JP7084219B2 - 天然ガスの製造装置および天然ガスの製造方法 - Google Patents

Description

本発明は、液化天然ガスを原料とした天然ガスの製造装置および天然ガスの製造方法に関し、特に天然ガス液の回収率を維持しながら、製造設備の小型化を図ることが出来る、天然ガスの製造装置および供給方法として有用である。

天然ガス（ＮＧ（Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ））は、輸送や貯蔵の利便性などのため、液化天然ガス（ＬＮＧ（Ｌｉｑｕｅｆｉｅｄ Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ））として貯蔵され、これを気化した後に、主として火力発電用や都市ガス用として用いられる。また、シェールガス革命以降、ＬＮＧスポット市場にて安価なＬＮＧが入手できるようになったこともあり、様々な原産国のＬＮＧを利用するケースも増えてきた。また、例えばＮＧを発電用燃料とした場合、燃焼エネルギーを増加させて発電量の増加を図る上では、むしろメタン１００％の方が都合良い。一方、エタン等炭素数の大きな成分（以下「エタン等成分」ということがある）は化学プラントの原料として価値が有るだけではなく、ＬＮＧの高カロリー化として使用することによってＬＰＧ（Ｌｉｑｕｉｄ ｐｒｏｐａｎｅ ｇａｓ）の使用量を削減できるメリットもある。そういった状況に鑑みて、ＬＮＧ消費場所（ＬＮＧ受入基地）において、ＬＮＧをメタンリッチなガスであるＮＧとエタン等成分とに分離するエネルギー効率の高いプロセスを提供することが要求されている。

ＬＮＧから天然ガス液（ＮＧＬ（Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ Ｌｉｑｕｉｄ））を抽出し、ＮＧを供給する技術は、主に発電所やパイプラインに供給する燃料ガスの熱量調整を目的とした技術である。たとえば特許文献１においては、原料ＬＮＧからエタン等炭素数の大きな成分を抽出し、メタン濃度が高いＮＧを供給することによってその目的を達成していた。そのために供給圧力に昇圧されたＬＮＧの全部を蒸留塔に供給し、その塔底からＮＧＬを回収しつつ、塔頂よりメタン濃度の高いＮＧを製造していた。

特開２０１６－１５６５８１号公報

発電やパイプライン供給を目的とした大量のＮＧを供給するための装置は、ＬＮＧの処理量が莫大になるため、機器を大型化しなければならない。特に蒸留塔は高圧下（例えば１．５～４ＭＰａＡ)で運転されることから、大型化により蒸留塔設置費用が非常に高くなる。
また、ＬＮＧからＮＧＬを抽出し、ＮＧを供給する技術は、燃料ガスとして供給されるＮＧの熱量調整を目的としており、原料ＬＮＧからエタン等炭素数の大きな成分を完全に抽出する必要性は必ずしもない。にもかかわらず、精密な蒸留を行って、高いエタン等成分の回収率を維持することは、非効率である。

上記実情に鑑みて、本発明では、蒸留塔を大型化せずに、ＮＧＬの回収率を維持しながら、所望の熱量を有するＮＧを供給することができる、天然ガスの供給装置および供給方法を提供することにある。

（発明１）
本発明にかかる天然ガスの製造装置は、
液化天然ガスから天然ガス液を抽出し、天然ガスを製造する装置であって、
原料である液化天然ガスを、第一液化天然ガスヒータ（１１）に導入するための原料供給流路（１０２）と、
前記第一液化天然ガスヒータ（１１）から導出された気液混合流体を液相と気相とに分離するセパレータ（１２）と、
前記セパレータ（１２）から導出された前記気相中の気体成分を、前記天然ガスとして供出するための低沸点成分供給流路（１１１）と、
前記セパレータ（１２）から導出された前記液相中の液体成分を、気体および／または液体状態で蒸留塔（７）に導入するための高沸点成分供給流路（１０５）と、
前記蒸留塔（７）の塔頂部から導出されたメタンリッチの気体成分の少なくとも一部を、第一還流液として前記蒸留塔（７）に導入するための第一還流流路（１０４）と、
前記蒸留塔（７）の塔頂部から導出された前記メタンリッチの気体成分のうち、前記第一環流流路（１０４）に導入されない気体成分の少なくとも一部を、前記天然ガスとして供出するための第一天然ガス供出流路（１０３）と、
前記蒸留塔（７）の塔底部から導出された液体成分を、前記天然ガス液として供出するための天然ガス液供出流路（１１３）と、を備える。

液化天然ガスは、第一液化天然ガスヒータ（１１）において所定の温度にまで加温される。ここで液化天然ガス中に含まれる低沸点成分であるメタンが気化することにより、気液混合状態となる。気液混合状態となった液化天然ガスはセパレータ（１２）で気相と液相とに分離される。
セパレータ（１２）における気液分離で液化天然ガス中に含有されていたメタンの少なくとも一部は気相に分離される。気相中の気体成分は、低沸点成分のメタンを液相中の液体成分よりも多く含む。気相中の気体成分は、その全部が気体であってもよいが、一部に気化していない液体成分が混在していてもよい。
一方でエタン等の、メタンよりも炭素数の多い炭化水素成分は、メタンと沸点が大きく異なり、かつ液化天然ガス中の濃度が低いため、気相に分離されなかったメタンとともに液相に分離される。
液相中の液体成分は、メタンよりも炭素数の多い炭化水素成分（例えばエタン等の高級炭化水素成分）および気相に分離されなかったメタンを含む。

セパレータで気相に分離されたメタンはエタン等の高級炭化水素成分含有量が十分に低いため、そのまま製品天然ガスとして供出される。特に製品天然ガスとして高純度のメタンが必要とされない場合においては、本発明は、精密蒸留を実施することなくメタンを主成分とする天然ガスを供給することができる点で有利である。
一方、セパレータ（１２）で液相に分離された、エタン等の高級炭化水素成分を含有する液化天然ガスは、蒸留塔（７）の中間部（蒸留塔の頭頂部よりも下方であり、塔底部よりも上方に位置する部分）に供給される。蒸留塔（７）において、その塔頂部からメタンリッチガスが、塔底部からエタン等の高級炭化水素成分を含有する天然ガス液が分離される。
蒸留塔（７）に供給される天然ガス液は、セパレータ（１２）で所定量のメタン成分を除去されていることから、メタン成分を除去しない場合と比較して小型の蒸留塔で分離を実施することが可能となる。つまり、セパレータ（１２）を利用することで蒸留塔（７）を小型化できる。
なお、本明細書において、液化天然ガスは原料であり、天然ガス液は原料である液化天然ガスから抽出された、メタンよりも沸点の高い成分を多く含む製品である。

原料の液化天然ガスを分離することなくそのまま気化させて供給する場合には、原料となる液化天然ガスの組成の変動が、気化させた天然ガス中の組成に直接的に反映されることから、製品となる天然ガスの組成が安定しないという問題がある。これに対し、本発明では、原料となる液化天然ガス中に含有されるエタン等の高級炭化水素成分の濃度が変動した場合であっても、セパレータ（１２）で気相側に分離されるガス中のメタン濃度は、セパレータの運転温度に応じて調整可能となる。また、セパレータ（１２）で液相側に分離された液体成分を蒸留塔（７）で蒸留することにより得られる天然ガス中のメタン濃度も一定にすることができる。したがって、本発明により、原料となる液化天然ガスの組成が変動しても、所定の安定したメタン濃度を有する天然ガスを供給することが可能となる。

さらに、本発明によれば、第一液化天然ガスヒータ（１１）の運転温度および／または圧力を調整することにより、製品天然ガス中のメタン濃度を制御することが可能となる。すなわち、第一液化天然ガスヒータ（１１）の運転温度と、製品天然ガス中のメタン濃度は、逆比例の関係にある。第一液化天然ガスヒータ（１１）の温度が高い場合には製品天然ガス中に高沸点成分がより多く含有されるためメタン濃度は低下する。第一液化天然ガスヒータ（１１）の温度が低い場合には製品天然ガス中に含まれる高沸点成分が少なくなるため、メタン純度は上昇する。同様に、第一液化天然ガスヒータ（１１）の圧力が低い場合には製品天然ガス中に蒸気圧が低い高沸点成分がより多く含有されるためメタン濃度は低下する。第一液化天然ガスヒータ（１１）の圧力が高い場合には製品天然ガス中に含まれる高沸点成分が少なくなるため、メタン濃度は上昇する。

第一液化天然ガスヒータ（１１）に導入される流体の圧力は、原料供給部（１０１）に貯留される液化天然ガスの圧力未満となる。例えば、第一液化天然ガスヒータ（１１）に導入される流体の圧力は、原料供給部（１０１）に貯留される液化天然ガスの圧力の０．２倍以上０．９９倍以下であってもよい。
第一液化天然ガスヒータ（１１）の運転温度は、その第一液化天然ガスヒータ（１１）に導入される流体の圧力におけるメタンの沸点以上であり、かつ、メタンよりも沸点が高い高沸点成分（例えばエタン等）の沸点以下の温度に制御してもよい。第一液化天然ガスヒータ（１１）の温度がメタンの沸点に近い場合には製品天然ガス中のメタンの濃度は高くなる。第一液化天然ガスヒータ（１１）の温度が高沸点成分の沸点に近い場合には、製品天然ガス中に高沸点成分がより多く混入し、それに伴いメタンの濃度は低くなる。
このように、製品天然ガス中のメタン濃度を調整することにより、所望の熱量を有する天然ガスを供給することが可能となる。

（発明２）
上記の天然ガスの製造装置は、
前記セパレータ（１２）から導出された前記液相中の液体成分を気化させる、第一気化器（３）と、
前記第一気化器（３）から導出されたガスを膨張させる第一膨張タービン（４）と、
原料である前記液化天然ガスと、前記メタンリッチの気体成分との熱交換を行う第一熱交換器（１）と、
前記第一膨張タービン（４）から導出されるガスと、前記第一熱交換器（１）から導出された液化天然ガスとの熱交換を行う第二熱交換器（２）と、
前記第一天然ガス供出流路（１０３）に配置される第一圧縮機（５）と、を有し、
前記第一気化器（３）から導出されたガスは、前記第一膨張タービン（４）と、前記第二熱交換器（２）とを介して前記蒸留塔（７）の中間部に導入され、
前記メタンリッチの気体成分の少なくとも一部は、前記第一熱交換器（１）を介して前記蒸留塔（７）の上部に導入され、
前記メタンリッチの気体成分のうち前記蒸留塔（７）に導入されない気体成分の少なくとも一部は、前記第一圧縮機（５）を介して、前記天然ガスとして前記第一天然ガス供出流路（１０３）から供出されてもよい。

第一熱交換器（１）および第二熱交換器（２）において寒冷を放出した液化天然ガスは、第一液化天然ガスヒータ（１１）においてさらに所定の温度にまで加温される。また、第一気化器（３）から導出されたガスは、第二熱交換器（２）において原料である液化天然ガスとの熱交換を行うことにより冷却される。冷却されたガスは還流液として蒸留塔（７）の中間部に導入される。

（発明３）
上記の天然ガスの製造装置において、蒸留塔（７）の塔頂部から導出されたメタンリッチの気体成分は、前記第一熱交換器（１）において冷却されても良い。

上記天然ガスの製造装置において、蒸留塔（７）の塔頂部の塔頂部から導出されたメタンリッチの気体成分は、独立した凝縮器に導入されてその一部が液化され、蒸留塔（７）の上部に供給されても良い。また、メタンリッチの気体成分は、第一熱交換器（１）で冷却され、少なくともその一部が液化し、還流液として蒸留塔（７）の上部に供給されることもできる。メタンリッチの気体成分を還流液とするために、凝縮器を備えることもできるが、第一熱交換器（１）により液化して還流液とすれば原料の液化天然ガスの寒冷を有効に利用することが可能となる。また、原料の液化天然ガスは、第一熱交換器（１）におけるメタンリッチの気体成分との熱交換により加温されるため、温度が上昇し、第一液化天然ガスヒータの負荷を低減させることが可能となる。

（発明４）
上記の天然ガスの製造装置において、第一圧縮機（５）と、前記第一膨張タービン（４）とは、互いに独立であってもよい。
また、第一圧縮機（５）の軸端は、前記第一膨張タービン（４）の軸端と連結されていてもよい。

第一圧縮機（５）の軸端と、第一膨張タービン（４）の軸端とを連結させることにより、第一膨張タービンで回収された動力を第一圧縮機の動力として使用することが可能となり、よりエネルギー効率の高い天然ガスの製造装置とすることが可能となる。

（発明５）
上記の天然ガスの製造装置において、原料の液化天然ガスは、過冷却状態で、加圧された状態で、第一熱交換器（１）に導入されても良い。

（発明６）
上記の天然ガスの製造装置は、第一圧縮機（５）の後段に配置される、第一圧縮機（５）から導出された天然ガスをさらに昇圧させるための第二圧縮機（１１９）を備えてもよい。第一天然ガス供出流路（１１３）から供出される天然ガスに必要な圧力に応じて、第一圧縮機（５）から導出された天然ガスの圧力を、第二圧縮機（１１９）によりさらに上昇させることが可能となる。

（発明７）
上記の天然ガスの製造装置において、原料供給路（１０２）に配置される、前記液化天然ガスを膨張させるための膨張機構（１１４；１１８）をさらに有してもよい。

液化天然ガスの臨界圧力は約４．６ＭＰａＡ、臨界温度は約－８３℃である。このため、原料である液化天然ガスは、その圧力が臨界圧力以上である場合には超臨界状態となっている。超臨界状態では、セパレータ（１２）において気液分離を行うことができない。ここで、セパレータ（１２）の前段に膨張機構を設けて、超臨界状態の液化天然ガスを膨張させることにより液化天然ガスの圧力をその臨界圧力未満にまで低減させれば、セパレータ（１２）における気液分離が可能となる。

（発明８）
上記の天然ガスの製造装置における膨張機構（１１４；１１８）として、例えば膨張弁（１１４）または膨張機（１１８）を使用することができる。

（発明９）
上記の天然ガスの製造装置は、膨張機構（１１４；１１８）から導出された気体および／または液体状態の液化天然ガスを加温して第一液化天然ガスヒータ（１１）に導入するための第三熱交換器（１１５）と、
セパレータ（１２）の気相部から低沸点成分供給流路（１１１）に導出される気体成分を、第三熱交換器（１１５）において凝縮された後に、圧縮するためのポンプ（１１６）と、
ポンプ（１１６）から導出される液体状態の天然ガスを気化させるための第二気化器（１１７）と、をさらに有してもよい。

第三熱交換器（１１５）は、セパレータ（１２）の前段であって、膨張機構（１１４；１１８）の後段に配置される。第三熱交換器（１１５）において、膨張機構（１１４；１１８）から導出された原料である液化天然ガスと、セパレータ（１２）の気相部から導出された天然ガスとが熱交換を行う。これにより、膨張機構（１１４；１１８）から導出された原料である液化天然ガスの温度は上昇する。一方、セパレータ（１２）の気相部から導出された天然ガスの温度は低下し、天然ガスは凝縮する。
凝縮された天然ガスは液体状態となり、ポンプ（１１６）により昇圧された後に、第二気化器（１１７）で気化される。気化された天然ガスは、第一天然ガス供出流露（１０３）に合流して、製品である天然ガスとして供給されても良い。

（発明１０）
上記の天然ガスの製造装置の膨張機構（１１４；１１８）として第二膨張機（１１８）が配置される場合において、第二膨張機（１１８）の軸端は、第二圧縮機（１１９）の軸端と連結されていてもよい。
第二膨張機（１１８）で回収された動力を第二圧縮機（１１９）の動力として使用することが可能となり、よりエネルギー効率を向上させることが可能となる。

（発明１１）
本発明にかかる天然ガスの製造する方法は、液化天然ガスから天然ガス液を抽出し、天然ガスを製造する方法であり、以下の（１）から（５）の工程を含む。
（１）原料の液化天然ガスの寒冷の一部を放出した後に、前記液化天然ガスを気相と液相とに分離する気液分離工程と、
（２）前記気液分離工程において分離された気体成分を製品天然ガスとして取り出す第一天然ガス取出工程と、
（３）前記気液分離工程において分離された液体成分を蒸留する蒸留工程と、
（４）前記蒸留工程において、蒸留塔の塔頂部から導出された気体成分の少なくとも一部を製品天然ガスとして取り出す第二天然ガス取出工程と、
（５）前記蒸留塔の塔底部から導出された液体成分を前記天然ガス液として取り出す天然ガス液取出工程。

気液分離工程では、寒冷の一部を放出して、原料の液化天然ガスの一部が気化する。気液分離工程では、寒冷の一部を放出した後に液化天然ガスを、例えば天然ガスヒータに導入して加温し、さらに気化させてもよい。
加温されることにより、液化天然ガス中に含まれる低沸点成分であるメタンが気化して、原料の液化天然ガスは気液混合状態となる。気液混合状態となった液化天然ガスは、例えばセパレータに導入されることにより、気相と液相とに分離される。気相と液相とを分離することにより、液化天然ガス中に含有されていたメタンの少なくとも一部は気相に分離される。一方でエタン等の、メタンよりも高級な炭化水素成分は、メタンと沸点が大きく異なり、かつ液化天然ガス中の濃度が低いため、気相に分離されなかったメタンとともに液相に分離される。

第一天然ガス取出工程において、例えばセパレータで、気相に分離される気体成分は主としてメタンにより構成され、エタン等の高級炭化水素成分含有量が十分に低いため、そのまま製品天然ガスとして供出される。特に製品天然ガスとして高純度のメタンが必要とされない場合においては、本発明は、精密蒸留を実施することなくメタンを主成分とする天然ガスを供給することができる点で有利である。

一方、例えばセパレータで、液相に分離された液体成分であるエタン等の高級炭化水素成分を含有する液化天然ガスは、蒸留工程において、気化され、膨張冷却されたのちに、蒸留塔で蒸留される。蒸留により、メタンと、エタン等の高級炭化水素成分を含有する天然ガス液とに分離される。気液分離工程において液相に分離された後に気化されたガスは、原料液化天然ガス導入工程において放出された寒冷により冷却されて、蒸留塔へ導入される。
蒸留塔に供給される天然ガス液は、例えばセパレータで、所定量のメタン成分を除去されていることから、メタン成分を除去しない場合と比較して小型の蒸留塔で分離を実施することが可能となる。

原料の液化天然ガスを分離することなくそのまま気化させて供給する場合には、原料となる液化天然ガスの組成の変動が、気化させた天然ガス中の組成に直接的に反映されることから、製品となる天然ガスの組成が安定しないという問題がある。これに対し、本発明では、原料となる液化天然ガス中に含有されるエタン等の高級炭化水素成分の濃度が変動した場合であっても、例えばセパレータで、気相側に分離されるガス中のメタン濃度は、分離温度に応じて調整することが可能となる。また、例えばセパレータで、液相側に分離された液体成分を蒸留塔で蒸留することにより得られる天然ガス中のメタン濃度も一定にすることが可能となる。したがって、本発明により、原料となる液化天然ガスの組成が変動しても、所定の安定したメタン濃度を有する天然ガスを供給することが可能となる。

（発明１２）
上記の天然ガスを製造する方法において、蒸留塔の塔頂部から導出された気体成分の少なくとも一部は、前記原料の液化天然ガスとの熱交換により冷却された後に還流液として前記蒸留塔に導入されてもよい。

蒸留塔の塔頂部から導出された気体成分の一部は、蒸留塔に設けられた独立した凝縮器により冷却され、液化されることもできるが、原料である液化天然ガスとの熱交換により冷却されて液化されてもよい。冷却されることにより気体成分が冷却され、少なくともその一部が液化し、還流液として蒸留塔の上部に供給される。原料である液化天然ガスとの熱交換により液化して還流液とすれば液化天然ガスの寒冷を有効に利用することが可能となる。また、原料の液化天然ガスは、第一熱交換器におけるメタンリッチの気体成分との熱交換により加温されるため、温度が上昇し、第一液化天然ガスヒータの負荷を低減させることが可能となる。

（発明１３）
上記の天然ガスを製造する方法にかかる第二天然ガス取出工程において、天然ガスは昇圧された後に供出されても良い。

圧縮機等を使用することにより、任意の圧力にまで昇圧した後に供給することにより、所望の圧力を有する天然ガスを供給することが可能となる。

（発明１４）
上記の天然ガスを製造する方法にかかる前記気液分離工程において、液化天然ガスの少なくとも一部は、メタンの沸点以上エタンの沸点以下の温度まで加熱された後に気相と液相とに分離されても良い。

本発明によれば、気相と液相とに分離される液化天然ガスの温度を調整することにより、製品天然ガス中のメタン濃度を制御することが可能となる。原料の液化天然ガスは、主にメタンと、エタン等の高級炭化水素成分とを含有するが、気相と液相とに分離される液化天然ガスの温度を低くすれば、メタン濃度を上昇させることができる。同様に、気相と液相とに分離される液化天然ガスの温度を高くすれば、メタン濃度を低減させることができる。セパレータに導入される液化天然ガスの温度は、例えば－１００℃以上－５０℃以下であり、好ましくは－８０℃以上－６０℃以下である。
本発明において、エタンの沸点は大気圧であれば－８９℃であるが、例えば４ＭＰａＡのＬＮＧをセパレータで処理した際には分圧は０．６ＭＰａＡほどになり、沸点は約－５０℃となる。

（発明１５）
上記の天然ガスを製造する方法は、前記気液分離工程に供給される、前記原料の液化天然ガスの圧力を、液化天然ガスの臨界圧力以下の圧力にまで低下させる原料膨張工程をさらに有しても良い。

原料の液化天然ガスが超臨界状態である場合には、気液分離を行うことができない。そこで、原料の液化天然ガスが超臨界状態である場合には、その圧力を超臨界圧力未満にまで低下させるための膨張工程を有しても良い。これにより原料の液化天然ガスは超臨界状態ではなくなるため、気液分離を実施することが可能となる。

実施形態１の天然ガスの製造装置の構成例を示す図である。 別実施形態２の天然ガスの製造装置の構成例を示す図である。 別実施形態３の天然ガスの製造装置の構成例を示す図である。 別実施形態４の天然ガスの製造装置の構成例を示す図である。 実施形態１の天然ガスの製造装置の構成例における実証結果を例示する図である。 実施形態２の天然ガスの製造装置の構成例を示す図である。 実施形態３の天然ガスの製造装置の構成例を示す図である。 実施形態４の天然ガスの製造装置の構成例を示す図である。

以下に本発明のいくつかの実施形態について説明する。以下に説明する実施形態は、本発明の一例を説明するものである。本発明は以下の実施形態になんら限定されるものではなく、本発明の要旨を変更しない範囲において実施される各種の変形形態も含む。なお、以下で説明される構成の全てが本発明の必須の構成であるとは限らない。

本発明にかかる、液化天然ガスから天然ガス液を抽出し、天然ガスを製造する天然ガスの製造方法について図１を用いて説明する。

＜気液分離工程＞
気液分離工程は、原料である液化天然ガスを、セパレータ１２により、気相と液相とに分離する工程である。液化天然ガスは過冷却、加圧の状態（例えば温度－１６５℃以上－１３０℃以下、圧力２ＭＰａＡ以上５ＭＰａＡ以下）で原料供給部１０１に貯留されている。液化天然ガスは、図６に示すように直接第一液化天然ガスヒータ１１に導入されてもよいが、図１に示すように第一液化天然ガスヒータ１１に導入される前に熱交換器（第一熱交換器１および第二熱交換器２）を経由することによりその寒冷の一部を放出してもよい。
具体的には、まず液化天然ガスは原料供給部１０１から第一熱交換器１へと供給される。第一熱交換器１において、後述の蒸留塔７の塔頂部から導出される気体成分との熱交換を行うことにより寒冷を放出する。
続いて液化天然ガスは第一熱交換器１から第二熱交換器２へと導入される。第二熱交換器２において、後述する第一膨張機を経由した気体成分との熱交換を行うことにより、さらに寒冷を放出する。
第二熱交換器２経由後の液化天然ガスは、原料供給部に貯留されている液化天然ガスに比べて温度が高い状態となる。この液化天然ガスは第一液化天然ガスヒータ１１に導入され、さらに所望の温度にまで加温され、気液混合状態となる。所望の温度は、例えばメタンの沸点以上、かつ、エタンの沸点以下の温度であり、例えば－１００℃以上－５０℃以下としてもよく、好ましくは－８０℃以上－６０℃以下としてもよい。
第一液化天然ガスヒータにより加温される温度は、液化天然ガスの組成、圧力等に応じて決定される。
気液混合状態の液化天然ガスは、セパレータ１２において気相と液相とに分離される。

＜第一天然ガス取出工程＞
第一天然ガス取出工程は、セパレータ１２において気相中に分離された気体成分を天然ガスとして取り出す工程である。セパレータ１２では、主にメタンが気相に分離される。気相中の気体成分はそのまま天然ガスの製品として供給されてもよい。供給される天然ガスの温度が、使用温度よりも低い場合には、第二液化天然ガスヒータ（図４において６で示す）をセパレータの後段に設置して、天然ガスを加温してから供給しても良い。

＜蒸留工程＞
蒸留工程は、セパレータ１２において液相に分離された液体成分を蒸留塔７に導入し、蒸留塔７において蒸留する工程である。蒸留塔７に導入する前に、液相中の液体成分は加温されることにより気化され、膨張・冷却された後にさらに冷却されても良い。図１では、セパレータ１２の後段に第一気化器３を設けて液相中の液体成分を気化し、膨張タービン４により膨張・冷却する。その後、原料である液化天然ガスと第二熱交換器２において熱交換することにより冷却され、一部が液化した状態で蒸留塔７へ導入される。蒸留塔７ではメタンを主成分とする低沸点成分が上方に、エタン等の高沸点成分が下方に分離される。
蒸留工程において蒸留塔７の塔頂部に分離された低沸点成分（メタンリッチの気体成分）の一部（例えばメタンリッチの気体成分の５％以上９５％以下である）は、凝縮されて第一還流液として蒸留塔７の塔頂部に返送されても良い。ここで、メタンリッチの気体成分は、第一熱交換器１に導入され、原料である液化天然ガスとの熱交換を行うことにより凝縮されても良い。
蒸留塔７の塔底部から取り出される天然ガス液の一部を加温し、蒸留塔７の塔底部に返送するためのリボイラ（不図示）を設置しても良い。

＜第二天然ガス取出工程＞
第二天然ガス取出工程は、蒸留塔７の塔頂部から導出された気体成分の少なくとも一部を天然ガスとして取り出す工程である。天然ガスは第一圧縮機５により圧縮され、昇圧されて製品として供給されても良い。蒸留塔７の塔頂部から導出された気体成分のうち、天然ガスとして供出されない部分は、凝縮され、還流液として蒸留塔７へと返送される。このとき、凝縮器により気体成分が凝縮されてもよいが、原料である液化天然ガスと熱交換を行うことにより凝縮されても良い。図１では第一熱交換器１において気体成分と液化天然ガスとが熱交換を行う。
図２に示すように、蒸留塔７の塔頂部から導出された気体成分と、原料の液化天然ガスとを、第一熱交換器１において熱交換させて一部を液化させてもよい。この場合には、第一熱交換器１の後段に第二セパレータ２０１を設けて気相と液相とに分離し、気相中の気体成分のみを天然ガスとして供出する。
図３に示すように、蒸留塔７の塔頂部において気体成分（図３にＡで示す）が分岐され、その一部（図３にＣで示す）が第一熱交換器１を経由して蒸留塔７に返送され、他の一部（図３にＢで示す。例えば、メタンリッチの気体成分Ａの５％以上９５％以下である）は天然ガスとして供出されても良い。

＜天然ガス液取出工程＞
天然ガス液取出工程は、蒸留塔７の塔底部から導出された液体成分を天然ガス液として取り出す工程である。液体成分にはエタン等の高沸点成分が多く含まれる。

＜原料膨張工程＞
原料膨張工程は、原料である液化天然ガスが超臨界状態（超臨界圧力以上の圧力を有する状態）である場合に、超臨界圧力未満まで圧力を減少させるように膨張する工程である。膨張機構(例えば膨張弁や膨張機)により膨張させることにより、原料である液化天然ガスの圧力は、液化天然ガスの臨界圧力である約４．６ＭＰａＡよりも低い圧力にまで減圧される。

（実施形態１）
実施形態１の天然ガスの製造装置について図１を用いて説明する。
原料供給部１０１には原料である液化天然ガスが貯留されている。液化天然ガスは過冷却、加圧状態であり、例えば液化天然ガスの温度は－１６５℃以上－１３０℃以下、圧力は２ＭＰａＡ以上５ＭＰａＡ以下の範囲である。
第一熱交換器１は原料の液化天然ガスと、蒸留塔７の塔頂部から導出されるメタンリッチの気体成分との熱交換を行う。第一熱交換器１では、液化天然ガスの温度は例えば１℃から１０℃程度上昇する。第一熱交換器１、原料供給部１０１から導出される液化天然ガスの全部または一部が導入されるように配置される。
第二熱交換器２は、第一熱交換器１から導出された液化天然ガスと、後述する膨張タービン４から導出されるガスとの熱交換を行う。第二熱交換器２では、液化天然ガスの温度は例えば５℃から４０℃程度上昇する。第二熱交換器２は第一熱交換器の後段に配置され、第一熱交換器から導出された液化天然ガスを受け入れる。
第一液化天然ガスヒータ１１は、第一熱交換器１および第二熱交換器２を経由した液化天然ガスをさらに加温させ、気液混合状態とする。第一液化天然ガスヒータ１１において、天然ガス液はメタンの沸点以上、かつ、エタンの沸点以下に加温されてもよい。例えば、－１００℃以上－５０℃以下の温度に加温されてもよい。第一液化天然ガスヒータ１１は第二熱交換器２の後段に配置され、第二熱交換器２を経由した液化天然ガスを受け入れる。
原料供給部１０１に貯留された液化天然ガスは、第一熱交換器１と第二熱交換器２とを経由する原料供給流路１０２により第一液化天然ガスヒータ１１に導入される。

セパレータ１２は、第一液化天然ガスヒータ１１において気液混合状態となった液化天然ガスを液相と気相とに分離するセパレータである。セパレータ１２は第一液化天然ガスヒータ１１の後段に配置され、第一液化天然ガスヒータ１１から導出される気液混合状態の液化天然ガスの全量を受け入れる。メタンを主成分とする低沸点成分は気相に分離され、気相に分離されなかったメタンと、エタン等を多く含む高沸点成分とは液相に分離される。第一液化天然ガスヒータ１１で加温される温度を制御することにより、気相と液相との分離の比率を制御することが可能となる。
すなわち、第一液化天然ガスヒータ１１の温度を高くすると気相に分離される量が増え、気相中のメタン濃度は低下する。一方で、液相に分離される量は減少し、蒸留塔７の負荷が減少するため、小規模な蒸留塔で蒸留することが可能となる。
第一液化天然ガスヒータ１１の温度を低くすると気相に分離される量は減少するが、メタンの濃度が向上する。一方、液相に分離される量が増加するため、蒸留塔の負荷が増加することなり、その結果大きな塔径を有する大容量の蒸留塔が必要となる。
セパレータ１２からは低沸点成分供給流路１１１を経由して気相中の気体成分が導出される。セパレータ１２において液相に分離された液体成分である高沸点成分は、セパレータ１２から第一気化器３、第一膨張タービン４、第二熱交換器を経由する高沸点成分供給流路１０５により蒸留塔７へと導入される。

第一気化器３はセパレータ１２において分離された液相中の液体成分を加温し、気化させる気化器である。第一気化気３はセパレータ１２の後段に配置され、セパレータ１２から導出される液相中の液体成分を受け入れる。第一気化器３における温度は例えば－５℃以上３０℃以下である。
第一膨張タービン４は、第一気化器３から導出されたガスを膨張・冷却する。第一膨張タービン４は第一気化器３の後段に配置され、第一気化器３から導出されるガスの全量を受け入れる。ここでガスは例えば５℃から３０℃程度冷却される。
第一膨張タービン４から導出されたガスは、原料の液化天然ガスと、第二熱交換器２において熱交換することによりさらに冷却された後、蒸留塔７へ導入される。

蒸留塔７では、メタンを主成分とする低沸点成分が上方に、エタン等の高沸点成分が下方に分離される。上方に分離され、蒸留塔７の塔頂部から取り出されるメタンリッチの気体成分の少なくとも一部は、冷却されて一部が液化し、第一還流液として第一環流流路１０４を経由して蒸留塔７に返送される。メタンリッチの気体成分は凝縮器で凝縮されてもよいが、原料である液化天然ガスと、第一熱交換器１において熱交換をすることにより液化されても良い。
蒸留塔７の塔頂部から導出されたメタンリッチの気体成分のうち、第一還流液を形成しない部分は、第一圧縮機５により昇圧され、第一天然ガス供出流路１０３を経由して天然ガスの製品として供出される。

天然ガス液供出流路１１３は蒸留塔７の塔底部から導出された液体成分を天然ガス液として供出する。天然ガス液は、メタンのほか、エタン等の高沸点成分を多く含む。

（別実施形態２）
図２に示すように、蒸留塔７の塔頂部から導出されたメタンリッチの気体成分は第一熱交換器１を経由した後に、第一熱交換器１の後段に配置された第二セパレータ２０１に導入され、気相と液相とに分離されても良い。分離された気相中の気体成分は第一圧縮機５を経由して昇圧された後に天然ガスとして供給される。分離された液相中の液体成分は還流液として蒸留塔７へと返送される。

（別実施形態３）
第一還流液を形成する気体成分と、天然ガスとして供出される気体成分とは、図１に示すように個別に蒸留塔７の塔頂部から導出されてもよいが、図３に示すように蒸留塔７の塔頂部から導出された後に分離されても良い。この場合、塔頂部空導出された気体成分(図３中のＡ)は、２方に分流され、その一方（図３中のＢ）は第一圧縮機５を経由して第一天然ガス供出流路１０３から天然ガスとして供出される。他方(図３中のＣ)は第一環流流路１０４を経由して蒸留塔７へ返送される。

（別実施形態４）
第一天然ガス供出流路１０３を経由して供給される天然ガスの温度が、使用温度よりも低い場合には、図４に示すように第二天然ガスヒータ６を配置して加温しても良い。第二天然ガスヒータ６は第一天然ガス供出流路１０３上に配置される。

（別実施形態５）
なお、第一膨張タービン４の軸端と、第一圧縮機５の軸端は接続されていなくてもよいが、図１に示すように接続されており、第一膨張タービン４において回収された動力を第一圧縮機５で利用するように構成しても良い。

（別実施形態６）
第一圧縮機５の後段に、さらに第二圧縮機（不図示）を配置し、第一圧縮機５で昇圧された天然ガスをさらに第二圧縮機により昇圧してもよい。

（実施形態２）
実施形態２の天然ガスの製造装置１０６について図６を用いて説明する。前記実施形態と同じ符号の要素は同じ機能を有するので、その説明を省略する。
原料である液化天然ガスは、原料供給部１０１から原料供給流路１０２を経由して第一液化天然ガスヒータ１１へと導入され、所定の温度にまで加温される。液化天然ガスは気液混合状態でセパレータ１２に導入される。セパレータ１２の気相に分離される気体成分は、低沸点成分供給流路１１１から、天然ガスとして供出される。
セパレータ１２の液相に分離される液体成分は蒸留塔７の中間部に導入される。セパレータ１２の後段かつ蒸留塔７の前段において液体成分は加温されてもよいが、されなくてもよい。
蒸留塔７において液化天然ガスは蒸留され、蒸留塔７の塔頂部から導出されるメタンリッチの気体成分は第一環流流路１０４を経由して凝縮された後に、蒸留塔７の塔頂部に返送される。第一環流流路１０４にはメタンリッチの気体成分を冷却し凝縮される熱交換器が設けられていてもよい。
蒸留塔７の塔底部からは液体成分が天然ガス液として、天然ガス液供出流路１１３を通じて供出される。天然ガス液供出流路から、全量が製品の天然ガス液として取り出されてもよいが、一部がリボイラ２１に供給されて加温された後に蒸留塔７の塔底部に返送されても良い。

（実施形態３）
実施形態３の天然ガスの製造装置１０７について図７を用いて説明する。前記実施形態と同じ符号の要素は同じ機能を有するので、その説明を省略する。
原料である液化天然ガスは、原料供給部１０１から第一熱交換器１および第二熱交換器２に導入される。第二熱交換器２から導出される液化天然ガスが超臨界状態である場合（例えば、液化天然ガスの圧力が、その臨界圧力以上である場合）には、膨張機構（ここでは膨張機構は膨張弁１１４である）により膨張させて、その圧力を臨界圧力以下にまで低減させる。超臨界状態でセパレータ１２に導入されると気液分離を行うことができないが、膨張弁１１４により、液化天然ガスは気体および／または液体状態となった液化天然ガスはセパレータ１２により気液分離することが可能となる。

膨張弁１１４では、例えば液化天然ガスの圧力は８ＭＰａＡから４ＭＰａＡまで低減されてもよい。ここで液化天然ガスの圧力は、その臨界圧力である４．６ＭＰａＡよりも低いため、液化天然ガスは超臨界状態ではなくなる。膨張弁１１４経由後の液化天然ガスは、第三熱交換器１１５により、例えば－１３０℃から－８５℃程度に加温されても良い。第三熱交換器１１５により加温された液化天然ガスは、第一液化天然ガスヒータ１１によりさらに加温された後にセパレータ１２へ導入される。第一液化天然ガスヒータ１１では、液化天然ガスは例えば－８５℃から－７５℃程度に加温される。

セパレータ１２において気液分離され、気相に分離される気体成分は第三熱交換器１１５へ導入され、膨張弁１１４から導出された液化天然ガスとの熱交換が行われる。気体成分は第三熱交換器１１５において－７５℃から－８５℃程度にまで冷却されることにより凝縮され、液体状態となる。その後、ポンプ１１６へ導入されて昇圧される。ポンプ１１６では、使用される製品天然ガスの圧力に応じて、例えば４ＭＰａＡから８ＭＰａＡ程度にまで昇圧されてもよい。

ポンプ１１６により昇圧された液体状態の天然ガスは、気化器１１７により所望の温度（例えば１０℃である）にまで加温された後、第一天然ガス供出流路１０３から導出される。

（実施形態４）
実施形態４の天然ガスの製造装置１０８について図８を用いて説明する。前記実施形態と同じ符号の要素は同じ機能を有するので、その説明を省略する。
原料である液化天然ガスは、原料供給部１０１から第一熱交換器１および第二熱交換器２に導入される。第二熱交換器２から導出される液化天然ガスが超臨界状態である場合（例えば、液化天然ガスの圧力が、その臨界圧力以上である場合）には、膨張機構（ここでは膨張機構は第二膨張機１１８である）により膨張させて、その圧力を臨界圧力以下にまで低減させる。超臨界状態でセパレータ１２に導入されると気液分離を行うことができないが、第二膨張機１１８により、液化天然ガスは気体および／または液体状態となった液化天然ガスはセパレータ１２により気液分離することが可能となる。

第二膨張機１１８では、例えば液化天然ガスの圧力は８ＭＰａＡから４ＭＰａＡまで低減されてもよい。第二膨張機１１８経由後の液化天然ガスは、第三熱交換器１１５により、例えば－１３０℃から－８５℃程度に加温されても良い。第三熱交換器１１５により加温された液化天然ガスは、第一液化天然ガスヒータ１１によりさらに加温された後にセパレータ１２へ導入される。第一液化天然ガスヒータ１１では、液化天然ガスは例えば－８５℃から－７５℃程度に加温される。

第一圧縮機５の後段には第二圧縮機１１９が設けられ、第一圧縮機５で昇圧された天然ガスを、第二圧縮機１１９でさらに昇圧する。第二圧縮機１１９で圧縮することにより到達する圧力は、使用される製品天然ガスの圧力に応じて、８ＭＰａであってもよい。第二膨張機１１８の軸端と、第二圧縮機１１９の軸端は連結されており、第二膨張機１１８で回収された動力を第二圧縮機１１９に利用することが可能である。

ポンプ１１６により昇圧された液体状態の天然ガスは、第二気化器１１７により所望の温度（例えば１０℃である）にまで加温された後、第一天然ガス供出流路１０３から導出される。

（実施例１）
実施形態１にかかる天然ガスの製造装置を用いて、原料として下記の組成を有する液化天然ガスを供給し、各部における圧力（ＭＰａＡ）、温度（℃）、流量（ｋｇ／ｈ）、組成（重量％）をシミュレーションにより実証した。第一液化天然ガスヒータ１１の温度は－７５℃とした。
原料の液化天然ガスの組成は、メタン９０重量％、エタン５重量％、プロパン３重量％、イソブタン１重量％、ノルマルブタン１重量％、窒素０．５重量％とした。

（結果）
液化天然ガス（－１５０℃、４．００ＭＰａＡ）が４２７，０００ｋｇ／ｈ供給されると、図５中の各部Ａ～Ｋの圧力（ＭＰａＡ）、温度（℃）、流量（ｋｇ／ｈ）、組成（重量％）は表１に例示されるような結果が得られた。

図５中の各部Ａ～Ｋの位置は次の通りである。
Ａの位置は原料供給部１０１の出口である。
Ｂの位置は、第一熱交換器１の下流であり、かつ、第二熱交換器２の入り口よりも上流である。
Ｃの位置は、第二熱交換器２の下流であり、第一液化天然ガスヒータ１１の上流である。
Ｄの位置は、セパレータ１２の気相側出口であり、低沸点成分供給流路上のセパレータ１２側である。
Ｅの位置は、セパレータ１２の液相側出口であり、第一気化器３の上流側である。
Ｆの位置は、第一気化器３の下流側であり、第一膨張タービン４の上流側である。
Ｇの位置は、第一膨張タービン４下流側であり、高沸点成分供給流路１０５上の、第二熱交換器２手前である。
Ｈの位置は、高沸点成分供給流路１０５上の、第二熱交換器２出口側であり、蒸留塔７への接続前である。
Ｉの位置は、蒸留塔７の塔頂部出口部分であり、第一圧縮機５の上流側である。
Ｊの位置は、第一圧縮機５の後段である。
Ｋの位置は、蒸留塔７の塔底部出口部分であり、天然ガス液供出流路１１３上である。

（実施例２）
実施形態１にかかる天然ガスの製造装置を用いて、実施例１と同様の条件において、第一液化天然ガスヒータ１１の温度を変化させた場合の、セパレータ１２における気相側および液相側の分離状況をシミュレーションにより実証した。

（結果）
液化天然ガス（－１５０℃、４．００ＭＰａＡ）が４２７，０００ｋｇ／ｈ供給される場合、第一液化天然ガスヒータ１１の温度を－４５℃から－８５℃まで変化させた場合に、液相および気相に分離される割合、組成、プロパンまたはエタン以上の高沸点成分の回収率は表２に例示されるような結果が得られた。
表２中、精留塔径比率とは、本実施例における蒸留塔７の塔径の、セパレータ１２を配置せず、原料供給部１０１から供給される原料の液化天然ガスの全量が蒸留塔７に供給される場合における蒸留塔の塔径に対する比率である。製品メタン濃度％は、製品である天然ガス中に含有するメタンの濃度を示す。エタン回収率は、原料である液化天然ガスに含有されるエタンのうち、製品である天然ガス液に回収されるエタンの比率を示している。同様に、プロパン回収率は、原料である液化天然ガスに含有されるプロパンのうち、製品である天然ガス液に回収されるプロパンの比率を示す。イソブタン回収率、ノルマルブタン回収率についても同様である。

表２に示すように、セパレータ１２の温度を－８５℃とした場合には、メタン等の低沸点成分もほとんど気化しないため、原料供給部１０１から供給される液化天然ガスの全量がセパレータ１２の液相部に流入し、気相部に分離される気体成分はない。したがって、セパレータ１２の液相部に流入した液体成分の全量が蒸留塔７に導入され、蒸留される。蒸留塔７に導入される液化天然ガスの量は、セパレータを有しない場合と同じであるから、蒸留塔７の塔径は、セパレータを有しない場合と同じになる。したがって精留塔径比率は１となる。第一天然ガス供出流路１０３から導出される製品天然ガスは、蒸留塔７の塔頂部から分離されたガスであることから、製品天然ガス中のメタン濃度は９９％となる。原料の液化天然ガス中に含まれている高沸点成分（エタン、プロパン、イソブタン、およびノルマルブタン、以下、エタン等ともいう）は、製品天然ガス中に混入しないため、その全量が天然ガス液として抽出される。このため、エタン回収率、プロパン回収率、イソブタン回収率およびノルマルブタン回収率は１となる。

セパレータ１２の温度が－４５℃である場合には、原料の液化天然ガスの全量がセパレータ１２の気相部へと流入し、その全量が製品天然ガスとして第一天然ガス供出流路１０３から供出される。セパレータ１２の液相部へ流入する液体成分がないことから、蒸留塔７で蒸留する成分がなく、蒸留塔が不要となることから、精留塔径比率は０となる。

セパレータ１２の温度が－６５℃の場合には、原料の液化天然ガスのうち低沸点成分がセパレータ１２の気相部に分離された後に第一天然ガス供出流路１０３から製品天然ガスとして供給されるが、セパレータにおいて一定量の高沸点成分（エタン等）が気相部へ分離されるため、製品の天然ガス中のメタン濃度は９３％となる。また、天然ガス中にエタン等が流入することから、天然ガス液に回収されるエタン等の回収率は低下する。

表２に示すように、セパレータ１２の温度を制御することにより、蒸留塔７の小型化を図りつつ、メタンの濃度を調整することが可能となる。例えばセパレータ１２の温度を－７５℃とした場合には、蒸留塔７の径を３０％にまで縮小しているにもかかわらず、メタン濃度は９０％から９５％にまで改善することが可能となる。

１ 第一熱交換器
２ 第二熱交換器
３ 第一気化器
４ 第一膨張タービン
５ 第一圧縮機
６ 第二天然ガスヒータ
７ 蒸留塔
１１ 第一液化天然ガスヒータ
１２ セパレータ
１００ 天然ガスの供給装置
１０１ 原料供給部
１０２ 原料供給流路
１０３ 第一天然ガス供出流路
１０４ 第一還流流路
１０５ 高沸点成分供給流路
１１１ 低沸点成分供給流路
１１３ 天然ガス液供出流路
１１５ 第三熱交換器
１１６ ポンプ
１１７ 第二気化器
１１８ 第二膨張機
１１９ 第二圧縮機
２０１ 第二セパレータ

Claims (14)

1. 液化天然ガスから天然ガス液を抽出し、天然ガスを製造する装置であって、
   原料である液化天然ガスをメタンの沸点以上エタンの沸点以下の温度まで加熱するための第一液化天然ガスヒータと、
   前記液化天然ガスを前記第一液化天然ガスヒータに導入するための原料供給路と、
   前記第一液化天然ガスヒータから導出される気液混合流体を液相と気相とに分離するセパレータと、
   前記セパレータから導出される前記気相中の気体成分を、前記天然ガスとして供出するための低沸点成分供給流路と、
   前記セパレータから導出された前記液相中の液体成分を、気体および／または液体状態で蒸留塔に導入するための高沸点成分供給流路と、
   前記蒸留塔の塔頂部から導出されたメタンリッチの気体成分の少なくとも一部を、第一還流液として前記蒸留塔に導入するための第一還流流路と、
   前記蒸留塔の塔頂部から導出された前記メタンリッチの気体成分のうち、前記第一還流流路に導入されない気体成分の少なくとも一部を、前記天然ガスとして供出するための第一天然ガス供出流路と、
   前記蒸留塔の塔底部から導出された液体成分を、前記天然ガス液として供出するための天然ガス液供出流路と、を備える、天然ガスの製造装置。
2. 前記セパレータから導出された前記液相中の液体成分を気化させる第一気化器と
   前記第一気化器から導出されたガスを膨張させる第一膨張タービンと、
   原料である前記液化天然ガスと、前記メタンリッチの気体成分との熱交換を行う第一熱交換器と、
   前記第一膨張タービンから導出されるガスと、前記第一熱交換器から導出された液化天然ガスとの熱交換を行う第二熱交換器と、
   前記第一天然ガス供出流路に配置される第一圧縮機と、を有し、
   前記第一気化器から導出されたガスは、前記第一膨張タービンと、前記第二熱交換器とを介して前記蒸留塔の中間部に導入され、
   前記メタンリッチの気体成分の少なくとも一部は、前記第一熱交換器を介して前記蒸留塔の上部に導入され、
   前記メタンリッチの気体成分のうち前記蒸留塔に導入されない気体成分の少なくとも一部は、前記第一圧縮機を介して、前記天然ガスとして前記第一天然ガス供出流路から供出される、請求項１に記載の天然ガスの製造装置。
3. 前記メタンリッチの気体成分は、前記第一熱交換器１において冷却されることを特徴とする、請求項２に記載の天然ガスの製造装置。
4. 前記第一圧縮機の軸端は、前記第一膨張タービンの軸端と連結されることを特徴とする、請求項２または請求項３に記載の天然ガスの製造装置。
5. 前記第一熱交換器に導入される前記液化天然ガスは、過冷却状態で、加圧されていることを特徴とする、請求項２ないし請求項４のいずれか１項に記載の天然ガスの製造装置。
6. 前記第一圧縮機の後段に配置される、前記第一圧縮機から導出された天然ガスをさらに昇圧させるための第二圧縮機を備える、請求項２ないし請求項５のいずれか１項に記載の天然ガスの製造装置。
7. 前記原料供給流路に配置される、前記液化天然ガスを膨張させるための膨張機構をさらに有する、請求項１ないし請求項６のいずれか１項に記載の天然ガスの製造装置。
8. 前記膨張機構として、膨張弁または第二膨張機が配置される、請求項７に記載の天然ガスの製造装置。
9. 前記膨張機構から導出された気体および／または液体状態の液化天然ガスを加温して前記第一液化天然ガスヒータに導入するための第三熱交換器と、
   前記セパレータの気相部から導出される前記気体成分を、前記第三熱交換器において凝縮された後に、昇圧するためのポンプと、
   前記ポンプから導出される液体状態の天然ガスを気化させるための第二気化器と、をさらに有する、請求項７または請求項８に記載の天然ガスの製造装置。
10. 前記膨張機構として前記第二膨張機が配置される場合において、
    前記第二膨張機の軸端は、前記第二圧縮機の軸端と連結されることを特徴とする、請求項８または請求項９に記載の天然ガスの製造装置。
11. 液化天然ガスから天然ガス液を抽出し、天然ガスを製造する方法であって、
    （１）原料の液化天然ガスの寒冷の一部を放出した後に、メタンの沸点以上エタンの沸点以下の温度まで加熱された後の前記液化天然ガスを気相と液相とに分離する気液分離工程と、
    （２）前記気液分離工程において分離された気体成分を製品天然ガスとして取り出す第一天然ガス取出工程と、
    （３）前記気液分離工程において分離された液体成分を蒸留する蒸留工程と、
    （４）前記蒸留工程において、蒸留塔の塔頂部から導出された気体成分の少なくとも一部を製品天然ガスとして取り出す第二天然ガス取出工程と、
    （５）前記蒸留塔の塔底部から導出された液体成分を前記天然ガス液として取り出す天然ガス液取出工程と、を含む、天然ガスの製造方法。
12. 前記蒸留塔の塔頂部から導出された気体成分の少なくとも一部は、前記原料の液化天然ガスとの熱交換により冷却された後に還流液として前記蒸留塔に導入される、請求項１１に記載の天然ガスの製造方法。
13. 前記第二天然ガス取出工程は、天然ガスを昇圧させる工程をさらに含む、請求項１１または請求項１２に記載の天然ガスの製造方法。
14. 前記気液分離工程に供給される、前記原料の液化天然ガスの圧力を、液化天然ガスの臨界圧力以下の圧力にまで低下させる原料膨張工程をさらに有する、請求項１１ないし請求項１３のいずれか１項に記載の天然ガスの製造方法。
    

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