JP5502590B2 - 天然ガス流液化方法及び装置 - Google Patents

Description

予冷された天然ガスの液化方法は、ＣＯ₂を用いて天然ガス原料流を予冷するとともに、予冷した流れを混合冷媒である炭化水素混合物（ＨＭＲ）を用いて更に冷却して液化天然ガス（ＬＮＧ）製品にする浮遊式生産貯蔵積出プラットホーム（ＦＰＳＯ）で用いるために、既に開示されている。これらの方法では、天然ガス原料流を１つ以上の圧力レベルで沸点に達するＣＯ₂によって予冷する。ＣＯ₂は蒸発しながら天然ガス原料流を約−３５℃という温度に予冷する。ＣＯ₂蒸気はその後圧縮され、冷却され、凝縮されて液体ＣＯ₂冷媒となり、再循環されてプロセスに戻る。

しかし、ＦＰＳＯでＣＯ₂をＬＮＧ液化の予冷剤として用いることにはいくつかの難点がある。第一に、ＣＯ₂の凝固点は−５６．６℃であり、ドライアイスの生成がその温度で起こり始める。液化プラントでドライアイスが生成されることに関連した操業上の問題を防ぐために、高圧のＣＯ₂を−４０℃よりも低い温度に冷却しないことが好ましいと提案されている。高圧ＣＯ₂を−４０℃まで冷却し、温度アプローチが少なくとも３℃と仮定すると、ＣＯ₂を予冷剤として用いる場合、天然ガス原料を−３７℃よりも低い温度に冷却することはできない。しかし、ＬＮＧ製品の発熱量を減らす及び／又はＬＮＧ製品中のベンゼンなどの不純物の凍結を防ぐという目的で重質炭化水素と芳香族化合物を凝縮して除去するために、天然ガス原料を−３７℃よりも低い温度に予冷しなければならないことがよくある。従って、ＣＯ₂を使用することはそれらの不純物の必要量を予冷部において除去することを不可能にすることがある。

第二に、ＣＯ₂の臨界温度（すなわち、それ以上では圧力のいかんによらず流体を凝縮させることができない温度）は約３１．１℃であり、これは３１．１℃を超えるとＣＯ₂は凝縮させることができないということを意味する。しかし、予冷サイクルは、負荷流との熱交換で沸騰することによって冷却を行う凝縮された冷媒を必要とする。従来、ＦＰＳＯはコンプレッサー中間冷却器と後段冷却器に供給される冷媒として海水を用いている。従って、海水が温かい場合、例えば熱帯地域の典型的な海面温度である２７℃である場合に、凝縮器における１０℃という典型的なアプローチを仮定すると、ＣＯ₂は温暖な海水を用いて凝縮させることができず、そのため効率が低下して、ＣＯ₂に基づくサイクルの利用は海水が約２０℃よりも低い緯度に限定される。

更に、ＣＯ₂は、効率的に凝縮させるためには一般に約５２ｂａｒａより高い圧力に圧縮する必要があり、このためコンプレッサーに特殊な高圧バレル型ケーシングを使用する必要がある。特殊高圧バレル型ケーシングを使用することは資本コストを高くする。更に、予冷ループ全体が、プロパン又はハイドロフルオロカーボンをベースとする予冷サイクルに比べてずっと高い圧力で作動する。従って、システム全体を高圧配管、圧力逃がし装置等を用いて設計しなければならず、これも資本コストを増加させ、ガス圧力の安全性の問題を、特に陸上プラントに比べて設備と作業員との距離がずっと短い海上プラントにおいて、大きくする。

プロパン（Ｃ₃Ｈ_８）を用いて天然ガス原料流を予冷するとともに、予冷した流れをそれ自体がプロパンを含有する混合冷媒の炭化水素混合物で更に冷却して液化天然ガス製品を提供するＦＰＳＯのための予冷天然ガス液化装置と方法も開示されている。このタイプのプロセスは、プロパン予冷混合冷媒プロセス、又はＣ３ＭＲプロセスとして知られ、世界中で生産されるＬＮＧの大部分を製造するのに用いられている。予冷ループでは、ジュール−トムソン（Ｊ−Ｔ）弁を用いて液体プロパンを異なるいろいろな圧力に膨張させる。その結果生ずる沸騰プロパンが天然ガス原料流との熱交換で気化して天然ガス原料流を予冷する。生じたプロパン蒸気はプロパンコンプレッサーに送られ、そこで蒸気流は高圧に圧縮される。コンプレッサーから排出される高圧のプロパンは海水との熱交換で冷却され、予冷プロセスへ再循環される。プロパンの臨界温度（９６．６℃）がＣＯ₂（３１．１℃）に比べて高いため、プロパンはＣＯ₂に比べて供給される圧縮動力１メガワット当たりの冷却負荷が多くなる。古典的な陸上プラントでも、プロパンはプロセスの液化部分で効率的な冷却を実現するために混合炭化水素冷媒で用いられることがある。

陸上のプラントではプロパンは予冷冷媒として広く用いられているが、ＬＮＧのＦＰＳＯでプロパンを使用するのには不利な点もある。プロパンは、ガスコンプレッサーのシール部分、プロパン蒸発器、及び装置におけるその他の箇所から漏れ出す可能性があり、それがＦＰＳＯの表面又はその近くに危険な爆発条件をもたらしかねない。プロパンはいくつかのユニークな特性によってこれらの危険な爆発条件をもたらす。例えば、プロパンは標準沸点が−４２．１℃であり、これはプロパンが何らかの設備から漏れると蒸気のままにとどまるということを意味する。１５℃で、プロパン蒸気の密度は１．９１ｋｇ／ｍ³であり、これに対して空気の密度は１．２０ｋｇ／ｍ³である。プロパン蒸気の密度は、漏れた蒸気がＦＰＳＯプラットホームの表面近くにたまる原因となる。この蒸気の引火下限界は９．５体積％より低く、米国運輸省はプロパンを可燃性ガスのリストに入れており、一方欧州委員会はプロパンをＦ＋すなわちきわめて可燃性であるとしている。プロパン蒸気はＦＰＳＯプラットホームの床又は表面にたまるので、そしてプロパンはきわめて可燃性であるので、ＦＰＳＯプラットホーム上にプロパンの「雲（ｃｌｏｕｄ）」が存在することはきわめて危険なものとなりかねない。

更に、ＦＰＳＯはスペースの制約があり、設備と作業員又は居住区域との平均距離は陸上のプラントに比べて著しく短い。ＦＰＳＯでプロパンの漏れが起こった場合、可燃性のプロパン蒸気は短時間でＦＰＳＯのすべての主要区域に広がり、プラントは爆発及び／又は火災の危険にさらされるということになりやすい。

この危険の可能性は、パイパー・アルファ、すなわち北海でプロパン凝縮物を処理している石油・ガスプラント、で現実のものになった。１９８８年７月６日、修理中であったというバックアッププロパン凝縮物ポンプが偶発的に始動し、プラットホームの表面のすぐ上の大気中にプロパンが流出するに至った。漏れたプロパンに偶発的に点火して二つの非常に大きな爆発が起き、それはただちに制御室と、船の大部分を巻き込んだ。この事故は１６７人の死者を出し、プラットホームは溶融した。

従って、特にプロパンの存在することが予冷部だけでなく貯蔵部でも、またプロパンを抽出する脱プロパン塔でも必要であるため、プロパンを冷媒として使用するのはきわめて危険となり得る。それに対して、他の炭化水素はプロパンほど大きな脅威にはならない。例えば、メタン（ＣＨ₄）は、通常の蒸気の密度が１５℃で０．６８ｋｇ／ｍ³であり、空気よりも軽い。メタンがＦＰＳＯプラットホームで漏れた場合、メタンはたちまち大気中に散逸する。同様に、エタン（Ｃ₂Ｈ₆）は密度が１５℃で１．２８ｋｇ／ｍ³で、やはり空気の密度に近く、従って可燃性の蒸気がＦＰＳＯの表面に集まるという危険が小さくなる。

ブタン（Ｃ₄Ｈ₁₀）は一般に、プロパンに関連する問題と同様な問題を抱えている。例えば、ｎ−ブタンは標準沸点が−０．５℃で、密度が１５℃で２．５２ｋｇ／ｍ³であり、ＦＰＳＯの表面に爆発性の蒸気を生じさせる可能性がある。しかし、ブタンは密度が高いためにプロパンよりも液化プラントの設備から逃げにくく、プロパンよりも本質的に安全である。もっと重い炭化水素（Ｃ５＋）は周囲の気温では本来液体であり、従って漏れがあってもＦＰＳＯの表面近くの蒸気はわずかになる。

このように、脂肪族炭化水素のうちでプロパンが占めているユニークな位置のために、プロパンは全ての脂肪族炭化水素のうちでもっとも危険であると考えられ、ＬＮＧのＦＰＳＯで使用するのを避けることが望ましい。

従って、ＦＰＳＯ上で可燃性の冷媒を漏洩させず、又は少なくともその使用を制限することなしに、Ｃ３ＭＲプロセスにおけるエネルギーと資本コストを効率的にする方法が、当該技術分野において必要とされている。臨界温度が５０℃より高く、引火の可能性がゼロであり、毒性がなく、環境への影響が小さく、標準沸点が低くて予冷温度を低くするのを可能にする予冷冷媒が必要とされている。

本発明の実施形態は、当該技術分野におけるこの必要性を、ハイドロフルオロカーボン（ＨＦＣ）を用いて天然ガス原料流を予冷してからその予冷した原料を混合冷媒（ＭＲ）を用いて液化する改良された液化装置及び方法を提供することによって満たすものである。

一つの実施形態では、天然ガス流を液化する方法であって、脱水した天然ガス流を液化のために供給する工程、脱水した天然ガス流を予冷装置で予冷する工程であって、その予冷をハイドロフルオロカーボン（ＨＦＣ）冷媒から本質的になる予冷剤を用いて行う工程、予冷した脱水天然ガス流を主熱交換器で、気化される炭化水素混合冷媒冷却剤との間接熱交換によって更に冷却して液化天然ガス製品流を製造する工程、を含み、混合冷媒冷却剤がエタン、メタン、窒素，及び３モル％以下のプロパンを含む、天然ガス液化方法が開示される。

別の実施形態では、天然ガス流を液化する装置であって、多段ハイドロフルオロカーボン（ＨＦＣ）コンプレッサー、この多段ＨＦＣコンプレッサーに流体を介して接続され、脱水した天然ガス流をＨＦＣ冷媒を用いて予冷するための少なくとも１つの蒸発器を含む予冷装置、この予冷装置に流体を介して接続され、予冷した脱水天然ガス流を更に冷却して液化天然ガス製品流を製造するための主熱交換器、を含み、エタン、メタン、窒素，及び３モル％以下のプロパンを含む気化した混合冷媒冷却剤がこの主熱交換器において冷却を行う、天然ガス流液化装置が開示される。

更に別の実施形態では、天然ガス流を液化する方法であって、脱水した天然ガス流を液化のために供給する工程、脱水した天然ガス流を予冷装置で予冷する工程であって、その予冷をハイドロフルオロカーボン（ＨＦＣ）冷媒から本質的になる予冷剤を用いて行う工程、予冷した脱水天然ガス流を主熱交換器で、気化される炭化水素混合冷媒冷却剤との間接熱交換によって更に冷却して液化天然ガス製品流を製造する工程、を含み、混合冷媒冷却剤が、天然ガス流から得られるメタン流、大部分がエタンであるエタン富化流、及び大部分が窒素である窒素流、を含む混合物である、天然ガス流液化方法が開示される。

上述した簡潔な概要、並びに以下の代表的実施形態についての詳しい説明は、添付の図面とあわせて読むとよりよく理解される。本発明の実施形態を説明する目的で、本発明の代表的な構成を図面に示しているが、本発明は開示された特定の方法と手段には限定されない。

本発明の諸様態に関連する代表的な装置と方法を説明する流れ図である。

本発明の諸様態に関連する代表的な装置と方法を説明する流れ図である。

本発明の諸様態に関連する代表的な装置と方法を説明する流れ図である。

本発明の諸様態に関連する代表的な駆動装置と方法を説明する流れ図である。

本発明の諸様態に関連する代表的な駆動装置と方法を説明する流れ図である。

本発明の一つの実施形態は、ＬＮＧ液化用途に使用される、特に海上プラットホームで使用される、ＨＦＣと炭化水素冷媒混合物の両方を使用することに基礎をおく、低温冷却法の開発に関する。安全性は、海上の又は浮遊式炭化水素処理プラントの設計において、コンパクトなレイアウト、居住区域と処理設備との近接、及び限られた出口のために、最も重要なものである。開示される装置と方法の実施形態は、製品ＬＮＧの１トン当たりの高い動力効率を達成し、従ってプロパンのように可燃性であるがきわめて効率的な冷媒を使用する必要をなくす。

一つの実施形態では、従来のＣ３ＭＲプロセスで用いられるきわめて可燃性のプロパン予冷冷媒をＨＦＣで置き換えて天然ガス原料を予冷してから、炭化水素混合冷媒を用いて更に冷却することができる。用いられるＨＦＣは、米国暖房冷凍空調学会（ＡＳＨＲＡＥ）によって４００ｐｐｍ以下では無毒であり、２１℃及び１．０１ｂａｒａで火炎が伝播せず、従ってプロパンに比べて使用しても安全であるとして分類（クラス１）することができる。ＡＳＨＲＡＥは、２１℃及び１．０１ｂａｒａで０．１ｋｇ／ｍ³より高い濃度で可燃性であり、燃焼熱が１９，０００ｋＪ／ｋｇより小さい場合、冷媒をタイプ２に分類する。ＡＳＨＲＡＥは、２１℃及び１．０１ｂａｒａで０．１ｋｇ／ｍ³より低い濃度で可燃性であり、燃焼熱が１９，０００ｋＪ／ｋｇより大きい場合、冷媒をタイプ３に分類する。

ＨＦＣは、−３７℃より低い温度への予冷を可能にする。それは多くのＨＦＣでは標準沸点がそれより低いからである。例えば、Ｒ４１０ＡはＲ３２（ジフルオロメタン）とＲ１２５（ペンタフルオロエタン）の二元混合物であって、臨界温度が７０．１℃であり、ＡＳＨＲＡＥによってＡ１冷媒（低毒性及び非可燃性）と分類されており、オゾン破壊係数（ＯＤＰ）はゼロであり、標準沸点は−５１．６℃である。ＯＤＰは、分子が大気オゾンと反応してそれを破壊する傾向を、モントリオール議定書の規定に従って１．０というＯＤＰが割り当てられたジクロロジフルオロメタン（ＣＣｌ₂Ｆ₂）と比較して表すものである。従ってＯＤＰが小さい冷媒の方が望ましい。

予冷冷媒としてＨＦＣを用いる別の利点は、それによって混合冷媒からプロパンを除くことが可能になり、ＬＮＧ生産のエネルギー効率を同じレベルに維持できることである。これによって、ＨＦＣによる予冷混合冷媒プロセスが可能となってプロパンを使用することがなくなり、陸上プラントとほぼ同じ効率が得られ、そして同時に、ＨＦＣの沸点が低いことで液化プロセスにおける操業面で大きな柔軟性が得られる。

ＨＦＣ冷媒を使用すると、従来のＣ３ＭＲプロセスと同程度又はそれ以上の高い効率を得ることができる。更に、市販されている主流のＨＦＣは−１２７℃ほどの低い温度までの予冷を可能にし、凍結の可能性もない。更に、市販されているたいていのＨＦＣの臨界温度はＣＯ₂よりもずっと高く、従ってＨＦＣは、ほとんどの典型的な海水温度条件下において高いプロセス効率で使用できる。

プロパンと比べてＨＦＣを使用することの別の利点は、いくつかのＨＦＣは真空（大気圧より低い）圧力レベルにフラッシュさせて非常に低い予冷温度を得ることができ、そのため原料から十分な炭化水素を凝縮させることができることである。プロパンを大気圧より低い圧力レベルにフラッシュさせて低温（すなわち、−４２℃未満）にしようとすると、空気が例えばコンプレッサーの吸い込み配管に侵入して爆発性の混合物が生ずる可能性がある。例えばＲ４１０ＡやＲ１３４ＡのようなＨＦＣは、非可燃性なので、空気の侵入が可燃性の混合物を生ずることはなく、これが大気圧より低いレベルにフラッシュさせることを容認できる理由である。

より低い予冷温度に到達することができるので、主要な混合冷媒ループからプロパンを排除する一方で、なお容認可能な商業的効率を維持することも可能、又はほぼ可能である。液化に用いられる混合冷媒は、例えば窒素、メタン、及びエタンを含むことができる。理論的には、混合冷媒が含むプロパンは０モル％であるべきであるが、実際には、混合冷媒中の全てのプロパンを排除することは経済的でなく、又は商業的に実現可能でなかろう。

混合冷媒用のメタンは現場で生成することができる。混合冷媒を調製するのに用いられるエタンは、例えば販売業者から商業的に入手してもよく、又はやはり現場で調製することができる。外部から調達するにせよ現場で製造するにせよ、エタンは一般に脱エタン塔からの塔頂生成物として製造される。実際には、脱エタン塔からのエタンの純度は塔における段数及び還流比によって制限される。高純度エタンの製造には、蒸留塔において多くの段数が必要であり及び／又は高い還流比が必要であって、資本コストと運転コストの増加につながる。従って、実際には、商業的なエタン製品流には少量のプロパンが含まれ得る。

混合冷媒に必要なメタンは、普通、洗浄塔還流ドラム（図１の機器１１０参照）から出てくる蒸気流（図１の流れ１１７参照）として抜き出される。メタン流１１７のプロパン含有量は、予冷された原料流１０８（図１参照）の温度の関数である。予冷された流れ１０８の温度が低くなると、還流ドラム１１０でより多くのプロパンが凝縮して、塔頂流１１７及び１１４のプロパン含有量の減少につながる。従って、混合冷媒を調製するのに用いられるメタン流でより少ないプロパン含有量が望まれる場合、より低い予冷温度が必要になる。メタンはまた、脱水された原料ガスから得ることもできる。いずれの場合も、メタン補給流はやはり、プラントの運転及び天然ガス原料の組成によるが、一般に多少のエタンとプロパンを不純物として含む。

このように、メタンとエタンの供給源は、どちらも少量のプロパンを含む。例えば、ガス・プロセッサ・サプライヤー協会（ＧＰＳＡ）技術データブック（ＦＰＳバージョン、第１巻第１１版、１９９８）の図２−３によると、商業的に入手できる高純度エタンは普通約４モル％のプロパンを含み、最高で１０．７モル％までのプロパンを含むことがある。表１は、典型的な混合冷媒（この混合冷媒は１６．６モル％のＮ₂、４０．９９モル％のメタン、及び４２．４モル％のエタンを含む）におけるプロパン含有量の変動を示す。例えば、安全性又はその他の目的から混合冷媒中に２．０モル％未満のプロパンが望まれる場合、プロパンが１．０モル％未満のメタン流を用いなければならず、又はエタン流は４モル％未満のプロパンを含有している必要がある。この場合には、高純度脱エタン塔からのエタンが商業グレードのエタンよりも好ましかろう。

より低い温度への予冷は混合冷媒ループにかかる熱除去負荷を軽減する。これは資本コストと運転コストの両方を軽減することになり、低温熱交換器と混合冷媒コンプレッサーなどの混合冷媒ループ設備は一般に予冷設備に比べて資本コストが高い。これは、混合冷媒ループの熱交換器は低温条件に耐えられるようにより精巧に設計されるからであり、また、混合冷媒コンプレッサーは予冷コンプレッサーよりも数倍高い圧力で運転され、配管や設備の壁が厚くなるからである。従って、混合冷媒ループにかかる負荷を軽減することは資本コストの正味の軽減をもたらす。更に、混合冷媒ループは、予冷ループに比べて除去される熱の１キロワット当たりに必要なコンプレッサーのエネルギー消費量が多くなる。これは、ＨＦＣやプロパンのような予冷冷媒の平均の圧縮率係数が典型的な混合冷媒のそれよりもずっと小さいからである。従って、熱除去負荷を予冷ループに移すことは圧縮のための全動力の正味の減少になり、運転コストの面で利益になる。しかし、プロパンは、その標準沸点（−４２．４℃）がＲ４１０Ａ（−５１．６℃）のようなＨＦＣに比べて相対的に高いため、及び真空操作に関連する危険性のために、負荷を予冷ループに移す柔軟性をもたらさない。プラントのいずれの箇所においても、冷媒としてのプロパンを排除、又はほぼ排除することは、関連する設備コストとプロパンを貯蔵及び製造する危険性の低減と合わせて、著しく安全で経済的な液化装置をもたらす。

単一成分冷媒又は冷媒混合物のいずれかであるＨＦＣ冷媒を、予冷に用いることができる。Ｒ１３４ａなどの単一成分ＨＦＣ冷媒は、例えば自動車やその他の冷却業界で広く用いられてきた。しかし、単一成分のＨＦＣ冷媒では、安定であること、可燃性が低いこと、オゾン破壊係数が０．１未満であること、及び地球温暖化係数が小さいこととともに、低い凝縮圧力及び低い標準沸点という効率的な熱力学特性を有する、という多数の制約を満たすものはほんの少数しかない。このため、可能性のあるＨＦＣ冷媒の候補としては混合物が広く検討されている。

広範な種類のＨＦＣが商業的に入手でき、予冷温度を非常に柔軟に設定することができる。例えば、ＬＮＧから重い炭化水素を除去しなければならない（しばしば発熱量を制御するために）場合、原料を−４０℃より低い温度に予冷することが必要であろう。Ｒ４１０Ａのような商業的に入手できるＨＦＣを用いると、原料を、例えば−４８℃という温度まで、非常に高い効率で容易に予冷することができる。これに対して、ＣＯ₂は、凍結する可能性があるのでこの状況で予冷冷媒として用いることはできない。

０〜７℃の間で変動する小さな「温度の変位（ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅ ｇｌｉｄｅ）」があると考えられるＨＦＣ冷媒混合物を、予冷冷媒として用いてもよい。温度の変位とは、泡立ち温度と露点温度との温度差であり、混合物が沸騰してより揮発性の成分が沸騰して出てゆくにつれて組成が変化し、しだいに重い成分の方へ移ってゆくことに起因するものである。非常に小さな温度変位（０〜０．１℃）の冷媒混合物は、単一成分のように振る舞い、「共沸混合物」と呼ばれる一方で、小さな温度変位（すなわち１℃未満）の混合物は「近共沸混合物」と呼ばれている。例えば、ＨＦＣ混合物Ｒ４１０Ａは温度変位が０．１℃未満である。

温度変位が小さい冷媒にはいくつかの利点がある。第一に、温度変位が小さい冷媒は組成変化を回避するので、設備を含めて冷却回路全体を一様な組成に合わせて設計することができる。更に、温度変位が小さいか又はゼロである冷媒は、漏れが起こっても予冷装置内に含まれる冷媒の組成に生ずる変化は最小又はゼロである。

第二に、近共沸混合物又は共沸混合物冷媒は、個々の成分と異なる振る舞いを示す。例えば、Ｒ３２とＲ１２５の重量で５０／５０の近共沸混合物であるＲ４１０Ａは、Ｒ３２自身は可燃性であるにもかかわらず、可燃性が小さい。

第三に、共沸混合物冷媒は、混合物がいろいろな圧力レベルで蒸発してもその分子量を維持する。従って、異なる圧力レベルでコンプレッサーに入る蒸気は同じ分子量を有する。これに対して、温度変位の大きいＨＦＣを使用すると、大きい分子量の蒸気がコンプレッサーに入るようになり、組成コントロールのための堅牢なスキームが実施されている場合を除いてコンプレッサーの予測されない挙動につながる可能性がある。

ＦＰＳＯにおいてＨＦＣ冷媒で予冷する場合に対処しなければならない一つの問題は、ＨＦＣ冷媒コンプレッサーを最大圧力で再始動する必要があることである。多くの陸上ＬＮＧプラントは、冷媒コンプレッサーを駆動するために、単一軸「フレーム」型ガスタービンを大きな電動スターター／ヘルパーモーターと合わせて使用している。大きなスターター／ヘルパーモーターを用いても、これらのプラントはなおも、コンプレッサーを再始動する前に系内の冷媒の大きな割合を排出する必要がある。これは、タービンとスターター／ヘルパーモーターに要求される動力／トルクを、駆動トレインを始動させるのに十分な低いレベルまで減らすために必要である。駆動トレインは通常１つ以上のコンプレッサーと、駆動装置からなり、それらは全て機械的に連結されている。排出は、ＨＦＣで予冷されるＬＮＧプラントでは、特に海上にあるものでは、経済的な選択肢として受容できないものであり、それは冷媒が購入と輸送に費用がかかり、ＨＦＣを貯蔵するとＦＰＳＯの貴重なスペースがとられるからである。排出することなく最大圧力で始動するという要求を満たすためには、駆動装置は駆動トレインを負荷の下で最大速度まで加速するのに必要なトルクを供給できなければならない。これは電動モーター駆動装置、多軸フレーム、又は多軸航空転用型ガスタービンによって可能である。というのは、これらは全て十分なトルク能力を有するからである。ＨＦＣでの予冷を用いるＬＮＧ液化装置でＨＦＣを排出しないという要件は、単一軸ガスタービンによる駆動トレインでは、きわめて大きなスターター／ヘルパーモーターとそれに動力を供給するのに必要な発電設備なしには満たされそうもない。この形態は、たかだかプラントを再始動するときにときたま使用される設備に大きな投資を必要とすることから、経済的な解決策とは言えないであろう。

図１は、本発明の一つの様態による２つの冷却回路を含む液化装置と方法を説明するものである。１つ以上の冷却回路を、図１に既に示されている回路に加えてもよい。第一の、高温の、又は予冷のための冷却回路は、ＨＦＣ冷媒を用いる。第二の、低温の、又は主要な冷却用の回路は、炭化水素混合物を用いる。ＨＦＣを予冷冷媒として用いる第一の冷却回路は、多段ＨＦＣコンプレッサー１５８とＨＦＣ予冷装置１０１を含む。第一の冷却回路で用いられるＨＦＣは、以下の特性を有すること、すなわち、（１）ＡＳＨＲＡＥのクラスＡ（低毒性）の冷媒であること、（２）ＡＳＨＲＡＥのクラス１（低可燃性）の冷媒であること、（３）ＯＤＰが０．１を超えない（オゾン破壊係数が非常に小さい）こと、及び（４）地球温暖化係数（ＧＷＰ）が小さいこと、が好ましい。分子のＯＤＰとは、それがオゾンを破壊する傾向をモントリオール議定書の規定に従ってジクロロジフルオロメタン（ＣＣｌ₂Ｆ₂）のそれと比較するものである。しかし、通常の操業条件の下で大規模な放出の可能性がきわめて低いこと、エネルギーが節約されること、及びその結果としてＣＯ₂放出が減少することは、ＧＷＰ規準は定性的なものに過ぎないことを意味する、ということに注目すべきである。

第一の冷却回路で用いられるＨＦＣも、以下の特性を有すること、すなわち、（１）ＨＦＣ混合物の場合、冷媒は好ましくは、共沸混合物又は近共沸ＨＦＣ混合物によって満たされる、７℃未満の温度変位を有すること、（２）ＨＦＣ成分又は混合物の臨界温度が５０℃より高いこと（海水のほかに周囲空気を冷却剤として使用するのを可能とし、従って効率が高められる）、及び（３）天然ガス原料を所望の温度に予冷するのに十分な低い標準沸点を有すること、が好ましい。例えば、Ｒ４１０Ａは、真空操作なしでも標準沸点が−５１．６℃であり、天然ガス原料から分別によって重質炭化水素を十分に除去することを可能にする。

Ｒ１３４ａ、Ｒ１２５、及び上記の特性をもつ他の全てのもののような商業的に入手できる単一成分のＨＦＣが、ＬＮＧ液化のために本発明の方法で使用するのに適している。また、商業的に入手できるＲ４０７Ｃ、Ｒ４１０Ａ、Ｒ４１７Ａ、Ｒ５０７、及びＲ４２２ＤのようなＨＦＣ混合物も、上記の条件を満たす。

表２は、Ａ１（すなわち、４００ｐｐｍ未満で毒性がなく、火炎伝播能がない）と分類され、ＯＤＰがゼロに近く、ＬＮＧ予冷の用途で使用できる他の可能な純粋又は混合ＨＦＣをまとめたものである。

図１に戻ると、天然ガス原料流（図示せず）は、重質炭化水素油、粒状物質、ＣＯ₂、及びＨ₂Ｓを除去するために前処理された後、乾燥器（図示せず）に送られる。乾燥は、海水が実質的に２２℃より低い温度であれば海水冷却を用いて行うことができ、又はＨＦＣ冷媒を用いて行うことができる。天然ガス原料流を２２〜２５℃の間の温度に冷却した後、天然ガス原料流はドライヤーベッドに送られ、そこで水分が除去される（図示せず）。脱水された天然ガス原料流１００は、次に、３０〜８５ｂａｒａの間の圧力で予冷するために送られる。脱水された天然ガス原料流１００の予冷は、例えば予冷装置１０１で表された、直列になった１〜５段の冷却で行われる。図１は３段の予冷装置を示している。これらの直列の冷却段は、順次下がってゆく温度の、例えば、Ｊ−Ｔ弁圧力を下げて、冷却段（ｎ）に供給されるＨＦＣ冷媒を冷却段（ｎ−１）に供給されるものより冷たくすることによって順次下がってゆく温度の、ＨＦＣ冷媒を使用する。冷却段の数が多いほど、冷却曲線のアプローチが接近するため予冷の効率は高くなる。全部で（ｎ）段のＨＦＣ予冷段があると、原料は（ｎ−１）段で冷却されて予冷された流れ１０２を生ずる。

予冷された流れ１０２は、次に、最終のＬＮＧの発熱量を調整するために低温液体還流の流れ１１３を用いて原料の重質（Ｃ₃＋）成分を除去する炭化水素スクラブ塔１０３に送ることができる。塔底流１０５は分別トレイン又は貯蔵部（図示せず）へ送られる。ＦＰＳＯのスペースの制約のために、スクラブ塔１０３を出てゆく重質炭化水素流１０５を出荷してＬＮＧを受け入れターミナルにおいて分別する可能性もあることに注目すべきである。ＦＰＳＯプラットホームで分別が行われる場合、本発明の一つの様態は、分別トレインに関わるいろいろな塔（例えば脱エタン塔など）の凝縮器にＨＦＣ冷媒が寒冷を提供することもできるようにする。

スクラブ塔１０３から取り出された流れ１０４は軽質の塔頂流を構成する。流れ１０４の一部（すなわち、流れ１０７）は、ＨＦＣ予冷装置１０１を用いて部分的に凝縮させることができる。部分的に凝縮された原料流１０８は、次に流れ１０４の未凝縮部分（すなわち、流れ１０６）と一緒にされて流れ１０９を形成し、次に気−液分離器１１０に送られて、蒸気が液体から分離される。気−液分離器１１０からの液体流１１１は、次にポンプ１１２で、塔の還流として働くための流れ１１３としてスクラブ塔１０３に送り返すことができる。

ＨＦＣ予冷冷媒を用いて、スクラブ塔の還流凝縮器１１０の負荷の全てを提供することができ、この目的のために主たる液化冷媒を使用する必要がなくなる。ＨＦＣによる予冷を用いてスクラブ塔の還流凝縮器１１０の負荷の全てを提供することで、装置の効率が向上する。それは、普通、典型的な炭化水素冷媒によって供給される冷却負荷はＨＦＣ冷媒よりもずっと大きな追加の圧縮動力を必要とするためである。この理由は、典型的なＨＦＣの圧縮係数がＣＨ₄やＣ₂Ｈ₆などの軽い炭化水素冷媒に比べて著しく小さいからである。ＨＦＣによる予冷を用いてスクラブ塔の還流凝縮器１１０の負荷の全てを供給することはまた、主液化交換器１１５の大きさを小さくし、制御の問題やプラントレイアウトを単純化する。

スクラブ塔還流凝縮器１１０からの蒸気流１１４は、蒸気流１１４を完全に凝縮させ過冷却してＬＮＧ製品流１１６を作るプラントの低温セクションに送ることができる。低温セクションは、主液化交換器１１５を含む。低温セクションでは、例えば、０〜３０モル％のＮ₂を含む混合炭化水素又は純水なＮ₂からなる冷媒を用いることができる。一つの実施形態では、主たる液化冷媒は０〜３０％のＮ₂と炭化水素、例えばメタン（０〜５０％）、エタン（０〜７５％）、及びブタン（０〜５０％）など、を含む混合物でよい。別の実施形態では、主たる液化冷媒は、天然ガス流から得られたメタンの第一の流れ、大部分がエタンであるエタン富化流である第二の流れ、及び大部分が窒素である窒素富化流である第三の流れ、を含む混合物でよい。メタン流は天然ガスから二つの方法のどちらかによって得ることができる。天然ガス流１００（図１に示されている）がリーンである（すなわち、９０モル％を超えるメタンと３モル％未満のプロパンを含む）場合、その流れの一部を用いて混合冷媒を補給することができる。天然ガス流１００（図１の）がリーンでない（すなわち、３モル％を超えるプロパンを含む）場合、それを予冷装置１０１でＨＦＣによって予冷し、スクラブ塔１０３（図１の）でスクラビングして過剰なプロパンや他の重質炭化水素を除去し、更に予冷してメタン補給流１１７（図１の）を生成することができる。この手順によって、混合冷媒を作るために用いるメタン補給流が安全のために十分な少ない量のプロパンしか含むまないことが保証される。

エタン富化流に関して、ここで用いられる「大部分」とは、その流れが少なくとも９０モル％のエタンを含むことを意味すると定義される。商業的な高純度エタンは１０モル％までのプロパンを含むことがある一方で、現場で調製されるエタンは９０モル％よりもずっと高いエタン純度を有することがある。従って、エタン富化流の最小のエタン純度は９０モル％である。

窒素富化流に関して、ここで用いられる「大部分」とは、その流れが少なくとも９７モル％の窒素を含み、露点が−４０℃より低いことを意味すると定義される。船舶用途には、空気の膜分離に基づくパッケージ型の窒素発生装置が広く用いられており、少なくとも９７モル％の窒素流が得られる。これらの装置によって、９９．９９モル％までの純度の窒素を経済的なやり方で得ることができる。膜は、普通、１４ｂａｒａより低い空気供給圧力、及び５０℃より低い温度で運転される。

表面レベルで可燃性の雲（ｃｌｏｕｄ）を形成する可能性があるためにＦＰＳＯでの使用は好ましくないと考えられているプロパンは、ＨＦＣを予冷冷媒として使用する場合には、使用しなくてよく、あるいはほとんど使用しなくてよい。

主液化交換器１１５は、巻きコイル型交換器、プレート・フィン型交換器、又は低温用途向けに典型的なその他の任意の交換器でよい。蒸気流１１４は主液化交換器１１５に入り、そこで凝縮され過冷却されて、例えば−１４０℃〜−１７０℃の間の温度及び３０〜８５ｂａｒａの間の圧力でＬＮＧ製品流１１６として出てゆくことができる。

凝縮され過冷却されたＬＮＧ製品流１１６は、液体エキスパンダー（図示せず）又はフラッシュ弁（図示せず）で約１．２ｂａｒａまで減圧することによって更に処理され、フラッシュガスと液体ＬＮＧ製品を作ることができる。ＬＮＧ製品はその後、例えば貯蔵部へ送ることができる。

低圧の、高温の主液化冷媒流１３０は一連の中間冷却されるコンプレッサー１３１、１３５に送ることができ、そこでは流れ１３０をまずコンプレッサー１３１で圧縮して流れ１３２とし、中間冷却器１３３で冷却して流れ１３４とし、更にコンプレッサー１３５で圧縮して流れ１３８とし、その後更に後段冷却器１３９で冷却して高圧流体流１４０として送給する。コンプレッサー１３１と１３５は駆動装置１３６によって駆動される。駆動装置１３６は電動モーター又はガスタービンであることができる。高圧流体流１４０は、３０〜８０ｂａｒａの間の範囲の圧力と、（１）中間冷却器１３３と後段冷却器１３９で用いる冷却剤、及び（２）中間冷却器１３３と後段冷却器１３９の大きさ、によって決まる温度にあることができる。図１は、１つの中間冷却器１３３と１つの後段冷却器１３９を有する混合冷媒圧縮システムを示しているが、例えば複数の中間冷却器と後段冷却器を導入することもできる。中間冷却器１３３と後段冷却器１３９で用いる冷却剤は、例えば、空気でも、又はＦＰＳＯ用途に典型的であるが、海水でもよく、又は海水で冷却される真水であってもよい。

冷却された高圧冷媒流１４０は、予冷装置１０１を用いて予冷することができ、その結果予冷された流れ１４１が得られる。予冷された流れ１４１は分離器１４２において軽質の冷媒流１４３と重質の冷媒流１４４に分離することができる。軽質冷媒流１４３は、次いで主液化交換器１１５において凝縮され過冷却されて流れ１４８になり、Ｊ−Ｔ弁１４９で膨張して温度が−１８０℃〜−１２０℃の間にある低温冷媒流１５０になり、その後主液化交換器１１５で気化される。重質冷媒液体流１４４も主液化交換器１１５で過冷却して流れ１４５にし、その後Ｊ−Ｔ弁１４６で膨張させて低温冷媒流１４７にし、やはり主液化交換器１１５で気化させることができる。このプロセスには、効率を改善するためにＪ−Ｔ弁１４６の前に流体エキスパンダー（図示せず）を含めることができる。

一緒にした低温冷媒流１４７、１５０は、主液化交換器１１５を流れ落ちながら順次高くなる温度で沸騰し、最後に蒸気流１３０として露点又はそれよりわずかに高い温度で交換器を出てゆき冷却ループを完結する。

図２は、１つ以上のＨＦＣ蒸発器を含む予冷装置１０１の内部を示す。ＨＦＣ蒸発器２２２、２２６、２３０を用いて、脱水された天然ガス原料流１００を約−１００℃〜０℃に冷却する。蒸発器は、例えば、多管式熱交換器でよい。多管式熱交換器は、シェル側が沸騰するＨＦＣ冷媒のプールからなるため、一般に「ケトル」とも呼ばれる。ＨＦＣ冷媒流１６２（図１にも示されている）は、空気又は海水冷却剤並びに凝縮器と過冷却器の大きさによって決まる温度で飽和した、又は好ましくは過冷却された、ＨＦＣ液体である。例えば、ＦＰＳＯでの用途で冷却された典型的な海水は、多段ＨＦＣコンプレッサー１５８からのＨＦＣ吐出物を海水温度より５〜２０℃高い温度に冷却することができる。

高圧の過冷却されたＨＦＣ流１６２は、流れ２２０、２４０に分割することができる。流れ２２０は、脱水された天然ガス原料流１００を冷却することができる一方で、流れ２４０は混合冷媒流１４０を冷却することができる。流れ２２０は、その後Ｊ−Ｔ弁２９０で膨張させて流れ２２１とし、次に蒸発器２２２の沸騰する液体プールに送ることができる。蒸発器２２２を出てゆくＨＦＣ飽和蒸気流２２３は、蒸発器２４２から生ずる飽和蒸気流２４３と一緒にすることができ、一緒にした流れ１６３（図１にも示されている）は副流として図１の多段ＨＦＣコンプレッサー１５８の最も高い圧力の吸い込みノズルに送ることができる。蒸発器２２２の沸騰しなかったＨＦＣ液体は、流れ２２４により減圧Ｊ−Ｔ弁２９２に送り、更に圧力と温度を下げて流れ２２５とすることができる。沸騰する液体流２２５は蒸発器２２６に送ることができる、そこで流れ２０１に更に寒冷を供給する。蒸発器２２６から生ずる蒸気流２２７は、蒸発器２４６から生ずる蒸気流２４７と一緒にすることができ、一緒にした流れ１６４（図１にも示されている）は副流として多段ＨＦＣコンプレッサー１５８の中間圧力の吸い込みノズルに送られる。流れ２２８としての蒸発器２２６からの液は、Ｊ−Ｔ弁２９４で更にフラッシュさせて沸騰する流れ２２９にすることができ、蒸発器２３０の沸騰する液体プールに送って、そこで完全に蒸発させて飽和蒸気流２３１にすることができる。飽和蒸気流２３１は、蒸発器２５０から生ずる蒸気流２５１と一緒にすることができ、一緒にした流れ１６５（図１にも示されている）を多段ＨＦＣコンプレッサー１５８の低圧の吸い込み口に送ることができる。

蒸発器２３０はスクラブ塔１０３の凝縮器として働く。蒸発器２３０の沸騰液の温度、最終Ｊ−Ｔ弁２９４の出口圧力、並びにＨＦＣ自身は、いくつかの基準によって決めることができる。例えば、スクラブ塔１０３への十分な還流の発生を必要とし、言い換えると蒸発器２３０における十分に低い沸騰温度を必要とするＬＮＧの高位発熱量（ＨＨＶ）を制限することが普通である。普通、この温度は−２０℃〜−８０℃の間で変動するが、例外的にこの温度がこの範囲からはみ出すこともある。例えば、Ｒ４１０Ａなどの冷媒は、約１．２５ｂａｒａという最低許容圧力までフラッシュされると、約−５０℃の温度をもたらす。この場合、約−４７℃の最終予冷温度に蒸発器２３０の出口で到達することができる。ＨＦＣを大気圧より低い圧力で安全に用いて更に低い温度に到達することもできる。プロパンと異なってこれが可能である一つの理由は、空気−ＨＦＣ混合物は非可燃性であり、そのため多少の空気の侵入があっても可燃性の問題が生じないことである。従って、ＨＦＣ冷媒の選択は、原料ガスから十分な炭化水素を凝縮させるために得なければならない最終予冷温度にも左右されることがある。

上述した脱水天然ガス原料流１００の予冷と同様に、蒸発器２４２、２４６、２５０を用いて、炭化水素混合冷媒流１４０を予冷して予冷された流れ１４１を得ることができる。蒸発器２４２の予冷温度は蒸発器２２２と同じでよく、蒸発器２４６の温度は蒸発器２２６と同じでよく、蒸発器２５０の温度は蒸発器２３０と同じでよい。一般に、（ｎ）段の冷却段がある場合、任意の予冷段（ｋ）におけるＨＦＣの沸騰温度は原料蒸発器と炭化水素混合冷媒蒸発器の両方で同じになる。このようにして、任意の所定の予冷段で原料及び炭化水素混合冷媒蒸発器の両方を出てゆく飽和ＨＦＣ蒸気は同じ圧力にある。これにより、蒸気流を混合して単一のコンプレッサー段に送ることが可能になり、コンプレッサー入口ノズルの数が減る。

予冷剤としてＨＦＣを使用するもう一つの利点は、ＨＦＣが５０．０℃を超える臨界温度を有することである。ＨＦＣの臨界温度が５０．０℃を超えるので、多段ＨＦＣコンプレッサー１５８に続くＨＦＣ凝縮器１６１（図１に示されている）は超臨界領域では動作しない。多段ＨＦＣコンプレッサー１５８に続くＨＦＣ凝縮器１６１が超臨界領域で動作することはなく、亜臨界状態では体積流量の減少がより大きいことから、システムはより高い効率で動作する。更に、ＨＦＣは原料及び主液化冷媒にいくつかの沸騰段階で寒冷を提供することができ、これはシステムが任意の度合いに近づけて冷却曲線に合わせるのを可能とし、それにより効率が更に高くなる。

ＨＦＣを用いて、プロパンよりも低い温度で炭化水素スクラブ塔の還流のための凝縮負荷を提供し、それにより液化プラントの設計を単純化し、そして炭化水素混合冷媒の負荷の一部を取り去ることができる。炭化水素混合冷媒をこのように少なくすることによって、システムの効率が向上し、費用がかかるプラント低温セクションが小さくなり、その設備資本コストが減少する。更に、広範囲の原料組成と製品仕様にわたって、より単純でコスト効果の高いプロセス構成を用いることができる。

図３に示された別の実施形態では、ＨＦＣ予冷装置はスクラブ塔３０３の凝縮負荷を供給するのに用いられない。その代わりに、炭化水素に富む混合冷媒をスクラブ塔３０３の凝縮負荷を供給するために用いる。脱水された天然ガス原料流３００を、予冷装置３０１において２〜４の予冷段で予冷して、予冷された流れ３０２を得る。予冷された流れ３０２の温度はスクラブ塔３０３の還流量と必要な炭化水素除去レベルに依存する。所定の還流量に対して、予冷された流れの温度を下げると塔における炭化水素除去率が増加する。スクラブ塔３０３を出てゆく塔頂流３０４は主液化交換器３１３に入り、そこで冷却され、部分的に液化されて、流れ３０６が得られる。流れ３０６は、スクラブ塔還流ドラム３０７で相分離されて流れ３０８と３１２を生ずる。流れ３０８はポンプ３０９により昇圧され、その後流れ３１０によりスクラブ塔３０３に塔の還流として送られる。流れ３１２は、主液化交換器３１３に再び戻されて液化され、ＬＮＧ製品流３１６になる。図３に示されている残りの流れと装置は、図１に示されている対応の１００番台の流れ及び装置と同様に機能する。

図４Ａと４Ｂは、２つのＨＦＣコンプレッサー駆動装置の構成を示している。図４Ａは、ＨＦＣコンプレッサー１５８を多軸ガスタービン駆動装置１５４（図１にも示されている）によって直接駆動する構成を示す。商業的に入手できる多軸タービンの例としては、ＬＭ２５００、ＬＭ６０００、又はＰＧＴ２５などの航空転用型タービンがある。多軸タービン駆動装置１５４には、別々の軸につながるガス発生装置４５６と出力タービンエキスパンダー４５７が含まれる。出力タービン４５７は、系内のＨＦＣを排出することなく始動させる多段ＨＦＣコンプレッサー１５８が負荷となっているために大きな始動トルクを必要とする。始動時、ガス発生装置４５６によって駆動される空気コンプレッサー４５４に最高圧力を生じさせてから、出力タービン４５７を始動させる。いったん空気コンプレッサー４５４が最高圧力を生じさせると、気体発生装置４５６から吐出される更に高い圧力の排出ガスが出力タービン４５７に必要な大きな始動トルクを供給する。大きい始動トルクを有するほかに、多軸航空転用タービンにはまた、燃焼器４５５の出口、ガス発生装置４５６の出口、及び出力タービン４５７の出口のガス圧力を柔軟に制御できるため大きな速度柔軟性もある。ＨＦＣコンプレッサー１５８に大きな始動トルクを供給する更に別の方法は、多段ＨＦＣコンプレッサー１５８と直接結合したスチームタービンを用いることである。

図４Ｂは、電動モーターで駆動される多段ＨＦＣコンプレッサー１５８を示している。モーター４６６には、ＦＰＳＯの電力供給網に接続することによって、又は多軸ガスタービンによって駆動される発電機に接続することによって、電源４６４から電力が供給される。コイルの損傷を防ぎ、供給網が不安定になるのを防ぐために、モーターの固定子コイルの電流、電圧、及び周波数を制御する可変速駆動装置（ＶＳＤ）があってもよい。典型的なモーターでは、始動トルク（又はローターロックアップトルク）は、φ × Ｉ_Rotに比例し、ここでφは固定子コイルからの磁束強度、Ｉ_Rotはローター誘導電流である。更に、φは固定子電圧に比例する。ローター速度がゼロのとき、Ｉ_Rotは固定子磁界の回転の周波数に比例し、それは更に固定子投入電圧の周波数と固定子の極数によって決定され（すなわち、１２０×（ｆ／ｐ））、ここでｆ＝固定子投入電圧の周波数、そしてｐ＝固定子の極数である。従って、固定子巻線に十分高い周波数と電圧を印加することによって、コンプレッサーとその内部に含まれるＨＦＣガスとからなる負荷トルクに打ち勝つ始動トルクをローターに与えることができる。可変周波数駆動装置（ＶＦＤ）技術を用いて、十分に高い始動トルクを提供することを目的として電圧対周波数比を維持しながら固定子コイルへの投入周波数を調整することができる。

ＨＦＣコンプレッサーに関する問題は、ＬＮＧ用途で用いられる通常の予冷冷媒、例えばプロパンのようなものに比べて、ＨＦＣの分子量が高いことから起こる。プロパンの分子量は４４．０９６であるが、毒性、可燃性、小さな温度変位、及びその他の望ましい性質を満たすＲ４１０ＡのようなＨＦＣは、分子量が７２．５８である。よく知られているように、流体中の音速は次の式によって計算される。
Ｃ＝（γ・Ｒ・Ｔ／ＭＷ）^0.5 （１）
ここで、γ＝ＨＦＣの断熱指数、Ｒ＝一般気体定数（８．３１４Ｊ／ｍｏｌ・Ｋ）、Ｔ＝コンプレッサー内の任意の点でのＨＦＣの温度、ＭＷ＝ＨＦＣの分子量である。音速（Ｃ）は流体の分子量の平方根に逆比例する。従って、高い分子量の冷媒は音速が小さくなる。たいていのコンプレッサーの設計は、インペラー先端のマッハ数（Ｍａ）を亜音速レベル（すなわち１．０未満）に制限する。Ｍａは次の式によって計算される。
Ｍａ＝Π×ＲＰＭ×先端径／Ｃ （２）
ここで、ＲＰＭ＝インペラーの毎分の回転数、Π＝３．１４１５９、そしてＣ＝式（１）から計算された音速である。Ｍａを亜音速レベル（すなわち１．０未満）に制限するためには、コンプレッサーを十分に小さい速度（ＲＰＭ）で運転しなければならず、あるいはインペラーの直径を小さくしなければならない。

しかし、コンプレッサーを低速で運転すること及び／又は小さなインペラー径を用いることは、十分に確立された次の遠心コンプレッサーについての式により示されるように段あたりの理論的なポリトロフィック圧力比を制限する。

ここで、ｎ＝ＨＦＣのポリトロープ指数、Ｚ_Avg＝平均のＨＦＣ圧縮係数、Ｒ＝一般気体定数（８．３１４Ｊ／ｍｏｌ・Ｋ）、Ｔ_in＝インペラーの入口温度、Ｐ_in＝インペラーの入口圧力、ＭＷ＝ガスの分子量、そしてＶ_t,out＝インペラー先端におけるＨＦＣの絶対接線速度である。上の圧力比は、インペラー入口通路への流れには接線成分がないと仮定している。この速度は速度三角形の方法で得られる次の周知の式で与えられる。

ここで、Ｑ＝体積流量、β＝インペラー先端の半径方向との角度、Ｄ_T＝インペラー先端径、そしてｂ＝インペラーの平均の流路幅である。理論的に必要な単位質量当たりの動力投入量は次の式で与えられる。
段当たり動力＝Ｖ_t,out×Ｕ_T （５）

ＨＦＣの凝縮圧力に達するために必要な高い圧力比を達成するためには、いくつかのインペラー−ディフューザー（ホイール）段が必要になることがあり、それはいくつかのコンプレッサーケーシングが必要になり、プラントの資本コストが増加することを意味する。しかし、Ｒ４１０ＡなどのＨＦＣについては単一ケーシングのＨＦＣコンプレッサーを設計できるということが判明した。表３は、所定の段の圧力比に及ぼす種々のＨＦＣの影響及びそれらとプロパンのような通常の予冷冷媒との比較を、Ｑ＝７５，０００ｍ³／ｈ、Ｔ_in＝１０．００℃、及びＨＦＣ予冷プロセスの圧力レベルの一つについて典型的なものであるＰ_in＝２．９２ｂａｒａの場合について、示している。

上の分析では、インペラーの角度βは２０度、先端径は１．０５ｍ、そして平均流路幅は０．０５ｍであった。インペラーは２１００ＲＰＭで回転した。実証を単純化するために、段はほぼ等エントロピー的であると仮定している。これは特に、コンプレッサーブレード流動路の長さに沿って境界層が剥がれるのを回避する小さなβの値について当てはまる。

表３は、このインペラーの幾何形状及び同一の入口流動条件については、マッハ数が分子量の増加とともに増加することを示している。表３はまた、段の圧力比が分子量に強く依存することを示している。同じ入口体積流量、温度、及び圧力について、コンプレッサーはＨＦＣを用いることでプロパンに比べて高い圧力比を達成する。表３は、Ｒ４１０Ａのような一部のＨＦＣには、同じコンプレッサーの幾何形状と投入動力で、段当たりの圧力比が高いという点でプロパンなどの通常の冷媒を凌ぐ著しい利点があることを示している。

この代表的な例では、脱水された天然ガス原料流１００をＨＦＣで予冷される混合冷媒プロセスを使用して液化して、ＬＮＧを製造した。予冷セクションに入る脱水された天然ガス原料流１００は、全体で約２．３９ｍｍｔｐａ又は３０１．２ｔｐｈであった。乾燥器ベッド（図１には示されていない）からの脱水された天然ガス原料流１００は、ＨＦＣ冷却蒸発器２２２に１５℃及び６８．９５ｂａｒａで入り、そこで−４．０６℃の温度に冷却された。原料を更に蒸発器２２６で約−２４．３９℃の温度に冷却し、その後流れ１０２としてスクラブ塔１０３に送った。スクラブ塔１０３における低温の還流１１１が、投入された流れ１０２からＣ３＋炭化水素（プロパン、ブタン、ペンタンなど）を除去して、蒸気の塔頂流１０４と底部の重質炭化水素流１０５を生じさせた。

表４はこの代表的な例のいろいろな流れの条件をまとめて示している。

重質炭化水素流１０５を、通常のように、脱メタン塔に導入して、そこでメタンやエタンなどの軽質成分を除去して追加の燃料ガスを製造する一方で、Ｃ３＋に富む残りの流れを更に分別するか貯蔵し、そして出荷した。流れ１０７は蒸発器２３０に入り、−４４．３９℃に冷却されて部分的に凝縮された流れ１０８を発生させ、その液体部分（流れ１１１）をスクラブ塔の還流１０３として使用する一方で、蒸気流１１４を主液化交換器１１５に送った。

表５は、スクラブ塔凝縮器１１０の周りの流れ１０８、１１１、及び１１４の概要を示している。

表５は、露点にある蒸気流１１４を主液化交換器１１５に送り、そこで−１５２．７２℃の温度の流れ１１６を得るために炭化水素に富む混合冷媒流で完全に凝縮させ過冷却したことを示している。流れ１１６を次にＬＮＧ流体エキスパンダー（細部は図示せず）で膨張させて動力を取り出すとともに、それを更にＪ−Ｔ弁で約１．１７〜１．３８ｂａｒａに膨張させてフラッシュガスと最終ＬＮＧ製品を得た。

炭化水素に富む混合冷媒（ＨＭＲ）流１３０の組成は、１６．６モル％Ｎ_２、４０．９９モル％ＣＨ_４、４２．４モル％Ｃ_２Ｈ_６で、全流量は６５，７５８ポンドモル／ｈであった。この混合物の露点は−６２．２８℃、泡立ち点は−１５７．８７℃であった。高温のＨＭＲ流１３０（Ｔ＝−５９．５℃、Ｐ＝８．４７ｂａｒａ）を低圧コンプレッサー１３１の吸い込み部に導入した。２つの中間冷却される圧縮段でその圧力を高めて、露点が−１０．３３℃、泡立ち点が−７６．８９℃の流れ１３８（Ｔ＝４６．５０℃、Ｐ＝６１．３３ｂａｒａ）を得た。従って、このＨＭＲ流を更に−７６．８９℃に冷却して飽和液に換え、そして必要な低温冷却温度にするために更に過冷却した。この冷却は、後段冷却器１３９、蒸発器２４２、２４６、２５０のＨＦＣ、及び主液化交換器１１５の沸騰するＨＭＲを用いて行った。最低温度のＨＦＣ蒸発器２５０から、−４４．３９℃及び５９．２３ｂａｒａのＨＭＲ流１４１が得られた。部分的に凝縮した流れ１４１をドラム１４２で相分離して、軽質炭化水素ＨＭＲ流１４３と重質ＨＭＲ流１４４を得た。次に、流れ１４３を主液化交換器１１５で凝縮させ過冷却して低温冷媒流１４８を生じさせる一方で、流れ１４４を過冷却して冷媒流１４５を得た。流れ１４５、１４８をＪ−Ｔ弁１４６、１４９で更に膨張させて低圧の冷媒流１４７、１５０を生じさせ、それらを次に主液化交換器１１５に再び導入して原料流１１４とＨＭＲ流１４３、１４４に寒冷を提供した。

表６は、この循環路における種々のＨＭＲ流の流れの条件を示している。

次にＨＦＣ予冷ループについて説明する。図２を参照して、３段の蒸発が行われた。第一段は、脱水された天然ガス原料流１００とＨＭＲ流１４０を−７．１１℃及び６．３８ｂａｒａで供給される沸騰するＲ４１０Ａ流２２１、２４１によって−４．０６℃に冷却する蒸発器２２２、２４２を含んでいた。それぞれ蒸発器２２２、２４２からの蒸気流２２３、２４３をＲ４１０Ａコンプレッサー１５８の高圧吸い込み部へ送る。未蒸発の液体流２２４、２４４を等エンタルピー的に３．０３ｂａｒａ及び−２７．３９℃までフラッシュさせて、それぞれ流れ２２５、２４５とした。これらの流れをそれぞれ蒸発器２２６、２４６に送って、原料及び混合冷媒を−２４．３９℃に冷却した。蒸発器２２６、２４６から出る蒸気流２２７、２４７をＲ４１０Ａコンプレッサー１５８の中間圧力の吸い込みノズルに導入した。蒸発器２２６、２４６から出る液体流２２８、２４８を等エンタルピー的に１．２５ｂａｒａ及び−４７．３９℃にフラッシュさせて、それぞれ低圧冷媒流２２９、２４９にした。流れ２２９、２４９を完全に気化させてそれぞれ流れ２３１、２５１にし、Ｒ４１０Ａコンプレッサー１５８の低圧入口ノズルに送った。Ｒ４１０Ａコンプレッサー１５８は、低圧１６５、中間圧レベル１６４、及び高圧１６３の蒸気流を圧縮して流れ１６０の最終圧力１５．５８ｂａｒａ及び６５．１１℃にする３段式の機械であった。流れ１６０を、その後交換器１６１において海水で過熱を解消し、凝縮し、過冷却して、１３．５８ｂａｒａ及び１５℃の凝縮Ｒ４１０Ａ流１６２にし、Ｒ４１０Ａ蒸発器に再循環させて冷却ループを完結した。この場合、Ｒ４１０Ａの総循環流量は４６，１１９ポンドモル／ｈであった。

ＬＮＧ全生産量は、年間約２．３９百万メトリックトンであった。Ｒ４１０Ａコンプレッサー１５８は２７ＭＷを必要とした。中間冷却ＭＲコンプレッサー１３３と１３５は４０．５ＭＷを必要とした。約２７０．２６ｋｗｈ／トンという比動力が実現された。

駆動装置としては、海上環境に適した各種タービン、又は電動モーターを用いることができる。例えば、定格より少ない約２８ＭＷの動力を出力するＧＥ ＬＭ６０００ ａｔ ２６ Ｃを、そしてまた２×５０％ ＭＲコンプレッサーを連結したものを、Ｒ４１０Ａコンプレッサー１５８の駆動装置として用いることができる。ギヤボックスを用いて、インペラー先端のマッハ数制限のために低速で動作する傾向があるＲ４１０Ａコンプレッサーの速度を調整してもよい。

米国特許第５６６９２３４号明細書に概説され、参照によってここに組み入れられるＣｏｎｏｃｏＰｈｉｌｌｉｐｓカスケードプロセスと同様の複数の冷却ループからなる純粋流体カスケードプロセスの炭化水素を用いることもできる。このプロセスは次の三つの冷却ループ、すなわち、（１）原料とエタン又はエチレンなどの低沸点冷媒とを予冷するプロパンを用いる予冷ループ、（２）原料を更に冷却し、メタンなどの低沸点冷媒を冷却する、エタンを冷媒として用いる中間冷却ループ、及び（３）メタンを冷媒として用いて原料をＬＮＧ温度まで過冷却する過冷却ループ、を必要とする。一つの実施形態では、カスケードサイクルの予冷ループにおけるプロパンをＨＦＣ冷媒の一つで置き換えることができる。標準沸点が−８９℃のカスケードループ中のエタンを、標準沸点が−８２．１℃のＲ２３（ＣＨＦ₃）などの低沸点のＨＦＣで置き換えてもよい。

図１のプロセスを使用して、３つの異なる冷媒であるＲ４１０Ａ、プロパン、及びＣＯ₂から、混合冷媒中でプロパンを使用する場合と使用しない場合に得られた、ＬＮＧのｋＷｈ／トンで表されたエネルギー効率も比較した。原料の流量を一定に保持して、予冷及び混合冷媒コンプレッサーの全動力消費量を最小にした。比較の一様性のために、予冷温度を少なくとも−３７℃に設定して、脱水された天然ガス原料流１００から十分な量の炭化水素が凝縮するようにした。いくつかの事例では、最適予冷温度は−３８℃より低いことが見出された。表７はこれらの結果を示している。

最初の三つのプロセスは、混合冷媒中にプロパンを含んでいた。次の三つのプロセスは、混合冷媒中にプロパンを含まない場合を示している。最後の三つのプロセスでは、表５（流れ１１４）から、混合冷媒を調製するのに用いたメタン流は２．６６モル％のプロパンを含むものと仮定した。また、当該業界で一般的である、１．０％のプロパンと９９．０％のエタンを含むエタン流を製造するために、現場の脱エタン塔を用いてもよい、ということも仮定した。４０．９９％がメタン及び４２．４％がエタンという組成の典型的な混合冷媒では、プロパン含有量は０．４０９９×２．６６＋０．４２４×１．００＝１．５１モル％となる。

第一に、ＣＯ₂を用いたプロセスの比動力使用量は、ＣＯ₂を用いないものより約５〜９％多く、前者をＲ４１０Ａ及びプロパンでの予冷に基づくプロセスより非効率的にした。第二に、Ｒ４１０Ａ混合冷媒（プロパンを除く）を用いたプロセスの比動力はＣ３ＭＲ（プロパンを含む）を用いたプロセスのそれより約０．４２％大きかった。Ｃ３ＭＲ（プロパンを含む）プロセスは、見込まれるエネルギー効率が最高である大きな陸上プラント用に用いられた。この比較は、液化サイクルからプロパンを完全になくすことで生ずる動力の代償はとるに足りないものであったこと、そしてＲ４１０Ａに基づくプロセスのエネルギー効率は最も効率的な陸上プラントに匹敵すると見なすことができることを実証している。第三に、混合冷媒中でプロパンを用いたプロセスの最適な混合冷媒組成は９〜１２モル％のプロパンを含むので、系内のプロパンの減少は顕著なものであった。系内でのプロパン使用量と資本コストは、プロパンを作るために普通設けられる蒸留塔と貯蔵部をなくすことによって更に減少する。

本発明の実施形態は、炭化水素混合冷媒混合物をＨＦＣ成分と炭化水素及びＮ₂などの不活性ガスの混合物で置き換えることにも適用することができる。このようなプロセスでは、予冷は一定沸点の冷媒（単一成分のＨＦＣ又は共沸ＨＦＣなどの）によって行われる一方で、原料の液化と過冷却はＨＦＣ成分と窒素の混合物を用いて行われる。炭化水素混合冷媒混合物中のプロパンはＨＦＣ、例えばＲ４１０Ａ又はＲ１３４Ａなどで置き換えることができる。エタンはＲ２３で置き換えることができ、メタンはＲ１４で置き換えることができる。このようなプロセスでは、ＨＦＣ混合冷媒を圧縮し空気又は海水で冷却して部分的に凝縮された冷媒とし、それを分離して窒素と低沸点成分に富む蒸気（図１と３の流れ１４３）と、高沸点のＨＦＣに富む液（図１と３の流れ１４４）にする。蒸気と液体は、原料に寒冷を提供するために、その後更に冷却してから膨張させる。

ＨＦＣ冷媒を用いて従来のＣ３ＭＲプロセスにおけるプロパン冷媒を置き換えることができるので、Ｃ３ＭＲプロセスの設計と運転についての膨大な経験をなおも活用できるということに注目すべきである。例えば、ＨＦＣ予冷冷媒ループは、従来のＣ３ＭＲシステム及びプロセスでその動作が十分確認されている直列のいくつかの蒸発器からなる。

最後に、商業的に入手できる広範な種類の低熱消費量の航空転用タービンの通常の動作範囲である１７００〜５０００ＲＰＭの間の速度で運転するＨＦＣ用途向けに副流を有する単一ケーシングのコンプレッサーを設計できることが実証された。

本発明のいろいろな様態を、いろいろな図面の好ましい実施形態に関連してに説明してきたが、他の同様な実施形態も用いることができ、あるいは、本発明から逸脱することなく本発明の同じ機能を発揮するために、説明した実施形態に変更や追加を行ってもよいことは言うまでもない。従って、特許請求の範囲に記載された本発明はいずれかの単一の実施形態に限定されるべきではなく、特許請求の範囲の請求項に基づく幅と範囲で解釈しなければならない。

Claims (20)

1. 天然ガス流を液化するための方法であって、
   液化のための脱水された天然ガス流を供給する工程、
   該脱水された天然ガス流を予冷装置で予冷する工程であって、該予冷をハイドロフルオロカーボン（ＨＦＣ）冷媒を用いて行う予冷工程、
   該予冷された脱水された天然ガス流を主熱交換器において気化される炭化水素混合冷媒冷却剤との間接的熱交換によって更に冷却して液化した天然ガス製品流を製造する工程、
   を含み、該混合冷媒冷却剤がエタン、メタン、窒素、及び３モル％以下のプロパンを含む、天然ガス流液化方法。
2. 該天然ガス流液化方法が浮遊式生産貯蔵積出プラットホーム（ＦＰＳＯ）上で行われる、請求項１に記載の方法。
3. 該混合冷媒冷却剤が２モル％未満のプロパンを含む、請求項１に記載の方法。
4. 該混合冷媒冷却剤が１モル％未満のプロパンを含む、請求項１に記載の方法。
5. 該ハイドロフルオロカーボン冷媒がＲ４１０Ａである、請求項１に記載の方法。
6. 該ハイドロフルオロカーボン冷媒の温度変位が７℃以下である、請求項１に記載の方法。
7. 該予冷された脱水された天然ガス流をスクラブ塔に供給して、そこで該予冷された脱水された天然ガス流を精留し、該予冷された脱水された天然ガス流に存在する重質炭化水素の一部を除去すること、該精留と除去を施した天然ガス流を該スクラブ塔から該予冷装置に送り戻して、そこで該精留と除去を施した天然ガス流を更に冷却し部分的に凝縮させること、該冷却し部分的に凝縮させた天然ガス流を分離器で分離して、該天然ガス流の液体部分は昇圧して該スクラブ塔に還流の流れとして送るとともに、該天然ガス流の蒸気部分は該主熱交換器に送って該液化天然ガス製品流を製造すること、を更に含む、請求項１に記載の方法。
8. 該炭化水素混合冷媒冷却剤を該予冷装置において予冷してから該主熱交換器で気化させることを更に含む、請求項１に記載の方法。
9. 出力タービンを始動させる前にガス発生装置によって駆動される空気コンプレッサーで圧力を発生させ、該出力タービンは少なくとも該脱水された天然ガス流を液化のために予冷する多段ＨＦＣコンプレッサーを駆動すること、及び
   該ガス発生装置から吐出される高温、高圧のガスを用いて該出力タービンに必要な大きな始動トルクを供給すること、
   を更に含み、該出力タービンの始動を該ＨＦＣ冷媒を放出することなく行う、請求項１に記載の方法。
10. 天然ガス流を液化するための装置であって、
    多段ハイドロフルオロカーボン（ＨＦＣ）コンプレッサー、
    該多段ＨＦＣコンプレッサーと流体接続された予冷装置であって、脱水された天然ガス流をＨＦＣ冷媒を用いて予冷するための少なくとも一つの蒸発器を含む予冷装置、
    該予冷装置と流体接続された主熱交換器であって、該予冷された脱水された天然ガス流を更に冷却して液体天然ガス製品流を製造するための主熱交換器、
    を含み、該主熱交換器における寒冷を、エタン、メタン、窒素、及び３モル％以下のプロパンを含む気化される混合冷媒冷却剤により提供する、天然ガス流液化装置。
11. 該装置は浮遊式生産貯蔵積出プラットホーム（ＦＰＳＯ）上で動作する、請求項１０に記載の装置。
12. ２モル％以下のプロパンを含む該気化される混合冷媒冷却剤が該主熱交換器における寒冷を提供する、請求項１０に記載の装置。
13. 該多段ＨＦＣコンプレッサーに動力を供給する多軸ガスタービン駆動装置を更に含み、該多軸ガスタービン駆動装置は、
    第一の軸につながる該多段ＨＦＣコンプレッサーに接続された出力タービン、
    第二の軸につながる該出力タービンに流体接続されたガス発生装置、
    該第二の軸につながる該ガス発生装置と接続された空気コンプレッサー、及び
    該空気コンプレッサー及び該ガス発生装置と流体接続され、高温、高圧のガスを該ガス発生装置に供給するための燃焼器、
    を含む、請求項１０に記載の装置。
14. 該多段コンプレッサーに動力を供給する電動モーターアセンブリを更に含み、該電動モーターアセンブリは、
    該多段ＨＦＣコンプレッサーに接続された電動モーター、
    該電動モーターに接続された電源、
    を含む、請求項１０に記載の装置。
15. 該電動モーターの電源が浮遊式生産貯蔵積出プラットホーム（ＦＰＳＯ）の電力供給網又は多軸ガスタービンによって駆動される発電機である、請求項１４に記載の装置。
16. 該蒸発器が多管式の蒸発器である、請求項１０に記載の装置。
17. 該主熱交換器は巻きコイル型交換器である、請求項１０に記載の装置。
18. 該主熱交換器と該予冷装置との間に、該混合冷媒冷却剤を該主熱交換器で気化させる前に該予冷装置に供給するための導管を更に含む、請求項１０に記載の装置。
19. 天然ガス流を液化するための方法であって、
    液化のための脱水された天然ガス流を供給する工程、
    該脱水された天然ガス流を予冷装置で予冷する工程であって、該予冷をハイドロフルオロカーボン（ＨＦＣ）冷媒を用いて行う予冷工程、
    該予冷された脱水された天然ガス流を主熱交換器において気化される炭化水素混合冷媒冷却剤との間接的熱交換によって更に冷却して液化した天然ガス製品流を製造する工程、
    を含み、該混合冷媒冷却剤が天然ガス流から得られるメタン流と、大部分がエタンであるエタン富化流と、大部分が窒素である窒素流とを含む混合物である、天然ガス流液化方法。
20. 該天然ガス流液化方法が浮遊式生産貯蔵積出プラットホーム（ＦＰＳＯ）上で実施される、請求項１９に記載の方法。

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