(57)【要約】本方法は、以下の（ａ）原料天然ガス（１０１）を、塔頂生成物として前処理天然ガス（１１１）を与え、前記前処理天然ガス（１１１）は実質的にＣ6 + 炭化水素を含まない、第１蒸留塔（３１）へ導入する工程、（ｂ）前処理天然ガス（１１１）を、天然ガス液留分（１５）及び塔頂生成物として精製天然ガス（１５１）を製造するために、少なくとも１つの第２蒸留塔（４９）を有する液化天然ガス回収ユニット（１９）に導入する工程、及び（ｃ）工程（ｂ）の精製天然ガス（１５１）から液化天然ガス（１６１）を製造する工程を備える。
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【特許請求の範囲】
【請求項１】
窒素、メタン、Ｃ2 乃至Ｃ5 の炭化水素及びＣ6 + 重質炭化水素を有する原料天然ガス（１０１）から液化天然ガス（１６１）と天然ガス液（ＮＧＬ）留分（１５）とを同時に製造する方法であって、
（ａ）原料天然ガス（１０１）は前処理天然ガス（１１１）を得るため前処理され、
（ｂ）工程（ａ）で得られる前処理天然ガス（１１１）はその凝縮点に近い温度に冷却され、
（ｃ）工程（ｂ）で得られる冷却された前処理天然ガス（１１７）は膨張され、膨張された該天然ガス（１２１、１２７、１２９）は、一方で塔頂生成物として精製天然ガス（１５１）を、及び他方で前記ＮＬＧ留分（１５）を製造するために少なくとも１つの主蒸留塔（４９）を有するＮＧＬ回収ユニット（１９）に導入され、並びに
（ｄ）液化天然ガス（１６１）は、工程（ｃ）で得られる精製天然ガス（１５１）から製造される
以上の工程を有するタイプであり、
工程（ａ）は以下の
（ａ１）原料天然ガス（１０１）はその凝縮点に近い温度に冷却され、
（ａ２）工程（ａ１）で得られる冷却された原料天然ガス（１０３）は還流を行うオーバーヘッド還流冷却器（３２）を設けられた補助蒸留塔（３１）に導入され、補助蒸留塔（３１）は４５から６５バールの間の圧力で操作され塔頂生成物として前処理天然ガス（１１１）を製造し、前処理天然ガス（１１１）はＣ6 + 炭化水素を実質的に含まず、補助蒸留塔（３１）は更にＣ6 + 重質炭化水素の留分（１０５）を必然的に生じる
という副工程を有し、
工程（ｃ）は以下の
（ｃ１）工程（ｂ）で得られる冷却された前処理天然ガス（１１７）は、液体ストリーム（１２１）及びガスストリーム（１２５）を得るために分離ドラム（４７）に導入され、
（ｃ２）工程（ｃ１）で得られるガスストリーム（１２５）は、第１圧縮機（５３）に結合しているタービン（５１）で膨張され、
（ｃ３）工程（ｃ２）で得られるストリーム（１２９）は中間のレベルＮ３で主塔（４９）に導入され、
（ｃ４）工程（ｃ１）で得られる液体ストリーム（１２１）は膨張され、膨張された液体ストリーム（１２１）は、レベルＮ３の下のレベルＮ２で主塔（４９）に導入される
という副工程を有し、及び
液化天然ガス（１６１）は更に工程（ａ）に直接由来する前処理天然ガス（１１１）の一部（１１５）を含む
ことを特徴とする方法。
【請求項２】
工程（ｄ）が以下の
（ｄ１）主塔（４９）の塔頂から抽出された精製天然ガス（１５１）は、少なくとも第１圧縮機（５３）では液化圧力に圧縮され、
（ｄ２）工程（ｄ１）で得られる圧縮された精製天然ガス（１５５）は、液化天然ガス（１６１）を製造するために、第１熱交換器（４１）で主塔（４９）の塔頂から抽出された精製天然ガス（１５１）と熱交換することによって冷却される
という副工程を有することを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項３】
工程（ｂ）が以下の
（ｂ１）工程（ａ）で得られる前処理天然ガス（１１３）は、第２熱交換器（４３）で第２主塔（４９）から抽出された精製天然ガス（１５１）と熱交換することによって冷却される
という副工程を有することを特徴とする請求項２に記載の方法。
【請求項４】
工程（ｄ１）において、第１圧縮機（５３）から得られる圧縮された精製天然ガス（１５３）は、前記液化圧力に達するように、外部エネルギー源（５６）が供給されている第２圧縮機（５５）で圧縮されることを特徴とする請求項２又は３に記載の方法。
【請求項５】
主蒸留塔（４９）の圧力は３５バールより大きいことを特徴とする請求項１乃至４の何れか１つに記載の方法。
【請求項６】
液化天然ガス（１６１）が殆ど又は完全に工程（ａ）に直接由来する前処理天然ガス（１１１）からなり、前記液化天然ガス（１６１）が比較的Ｃ2 乃至Ｃ5 の炭化水素に富む始動段階を有し、
液化天然ガス（１６１）に所望のＣ2 乃至Ｃ5 の炭化水素含有量に従って、工程（ａ）に直接由来する前処理天然ガス（１１１）の一部（１１５）が液化天然ガス（１６１）に混合調整される製造段階を引き続き有する
ことを特徴とする請求項１乃至５の何れか１つに記載の方法。
【請求項７】
補助塔（３１）によって製造される液体（１０５）は膨張され、主塔（４９）に導入されることを特徴とする先行する請求項の何れか１つに記載の方法。
【請求項８】
補助蒸留塔（３１）は、原料天然ガス（１０１）が有するＣ6 + 炭化水素の約９８モル％を抽出するように設計されていることを特徴とする先行する請求項の何れか１つに記載の方法。
【請求項９】
前処理天然ガス（１１１）中のＣ6 + 炭化水素のモル組成は約５７ｐｐｍに等しいことを特徴とする先行する請求項の何れか１つに記載の方法。
【請求項１０】
窒素、メタン、Ｃ2 乃至Ｃ5 の炭化水素及びＣ6 + 重質炭化水素を有する原料天然ガス（１０１）から液化天然ガス（１６１）と天然ガス液（ＬＧＮ）留分（１５）とを同時に製造する設備であって、
（ａ）前処理天然ガス（１１１）を得るため原料天然ガス（１１）を前処理するユニット（１７）、
（ｂ）その凝縮点に近い温度に前処理天然ガス（１１１）を冷却する手段（４３）、
（ｃ）冷却された前処理天然ガス（１１７）を膨張する手段（５１，１２３，１３１）を有し、一方で塔頂生成物として精製天然ガス（１５１）を、及び他方で前記ＬＧＮ留分（１５）を製造する少なくとも１つの主蒸留塔（４９）を有する、ＬＧＮを回収するユニット（１９）、及び
（ｄ）工程（ｃ）で得られる精製天然ガス（１５１）から液化天然ガスを製造する手段（５３，５５，４１）
を備えるタイプであり、
前処理ユニット（１７）は、
（ａ１）その凝縮点に近い温度に原料天然ガス（１０１）を冷却する手段（２５，２７，２９）、及び
（ａ２）補助塔は還流を行うオーバーヘッド還流冷却器（３２）を設けられ、補助蒸留塔（３１）は４５から６５バールの間の圧力で操作され塔頂生成物としてＣ6 + 炭化水素を実質的に含まない前処理天然ガス（１１１）を製造し、補助蒸留塔は更にＣ6 + 重質炭化水素の留分（１０５）を必然的に生じる、冷却された原料天然ガス（１０３）を蒸留する補助蒸留塔（３１）      
を有し、
ＬＧＮを回収するユニット（１９）は、
（ｃ１）ドラム（４７）は液体ストリーム（１２１）及びガスストリーム（１１９）を製造する、冷却された前処理天然ガス（１１７）を分離する分離ドラム、
（ｃ２）第１圧縮機（５３）に結合されている、前記ガスストリームを膨張する第１膨張タービン（５１）、
（ｃ３）膨張されたガスストリーム（１２９）を中間のレベルＮ３で主塔（４９）に導入する手段、
（ｃ４）液体ストリーム（１２１）を膨張する手段（１２３）、及び膨張された液体ストリームをレベルＮ３の下のレベルＮ２で主塔（４９）に導入する手段
を有し、及び
液化天然ガス（１６１）を製造する手段は、前処理ユニット（１７）に直接由来する前処理天然ガス（１１１）の調整可能な部分（１１５）を液化天然ガス（１６１）のラインに選択的に導入する手段を有する
ことを特徴とする設備。
【請求項１１】
液化天然ガス（１６１）を製造する手段（５３，５５，４１）は、
（ｄ１）主塔（４９）の塔頂から抽出された精製天然ガス（１５１）を液化圧力に圧縮し、少なくとも第１圧縮機（５３）を有する手段（５３，５５）、及び
（ｄ２）圧縮手段（５３，５５）由来の圧縮された精製天然ガス（１５５）を主塔（４９）の塔頂から抽出された精製天然ガス（１５１）と熱交換させる第１熱交換器（４１）であって、液化天然ガス（１６１）を製造するために、圧縮された精製天然ガス（１５５）を冷却する第１熱交換器（４１）
を備えることを特徴とする請求項１０に記載の設備。
【請求項１２】
前処理天然ガス（１１１）を冷却する手段（４３）は、ガス（１１１）を主塔（４９）から抽出された精製天然ガス（１５１）と熱交換させる第２熱交換器（４３）を有することを特徴とする請求項１１に記載の設備。
【請求項１３】
主塔（４９）の塔頂から抽出された精製天然ガス（１５１）を圧縮する手段（５３，５５）は更に、外部エネルギー源で駆動される第２圧縮機（５５）を有し、圧縮された精製天然ガス（１５５）の圧力を前記液化圧力に達するよう増加するべくなされていることを特徴とする請求項１１又は１２に記載の方法。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、窒素、メタン、Ｃ2 乃至Ｃ5 の炭化水素及びＣ6 + 重質炭化水素を有する原料天然ガスから液化天然ガスと天然ガス液（ＬＧＮ）留分とを同時に製造する方法であって、
（ａ）原料天然ガスは前処理天然ガスを得るため前処理され、
（ｂ）工程（ａ）で得られる前処理天然ガスはその凝縮点に近い温度に冷却され、
（ｃ）工程（ｂ）で得られる冷却された前処理天然ガスは膨張され、膨張された該天然ガスは、一方で塔頂生成物として精製天然ガスを、及び他方で前記ＬＧＮ留分を製造するために少なくとも１つの主蒸留塔を有するＬＧＮ回収ユニットに導入され、並びに
（ｄ）液化天然ガスは、工程（ｃ）で得られる精製天然ガスから製造される、
以上の工程を有するタイプである。
【０００２】
本発明の方法は、地下から抽出された天然ガスから、主生成物として液化天然ガス（ＧＮＬと称される）及び副生成物として天然ガス液（ＬＧＮと称される）の留分を製造する設備に適用される。
【背景技術】
【０００３】
本発明では、ＬＧＮは、天然ガスから抽出されるＣ2 + 乃至Ｃ3 + の炭化水素と理解される。例として、このＬＧＮはエタン、プロパン、ブタン及びＣ5 + 炭化水素を有してよい。
【０００４】
ＬＧＮを抽出した後製造されるＧＮＬは、ＬＧＮを抽出することなく製造されたＧＮＬより低い熱量しか有さない。既知の天然ガス液化設備は順に、液化可能なガスを製造するユニット、実際に液化するユニット、及びＧＮＬから窒素を除くユニットを有する。液化可能なガスを製造するユニットは、液化中に結晶化するＣ6 + 重質炭化水素を除去する手段を必然的に有する。
【０００５】
液化天然ガスとＬＧＮを同時に製造するために、例えば、出願ＦＲ−Ａ−２８１７７６６に記述があるような前述のタイプの方法を使用することが可能である。
【０００６】
そのような方法は、室温での天然ガスの製造とＬＧＮ抽出に最適化された熱力学的効率を有する。
【０００７】
それ故、この方法は、得られる天然ガスを液化しなければならない場合、完全に満足いくものではない。これは、得られる天然ガスを液化するのに必要なエネルギー消費が比較的高いからである。
【特許文献１】仏国特許出願公開第２８１７７６６号明細書
【発明の開示】
【発明が解決しようとする課題】
【０００８】
本発明の主たる目的はこの欠点を解消することにあり、即ち、従来の方法より経済的で柔軟性のあるＧＮＬ及びＬＧＮ留分の同時製造方法を提供することにある。
【課題を解決するための手段】
【０００９】
この目的のため、本発明の主題は前述のタイプの方法であり、工程（ａ）が以下の
（ａ１）原料天然ガスはその凝縮点に近い温度に冷却され、
（ａ２）工程（ａ１）で得られる冷却された原料天然ガスは還流を行うオーバーヘッド還流冷却器を設けられた補助蒸留塔に導入され、補助蒸留塔は４５から６５バールの間の圧力で操作され塔頂生成物として前処理天然ガスを製造し、前処理天然ガスはＣ6 + 炭化水素を実質的に含まず、補助蒸留塔は更にＣ6 + 重質炭化水素の留分を必然的に生じる
という副工程を有することを特徴とする。
【００１０】
本発明に係る方法は、
−  工程（ｄ）が以下の
（ｄ１）主塔の塔頂から抽出された精製天然ガスは、少なくとも第１圧縮機では液化圧力に圧縮され、
（ｄ２）工程（ｄ１）で得られる圧縮された精製天然ガスは、液化天然ガスを製造するために、第１熱交換器で主塔の塔頂から抽出された精製天然ガスと熱交換することによって冷却される
という副工程を有する。
−  工程（ｂ）が以下の
（ｂ１）工程（ａ）で得られる前処理天然ガスは、第２熱交換器で第２主塔から抽出された精製天然ガスと熱交換することによって冷却される
という副工程を有する。
−  工程（ｃ）が以下の
（ｃ１）工程（ｂ）で得られる冷却された前処理天然ガスは、液体ストリーム及びガスストリームを得るために分離ドラムに導入され、
（ｃ２）工程（ｃ１）で得られるガスストリームは、第１圧縮機に結合しているタービンで膨張され、
（ｃ３）工程（ｃ２）で得られるストリームは中間のレベルＮ３で主塔に導入され、
（ｃ４）工程（ｃ１）で得られる液体ストリームは膨張され、膨張された液体ストリームは、レベルＮ３の下のレベルＮ２で主塔に導入される
という副工程を有する。
−  工程（ｄ１）において、第１圧縮機から得られる圧縮された精製天然ガスは、前記液化圧力に達するように、外部エネルギー源が供給されている第２圧縮機で圧縮される。
−  主蒸留塔の圧力は３５バールより大きい。
−  液化天然ガスは更に工程（ａ）に直接由来する前処理天然ガスの一部を含む。
−  液化天然ガスが殆ど又は完全に工程（ａ）に直接由来する前処理天然ガスからなり、前記液化天然ガスが比較的Ｃ2 乃至Ｃ5 の炭化水素に富む始動段階を有し、
液化天然ガスに所望のＣ2 乃至Ｃ5 の炭化水素含有量に従って、工程（ａ）に直接由来する前処理天然ガスの一部が液化天然ガスに混合調整される製造段階を引き続き有する。
−  補助塔によって製造される液体は膨張され、主塔に導入される。
以上の特徴から個別に選択され、又は任意に組み合わせられ、１つ以上の特徴を有してよい。
【００１１】
本発明の主題は、窒素、メタン、Ｃ2 乃至Ｃ5 の炭化水素及びＣ6 + 重質炭化水素を有する原料天然ガスから液化天然ガスと天然ガス液（ＬＧＮ）留分とを同時に製造する設備でもあり、
（ａ）前処理天然ガスを得るため原料天然ガスを前処理するユニット、
（ｂ）その凝縮点に近い温度に前処理天然ガスを冷却する手段、
（ｃ）冷却された前処理天然ガスを膨張する手段を有し、一方で塔頂生成物として精製天然ガスを、及び他方で前記ＬＧＮ留分を製造する少なくとも１つの主蒸留塔を有する、ＬＧＮを回収するユニット、及び
（ｄ）工程（ｃ）で得られる精製天然ガスから液化天然ガスを製造する手段
を備えるタイプであり、
前処理ユニットは、
（ａ１）その凝縮点に近い温度に原料天然ガスを冷却する手段、及び
（ａ２）補助塔は還流を行うオーバーヘッド還流冷却器を設けられ、補助蒸留塔は４５から６５バールの間の圧力で操作され塔頂生成物としてＣ6 + 炭化水素を実質的に含まない前処理天然ガスを製造し、補助蒸留塔は更にＣ6 + 重質炭化水素の留分を必然的に生じる、冷却された原料天然ガスを蒸留する補助蒸留塔を有することを特徴とする。
【００１２】
本発明に係る設備は、
−  液化天然ガスを製造する手段は、
（ｄ１）主塔の塔頂から抽出された精製天然ガスを液化圧力に圧縮し、少なくとも第１圧縮機を有する手段、及び
（ｄ２）圧縮手段由来の圧縮された精製天然ガスを主塔の塔頂から抽出された精製天然ガスと熱交換させる第１熱交換器であって、液化天然ガスを製造するために、圧縮された精製天然ガスを冷却する第１熱交換器
である。
−  前処理天然ガスを冷却する手段は、このガスを主塔から抽出された精製天然ガスと熱交換させる第２熱交換器を有する。
−  ＬＧＮを回収するユニットは、
（ｃ１）そのドラムは液体ストリーム及びガスストリームを製造する、冷却された前処理天然ガスを分離する分離ドラム、
（ｃ２）第１圧縮機に結合されている、前記ガスストリームを膨張する第１膨張タービン、
（ｃ３）膨張されたガスストリームを中間のレベルＮ３で主塔に導入する手段、
（ｃ４）液体ストリームを膨張する手段、及び膨張された液体ストリームをレベルＮ３の下のレベルＮ２で主塔に導入する手段
を有する。
−  主塔の塔頂から抽出された精製天然ガスを圧縮する手段は更に、外部エネルギー源で駆動される第２圧縮機を有し、圧縮された精製天然ガスの圧力を前記液化圧力に達するよう増加するべくなされている。
−  精製天然ガスを製造する手段は、前処理ユニットに直接由来する前処理天然ガスの調整可能な部分を液化天然ガスのラインに選択的に導入する手段を有する。
以上の特徴から個別に選択され、又は任意に組み合わせられ、１つ以上の特徴を有してよい。
【発明の効果】
【００１３】
ここで述べた発明のおかげで、Ｃ2 乃至Ｃ5 の炭化水素の場合に高い抽出レベルを有し、経済的及び柔軟な方式で同時にＧＮＬ及びＬＧＮを製造する設備を得ることが可能である。驚くべきことに、エネルギー消費は、補助蒸留塔をＬＧＮ回収ユニットの上流に配することで、及びこの塔からの塔頂生成物画分をこのユニットに導入することで顕著に減少する。
【００１４】
そのような設備の生産性は、この塔頂生成物画分の少なくとも一部を直接液化ユニットに導くことによって、特に、設備の始動段階又はＬＧＮ回収ユニットの故障の際、増加する可能性がある。
【００１５】
更に、この設備は調整可能な熱量を有するＧＮＬを製造することを可能とする。
【発明を実施するための最良の形態】
【００１６】
本発明に係る設備の動作を説明するブロック図を示す一添付図と関連付けて、本発明がどのように実施されるかの一例をここに述べる。
【００１７】
前記図に示されている設備は、乾燥、脱炭酸及び脱硫された原料天然ガスのソース１１から、主生成物としてのＧＮＬ１３及び副生成物としてのＬＧＮ留分１５の同時製造に関する。この設備は、Ｃ6 + 重質炭化水素を除去するためのユニット１７、ＬＧＮを回収するためのユニット１９および液化ユニット２１を備える。
【００１８】
以降、液体のストリーム及び輸送するラインは、同じ参照符号で示され、問題とする圧力は、絶対圧力で示される。
【００１９】
重質炭化水素を除去するためのユニット１７は、ソース１１の下流に順に、第１、第２及び第３冷却器２５、２７、２９、及びオーバーヘッド還流冷却器を取付けられた第１又は補助蒸留塔３１を有する。この還流冷却器は、第１塔３１の塔頂と第１分離ドラム３３との間の一方の側に第４冷却器３５及び他方の側に還流ポンプ３７を有する。
【００２０】
ＬＧＮ回収ユニット１９は、第１、第２及び第３熱交換器４１、４３、４５、第２分離ドラム４７、第２又は主蒸留塔４９、第１圧縮機５３に結合された第１タービン５１、外部エネルギー源５６で駆動される第２圧縮機５５、第５冷却器５７及びＬＧＮ抽出ポンプ５９を有する。
【００２１】
天然ガス液化ユニット２１は、冷凍サイクル６９で冷却される第４および第５熱交換器６５、６７を有する。
【００２２】
このサイクル６９は、３つのステージ７３Ａ、７３Ｂ、７３Ｃを備える圧縮機７３を有し、この圧縮機には、第１及び第２中間冷却器７５Ａ、７５Ｂ及び後段冷却器７５Ｃが設けられ、このサイクルは更に、４つの冷却器７７Ａから７７Ｄを順に、第３分離ドラム７９及び第１及び第２油圧タービン８１及び８３を有する。
【００２３】
本発明に係る方法がどのように実施されるかの一例をここに述べる。
【００２４】
乾燥、脱炭酸及び脱硫された原料天然ガスのストリーム１０１の初期モル組成は、窒素３．９０％、メタン８７．０３％、エタン５．５０％、プロパン２．００％、イソブタン０．３４％、ｎ−ブタン０．５４％、イソペンタン０．１８％、ｎ−ペンタン０．１５％、Ｃ6 炭化水素０．３１％、Ｃ7 炭化水素０．０３％及びＣ8 炭化水素０．０２％である。
【００２５】
このガス１０１は、冷却された原料天然ガス１０３を与えるために、連続して、第１、第２及び第３冷却器２５、２７、２９で冷却される。その後、このガス１０３は蒸留塔３１に導入される。
【００２６】
この塔３１は、底部製品としてＣ6 + 重質炭化水素の留分１０５を製造する。この留分１０５は、低位レベルＮ１で第２蒸留塔４９に導入される重質炭化水素の膨張されたストリーム１０７を生じるために、膨張バルブ１０６で膨張される。
【００２７】
更に、第１塔３１は、塔頂製品として前処理ガスのストリーム１０９を製造する。このストリーム１０９は、第４冷却器３５で冷却され部分的に凝縮され、その後、第１分離ドラム３３に導入され、そこでは前処理天然ガス１１１を含む気相と還流液１１２を含む液相との分離が行われ、前記液は還流液として、還流ポンプ３７によって精留塔へ還流される。
【００２８】
前処理ガスのストリーム１１１のモル組成は、窒素３．９７８３％、メタン８８．２０３６％、エタン５．３６２２％、プロパン１．７５５０％、イソブタン０．２４８８％、ｎ−ブタン０．３４６５％、イソペンタン０．０６１６％、ｎ−ペンタン０．０３８４％及びＣ6 炭化水素０．００５７％である。
【００２９】
Ｃ6 + 炭化水素は実質的にこのストリーム１１１から除かれた。
【００３０】
次いで、前処理天然ガスストリーム１１１は、ＬＧＮ回収ユニット１９に供給されるストリーム１１３とガス液化ユニット２１に供給されるストリーム１１５とに分配される。これら２つのストリームの間の分配率は、対応する２つの制御バルブ１１４及び１１６の制御によって選択される。
【００３１】
回収ユニット１９に導入されるストリーム１１３は、冷却された前処理天然ガスの２相系ストリーム１１７を与えるために第２熱交換器４３で冷却される。このストリーム１１７は、蒸気ストリーム１１９及び液体ストリーム１２１を製造する第２分離ドラム４７に導入される。液体ストリーム１２１は膨張バルブ１２３で膨張され、レベルＮ１の上のレベルＮ２で塔４９に導入される。
【００３２】
蒸気ストリーム１１９は主画分１２５と副画分１２７に分離される。
【００３３】
主画分１２５は、膨張された主画分１２９を与えるためにタービン５１で膨張され、レベルＮ２の上のレベルＮ３で塔４９に導入される。
【００３４】
副画分１２７は第３熱交換器４５で冷却され、膨張バルブ１３１で膨張され、高位レベルＮ４で蒸留塔４９に導入される。レベルＮ４はレベルＮ３の上である。
【００３５】
塔４９には中間再沸騰器１４１が設けられている。再沸騰器のストリーム１４３はこの塔からＮ２の下でＮ１の上のレベルＮ１ａから抽出される。このストリームは第２熱交換器４３で加熱され、レベルＮ１ａとレベルＮ１との間のレベルＮ１ｂで第２塔４９に再び導入される。
【００３６】
ＬＧＮ留分１５は蒸留塔４９の底部からポンプ５９で抽出される。更に、底部再沸騰器１４５が、ＬＧＮ留分１５のＣ2 炭化水素に対するＣ1 炭化水素のモル比を調整するために塔４９に取り付けられている。この比は、好ましくは０．０２未満である。
【００３７】
かくして、このＬＧＮ留分１５は、メタン０．３６８８％、エタン３６．８８１０％、プロパン３３．８３４４％、イソブタン６．１９５７％、ｎ−ブタン９．９２６７％、イソペンタン３．３３５４％、ｎ−ペンタン２．７８０８％、Ｃ6 炭化水素５．７４９８％、Ｃ7 炭化水素０．５５６４％及びＣ8 炭化水素０．３７１０％からなる。
【００３８】
エタン、プロパン及びＣ4 + 炭化水素の抽出のレベルはそれぞれ３６．１５％、９１．２１％及び９９．３％である。従って、本発明に係る方法によるエタンの回収レベルは３０％より大きい。プロパンの回収レベルは８０％より大きく、好適には９０％より大きい。Ｃ4 + 炭化水素の回収レベルは９０％より大きく、好適には９５％より大きい。
【００３９】
精製天然ガスのストリーム１５１は塔４９から塔頂生成物として抽出される。このストリーム１５１は順に、熱交換器４５、熱交換器４３及び熱交換器４１で加熱される。ＬＧＮ回収ユニット１９を動作させるのに外部の冷却源が不要である点は注目すべきである。
【００４０】
熱交換器４１由来の加熱ガスストリーム１５３は、ガスストリーム１５５を液化圧力にするために、順に、第１圧縮機５１及び第２圧縮機５５で圧縮される。
【００４１】
このストリーム１５５は、冷却された精製ガスのストリーム１５７を与えるため、第５冷却器５７、次いで第１熱交換器４１で冷却される。ストリーム１５７は、Ｃ6 + 重質炭化水素を除去するユニット１７から抽出され、ガス液化ユニットに供給されるストリーム１１５と混合される。このストリーム１５７及びストリーム１１５は略同一の温度及び圧力を有し、液化天然ガスのストリーム１６１を形成する。
【００４２】
液化天然ガスのこのストリーム１６１のモル組成は、窒素４．１２２１％、メタン９１．９６８６％、エタン３．７１１８％、プロパン０．１８５８％、イソブタン０．００６３％、ｎ−ブタン０．００５１％及びＣ5 + 炭化水素０．０００３％である。
【００４３】
液化天然ガスのストリーム１６１は、ＧＮＬストリーム１３を製造するために、順に、第４及び第５熱交換器６５、６７で冷却される。このＧＮＬストリーム１３には、ユニット１６５で窒素除去工程が施される。
【００４４】
冷媒混合物のストリーム２０１によって、第４及び第５熱交換器６５、６７は冷凍されている。このストリーム２０１は、第４冷却器７７Ｄで部分的に液化しており、分離ドラム７１に導入され、蒸気相２０１及び液体相２０３に分離される。
【００４５】
このストリーム２０１、液体相２０３及び蒸気相２０５のモル組成を表１に示す。
【００４６】
【表１】
2007526924.tif 000003
【００４７】
蒸気相２０３は、過冷却された液体相２０７を与えるための第５熱交換器６７で過冷却された液体相を与えるために、熱交換器６５で液化される。
【００４８】
この過冷却された液体相２０７は、第１冷媒ストリーム２０９を与えるために、第１油圧タービン８１で、次いで膨張バルブ２０８で膨張される。このストリーム２０９は熱交換器６７で気化し、ガス１６１を液化する。
【００４９】
液体相２０５は、次いで第２油圧タービン８３及び膨張バルブ２１０で膨張され第２冷媒ストリーム２１１を与えるために、過冷却されたストリームを与えるべく熱交換器６５で過冷却される。熱交換器６５で気化される合流したストリーム２１３を与えるために、ストリーム２０９及び２１１は混合される。この気化はストリーム１６１を冷却し、冷媒混合物ストリーム２０１の蒸気相２０３を凝縮させる。混合ストリーム２１３は、圧縮された混合ストリーム２１５を得るために、特性が表２に示されている圧縮機７７で次いで圧縮される。
【００５０】
【表２】
2007526924.tif 000004
【００５１】
この圧縮された混合ストリーム２１５は、ストリーム２０１を得るために、４つの直列の冷却器８１で順に冷却される。
【００５２】
一方で原料天然ガスを冷却する第１、第２、第３及び第４冷却器２５、２７、２９、３５、及び他方で混合ストリーム２０１を冷却する４つの冷却器７７Ａ乃至７７Ｄは、同じプロパン冷凍サイクル（図示せず）を用いている。このサイクルは、７．９２バールで６．７℃、４．７６バールで０℃、２．４４バールで−２０℃、１．３０バールで−３６℃という４つの気化段階を有する。
【００５３】
図示された設備を動作する温度、圧力及び流速のモデルが、表３に例として挙げてある。
【００５４】
【表３】
2007526924.tif 000005
【００５５】
この例に示されるように、蒸留塔３１の圧力は、好ましくは４５から６５バールの間である。第２塔の圧力は好ましくは３５バールより大である。
【００５６】
従って、一方で、塔３１でのＣ6 + 炭化水素の抽出に有利となるように、及び他方で、塔４９でエタン及びプロパンの抽出に有利になるように、それぞれの塔の動作を最適化することが可能である。
【００５７】
更に、精製ガスストリーム１５７及びガス液化ユニット１１５に供給されるストリームは５５バールより上の圧力で製造される。
【００５８】
従って、この方法は、補助塔３１を有しない従来の設備と本発明に係る設備とでの消費される仕事を比較している表４に示すように、エネルギー節約の達成を可能とする。
【００５９】
より詳細には、従来の設備では、原料天然ガス１０１はＬＧＮ抽出ユニット１９に直接送られ、プロパンサイクルを用いる冷却器２５、２７、２９及び３５は液化圧力にあるガスストリーム１５５の予備冷却にも用いられ、本発明に係る設備では、熱交換器４１がこの予備冷却に用いられる。
【００６０】
【表４】
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【００６１】
従って、本発明に係る設備は、従来の設備に比べて２２８５ｋＷの仕事率を節約しつつ、ＧＮＬ１３及びＬＧＮ留分１５を同時に製造することを可能とする。
【００６２】
更に、本発明に係る設備を始動するとき、重質炭化水素を除去するユニット１７由来の前処理天然ガスストリーム１１１は全て、供給ストリーム１１５を経て、直接液化ユニット２１に送られる。それ故、製造されるＧＮＬは比較的高い熱量を有する。次いで、ＬＧＮ回収ユニット１９が、液化ユニット２１の生産性に影響しないように漸次始動する。次いで、製造されるＧＮＬの熱量は、ＬＧＮ回収ユニットへの供給ストリーム１１３及びガス液化ユニットへの供給ストリーム１１５の相対流速によって調整される。
【００６３】
ＬＧＮ回収ユニット１９に故障が起こったとすると、同様にして、重質炭化水素を除去するユニット１７由来の前処理天然ガスストリーム１１１は全て、供給ストリーム１１５を経て、直接液化ユニット２１に送られる。
【００６４】
変型例として、第２蒸留塔の下流に取り付けられ、かつこの第２塔より低い又は高い圧力で動作する第３蒸留塔を、ＬＧＮ回収ユニットは有してよい。この第３塔はプロパンのような特定の成分をＬＧＮに富化するために用いられる。そのようなユニットの例はＥＰ−Ａ−０５３５７５２に開示されている。
【図面の簡単な説明】
【００６５】
【図１】本発明に係る設備の略示図である。
【図１】
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【国際調査報告】
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