JPH049987B2 - - Google Patents

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JPH049987B2
JPH049987B2 JP58158934A JP15893483A JPH049987B2 JP H049987 B2 JPH049987 B2 JP H049987B2 JP 58158934 A JP58158934 A JP 58158934A JP 15893483 A JP15893483 A JP 15893483A JP H049987 B2 JPH049987 B2 JP H049987B2
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Description

【発明の詳細な説明】 本発明は天然ガスのようなメタンリツチガス流
の液化方法に関する。本発明はまたガス流の液化
に先立つてメタンリツチ供給原料からより重質の
炭化水素の分離および除去に関する。特に、本発
明はメタンリツチ供給原料の処理において冷凍物
のより効率的な回収および利用に関する。
天然ガスおよびその他のメタンリツチな供給原
料は往々にしてかかる燃料が最終的に利用される
地域から遠い地域で生産される。遠方の生産地か
ら他の地域まで天然ガスを輸送する問題は天然ガ
スを海外に出荷しなければならない場合に特に切
実である。パイプラインのない場合には輸送コス
トは天然ガスの液化を必要とする。天然ガスの液
化はエネルギー集約的でありそしてこの液化を行
う系はかなりの距離にわたつて輸送される燃料と
して天然ガスの競争経済を維持させるためには極
めて効率のよいものでなくてはならない。天然ガ
スの種々の液化法または天然ガス液体すなわちメ
タンより重い炭化水素の分離は従来技術に記載さ
れている。
米国特許第3292380号明細書には、炭化水素ガ
ス流から凝縮成分を除去する方法が記載されてい
る。この方法では、供給原料を気相と液相に分離
する前に蒸留塔からのオーバーヘツドと熱交換さ
せ、その気相をタービン中で膨脹させそして蒸留
塔に送られる。液相の一部もまた蒸留塔に供給さ
れる。液化されないオーバーヘツド気相は蒸留塔
から除去されそしてより重質の炭化水素例えばエ
タンおよびLPGは塔から底流として除去される。
この米国特許は凝縮成分の除去にだけ係り、天然
ガスの液化に係るものではない。
米国特許第4004430号明細書はまたメタンリツ
チな流れから天然ガス流体を除去する方法を開示
している。メタンリツチな気体性生物は極低温蒸
留塔の天然ガス液体生成物から分離される。ここ
でもまた、メタンリツチな生成物は液化されな
い。
米国特許第4061481号明細書には、蒸留塔の気
体炭化水素成分から凝縮性炭化水素液体の分離法
を開示している。供給原料はより低圧に膨脹させ
る前およびその後で蒸留塔のオーバーヘツドと熱
交換させられる。蒸留塔からのオーバーヘツドメ
タンリツチ流の液化は記載されていない。
米国特許第4065278号明細書は本出願人自身の
出願に係るものであつて天然ガスの液化法に係
り、この方法では凝縮性のより高次の炭化水素を
天然ガス流から除去した後にメタンリツチの気体
が液化される。この米国特許では、追加の熱交換
束を用いて蒸留塔からメタンリツチなオーバーヘ
ツドの初期冷却を与え、この際追加の熱交換束は
低温冷媒を利用している。
米国特許第4203741号明細書は炭化水素ガス供
給液用の分離器系を開示している。供給流は分離
または蒸留塔への複数の供給物に分けられる。供
給液の一つは膨脹されそして蒸留塔からのオーバ
ーヘツドと熱交換される。この方法では天然ガス
液体とメタンリツチでありうる蒸留生成物が生成
される。
第58回GPA年会（1979年３月19〜21日）に提
出されたJerry G.Gulsby氏の論文には、エタン
拒絶プラントが記載されているが、この場合炭化
水素導入ガスは脱メタン塔のオーバーヘツド流と
熱交換されそして膨脹された後で脱メタン装置に
導入される。脱メタン装置からのオーバーヘツド
流は再圧縮されるが液化されない。
「Oil and Gas Journal」1972年３月13日号の
他の論文には、メタンからエタンよりも重質の炭
化水素を分離させる極低温系が記載されており、
その場合より重質の炭化水素が液化される。処理
される供給ガスのメタン留分は液化されない。脱
メタン塔への供給物の少くとも一部はかかる塔か
らのオーバーヘツド流と熱交換される。
従来技術には本発明の利点すなわち膨脹された
供給物が比較的高圧でスクラブ塔の頂部に加えら
れそしてメタンリツチなオーバーヘツドが効率の
よい方法で２束熱交換機中で液化される天然ガス
液化法が提供され、この際スクラブ塔への液体供
給物または還流物は高レベル冷媒からの冷凍力と
供給物の等エントロピー膨脹により与えられそし
て、底レベル冷媒により与えられるものではない
ことは開示されていない。
従来技術にはまた本発明の別の利点すなわち天
然ガス流の分離と液化プロセスの組合せにおい
て、より重質の炭化水素を天然ガスから分離させ
た後にメタンリツチの天然ガスを液化させ、分離
またはスクラブ塔からのメタンリツチなオーバー
ヘツドをスクラブ塔に導入される供給流とインタ
ークーラー中で熱交換させることを開示していな
い。これによつて天然ガス液体の回収とメタン液
化が組合された系の操作効率が増大される。
本発明は天然ガスのようなメタンリツチ炭化水
素ガス供給原料の効率的液化方法からなる。4137
〜13790kPa（600〜2000psia）の供給原料は第１
の冷媒との熱交換により冷却される。この冷却さ
れた供給原料は機械的エネルギーを得ながら等エ
ントロピー膨脹により供給原料の臨界圧以下の圧
力に低下させられる。
なお比較的高い圧力下にあるこの膨脹された流
れはスクラブ塔の塔頂に導入され、そこで少量の
重質炭化水素が塔底流として冷媒として取り出さ
れそしてメタンリツチの留分は塔頂流として取り
出される。このメタンリツチの留分は等エントロ
ピーに由来する機械的エネルギーを利用する圧縮
機により高圧に再圧縮される。次に、この圧縮メ
タンは２管束熱交換機中の第２の多成分冷媒と熱
交換して冷却、液化およびサブクールされる。次
にこのサブクールされた液体生成物をLNG製品
として取り出す。
本発明の第２の態様はメタンからの重質炭化水
素の分離方法と天然ガスのようなメタンリツチな
炭化水素ガス供給原料からのメタンの液化にあ
る。本発明の方法では、最初に供給原料は第１の
冷媒との熱交換により冷却された後等エントロピ
ー膨脹および分離器またはスクラブ塔からの塔頂
物との熱交換による冷却の組合せにより圧力が低
下させられる。スクラブ塔では、供給原料はメタ
ンリツチの気体塔頂流と重質炭化水素液体塔底流
とに分離される。この塔頂流は供給原料との熱交
換により加温された後等エントロピー膨脹段階の
膨脹機から導かれるエネルギーにより運転される
圧縮機で圧縮される。次にこの圧縮されたメタン
リツチの塔頂流は第２の低レベル冷媒と熱交換し
て主熱交換器内で冷却、液化およびサブクールさ
れる。
この第２の態様の１つの例では供給原料の圧力
減少はまず供給物を膨脹機により等エントロピー
膨脹させ次にそれを塔に導入される前の塔頂流と
冷却器中で熱交換して冷却することによつて行な
われる。
この第２の態様の別の例では、まず供給原料を
塔からの塔頂流と冷却熱交換により冷却させた後
次に冷却された供給原料を等エントロピー膨脹さ
せそしてこの膨脹された供給原料を塔に導入す
る。
より低い圧力では、まず供給原料を相分離して
液体供給物を重質炭化水素に富んだ塔に供給する
と同時に気相は前記の塔から塔頂分との冷却熱交
換により冷却された後にさらに相分離することが
できる。液相は塔に直接供給され、一方気相は等
エントロピー膨脹され、部分的に液化されそして
塔頂に供給されそこで液体は塔還流分として使用
される。このような三重の供給により、供給原料
の重質炭化水素留分からメタン留分を分離するに
あたつて塔の作業効率が増大される。
米国特許第4065278号のような従来方法を越え
る本発明の各種態様の利点は、液化主熱交換器中
の熱交換束の数を少い資本的支出で減少させるこ
とができることである。
本発明の第２の利点は供給流の等エントロピー
膨脹を利用して液体供給物の生産またはスクラブ
塔への還流に必要な冷凍力を提供することであ
る。
本発明の第２の態様の他の利点は冷却熱交換器
の使用でありこれによりスクラブ塔の操作が改良
されまたメタンを液化してスクラブ塔への供給物
を冷却する主熱交換器から高価な低レベル冷媒の
使用がさけられることである。
本発明のさらに他の利点は高レベル冷媒を使用
してスクラブ塔からの圧縮塔頂流を冷却してメタ
ンの液化に使用される主熱交換器中の高価な低レ
ベル冷媒の要求をさらに減ずることにある。
前述した利点を利用して本発明では従来技術に
比して著しい仕事率で操作することができる。こ
のような仕事率は、LNG生産の毎時モル当り冷
凍圧縮機馬力と考えられる特定の態様を基準とし
て従来技術より3.2〜8.8％改良される。
本発明の種々の態様をさらに詳しく説明する。
その概括的なフロー図は一般的に対応される米国
特許第4065278号明細書におけるフロー図に似て
いて、その公開されたものは参考までにここに記
載されている。炭化水素の供給原料すなわち本発
明の工程において処理しうる原料は、一般に天然
ガスまたはその他のメタン含有気体流であつて、
その中のメタン含有割合は供給される気体流の60
モル％から約90モル％でその残りは窒素とエタ
ン、プロパン、より長い炭化水素の鎖状分子など
のような重質炭化水素からなる気体流である。本
発明は、メタンリツチの留分が輸送とそれに続い
ての燃料としての使用のために液化され、一方で
は重質炭化水素類が凝縮されてそれ自身が燃料と
してまた冷媒として冷凍用入力を必要とせずに利
用されうるようにするために、供給気体流のメタ
ンリツチの留分を少くとも重質炭化水素留分のあ
るものから分離するものである。
第１Ａ図を参照すると、高圧6875〜13790kPa
（1000〜2000psia）の天然ガス供給流がこの図に
示されたフロー図において処理されうる。代表的
な供給原料は9807kPa（1431psia）であつて、メ
タン98％、エタン４％、プロパン0.6％、ブタン
0.3％、イソブタン0.1％、窒素0.8％および重質炭
化水素と水との微量からなる。ライン１０におけ
る供給流は、最初に、冷凍の閉サイクル系統によ
つて冷却されるカスケード式熱交換器１４，１６
および１８の一連の熱交換器により−37℃（−34
〓）まで冷却される。その冷媒は一般にC2，C3
又はC4のパラフイン系炭化水素のような単一成
分の炭化水素である。プロパンはこの第一冷凍閉
サイクル系統において使用される好ましい単一成
分冷媒である。何故ならば、その操業上の温度と
圧力においてそれの冷凍能率がよく、かつプロパ
ンはメイクアツプ用に別の液体天然ガスから供給
することができる。この冷凍閉サイクル系統は高
いレベルの冷媒から構成される。何故ならばそれ
が天然ガスの液化を含む工程に対して比較的温か
い温度にあるからである。比較的温かい温度であ
るが故に、高いレベルの冷媒が低いレベルの冷媒
よりも比較的高価でなく使用される。予冷された
高圧の供給原料はライン２０の系路によつて導か
れて、膨脹タービン４４に入る。このタービンで
は、原料が−47℃（−88〓）、4999kPa（725psia）
にまで圧力を減ぜられる一方、機械的エネルギー
が発生される。ライン４６で蒸気と液体とを含有
する膨脹された供給原料はスクラブ塔２８の頂部
に導入される。このスクラブ塔の頂部への供給物
は供給原料中の重質炭化水素類からメタンリツチ
の留分の充分な分別をなさしめて、メイクアツプ
用冷媒を供給する。スクラブ塔２８は略々
4999kPa（725psia）の圧力で操業される。拾質炭
化水素類はライン４８でスクラブ塔２８から取り
出され、その重質炭化水素類の部分はスクラブ塔
用のリボイルを提供するために、リボイル熱交換
器５０を通つてサイクルされる。ライン４８で塔
低流の残りはNGL又は液化天然ガスとして一般
に知られている製品として取り出される。供給流
の組成としては、重質炭化水素の組成は、34.7％
のエタン、17.8％のプロパン、13.5％のブタン、
４％のイソブタン、および残りぱペンタン、イソ
ペンタン、ヘプタンからなる。
メタンリツチの気体流はライン５２でスクラブ
塔２８からの塔頂分として取り出される。この塔
頂流は−67℃（−87〓）の温度にある。この塔頂
流は膨脹タービン４４によつて駆動される圧縮機
５４に向けられる。このようにして、原料供給流
の圧力を減圧することで引出されたエネルギーは
失なわれずに。スクラブ塔２８からの製品流れの
圧縮のために使用される。塔頂流は圧縮機の入口
で約4999kPa（約725psia）の圧力から圧縮機５４
の出口では7150kPa（1037psia）の圧力まで圧縮
される。この点では、ライン５６で塔頂流はまた
−44℃（−47〓）の温度にある。
スクラブ塔２８での部分的除去にもかかわらず
可成りの重質炭化水素類を含みうるメタンリツチ
の流れは、主熱交換器６０に導入される。主熱交
換器６０では、流れがLNGまたは液体天然ガス
として取り出され、貯蔵されまたは輸送されるた
めに、冷却され液化され且つ更に冷却される。メ
タンに富む流れは先づ、好ましくは多成分の炭化
水素冷媒を利用して、コイル巻熱交換器６０の管
群束６２内で冷却される。この多成分の炭化水素
冷媒は低いレベルで操業される第２の冷凍クロー
ズドサイクル系統を構成する。何故ならば天然ガ
スを液化し且つ更に冷却するためには、その系統
は充分に低い温度になければならないからであ
る。このような低いレベルの冷凍は使用するのに
費用が掛る。何故ならば液化のために必要な低温
度すなわち−157℃（−250〓）に冷媒を維持する
ためには、相当の動力の入力を必要とするからで
ある。流れはこの第１の管群束内において液化さ
れて熱交換器６０から取り出され、弁６４を通つ
て膨脹される。弁６４では流れの温度は約−129
℃（約−200〓）であり、圧力は2068kPa
（300psia）まで減圧される。液化された流れは、
次いで第２管群束６６を通つて案内されて多成分
媒体と向流して更に冷却がなされる。流れはその
熱交換器６０をライン６８で約−157℃（約−250
〓）で1862kPa（270psia）において出て行く。流
れは、プラント用燃料を供給するように、相分離
器７２内で少量の蒸気化したメタンを除去するた
めに、弁７０を通して膨脹される。容器７２内へ
の流れの約３％はライン８０でプラント燃料とし
て取り出される。残りの流れは容器７２の底部か
ら液体生産物として取り出され、ポンプ装置７４
によつて貯槽７６へと移送される。生産物の液体
天然ガスは、次いでライン７８で系外へ送出のた
め取り出される。天然ガスの貯蔵中に生ずる気相
のメタンは取り出されて圧縮機８４で圧縮されプ
ラント用燃料としてその中に包含される。ライン
８０で主燃料流れは多成分冷媒と向流して熱交換
器８２で温められる。ライン８０からとポンプ８
４からとの流れが合わされたプラント用燃料は圧
縮機８８で圧縮されライン９０で系外に送出され
てこのプラントのための動力の供給に利用され
る。
メタンリツチの流れの液化のための冷媒は、一
般的には多成分の炭化水素成分、窒素、メタン、
エタン及びプロパンからなる。この実施例におい
て利用された特定の多成分冷媒は、エタン47％、
メタン41％、プロパン8.9％および窒素2.9％から
なる。メイクアツプの多成分組成の冷媒は、弁に
よつて制御されているライン１９８を通つて、液
化冷凍サイクル内へ導入される。メイクアツプの
冷媒とライン１９６でリサイクル冷媒とは、圧縮
機１５２で圧縮され、冷水熱交換器１５４内で圧
縮後の冷却がなされる。圧縮の第２段階は圧縮器
１５６によつてなされ、その圧縮後には冷凍熱交
換器１５８による冷却が続いてなされる。これ
は、多成分冷媒の圧力を、ライン１９６で約−40
℃（約−40〓）の温度での40psiaの圧力から、ラ
イン１６０で約12℃（約54〓）の温度での
4399kPa（638psia）の圧力にまで増加させる。加
圧された比較的温かい多成分組成の冷媒は、次い
でカスケード式の一連の蒸発熱交換器１６２，１
６４および１６６において冷却される。この蒸発
熱交換器では多成分組成の冷媒が単一成分の冷媒
と向流して冷却され、その単一成分冷媒は熱交換
器中に蒸発される。その多成分組成の冷媒がライ
ン１６８でカスケード式熱交換器を出るときに
は、その冷媒は約4275kPa（約620psia）の圧力に
あり、温度は−34.4℃（−30〓）である。
この多成分冷媒は容器１７０中で相分離され
る。流れの大約25％はライン１８２中で蒸気とし
て取り出されそして冷媒流の残り75％はライン１
７２で流体として取り出される。液状冷凍剤は主
熱交換器６０の束状管回路１７６に入りそして−
129℃（−200〓）に冷却され、その後熱交換器か
ら取り出されそして弁１７８を介して減圧され
る。減圧された液体は次いでスプレーレツド１８
０を経て熱交換器６０中の管束の低い方の部分に
スプレーされる。
多成分冷媒相分離器１７０からの蒸気のライン
１８２で取り出されそしてその流れからライン１
８４で分流が更に取り出される。ライン１８２中
の気相冷媒全体はライン１８８を経て熱交換器６
０の温部端に向けられる。気化された冷媒は管束
管回路中で冷却されそして約−157℃（約−250
〓）に液化され、その後取り出されそして弁１９
２を経て減圧にされる。ライン１８４中の分流は
熱交換器８２におけるプラント用燃料生成物との
熱交換によつて約−157℃（約−250〓）の温度に
冷却液化され、その後弁１８６を経て減圧にされ
そして主熱交換器６０中で液化された蒸気流と一
緒になる。一緒にされた流れは次いでスプレーヘ
ツド１９４を経て熱交換器の内部管束上スプレー
される。冷媒は次いでライン１９６で熱交換器６
０の底部からの除去により再循環せしめられる。
天然ガスを液化するに使用されたこの多成分冷媒
は初期単一成分冷媒との熱交換および主熱交換６
０中で起る圧力低下の組合せによりそれ自体冷却
される。単一成分冷媒との熱交換は上述したよう
なカスケード系列の熱交換で生ずる。初期の単一
成分冷媒のためのこの冷凍サイクルは以下に更に
説明されよう。
好ましくはプロパンである単一成分冷媒は圧縮
装置９２中の一連の段階で大約1375kPa
（200psia）の圧力に圧縮される。圧縮された単一
成分冷媒は次いで後冷却されそして冷水熱交換器
９４および９６中で全体的に凝縮され、その後で
液体受け器９８に送られる。液状冷媒は更に冷水
熱交換器１００中でサブクールされその後ライン
１０２を経て冷却に使用するために送られる。冷
媒は弁１４０を経て膨脹されそして供給−吸引ド
ラム１０８に送られる。ドラム１０８の気相の冷
媒は再圧縮のためにライン１１０で取り出され
る。ドラム１０８中の冷媒の液相部分はライン１
１８で取り出されそして流れ１２０に分れる。こ
の流れはもう一度ライン１２２で分れる。ライン
１１８中の残りの流れは弁１２６中で膨脹され、
その後供給−吸引ドラム１２８中に導入される。
ライン１２２中の分流は蒸発熱交換器１４で供給
分と熱交換される。ライン１２０中の残余の流れ
は蒸発熱交換器１６２において多成分冷媒を含有
する第２の冷凍系と熱交換される。これは初期の
単一成分冷媒と第２の多成分冷媒との間の３個の
カスケード冷凍熱交換のうちの最初のものであ
る。これらの両方のサイクルは閉じられておりそ
して熱交換器中では間接的にのみ熱交換される。
気化された今やライン１２４中にある単一成分冷
媒はライン１２２で導入された気化された単一成
分冷媒と混合されそしてライン１１６を経て第１
の供給−吸引ドラム１０８に戻される。
供給−吸引ドラム１２８の単成分冷媒は気相と
液相に分離される。この気相は圧縮機９２中での
再圧縮のためにライン１３０で取り出される。液
相はライン１３２で取り出され、その際流れは１
３４に分れるのが残りの流れ弁１４０において膨
脹されその後で供給−吸引ドラム１４２に導入さ
れる。ライン１３４中の液体状冷媒流れは更にラ
イン１３６に分かれ、これは第３のカスケード蒸
発熱交換器１６中で供給分を冷却する。ライン１
３４中の残りの流れは一連の３個のカスケード蒸
発熱交換器の第２のもの、この場合特に交換器１
６４中の多成分冷媒からなる第２の冷媒を冷却す
るのに使用される。ライン１３８中の今や気化さ
れた単一成分冷媒はライン１３６に導入された今
や気化された冷媒と混合されそして供給−吸引ド
ラム１２８に戻される。
ライン１３２および弁１４０を経て供給−吸引
ドラム１４２に送られた単一成分冷媒はまた気相
と液相とに分離される。気相はライン１４４を経
て再圧縮のために圧縮機へ供給される。液相冷媒
は更に熱交換で使用するためにライン１４６で送
られる。側流１４８が取り出され、その際冷媒は
蒸発熱交換器１８中で供給分流を冷却しその際気
化される。ライン１４６中の残余の単一成分冷媒
は蒸発熱交換器１６６中で多成分冷媒を含む第２
冷凍回路を冷却する。このようにして、単一冷媒
はスクラブ塔２８へのメタン供給分を冷却するの
に使用される。単一成分冷媒はそれが交換器１８
および１６６を離れる際に気化されそして合され
た気体流は供給−吸引ドラム１４２に戻される。
本発明のプロセス回路は米国特許第4065278号
明細書記載の先行技術に比べていくつかの利点を
有している。本発明のもつとも重要な利点の一つ
は主熱交換器６０における管束数の減少であり、
管束３６を含む先行技術において示される３管束
構成から本発明の熱交換器６０におけるような２
管束構成（第1A図参照）になる。第１Ａ図の態
様の別の利点は全供給分がカラム２８中にそのカ
ラムの頂部近くの点において導入されることであ
る。これによつて単一の供給物がスクラブ塔用の
すべての液体還流を供給する。
第１Ａ図の態様は重質炭化水素が存在するとし
ても少ししかないがその除去が所望の場合あるい
はそのような炭化水素が存在しない場合の供給原
料を処理するのに特に適している。重質炭化水素
を有する供給原料を処理することが必要または有
利であると認められそして炭化水素が除去される
場合、第１Ａ図の方法の別の態様を使用すること
ができそこで付加的な処理上の利点が得られる。
この別のまたは第２の態様を第１Ｂ図に示す。
第１Ｂ図について、以下に操作の好ましい態様
を記載する。第１Ｂ図の方法は中程度の圧力供給
（4137〜7585kPa（600〜1100psia））で操作するこ
とができる。典型的には6102kPa（885psia）にお
ける供給はメタン83％、エタン10.5％、プロパン
3.7％、ブタン１％、イソブタン0.65％、窒素0.35
％および極微量の高級炭化水素および水からなつ
ている。第１Ｂ図はこれが必要ならばライン１０
の供給物からの水の最初の分離を示す。水の分離
は熱交換器１２中で冷却し次に突出ドラム１１に
通しそして吸収剤床１３を切換えることにより行
なわれる。また、二酸化炭素はそのようなプロセ
ス処理で除去することができる。次に、供給物は
第１Ａ図について述べたように第１冷媒に対して
同様な予冷を通過する。しかしながら、第１Ｂ図
は重質炭化水素の除去のために特に工夫されたも
のであつてスクラブ塔への供給流はこの目的のた
めの第１Ａ図と著しく異つている。
供給天然ガスは比較的中位の圧力レベルにある
ので、供給物が分別に入る前に数回相分離してか
かる分別処理を改善することができる。この点
で、ライン２０の供給物を相分離器２２に導入し
てここで18.5％の供給物からなる液相をライン２
６の底部流として取り出しそして−53℃（−64
〓）における液体供給物としてスクラブ塔２８に
導入する前に弁２４中で5930kPa（860psia）から
3654kPa（530psia）に減圧される。容器２２から
の蒸気オーバーヘツドをライン３０で取り出しこ
こでそれを前記スクラブ塔２８からのオーバーヘ
ツドと一緒に冷却熱交換器３２において−53℃
（−65〓）まで冷却する。ライン３４でさらに冷
却したオーバーヘツドを第２の相分離器３６へ導
入する。再び、16％の流れ３４からなる液相をラ
イン３８における底部流として除去しそして第２
の流体供給流として−73℃（−99〓）におけるス
クラブ塔へ導入する前に弁４０で膨脹させる。容
器３６からの気相をライン４２により膨脹機ター
ビン４４に導入しそこで機械エネルギーを発生さ
せながら減圧する。ライン４６における蒸気およ
び液体を含む膨脹供給物をスクラブ塔２８の上部
へ導入する。スクラブ塔へのこれら３種の供給物
は供給原料の重質炭化水素留分からのメタンに富
んだ留分の分別における改良された効率を与え
る。第１Ａ図で起るよりさらに実質的な分離は第
１Ｂ図の配置におけるスクラブ塔２８において行
なわれる。かかる分離を達成するためには、塔へ
の供給物の圧力をさらに大幅に降下させることが
必要でありそして供給物のさらに高度の冷却を行
なうことが必要である。したがつて、相分離され
た供給物、冷却およびタービン膨脹が一緒になつ
て塔２８における分離が改良される。
ライン５２における塔頂流を冷却熱交換器３２
へ導入してスクラブ塔２８への供給物の一部を予
冷しそして塔頂流の冷却値の一部を回収する。塔
頂流は約−40℃（−40〓）で熱交換器３２を出て
そして膨頂機４４によつて駆動される圧縮機５４
に向かう。次に、圧縮されたメタンに富んだ流れ
を第１の冷却回路の単一成分冷媒と蒸発式熱交換
器５８中で熱交換して冷却する。流れは熱交換器
５８を−37℃（−35〓）で出る。
次に、第１Ｂ図の交換器５８からのメタンに富
んだ流れを冷却し、液化しそして第１Ａ図に示し
た配置において上述したようにしてサブクールを
行なう。
この第２の態様（第１Ｂ図）はまた従来技術の
３管束形状を２管束熱交換器６０に減少させさら
にコストの節減を図る利点を有する。さらに、第
２の態様はNGLが除去される場合他の利点を与
える。本発明のスクラブ塔２８からの圧縮された
塔頂流は冷却と膨脹を行つた後、従来技術の主熱
交換器における高価な３管束形状を必要とするよ
り高価な低レベル（比較的冷たい）多成分冷媒よ
りもむしろ高レベル（比較的温い）単一成分冷媒
と熱交換して簡単な蒸発式熱交換器５８で冷却さ
れる。第１Ｂ図に示された本発明の従来技術以上
の別の利点はカラムからのメタンに富んだ塔頂流
に対してスクラブ塔への還流供給物の熱交換であ
る。冷却機３２で起るこの熱交換はさらに冷たい
還流供給物を塔２８へ与えるので分別がさらによ
くなる。交換器３２で起る冷却により熱交換され
た供給物は塔２８へ入る前にさらに二つの相に分
離される。それ故、本発明の第１Ｂ図における態
様は三つの別個の供給物がすべてそれ自身適当な
レベルで蒸留塔へ導入されるという利点を与える
ので、最初の分別が既に起りそして蒸留塔を従来
技術以上のかなりの効率で操作することができ
る。本発明の別の利点は相分離器から分離された
流れをすべてカラムへ直接供給できることであ
る。従来技術ではカラム２８への供給において、
分離された相を再び一緒にして一つだけカラムに
供給されていた。しかしながら、第１Ｂ図に示し
た本発明の態様では、各相分離はそれぞれカラム
へ供給される。
第１Ａ図および第１Ｂ図のこれらの総括操作効
率および資本減少は天然ガスを液化天然ガスに変
換するための分離および液化装置の改良された経
済的操作を与える。本発明では従来技術の方法よ
り改良されるので、本発明はLNGの同様な生産
能力に対する操作に必要な全体のコンプレツサー
馬力の減少により効率を３％以上増加させる。さ
らに、本発明の主熱交換器６０の表面積は米国特
許第4065278号のような従来技術より41％減少さ
れる。かかる熱交換器の表面積はLNGプロセス
の装置を製作する費用に関して重要な要素であ
る。それ故、この表面積の減少により、第１図に
示した態様における本発明は先に述べた従来技術
より主交換器のコストを47％減少させる。
先に述べた第２の態様は4137〜7585kPa（600〜
1100psia）のような中位の圧力供給に対して適当
である。しかしながら、天然ガス流は6895〜
13790kPa（1000〜2000psia）で入手づきそしてこ
こでは第１Ａ図の第１の態様を処理するのに述べ
られたもののように高圧流と称される。これらの
流れはそのような圧力で入手できるので中位の圧
力系を通して流れを処理するためには高い圧力の
固有エネルギーを失なうよりもむしろその圧力で
流れを処理する方が有利である。それ故、本発明
の第２の態様の別の説明を第２図について述べ
る。第２図の装置は高圧供給流およびNGL回収
すなわち6895〜13790kPa（1000〜2000psia）にお
ける流れ好ましくは11032kPa（1600psia）におけ
る流れと回収されるべき重質炭化水素に対して特
に工夫されたものである。これらの高圧では、装
置の圧力が供給原料の臨界圧以上であるのでスク
ラブカラムへ分割供給物を与えるために相分離は
不可能である。メタン含有供給原料例えば天然ガ
スを7.7℃（46〓）の温度および11197kPa
（1624psia）の圧力でライン２００へ導入する。
75％メタン、11.5％エタン、8.5％プロパン、２
％ブタン、１％イソブタンおよび残量の他のC5
〜C7炭化水素からなる流の流れは毎時11213Kgモ
ル（24720ポンドモル）の速度である。最初にラ
イン２００における供給流を蒸発式熱交換器２０
２，２０４および２０６における単一成分冷媒を
用いて３段階の熱交換で冷却する。この最初の冷
却の間、供給流を−37℃（−34〓）まで温度を減
少させる。ライン２０８における冷却流をスクラ
ブ塔２１６からの塔頂流に対して冷却熱交換器２
１０中でさらに冷却する。流れ同士の冷却は供給
流を−51℃（−59〓）の温度に減少させる。次
に、さらに冷却された流れはエキスパンダーター
ビン２１２に通して流れを膨脹させて減圧され、
さらに温度を−70℃（−94〓）に減少させそして
流れの圧力を4137kPa（600psia）に減少させる。
供給流れをその単一還流流れとしてスクラブ塔２
１６に導入する。塔２１６は4137kPa（600psia）
で操作しそして通常NGLまたは天然ガス液体と
称される重質炭化水素から供給流のメタンに富ん
だ成分を分別する。NGL留分をライン２１８で
除去しここでNGLの一部は熱交換器２２０によ
つて再循環される。塔への供給物の約21.4％をラ
イン２１８で取り出し、一方供給物の78.6％を塔
頂流としてライン２２２でメタンに富んだ製品と
して取出す。
先に述べた塔頂流はそれが加温されている場合
冷却熱交換器に通して塔への供給物を冷却する。
熱交換器２１０で加温された後塔頂流はライン２
２４では−40℃（−40〓）の温度にする。次に、
このメタンに富んだ流れをコンプレツサー２２６
中で圧縮する。コンプレツサー２２６は膨脹で生
じたエネルギーをメタンに富んだガス流の再圧縮
に効率的に利用するために膨脹機２１２と機械的
に結合している。メタンに富んだ気体流の圧縮に
よりその温度が−23℃（−10〓）まで上昇しそし
てその圧力が5151kPa（747psia）まで増大する。
次にライン２２８のメタンに富んだ気体流を蒸発
式熱交換器２３０における第１の冷却サイクルに
おいて単一成分冷媒に対してもう一度冷却する。
この際流れの温度は−37℃（−34〓）まで減少す
る。次に流れを主熱交換器２３２に導入し、ここ
でそれを冷却し、液化しそしてサブクールして液
化天然ガスまたはLNGを得る。
ライン２２８でメタンに富んだ流れを第１段階
の管束２３４における主熱交換器２３２に導入
し、ここでそれを第１の単一成分冷却サイクルの
ものから第２の別の冷却サイクルにおける第２の
多成分冷媒に対して−129℃（−200〓）まで冷却
し液化させる。次に液化流を2068kPa（300psia）
の圧力に膨脹させる弁に通して減圧した後、流れ
を第２の熱交換器の管束２３６に導入しここでメ
タンに富んだ流れを追加の多成分冷媒に対してサ
ブクールしそして主熱交換器２３２を−153℃
（−244〓）の温度と1862kPa（270psia）の圧力で
出る。次に、サブクールした流れをエキスパンダ
ー弁を通して124kPa（18psia）の圧力と−159℃
（−255〓）の温度まで減少させる。この膨脹によ
つて２相流れが得られそして相は相分離機容器２
３８中で分離される。流れの約95％を容器２３８
の底部から液体生成物として取り出しそしてスト
レージ２４６に圧送されそしてLNGとして出荷
する。流れの５％をライン２４０における容器２
３８からオーバーヘツド蒸気流として取り出す。
ライン２４０におけるこの蒸気流を冷却熱交換器
２４２における多成分冷媒に対して加温した後
LNGストレージ２４６からの残留メタン蒸気と
一緒にする。ストレージ２４６からのこの蒸気を
圧縮しそしてライン２４０における相分離蒸気と
一緒にライン２４８に移送しそしてコンプレツサ
ー２４４で圧縮して工場または他の隣接する施設
における燃料として使用する。
この変法の冷凍サイクルは第１の態様のそれと
似ているがいくつかの明瞭な差異点があり、以下
これについて述べる。主としてメタンおよびエタ
ンそしてより小量のプロパンおよび窒素からなる
多成分冷媒が熱交換器２３２中で天然ガスを液化
するのに使用されている。この多成分冷媒は再循
環されるが圧縮装置２９４中での初期圧縮の直前
に補充用冷媒の一部が加えられる。第１段の圧縮
後に冷媒は冷水に対して後冷却されそして更に圧
縮装置２９６中で圧縮されその間引続いて冷水に
対して後冷却されて12.8℃（55〓）において
4220kPa（612psia）の圧力に達する。この多成分
冷媒は一連のカスケード熱交換器２６０，２７６
および２９０においてライン２９８中の単一成分
冷媒と熱交換され、その際多成分冷媒は一部分液
化されそして−37℃（−34〓）の温度に冷却され
る。次いで冷媒は相分離容器３００中で相分離さ
れ、冷媒の77％はライン３０２中の液体流として
除去されそして23％はライン３１６中で気相とし
て除去される。液状冷媒は束状管回路３０６中の
主熱交換器２３２に入りそこでそれは−129℃
（−200〓）に冷却されその後一部の冷媒は分けら
れそして残りの冷媒はライン３０８の弁中で膨脹
され、その後冷媒はライン３０８中のスプレイノ
ズルから熱交換器２３２の暖管束（第１段）上に
スプレーされる。分割された流れは膨脹されそし
て熱交換器３１０中でライン３１４の流れに冷凍
を与える。これは下流の装置（本発明部分ではな
い）におけるNGLの分別のための冷却をなすこ
とになる。今やライン３１２中にある多成分冷媒
は更に膨脹されそして熱交換器２３２のベースか
らの再循環冷媒と再び一緒になる。
ライン３１８中の相分離容器３００からの蒸気
状冷媒の一部は主熱交換器２３２の全経路にわた
つて冷却され、他方ライン３０４中の相分離器３
００の頂部からの蒸気状冷媒の残部は冷却熱交換
器２４２中で蒸気状LNG生成物と熱交換して冷
却されその後膨脹されそしてライン３１８中の流
れと再び一緒になつて熱交換器２３２の頂部に導
入されそして主熱交換器の冷管束（第２段）上に
スプレイされる。
初めに供給流を冷却しそして更に蒸発交換器２
６０，２７６および２９０中の第２の多成分冷媒
のための冷却の一部を供給する単一成分冷媒は３
段圧縮機からなる圧縮装置２５０で圧縮される。
好ましくはプロパンであるこの単一成分冷媒は今
や896kPa（130psia）の圧力および40.5℃（105〓）
の温度にある。この冷媒は後冷却されそして一連
の冷水熱交換器中で全体的に凝縮されそして貯蔵
タンク２５２に送られる。冷媒はタンク２５２か
ら取去られそして更に冷水熱交換器中で冷却され
その後で膨脹され且つ供給−吸引ドラム２５４に
送られる。液状冷媒はライン２５８でドラム２５
４の底部から取出され、その一部はライン２６６
で第２の供給−吸引ドラム２６８に向けられる。
ライン２５８中の残りの冷媒は再び分れてその一
部は蒸発熱交換器２０２中で供給流２００を冷却
するのに使用されその後で蒸気としてライン２６
４でドラム２５４に戻される。ライン２５８の冷
媒の最後の部分は蒸発熱交換器２６０において第
２の多成分冷媒を冷却するのに使用され、その後
で蒸気としてライン２６２で戻されてライン２６
４の気化された冷媒と混合され且つ一緒にドラム
２５４に戻される。次に、この蒸気はライン２５
６で圧縮のために戻される。
同様に液体プロパン冷媒はドラム２６８の底部
から取り出されそして三つの流れに分けられる。
この場合、ライン２８０の冷媒は第３吸引供給ド
ラム２８２に供給され、一部は蒸発熱交換器２０
４中で冷媒として使用されそしてライン２７８で
ドラム２６８に戻され、一方、ライン２７２に残
つている冷媒は蒸発熱交換器２７６中の第２多成
分冷媒を更に冷却させるためにライン２７４で導
かれその後で蒸気をライン２７８にそしてドラム
２６８に戻して集め、そして再圧縮するためにラ
イン２７０に導く。ライン２８０で吸引供給ドラ
ム２８２に供給された冷媒は、ライン２８６で蒸
発熱交換器２０６中の供給流の再圧縮と、蒸発熱
交換器２９０中の第２多成分冷媒の冷凍と、スク
ラブ塔２１６から分離されたメタン富化流を熱交
換器２３０でサブクールするのに使用される。こ
れら熱交換器から蒸発させた冷媒はライン２９２
で集められ、そしてドラム２８２に戻されるがこ
の場合、蒸気はドラムのオーバーヘツドから除去
されそして他のドラムからの他の蒸気流との再圧
縮のためにライン２８４を経て圧縮機に供給され
る。
本発明のこの第２の高圧例は従来技術に比べて
第１Ｂ図に示されており、そして中圧供給流に関
して前記に論じられている第２の具体例に対して
計算された効率と同様の改善された生産効率を与
える。この第２の高圧例は最も近似した従来技
術、例えば米国特許第4065278号明細書の主熱交
換器中の束数の減少と共に減少した資本コストの
利点を有している。本具体例は高圧供給物に関し
て操作されるが、一方最も近似した従来技術は中
圧供給物に関して操作されるという事実に対して
調整を実施するならばこの第２の高圧例は中圧従
来技術法に比べて減少した全体的コンプレツサー
馬力要求を有している。例えば第２図に説明され
ている系は米国特許第4065278号明細書のものに
比べて3.3％の効率を有している。主熱交換器成
形の資本コストの減少と組合されたこの馬力の減
少はMGL抽出および天然ガス流れ液化のための
従来技術法に対して本発明の方法は魅力ある利点
を提供する。
例えば前記第２図に説明されている高圧天然ガ
ス供給物の分離実施のためにそれに代る具体例は
第３図に示されている。このそれに代る具体例に
おいては単一成分冷媒による予備冷却は第２図中
に説明されている第２具体例中のものならびに主
熱交換器中の分離の下流の液化処理と同一であ
る。従つてこのそれに代る具体例は第２図からの
工程変形の存在するスクラブ塔３１６への供給に
おいてのみ示されている。
第３図に説明されているフロースキームにおい
ては高圧供給天然ガスを最初に第２図に示されて
いるような３カスケード蒸発熱交換器中で単一成
分冷媒と熱交換して冷却させる。ライン４０８中
の予冷却供給物は−37℃（−34〓）の温度および
11032kPa（1600psia）の圧力である。膨脹機４１
２中での膨脹により供給物の圧力を減少させる。
この場合、温度は更に−64℃（−84〓）に下がり
そして圧力は4137kPa（600psia）に低下される。
この膨脹流れを次いで熱交換により冷却させる。
スクラブ塔からのオーバーヘツドは第２図に説明
されている流れスキームとは直接反対の配列であ
る。ライン４１４の膨脹した流れを冷却熱交換器
４１０中で熱交換により−67℃（−89〓）に冷却
させる。次いでこの流れをスクラブ塔４１６中に
導入するがこれは約4137kPa（600psia）で操作さ
れる。より重質の炭化水素、例えばエタン、ブタ
ンその他の多成分炭化水素はライン４１８で天然
ガス液として除去される。この流れの一部は再沸
騰熱交換器４２０を通して再循環のために除去さ
れる。メタン富化流れは95％メタン含有の、そし
て残余の部分がエタンおよびより少量のその他の
より重質の炭化水素であるようなオーバーヘツド
留分としてライン４２２でスクラブ塔４１６から
除去される。この流れ４２２をバルブ４２４によ
つて3103kPa（450psia）まで圧力低下させ、同時
に温度を−76℃（−105〓）まで低下させる。こ
の流れは冷却熱交換器４１０中で塔への進入供給
物に対して加温され、そしてこの交換器を−68℃
（−91〓）で出て行く。次いでメタン富化流れを
圧縮機４２６中で圧縮するがこれは膨脹機４１２
中での膨脹から導かれた機械的エネルギーを利用
している。次に、塔頂流４２２の圧力をこの圧縮
によつて4323kPa（627psia）まで高めた後これは
前記第２図のようにして液化天然ガスLNGへの
冷却、液化およびサブクールのために主熱交換器
に送られる。
第３図に示されているそれに代る具体例は従来
技術例えば米国特許第4065278号明細書のものと
比べた場合、同様のNGL分離および天然ガス液
化効率を達成する。この具体例は前記のように付
随する資本コスト減少をもつて同一の二次液化熱
交換器を利用する。第３図のサイクルはまたスク
ラブ塔のオーバーヘツドからのメタン富化流れの
より大なる冷却を達成しそして従つて第２図に示
されている蒸発熱交換器２３０を必要としない。
従つて第３図に示されている具体例中のメタン富
化流れの温度のこの大なる減少によつて第２図に
示されている流れ通路に比べて資本コストを節約
することができる。スクラブ塔への供給物の冷却
および膨頂の順序の変更と組合せたこの変形は第
２図および第３図に示されている本発明の二つの
高圧供給分の態様における唯一の差である。
第２および第３図に示されている改善された高
圧サイクルは、第１Ｂ図の中圧サイクル中に示さ
れているものと同一の冷却熱交換器より成る冷却
回収装置を包含している。この冷却回収は、エク
スパンダー排出物の一層の冷却（第３図）のため
に、またはエクスパンダー導入物の予冷却（第２
図）のために使用される。それがエクスパンダー
排出物の冷却に使用される場合には、スクラブ塔
オーバーヘツド４２２の圧を減少させて、熱交換
器４１０中での冷却回収のためにより低い温度お
よび正に冷却された最終温度差を与えなくてはな
らない。第２図でカラムオーバーヘツドがエクス
パンダー導入物を予冷却させる場合には、ライン
２２８中に得られる圧縮機排出物温度は幾分高い
ので、追加の蒸発熱交換器を用いてメタン富化供
給物を−37℃（−34〓）に再冷却させた後主熱交
換器に導入して液化される。この蒸発熱交換器２
３０は第３図の系では要求されない。その理由
は、ライン４２８の圧縮機排出流は最低単一成分
冷媒温度より充分低い−45℃（−49〓）まで冷却
されているからである。
第１、２および３図に例示された本発明のすべ
てのサイクルは改善された方法を与える、これら
の方法ではC2以上の炭化水素回収のために蒸留
塔またはスクラブ塔を還流させるために等エント
ロピー膨脹供給ガスをより効果的に使用するの
で、高価な低レベル冷媒を使用して塔２８を還流
させるのに第３の束３６が必要である米国特許第
4065278号のような従来技術の場合のような蒸留
塔を操作させるのにより高価なより低温の混合冷
媒を使用する必要がない。
どのプロセススキームを使用すべきかの選択は
供給流の圧力とNGLとしての重質炭化水素を除
去する有効性および要求に依存する。しかし交換
条件が存在する。処理状況が変動するので、本発
明の種々の具体例のスクラブ塔は種々の圧力で操
作することができる。充分に高い圧力では塔から
のNGL回収は困難であり、そして実際にはより
少量のNGLしか分離されない。供給物を低い圧
力に膨脹させて塔の圧力を低下させるので、より
多量のNGL回収が可能である。この結果の１つ
は、塔からのメタンリツチオーバーヘツドは外的
エネルギー要求の使用なしには高い圧力に再圧縮
することができないということである。これによ
りプロセスの液化とサブクール段階でより大なる
動力要求が得られる。その理由は低圧流体の液化
のために追加の冷凍動力が要求されるからであ
る、NGL回収が要求されない場合にはメークア
ツプ冷媒に充分なC2およびC3のみを回収するよ
うにスクラブ塔を設計することができる。主交換
器中の冷凍を阻止するためにはベンゼンのような
重質炭化水素を除去しなくてはならないかもしれ
ない。冷媒の回収と重質成分の除去はスクラブ塔
にあまり負荷を課さない。その結果スクラブ塔は
NGL回収に対して要求されるよりも高い圧力と
温度で操作してもよい。より少量の重質成分しか
回収する必要がないので、スクラブ塔をより高圧
で操作できる結果、スクラブ塔のオーバーヘツド
を再圧縮させそしてより高圧で主交換器に戻して
液化することができる。ある個所では、スクラブ
塔の圧力を増大させてより少い重質炭化水素が回
収されるので、最高塔圧は流体の臨界圧に近い値
に達する。（通常、臨界圧の80％）。この点では、
重質成分回収が充分であるならば、エクスパンダ
ー供給物／オーバーヘツド相互変換器の能率をそ
れが除去されるまで低下させてもよい。
エクスパンダーからのメタン富化供給流のスク
ラブ塔頂部への直接供給と熱交換器コストの付随
的低下を伴う主液化熱交換器からの塔の還流要求
の除去は本発明の利点の一体化した部分である。
LNGプラントへのその様な適応化はここに参照
として包含されている、例えば米国特許第
3645106、同第4112700、同第4251247および同第
4274849号各明細書開示のその他の天然ガスまた
はメタン液化系に関して意図させることができ
る。
冷媒用または生成物としての重質炭化水素の回
収を伴うメタンリツチ供給原料の液化を行う従来
技術では液体供給物または重質炭化水素を除去す
るスクラブ塔への還流物の生成のために種々の冷
凍源が利用された後に供給物のメタンリツチ部分
の液化が行なわれている。最初に、そのようなス
クラブ塔の還流は高レベル冷媒との熱交換によつ
て発展される。高レベル冷媒は最初に供給物を冷
却した後分離または液化を行なう比較的に温かい
冷媒でありそして本発明の第１ＡおよびＢ図の圧
縮機９２を通して循環される第１の冷媒により表
わされる。高レベル冷媒の負荷の増加は実質的に
冷凍サイクルのエネルギー要求を増大させる。次
いで、スクラブ塔の還流は高レベル冷媒と低レベ
ル冷媒の両者との熱交換によつて発展され、低レ
ベル冷媒は比較的冷たい温度の冷媒であつて本発
明の第１ＡおよびＢ図の圧縮機１５２および１５
６を通して循環される第２の冷媒のようなメタン
リツチガスの液化およびサブクールを行う。この
低レベル冷媒の利用はその低温レベルの故に比較
的エネルギー集約的で高価である。スクラブ塔へ
の還流として液体供給物により与えられる冷凍負
荷を軽減するために、従来の米国特許第4065278
号の方法は直列の膨脹機と圧縮機ユニツト（続い
ての圧縮に膨脹エネルギーを使用するために機械
的に結合されている）と一緒に高レベルおよび低
レベル冷媒を利用して、スクラブ塔に冷凍力を与
えることを意図している。しかし高価な低レベル
冷媒の使用は依然として必要でありそしてその使
用はさらに主熱交換中で米国特許第4065278号の
３６のような管状束に高価な資本的投資が必要と
される。
本発明の全ての態様では、塔供給物の冷却のた
めの低レベル冷媒回路から低レベル冷媒の必要性
がなくなりそして管状束を必要としないことによ
り主熱交換器のコストが低減される。これは高レ
ベル冷媒によつて予備冷却された供給物の膨脹と
それをスクラブ塔の頂部へ直接送つてメタン含有
供給流中のメタンから重質炭化水素の所望量を分
離するために塔に必要な全ての液体または還流を
与えることによつて達成される。この膨脹は効果
的なエネルギーである。その理由はこの膨脹によ
り与えられるエネルギーは圧縮機中で回収されメ
タンリツチオーバーヘツドを再圧縮して低レベル
冷媒を用いるメタンの液化を効果的にするからで
ある。上記の特許に記載されているいかなるメタ
ン液化方法も有利でありそして本発明を構成する
改良によりエネルギー効率がよくなることも意図
される。
本発明は第２図および第３図に示した別のフロ
ーシートにより明らかなように多数の変形に適応
できる。それ故、本発明の範囲は前記の特定の態
様によつて限定されるものではない。
【図面の簡単な説明】
第１Ａ図は中圧天然ガス流に利用するための本
発明の第１の好適な態様を示す略図であり、第１
Ｂ図は中圧天然ガス流の利用のための本発明の第
２の態様を示す略図であり、第２図は高圧天然ガ
ス流で利用するための本発明の第２の態様の第２
の変形例を示す略図であり、そして第３図はスク
ラブ塔への別の供給と高圧天然ガス流のためのス
クラブ塔からの別の排出を示す第２図のフローシ
ートから取つた部分略図である。

Claims (1)

  1. 【特許請求の範囲】 １ 天然ガスを最初に第１の高レベル冷媒と熱交
    換して冷却した後スクラブ塔に送つて少くとも若
    干の重質炭化水素を分離し次いで主熱交換器中の
    第２の低レベル冷媒と熱交換して冷却、液化およ
    びサブクールして重質炭化水素を分離回収する天
    然ガスの液化方法において、予め冷却した天然ガ
    ス供給物を機械的エネルギーを得ながら等エント
    ロピー膨脹させてスクラブ塔への液体還流とし、
    この膨脹された供給物を原料としておよびスクラ
    ブ塔へのすべての還流分としてスクラブ塔の頂部
    に送ると同時にスクラブ塔からメタンリツチの塔
    頂分を取り出しそしてそれを膨脹器により駆動さ
    れる圧縮機で再圧縮し、再圧縮されたメタンリツ
    チの塔頂流を直接主熱交換器に送つて生成物とし
    て液化することを特徴とする方法。 ２ (a) 天然ガス供給流を4137〜13790kPa（600
    〜2000psia）の範囲の圧力で液化装置に導入す
    る工程、 (b) 前記供給流を閉冷凍系中の第１冷媒と間接熱
    交換して一連の熱交換器中で冷却させる工程、 (c) 機械的エネルギーを得ながら前記供給流を等
    エントロピー膨脹させて供給流の圧力を塔頂流
    および塔底流両方の臨界圧以下の圧力まで低下
    させる工程、 (d) 膨脹された供給流を供給分およびすべての還
    流分としてスクラブ塔へ導入してメタンリツチ
    の留分を塔頂流として分離する工程、 (e) 前記塔頂流を工程(c)の膨脹に由来する機械的
    エネルギーを利用する圧縮機で高圧に圧縮する
    工程、 (f) メタンリツチの流れを閉冷凍系中の第２の多
    成分冷媒と間接熱交換して熱交換器中で冷却、
    液化およびサブクールさせる工程、 (g) 前記の液化、サブクールされたメタンリツチ
    の流れをLNG生成物として取り出す工程、 からなる、塔頂流としてのメタンリツチの留分か
    ら塔底流としての重質炭化水素をスクラブ塔で分
    離することを包含する天然ガスの液化方法。 ３ (a) 天然ガス供給流を4137〜13790kPa（600
    〜2000psia）の範囲の圧力で液化装置に導入す
    る工程、 (b) 前記供給流を閉冷凍系中の第１冷媒と間接熱
    交換して一連の熱交換器で冷却する工程、 (c) 機械的エネルギーを得ながら前記供給流を等
    エントロピー膨脹させそしてスクラブ塔からの
    メタンリツチの塔頂流と熱交換して前記供給流
    の少くとも１部を冷却させることによつて供給
    流の圧力を塔頂流および塔底流両方の臨界圧以
    下の圧力まで低下させる工程、 (d) 前記の冷却および膨脹された供給流を供給分
    およびすべての還流分としてスクラブ塔へ導入
    して塔頂流としてメタンリツチの留分をそして
    塔底流として重質炭化水素留分を分離する工
    程、 (e) 前記工程(c)の冷却用供給流と熱交換してメタ
    ンリツチの塔頂流を加温する工程、 (f) 加温された塔頂流を工程(c)の膨脹に由来する
    機械的エネルギーを利用する圧縮機で高い圧力
    まで圧縮する工程、 (g) メタンリツチの留分を閉冷凍系中の第２の多
    成分冷媒と間接熱交換により熱交換器で冷却、
    液化およびサブクールする工程、 (h) 前記の液化およびサブクールされたメタンリ
    ツチの流れをLNG生成物として取り出す工程、 からなる、塔頂流としてのメタンリツチの留分か
    ら塔底流としての重質炭化水素をスクラブ塔で分
    離することを包含する天然ガスの液化方法。 ４ 4137〜7585kPa（600〜1000psia）の中圧天然
    ガス供給流が処理されるものであり、初期冷却後
    供給物を相分離して液体塔底流と気体塔頂流とを
    取り出し、液体塔底流は中間供給分としてスクラ
    ブ塔へ導入されそして気体塔頂流はメタンリツチ
    の塔頂流と熱交換して冷却され且つ更に相分離さ
    れ、その際液相は再びスクラブ塔へ中間供給分と
    して導入されそして気相は還流分としてスクラブ
    塔へ導入される前に機械的エネルギーの生成を伴
    ないつつ等エントロピー膨脹され、そしてスクラ
    ブ塔からのメタンリツチの塔頂流は圧縮後に第１
    冷媒と間接熱交換により冷却された後第２冷媒と
    の熱交換によつてLNGに液化およびサブクール
    されることを特徴とする前記特許請求の範囲第３
    項記載の方法。 ５ 6895〜13790kPa（1000〜2000psia）の高圧天
    然ガス供給流が処理されるものであり、その際初
    期冷却後に前記供給物は機械的エネルギーの生成
    を伴ないつつ等エントロピー膨脹され次いでメタ
    ンリツチの塔頂流と熱交換して冷却された後前記
    供給物は還流分としてスクラブ塔へ導入されるこ
    とを特徴とする、前記特許請求の範囲第３項記載
    の方法。 ６ 6895〜13790kPa（1000〜2000psia）の高圧天
    然ガス供給流が処理されるものであり、その際初
    期冷却後に前記供給物をメタンリツチの塔頂流と
    熱交換して冷却した後等エントロピー膨脹させそ
    して前記のメタンリツチの塔頂流は圧縮後第１冷
    媒との間接熱交換により冷却された後第２冷媒と
    の熱交換によつて更に冷却、液化およびサブクー
    ルされることを特徴とする、前記特許請求の範囲
    第３項記載の方法。 ７ 工程(g)の液化生成物を相分離して液体塔底流
    と気体塔頂物を生成させ、液体塔底流は貯蔵用
    LNG製品として取り出され、気体塔頂物は第２
    の冷媒と間接熱交換して加温されて気体塔頂物か
    ら冷媒として価値ある物を回収した後前記塔頂物
    をプラント燃料として使用することを特徴とす
    る、前記特許請求の範囲第３〜６項のいずれか一
    つに記載の方法。
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