(57)【要約】  液化天然ガス(ＬＮＧ)からC2+富化留分を分離する方法に関する。ａ）液化天然ガス流(1,1')を部分的に気化(E1,E2)させ、ｂ）この部分的に気化した天然ガス流(2)を第１のC1富化ガス状留分(4)と第１のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)し、ｃ）第１のC2+富化液状留分(3)を第２のC1富化ガス状留分(8)と第２のC2+富化液状留分(10)とに精留分離(T)し、ｄ）第１のC1富化ガス状留分(4)を再液化(E1)させ、ｅ）この再液化したC1富化ガス状留分(5)の少なくとも一部の流れ(6)を精留分離(T)の精留塔に還流分として供給する。
2008527287.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
液化天然ガス(ＬＮＧ)からC2+富化留分を分離するに際し、
ａ）液化天然ガス流(1,1')を部分的に気化(E1,E2)させ、
ｂ）この部分的に気化した天然ガス流(2)を第１のC1富化ガス状留分(4)と第１のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)し、
ｃ）第１のC2+富化液状留分(3)を第２のC1富化ガス状留分(8)と第２のC2+富化液状留分(10)とに精留分離(T)し、
ｄ）第１のC1富化ガス状留分(4)を再液化(E1)させ、
ｅ）この再液化したC1富化ガス状留分(5)の少なくとも一部の流れ(6)を精留分離(T)の精留塔に還流分として供給する、
ことを特徴とする、液化天然ガスからC2+富化留分を分離する方法。
【請求項２】
第１のC1富化ガス留分(4)の再液化(E1)を、部分的に気化される液化天然ガス流(1)との熱交換によって行うことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項３】
精留分離(T)を、部分的に気化された天然ガス流(2)を第１のC1富化ガス状留分(4)と第１のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)する際の圧力よりも高い圧力で行うことを特徴とする請求項１又は２に記載の方法。
【請求項４】
部分的に気化された天然ガス流(2)を第１のC1富化ガス状留分(4)と第１のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)する工程を１５〜２５barの圧力範囲内で行い、精留分離(T)を３０〜４０barの圧力範囲内で行うことを特徴とする請求項３に記載の方法。
【請求項５】
再液化されたC1富化ガス状留分(5)のうち、還流分として精留分離(T)の精留塔に供給される分以外の部分流(7)を、精留分離(T)された第２のC1富化ガス状留分(8,8')に合流させることを特徴とする請求項１〜４のいずれか１項に記載の方法。
【請求項６】
精留分離(T)された第２のC1富化ガス状留分(8)の少なくとも一部を再液化(E2)させ、しかもこの再液化を、部分的に気化される液化天然ガス流(1')との熱交換によって行うことを特徴とする請求項１〜５のいずれか１項に記載の方法。
【請求項７】
第２のC2+富化液状留分(10)を気液分離することによって得られるガス状プロセス流を、第１のC2+富化液状留分(3)と該第１のC2+富化液状留分(3)の供給高さ位置よりも下方で精留分離(T)の精留塔から取り出される液状留分(13)との少なくとも一方の流れとの熱交換によって冷却することを特徴とする請求項１〜６のいずれか１項に記載の方法。
【請求項８】
第２のC2+富化液状留分(10)を更にC2/C3分離塔(T')で精留処理し、C2/C3分離塔(T')の塔頂抽出ガス状留分の凝縮を、サイドボイラ(E4)内において、精留分離(T)の精留塔から第１のC2+富化液状留分(3)の供給高さ位置よりも下方で取り出される液状留分(13)との熱交換によって行うことを特徴とする請求項１〜７のいずれか１項に記載の方法。
【請求項９】
第２のC2+富化液状留分(10)を更にC2/C3分離塔(T')で精留処理し、この精留でC2/C3分離塔(T')から得られるC2/C3富化ガス状留分(12)を第１のC2+富化液状留分(3)との熱交換により無圧貯蔵温度にまで冷却することを特徴とする請求項１〜８のいずれか１項に記載の方法。
【請求項１０】
部分的に気化した天然ガス流(2)を第１のC1富化ガス状留分(4)と第１のC2+富化液状留分(3)とに分離(D1)する工程を気液分離器又は精留塔の内部で行うことを特徴とする請求項１〜９のいずれか１項に記載の方法。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は液化天然ガス(ＬＮＧ)からC2+富化留分を分離する方法に関する。
【背景技術】
【０００２】
この種の方法は、例えば液化天然ガスの発熱量が、該天然ガスを供給すべきパイプライン網で要求する仕様に合致しないような場合に意図される。そのような場合には、液化天然ガスに発熱量を低下させる成分（例えば窒素）を添加するか、あるいは発熱量を高める効果を持つ成分を液化天然ガスから除去する処理が行われる。この後者の方法について詳述すれば以下の通りである。
【０００３】
この種の方法としてはＬＮＧからC2+富化留分又はC3+富化留分を分離する方法が特許文献１により知られており、この公知の方法では、以前から実現されていた方法とは異なり、（液化）天然ガスを精留分離することによって得たC1富化ガス状留分の一部を圧縮して再液化し、この再液化流を精留分離工程に還流分として供給する。C1富化ガス状留分の還流分から分けられた残部の流れは、所望の供給圧、即ちパイプライン圧に圧縮されて送り出される。特許文献１に記述されている方法により確かにエタンの収率を経済的に有利な値にまで高めることが可能であるが、代償としてコストの嵩む圧縮機を最低一基設置する必要がある。
【０００４】
また、特許文献２にもＬＮＧからC2+富化留分を分離する方法が開示されている。この方法の場合には、部分的に気化された天然ガスの精留工程で得られるメタン富化ガス状留分は再圧縮されず、従って平凡なエタン収率しか得ることができない。
【０００５】
【特許文献１】米国特許第５１１４４５１号明細書
【特許文献２】米国特許第３４２００６８号明細書
【発明の開示】
【発明が解決しようとする課題】
【０００６】
本発明が解決すべき課題は、この種の液化天然ガス(ＬＮＧ)からC2+富化留分を分離する方法において、C2+富化留分収率の向上と同時に設備コスト並びに操業コストの低減、特にメタン富化ガス留分の圧縮を行わずに済ませることを可能とする方法を提供することである。
【課題を解決するための手段】
【０００７】
本発明による方法は、上述の課題を解決するために、液化天然ガス(ＬＮＧ)からC2+富化留分を分離するに際し、
ａ）液化天然ガス流を部分的に気化させ、
ｂ）この部分的に気化した天然ガス流を第１のC1富化ガス状留分と第１のC2+富化液状留分とに分離し、
ｃ）第１のC2+富化液状留分を第２のC1富化ガス状留分と第２のC2+富化液状留分とに精留分離し、
ｄ）第１のC1富化ガス状留分を再液化させ、
ｅ）この再液化したC1富化ガス状留分の少なくとも一部の流れを精留分離の精留塔に還流分として供給する、
ことを特徴とするものである。
【０００８】
前述の従来技術による方式のプロセスとは異なり、本発明による方法では部分的に気化した液化天然ガス流の気液分離で得られるC1富化ガス状留分が再液化され、少なくともその一部の流れが還流分として精留分離の精留塔に供給される。この場合、第1のC1富化ガス状留分を再液化するために必要な低温源は液相の天然ガス流のみによって供給され、従って液化天然ガス流は最高でも沸点までしか加温されない。精留分離の精留塔に還流分として供給される再液化後のC1富化ガス状留分のエタン含有量は比較的低いので、この留分によってエタン及び更に重い成分が精留分離の塔頂留出物から逆洗され、それにより所望のC2+収率の向上がもたらされる。
【０００９】
従って、本発明の方法により、経済的に意味のあるプロセス方式で９０％を超えるエタン収率を実現することが可能になる。この値は、特許文献１に記載されているコストの嵩む方法を用いて得られるエタン収率に匹敵する範囲にあるが、特許文献２き記載された方法を実施して得られる値よりも明らかに高い。
【発明を実施するための最良の形態】
【００１０】
本発明の基本理念による方法及び従属請求項の主題をなしている好適な実施形態について図１及び図２と共に詳述すれば以下の通りである。
【００１１】
図１に示すように、ＬＮＧ貯蔵タンクＳから過冷却されている液化天然ガスがポンプＰ１により１５〜３０barの圧力に加圧されて導管１を通じて熱交換器Ｅ１に供給される。この熱交換器内では、供給された液化天然ガス流が後述する第１のC1富化ガス状留分４との熱交換で沸点の直下まで加温される一方、この熱交換で第１のC1富化ガス状留分が冷却されて再液化される。この熱交換器における加温温度の沸点との差は典型的には５℃であり、最高で２０℃である。
【００１２】
熱交換器Ｅ１で加温された天然ガス流は更に導管１’を通じて別の熱交換器Ｅ２に供給される。この熱交換器Ｅ２内では、天然ガス流が後述する第２のC1富化ガス状留分８との熱交換で加温されることにより部分的に気化される一方、この熱交換で第２のC1富化ガス状留分が冷却される。
【００１３】
部分的に気化した天然ガス流は導管２を通じて気液分離器Ｄ１に送り込まれ、この分離器内で第１のC1富化ガス状留分と第１のC2+富化液状留分とに分離される。第１のC1富化ガス状留分は分離器Ｄ１の頂部から導管４を通じて取り出され、前述の熱交換器Ｅ１へ送り込まれる。分離器Ｄ１の底部からは第１のC2+富化液状留分がポンプＰ３によって導管３を通じて精留分離のための精留塔Ｔに送り込まれる。
【００１４】
図１に示す気液分離器Ｄ１に代えて別のストリップ用精留塔を設け、部分的に気化した天然ガス流２の気液分離をこのストリップ用精留塔で行ってもよい。この場合、部分的に気化した天然ガス流２はストリップ用精留塔の液溜（サンプ）中に供給する。ストリップに必要な塔の還流は、後述する導管６から抜き取られる流れか、あるいは後述する導管８の熱交換器Ｅ２の下流側で弁ｃよりも上流部分から抜き取られる流れのいずれかを使用することができる。本発明においては、この付加的な構成によってC2収率を著しく高め、その結果、燃料ガスの損失を減少させることが可能になる。
【００１５】
さて、ポンプＰ３によって導管３から供給される第１のC2+富化液体留分は精留塔Ｔ内で第２のC1富化ガス状留分と第２のC2+富化液体留分に分離され、前者は精留塔Ｔの塔頂部から導管８を通じて取り出される。この場合の精留塔Ｔは、棚段式又は充填物式のいずれの形式でもよい。
【００１６】
一方、精留塔Ｔ内で分離された第２のC2+富化液状留分は、精留塔Ｔの底部の液溜から制御弁ｅを介装した導管１０を通じて取り出され、いわゆるＮＧＬ（液体天然ガス）留分としてプロセスから送り出され、必要に応じて別の用途に供される。この液体天然ガス留分の一部の流れは熱交換器Ｅ３で加温されて部分的に気化され、導管１１を通じてリボイラー流として精留塔Ｔに供給される。
【００１７】
精留塔Ｔにおける精留分離は、部分的に気化した天然ガス流２を第１のC1富化ガス状留分（導管４）と第１のC2+富化液状留分（導管３）に分離する分離器Ｄ１における圧力よりも高い圧力で行うと有利である。この場合、気液分離のための分離器Ｄ１内の圧力は１０〜２５barとすることが好ましく、これに対応して精留塔Ｔ内の圧力は３０〜４０barとすることが好ましい。このような分離器Ｄ１と精留塔Ｔとの間の圧力差に対抗して第１のC2+富化液状留分を精留塔Ｔへ送り込むために導管３の途中にポンプＰ３が介装されている。
【００１８】
部分的に気化した天然ガス流２から分離される第１のC1富化ガス状留分は、分離器Ｄ１の頂部から導管４を通じて取り出されて熱交換器Ｅ１に送り込まれ、この熱交換器Ｅ１内において導管１から送り込まれてくる加温対象の液化天然ガス流との熱交換により冷却されて再液化される。この再液化流はポンプＰ２によって精留塔Ｔ内の支配圧力に加圧されて導管５へ送り出され、さらに途中に制御弁ｄを介装した導管６を通じて精留塔Ｔの好ましくは塔頂部に還流分として送り込まれる。
【００１９】
精留塔Ｔで得られる第２のC1富化ガス留分は、精留塔Ｔの塔頂から導管８を通じて取り出され、熱交換器Ｅ２内において導管１’から送り込まれてくる加温対象の液化天然ガス流との熱交換により冷却されることによって少なくとも部分的に、好ましくは完全に再液化される。この再液化流は、途中に制御弁ｃを介装した導管８’を通じてポンプ前置タンクＤ２に送り込まれる。このタンクには、同様に途中に制御弁Ｂを介装した導管７を通じて導管５から分流された第１のC1富化ガス状留分の再液化流の一部、即ち導管６を通じて還流分として精留塔Ｔに送り込まれる部分流を除く残部に相当する部分流も送り込まれる。
【００２０】
ポンプ前置タンクＤ２に送り込まれたこれらのC1富化再液化流は、ポンプＰ４によって通常５０〜１５０bar程度の範囲内の所望の引渡し供給圧力、即ちパイプライン圧力に加圧され、途中に制御弁ａを介装した導管９からC2+希釈ＬＮＧ製品流として送り出される。
【００２１】
精留塔Ｔにおける精留分離工程で得られる第２のC2+富化液状留分は、精留塔Ｔの液溜めから導管１０を通じて取り出されるが、この第２のC2+富化液状留分を更にC2/C3分離処理に付す必要がある場合には、図２に示すような方式を採用することが好ましい。
【００２２】
即ち、図２に示すように、導管１０から送り出されてくる第２のC2+富化液状留分を分離塔Ｔ’による付加的な精留処理に付すことによってC2/C3分離を行う。分離塔Ｔ’の底部液溜からは導管１８を通じてC3+富化ＬＰＧ製品留分が取り出され、必要に応じて更に別の処理が施され、或いは使用に供せられる。この留分の一部は熱交換器Ｅ５によって部分的に気化され、導管１９を通じてリボイラー流として分離塔Ｔ’に送り込まれる。
【００２３】
分離塔Ｔ’の塔頂部からは導管１２を通じてC2/C3富化ガス状留分が取り出され、このガス状留分は、導管１３によって精留塔Ｔに結合されているサイドボイラＥ４内で少なくとも部分的に凝縮されて液化され、次いで導管１４を介してポンプ前置タンクＤ３に送り込まれる。
【００２４】
ポンプ前置タンクＤ３からは、凝縮液化されたC2/C3富化ガス状留分が導管１５を通してポンプＰ５に吸引され、このポンプによって所望の送出圧力に加圧される。ポンプＰ５で加圧された留分のうち、一部は導管１６と制御弁ｆを介して分離塔Ｔ’の塔頂部に還流分として供給されるが、主要部は導管１７を通してプロセスから送り出され、必要に応じて更に別の処理が施され、或いは使用に供される。
【００２５】
尚、C2/C3分離プロセスは図２に示した方式に限られるものではなく、例えば分離塔Ｔ’の塔頂から取り出されるC2/C3富化ガス状留分を液化することなくタンクＤ３からガス状の留分として取り出すことも可能である。
【００２６】
液化天然ガスからC2+富化留分を分離するための本発明による方法の更に好適な実施形態においては、第２のC2+富化液状留分を精留する分離塔Ｔ’の塔頂から得られるガス状留分のプロセス流を、精留塔Ｔに供給されている第１のC2+富化液状留分、又はこの第１のC2+富化液状留分の供給高さ位置よりも下方の位置で精留塔Ｔから抜き取られる一つ以上の液状留分との熱交換によって冷却する。
【００２７】
特に第２のC2+富化液体留分１０を分離塔Ｔ’で精留によるC2/C3分離処理に付す場合は、分離塔Ｔ’における精留によるC2/C3分離プロセスで塔頂部に得られるC2/C3富化ガス状留分を導管１２によって熱交換器Ｅ４に導き、この熱交換器内で導管３から精留塔Ｔに送り込まれている第１のC2+富化液状留分又はその供給高さ位置よりも下方の位置で精留塔Ｔから抜くとられる液状留分との熱交換により好ましくは無圧貯蔵温度にまで冷却することが望ましい。
【００２８】
このために必要となる熱交換器Ｅ４は、例えば図２に示すようにプロセス系統内のポンプＰ３と分離塔Ｔとの間に設置される。無圧貯蔵を実現するには、分離塔Ｔ’における精留によるC2/C3分離プロセスで塔頂部から得られる主にエタンを含有するガス状留分については約−１００℃の温度が必要である。この方式の長所は、プロセス全体として、外部冷却、従って周囲温度未満に冷却すること、あるいは熱力学的にそれと等価な圧縮を行わずに済ませることができる点にある。
【００２９】
図１及び図２に示したプロセス系統図からも明らかなように、全てのプロセス流が液化されて導入され（導管１への液化天然ガス流）、また液化されて取り出される（導管９と１０の留分、又は導管９，１７及び１８の留分）のであるから、系統内の全ての冷却は結局は導入される過冷却ＬＮＧが保有する寒冷エネルギーによって行われることになる。
【００３０】
このように、液化天然ガス(ＬＮＧ)からC2+富化留分を分離するための本発明に係る方法により、コストの嵩む圧縮機を使用することなくエタン収率を高めることが可能となる。
【図面の簡単な説明】
【００３１】
【図１】本発明の好適な実施形態を示すプロセス系統図である。
【図２】付加的な精留処理によって更にC2/C3分離を行う場合の本発明の好適な実施形態を示すプロセス系統図である。
【図１】
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【図２】
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【国際調査報告】
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