１塔頂凝縮器の冷熱源として原料ＬＮＧの冷熱を利用している。
さらに本発明の分離回収装置を使用して分離回収するときは、蒸留塔の操作圧力を低く保つことで分離効率が良くなるため、必要な還流液の量が減り、蒸留塔のガス負荷を相対的に低く抑えることもでき、蒸留塔にかける熱量負荷も下がるため、エネルギー消費量も従来技術（特許文献１〜３）に比べて低くできる。

ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離する従来技術である特許文献１（米国特許第６，５１０，７０６号明細書）のフロー図。 ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離する従来技術である特許文献２（米国特許第２，９５２，９８４号明細書）のフロー図。 ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離する従来技術である特許文献３（米国特許第７，２１６，５０７号明細書）のフロー図。 本発明の一実施形態のＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離するためのフロー図。 図４の実施形態のフロー図において第１塔還流ポンプを除いた実施形態のフロー図。 本発明の別実施形態のＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離するためのフロー図。 図６の実施形態の実施形態のフロー図においてＬＮＧセパレーターを追加した実施形態のフロー図。

（１）図４の装置と分離回収方法
図４に示すＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置（以下「分離回収装置」という）を説明する。
ＬＮＧは産ガス国で液化、輸出され、消費国のＬＮＧ受入基地にてＬＮＧタンクに受け入れ、貯蔵されるものであるため、ＬＮＧ供給源は前記ＬＮＧ基地となる。以下の図５〜図７における装置においても同様である。

図４に示す分離回収装置では、ＬＮＧ供給源（ＬＮＧ受入基地）からＬＮＧを流す上流側から下流側に向かって、原料ＬＮＧポンプ１、第１塔頂凝縮器２、第１塔底リボイラー４、サイドリボイラー５を備えた第１塔（第１蒸留塔）３、および第２塔頂凝縮器１１、第２塔底リボイラー１５を備えた第２塔（第２蒸留塔）１４を含む分離回収に必要な処理装置が配置されている。
各処理装置の間は、ステンレスなどの鋼管からなるラインで接続されており、各ラインおよびラインの分岐部分には、必要に応じて調節弁、開閉弁、流量センサー、圧力センサー、温度センサーなどの各種センサーなどが配置されていてもよい。

第１塔３は、原料ＬＮＧから主としてメタンを含む第１塔頂ガスと、エタンとプロパン以上の炭化水素を含む第１塔底液を分離するためのものである。
第１塔３の塔底部には、第１塔底リボイラー４とサイドリボイラー５が取り付けられている。第１塔底リボイラー４は、スチーム、熱媒油などを加熱に利用した公知の熱交換器を使用することができる。

第２塔１４は、第１塔３で分離された第１塔底液から、液化エタンと、プロパン以上の炭化水素を含む第２塔底液を分離するためのものである。
第２塔１４の塔底部には、第２塔底リボイラー１５が取り付けられている。第２塔底リボイラー１５は、スチーム、熱媒油などを加熱に利用した公知の熱交換器を使用することができる。

第１塔３と第２塔１４で使用する蒸留塔は公知の多段蒸留塔を使用することができ、多段蒸留塔は棚段塔と充填塔のいずれでもよく、連続蒸留式が好ましい。
蒸留塔の理論段数は特に制限されるものではないが、５段以上が好ましく、１０段以上がより好ましい。

ＬＮＧの供給源（ＬＮＧ供給基地）から第１塔３までが原料ＬＮＧ供給ライン２１、２１ａ、２１ｂで接続されている。原料ＬＮＧ供給ライン２１、２１ａ、２１ｂには、上流側から順に原料ＬＮＧポンプ１と第１塔頂凝縮器２が配置されている。
ＬＮＧ供給ライン２１ｂは、第１塔３の中段付近に接続されている。第１塔３の中段付近とは、例えば第１塔３が１５段であるときは５〜１０段の範囲であり、第２塔１４においても同じである。

第１塔３の塔頂部から第１塔頂凝縮器２までが第１塔頂ガスライン２２で接続されている。第１塔頂凝縮器２は、第１塔３から送られてきた第１塔頂ガスを液化するためのものである。
第１塔頂凝縮器２の内部において原料ＬＮＧ供給ライン２１ａと第１塔頂ガスライン２２は、それらの内部を流れる原料ＬＮＧと第１塔頂ガスが互いに熱交換され、第１塔頂ガスが冷却されて全凝縮されるようになっている。

第１塔頂凝縮器２から全凝縮された第１塔頂ガス（第１塔頂凝縮液）の採取口５０までは、第１塔頂凝縮器２において得られた第１塔頂凝縮液を払い出すための第１塔頂ガス凝縮液ライン２２ａ、２２ｂで接続されている。
第１塔頂凝縮液の採取口５０はＬＮＧ供給源（ＬＮＧ基地）に接続され、前記ＬＮＧ基地から各ユーザーに送られる。

第１塔頂凝縮液ライン２２ａ、２２ｂの下流はライン２５を介してＬＮＧポンプ１０と接続され、さらにＬＮＧポンプ１０の下流には、前記第１塔頂凝縮液を製品ＬＮＧとして払い出す製品ＬＮＧ払出しライン２５ａが接続されている。
また、第１塔頂凝縮液ライン２２ａ、２２ｂの下流の一部は第１塔還流ポンプ６と接続され、第１塔還流ポンプ６は第１塔３に還流液を供給するための第１還流液ライン２４と接続されている。

第１塔３の塔底部から第２塔１４までは、第１塔３で分離された第１塔底液を輸送するための第１塔底液ライン２６で接続されている。
第２塔１４には、第２塔１４の塔頂部から出て第２塔１４の塔上部一段目に戻される第２還流液ライン２７（２７、２７ａ、２７ｂ）、２８が接続されている。

第２還流液ライン２７、２８は、第２塔１４の塔頂部から順に第２塔頂凝縮器１１、第２塔還流ドラム１２、第２塔還流ポンプ１３を経て第２塔１４の塔上部に戻されるラインである。
さらに第２塔還流ポンプ１３と第２塔１４の間の第２還流液ライン２８と第１塔３の塔上部は、液化エタンを第１塔３の塔上部に戻す第３還流液ライン２９で接続されている。塔上部とは、第１塔３の高さ方向の中間位置よりも塔頂部寄りを意味する。

第２塔頂凝縮器１１と第１塔のサイドリボイラー５の間は、不凍液（中間熱媒体）を循環させるための第１循環ライン４１ａと第２循環ライン４１ｂで接続されている。
第１循環ライン４１ａは、第２塔頂凝縮器１１からサイドリボイラー５に不凍液（中間熱媒体）を流すラインであり、第２循環ライン４１ｂは、サイドリボイラー５から第２塔頂凝縮器１１に不凍液（中間熱媒体）を流すラインである。
不凍液（中間熱媒体）としては、メタノール、エタノール、モノエチレングリコールなどを使用することができる。

第２塔１４の塔底部には、第２塔底液の採取ライン３０が接続されている。
第２塔底液はＬＰＧ留分を含んでいるものであり、製品ＬＰＧとして採取される。

次に図４に示す分離回収装置を使用したＬＰＧ留分を含む炭化水素の分離回収方法を説明する。
原料ＬＮＧ２１は、約−１５９℃でＬＮＧ供給源（ＬＮＧ受入基地）からＬＮＧ供給ライン２１を利用して第１塔３の中段部に送液する。ただし、約−１５９℃で送液するのは運転開始直後であり、定常運転時には第１塔頂凝縮器２において第１塔３から送られた第１塔頂ガスと約−１５９℃の原料ＬＮＧが熱交換されるため、−９４℃の気液二相流の状態で第１塔３に送液する（工程（ａ））。
このとき、原料ＬＮＧポンプ１により昇圧して、操作圧力２，０６５ｋＰａＡの第１塔３に送液する。

第１塔３内にて、気液二相流の状態で原料ＬＮＧが蒸留される過程において、液体の原料ＬＮＧおよび第１塔頂凝縮器２で凝縮され還流する液とサイドリボイラー５と第１塔底リボイラー４で加熱されることにより原料ＬＮＧが気化した蒸気とが塔内部で気液接触を繰り返すことで、低沸点留分であるメタンと一部エタンを含む第１塔頂ガスは第１塔頂部に物質移動し、高沸点留分である残部エタンとプロパン以上の炭化水素を含む第１塔底液は塔底部に物質移動して分離される（工程（ｂ））。
第１塔頂ガス（約−７６℃）は、第１塔頂ガスライン２２により第１塔頂凝縮器２に供給され、原料ＬＮＧ２１ａと熱交換することで−１０５℃に冷却され、全凝縮されて液体の第１塔頂凝縮液になる（工程（ｆ））。このとき、原料ＬＮＧは−９４℃に昇温されて、第１塔３に送液される。
このように第１塔３の第１塔頂凝縮器２は原料ＬＮＧの冷熱を利用しており、外部冷凍を必要としないシステムになっている。
第１塔頂凝縮液（−１０５℃）は、第１塔頂凝縮液ライン２２ａ、２２ｂ、第１塔還流ドラム９、第１塔還流ポンプ６を介して、その一部が第１還流液ライン２４から第１塔３の塔頂へ還流液として供給される。
第１塔頂凝縮液（−１０５℃）の残部は、ライン２５、ＬＮＧポンプ１０、製品ＬＮＧ払出しライン２５ａを通る過程でライン圧力９，４１１ｋＰａＡに昇圧され、−９７℃で第１塔頂凝縮液の採取口５０からＬＮＧ受入基地に返送される（工程（ｇ））。

第１塔３の第１塔底液は、第１塔底リボイラー４によって熱を与えられ、Ｃ２／Ｃ３モル比０．５の条件で４２℃となる。
第１塔底液は、第１塔底液ライン２６から第２塔１４に供給される。
第２塔１４では、第２塔リボイラー１５で熱を与え、エタン留分を蒸発させてエタンが富化された（含有量が増加された）第２塔頂ガスと、炭素数３以上の炭化水素が富化された（含有量が増加された）塔底の製品ＬＰＧ（第２塔底液）に分離する（工程（ｃ））。
第２塔底液中のＣ２／Ｃ３モル比は０．０２以下とする。製品ＬＰＧ（液化第２塔底液）は、操作圧力１，３００ｋＰａＡの条件で４６℃となる。
製品ＬＰＧ（第２塔底液）は、採取ライン３０を経て製品ＬＰＧ採取口５１から採取され利用される（工程（ｈ））。

第２塔１４の第２塔頂ガスは、−２３℃で第２還流液ライン２７の第２塔頂凝縮器１１に供給され、−２４℃に冷却されて全凝縮されてライン２７ａを流れる（工程（ｄ））。
全凝縮したエタンガス（エタン液）は、ライン２７ｂ、第２塔還流ポンプ１３を介して、その一部が第２塔１４の還流液としてライン２８から供給され、残部は第３還流液ライン２９で第１塔３の塔頂に戻される（工程（ｅ））。第１塔３に戻されたエタン液（リサイクルエタン液）は、プロパン以上の炭化水素を吸収して濃縮することで、第１塔３における分離が容易になるように作用する。

図４に示す分離回収装置では、第２塔１４の第２塔頂凝縮器１１の冷熱源として、第１塔３の塔内の液の冷熱を利用することで外部冷凍なしのシステムとしている。
第１塔３の塔内温度が十分低いため、メタノールなどの不凍液を中間熱媒体として第１塔３内部の冷熱をサイドリボイラー５で回収した後、第１循環ライン４１ａと第２循環ライン４１ｂにより循環させることで第２塔頂凝縮器１１の冷熱として利用している。
また、サイドリボイラー５は、第１塔底リボイラー４の熱負荷を下げることにも寄与している。

図４に示す分離回収装置の物質収支、回収率、エネルギー消費量を表４にまとめる。
原料ＬＮＧの組成、流量、温度、圧力といった条件は前述の図１〜図３で用いたものと同じものを使用して物質収支、回収率、エネルギー消費量を計算している。

表４の回収率を表１〜３の従来技術の回収率と比較する。
まず、表１のプロパン回収率９６．２８％に対して、表４では９９．５０％と高いプロパン回収率を達成している。これは、第１塔３および第２塔１４の塔頂ガスを還流液として使用し、高いリフラックス効果が得られているためと考えることができる。
また、表２、３のプロパン回収率は、それぞれ９９．４７％、９９．０３％で、表４の９９．５０％はほぼ同等のプロパン回収率を達成していると言える。
一方で、リボイラー熱負荷を比較すると、表２、３の１４，３１９ｋＷ、１４，３０２ｋＷに対して、表４では１２，１５１ｋＷと１５％程度従来技術よりも低く抑えられている。ポンプの動力総和は、表２、３の１，６８７ｋＷ、１，９１３ｋＷに対して、表４では１，６７１ｋＷと同等、または低くなる。
また、図４の装置では、第１塔３の操作圧力が２，０６５ｋＰａＡで、図１〜３の２，３５０ｋＰａＡ、２，６００ｋＰａＡ、３，２０６ ｋＰａＡの何れよりも低く抑えることができている。これによって、分離効率が良くなり、塔内負荷を下げられ、かつ、第１塔３の肉厚を薄くすることができる。
第１塔頂ガスの流量を比較すると、表４の１０，９２１ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒは、表１の１０，５５５ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒと同等で、表２、３の１２，４０４ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒ、１２，１０７ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒよりも低い。

図４の装置では、主に下記の２つの要因によって分離効率を改善している。
第１に、図１、２の一塔式の装置を二塔式にすることによって第１塔３を相対的に小さくしている。第１塔３でエタンを完全に蒸発させるのではなく、第２塔１４へエタン液のリークを許容することで、第１塔３の塔内負荷を下げている。
第２に、図３の二塔式の装置に比べて、第２塔１４に第２塔頂凝縮器１１を設置することで第２塔頂ガス中のプロパン濃度を下げることができる。これにより、第１塔３への第２還流液中のプロパン濃度を下げることができる（図３の２７では６．９モル％のところを図４の第３還流液ライン２９では０．６モル％になる）。
第２還流液の質が良くなるため、その分第１還流液（図３、４において２４）の量を図３の１，５６２ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒから図４の３７８ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒに下げることができ、第１塔頂ガスライン２２の第１塔頂ガスを図３の１２，１０７ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒから図４の１０，９２１ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒに下げることができる。
第１塔頂ガス流量が少ないことで、全凝縮に必要な冷熱負荷が減り、第１塔３の操作圧力を図３の３，２０６ ｋＰａＡに対して、図４の２，０６５ ｋＰａＡまで下げても第１塔頂ガスを全凝縮できる。第１塔３を低い操作圧力とすることで、分離効率が上がり、第１塔３の塔内負荷を下げられる。また、第１塔３の圧力容器として必要になる肉厚を薄くすることができる。

（２）図５の装置と分離回収方法
図５に示す分離回収装置は、図４に示す分離回収装置における第１塔還流ポンプ６を除いたほかは実質的に同じものである。
但し、第１塔頂凝縮器２から第１塔頂凝縮液の採取口５０までが第１塔還流ドラム９とＬＮＧ製品ポンプ１０が配置された第１塔頂凝縮液ライン２２ａ、２２ｂと製品ＬＮＧ払出しライン２５で接続されている。
ＬＮＧ製品ポンプ１０と第１塔頂凝縮液の採取口５０の間から第１塔３に接続された第１還流液ライン２４が分岐されている。このため、第１塔還流ポンプ６は設置されていないが、ＬＮＧ製品ポンプ１０と第１還流液ライン２４を利用して第１塔頂凝縮液を還流液として第１塔３に戻すことができるようになっている（工程（ｇ）の変形実施形態）。
第２塔頂ガスであるエタンは、第１塔３の冷熱を利用することで全凝縮して、一部は還流液として第２塔１４の塔頂に供給され、残部は第２還流液として第１塔３に戻される。第１塔３に戻されたエタン液（リサイクルエタン液）は、プロパン以上の炭化水素を吸収して濃縮することで、第１塔３における分離が容易になるように作用する。
このため、図５に示す分離回収装置のように図４に示す分離回収装置から第１塔還流ポンプ６を除いて第１塔３の塔頂への第１還流液量を減少させても、プロパン回収率を高い状態で維持することができる。
図５の物質収支、回収率、エネルギー消費量を表５にまとめる。

表５のプロパン回収率は９９．５０％で表４と同じである。
一方で、第１塔還流ポンプ６を削除し、代わりにＬＮＧ製品ポンプ１０にて昇圧したＬＮＧの一部を第１塔３の還流液として供給するため、ポンプ動力の総和が表５では１，７０３ｋＷと表４の１，６７１ｋＷに比べて２％増加している。
また、図５では余分な昇圧で第１還流液の温度が高くなるため、その分第１塔底リボイラー４の熱負荷が１０，４９７ｋＷから１０，４４３ｋＷに０．５％低下している。図４と図５の装置形態の選択は、消費エネルギー費用と設備初期投資費用の兼ね合いで決まるため、個別のケース毎に異なる。

（３）図６の装置と分離回収方法
図６に示す分離回収装置は、ＬＮＧ供給源（ＬＮＧ受入基地）からＬＮＧを流す上流側から下流側に向かって、原料ＬＮＧポンプ１、第１塔頂凝縮器２、第１塔底リボイラー４、サイドリボイラー５を備えた第１塔（第１蒸留塔）３、および第２塔頂凝縮器１１、第２塔底リボイラー１５を備えた第２塔（第２蒸留塔）１４を含む分離回収に必要な処理装置が配置されている。
各処理装置の間は、ステンレスなどの鋼管からなるラインで接続されており、各ラインおよびラインの分岐部分には、必要に応じて調節弁、開閉弁、流量センサー、圧力センサー、温度センサーなどの各種センサーなどが配置されていてもよい。

第１塔（第１蒸留塔）３は、原料ＬＮＧから主としてメタンを含む第１塔頂ガスと、エタンとプロパン以上の炭化水素を含む第２塔底液を分離するためのものである。
第１塔３の塔底部には、第１塔底リボイラー４とサイドリボイラー５が取り付けられている。第１塔底リボイラー４は、スチーム、熱媒油などを加熱に利用した公知の熱交換器を使用することができる。

第２塔（第２蒸留塔）１４は、第１塔３で分離された第１塔底液から、第２塔頂ガスと、プロパン以上の炭化水素を含む第２塔底液を分離するためのものである。
第２塔１４の塔底部には、第２塔底リボイラー１５が取り付けられている。第２塔底リボイラー１５は、スチーム、熱媒油などを加熱に利用した公知の熱交換器を使用することができる。

第１塔３と第２塔１４で使用する蒸留塔は公知の多段蒸留塔を使用することができ、多段蒸留塔は棚段塔と充填塔のいずれでもよく、連続式が好ましい。
蒸留塔の理論段数は特に制限されるものではないが、５段以上が好ましく、１０段以上がより好ましい。

ＬＮＧの供給源（ＬＮＧ供給基地）から第１塔３までが原料ＬＮＧ供給ライン２１で接続されている。原料ＬＮＧ供給ライン２１、２１ａ、２１ｂには、上流側から順に原料ＬＮＧポンプ１と第１塔頂凝縮器２が配置されている。
ＬＮＧ供給ライン２１ｂは、第１塔３の中段付近に接続されている。第１塔３の中段付近とは、例えば第１塔３が１５段であるときは５〜１０段の範囲であり、第２塔１４においても同じである。

第１塔３の塔頂部から第１塔頂凝縮器２までが第１塔頂ガスライン２２で接続されている。第１塔頂凝縮器２は、第１塔３の塔頂部から送られてきた第１塔頂ガスを全凝縮して液化するためのものである。
第１塔頂凝縮器２の内部において原料ＬＮＧ供給ライン２１ａと第１塔頂ガスライン２２は、それらの内部を流れる第１塔頂ガスと原料ＬＮＧが互いに熱交換され、第１塔頂ガスが全凝縮されて液化されて第１塔頂凝縮液を生成させるように接触されている。

第１塔頂凝縮器２から第１塔頂凝縮液の採取口５０までは、第１塔頂凝縮液を輸送するための第１塔頂凝縮液２２ａ、２２ｂで接続されている。第１塔頂凝縮液２２ａ、２２ｂには、第１塔還流ドラム９、ライン２２ｂとＬＮＧ製品ポンプ１０が配置され、ＬＮＧ製品ポンプ１０と第１凝縮液（ＬＮＧ製品）の採取口５０は、ＬＮＧ製品の払い出しライン２５で接続されている。
第１凝縮液（ＬＮＧ製品）の採取口５０は、ＬＮＧ供給源（ＬＮＧ基地）に接続され、前記ＬＮＧ基地から各ユーザーに送られる。

第１塔３の塔底部から第２塔１４までは、第１塔３で分離された第１塔底液ライン２６で接続されている。
第２塔１４には、第２塔１４の塔頂部から出て第２塔１４の塔上部一段目に戻される第２還流液ライン２７が接続されている。

第２還流液ライン２７は、第２塔１４の塔頂部から順に第２塔頂凝縮器１１、第２塔還流ドラム１２、第２塔還流ポンプ１３を経て第２塔１４の塔上部に戻されるラインである。
さらに第２塔還流ポンプ１３と第２塔１４の間のラインと第１塔３の塔頂部は、第１塔頂凝縮器２を介してリサイクルエタンの第３還流液ライン２９で接続されている。

第２塔頂凝縮器１１とサイドリボイラー５の間は、不凍液（中間熱媒体）を循環させるための第１循環ライン４１ａと第２循環ライン４１ｂで接続されている。
第１循環ライン４１ａは、第２塔頂凝縮器１１からサイドリボイラー５に不凍液（中間熱媒体）を流すラインであり、第２循環ライン４１ｂは、サイドリボイラー５から第２塔頂凝縮器１１に不凍液（中間熱媒体）を流すラインである。
不凍液（中間熱媒体）としては、メタノール、エタノール、モノエチレングリコールなどを使用することができる。

第２塔１４の塔底部には、第２塔底液の採取ライン３０が接続されている。
第２塔底液はＬＰＧ留分を含んでいるものであり、製品ＬＰＧとして採取される。

次に図６に示す分離回収装置を使用したＬＰＧ留分を含む炭化水素の分離回収方法を説明する。
原料ＬＮＧ２１は、−１５０℃以下（約−１５９℃）でＬＮＧ供給源（ＬＮＧ受入基地）からＬＮＧ供給ライン２１を利用して第１塔３の中段部に送液する。ただし、約−１５９℃で送液するのは運転開始直後であり、定常運転時には第１塔頂凝縮器２にいて第１塔３から送られた第１塔頂ガスと約−１５９℃の原料ＬＮＧが熱交換されるため、−９６℃で第１塔３に送液する。
このとき、原料ＬＮＧポンプ１にて昇圧して、操作圧力１，９５５ｋＰａＡの第１塔３に送液する。

第１塔３内にて原料ＬＮＧが蒸留される過程において、原料ＬＮＧと原料ＬＮＧが気化した蒸気が気液接触を繰り返すことで、低沸点留分であるメタンと一部エタンを含む第１塔頂ガスは塔頂部に物質移動し、高沸点留分である残部エタンとプロパン以上の炭化水素を含む第１塔底液は塔底部に物質移動して分離される。
第１塔頂ガス（約−７７℃）は、第１塔頂ガスライン２２により第１塔頂凝縮器２に供給され、原料ＬＮＧ２１ａと熱交換することで−１０６℃に冷却され、全凝縮されて液体（第１塔頂凝縮液）になる。このとき、原料ＬＮＧ２１ａは−９６℃に昇温されて、第１塔３に送液される。
第１塔頂凝縮液（−１０６℃）は、第１塔頂凝縮液ライン２２ａ、２２ｂから第１塔還流ドラム９を通り、ＬＮＧ製品ポンプ１０にてライン圧力９，４１１ｋＰａＡに昇圧され、払い出しライン２５を通り、−９８℃で第１塔頂凝縮液の採取口５０からＬＮＧ受入基地に返送される。

第１塔３の第１塔底液は、第１塔底リボイラー４によって熱を与えられ、Ｃ２／Ｃ３モル比０．８の条件で３１℃となる。
第１塔底液は、第１塔底液ライン２６により第２塔１４に供給される。
第２塔１４では、第２塔リボイラー１５で熱を与え、エタン留分を蒸発させ、塔底の製品ＬＰＧ（第２塔底液）中のＣ２／Ｃ３モル比を０．０２以下とする。製品ＬＰＧ（第２塔底液）は、操作圧力１，４１０ｋＰａＡの条件で５０℃となる。
製品ＬＰＧ（第２塔底液）は、採取ライン３０を経て製品ＬＰＧ採取口５１から採取され利用される。

第２塔１４の第２塔頂ガス（エタンガス）は、−２０℃で第２還流液ライン２７の第２塔頂凝縮器１１に供給され、−２２℃に冷却されて全凝縮される。
第２塔頂ガスが全凝縮して得られたエタン液は、第２塔還流ポンプ１３を介して、その一部が第２塔１４の還流液として供給され、残部は第２還流液として第１塔頂凝縮器２に戻されて−９１℃まで過冷却された後、第１塔３に戻される。
第１塔３に戻されたエタン液（リサイクルエタン液）は、プロパン以上の炭化水素を吸収して濃縮することで分離が容易になるように作用する。
このため、第１塔３の塔頂への第１塔頂凝縮液の第１還流液（図４、５のライン２４）を無くしても、プロパン回収率を高い状態で維持することができる。

図６に示す分離回収装置では、第２塔１４の第２塔頂凝縮器１１の冷熱源として、第１塔３内部の液の冷熱を利用することで外部冷凍なしのシステムとしている。
第１塔３の塔内温度の冷熱は第２塔の塔頂ガスを冷却するのに十分低いため、サイドリボイラー５と第２塔頂凝縮器１１を循環する、第１循環ライン４１ａと第２循環ライン４１ｂで中間熱媒体を循環させて熱交換を行うこととしている。
また、サイドリボイラー５は、第１塔底リボイラー４の熱負荷を下げることにも寄与している。

図６に示す分離回収装置の物質収支、回収率、エネルギー消費量を表６にまとめる。
原料ＬＮＧの組成、流量、温度、圧力といった条件は前述の図１〜図３で用いたものと同じものを使用して物質収支、回収率、エネルギー消費量を計算している。

表６のプロパン回収率は９９．５０％で表４と同じである。
一方で第１塔還流ポンプ６を削除し、代わりに第２塔１４からの第３還流液ライン２９のリサイクルエタン量を図４の１５５ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒから２５２ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒに増やすことでプロパン回収率を９９．５０％に維持している。
ポンプ動力の総和は、表６では１，６４６ｋＷで、表４の１，６７１ｋＷとほぼ同等である。
また、図６では第３還流液ライン２９のエタンリサイクル量を増やすため、第１塔３のＣ２／Ｃ３モル比を０．８に増やしていることから、第１塔底リボイラー４の熱負荷が図４の１０，４９７ｋＷから９，５２６ｋＷに９％低下している。
そのため、エタンのリーク量を増やすことで第２塔１４が若干大きくなるものの、第１塔３を図４に比べて小さくできる。従って、図６は図４と同等なエネルギー消費量で設備初期投資費用を下げることができるものと考えられる。

（４）図７の装置と分離回収方法
図７の分離回収装置は、図６の分離回収装置において原料ＬＮＧセパレーター１６を追加し、それに伴い一部ラインを変更したことを除いては、図６の分離回収装置と同じものである。

原料ＬＮＧセパレーター１６は、第１塔頂凝縮器２と第１塔３の間に配置されている。原料ＬＮＧセパレーター１６において、第１塔頂凝縮器２で加熱されて気液二相の混合物となった原料ＬＮＧは、気相部分と液相部分に分離される。
原料ＬＮＧセパレーター１６の頂部から第１塔頂ガスライン２２までが原料ＬＮＧセパレーター１６で分離された加熱された原料ＬＮＧの気相が流れる気相ライン３１で接続されている。
原料ＬＮＧセパレーター１６の底部から第１塔３までが、原料ＬＮＧセパレーター１６により分離された液相を輸送するための液相ライン３２で接続されており、分離した液相を液相ライン３２から第１塔３の中段に供給する（工程（ｉ））。
図７の装置を使用することで、原料ＬＮＧセパレーター１６を第１塔３の上流に配置して、気液分離した気相（第１塔頂ガス）を第１塔３に通さずバイパスさせて、第１塔頂ガスライン２２において第１塔３からの第１塔頂ガスと混合することにより、第１塔３の塔内負荷を下げることができる（工程（ｊ））。

図７に示す分離回収装置の物質収支、回収率、エネルギー消費量を表７にまとめる。
原料ＬＮＧの組成、流量、温度、圧力といった条件は前述の図１〜図３で用いたものと同じものを使用して物質収支、回収率、エネルギー消費量を計算している。

表７のプロパン回収率は９８．２８％で表６の９９．５０％より若干低い。ブタン回収率についても表５では１００．００％だったものが９９．６５％と低くなっている。
これは、第１塔３をバイパスする原料ＬＮＧセパレーター１６の上部蒸気からプロパン、ブタンが若干ロスしたことを意味している。
表７の場合、第１塔３へ供給される原料ＬＮＧ３２流量は、４，７６２ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒで、表６の原料ＬＮＧ２１流量１０，９７９ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒの４３％に過ぎない。したがって、第１塔３の負荷を下げ、サイズを小さくすることができる。
ポンプ動力の総和は、表７では１，６８３ｋＷで、表６の１，６４６ｋＷとほぼ同等である。
また、図７では第３還流液ライン２９により送るリサイクルエタン量を増やしているため、第１塔３の塔底液が６８８ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒから７４５ ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒに増え、第２塔１４の負荷が上がっている。第１塔頂凝縮器２で原料ＬＮＧ中の冷熱をより多くリサイクルエタンに供給する必要があるため、第１塔３の塔頂ガスに使える原料ＬＮＧ２１ａ冷熱が減っている。
その結果、第１塔の塔頂ガスを全凝縮させるため、第１塔３の操作圧力を図５の２，０８８ｋＰａＡに比べて、図７では２，１８０ｋＰａＡに上げなければならない。
そのため、第１塔３での分離効率も若干下がり、結果としてリボイラー熱負荷の総和は１２，４７３ｋＷとなり、図６の１１，９０５ｋＷに対して５％程増加している。
しかしながら、第１塔頂ガスライン２２の第１塔頂ガスの流量を比較すると、図６の１０，５４３ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒに対して図７では４，３３１ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒと４１％まで削減することができる。図６と図７の装置形態の選択は、製品ＬＰＧによって回収される費用と設備初期投資費用の兼ね合いで決まるため、個別のケース毎に異なる。

本発明の装置のその他の実施形態として、図４〜図７の原料ＬＮＧライン２１に原料ＬＮＧ予熱器を設置する実施形態がある。
原料ＬＮＧ予熱器の熱源として海水など低位レベルの溶液を使用することで、第１塔３の第１塔底リボイラー４で必要となる高位レベルの熱源の負荷を下げることが可能になる（工程（ｋ））。
また、製品ＬＰＧから熱回収して原料ＬＮＧを予熱し、第１塔３の第１塔底リボイラー４の負荷を下げることも可能になる（工程（ｌ））。
原料ＬＮＧの組成が軽くなる程、第１塔頂凝縮器２での全凝縮が難しくなるため、組成に応じて第１塔３の操作圧力を調整する必要がある。
また、第２塔頂凝縮器１１に必要な冷熱は、第１塔３の中段の内部液との熱交換により与えているが、その代りに、例えばエタン、エチレン、プロパン、プロピレンなどの外部冷媒を使用して冷熱を与えてもよい。
また、本発明では原料ＬＮＧに含まれるすべてのエタンを製品ＬＮＧ中に残し、エタン回収を全くしない場合の計算結果を示しているが、第２塔１４から第１塔３へのエタンリサイクル量を減らし、残りのエタンを製品として払い出す部分的なエタン回収も可能である。第１塔３の塔頂ガスを全凝縮させるため、エタンリサイクル量によって第１塔３の操作圧力を調整すればよい。
また、本発明は二塔式の装置構成をとっているが、装置の設置面積が狭い場合には、第１塔３と第２塔１４を縦方向に配置して双方をつなげることで、見た目は一塔式であるかのような装置構成とすることも可能である。
本発明は、ＬＮＧからプロパン、ブタンを従来技術に比べて効率的に分離・回収することができ、塔内負荷、エネルギー消費量を従来技術に比べて減らすことができる。
図４〜図７に本発明の好適な形態を説明するための例を示したが、本発明はこれらに限定されるものではなく、請求項に示す技術的な根幹を保持しつつ、原料ＬＮＧ組成や諸条件に応じてその形態を調整した場合も含まれる。

本発明の分離回収装置は、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置として利用することができる。

１ 原料ＬＮＧポンプ
２ 第１塔頂凝縮器
３ 第１塔
４ 第１塔底リボイラー
５ 第１塔サイドリボイラー
６ 第１塔還流ポンプ
９ 第１塔還流ドラム
１０ ＬＮＧ製品ポンプ
１１ 第２塔頂凝縮器
１２ 第２塔還流ドラム
１３ 第２塔還流ポンプ
１４ 第２塔
１５ 第２塔リボイラー
１６ 原料ＬＮＧセパレーター

Claims (20)

1. ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置であって、
   前記装置が、ＬＮＧ供給源からＬＮＧを流す上流側から下流側に向かって、第１塔頂凝縮器(2)、第１塔底リボイラー(4)、サイドリボイラー(5)を備えた第１塔(3)と、
   第２塔頂凝縮器(11)、第２塔底リボイラー(15)を備えた第２塔(14)を有しており、
   前記第１塔(3)において、原料ＬＮＧがメタンとエタンを含む第１塔頂ガスと、残留エタンとプロパン以上の炭化水素を含む第１塔底液に分離され、
   前記第２塔(14)において、前記第１塔底液が第２塔頂ガスと、プロパン以上の炭化水素を含む第２塔底液に分離されるものであり、
   ＬＮＧの供給源から前記第１塔(3)までが前記第１塔頂凝縮器(2)が配置された原料ＬＮＧ供給ライン(21、21a、21b)で接続されており、
   前記第１塔(3)の塔頂部から前記第１塔頂凝縮器(2)までが前記第１塔頂ガスライン(22)で接続されており、
   前記第１塔頂凝縮器(2)に前記第１塔頂凝縮器(2)において全凝縮された第１塔の塔頂ガスを払い出す第１塔頂凝縮液ライン（22a,22b）が接続されており、
   前記第１塔頂凝縮液ライン（22a,22b）の下流はＬＮＧ製品ポンプ（10）と接続され、さらにＬＮＧ製品ポンプ（10）の下流に前記第１塔頂凝縮液を製品ＬＮＧとして払い出す製品ＬＮＧ払出しライン（25）が接続されており、
   前記第１塔(3)の塔底部から前記第２塔(14)まで接続する前記第１塔底液を輸送するための第１塔底液ライン(26)が接続されており、
   前記第２塔(14)には、第２塔の塔頂から第２塔頂ガスが払い出され、払い出された第２塔(14)の塔頂部から出て第２塔(14)の塔上部に戻される第２還流液ライン（27，28）が接続されており、
   前記第２還流液ライン（27、27a、27b、28）が、第２塔(14)の塔頂部から第２塔頂ガスを払出し、順に第２塔頂凝縮器(11)で凝縮塔頂ガスを得、第２塔還流ドラム(12)、第２塔(14)の塔上部に戻されるラインであり、さらに前記第２塔還流ポンプ(13)と前記第２塔(14)の塔上部の間から前記第１塔(3)までが前記凝縮塔頂ガス（エタン）を第１塔(3)に戻す第３還流液ライン(29)で接続されており、
   第２塔(14)の塔底部には前記第２塔底液をＬＰＧとして採取するＬＰＧ採取ライン(30)が接続されているものである、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置。
2. ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置であって、
   前記装置が、ＬＮＧ供給源からＬＮＧを流す上流側から下流側に向かって、第１塔頂凝縮器(2)、第１塔底リボイラー(4)、サイドリボイラー(5)を備えた第１塔(3)と、第２塔頂凝縮器(11)、第２塔底リボイラー(15)を備えた第２塔(14)が配置されており、
   前記第１塔(3)において、原料ＬＮＧがメタンとエタンを含む第１塔頂ガスと、残留エタンとプロパン以上の炭化水素を含む第１塔底液に分離され、
   前記第２塔(14)において、前記第１塔底液が第２塔頂ガスと、プロパン以上の炭化水素を含む第２塔底液に分離されるものであり、
   ＬＮＧの供給源から前記第１塔(3)までが前記第１塔頂凝縮器(2)が配置された原料ＬＮＧ供給ライン(21、21a、21b)で接続されており、
   前記第１塔(3)の塔頂部から前記第１塔頂凝縮器(2)までが前記第１塔頂ガスを輸送するための第１塔頂ガスライン(22)で接続されており、
   前記第１塔頂凝縮器(2)に、前記第１塔頂凝縮器(2)において全凝縮された第１塔の塔頂ガスを払い出す第１塔頂凝縮液ライン（22a,22b）が接続されており、
   前記第１塔頂凝縮液ライン（22a,22b）の下流の一部は第１塔還流ポンプ（6）と接続され、第１塔還流ポンプ（6）は第１塔に還流液を供給するための第１還流液ライン（24）と接続されており、
   前記第１塔頂凝縮液ライン（22a,22b）の下流の残部はＬＮＧ製品ポンプ（10）と接続され、さらにＬＮＧ製品ポンプ（10）の下流に前記第１塔頂凝縮液を製品ＬＮＧとして払い出す製品ＬＮＧ払出しラインと接続されており、
   前記第１塔(3)の塔底部から前記第２塔(14)までが前記第１塔底液を輸送するための第１塔底液ライン(26)と接続されており、
   前記第２塔(14)には、第２塔(14)の塔頂から第２塔頂ガスが払い出され、払い出された第２塔(14)の塔頂部から出て第２塔（14）の塔上部に戻される第２還流液ライン（27、28）が接続されており、
   前記第２還流液ライン(27、28)が、第２塔（14）の塔頂部から第２塔頂ガスを払い出し、順に第２塔頂凝縮器(11)で凝縮塔頂ガスを得、第２塔還流ドラム(12)、第２塔（14）の塔上部に戻されるラインであり、さらに前記第２塔還流ポンプ(13)と前記第２塔(14)の塔上部の間から前記第１塔（3）までが前記凝縮塔頂ガス（エタン）を第１塔（3）に戻す第３還流液ライン(29)で接続されているものであり、
   第２塔(14)の塔底部には前記第２塔底液をＬＰＧとして採取するＬＰＧ採取ライン(30)が接続されているものである、ＬＮＧからＬＰＧ留分を含む炭化水素を分離回収するための装置。
3. 前記第２塔(14)で凝縮塔頂ガスを得る前記第２塔頂凝縮器（11）が、第２塔頂ガスと第１塔の内部液と熱交換して完全凝縮させるためのものである、請求項１または２記載の装置。
4. 前記第２塔で凝縮塔頂ガスを得る前記第２塔頂凝縮器（11）が、前記サイドリボイラーで不凍液である中間熱媒体と熱交換して第１塔の冷熱を得、冷熱を得た該中間熱媒体が第２塔頂凝縮器において前記第２塔頂ガスを冷却することで該第２塔頂ガスを全凝縮させるためのものである、請求項３記載の装置。
5. 前記中間熱媒体がメタノール、エタノール、モノエチレングリコールから選ばれるものである、請求項４記載の装置。
6. 前記第２塔で凝縮塔頂ガスを得る塔頂凝縮器（11）が、エタン、エチレン、プロパン、プロピレンから選ばれる外部冷媒を使用して前記第２塔頂ガスを全凝縮させるためのものである、請求項１または２記載の装置。
7. 前記第２塔の凝縮塔頂ガス（エタン）の一部が、前記第１塔において該原料液化天然ガスと熱交換して過冷却させてから該第１塔に導入されるものである、請求項１〜６のいずれか１項記載の装置。
8. さらに前記第１塔頂凝縮器（2）から得られる該気液二相流を気液分離するためのセパレーターを有し、該気液分離から得られた液相を第１塔に供給するライン、該気液分離から得られた気相を前記第１塔頂ガスに混合するラインを有しているものである、請求項１〜７のいずれか１項記載の装置。
9. 全凝縮された前記第１塔頂ガスが、第一還流ポンプではなく、製品ＬＮＧ製品ポンプ(10)を介してその一部が第１塔の第１還流液として供給されるものである、請求項２〜８のいずれか１項記載の装置。
10. さらに前記第１塔底リボイラー４の負荷を下げるため、海水など低位レベルの熱源を使用した原料ＬＮＧ予熱器を有し、製品ＬＰＧの熱を利用して原料ＬＮＧを予熱する冷熱回収器を有しているものである、請求項１〜９のいずれか１項記載の装置。
11. メタンおよびエタンと、少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、メタンおよびエタンが富化された液体画分と、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分とに分離する、炭化水素の分離方法であって、
    （ａ）該原料液化天然ガスを第１塔頂凝縮器において加熱することにより、該原料液化天然ガスを部分的に蒸発させて、気液二相流を得る工程；
    （ｂ）該気液二相流を第１塔の中段に供給し、該第１塔によって、供給した該気液二相流を、メタンおよびエタンが富化された第１塔頂ガスと、該炭素数３以上の炭化水素が富化された第１塔底液とに分離する工程；
    （ｃ）第２塔によって、該第１塔底液を、エタンが富化された第２塔頂ガスと、該炭素数３以上の炭化水素が富化された第２塔底液とに分離する工程；
    （ｄ）該第２塔頂ガスを第２塔頂凝縮器で完全凝縮させて第２塔頂ガス凝縮液を得る工程；
    （ｅ）該第２塔頂ガス凝縮液の一部を、該第１塔に供給し、残部を該第２塔に還流する工程；
    （ｆ）該第１塔頂凝縮器において、該原料液化天然ガスとの熱交換によって、工程（ｂ）から得られる該第１塔頂ガスを全凝縮させて、第１塔頂ガス凝縮液を得る工程；
    （ｇ）工程（ｆ）から得られる液体流の全部もしくは一部を、該メタンおよびエタンが富化された液体画分として払い出す工程；ならびに、
    （ｈ）該第２塔底液を、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分として払い出す工程を含む、炭化水素の分離方法。
12. 工程（ｇ）において、工程（ｆ）から得られる第１塔頂ガス凝縮液の一部を前記メタンおよびエタンが富化された液体画分として払い出し、かつ残部を、前記第１塔に還流液として供給する工程を有する、請求項１１記載の方法。
13. 工程（ｄ）において第２塔頂ガスは第１塔の内部液と熱交換して完全凝縮される請求項１１または１２記載の方法。
14. 工程（ｄ）の熱交換は、該サイドリボイラーで不凍液である中間熱媒体で熱交換して第１塔の冷熱を得、冷熱を得た該中間熱媒体が第２塔頂凝縮器において該第２塔頂ガスを冷却することで該第２塔頂ガスを全凝縮させる請求項１３記載の方法。
15. 該中間熱媒体がメタノール、エタノール、モノエチレングリコールから選ばれる請求項１４記載の方法。
16. 工程（ｄ）において第２塔頂ガスはエタン、エチレン、プロパン、プロピレンから選ばれる外部冷媒を使用して完全凝縮される請求項１１または１２記載の方法。
17. 工程（ｅ）で該第１塔に供給する該第２塔頂ガス凝縮液は、該原料液化天然ガスと熱交換して過冷却されてから該第１塔に導入する請求項１１〜１６のいずれか１項記載の方法。
18. 工程（ｉ）において工程（ａ）から得られる該気液二相流を気液分離し、工程（ｂ）は該気液分離から得られた液相を第１塔に供給し、かつ、工程（ｊ）において該気液分離から得られた気相を前記第１塔頂ガスに混合する工程を有する請求項１１〜１７のいずれか１項に記載の方法。
19. 工程（ｇ）において、前記第１塔頂ガスを全凝縮させた後、第１還流ポンプではなくＬＮＧ製品ポンプを介してその一部を第１塔の第１還流液として供給する請求項１２〜１８のいずれか１項記載の方法。
20. 工程（ａ）において、第１塔底リボイラー４の負荷を下げることを意図して、
    （ｋ）海水など低位レベルの熱源を使用した原料ＬＮＧ予熱器を有する工程、
    （ｌ）製品ＬＰＧの熱回収を利用した冷熱回収器にて原料ＬＮＧを予熱する工程
    を有する請求項１１〜１９のいずれか１項記載の方法。

Images