JP4659334B2 - 天然ガスの低温処理におけるｌｎｇ製造法 - Google Patents

Description

発明の背景
本発明は、メタン純度の高い液化天然ガス（ＬＮＧ）を製造するために天然ガスを処理する方法に関する。特に、本発明は、低温法を使用して液化石油ガス（ＬＰＧ）および／または天然ガス液（ＮＧＬ）を回収する天然ガス処理プラントへの統一的なＬＮＧの共生産に対して非常に最適である。

天然ガスは典型的には地下の埋蔵箇所に掘削した井戸から回収される。これには、通常、メタンが主に含まれる。すなわち、メタンはガスのうち少なくとも５０モル％からなる。特定の地下埋蔵箇所によるが、天然ガスはエタン、プロパン、ブタン、ペンタン等の重炭化水素、並びに水、水素、窒素、二酸化炭素、および他のガス量が比較的少ない。

殆どの天然ガスはガス状態で取り扱われる。源泉からガス処理プラントおよびさらに天然ガス消費者への天然ガス輸送の極普通の方法は、高圧ガス移送パイプラインである。しかし、多くの状況下では、移送または使用のために天然ガスを液化する必要性および／または要望があった。例えば、遠隔地では、天然ガスをマーケットに都合よく移送することができるパイプライン設備がないことが多い。このような場合には、ガス状態の天然ガスに比べてかなり比体積の小さいＬＮＧにより、貨物船および輸送トラックを使用したＬＮＧの配送が可能になり、輸送コストを大幅に低下させることができる。

天然ガスの液化に有利な別の状況としては、自動車燃料としての使用に対してである。大都市地域では、利用可能なＬＮＧの経済的な供給源がある場合には、ＬＮＧにより駆動できるバス、タクシー、トラック等の車両がある。このようなＬＮＧ燃料車両により大気汚染がかなり低減される。これは、高分子量炭化水素を燃焼させるガソリンおよびディーゼルエンジンにより駆動されるより小さい自動車に比べた場合、天然ガスはクリーンな燃焼特性を有するからである。さらに、ＬＮＧが高純度（すなわち、９５モルパーセント以上のメタン純度）の場合、生成される二酸化炭素（グリーンハウスガス）量は、メタンの炭素：水素の比は、他の全ての炭化水素燃料に比べて低いので、かなり少なくなる。

本発明は、一般的には、エタン、プロパン、ブタン、および重炭化水素成分等の天然ガス液（ＮＧＬ）をも生成する低温ガス処理プラントにおける同時生成物としての天然ガスの液化に関する。本発明で処理される天然ガス流れの典型的な分析結果は、およそのモルパーセントにおいて、９２．６％のメタン、４．７％のエタンおよび他のＣ_２成分、１．０％のプロパンおよび他のＣ_３成分、０．２％のイソブタン、０．２％のノルマルブタン、０．１％のペンタン、および残部は窒素および二酸化炭素である。イオウ含有ガスが含まれることもある。

天然ガスを液化する方法は多く知られている。このような多くの処理方法を概観するために、例えば、Ｆｉｎｎ，Ａｄｒｉａｎ Ｊ．， Ｇｒａｎｔ Ｌ． Ｊｏｈｎｓｏｎ， およびＴｅｒｒｙ Ｒ． Ｔｏｍｌｉｎｓｏｎ，「海外における中規模プラントのためのＬＮＧテクノロジー（“ＬＮＧ Ｔｅｃｈｎｏｌｏｇｙ ｆｏｒ Ｏｆｆｓｈｏｒｅ ａｎｄ Ｍｉｄ−Ａｃａｌｅ Ｐｌａｎｔ”）」，ガス処理業者協会第７９回年会会報、４２９〜４５０頁、ジョージア州アトランタ、２０００年、３月１３〜１５日がある。米国特許第５，３６３，６５５号、第５，６００，９６９号、第５，６１５，５６１号が関連する処理方法を開示する。これらの方法は、一般に、天然ガスを（水および二酸化炭素およびイオウ化合物等の問題の化合物を除去することによる）精製し、冷却し、凝縮し、および膨張する工程が必要である。天然ガスの冷却および凝縮は多くの種々の方法で達成される。「カスケード冷凍」は、プロパン、エタンおよびメタン等の連続的なより低い沸点を有する幾つかの冷媒と天然ガスの熱交換を行う。代替物として、この熱交換は、幾つかの異なる圧力レベルで冷媒を蒸発させることにより単一の冷媒を使用して達成できる。「多成分冷凍」は、複数の単一成分冷媒の代りに、幾つかの冷媒成分からなる単一冷媒流体と天然ガスの熱交換が必要である。天然ガスの膨張は（例えば、ジュール−トムソン膨張を使用して）等エンタルピー的にかつ（仕事−膨張タービンを使用して）等エントロピー的に達成できる。

これらの方法のいずれかは自動車グレードのＬＮＧを製造するために使用できるが、これらの方法にかかる資本および操作コストは一般に、このような設備の設置を不経済にしてきた。例えば、液化の前に、水、二酸化炭素、イオウ化合物等を天然ガスから除去するために必要な精製工程は、使用する冷凍サイクルの駆動のために、このような整備においてかなりの資本および操作コストがかかる。これにより、発明者らは天然ガスからＮＧＬを回収するために使用される低温ガス処理プラントへＬＮＧ製造を統合する可能性を調査することにした。このような統合的ＬＮＧ製造法は別のガス精製設備およびガス圧縮ドライバーに対する必要性を削減するであろう。さらに、ＬＮＧ液化のための冷却／凝縮をＮＧＬ回収のために必要なプロセス冷却に統合するための潜在性のために、ＬＮＧ液化法における有意な効率的改良が導かれた。

本発明では、９９％より高いメタン純度のＬＮＧが、必要なエネルギーを増加することなく、かつＮＧＬ回収レベルを低下することなく、低温ＮＧＬ回収プラントから同時生成できることがわかった。本発明は、より低圧より高温で適用できるが、供給ガスが、華氏−５０度［摂氏−４６度］以下のＮＧＬ回収カラムオーバーヘッド温度を必要とする条件下で４００〜１５００ｐｓｉａ［２，７５８〜１０，３４２ｋＰａ（ａ）］の範囲以上である場合に特に有利である。本発明の装置では、コントロール手段は、蒸留カラムのオーバーヘッド温度を、より一層重質の炭化水素の成分の主要部分が液体ストリーム、及び液体蒸留ストリームにおいて回収される温度に維持するために、部分的に凝縮させた天然ガスストリームの温度及び蒸留カラムへの供給ストリームの量及び温度を調節するのに適合する。

図面の説明において、代表的なプロセス条件について計算した流速を表に纏める。表では、流速に対する値は便宜のために最も近い整数に四捨五入した。表に示された合計流速は全非炭化水素成分を含み、したがって、炭化水素成分に対する流速の合計より一般に大きい。示された温度は、最近似の温度に四捨五入したおよその値である。図面に示されたプロセスを比較する目的で行ったプロセス設計計算は、周囲から（または周囲へ）プロセスへ（またはプロセスから）熱がもれないという仮定に基づくことに留意する必要がある。市販の絶縁材料の質から、これが非常に理論的な仮定とされ、これは当業者により典型的に作られる。

便宜のために、プロセスパラメータを、伝統的なブリティッシュ単位および国際単位系（ＳＩ）の単位の両方で報告する。表に示されたモル流速は１時間あたりポンドモルまたは１時間あたりキログラムモルのいずれかとして解釈できる。馬力（ＨＰ）および／または１時間あたりの千ブリティッシュ熱単位（ＭＢＴＵ／Ｈ）として報告されたエネルギー消費は、１時間あたりのポンドモルにおける表示モル流速に相当する。キロワット（ｋＷ）で報告されたエネルギー消費は１時間あたりのキログラムモルにおける表示流速に相当する。１日あたりのガロン（ガロン／Ｄ）および／または１時間あたりのポンド（Ｌｂｓ／時）で報告されたＬＮＧ製造速度は１時間あたりのポンドモルにおける表示モル流速に相当する。１時間あたりの立方メートル（ｍ^３／Ｈ）および／または１時間あたりのキログラム（ｋｇ／Ｈ）で報告されたＬＮＧ製造速度は１時間あたりのキログラムモルにおける表示モル流速に相当する。

従来技術の説明
図１を参照する。比較のために、我々は、ＬＮＧを同時生成しないＮＧＬ回収プラントの例について始める。米国特許第４，２７８，４５７号明細書にかかる従来技術ＮＧＬ回収プラントのこのシミュレーションでは、入口ガスは華氏９０度［摂氏３２度］および７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］にてストリーム３１としてプラントに入る。入口ガスが、生成物ストリームが規格に適合するのを妨げる二酸化炭素および／またはイオウ化合物の濃縮物を含む場合には、これらの化合物を供給ガスの適当な前処理により除去する（図示せず）。さらに、供給ストリームは通常は脱水され、低温条件下で水和（氷）が形成されるのを防止する。固体乾燥剤がこの目的のために典型的に使用される。

供給ストリーム３１は熱交換器１０で、冷却脱メタン化器を用いて冷却される。オーバーヘッド蒸気は華氏−６６度［摂氏−５５度］（ストリーム３６ａ）、脱メタン化器ボトムポンプ１８からのボトム液体生成物は華氏５６度［摂氏１３度］（ストリーム４１ａ）、脱メタン化器リボイラー液体は華氏３６度［摂氏２度］（ストリーム４０）、および脱メタン化器側リボイラー液体は華氏−３５度［摂氏−３７度］（ストリーム３９）である。留意すべきことは、全ての場合に、熱交換器１０は複数の個々の熱交換器または単一のマルチパス熱交換器、あるいはこれらのいずれかの組み合わせを表す。（示された冷却サービスのために熱交換器を１つまたはそれより多く使用するかどうかについての決定は非制限的に入口ガス流速、熱交換器サイズ、ストリーム温度等を含む多くのファクターに依存する。）冷却されたストリーム３１ａは華氏−４３度［摂氏−４２度］および７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］にてセパレータに入る。ここで、蒸気（ストリーム３２）は凝縮液体（ストリーム３５）から分離される。

セパレータ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に分割される。合計蒸気の約２７％を含有するストリーム３３が熱交換器１２を、脱メタン化器オーバーヘッド蒸気ストリーム３６との熱交換関係において通過する。その結果、ストリーム３３ａは冷却され、実質的に濃縮される。華氏−１４２度［摂氏−９７度］における、実質的に濃縮されたストリーム３３ａは、膨張弁１３等の、適当な膨張装置を介して精留塔の操作圧（約３２０ｐｓｉａ［２，２０６ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュ膨張される。図１に示されたプロセスでは、膨張バルブ１３から出る膨張ストリーム３３ｂは華氏−１５３度［摂氏−１０３度］に達し、精留塔１７の上方領域のセパレーターセクション１７ａに供給される。ここで分離された液体は脱メタン化セクション１７ｂへの頂部供給になる。

セパレータ１１からの蒸気のうち残りの７３％（ストリーム３４）は仕事膨張マシーン１４に入る。ここで、機械的エネルギーが高圧供給のこの部分から抽出される。マシーン１４は、約７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］から塔操作圧へ略等エントロピー的に蒸気を、約華氏−１０７度［摂氏−７７度］に膨張ストリーム３４ａを冷却する仕事膨張を用いて、膨張する。典型的な市販のエクスパンダーは、理想の等エントロピー膨張において理論的に利用可能な仕事の８０〜８５％のオーダーで回収可能である。回収された仕事は遠心コンプレッサー（項目１５のような）を駆動するためにしばしば使用される。これは、例えば、残りのガス（ストリーム３８）を再圧縮するために使用できる。膨張しかつ部分的に凝縮したストリーム３４ａは中間点で蒸留カラムへの供給として供給される。セパレータ液体（ストリーム３５）は同じように膨張バルブ１６により塔操作圧に膨張され、ストリーム３５ａは、下方中間カラム供給点にて精留塔１７における脱メタン化器に供給される前に、華氏−７２度［摂氏−５８度］に冷却される。

精留塔１７の脱メタン化器は複数の垂直な離間したトレイ、１以上の充填床、またはトレイとパッキングの組み合わせを含む従来の蒸留カラムである。天然ガス処理プラントではよくあるように、精留塔は２つのセクションからなってもよい。上方セクション１７ａはセパレータであり、ここでは、部分的に蒸発した頂部供給をそれぞれの蒸気および液体部分に分割し、かつ下方蒸留または脱メタン化セクション１７ｂから生じる蒸気を頂部供給の蒸気部分と結合し、冷脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム３６）を形成する。これは、華氏−１５０度［摂氏−１０１度］にて塔の頂部に存在する。下方の脱メタン化セクション１７ｂはトレイおよび／またはパッキングを含み、かつ下方に下がる液体と上方に上がる蒸気との間で接触する必要性をもたらす。脱メタン化セクションはリボイラーを含み、リボイラーはカラムの下方に流れる液体の一部を加熱して蒸発させ、カラム上方に流れるストリッピング蒸気をもたらす。

液体生成物ストリーム４１は華氏５１度［摂氏１０度］にて塔の底部に存在する。これは、底部生成物におけるモルでメタン：エタン比が０．０２８：１の典型的な仕様に基づく。ストリームはポンプ１８において約６５０ｐｓｉａ［４，４８２ｋＰａ（ａ）］（ストリーム４１ａ）に圧送される。華氏約５６度［摂氏１３度］になったストリーム４１ａを華氏８５度［摂氏２９度］（ストリーム４１ｂ）に熱交換器１０で加熱する。熱交換器１０は、ストリーム３１を冷却する。（ポンプの吹出し圧力は通常、液体生成物の最終的な行き先により設定される。一般的に液体生成物は流れて貯蔵され、ポンプ吹出し圧力は、熱交換器１０において加熱されるのでストリーム４１ｂの蒸発を妨げるために設定する。）

脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム３６）は熱交換器１２に流入するガスに対向してとおり、ここで、華氏−６６度［摂氏−５５度］（ストリーム３６ａ）に加熱され、熱交換器１０は華氏６８度［摂氏２０度］（ストリーム３６ｂ）に加熱される。加熱された脱メタン化器オーバーヘッド蒸気の一部はプラントのために燃料ガス（ストリーム３７）として使用するために取り出される。残部は残物ガス（ストリーム３８）になる。（回収の必要がある燃料ガスの量は、この例においてコンプレッサー１９のような、プラントにおけるガスコンプレッサーを駆動するエンジンおよび／またはタービンに対して要求される燃料により大体決定される。）残物ガスを２つのステージで再圧縮する。第１ステージは拡張マシーン１４により駆動されるコンプレッサー１５である。第２ステージは補足電源により駆動されるコンプレッサー１９である。これは残物ガス（ストリーム３８ｂ）を販売ライン圧力に圧縮する。吹出しクーラー２０において華氏１２０度［摂氏４９度］に冷却した後、残物ガス生成物（ストリーム３８ｃ）は７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］にて販売ガスパイプラインに流れ、これはライン要件に充分適合する（通常、入口圧のオーダーにおいて）。

図２は、プライス（Ｐｒｉｃｅ）により説明された方法に類似したＬＮＧ生成に対する従来技術の方法を適用することにより、図１におけるＮＧＬ回収プラントがＬＮＧの同時生成に対して適合できる一方法を示す（Ｐｒｉｃｅ，Ｂｒｉａｎ Ｃ．「ピークカット操作に対するＬＮＧ製造」）ガス処理業者協会第７８回年会会報、２７３〜２８０頁、ジョージア州アトランタ、２０００年、３月１３〜１５日）。図２に示される方法において考えられる流入ガス組成および条件は、図１の場合と同じである。この例および全ての以下の例において、シミュレーションは、流れ条件（標準ではない）で測定したＬＮＧの体積を伴う、公称５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧの同時生成に基づく。

図２のプロセスのシミュレーションでは、ＮＧＬ回収プラントのための、流入ガス冷却、分離、および膨張スキームは、図１で使用したものと正確に同じである。この場合、ＮＧＬ回収プラントにより生成された圧縮および冷却脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム３８ｃ）は２つの部分に分かれる。一方の部分（ストリーム４２）はプラントのための残物ガスであり、かつ販売ガスパイプラインに至る。他方の部分（ストリーム７１）はＬＮＧ製造プラントのための供給ストリームになる。

ＮＧＬ回収プラントへの流入ガス（ストリーム３１）は処理の前に二酸化炭素除去について処理されなかった。流入ガスの二酸化炭素ガス濃度（約０．５モル％）ではＮＧＬ回収プラントに対する操作上の問題は生じないであろうが、この二酸化炭素の多くは脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム３６）においてプラントから出、その後ＬＮＧ製造セクション（ストリーム７１）に対する供給ストリームを汚染するであろう。このストリームにおける二酸化炭素濃度はは約０．４モルパーセントであり、この従来技術プロセスにより許容できる濃度（約０．００５モルパーセント）を充分に超える。したがって、供給ストリーム７１は、ＬＮＧ製造セクションに入る前に、二酸化炭素除去セクション５０において処理される必要がある。これは二酸化炭素凍結からもたらされる操作上の問題を避けるためである。二酸化炭素除去に対して使用できる多くの異なるプロセスが在るが、それらの多くにより、処理したガスストリームは部分的にまたは完全に水で飽和されることになる。供給ストリームの水はＬＮＧ製造セクションにおける凍結の問題をもたらすので、二酸化炭素除去セクション５０は処理後のガスストリームの脱水を含む必要がある。

処理した供給ガスはＬＮＧ製造セクションに華氏１２０度［摂氏４９度］および７３０ｐｓｉａ［５，０３３ｋＰａ（ａ）］にてストリーム７２として入り、かつ華氏−２６１度［摂氏−１６３度］（ストリーム７４ｂ）の冷媒混合物を用いる熱交換により、熱交換器５１において冷却される。熱交換器５１の目的は実質的凝縮に供給ストリームを冷却することである。好ましくは、次の膨張段階で生成されるフラッシュ蒸気をなくすために、ストリームを過冷却する。しかし、示した条件に対して、供給ストリーム圧力はクリコンデンバールより上であり、液体は凝縮せず、同時にストリームは冷却される。そのかわり、冷却したストリーム７２ａは濃密相流体として華氏−２５６度［摂氏−１６０度］で熱交換器をでる。（クリコンデンバールは蒸気相がマルチ−層流体で存在できる最大圧力である。クリコンデンバールより低い圧力では、ストリーム７２ａは過冷却液体ストリームとして熱交換器５１から典型的にでる。）

ストリーム７２ａは仕事膨張マシーン５２にはいる。ここでは、機械的エネルギーがこの高圧ストリームから抽出される。マシーン５２は、約７２８ｐｓｉａ［５，０１９ｋＰａ（ａ）］の圧力から僅かに大気圧より高い、ＬＮＧ貯蔵圧（１８ｐｓｉａ［１２４ｋＰａ（ａ）］）にほぼ等エントロピー的に濃密相流体を膨張する。仕事膨張は膨張ストリーム７２ｂを約華氏−２５７度［摂氏−１６０度］に冷却する。その後、ＬＮＧ生成物（ストリーム７３）を保持するＬＮＧ貯蔵タンク５３に運ばれる。

ストリーム７２に対する全ての冷却は閉じたサイクル冷却ループにより提供される。このサイクルに対する作動流体は炭化水素および窒素の混合物であり、その混合物の組成は、利用可能な冷却媒体を使用して合理的な圧力で凝縮する間に要求される冷却温度を適用するために必要であるように調製される。この場合、周囲空気で凝縮することを仮定すると、窒素、メタン、エタン、プロパンおよび重炭化水素から構成される冷媒混合物を図２のプロセスのシミュレーションにおいて使用する。ストリームの組成は近似値のモルパーセントにおいて、５．２％の窒素、２４．６％のメタン、２４．１％エタン、および１８．０％プロパンであり、残部は重炭化水素である。

冷却ストリーム７４は華氏１２０度［摂氏４９度］および１４０ｐｓｉａ［９６５ｋＰａ（ａ）］にてパーシャルコンデンサー５６からでる。これは熱交換器５１に入り、凝縮され、その後、華氏−２５６度［摂氏−１６０度］にフラッシュ冷媒ストリーム７４ｂにより過冷却される。過冷却した液体ストリーム７４ａは約１３８ｐｓｉａ［９５１ｋＰａ（ａ）］から約２６ｐｓｉａ［１７９ｋＰａ（ａ）］への膨張値５４においてほぼ等エンタルピー的にフラッシュ膨張される。膨張の間、ストリームの一部は蒸発され、その結果、全体的なストリームは冷却されて、華氏−２６１度［摂氏−１６３度］（ストリーム７４ｂ）になる。その後、フラッシュ膨張ストリーム７４ｂは熱交換器５１に再流入し、ここで、供給ガス（ストリーム７２）および冷媒液体（ストリーム７４）を冷却する。これに伴って、冷媒は蒸発しかつ過熱される。

過熱冷媒蒸気（ストリーム７４ｃ）は、熱交換器５１から華氏１１０度［摂氏４３度］にて出て、冷媒コンプレッサー５５に流入する。コンプレッサー５５は補助電源により駆動される。コンプレッサー５５は冷媒を１４５ｐｓｉａ［１０００ｋＰａ（ａ）］に圧縮し、直後に圧縮ストリーム７４ｄをパーシャルコンプレッサー５６に戻し、サイクルを完全にする。
図２で説明したプロセスに対するストリーム流速およびエネルギー消費の概要を以下の表に示す。

前記のように、ＮＧＬ回収プラントは図２のプロセスにおいて、図１のプロセスにおけるのと正確に同様に作動する。したがって、表２に示したエタン、プロパン、およびブタン＋に対する回収率は表１に示した回収率と正確に同じである。唯一の相違は２つのプロセスで使用されるプラント燃料ガス（ストリーム３７）の量である。表１および表２を比較することによってわかるように、プラント燃料ガス消費は図２のプロセスに対してより高い。その理由は、冷媒コンプレッサー５５の付加的な動力消費のためである（ガスエンジンまたはタービンにより駆動されると仮定される）。したがって、残物ガスコンプレッサー１９（ストリーム３８ａ）に流入するガスはかなり少量であり、その結果、このコンプレッサーの電力消費が図１のプロセスに比較して図２のプロセスに対して僅かに少ない。

図１プロセスに比べた図２プロセスにおける圧縮力の正味の増加量は、２，２４９ＨＰ［３，６９７ｋＷ］であり、これは、公称上５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ３／Ｄ］のＬＮＧを製造するために使用する。ＬＮＧの密度は貯蔵条件に応じてかなりかわるので、ＬＮＧの単位質量あたりの電力消費量を評価することはより合理的である。ＬＮＧ製造速度はこの場合には７，３９７Ｌｂ／Ｈ［３，３５５ｋｇ／Ｈ］であり、その結果、図２のプロセスの比出力消費は０．３０４ＨＰ−Ｈ／Ｌｂ［０．５００ｋＷ−Ｈ／ｋｇ］である。

ＮＧＬ回収プラント残物ガスをＬＮＧ生成のための供給ガス源として使用する従来のＬＮＧ製造プロセスのこの適用に対しては、ＬＮＧ供給ガスから重炭水化物を除去するための供給はなされなかった。したがって、供給ガスに存在する重炭化水素の全てはＬＮＧ生成物の一部となり、ＬＮＧ生成物の純度（すなわち、メタン濃度）を減少させる。より高純度のＬＮＧを望む場合または供給ガス源がより高濃度の重炭化水素（例えば、流入ガスストリーム３１）を含む場合は、供給ストリーム７２は中間温度に冷却後熱交換器５１から回収する必要があり、凝縮した液体は分離でき、その後冷却にために熱交換器５１に戻した未凝縮蒸気は最終出口温度になる。これらの凝縮液体は優先的に多量の重炭化水素およびかなりな量の液体メタンを含み、その後、再蒸発させ、使用されてプラント燃料ガス要求量の一部を供給する。不幸にも、このことは、ＬＮＧ供給ストリームから除去されたＣ_２成分、Ｃ_３成分、および重炭化水素成分が，ＮＧＬ回収プラントからのＮＧＬ生成物において回収されず、液体生成物としてのこれらの値がプラントオペレータに見いだされないことである。さらに、この例で考えられるような供給ストリームについて、供給ストリームからの液体の凝縮は、プロセス操作条件（すなわち、ストリームのクリコンデンバールより高い圧力での操作）のために可能性がなく、重炭化水素の除去はこのような例では達成できないことを意味する。

図２のプロセスは、ＮＧＬ回収プラントの装置またはプロセスストリームを利用しない孤立したＬＮＧ製造設備である。図３は、図１のＮＧＬ回収プラントをＬＮＧの同時製造に適用できる別の方法を示す。この場合、米国特許第５，６１５，５６１号明細書によるＬＮＧ製造のための従来のプロセスの適用し、これは、ＬＮＧ製造プロセスをＮＧＬ回収プラントに統合する。図３のプロセスで考えられる入口ガス組成および条件は図１および２の場合と同じである。

図３のプロセスのシミュレーションでは、ＮＧＬ回収プラントに対する流入ガス冷却、分離、膨張スキームが本質的に図１で使用した場合と同じである。主な相違は、ＮＧＬ回収プラントにより製造された圧縮冷却脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム４５ｃ）および冷却脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム３６）の配置にある。流入ガスは華氏９０度［摂氏３２度］および７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］でストリーム３１としてプラントに入り、熱交換器１０で、華氏−６９度［摂氏−５６度］（ストリーム３６ｂ）の冷脱メタン化器オーバーヘッド蒸気、脱メタン化器底部ポンプ１８からの華氏４８度［摂氏９度］（ストリーム４１ａ）、華氏２６度［摂氏−３度］（ストリーム４０）の脱メタン化器リポイラー液体、および華氏−５０度［摂氏−４６度］（ストリーム３９）の脱メタン化器サイドリボイラー液体のとの熱交換により冷却される。冷却されたストリーム３１ａは華氏−４６度［摂氏−４３度］および７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］のセパレータ１１に入、蒸気（ストリーム３２）は凝縮液体（ストリーム３５）から分離される。

セパレータ１１からの蒸気（ストリーム３２）をガス状の第１および第２ストリーム３３および３４に分割する。ストリーム３３は合計蒸気の約２５パーセントを含み、冷脱メタン化器オーバーヘッド蒸気ストリーム３６ａとの関連した熱交換において熱交換器１２を通過し、華氏−１４２度［摂氏−９７度］に冷却する。その後、得られた実質的に凝縮したストリーム３３ａは膨張バルブ１３を通って精留塔１７の作動圧（約２９１ｐｓｉａ［２，００６ｋＰａ（ａ）］）にスラッシュ膨張される。膨張の間、ストリームの一部は気化し、合計ストリームは冷却される。図３のプロセスでは、膨張バルブ１３からでる膨張ストリーム３３ｂは華氏−１５８度［摂氏−１０５度］に達し、頂部カラム供給として精留塔１７に供給される。ストリーム３３ｂの蒸気部分（存在する場合には）は、カラムの頂部精留ステージから上がる蒸気と結合し、脱メタン化器オーバーヘッド蒸気ストリーム３６を形成し、これは塔の上方領域から取り出される。

ガス状第２ストリーム３４に戻り、セパレータ１１からの残りの７５％の蒸気は仕事膨張マシーン１４に入り、機械的エネルギーを高圧供給部分から抽出する。マシーン１４は約７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］から塔作動圧に略塔エントリピー的に蒸気を膨張し、仕事膨張により膨張ストリーム３４ａを約華氏−１１６度［摂氏−８２度］に冷却する。その後、膨張しかつ部分的に凝縮したストリーム３４ａは精留塔１７に中間点にて供給として供給される。セパレータ液体（ストリーム３５）は膨張バルブ１６により同様に塔作動圧に膨張され、ストリーム３５ａを華氏−８０度［摂氏−６２度］に冷却し、その後で、下方中間カラム供給点にて精留塔１７に供給される。

液体生成物（ストリーム４１）は華氏４２度［摂氏６度］にて塔１７の底部からでる。このストリームを、約６５０ｐｓｉａ［４，４８２ｋＰａ（ａ）］（ストリーム４１ａ）にポンプ１８で圧送し、華氏８３度［摂氏２８度］（ストリーム４１ｂ）に熱交換器１０で過熱する。同時にストリーム３１を冷却する。塔オーバーヘッド（ストリーム３６）を形成する蒸留蒸気ストリームは脱メタン化器１７を、華氏−１５４度［摂氏−１０３度］（ストリーム４１ｂ）出、２つの部分に分割される。一部（ストリーム４３）はＬＮＧ製造セクションにおける熱交換器５１に向かい、この交換器において冷却の殆どを提供する。同時に、これは華氏−４２度［摂氏−４１度］（ストリーム４３ａ）に加熱される。残りの部分（ストリーム４２）は熱交換器５１をバイバスし、コントロールバルブ２１は、熱交換器５１において達成される冷却を規制するために、このバイパス量を調整する。２つの部分は華氏−１４６度［摂氏−９９度］で再結合し、ストリーム３６ａを形成し、これは、熱交換器１２を、入ってくる供給ガスと対向して通る。この熱交換器１２で華氏−６９度［摂氏−５６度］（ストリーム３６ｂ）に加熱し、熱交換器１０で華氏７２度［摂氏２２度］（ストリーム３６ｃ）に加熱する。ストリーム３６ｃはＬＮＧ製造セクションからの高温ＨＰフラッシュ蒸気（ストリーム７３ａ）と結合し、華氏７２度［摂氏２２度］でストリーム４４を形成する。このストリームの一部を取り出し（ストリーム３７）、プラント溶の燃料ガスの一部として使用する。残り（ストリーム４５）を、膨張マシーン１４で駆動されるコンプレッサー１５および補助電源で駆動されるコンプレッサー１９である、２つのステージで再圧縮して、放電クーラー２０で華氏１２０度［摂氏４９度］に冷却する。その後、冷却圧縮ストリーム（ストリーム４５ｃ）を２つの部分に分割する。一部は残物ガス生成物（ストリーム４６）であり、これは７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］で販売ガスパイプラインに流れる。他方の部分（ストリーム７１）は、ＬＮＧ製造セクションのための供給ストリームである。

ＮＧＬ回収プラント（ストリーム３１）への流入ガス（ストリーム３１）は処理前に二酸化炭素除去について処理しなかった。流入ガス中の二酸化炭素濃度（約０．５モル％）はＮＧＬ回収プラントに対する操作上の問題を生じないであろう。この二酸化炭素のかなりの部分は、脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム３６）においてプラントからでて、その後、ＬＮＧ製造セクションへの供給ストリーム（ストリーム７１）に混入する。このストリームの二酸化炭素濃度は約０．４モル％であり、この従来技術のプロセス（０．００５モル％）により許容可能な濃度をかなり超える。図２のプロセスに対するように、供給ストリーム７１は二酸化炭素除去セクション５０で処理する必要がある（被処理ガスストリームの脱水を含む場合もある）。その後に、ＬＮＧ製造セクションに入り、二酸化炭素凍結による操作上の問題を避ける。

被処理供給ガスは華氏１２０度［摂氏４９度］、７３０ｐｓｉａ［５，０３３ｋＰａ（ａ）］にてストリーム７２としてＬＮＧ製造セクションに入り、熱交換器５１で華氏−２００度［摂氏−１２９度］（ストリーム７５）におけるＬＰフラッシュ蒸気、華氏−１６４度［摂氏−１０９度］（ストリーム７３）、およびＮＧＬ回収プラントからの華氏−１５４度［摂氏−１０３度］における脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム４３）の一部と熱交換することにより冷却される。熱交換器５１の目的は供給ストリームを冷却して実質的に凝縮し、好ましくはストリームを過冷却して、ＬＮＧクールダウンセクションにおける次の膨張段階で生成するフラッシュ蒸気量を減少させる。しかし、示した条件では、供給ストリーム圧はクリオンデンバールより高く、液体は凝集せず、同時にストリームは冷却される。その代わり、冷却ストリーム７２ａは華氏−１４８度［摂氏−１００度］にて濃密相流体として熱交換器５１をでる。クリコンデンバールより低い圧力では、ストリーム７２ａは凝縮（かつ可能な場合は過冷却された）液体ストリームとして熱交換器５１から典型的にでる。

ストリーム７２ａは実質的に等エンタルピー的に膨張バルブ５２にて約７２７ｐｓｉａ［５，０１２ｋＰａ（ａ）］からＨＰフラッシュドラム５３、約２７９ｐｓｉａ［１，９２４ｋＰａ（ａ）］の作動圧にフラッシュ膨張される。膨張の間、ストリームの一部を蒸発させて、合計ストリームを華氏−１６４度［摂氏−１０９度］（ストリーム７２ｂ）に冷却する。その後、フラッシュ膨張ストリーム７２ｂはＨＰフラッシュドラム５３に入り、ＨＰフラッシュ蒸気（ストリーム７３）を分離して前記のように熱交換器５１に向かう。ＨＰフラッシュドラムの操作圧は、熱交換器５１からでる加熱したＨＰフラッシュ蒸気（ストリーム７３ａ）がＮＧＬ回収プラントを出る加熱した脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム３６ｃ）に結合でき、次にコンプレッサー１５および１９により圧縮できる充分な圧力である。

ＨＰフラッシュドラム５３からのＨＰフラッシュ液体（ストリーム７４）は実質的に等エンタルピー的に膨張バルブ５４においてＨＰフラッシュドラムの操作圧からＬＰフラッシュドラム５５の操作圧（約１１８ｐｓｉａ［８１４ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュ膨張する。膨張の間、ストリームの一部は蒸発し、全ストリームを華氏−２００度［摂氏−１２９度］（ストリーム７４ａ）に冷却する。その後、フラッシュ膨張したストリーム７４ａはＬＰフラッシュドラム５５に入り、ここで、ＬＰフラッシュ蒸気（ストリーム７５）は分離して前記のように熱交換器５１に向かう。ＬＰフラッシュドラムの作動圧は熱交換器５１からでる加熱したＬＰフラッシュ蒸気（ストリーム７５ａ）がプラント燃料ガスとして使用するのに充分な圧力であるように設定される。

ＬＰフラッシュドラム５５からのＬＰフラッシュ液体（ストリーム７６）は略等エンタルピー的に膨張バルブ５６においてＬＰフラッシュドラムの操作圧からＬＮＧ貯蔵圧（１８ｐｓｉａ［１２４ｋＰａ（ａ）］）すなわち大気圧よりわずかに高い圧力にフラッシュ膨張する。膨張の間、ストリームの一部は蒸発し、全ストリームを華氏−２５４度［摂氏−１５９度］（ストリーム７６ａ）に冷却する。その後、ＬＮＧ貯蔵タンク５７に向かう。ここでは、膨張からもたらされるフラッシュ蒸気（ストリーム７７）はＬＮＧ生成物（ストリーム７８）から分離される。

ＬＮＧ貯蔵タンクからのフラッシュ蒸気（ストリーム７７）は、コンプレッサーに直接入るには冷たすぎる。したがって、先ず、ヒーター５８で華氏−３０度［摂氏−３４度］（ストリーム７７ａ）に加熱され、その後、コンプレッサー５９および６０（補助の電源により駆動）を使用してストリーム（ストリーム７７ｃ）を圧縮する。アフタークーラー６１における冷却後、１１５ｐｓｉａ［７９３ｋＰａ（ａ）］のストリーム７７ｄをストリーム３７および７５ａに結合し、プラント用の燃料ガスになる（ストリーム７９）。
図３に示したプロセスのストリーム流速およびエネルギー消費を下記の表に纏める。

図３のプロセスは冷脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム３６）の一部（ストリーム４３）を使用して、ＬＮＧ製造プロセスに冷凍を提供する。これは、その冷凍のいくらかをＮＧＬ回収プラントから取る。図３のプロセスに対応した表３で示した回収レベルを図２に対応した表２のプロセスと比べると、ＮＧＬ回収が、両方のプロセスについて本質的に同じレベルを保持することがわかる。しかし、これにより、図３のプロセスに対してユーティリティー消費を増加するという高コストをもたらす。表３と表２のユーティリティー消費を比較すると、図３のプロセスの残物ガス圧縮が図２のプロセスに対するよりも略１８％高いことがわかる。したがって、回収レベルは、脱メタン化器１７の操作圧を低下し、マシーン１４における仕事膨張を増加し、これにより脱メタン化器オーバーヘッド蒸気（ストリーム３６）の温度を下げて冷凍損失をストリーム４３においてＮＧＬ回収プラントについて補償することにより、図３のプロセスに対して保持できる。

表１および３を比較することによりわかるように、プラント燃料ガス消費は、フラッシュ蒸気コンプレッサー５９および６０（ガスエンジンまたはタービンで駆動されると仮定）の付加的な電力消費のために、図３プロセスに対してより高い。したがって、残物ガスコンプレッサー１９（ストリーム４５ａ）に入るガスの量はかなり少ないが、このコンプレッサーの電力消費は、図１のプロセスに比較して、図３のプロセスに対してより高い。これは圧縮比がより高いためである。図１のプロセスに比較した図３のプロセスに対する圧縮力の正味の増加は２，６９６ＨＰ［４，４３２ｋＷ］であり、公称５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧを生成する。図３のプロセスに対する比出力消費は０．３６６ＨＰ−Ｈ／Ｌｂ［０．６０２ｋＷ−Ｈ／ｋｇ］であり、または図２のプロセスに対するより約２０％高い。

図３のプロセスは、ＬＮＧ製造セクションに対して供給ガスから重炭化水素を除去するための設備がない。供給ガスに存在する重炭化水素の一部はフラッシュ蒸気（ストリーム７３および７５）においてセパレータ５３および５５からでる。重炭化水素の殆どはＬＮＧ生成物の一部になり、純度を下げる。図３のプロセスはＬＮＧ純度を上げることは不可能であり、高濃度の重炭化水素を含む供給ガス（）を使用してＬＮＧ製造プラントに対して供給ガスを供給する場合にＬＮＧ樹度はこの例で示したよりさらに少ないであろう。

発明の説明
実施例１
図４は本発明にかかるプロセスのフローダイヤグラムを示す。図４に示すプロセスで検討した流入ガス組成および条件は図１〜３におけるのと同じである。したがって、図４のプロセスは、本発明の利点を示すために、図２および図３のプロセスと比較できる。

図４のプロセスのシミュレーションでは、ＮＧＬ回収プラントに対する流入ガス冷却、分離、および膨張スキームは本質的に図１で使用したものと同じである。主な相違は、流入ガス（ストリーム３０）は２つの部分に分割され、第１部分（ストリーム３１）のみがＮＧＬ回収プラントに供給される。他の部分（ストリーム７１）は本発明を使用するＬＮＧ製造セクションに対する供給ガスである。

流入ガスは華氏９０度［摂氏３２度］、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］にてストリーム３０としてプラントに入る。ＬＮＧセクションに対する供給ガスを取り出し（ストリーム７１）、残部（ストリーム３１）を熱交換器１０にて、華氏−６６度［摂氏−５４度］（ストリーム３６ａ）における冷蒸留蒸気、脱メタン化器底部ポンプ１８からの華氏５１度［摂氏１０度］（ストリーム４１ａ）における底部液体生成物、華氏３０度［摂氏−１度］（ストリーム４０）における脱メタン化器リボイラー、および華氏−３９度度［摂氏−３９度］（ストリーム３９）を用いて熱交換により冷却する。冷却されたストリーム３１ａは華氏−４４度［摂氏−４２度］および７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］におけるセパレータ１１に入り、ここで蒸気（ストリーム３２）は凝縮液体（ストリーム３５）から分離される。

セパレータ１１からの蒸気（ストリーム３２）は気体状の第１および第２ストリーム３３および３４に分割される。合計蒸気の約２６％を含有するストリーム３３は、冷蒸留蒸気ストリーム３６と関連する熱交換における熱交換器１２を通り、ここで華氏−１４８度［摂氏−１００度］に冷却される。その後、得られた実質的に凝縮されたストリーム３３ａを膨張バルブ１３を介して精留塔１７の作動圧（約３０１ｐｓｉａ［２，０７５ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュ膨張させる。膨張の間、ストリームの一部は蒸発し、その結果、全ストリームは冷却される。図４記載のプロセスにおいて、膨張バルブ１３からでる膨張ストリーム３３ｂは華氏−１５６度［摂氏−１０５度］に達し、精留塔１７に頂部カラム供給として供給される。ストリーム３３ｂの蒸気部分（存在する場合）をカラムの頂部精留ステージから上がる蒸気と結合し、蒸留蒸気ストリーム４２を形成し、塔の上方領域から取り出す。

気体状第２ストリーム３４に戻り、セパレータ１１からの蒸気の残部７４％が仕事膨張マシーン１４に入り、ここで、機械的エネルギーが高圧供給のこの部分から抽出される。マシーン１４は蒸気を略等エントロピー的に約７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］から塔作動圧に膨張させ、膨張したストリーム３４ａは約華氏−１１１度［摂氏−８０度］の温度に仕事膨張冷却される。その後、膨張および部分的に凝縮したストリーム３４ａを中間点にて精留塔１７に供給として供給する。セパレータ液体（ストリーム３５）は膨張バルブ１６により塔作動圧に同様に膨張し、ストリーム３５ａを華氏−７５度［摂氏−５９度］に冷却して、その後、より低い中間カラム供給点にて精留塔１７に供給される。

液体生成物（ストリーム４１）は華氏４５度［摂氏７度］にて塔１７の底部から出る。このストリームを約６５０ｐｓｉａ［４，４８２ｋＰａ（ａ）］（ストリーム４１ａ）にポンプ１８において圧送し、華氏８４度［摂氏２９度］（ストリーム４１ｂ）に熱交換器１０で加熱し、ストリーム３１を冷却する。華氏−１５２度［摂氏−１０２度］（ストリーム４２）にて塔オーバーヘッドを形成する蒸留蒸気ストリームを２つの部分に分割する。一部（ストリーム８６）はＬＮＧ生成セクションにむかう。残部（ストリーム３６）は熱交換器１２および１０に流入する供給ガスに対向して通り、熱交換器１２で華氏−６６度［摂氏−５４度］に加熱され、熱交換器１０で華氏７２度［摂氏２２度］（ストリーム３６ｂ）に加熱される。加熱された蒸留蒸気ストリームの一部は取り出され（ストリーム３７）、プラントの燃料ガスとして役立ち、残部は第１残物ガス（ストリーム４３）になる。その後、第１残物ガスを２つのステージ、すなわち、膨張マシーン１４により駆動されるコンプレッサー１５および補助電力により駆動されるコンプレッサー１９で再圧縮され、圧縮第１残物ガス（ストリーム４３ｂ）を形成する。

本発明を使用するＬＮＧ製造セクションに戻り、供給ストリーム７１は華氏９０度［摂氏３２度］、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］熱交換器５０に入る。全ての場合において、熱交換器５０は、複数の個々の熱交換器または単一のマルチパス熱交換器、あるいはこれらのいずれかの組み合わせを表すことに留意すべきである（示した冷却使役に対する１以上の熱交換器を使用するかどうかについての決定は、非制限的に、供給ストリーム流速、熱交換器サイズ、ストリーム温度等を含む多くのファクターに依存する。）。熱交換器５０では、供給ストリーム７１を熱交換により冷ＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）およびＮＧＬ回収プラント（ストリーム８６）からの蒸留蒸気ストリームを用いて冷却する。冷却したストリーム７１ａは華氏−３６度［摂氏−３８度］および７３７ｐｓｉａ［５，０８１ｋＰａ（ａ）］にてセパレータ５１に入り、ここで、蒸気（ストリーム７２）は凝縮液体（ストリーム７３）から分離される。

セパレータ５１からの蒸気（ストリーム７２）が仕事膨張マシーン５２に入り、ここでマシーンエネルギーを高圧供給のこの部分から抽出する。マシーン５２は蒸気を略等エントリピー的に約７３７ｐｓｉａ［５，０８１ｋＰａ（ａ）］から蒸留カラム５６の操作圧（４４０ｐｓｉａ［３，０３４ｋＰａ（ａ）］に膨張し、膨張したストリーム７２ａを約華氏−７９度［摂氏−６２度］に膨張冷却する。膨張したおよび部分的に凝縮したストリーム７２ａを熱交換器５０に指向させ、さらに冷ＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）および前記ＮＧＬ回収プラント（ストリーム８６）からの蒸留蒸気ストリームを用いて熱交換により、およびフラッシュ液体（ストリーム８０）および華氏−１３５度［摂氏−９３度］（ストリーム７６）における蒸留カラムリボイラー液体により冷却かつ凝縮される。その後、華氏−１３５度［摂氏−９３度］における凝縮ストリーム７２ｂを供給として中間点にて蒸留カラム５６に供給する。

蒸留カラム５６はＬＮＧ精製塔として機能する。これは、複数の垂直空間トレイを含む従来の蒸留カラム、１以上の充填床、またはトレイおよびパッキングの組み合わせである。この塔は、底部生成物（ストリーム７７）として供給ストリーム（ストリーム７２ｂ）に存在するメタンより重い炭化水素の略全てを回収し、オーバーヘッド（ストリーム７４）にある唯一の有意な不純物は供給ストリームに含まれた窒素である。この塔は底部生成物に、この塔に供給する二酸化炭素のほぼ全てを捕獲する。その結果、二酸化炭素は下流のＬＮＧクールダウンセクションに入らない。ここでは、極端に低い温度により固体二酸化炭素が形成され、操作上の問題を生じる。ＬＮＧ精製塔５６の下方セクションはリボイラーを具え、リポンラーは（前記熱交換器５０においてストリーム７２ａを冷却することにより）カラム下方への液体流れの一部を加熱および蒸発し、カラムを上る揮発蒸気を提供し、液体からメタンの幾らかを揮発する。これにより、塔からの底部生成物（ストリーム７７）におけるメタン量が減少し、より少ないメタンは、この流れを供給する場合に精留塔１７により排除されなければならない（後記）。

蒸留カラム５６に対する還流は塔オーバーヘッド蒸気（華氏−１４２度［摂氏−９６度］におけるストリーム７４）を華氏−１４７度［摂氏−９９度］における冷ＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）および華氏−１５２度［摂氏−１０２度］におけるフラッシュ液体（ストリーム８０）を用いた熱交換により熱交換器５０において冷却および凝縮により作られる。華氏−１４４度［摂氏−９８度］における凝縮ストリーム７４ａは２つの部分に分割される。一部（ストリーム７８）はＬＮＧクールダウンセクションへの供給になる。他の部分（ストリーム７５）は還流ポンプ５５に入る。圧送の後、華氏−１４３度［摂氏−９７度］におけるストリーム７５ａをＬＮＧ精製塔５６に頂部供給ポイントにて供給し、塔に対する還流液体を提供する。この還流液体は塔を上る蒸気を精留し、塔オーバーヘッド蒸気（ストリーム７４）およびＬＮＧクールダウンセクションへの供給ストリーム７８は最小量の二酸化炭素およびメタンより重い炭化水素を含む。カラムの底部のリボイリング量は必要的に調整されてカラムから充分なオーバーヘッド蒸気を生成し、その結果、熱交換器５０から充分な量の還流液体が得られ、塔に所望の精留を提供する。

ＬＮＧクールダウンセクションに対する供給ストリーム（凝縮された液体ストリーム７８）は華氏−１４４度［摂氏−９８度］にて熱交換器５８に入り、華氏−２５５度［摂氏−１６０度］における冷ＬＮＧフラッシュ蒸気および冷フラッシュ液体（ストリーム７９ａ）を用いて熱交換により過冷却される。熱交換器５８から部分的に過冷却された供給ストリーム（ストリーム７９）の一部を取り出すことによりおよび膨張バルブ５９等の適当な膨張装置を介したストリームを精留等１７の作動圧より僅かに上の圧力にフラッシュ膨張することにより冷フラッシュ液体が得られる。膨張の間、ストリームの一部は蒸発し、その結果、全ストリームは華氏−１５７度［摂氏−１０５度］から華氏−１６１度［摂氏−１０７度］に冷却された（ストリーム７９ａ）。その後、フラッシュ膨張ストリーム７９ａを熱交換器５８に前記のように供給する。

部分的に過冷却した供給ストリームの残っている部分をさらに熱交換器５８において華氏−１７０度［摂氏−１１２度］に過冷却する。その後、仕事膨張マシーン６０に入り、ここで、機械エネルギーをこの中間圧ストリームから抽出する。マシーン６０は過冷却液体を略等エントロピー的に４３４ｐｓｉａ［２，９９２ｋＰａ（ａ）］からＬＮＧ貯蔵圧（１８ｐｓｉａ［１２４ｋＰａ（ａ））、すなわち大気圧より僅かに高い圧力に膨張する。仕事膨張は膨張したストリーム８２ａを華氏約−２５５度［摂氏−１６０度］に冷却し、その後、ＬＮＧ貯蔵タンク６１に向かい、ここで膨張により得られたフラッシュ蒸気（ストリーム８３）をＬＮＧ生成物（ストリーム８４）から分離する。

ＬＮＧ精製塔５６からの塔底部ストリーム７７は膨張バルブ５７により精留塔１７の作動圧より僅かに高い圧力にフラッシュ膨張する。膨張の間、ストリームの一部は蒸発し、全てのストリームを華氏−１３３度［摂氏−９２度］から華氏−１５２度［摂氏−１０２度］（ストリーム７７ａ）に冷却する。その後、フラッシュ膨張ストリーム７７ａを華氏−１４７度［摂氏−９９度］にて熱交換器５８からでる加熱フラッシュ液体ストリーム７９ｂに結合し、華氏−１５２度［摂氏−１０２度］における結合フラッシュ液体ストリーム（ストリーム８０）を形成する。これは熱交換器５０に供給される。そして、華氏−８８度［摂氏−６７度］（ストリーム８０ａ）に加熱され、膨張ストリーム７２ａおよび前記塔オーバーヘッド蒸気ストリーム７４を冷却する。

セパレータ液体（ストリーム７３）を膨張バルブ５４によりフラッシュ膨張して精留塔１７の作動圧にし、ストリーム７３ａを華氏−６５度［摂氏−５４度］に冷却する。膨張ストリーム７３ａを加熱フラッシュ液体ストリーム８０ａと結合し、ストリーム８１を形成し、下方中間カラム供給点にて精留塔１７に供給する。所望の場合、ストリーム８１を前記フラッシュ膨張ストリーム３５ａと結合し、結合したストリームを塔の単一の下方中間カラム供給点に供給する。

ＬＮＧ貯蔵タンク６１からのフラッシュ蒸気（ストリーム８３）が熱交換器５８における流入液体に対向して通り、ここで、華氏−１４７度［摂氏−９９度］（ストリーム８３ａ）に加熱される。その後、熱交換器５０に入り、華氏８７度［摂氏３１度］（ストリーム８３ｂ）に加熱され、供給ストリーム７１、膨張ストリーム７２ａ、および塔オーバーヘッドストリーム７４を冷却する。このストリームは低圧（１５．５ｐｓｉａ［１０７ｋＰａ（ａ）］）のために、プラント燃料ガスとして使用可能となる前に圧縮する必要がある。中間冷却器６４を具えるコンプレッサー６３および６５（補助電源により駆動される）を使用してストリーム（ストリーム８３ｅ）を圧縮する。アフタークーラー６６で冷却した後、１１５ｐｓｉａ［７９３ｋＰａ（ａ）］におけるストリーム８３ｆをストリーム３７に結合し、プラント（ストリーム８５）に対する燃料ガスになる。

ＮＧＬ回収プラントからの冷蒸留蒸気ストリーム（ストリーム８６）を加熱して華氏８６度［摂氏３０度］にし、同時に供給ストリーム７１および熱交換器５０の膨張ストリーム７２ａを冷却し、第２残物ガスになる（ストリーム８６ａ）。その後、第２残部を２つのステージ、すなわち、膨張マシーン５２で駆動されるコンプレッサー５３および補助電源で駆動されるコンプレッサー６２で再圧縮する。圧縮された第２残物ガス（ストリーム８６ｃ）は圧縮された第１残物ガス（ストリーム４３ｂ）に結語し、残物ガスストリーム３８を形成する。放出クーラー２０で華氏１２０度［摂氏４９度］に冷却した後、残物ガス生成物（ストリーム３８ａ）が７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］にて販売ガスパイプラインを流れる。
図４に示したプロセスに対するストリーム流速およびエネルギー消費を以下の表に纏める。

図１のプロセスに対する表１におけるデータと図４のプロセスに対する表４に記載の回収レベルを比較すると、ＮＧＬ回収プラントにおける回収率が両方のプロセスについて本質的に同じレベルで保持された。図１のプロセスに対する表１におけるデータと図４のプロセスに対する表４に記載のユーティリティ消費を比較すると、ＮＧＬ回収プラントに対して必要な残物ガス圧縮が両方のプロセスについて本質的に同じレベルである。このことは、ＬＮＧ製造セクションに冷凍提供するために、ＮＧＬ回収プラントから冷蒸留蒸気ストリーム（ストリーム４２）の一部（ストリーム８６）を使用するにもかかわらず回収効率において損失がないことを示している。したがって、図３とは相違して、本発明のＬＮＧ製造プロセスをＮＧＬ回収プラントに統合することは、ＮＧＬ回収効率に悪影響を与えることなく達成できる。

図１のプロセスと比較した図４のプロセスに対する圧縮力における正味の増加は１，４９８ＨＰ［２，４６３ｋＷ］であり、公称５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧを製造し、図４のプロセスに対して、０．２０４ＨＰ−Ｈ／Ｌｂ［０．３３６ｋＷ−Ｈ／ｋｇ］の比電力消費となる。したがって、本発明の比電力消費は、図２の従来技術のプロセスの６７％に過ぎない。そして図３の従来技術のプロセスの５６％にすぎない。さらに、本発明では従来技術のプロセスが必要であったように、ＬＮＧ製造セクションに入る前に供給ガスから二酸化炭素を除去することを必要とせず、図２および図３のプロセスに対して必要なガス処理プロセスを構成および作動することに関連する資本コスト、作動コストを排除できる。
本発明は、従来技術のプロセスより効率的であるのみならず、ＬＮＧ精製塔５６を具えるので、より高純度のＬＮＧ処置が可能である。ＬＮＧがより高純度であることは、この例に対して使用される供給ガス源（流入ガス、ストリーム３０）は図２および図３のプロセスで使用した供給ガス（すなわち、ＮＧＬ回収プラント残物ガス）より非常に高濃度の重炭化水素を含有することを考慮するとより一層の価値がある。精製塔５６の作動パラメータは、ＬＮＧ生成物における重炭化水素の濃度を所望の低濃度に維持するために必要なレベルに調整可能であるため、ＬＮＧの純度は実際には供給ストリーム７１に存在するメタンよりさらに揮発性のガス（例えば、窒素）の濃度によってのみ制限される。

実施例２
図４は、示された温度および圧力条件に対する本発明の好ましい態様を示す。理由は、このような態様が最も有効なＬＮＧ製造を典型的に提供するからである。ある程度ユーティリティ消費の高い、同じＬＮＧ製造を保持し複雑さが僅かに少ない設計を、図５のプロセスに示したように、本発明の別の態様を使用して達成できる。図５に示されたプロセスで考慮された流入ガス消費および条件は図１〜４の条件と同じである。したがって、図５のプロセスを図２および図３のプロセスと比較して本発明の利点を示すことができ、同様に、図４で示した態様と比較できる。

図５のプロセスのシミュレーションでは、ＮＧＬ回収プラントに対する膨張スキーム、流入ガスプラント冷却、および分離は本質的に図４で使用されたものと同じである。流入ガスは華氏９０度［摂氏３２度］および７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］でストリーム３０としてプラントに入る。ＬＮＧセクションに対する供給ガスを取り出し（ストリーム７１）、残りの部分（ストリーム３１）を熱交換器１０において、華氏−６５度［摂氏−５４度］の冷蒸留蒸気、脱メタン化器底部ポンプ１８からの華氏５０度［摂氏１０度］の底部液体生成物、華氏２９度［摂氏−２度］の脱メタン化器リボイラー液体（ストリーム４０）、および華氏−４１度［摂氏−４０度］の脱メタン化器サイドリポイラー液体（ストリーム３９）の熱交換により冷却する。冷ストリーム３１ａは華氏−４３度［摂氏−４２度］および７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］にてセパレータ１１に入り、ここで、凝縮した液体（ストリーム３５）から分離する。

セパレータ１１からの蒸気（ストリーム３２）はガス状第１および第２ストリーム３３および３４に分割される。ストリーム３３は、合計蒸気の約２６％を含有しており、冷蒸留蒸気ストリーム３６と関連する熱交換において熱交換器１２を介して通り、ここで華氏−１４８度［摂氏−１００度］に冷却される。その後、得られた実質的に凝縮されたストリーム３３ａを膨張バルブ１３を介して精留塔１７の作動圧（約２９６ｐｓｉａ［２，０４１ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュ膨張される。膨張の間、ストリームの一部を蒸発し、その結果、合計ストリームを冷却する。図５で説明したプロセスでは、膨張バルブ１３からでる膨張ストリーム３３ｂは華氏−１５７度［摂氏−１０５度］の温度に到達し、頂部カラム供給として精留塔１７に供給される。ストリーム３３ｂの蒸気部分（存在する場合）はカラムの頂部精留ステージから上がる蒸気と結合し、蒸留蒸気ストリーム４２を形成し、塔の上方領域から取り出す。

気体状第２ストリーム３４に戻り、セパレータ１１からの蒸気の残りの７４％は仕事膨張マシーン１４に入り、ここで、機械的エネルギーは高圧供給のこの部分から抽出される。マシーン１４は約７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］の圧力から略等エントロピー的に蒸気を膨張して塔作動圧にし、仕事膨張は膨張ストリーム３４ａを約華氏−１１２度［摂氏−８０度］に冷却する。その後、膨張および部分的に凝集したストリーム３４ａを供給として中間点にて精留塔１７に供給する。セパレータ液体（ストリーム３５）は同様に塔作動圧に膨張バルブ１６により膨張し、下方中間カラム供給点にて精留塔１７に供給する前に、ストリーム３５ａを華氏−３６度［摂氏−３８度］に冷却する。

液体生成物（ストリーム４１）は塔１７の底部から華氏４４度［摂氏７度］で出る。このストリームをポンプ１８において約６５０ｐｓｉａ［４，４８２ｋＰａ（ａ）］（ストリーム４１ａ）まで圧送し、熱交換器１０において華氏８３度［摂氏２８度］（ストリーム４１ｂ）に加熱し、ストリーム３１を冷却する。華氏−１５３度［摂氏−１０３度］（ストリーム４２）における塔オーバーヘッドを形成する蒸留蒸気ストリームを２つの部分に分割する。１つの部分（ストリーム８６）をＬＮＧ製造セクションに指向させる。残りの部分（ストリーム３６）は熱交換器１２および熱交換器１０において流入する供給ガスに対向して通り、熱交換器１２で華氏−６５度［摂氏−５４度］（ストリーム３６ａ）に加熱し、熱交換器１０で華氏７３度［摂氏２３度］（ストリーム３６ｂ）に加熱する。加熱した蒸留蒸気ストリームの一部を取り出し（ストリーム３７）、プラントに対する燃料ガスの一部として機能し、残りは第１残部ガス（ストリーム４３）になる。その後、第１残物ガスは膨張マシーン１４で駆動されるコンプレッサー１５および補助電源で駆動されるコンプレッサー１９、の２つのステージで再圧縮され、圧縮された第１残物ガス（ストリーム４３ｂ）を形成する。

本発明の代替的な態様を使用するＬＮＧ製造セクションに戻り、供給ストリーム７１は華氏９０度［摂氏３２度］および７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］にて熱交換器５０に入る。供給ストリーム７１を華氏−１２０度［摂氏−８４度］に熱交換器５０において冷ＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）、華氏−１５３度［摂氏−１０３度］（ストリーム８６）におけるＮＧＬ回収プラントからの蒸留蒸気ストリーム、フラッシュ液体（ストリーム８０）、および華氏−１３４度［摂氏−９２度］における蒸留カラムリポイラー液体（ストリーム７６）との熱交換により冷却する。その後、得られた実質的に凝縮されたストリーム７１ａを膨張バルブ５２等の適当な膨張装置を介して蒸留カラム５６の作動圧（約４４０ｐｓｉａ［３，０３４ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュ膨張される。膨張の間、ストリームの一部を蒸発し、その結果、合計ストリームを冷却する。図５で説明したプロセスでは、膨張バルブ５２からでる膨張ストリーム７１ｂは華氏−１３４度［摂氏−９２度］の温度に到達し、その後、中間点にて蒸留カラム５６に供給として精留塔１７に供給される。

本発明の図４の態様に示すように、蒸留カラム５６はＬＮＧ精製塔として機能し、底部生成物（ストリーム７７）として供給ストリーム（ストリーム７１ｂ）に存在するメタンより重い炭化水素および二酸化炭素の略全てを回収し、オーバーヘッド（ストリーム７４）にある唯一の有意な不純物は供給ストリームに含まれた窒素である。蒸留カラム５６に対する還流は塔オーバーヘッド蒸気（華氏−１４１度［摂氏−９６度］におけるストリーム７４）を華氏−１４６度［摂氏−９９度］における冷ＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）および華氏−１５２度［摂氏−１０２度］におけるフラッシュ液体（ストリーム８０）を用いた熱交換により熱交換器５０において冷却および凝縮して作られる。華氏−１４４度［摂氏−９８度］における凝縮ストリーム７４ａは２つの部分に分割される。一部（ストリーム７８）はＬＮＧクールダウンセクションへの供給になる。他の部分（ストリーム７５）は還流ポンプ５５に入る。圧送の後、華氏−１４３度［摂氏−９７度］におけるストリーム７５ａをＬＮＧ精製塔５６に頂部供給ポイントにて供給し、塔に対する還流液体を提供する。この還流液体は塔を上る蒸気を精留し、塔オーバーヘッド（ストリーム７４）およびＬＮＧクールダウンセクションへの供給ストリーム７８は最小量の二酸化炭素およびメタンより重い炭化水素を含む。

ＬＮＧクールダウンセクションに対する供給ストリーム（凝縮された液体ストリーム７８）は華氏−１４４度［摂氏−９８度］にて熱交換器５８に入り、華氏−２５５度［摂氏−１６０度］における冷ＬＮＧフラッシュ蒸気および冷フラッシュ液体（ストリーム７９ａ）を用いて熱交換により過冷却される。熱交換器５８から部分的に過冷却された供給ストリーム（ストリーム７９）の一部を取り出すことによりおよび膨張バルブ５９等の適当な膨張装置を介したストリームを精留等１７の作動圧より僅かに上の圧力にフラッシュ膨張することにより冷フラッシュ液体が得られる。膨張の間、ストリームの一部は蒸発し、その結果、全ストリームは華氏−１５７度［摂氏−１０５度］から華氏−１６２度［摂氏−１０８度］に冷却された（ストリーム７９ａ）。その後、フラッシュ膨張ストリーム７９ａを熱交換器５８に前記のように供給する。

部分的に過冷却した供給ストリームの残っている部分をさらに熱交換器５８において華氏−１７０度［摂氏−１１２度］に過冷却する。その後、仕事膨張マシーン６０に入り、ここで、機械エネルギーをこの中間圧ストリームから抽出する。マシーン６０は過冷却液体を略等エントロピー的に４３４ｐｓｉａ［２，９９２ｋＰａ（ａ）］からＬＮＧ貯蔵圧（１８ｐｓｉａ［１２４ｋＰａ（ａ））、すなわち大気圧より僅かに高い圧力に膨張する。仕事膨張は膨張したストリーム８２ａを華氏約−２５５度［摂氏−１６０度］に冷却し、その後、ＬＮＧ貯蔵タンク６１に向かい、ここで膨張により得られたフラッシュ蒸気（ストリーム８３）をＬＮＧ生成物（ストリーム８４）から分離する。

ＬＮＧ精製塔５６からの塔底部ストリーム７７は膨張バルブ５７により精留塔１７の作動圧より僅かに高い圧力にフラッシュ膨張する。膨張の間、ストリームの一部は蒸発し、全てのストリームを華氏−１３３度［摂氏−９１度］から華氏−１５２度［摂氏−１０２度］（ストリーム７７ａ）に冷却する。その後、フラッシュ膨張ストリーム７７ａを華氏−１４６度［摂氏−９９度］にて熱交換器５８からでる加熱フラッシュ液体ストリーム７９ｂに結合し、華氏−１５２度［摂氏−１０２度］における結合フラッシュ液体ストリーム（ストリーム８０）を形成する。これは熱交換器５０に供給される。そして、華氏−８７度［摂氏−６６度］（ストリーム８０ａ）に加熱され、膨張ストリーム７１および前記塔オーバーヘッド蒸気ストリーム７４を冷却し、その後、下方中間カラム供給点にて精留等１７に供給される。所望の場合は、ストリーム８０ａを前記フラッシュ膨張ストリーム３５ａと結合し、結合したストリームを塔の単一下方中間カラム供給点に供給できる。

ＬＮＧ貯蔵タンク６１からのフラッシュ蒸気（ストリーム８３）が熱交換器５８における流入液体に対向して通り、ここで、華氏−１４６度［摂氏−９９度］（ストリーム８３ａ）に加熱される。その後、熱交換器５０に入り、華氏８７度［摂氏３１度］（ストリーム８３ｂ）に加熱され、供給ストリーム７１、膨張ストリーム７２ａ、および塔オーバーヘッドストリーム７４を冷却する。このストリームは低圧（１５．５ｐｓｉａ［１０７ｋＰａ（ａ）］）のために、プラント燃料ガスとして使用可能となる前に圧縮する必要がある。中間冷却器６４を具えるコンプレッサー６３および６５（補助電源により駆動される）を使用してストリーム（ストリーム８３ｅ）を圧縮する。アフタークーラー６６で冷却した後、１１５ｐｓｉａ［７９３ｋＰａ（ａ）］におけるストリーム８３ｆをストリーム３７に結合し、プラント（ストリーム８５）に対する燃料ガスになる。

ＮＧＬ回収プラントからの冷蒸留蒸気ストリーム（ストリーム８６）を加熱して華氏８７度［摂氏３１度］にし、同時に熱交換器５０の供給ストリーム７１を冷却し、第２残物ガスになる（ストリーム８６ａ）。その後、補助電源で駆動されるコンプレッサー６２で再圧縮する。圧縮された第２残物ガス（ストリーム８６ｂ）は圧縮された第１残物ガス（ストリーム４３ｂ）に結語し、残物ガスストリーム３８を形成する。放出クーラー２０で華氏１２０度［摂氏４９度］に冷却した後、残物ガス生成物（ストリーム３８ａ）が７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］にて販売ガスパイプラインを流れる。
図５に示したプロセスに対するストリーム流速およびエネルギー消費を以下の表に纏める。

図５のプロセスに対する表５に記載された回収レベルおよびユーティリティ消費と、それぞれ図１および図４のプロセスに対する表１および表４に記載のこれらのデータを比較することによりわかるように、ＮＧＬ回収プラントの回収効率は、ＬＮＧの同時製造に対して本発明の態様を統合する場合には減少しない。本態様のＬＮＧ製造効率は、図４の態様におけるコンプレッサー５３を駆動するために使用された仕事膨張マシーン５２を除去することからもたらされる第２残物ガスコンプレッサー６２のユーティリティ消費がより高いために、図４に示された好ましい態様に対するほど高くない。公称５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧを生成するための、図１のプロセスに比べた図５のプロセスに対する圧縮力における正味の増加は２，０９７ＨＰ［３，４４７ｋＷ］であり、図５のプロセスに対して比電力消費は０．２８６ＨＰ−Ｈ／Ｌｂ［０．４７０ｋＷ−Ｈ／ｋｇ］である。これは、図４に示した好ましい態様より約４０％高いが、図２および図３で示した従来技術のプロセスのいずれよりもなお低い。さらに、図４の態様については、ＬＮＧ純度はいずれの従来技術のプロセスよりに高く、ＬＮＧ製造セクションへの供給ガスから二酸化炭素を除去することが必要ない。

本発明の図４および図５間の選択は、図５のよりシンプルな配置およびより低い投資コスト対、図４の態様のより低いユーティリティ消費の相対値次第である。特定の環境下で使用するために本発明のいずれの態様を使用するかは、プラントサイズ、利用可能な装置、および投資コスト対作動コストの経済収支等のファクター次第であることが多い。

実施例３
図４および図５では、プラント流入ガスの一部は、ＬＮＧを同時製造する本発明を使用して製造される。あるいは、その代りに、本発明は、図６に示したように、ＬＮＧを同時生成するためにプラント残物ガスの一部を処理するために使用できる。図６で示したプロセスにおいて考慮した流入ガス組成および条件は、図１〜５におけるものと同じである。したがって、図６のプロセスは、本発明の利点を示すために、図２および図３のプロセスと比較でき、図４および図５に示す態様とも、同様に比較できる。

図６のプロセスのシミュレーションでは、ＮＧＬ回収プラントに対する膨張スキーム、流入ガスプラント冷却、および分離は本質的に図１で使用されたものと同じである。主な相違は、冷蒸留ストリーム（ストリーム４２）およびＮＧＬ回収プラントで製造された圧縮された冷たい第３残物ガス（ストリーム４４ａ）の配置にある。留意すべきことは、第３残物ガス（ストリーム４４ａ）は２つの部分に分割され、第１部分（ストリーム３８）のみ販売ガスパイプラインに流れるＮＧＬ回収プラントからの残物ガス生成物になることである。他の部分（ストリーム７１）は本発明を使用するＬＮＧ製造セクションに対する供給ガスである。

流入ガスは華氏９０度［摂氏３２度］および７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］でストリーム３１としてプラントに入り、熱交換器１０において、華氏−６６度［摂氏−５５度］の冷蒸留蒸気ストリーム３６ａ、脱メタン化器底部ポンプ１８からの華氏５２度［摂氏１１度］の底部液体生成物、華氏３１度［摂氏０度］の脱メタン化器リボイラー液体（ストリーム４０）、および華氏−４２度［摂氏−４１度］の脱メタン化器サイドリポイラー液体（ストリーム３９）の熱交換により冷却する。冷ストリーム３１ａは華氏−４４度［摂氏−４２度］および７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］にてセパレータ１１に入り、ここで、凝縮した液体（ストリーム３５）から分離する。

セパレータ１１からの蒸気（ストリーム３２）はガス状第１および第２ストリーム３３および３４に分割される。ストリーム３３は、合計蒸気の約２６％を含有しており、冷蒸留蒸気ストリーム３６と関連する熱交換において熱交換器１２を介して通り、ここで華氏−１４６度［摂氏−９９度］に冷却される。その後、得られた実質的に凝縮されたストリーム３３ａを膨張バルブ１３を介して精留塔１７の作動圧（約３０６ｐｓｉａ［２，１１０ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュ膨張される。膨張の間、ストリームの一部を蒸発し、その結果、合計ストリームを冷却する。図６で説明したプロセスでは、膨張バルブ１３からでる膨張ストリーム３３ｂは華氏−１５５度［摂氏−１０４度］の温度に到達し、頂部カラム供給として精留塔１７に供給される。ストリーム３３ｂの蒸気部分（存在する場合）はカラムの頂部精留ステージから上がる蒸気と結合し、蒸留蒸気ストリーム４２を形成し、塔の上方領域から取り出す。

気体状第２ストリーム３４に戻り、セパレータ１１からの蒸気の残りの７４％は仕事膨張マシーン１４に入り、ここで、機械的エネルギーは高圧供給のこの部分から抽出される。マシーン１４は約７２５ｐｓｉａ［４，９９９ｋＰａ（ａ）］の圧力から略等エントロピー的に蒸気を膨張して塔作動圧にし、仕事膨張は膨張ストリーム３４ａを約華氏−１１０度［摂氏−７９度］に冷却する。その後、膨張および部分的に凝集したストリーム３４ａを供給として中間点にて精留塔１７に供給する。セパレータ液体（ストリーム３５）は同様に塔作動圧に膨張バルブ１６により膨張し、下方中間カラム供給点にて精留塔１７に供給する前に、ストリーム３５ａを華氏−３６度［摂氏−３８度］に冷却する。

液体生成物（ストリーム４１）は塔１７の底部から華氏４７度［摂氏８度］で出る。このストリームをポンプ１８において約６５０ｐｓｉａ［４，４８２ｋＰａ（ａ）］（ストリーム４１ａ）まで圧送し、熱交換器１０において華氏８３度［摂氏２８度］（ストリーム４１ｂ）に加熱し、ストリーム３１を冷却する。華氏−１５１度［摂氏−１０２度］（ストリーム４２）における塔オーバーヘッドを形成する蒸留蒸気ストリームを２つの部分に分割する。１つの部分（ストリーム８６）をＬＮＧ製造セクションに指向させる。残りの部分（ストリーム３６）は熱交換器１２および熱交換器１０において流入する供給ガスに対向して通り、熱交換器１２で華氏−６６度［摂氏−５５度］（ストリーム３６ａ）に加熱し、熱交換器１０で華氏７２度［摂氏２２度］（ストリーム３６ｂ）に加熱する。加熱した蒸留蒸気ストリームの一部を取り出し（ストリーム３７）、プラントに対する燃料ガスの一部として機能し、残りは第１残部ガス（ストリーム４３）になる。その後、第１残物ガスは膨張マシーン１４で駆動されるコンプレッサー１５および補助電源で駆動されるコンプレッサー１９、の２つのステージで再圧縮され、圧縮された第１残物ガス（ストリーム４３ｂ）を形成する。

本発明の代替的な態様を使用するＬＮＧ製造セクションに戻り、供給ストリーム７１は華氏１２０度［摂氏４９度］および７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］にて熱交換器５０に入る。供給ストリーム７１を華氏−１２０度［摂氏−８４度］に熱交換器５０において冷ＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）、華氏−１５１度［摂氏−１０２度］（ストリーム８６）におけるＮＧＬ回収プラントからの蒸留蒸気ストリーム、フラッシュ液体（ストリーム８０）、および華氏−１４２度［摂氏−９７度］における蒸留カラムリポイラー液体（ストリーム７６）との熱交換により冷却する。（記載の条件に対して、供給ストリーム圧はクリコンデンバールより高く、ストリームは冷却されないので、液体は凝縮されないであろう。そのかわり、冷却されたストリーム７１ａは熱交換器５０から濃密相流体として出る。他の処理条件について、供給ガス圧はそのクリオンデンバール圧より低い可能性があり、この場合には供給ストリームは冷却されて実質的に凝縮される。さらに、中間温度に冷却後供給ストリームを取り出すこと、形成された凝縮液体を分離し、その後、仕事膨張マシーンにおける蒸気ストリームを膨張させて、図４で示された態様に類似の、実質的な凝縮に膨張したストリームを冷却することが有利である。この場合、濃密相供給ストリームを仕事膨張することに殆ど利点はなく、そこで、そのかわりに、図６に示すよりシンプルな態様を使用した。）その後、得られた冷却ストリーム７１ａを膨張バルブ５２等の適当な膨張装置を介して蒸留カラム５６の作動圧（約４２０ｐｓｉａ［２，８９６ｋＰａ（ａ）］）にフラッシュ膨張される。膨張の間、ストリームの一部を蒸発し、その結果、合計ストリームを冷却する。図６で説明したプロセスでは、膨張バルブ５２からでる膨張ストリーム７１ｂは華氏−１４３度［摂氏−９７度］の温度に到達し、その後、中間点にて蒸留カラム５６に供給として精留塔１７に供給される。

本発明の図４および図５の態様に示すように、蒸留カラム５６はＬＮＧ精製塔として機能し、底部生成物（ストリーム７７）として供給ストリーム（ストリーム７１ｂ）に存在するメタンより重い炭化水素および二酸化炭素の略全てを回収し、オーバーヘッド（ストリーム７４）にある唯一の有意な不純物は供給ストリームに含まれた窒素である。蒸留カラム５６に対する還流は塔オーバーヘッド蒸気（華氏−１４４度［摂氏−９８度］におけるストリーム７４）を華氏−１５５度［摂氏−１０４度］における冷ＬＮＧフラッシュ蒸気（ストリーム８３ａ）および華氏−１５６度［摂氏−１０５度］におけるフラッシュ液体（ストリーム８０）を用いた熱交換により熱交換器５０において冷却および凝縮して作られる。華氏−１４６度［摂氏−９９度］における凝縮ストリーム７４ａは２つの部分に分割される。一部（ストリーム７８）はＬＮＧクールダウンセクションへの供給になる。他の部分（ストリーム７５）は還流ポンプ５５に入る。圧送の後、華氏−１４５度［摂氏−９８度］におけるストリーム７５ａをＬＮＧ精製塔５６に頂部供給ポイントにて供給し、塔に対する還流液体を提供する。この還流液体は塔を上る蒸気を精留し、塔オーバーヘッド（ストリーム７４）およびＬＮＧクールダウンセクションへの供給ストリーム７８は最小量の二酸化炭素およびメタンより重い炭化水素を含む。

ＬＮＧクールダウンセクションに対する供給ストリーム（凝縮された液体ストリーム７８）は華氏−１４６度［摂氏−９９度］にて熱交換器５８に入り、華氏−２５５度［摂氏−１５９度］における冷ＬＮＧフラッシュ蒸気および冷フラッシュ液体（ストリーム７９ａ）を用いて熱交換により過冷却される。熱交換器５８から部分的に過冷却された供給ストリーム（ストリーム７９）の一部を取り出すことによりおよび膨張バルブ５９等の適当な膨張装置を介したストリームを精留等１７の作動圧より僅かに上の圧力にフラッシュ膨張することにより冷フラッシュ液体が得られる。膨張の間、ストリームの一部は蒸発し、その結果、全ストリームは華氏−１５６度［摂氏−１０４度］から華氏−１６０度［摂氏−１０６度］に冷却された（ストリーム７９ａ）。その後、フラッシュ膨張ストリーム７９ａを熱交換器５８に前記のように供給する。

部分的に過冷却した供給ストリームの残っている部分をさらに熱交換器５８において華氏−１６９度［摂氏−１１２度］に過冷却する。その後、仕事膨張マシーン６０に入り、ここで、機械エネルギーをこの中間圧ストリームから抽出する。マシーン６０は過冷却液体を略等エントロピー的に約４１４ｐｓｉａ［２，８５８ｋＰａ（ａ）］からＬＮＧ貯蔵圧（１８ｐｓｉａ［１２４ｋＰａ（ａ））、すなわち大気圧より僅かに高い圧力に膨張する。仕事膨張は膨張したストリーム８２ａを華氏約−２５５度［摂氏−１５９度］に冷却し、その後、ＬＮＧ貯蔵タンク６１に向かい、ここで膨張により得られたフラッシュ蒸気（ストリーム８３）をＬＮＧ生成物（ストリーム８４）から分離する。

ＬＮＧ精製塔５６からの塔底部ストリーム７７は膨張バルブ５７により精留塔１７の作動圧より僅かに高い圧力にフラッシュ膨張する。膨張の間、ストリームの一部は蒸発し、全てのストリームを華氏−１４１度［摂氏−９６度］から華氏−１５６度［摂氏−１０５度］（ストリーム７７ａ）に冷却する。その後、フラッシュ膨張ストリーム７７ａを華氏−１５５度［摂氏−１０４度］にて熱交換器５８からでる加熱フラッシュ液体ストリーム７９ｂに結合し、華氏−１５２度［摂氏−１０２度］における結合フラッシュ液体ストリーム（ストリーム８０）を形成する。これは熱交換器５０に供給される。そして、華氏−９０度［摂氏−６８度］（ストリーム８０ａ）に加熱され、膨張ストリーム７１および前記塔オーバーヘッド蒸気ストリーム７４を冷却し、その後、下方中間カラム供給点にて精留等１７に供給される。所望の場合は、ストリーム８０ａを前記フラッシュ膨張ストリーム３５ａと結合し、結合したストリームを塔の単一下方中間カラム供給点に供給できる。

ＬＮＧ貯蔵タンク６１からのフラッシュ蒸気（ストリーム８３）が熱交換器５８における流入液体に対向して通り、ここで、華氏−１５５度［摂氏−１０４度］（ストリーム８３ａ）に加熱される。その後、熱交換器５０に入り、華氏１１５度［摂氏４６度］（ストリーム８３ｂ）に加熱され、供給ストリーム７１、膨張ストリーム７２ａ、および塔オーバーヘッドストリーム７４を冷却する。このストリームは低圧（１５．５ｐｓｉａ［１０７ｋＰａ（ａ）］）のために、プラント燃料ガスとして使用可能となる前に圧縮する必要がある。中間冷却器６４を具えるコンプレッサー６３および６５（補助電源により駆動される）を使用してストリーム（ストリーム８３ｅ）を圧縮する。アフタークーラー６６で冷却した後、１１５ｐｓｉａ［７９３ｋＰａ（ａ）］におけるストリーム８３ｆをストリーム３７に結合し、プラント（ストリーム８５）に対する燃料ガスになる。

ＮＧＬ回収プラントからの冷蒸留蒸気ストリーム（ストリーム８６）を加熱して華氏１１５度［摂氏４６度］にし、同時に熱交換器５０の供給ストリーム７１を冷却し、第２残物ガスになる（ストリーム８６ａ）。その後、補助電源で駆動されるコンプレッサー６２で再圧縮する。圧縮された第２残物ガス（ストリーム８６ｂ）は圧縮された第１残物ガス（ストリーム４３ｂ）に結語し、残物ガスストリーム３８を形成する。放出クーラー２０で華氏１２０度［摂氏４９度］に冷却した後、第３残物ガスストリーム４４ａが２つの部分に分割される。一部（ストリーム７１）はＬＮＧ製造セクションへの供給ストリームになる。そして、他方の部分（ストリーム３８）は残物ガス生成物になり、７４０ｐｓｉａ［５，１０２ｋＰａ（ａ）］にて販売ガスパイプラインを流れる。
図６に示したプロセスに対するストリーム流速およびエネルギー消費を以下の表に纏める。

図１のプロセスに対する表１におけるデータと図６のプロセスに対する表６に記載の回収レベルを比較すると、ＮＧＬ回収プラントにおける回収率が両方のプロセスについて本質的に同じレベルで保持された。図６のプロセスと比較した図４のプロセスに対する圧縮力における正味の増加は２，２２２ＨＰ［３，６５３ｋＷ］であり、公称５０，０００ガロン／Ｄ［４１７ｍ^３／Ｄ］のＬＮＧを製造し、図６のプロセスに対して、０．３０３ＨＰ−Ｈ／Ｌｂ［０．４９８ｋＷ−Ｈ／ｋｇ］の比電力消費となる。したがって、本発明の比電力消費は、図２および図３の従来技術のプロセスより低い。さらに、本発明では従来技術のプロセスが必要であったように、ＬＮＧ製造セクションに入る前に供給ガスから二酸化炭素を除去することを必要としない。

本発明の態様では、その供給ガスとしてＮＧＬ回収プラントからの残物ガスを使用し、ＮＧＬ回収プラント供給ガスの一部を処理する図４および図５の態様より低いＬＮＧ製造効率を有する。このより低い効率は、主には、ＬＮＧ製造セクションにおけるプロセス冷凍のいくらかを供給するために、ＮＧＬ回収プラントからの冷蒸留蒸気（ストリーム４２）の一部（ストリーム８６）の使用結果としてＮＧＬ回収プラントの効率が減少するためである。ストリーム８６は図４および図５の態様における類似の方法において使用されるが、これらの態様におけるＮＧＬ回収プラントはより少量の流入ガスを処理している。それは、一部（図４および図５のストリーム７１）はＮＧＬ回収プラントに対するよりむしろＬＮＧ製造セクションに供給されるからである。ＮＧＬ回収プラント効率における損失は、図６のプロセスに対する表６において示された第１残物ガスコンプレッサー１９のより高いユーティリティ消費対それぞれ図４および図５のプロセスに対する表４および表５における対応する値に反映する。

殆どの流入ガスについて、プラント流入ガスは、実施例１および２に示すように、本発明の処理の供給ストリームの好ましい源である。しかし、ある場合には、ＮＧＬ回収プラント残物ガスは実施例３において示したように供給ストリームの給源としてより良好な選択である。例えば、流入ガスは低温にて固体化する、重パラフィンまたはベンゼン等の炭化水素を含み、ＮＧＬ回収プラントは、ＮＧＬ生成物におけるこれらの化合物を回収することにより、ＬＮＧ製造セクションに対する供給コンディショニング単位として機能できる。ＮＧＬ回収プラントから出る残物ガスは有意な量の重炭化水素を含まないであろう。そこで、本発明を使用してＬＮＧの同時製造に対するプラント残物ガスの一部の処理は、ＬＮＧ製造およびＬＮＧクールダウンセクションにおける熱交換器における固体形成のリスクが無いような場合に達成できる。特定の環境において使用するために、本発明のいずれかの態様への決定は、流入ガス圧レベル、プラントサイズ、利用可能な装置、および投資コスト対作動コストの経済収支等のファクターにより影響されうる。

他の態様
当業者は、ＬＮＧの同時製造を可能にするＮＧＬ回収プラントの全タイプを使用に供することができることを理解するであろう。前記の例は全て、本発明と従来技術の比較を容易にするために、米国特許第４，２７８，４５７号明細書に開示されたプロセスを使用するＮＧＬ回収プラントと共に、本発明の使用について開示した。しかし、本発明は、一般に、華氏−５０度［摂氏−４６度］またはより低温における蒸留蒸気ストリームを製造するＮＧＬ回収プロセスを用いた使用に対して適用される。このようなＮＧＬ回収プロセスの例としては、米国特許第３，２９２，３８０号、４，１４０，５０４号、４，１５７，９０４号、４，１７１，９６４号、４，１８５，９７８号、４，２５１，２４９号、４，２７８，４５７号、４，５１９，８２４号、４，６１７，０３９号、４，６８７，４９９号、４，６８９，０６３号、４，６９０，７０２号、４，８５４，９５５号、４，８６９，７４０号、４，８８９，５４５号、５，２７５，００５号、５，５５５，７４８号、５，５６８，７３７号、５，７７１，７１２号、５，７９９，５０７号、５，８８１，５６９号、５，８９０，３７８号、５，９８３，６６４号、６，１８２，４６９号明細書、および再発行米国特許第３３，４０８号、および共係属出願第６０／２２５，２６０および０９／６７７，２２０号があり、これらを参照することにより全体を本発明に取り込む。さらに、本発明は、ＮＧＬ生成物におけるＣ_３成分および重炭化水素成分のみ（すなわちＣ_２成分の有意な回収のない）回収するために設計されたＮＧＬ回収プラント、またはＮＧＬ生成物中のＣ_２成分およびより重い炭化水素成分を回収するが、ＮＧＬ生成物中にＣ_３成分およびより重い炭化水素成分のみ回収するために残物ガスに対してＣ_２成分を拒絶する（すなわちエタン拒否操作モード）ために操作されるように、設計されたＮＧＬ回収プラントを用いて使用するために適用できる。この供給原料の自由度は図４〜６で示されたＮＧＬ精製塔５６に原因があり、メタン（および、存在する場合には他の揮発性ガス）のみＬＮＧクールダウンセクションに入ること確実にする。

本発明では、ＬＮＧ製造セクションへの供給ストリームの冷却はおおくの方法により達成され得る。図４から６のプロセスでは、供給ストリーム７１、膨張ストリーム７２ａ（図４のプロセスのみ）、および蒸留蒸気ストリーム７４を冷却し、フラシュ蒸気、フラッシュ液体、およびＬＮＧ製造およびＬＮＧクールダウンセクションで製造された塔液体と一緒に脱メタン化器オーバーヘッド（ストリーム８６）の一部により凝集される。しかし、脱メタン化器液体（ストリーム３９等）は図４〜６のストリーム７１および７４、および／または図４のストリーム７２ａの冷却および凝縮のいくらかまたは全てを供給するために、図７で示されたフラッシュ膨張ストリーム７３ａについて可能であるように、使用できる。さらに、ストリームより低温に冷却されたストリームを使用できる。例えば、脱メタン化器から蒸気の副流を取り出して冷却のために使用できる。冷却の他の給源は、非制限的に、フラッシュ高圧セパレータ液体および機械的冷凍システム等である。冷却の給源の選択は、非制限的に、供給ガス組成および条件、プラントサイズ、熱交換器サイズ、潜在的冷却源温度等多くのファクター次第である。当業者は、上記冷却源または冷却法の組み合わせを組み合わせて、所望の供給ストリーム温度を達成するために、使用できる。

本発明では、外部冷却を、他のプロセスストリームからの供給ガスに利用できる冷却を補助するために、特に、実施例１および２で使用されるよりも供給ガスが多い場合に、使用することができる。プロセス熱交換のためのＬＮＧ塔液体の使用および分布、並びに供給ガス冷却のための熱交換器の特別な配置を、各特別な用途および熱交換役務に対するプロセスストリームの選択のために評価する必要がある。

ＬＮＧクールダウンセクション（ストリーム７８）を指向しフラッシュ液体（ストリーム７９）になるために取り出される供給ストリーム７１の相対的な量は、供給ガス圧、供給ガス組成、供給から経済的に抽出できる熱量、および利用できる馬力量を含む、幾つかのファクター次第であることが認識されるであろう。ＬＮＧクールダウンセクションに対するより多い供給はＬＮＧ製造を増加し、同時にＬＮＧ製造塔への還流（ストリーム７５）が対応して減少するために、ＬＮＧ（ストリーム８４）の純度が下がる。フラッシュ液体になるために取り出す量を増加することによりフラッシュ蒸気組成のための電力消費が減少するが、ストリーム７９における脱メタン化器１７にリサイクルする量が増加することにより第１残物ガスの圧縮に対する電力消費が増加する。さらに、図４〜７において点線で示したように、フラッシュ液体は熱交換器５８から完全に除去され得る（ストリーム８３のフラッシュ蒸気量を増加することおよびフラッシュ蒸気圧縮のための電力消費を増加することの負担において）。

熱交換器５８の凝縮液体ストリーム７８の過冷却によりＬＮＧ貯蔵タンク６１の作動圧へのストリームの膨張の間に精製されるフラッシュ蒸気（ストリーム８３）の量が減少する。これにより、一般に、フラッシュコンプレッサー６３および６５の電力消費を減少することによりＬＮＧを製造するための比電力消費が減少する。しかし、図８に示し、図４〜７に点線で示したように、幾つかの環境は、熱交換器５８を完全に除去することにより設備の投資コストを減少することが好ましい。図８に示され、図４〜７に点線で示したように、塔底部ストリーム７７の量は、熱交換に対するフラッシュ膨張ストリーム７７ａを使用することが正当化されない程度である。このような場合、フラッシュ膨張ストリーム７７ａを示すように精留塔１７に直接適当な供給位置にて供給できる。

個々のストリーム膨張は特定の膨張装置に示されるが、代替的な膨張手段は適当な場所で使用される。例えば、条件は、実質的に凝縮した供給ストリーム（図５、６、および８のストリーム７１ａ）またはＬＮＧ精製塔底部ストリーム（図４〜８のストリーム）または図８の凝縮液体ストリーム７８仕事膨張を保証しうる。さらに、等エンタルピーのフラッシュ膨張は、図４〜７における過冷却液体ストリーム８２（膨張によりもたらされるフラッシュ蒸気の相対的な量において得た増加およびフラッシュ蒸気圧縮に対する電力消費の増加と共に）に対する、または図４〜７における蒸気ストリーム７２（第２残物ガスの圧縮に対する電力消費と共に）に対する仕事膨張の代わりに使用され得る。

本発明の好ましい態様と信じる態様を開示しており、当業者には、本発明の範囲から離れることなく、種々の条件、供給条件または他の要件等に対して、さらなる改変が可能であることが認識されるであろう。

米国特許第４，２７８，４５７号明細書に準じた従来技術の低温天然ガス処理プラントのフローダイヤグラムである。 従来具術のプロセスに準じたＬＮＧの同時製造に適合した場合の、低温天然ガス処理プラントのフローダイヤグラムである。 米国特許第５，６１５，５６１号明細書に準じた従来技術を使用してＬＮＧの同時製造に適合した場合の、低温天然ガス処理プラントのフローダイヤグラムである。 本発明に準じたＬＮＧの同時製造に適合した場合の、低温天然ガス処理プラントのフローダイヤグラムである。 低温天然ガス処理プラントからのＬＮＧの同時製造に対する本発明の適用の代替的手段を示すフローダイヤグラムである。 低温天然ガス処理プラントからのＬＮＧの同時製造に対する本発明の適用の代替的手段を示すフローダイヤグラムである。 低温天然ガス処理プラントからのＬＮＧの同時製造に対する本発明の適用の代替的手段を示すフローダイヤグラムである。 低温天然ガス処理プラントからのＬＮＧの同時製造に対する本発明の適応の代替的手段を示すフローダイヤグラムである。

Claims (21)

1. メタンおよびより一層重質の炭化水素の成分を含有する天然ガスストリーム(71)の液化のための方法であって、次の工程、即ち
   （ａ）前記天然ガスストリーム(71)が、天然ガス液体を回収する低温天然ガス処理のプラントから取り出される工程、
   （ｂ）前記天然ガスストリーム(71)が、これを部分的に凝縮する(71a)のに十分な圧力下で冷却される(50)工程、
   （ｃ）蒸留処理工程から得られたストリーム(86)が、前記天然ガスストリーム(71)の冷却物(50)の少なくとも一部分を前記冷却(50)の工程（ｂ）において供給するために前記プラントから取り出される工程、
   （ｄ）前記部分的に凝縮させた天然ガスストリーム(71a)が液体ストリーム(73)および蒸気ストリーム(72)に分離され(51)、そこでは、前記液体ストリーム(73)が前記プラントに指向される工程、
   （ｅ）前記蒸気ストリーム(72)が中間圧(72a)にまで膨張され(52)、およびこれを凝縮させる(72b)ためにこれが前記中間圧にてさらに冷却される(50)工程、
   （ｆ）前記凝縮させた膨張したストリーム(72b)が蒸留カラム(56)に中間カラム供給点にて指向される工程、
   （ｇ）液体蒸留ストリーム(77)が前記蒸留カラム(56)の下方領域から取り出され、およびこれが前記プラントへ指向される工程、
   （ｈ）蒸気蒸留ストリーム(74)が前記蒸留カラム(56)の上方領域から取り出され、およびその少なくとも一部分を凝縮させ、および凝縮させたストリーム(74a)を形成させるためにこれが冷却される(50)工程、
   （ｉ）前記凝縮させたストリーム(74a)が少なくとも２つの部分に分割され、それと共に、第１部分(75)が前記蒸留カラム(56)に頂部供給位置(75a)にて指向され、それにより前記より一層重質の炭化水素の成分の主要部分が前記液体ストリーム(73)および前記液体蒸留ストリーム(77)において回収される工程、および
   （ｊ）前記凝縮させたストリーム(74a)の第２部分(78)が、液化させた前記天然ガスストリーム(84)を形成するためにより一層低い圧力にまで膨張される(60)工程
   を具える方法。
2. メタンおよびより一層重質の炭化水素の成分を含有する天然ガスストリーム(71)の液化のための方法であって、次の、即ち
   （ａ）前記天然ガスストリーム(71)が、天然ガス液体を回収する低温天然ガス処理のプラントから取り出される工程、
   （ｂ）前記天然ガスストリーム(71)が、これを部分的に凝縮する(71a)のに十分な圧力下で冷却される(50)工程、
   （ｃ）蒸留処理工程から得られたストリーム(86)が、前記天然ガスストリーム(71)の冷却物(50)の少なくとも一部分を前記冷却(50)の工程（ｂ）において供給するために前記プラントから取り出される工程、
   （ｄ）前記部分的に凝縮させた天然ガスストリーム(71a)が液体ストリーム(73)および蒸気ストリーム(72)に分離される工程、
   （ｅ）前記液体ストリーム(73)が中間圧にまで膨張され(54)、加熱され(50)、その後、前記プラントに指向される工程、
   （ｆ）前記蒸気ストリーム(72)が中間圧にまで膨張され(52)、およびこれを凝縮させる(72b)ためにこれが前記中間圧にてさらに冷却される(72b)工程、
   （ｇ）前記凝縮させた膨張したストリーム(72b)が中間カラム供給点にて蒸留カラム(56)に指向される工程、
   （ｈ）液体蒸留ストリーム(77)が前記蒸留カラム(56)の下方領域から取り出され、および前記プラントへ指向される工程、
   （ｉ）蒸気蒸留ストリーム(74)が前記蒸留カラム(56)の上方領域から取り出され、およびその少なくとも一部分を凝縮させ、および凝縮させたストリーム(74a)を形成させるためにこれが冷却される(50)工程、
   （ｊ）前記凝縮させたストリーム(74a)が少なくとも２つの部分に分割され、それと共に、第１部分(75)が頂部供給位置(75a)にて前記蒸留カラム(56)に指向され、それにより前記より一層重質の炭化水素の成分の主要部分が前記液体ストリーム(73)および前記液体蒸留ストリーム(77)において回収される工程、および
   （ｋ）前記凝縮させたストリーム(74a)の第２部分(78)が、液化させた前記天然ガスストリーム(84)を形成するためにより一層低い圧力にまで膨張される(60)工程
   を具える方法。
3. メタンおよびより一層重質の炭化水素の成分を含有する天然ガスストリーム(71)の液化のための方法であって、次の、即ち
   （ａ）前記天然ガスストリーム(71)が、天然ガス液体を回収する低温天然ガス処理プラントから取り出される工程、
   （ｂ）前記天然ガスストリーム(71)が、これを実質凝縮させるために圧力下で冷却される工程、
   （ｃ）蒸留処理工程から得られたストリーム(86)が、前記天然ガスストリーム(71)の冷却物(50)の少なくとも一部分を前記冷却(50)工程（ｂ）において供給するために前記プラントから取り出される工程、
   （ｄ）前記凝縮させた天然ガスストリーム(71a)が中間圧にまで膨張され(52)、および中間カラム供給点(71b)にて蒸留カラム(56)に指向される工程、
   （ｅ）液体蒸留ストリーム(77)が前記蒸留カラム(56)の下方領域から取り出され、および前記プラントへ指向される工程、
   （ｆ）蒸気蒸留ストリーム(74)が前記蒸留カラム(56)の上方領域から取り出され、およびその少なくとも一部分を凝縮させ、および凝縮させたストリーム(74a)を形成させるためにこれが冷却される(50)工程、
   （ｇ）前記凝縮させたストリーム(74a)が少なくとも２つの部分に分割され、それと共に、第１部分(75)が頂部供給位置(75a)にて前記蒸留カラム(56)に指向され、それにより前記より一層重質の炭化水素の成分の主要部分が前記液体蒸留ストリーム(77)において回収される工程、および
   （ｈ）前記凝縮させたストリーム(74a)の第２部分(78)が、液化させた前記天然ガスストリーム(84)を形成するためにより一層低い圧力にまで膨張される(60)工程
   を具える方法。
4. 前記凝縮させたストリーム(74a)の前記第２部分(78)は、前記より一層低い圧力にまで膨張される前に冷却される(58)、請求項１、２、または３記載の方法。
5. 前記凝縮させたストリーム(74a)の第３部分(79)は、取り出され、中間圧にまで膨張され(59)、および前記第２部分(78)の冷却物の少なくとも一部分を供給するために、前記凝縮させたストリーム(74a)の前記第２部分(78)に関連する熱交換において指向される、請求項４記載の方法。
6. 前記液体蒸留ストリーム(77)は、前記プラントに指向される前(80a又は81)に膨張され(57)、および加熱される(50)、請求項１、２、または３記載の方法。
7. 前記液体蒸留ストリーム(77)は、前記プラントに指向される前(80a)に膨張され(57)、および加熱される(50)、請求項４記載の方法。
8. 前記液体蒸留ストリーム(77)は、前記プラントに指向される前(80a)に膨張され(57)、および加熱される(50)、請求項５記載の方法。
9. メタンおよびより一層重質の炭化水素の成分を含有する天然ガスストリーム(71)の液化のための装置であって、次の、即ち
   （ａ）前記天然ガスストリーム(71)を取り出すために天然ガス液体を回収する低温天然ガス処理プラントに連結される第１取り出し手段、
   （ｂ）前記天然ガスストリーム(71)を受け取り、およびこれを部分的に凝縮させるのに十分な圧力下でこれを冷却する(71a)ために前記第１取り出し手段に連結される第１熱交換手段(50)、
   （ｃ）オーバーヘッド蒸留ストリーム(42)からの蒸留ストリーム(86)を取り出すために前記プラントに連結される第２取り出し手段であり、前記第２取り出し手段は、前記蒸留ストリーム(86)を加熱するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、およびこれにより前記（ｂ）の冷却の工程における天然ガスストリーム(71)の冷却物の少なくとも一部分が供給される手段、
   （ｄ）前記部分的に凝縮させた天然ガスストリーム(71a)を受け取り、およびこれを蒸気ストリーム(72)および液体ストリーム(73)に分離するために前記第１熱交換手段(50)に連結される分離手段(51)であり、そこでは、前記液体ストリーム(73)が前記プラントに指向される手段、
   （ｅ）前記蒸気ストリーム(72)を受け取り、およびこれを中間圧にまで膨張させるために前記分離手段(51)に連結される第１膨張手段(52)であり、前記第１膨張手段(52)は、膨張させた前記蒸気ストリーム(72a)を前記第１熱交換手段(50)に供給するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、それと共に、前記第１熱交換手段(50)は前記膨張させた蒸気ストリーム(72a)を、これを実質凝縮させる(72b)ために前記中間圧にて冷却するように適合させる手段、
   （ｆ）前記実質凝縮させた膨張したストリーム(72b)を中間カラム供給点にて受け取るために前記第１熱交換手段(50)に連結される蒸留カラム(56)であり、それと共に、前記蒸留カラム(56)は、液体蒸留ストリーム(77)を前記蒸留カラム(56)の下方領域から取り出し、およびこれを前記プラントに指向させ、および蒸気蒸留ストリーム(74)を前記蒸留カラム(56)の上方領域から取り出すために適合され、前記蒸留カラム(56)は前記蒸気蒸留ストリーム(74)を前記第１熱交換手段(50)に供給するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、それと共に、前記第１熱交換手段(50)は前記蒸気蒸留ストリーム(74)を冷却するために適合され、これにより、これの少なくとも一部分を凝縮し、および凝縮させたストリーム(74a)を形成するための手段、
   （ｇ）前記凝縮させたストリーム(74a)を受け取り、およびこれを少なくとも２つの部分に分割するために前記第１熱交換手段(50)に連結される分割手段であり、前記分割手段は、前記凝縮させたストリーム(74a)の第１部分(75)を前記蒸留カラム(56)に頂部供給位置(75a)にて指向させるために、前記蒸留カラム(56)にさらに連結される手段、
   （ｈ）前記凝縮させたストリーム(74a)の第２部分(78)を受け取り、およびこれを、液化させた前記天然ガスストリーム(84)を形成させるようにより一層低い圧力にまで膨張させるために前記分割手段に連結される第２膨張手段(60)、および
   （ｉ）前記蒸留カラム(56)のオーバーヘッド温度を、前記より一層重質の炭化水素の成分の主要部分が前記液体ストリーム(73)および前記液体蒸留ストリーム(77)において回収される温度に維持するために、前記部分的に凝縮させた天然ガスストリーム(71a)の温度および前記第１膨張手段（ｅ）からの凝縮させた膨張したストリームおよび前記分割手段（ｇ）からの凝縮させたストリームの前記蒸留カラム(56)への供給ストリーム(72b, 75a)の量および温度を調節するのに適合するコントロール手段
   を具える装置。
10. メタンおよびより一層重質の炭化水素の成分を含有する天然ガスストリーム(71)の液化のための装置であって、次の、即ち
    （ａ）前記天然ガスストリーム(71)を取り出すために天然ガス液体を回収する低温天然ガス処理プラントに連結される第１取り出し手段、
    （ｂ）前記天然ガスストリーム(71)を受け取り、およびこれを部分的に凝縮させるのに十分な圧力下で冷却する(71a)ために前記第１取り出し手段に連結される第１熱交換手段(50)、
    （ｃ）蒸留ストリーム(86)を取り出すために前記プラントに連結される第２取り出し手段であり、前記第２取り出し手段は、前記蒸留ストリーム(86)を加熱するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、およびこれにより前記（ｂ）の冷却の工程における天然ガスストリーム(71)の冷却物の少なくとも一部分が供給される手段、
    （ｄ）前記部分的に凝縮させた天然ガスストリーム(71a)を受け取り、およびこれを蒸気ストリーム(72)および液体ストリーム(73)に分離するために前記第１熱交換手段(50)に連結される分離手段(51)、
    （ｅ）前記蒸気ストリーム(72)を受け取り、およびこれを中間圧にまで膨張させるために前記分離手段(51)に連結される第１膨張手段(52)であり、前記第１膨張手段(52)は膨張させた前記蒸気ストリーム(72a)を前記第１熱交換手段(50)に供給するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、それと共に、前記第１熱交換手段(50)は前記膨張させた蒸気ストリーム(72a)を、これの少なくとも一部分を実質凝縮させる(72b)ために前記中間圧にて冷却するように適合する手段、
    （ｆ）前記実質凝縮させた膨張したストリーム(72b)を中間カラム供給点にて受け取るために前記第１熱交換手段(50)に連結される蒸留カラム(56)であり、それと共に、前記蒸留カラム(56)は、液体蒸留ストリーム(77)を前記蒸留カラム(56)の下方領域から取り出し、およびこれを前記プラントに指向させ、および蒸気蒸留ストリーム(74)を前記蒸留カラム(56)の上方領域から取り出すために適合され、前記蒸留カラム(56)は前記蒸気蒸留ストリーム(74)を前記第１熱交換手段(50)に供給するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、それと共に、前記第１熱交換手段(50)は前記蒸気蒸留ストリーム(74)を冷却するために適合され、これにより、この少なくとも一部分を凝縮し、および凝縮させたストリーム(74a)を形成するための手段、
    （ｇ）前記凝縮させたストリーム(74a)を受け取り、およびこれを少なくとも２つの部分に分割するために前記第１熱交換手段(50)に連結される分割手段であり、前記分割手段は、前記凝縮させたストリーム(74a)の第１部分を前記蒸留カラム(56)に頂部供給位置(75a)にて指向させるために、前記蒸留カラム(56)にさらに連結される手段、
    （ｈ）前記凝縮させたストリーム(74a)の第２部分(78)を受け取り、およびこれを、液化させた前記天然ガスストリーム(84)を形成させるようにより一層低い圧力にまで膨張させるために前記分割手段に連結される第２膨張手段(60)、
    （ｉ）前記液体ストリーム(73)を受け取り、およびこれを中間圧にまで膨張させるために前記分離手段(51)に連結される第３膨張手段(54)であり、前記第３膨張手段(54)は前記膨張させた液体ストリーム(73a)を加熱し、およびこれにより、前記（ｂ）の冷却の工程における冷却物の少なくとも一部分を供給するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、それと共に、前記膨張させた加熱した液体ストリームがその後に前記プラントに指向される手段、および
    （ｊ）前記蒸留カラム(56)のオーバーヘッド温度を、前記より一層重質の炭化水素の成分の主要部分が前記液体ストリーム(73)および前記液体蒸留ストリーム(77)において回収される温度に維持するために、前記部分的に凝縮させた天然ガスストリーム(71a)の温度および前記第１膨張手段（ｅ）からの凝縮させた膨張したストリームおよび前記分割手段（ｇ）からの凝縮させたストリームの前記蒸留カラム(56)への供給ストリーム(72b, 75a)の量および温度を調節するのに適合するコントロール手段
    を具える装置。
11. メタンおよびより一層重質の炭化水素の成分を含有する天然ガスストリーム(71)の液化のための装置であって、次の、即ち
    （ａ）前記天然ガスストリーム(71)を取り出すために天然ガス液体を回収する低温天然ガス処理プラントに連結される第１取り出し手段、
    （ｂ）前記天然ガスストリーム(71)を受け取り、およびこれを実質凝縮させるように冷却する(71a)ために前記第１取り出し手段に連結される第１熱交換手段(50)、
    （ｃ）蒸留ストリーム(86)を取り出すために前記プラントに連結される第２取り出し手段であり、前記第２取り出し手段は、前記蒸留ストリーム(86)を加熱するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、およびこれにより前記（ｂ）の冷却の工程における天然ガスストリーム(71)の冷却物の少なくとも一部分が供給される手段、
    （ｄ）前記実質凝縮させたストリーム(71a)を受け取り、およびこれを中間圧にまで膨張させる(71b)ために前記第１熱交換手段(50)に連結される第１膨張手段(52)、
    （ｅ）前記膨張させたストリーム(71b)を中間カラム供給点にて受け取るために前記第１膨張手段(52)に連結される蒸留カラムであり、それと共に、前記蒸留カラム(56)は、液体蒸留ストリーム(77)を前記蒸留カラム(56)の下方領域から取り出し、およびこれを前記プラントに指向させ、および蒸気蒸留ストリーム(74)を前記蒸留カラム(56)の上方領域から取り出すために適合され、前記蒸留カラム(56)は前記蒸気蒸留ストリーム(74)を前記第１熱交換手段(50)に供給するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、それと共に、前記第１熱交換手段(50)は前記蒸気蒸留ストリーム(74)を冷却するために適合され、これにより、この少なくとも一部分を凝縮し、および凝縮させたストリーム(74a)を形成するための手段、
    （ｆ）前記凝縮させたストリーム(74a)を受け取り、およびこれを少なくとも２つの部分に分割するために前記第１熱交換手段(50)に連結される分割手段であり、前記分割手段は、前記凝縮させたストリーム(74a)の第１部分(75)を前記蒸留カラム(56)に頂部供給位置(75a)にて指向させるために前記蒸留カラム(56)にさらに連結される手段、
    （ｇ）前記凝縮させたストリーム(74a)の第２部分(78)を受け取り、およびこれを、液化させた前記天然ガスストリーム(84)を形成させるようにより一層低い圧力にまで膨張させるために前記分割手段に連結される第２膨張手段(60)、および
    （ｈ）前記蒸留カラム(56)のオーバーヘッド温度を、前記より一層重質の炭化水素の成分の主要部分が前記液体蒸留ストリーム(77)において回収される温度に維持するために、前記第１膨張手段（ｄ）からの凝縮させた膨張したストリームおよび前記分割手段（ｆ）からの凝縮させたストリームの前記蒸留カラム(56)への供給ストリーム(71b, 75a)の量および温度を調節するのに適合するコントロール手段
    を具える装置。
12. 第２熱交換手段(58)が、前記凝縮させたストリーム(74a)の前記第２部分(78)を受け取り、およびこれを冷却するために前記分割手段に連結され(図4, 5, 又は6)、前記第２熱交換手段(58)は、前記冷却させた第２部分(82)を前記第２膨張手段(60)に供給するためにさらに連結される、請求項９または１１記載の装置。
13. 第２熱交換手段(58)が、前記凝縮させたストリーム(74a)の前記第２部分(78)を受け取り、およびこれを冷却するために前記分割手段に連結され(図7)、前記第２熱交換手段(58)は、前記冷却させた第２部分(82)を前記第２膨張手段(60)に供給するためにさらに連結される、請求項１０記載の装置。
14. 第３取り出し手段が、前記凝縮させたストリーム(74a)の第３部分(79)を前記冷却させた第２部分(82)から取り出すために前記第２熱交換手段(58)に連結され(図4, 5, 又は6)、前記第３取り出し手段は、前記第３部分(79)を第３膨張手段(59)に供給し、およびこれを中間圧にまで膨張させるためにさらに連結され、前記第３膨張手段(59)は、前記第２部分(78)の冷却物の少なくとも一部分を供給するように前記膨張させた第３部分(79a)を前記第２熱交換手段(58)に供給するためにさらに連結される、請求項１２記載の装置。
15. 第３取り出し手段が、前記凝縮させたストリーム(74a)の第３部分(79)を前記冷却させた第２部分(82)から取り出すために前記第２熱交換手段(58)に連結され(図7)、前記第３取り出し手段は、前記第３部分(79)を第４膨張手段(59)に供給し、およびこれを中間圧にまで膨張させるためにさらに連結され、前記第４膨張手段(59)は、前記第２部分(78)の冷却物の少なくとも一部分を供給するように前記膨張させた第３部分(79a)を前記第２熱交換手段(58)に供給するためにさらに連結される、請求項１３記載の装置。
16. 第３膨張手段(57)が、前記液体蒸留ストリーム(77)を受け取り、およびこれを膨張させるために前記蒸留カラム(56)に連結され、前記第３膨張手段は、膨張させた前記液体蒸留ストリーム(77a)を加熱するために前記第１熱交換手段(50)にさらに連結され、およびこれにより前記天然ガスストリーム(71)の冷却物の少なくとも一部分を供給する、請求項９または１１記載の装置。
17. 第４膨張手段(57)が、前記液体蒸留ストリーム(77)を受け取り、およびこれを膨張させるために前記蒸留カラム(56)に連結され(図7)、前記第４膨張手段(57)は、膨張させた液体蒸留ストリーム(77a)を加熱させるように前記膨張させた前記液体蒸留ストリーム(77a)を前記第１熱交換手段(50)に供給するためにさらに連結され、およびこれにより前記（ｂ）の冷却工程における天然ガスストリーム(71)の冷却物の少なくとも一部分を供給し、それと共に、前記膨張させた加熱した液体蒸留ストリーム(81)はその後に前記プラントに指向される、請求項１０記載の装置。
18. 第３膨張手段(57)が、前記液体蒸留ストリーム(77)を受け取り、およびこれを膨張させるために前記蒸留カラム(56)に連結され(図4, 5, 又は6)、前記第３膨張手段(57)は、膨張させた前記液体蒸留ストリーム(77a)を加熱するために前記膨張させた液体蒸留ストリーム(77a)を前記第１熱交換手段(50)に供給するためにさらに連結され、およびこれにより前記（ｂ）の冷却工程における天然ガスストリーム(71)の冷却物の少なくとも一部分を供給し、それと共に、前記膨張させた加熱した液体蒸留ストリーム(80a)はその後に前記プラントに指向される、請求項１２記載の装置。
19. 第４膨張手段(57)が、前記液体蒸留ストリーム(77)を受け取り、およびこれを膨張させるために前記蒸留カラム(56)に連結され(図7)、前記第４膨張手段(57)は、膨張させた前記液体蒸留ストリーム(77a)を加熱させるように前記膨張させた前記液体蒸留ストリーム(77a)を前記第１熱交換手段(50)に供給するためにさらに連結され、およびこれにより前記（ｂ）の冷却工程における天然ガスストリーム(71)の冷却物の少なくとも一部分を供給し、それと共に、前記膨張させた加熱した液体蒸留ストリーム(81)はその後に前記プラントに指向される、請求項１３記載の装置。
20. 第４膨張手段(57)が、前記液体蒸留ストリーム(77)を受け取り、およびこれを膨張させるために前記蒸留カラム(56)に連結され(図4, 5, 又は6)、前記第４膨張手段(57)は、膨張させた前記液体蒸留ストリーム(77a)を加熱させるように前記膨張させた液体蒸留ストリーム(77a)を前記第１熱交換手段(50)に供給するためにさらに連結され、およびこれにより前記（ｂ）の冷却工程における天然ガスストリーム(71)の冷却物の少なくとも一部分を供給し、それと共に、前記膨張させた加熱した液体蒸留ストリーム(80a)はその後に前記プラントに指向される、請求項１４記載の装置。
21. 第５膨張手段(57)が、前記液体蒸留ストリーム(77)を受け取り、およびこれを膨張させるために前記蒸留カラム(56)に連結され(図7)、前記第５膨張手段(57)は、膨張させた前記液体蒸留ストリーム(77a)を加熱させるように前記膨張させた前記液体蒸留ストリーム(77a)を前記第１熱交換手段(50)に供給するためにさらに連結され、およびこれにより前記（ｂ）の冷却工程における天然ガスストリーム(71)の冷却物の少なくとも一部分を供給し、それと共に、前記膨張させた加熱した液体蒸留ストリーム(81)はその後に前記プラントに指向される、請求項１５記載の装置。

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