(57)【特許請求の範囲】
【請求項１】
気体メタンリッチ供給物を液化して液化生成物を得るに際し：
（ａ）  気体メタンリッチ供給物を高められた圧力にて主熱交換器の第１チューブ側にその温端部にて供給し、気体メタンリッチ供給物を冷却剤を蒸発させるのと引き換えに冷却、液化、およびサブ冷却して液化流を得、液化流を主熱交換器からその冷端部にて除去すると共に、液化流を貯蔵部へ液化生成物として移送し；
（ｂ）  蒸発した冷却剤を主熱交換器のシェル側からその温端部にて除去し；
（ｃ）  少なくとも１つの冷却剤コンプレッサで蒸発した冷却剤を圧縮して高圧冷却剤を得；
（ｄ）  高圧冷却剤を部分凝縮させると共に部分凝縮した冷却剤を液体重質冷却剤フラクションと気体軽質冷却剤フラクションとに分離し；
（ｅ）  重質冷却剤フラクションを主熱交換器の第２チューブ側でサブ冷却してサブ冷却重質冷却剤流を得、重質冷却剤流を減圧下に主熱交換器のシェル側へその中間点にて導入すると共に重質冷却剤流をシェル側で蒸発させ；
（ｆ）  軽質冷却剤フラクションの少なくとも１部を主熱交換器の第３チューブ側で冷却、液化およびサブ冷却してサブ冷却軽質冷却剤流を得、軽質冷却剤流を減圧下に主熱交換器のシェル側へその冷端部にて導入すると共に軽質冷却剤流をシェル側で蒸発させる
工程からなる液化方法において、１群の操作変動値につき制御作用を同時に決定して１群のパラメータの少なくとも１つを最適化させると共に１群の制御変動値の少なくとも１つを制御するモデル予測制御に基づく高度プロセスコントローラを用いて液化過程を制御し、１群の操作変動値は重質冷却剤フラクションの質量流量と軽質冷却剤フラクションの質量流量とメタンリッチ供給物の質量流量とを含み、１群の制御変動値は主熱交換器の温端部における温度差と主熱交換器の中間点における温度差とを含み、さらに最適化すべきパラメータの群は液化生成物の生産量を含むことを特徴とする液化方法。
【請求項２】
１群の制御変動値が、主熱交換器から除去された液化流の温度をさらに含むことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項３】
１群の操作変動値が、冷却剤コンプレッサの速度をさらに含むことを特徴とする請求項１または２に記載の方法。
【請求項４】
工程（ｄ）における高圧冷却剤の部分凝縮を、適する圧力にて蒸発するプロパンを用いて間接熱交換により少なくとも１つの熱交換器で行う請求項１〜３のいずれか一項に記載の方法。
【請求項５】
気体メタンリッチ供給物を、部分凝縮供給物を得るため天然ガス供給物を部分凝縮させることにより天然ガス供給物から得る請求項１〜４のいずれか一項に記載の方法。
【請求項６】
天然ガス供給物の部分凝縮を、適する圧力にて蒸発するプロパンを用いて間接熱交換により少なくとも１つの熱交換器で行う請求項５に記載の方法。
【請求項７】
部分凝縮供給物を洗浄カラムで分画して気体塔頂流と液体メタン消耗塔底流とを得、気体塔頂流を部分凝縮させると共に気体塔頂流を気体メタンリッチ供給物を形成する気体メタンリッチ流と、少なくとも１部を洗浄カラムまで還流物とし移送する液体塔底流とに分離することをさらに含み、１群の操作変動値が液体メタン消耗塔底流の温度をさらに含み、１群の制御変動値が気体メタンリッチ流における重質炭化水素の濃度と液体メタン消耗塔底流におけるメタンの濃度と液体メタン消耗塔底流の質量流量と還流物の質量流量とをさらに含み、最適化すべきパラメータの群が、最終的に得られる液化生成物の加熱値をさらに含むことを特徴とする請求項５に記載の方法。
【請求項８】
ブタン含有流を還流物に添加することをさらに含み、操作変動値の群が過剰液体塔底流の質量流量および／またはブタン含有流の質量流量をさらに含むことを特徴とする請求項７に記載の方法。
【請求項９】
気体塔頂流の部分凝縮を、適する圧力にて蒸発するプロパンを用いて間接熱交換により少なくとも１つの熱交換器で行う請求項７または８に記載の方法。
【請求項１０】
蒸発プロパンを少なくとも１つのプロパンコンプレッサ段階で圧縮すると共に外部冷却剤を用いて熱交換により凝縮させ、操作変動値の群がプロパンコンプレッサの速度をさらに含み、制御変動値の群が第１プロパンコンプレッサの吸引圧力をさらに含むことを特徴とする請求項４、６または９に記載の方法。
【請求項１１】
液化流の圧力を低下させて液化生成物を得、これを貯蔵部およびオフガスまで移送し、エンドフラッシュコンプレッサにてオフガスを圧縮することにより高圧燃料ガスを得ることをさらに含み、制御変動値の群がエンドフラッシュコンプレッサの負荷をさらに含む請求項１〜１０のいずれか一項に記載の方法。
【請求項１２】
冷却剤のバルク組成とバルク在庫とを別々に制御することをさらに含む請求項１〜１１のいずれか一項に記載の方法。
【発明の詳細な説明】
【０００１】
（技術分野）
本発明は、気体メタンリッチ供給物を液化して液化生成物を得る方法に関するものである。液化生成物は一般に液化天然ガスと呼ばれる。液化方法は：
（ａ）  気体メタンリッチ供給物を高められた圧力にて主熱交換器の第１チューブ側にその温端部にて供給し、気体メタンリッチ供給物を冷却剤を蒸発させるのと引き換えに冷却、液化およびサブ冷却して液化流を得、液化流を主熱交換器からその冷端部にて除去すると共に液化流を貯蔵部へ液化生成物として移送し；
（ｂ）  蒸発した冷却剤を主熱交換器のシェル側からその温端部にて除去し；
（ｃ）  少なくとも１つの冷却剤コンプレッサで、蒸発した冷却剤を圧縮して高圧冷却剤を得；
（ｄ）  高圧冷却剤を部分凝縮させると共に、部分凝縮した冷却剤を液体重質冷却剤フラクションと気体軽質冷却剤フラクションとに分離し；
（ｅ）  重質冷却剤フラクションを主熱交換器の第２チューブ側でサブ冷却してサブ冷却重質冷却剤流を得、重質冷却剤流を減圧下に主熱交換器のシェル側へその中間点にて導入すると共に重質冷却剤流をシェル側で蒸発させ；
（ｆ）  軽質冷却剤フラクションの少なくとも１部を主熱交換器の第３チューブ側で冷却、液化およびサブ冷却してサブ冷却軽質冷却剤流を得、軽質冷却剤流を減圧下に主熱交換器のシェル側へその冷端部にて導入し、軽質冷却剤流をシェル側で蒸発させる
工程からなっている。
【０００２】
（背景技術）
オーストラリア特許ＡＵ−Ｂ−７５  ２２３／８７号は、液化過程の制御方法を開示している。公知の制御方法は３種の場合につき異なる手法を有する。（１）液化生成物の生産量が所望速度以下である場合、これは主熱交換器の冷端部における温度差を考慮して冷却剤の組成を調整することにより増大させねばならない；（２）生産量が所望量より高い場合は、冷却剤コンプレッサの吸引圧力を減少させることにより低下させねばならない；（３）生産量が所望量である場合は、全設備の効率を冷却剤在庫を所定範囲に維持することにより最適化させねばならない。上記（１）および（２）の場合、冷却剤在庫および組成、並びに冷却剤圧縮比は全効率に関し最適化させねばならない。
【０００３】
生産量がその所望量である場合、最適化は冷却剤在庫を確認して出発する。次いで、以下の冷却剤関連変動値を調整する：重質冷却剤フラクションと軽質冷却剤フラクションとの質量流量の比、冷却剤の窒素含有量およびピーク効率を得るためのＣ3 ：Ｃ2 比。次いで冷却剤コンプレッサの圧縮比を調整してピーク効率を得る。最終最適化工程は冷却剤コンプレッサの速度調整である。
たとえば主熱交換器の冷端部もしくは温端部における温度差のような他の臨界的パラメータが所定値もしくは範囲より低く低下し、或いは越えた場合は警告を設定し、自動制御過程を停止させる。
公知制御方法の欠点は、これが生産量を最適化すべく冷却剤の組成の連続調整を必要とする点である。他の欠点は、最適化を順次に行う点およびたとえば熱交換器の温端部における温度差が所定範囲外にある状況を自動プロセス制御が取り扱い得ない点である。
【０００４】
（発明の開示）
これら欠点を解消するため、本発明による液化生成物を得るための気体メタンリッチ供給物の液化方法は、１群の操作変動値につき制御作用を同時に決定して１群のパラメータの少なくとも１つを最適化させると共に１群の制御変動値の少なくとも１つを制御するモデル予測制御に基づく高度プロセスコントローラを用いて液化過程を制御し、１群の操作変動値が重質冷却剤フラクションの質量流量と軽質冷却剤フラクションの質量流量とメタンリッチ供給物の質量流量とを含み、１群の制御変動値が主熱交換器の温端部における温度差および主熱交換器の中間点における温度差を含み、さらに最適化すべきパラメータの群が液化生成物の生産量を含むことを特徴とする。
【０００５】
本明細書及び請求項において「変動値の最適化」という表現は、変動値を最大化または最小化させると共に変動値を所定値に維持することを意味すべく使用される。
モデル予測制御もしくはモデル系予測制御は周知の技術である［たとえばペリー・ケミカル・エンジニアース・ハンドブック、第７版、第８−２５〜８−２７頁参照］。モデル予測制御の重要な特徴は、制御変動値のモデルおよび可使測定値を用いて将来のプロセス挙動を予測することである。コントローラ出力を計算して性能指数(performance index）を最適化させ、この指数は予測された誤差と計算された将来の制御移動との一次もしくは二次関数である。各サンプリング時点にて、制御計算を反復すると共に予測を現在の測定値に基づいて更新する。適するモデルは、制御変動値に対する操作変動値の工程応答の効果を現す１群の実験的工程応答モデルからなるものである。
【０００６】
最適化すべきパラメータの最適値は別途の最適化工程から得ることができ、或いは最適化すべき変動値を性能関数に含ませることもできる。
モデル予測制御を用いる前に、先ず最初に最適化すべき変動値および制御変動値に対する操作変動値の工程変化の効果を決定する。その結果、１群の工程応答係数が得られる。この群の工程応答係数が液化過程のモデル予測制御の基礎を形成する。
正常操作に際し、制御変動値の予測値を多数の将来の制御変動につき定期的に計算する。これら将来の制御変動につき性能指数を計算する。性能指数は２つの点を含み、第１の点は各制御変動につき予測誤差の将来の制御変動にわたる合計を示し、第２の点は各制御変動につき操作変動値における変化の将来の制御変動にわたる合計を示す。各制御変動値につき、予測誤差は制御変動値の予測値と制御変動値の基準値との差である。予測誤差には加重因子を乗じ、制御変動に関する操作変動値の変化には変動抑制因子を乗ずる。ここに説明する性能指数は一次である。
代案として、各点は性能指数が二次である二次項の合計とすることもできる。
【０００７】
さらに操作変動値、操作変動値における変化、および制御変動値には制限を設定することもできる。この結果、性能指数の最小化で同時に解消される別の群の方程式が得られる。
最適化は２つの方法で行うことができる：１つの方法は性能指数の最小化の範囲を超えて別途に最適化することであり、第２の方法は性能指数内で最適化することである。
最適化を別途に行う場合、最適化すべきパラメータは各制御変動につき予測誤差内の制御変動値として含まれ、最適化は制御変動値の基準値を与える。
代案として、最適化は性能指数の計算内で行われ、これは適する加重因子にて性能指数における第３項を与える。この場合、制御変動値の基準値は一定に留まる所定の定常値である。
性能指数は、将来の制御変動につき操作変動値の数値を与えるよう各制約を考慮して最小化される。しかしながら、次の制御変動のみが実施される。次いで将来の制御変動に関する性能指数の計算を再び開始する。
工程応答係数を含むモデルおよびモデル予測制御に必要とされる方程式は、液化過程を制御すべく実施されるコンピュータプログラムの１部である。モデル予測制御を取り扱いうるこの種のプログラムを装填したコンピュータプログラムは高度プロセスコントローラと呼ばれる。コンピュータプログラムは市販入手しうるので、この種のプログラムを詳細には検討しない。本発明は変動値の選択に向けられる。
【０００８】
（発明を実施するための最良の形態）
以下、添付図面を参照して実施例により本発明を説明する。
先ず図１を参照する。天然ガスを液化させるプラントは温端部３と冷端部５と中間点７とを有する主熱交換器１を備える。主熱交換器１の壁部をシェル側１０と規定する。シェル側１０には、温端部３から冷端部５まで延びる第１チューブ側１３と、温端部３から中間点７まで延びる第２チューブ側１５と、温端部３から冷端部５まで延びる第３チューブ側１６とが存在する。
正常操作に際し、気体メタンリッチ供給物を高められた圧力にて供給導管２０を介し主熱交換器１の第１チューブ側１３までその温端部３にて供給する。第１チューブ側１３を通過する供給物は、シェル側１０にて冷却剤を蒸発させるのと引き換えに冷却、液化およびサブ冷却される。得られた液化流を導管２３を介し主熱交換器１からその冷端部５にて除去する。液化流を貯蔵部まで移送し、ここで液化生成物として貯蔵する。
蒸発した冷却剤を主熱交換器１のシェル側１０からその温端部３にて導管２５を介し除去する。冷却剤コンプレッサ３０および３１にて、蒸発冷却剤を圧縮して高圧冷却剤を得、これを導管３２を介し除去する。
【０００９】
第１冷却剤コンプレッサ３０は始動のための補助モータ３６が設けられたガスタービン３５のような適するモータにより駆動され、第２冷却剤コンプレッサ３１はたとえば補助モータ（図示せず）が設けられたガスタービン３７のような適するモータにより駆動される。２つの冷却剤コンプレッサ３０と３１との間にて圧縮熱を導管３８を通過する流体から空気冷却器４０と熱交換器４１とで除去する。
導管３２における高圧の冷却剤は空気冷却器４２にて冷却されると共に、熱交換器４３で部分凝縮されて部分凝縮冷却剤を得る。
高圧冷却剤を、入口装置４６を介し分離器容器４５に導入する。分離器容器４５にて部分凝縮冷却剤を液体重質冷却剤フラクションと気体軽質冷却剤フラクションとに分離する。液体重質冷却剤フラクションを導管４７を介し分離器容器４５から除去し、気体軽質冷却剤フラクションを導管４８を介し除去する。
重質冷却剤フラクションを主熱交換器１の第２チューブ側１５でサブ冷却してサブ冷却重質冷却剤流を得る。サブ冷却された重質冷却剤流は導管５０を介し主熱交換器１から除去されると共に、膨張弁５１の形態の膨張装置にて膨張させる。減圧下に、これを導管５２およびノズル５３を介し主熱交換器１のシェル側１０にその中間点７にて導入する。重質冷却剤流をシェル側１０にて減圧下に蒸発させ、これにより流体をチューブ側１３、１５および１６にて冷却する。
【００１０】
導管４８を介し除去された気体軽質冷却剤フラクションの１部を導管５５を介し主熱交換器１における第３チューブ側１６まで移送し、ここで冷却、液化およびサブ冷却してサブ冷却軽質冷却剤流を得る。サブ冷却された軽質冷却剤流を導管５７を介し主熱交換器１から除去すると共に、膨張弁５８の形態の膨張装置にて膨張させる。減圧下に、これを導管５９およびノズル６０を介して主熱交換器１のシェル側１０にその冷端部５にて導入する。軽質冷却剤流を減圧下にシェル側１０にて蒸発させ、これにより流体をチューブ側１３、１５および１６にて冷却する。
導管４８を介し除去された軽質冷却剤フラクションの残部を導管６１を介し熱交換器６３まで移送し、ここで冷却、液化およびサブ冷却させる。膨張弁６５を設けた導管６４を介し、これを熱交換器６３から導管５９まで供給する。
得られた液化流を導管２３を介し主熱交換器１から除去すると共に、フラッシュ容器７０まで移送する。導管２３には膨張弁７１の形態の膨張装置を設けて圧力を低下させ、得られた液化流を入口装置７２を介しフラッシュ容器７０に減圧下で導入する。減圧は好適には大気圧に実質的に等しい。膨張弁７１はさらに全流動をも調整する。
【００１１】
フラッシュ容器７０の頂部からオフガスを導管７５を介し除去する。オフガスをモータ７８により駆動されるエンド−フラッシュコンプレッサ７７で圧縮して高圧燃料ガスを得、これを導管７９を介し除去する。オフガスは熱交換器６３にて軽質冷却剤フラクションを冷却、液化およびサブ冷却する。
フラッシュ容器７０の底部から液化生成物を導管８０を介し除去すると共に、貯蔵部（図示せず）まで移送する。
第１の目的は、弁７１により操作される導管８０を流過する液化生成物の生産量を最大化させることである。
上記したモデル予測制御は、この目的を達成すべく使用される。１群の操作変動値は導管５２（膨張弁５１）を流過する重質冷却剤フラクションの質量流量と、導管５９（膨張弁５８および弁６２）を流過する軽質冷却剤フラクションの質量流量と、導管２０（これは弁７１により操作される）を通過するメタンリッチ供給物の質量流量とを含む。１群の制御変動値は主熱交換器１の温端部３における温度差（これは導管４７における流体の温度と導管２５における温度との差である）および主熱交換器１の中間点７における温度差（これは導管５０における流体の温度と主熱交換器１の中間点７におけるシェル側１０の流体の温度との差である）を含む。これら変動値を選択することにより、モデル予測制御に基づく高度プロセス制御での主熱交換器１の制御が達成される。
【００１２】
本出願人は、モデル予測制御を使用する場合および操作変動値として重質冷却剤フラクションの質量流量と軽質冷却剤フラクションの質量流量とメタンリッチ供給物の質量流量とを使用する場合、効率的かつ迅速な制御が達成されて液化生成物の生産量を最適化させうると共に主熱交換器における温度プロフィルを制御しうることを突き止めた。
本発明による方法の利点は、混合冷却剤のバルク組成を液化生成物の生産量を最適化すべく処理しない点である。
完全を期するため、導管８０には正常操作に際し充分な液体レベルがフラッシュ容器７０に維持されるよう確保するレベルコントローラ８２により操作される流動制御弁８１を設けることが観察される。しかしながら、この流動制御弁８１の存在は本発明による最適化に関係しない。何故なら、弁８１はフラッシュ容器７０中への流入がフラッシュ容器７０からの液体の流出に均衡する場合は操作されないからである。
液化生成物の生産量を所定レベルに維持せねばならない場合、モデル予測制御は主熱交換器１における温度プロフィルの制御を可能にする。この目的で、１群の制御変動値はさらに主熱交換器１から除去される液化流の温度を含み、この流れは導管２３を流過する。
【００１３】
本発明の他の目的は、コンプレッサの利用度を最大化することにある。この目的で、１群の操作変動値はさらに冷却剤コンプレッサ３０および３１の速度をも含む。
導管２０を介し主熱交換器１に供給される気体メタンリッチ供給物は、天然ガス供給物を部分凝縮させて部分凝縮供給物を得ることにより天然ガス供給物から得られ、気相を主熱交換器１に供給する。天然ガス供給物を供給導管９０に通過させる。天然ガス供給物の部分凝縮は少なくとも１つの熱交換器９３にて行われる。
部分凝縮された供給物を、入口装置９４を介し洗浄カラム９５に導入する。洗浄カラム９５にて、部分凝縮供給物を分画することにより気体塔頂流と液体メタン消耗塔底流とを得る。気体塔頂流を、熱交換器１００を介し塔頂分離器１０２まで導管９７を介し移送する。熱交換器１００にて気体塔頂流は部分凝縮され、部分凝縮塔頂流を入口装置１０３を介し塔頂分離器１０２に導入する。塔頂分離器１０２にて、部分凝縮塔頂流は気体メタンリッチ流と液体塔底流とに分離される。
【００１４】
導管１０４を介し除去された気体メタンリッチ流は、導管２０にて気体メタンリッチ供給物を形成する。液体塔底流の少なくとも１部を導管１０５およびノズル１０６を介し洗浄カラム９５に還流物として導入する。導管１０５には流れ制御弁１０８を設け、この弁は塔頂分離器１０２にて一定レベルを維持するレベルコントローラ１０９により操作される。
部分凝縮した気体塔頂流に液体が存在する場合よりも少ない還流物が必要とされる場合、過剰量は流れ制御弁１１２が設けられた導管１１１を介し主熱交換器１まで移送することができる。ここで１群の操作変動値は、導管１１１を流過する過剰の液体塔底流の質量流量を含む。
少な過ぎる還流物しか得られない場合、供給源（図示しない）から流れ制御弁１１４が設けられた導管１１３を介しブタンを添加することができる。この場合、１群の操作変動値はさらに導管１１３を流過するブタン含有流の質量流量を含む。
【００１５】
液体メタン消耗塔底流を、導管１１５を介し洗浄カラム９５から除去する。ストリッピングのための蒸気を与えるため、液体メタン消耗塔底流をたとえば熱水または導管１１９を介し供給される水蒸気のような適する熱媒体を用いて間接熱交換により熱交換器１１８にて部分蒸発させる。蒸気を導管１２０を介し洗浄カラム９５の下部に導入し、液体を流れ制御弁１２３が設けられた導管１２２を介し熱交換器１１８から除去し、制御弁１２３は熱交換器１１８のシェル側にて一定レベルを維持するようレベルコントローラ１２４により操作される。
洗浄カラム９５の制御を主熱交換器１の制御と一体化させるには、操作変動値の群はさらに導管１２２における液体メタン消耗塔底流の温度を含む。さらに、制御変動値の群は気体メタンリッチ流（導管１０４における）の重質炭化水素の濃度と、導管１２２における液体メタン消耗塔底流におけるメタンの濃度と、導管１２２における液体メタン消耗塔底流の質量流量と、導管１０５を流過する還流物の質量流量である還流物質量流量とを含む。最適化すべきパラメータの群はさらに、最終的に得られる液化生成物の加熱値をも含む。加熱値は、導管８０を流過する液化生成物の組成分析から計算される。この分析はガスクロマトグラフィーにより行うことができる。
【００１６】
導管１２２における液体メタン消耗塔底流の温度は、熱交換器１１８への熱投入を調整して処理される。
数例において、熱交換器を用いて流体から熱を除去して、たとえば流体を部分凝縮させる。熱交換器４１にて熱は部分圧縮冷却剤から除去され、熱交換器４３では高圧冷却剤が部分凝縮され、熱交換器９３では天然ガス供給物が部分凝縮され、さらに熱交換器１００では気体塔頂流が部分凝縮される。これら熱交換器にて、熱は適する圧力で蒸発するプロパンとの間接熱交換により除去される。
【００１７】
図２は、プロパンサイクルの例を図示する。蒸発プロパンを、たとえばガスタービン１２８のような適するモータにより駆動されるプロパンコンプレッサ１２７にて圧縮する。プロパンを空気冷却器１３０にて凝縮させると共に、高められた圧力における凝縮プロパンを導管１３５および１３６を介し熱交換器９３および４３まで移送し、これら熱交換器は互いに並列配置される。凝縮プロパンを膨張弁１３７および１３８を介し高い中間圧力まで膨張させた後、熱交換器９３および４３中へ流入させる。気体フラクションを導管１４０および１４１を介しプロパンコンプレッサ１２７の入口まで移送する。液体フラクションを導管１４５および１４６を介し熱交換器４１まで移送する。熱交換器４１に流入する前、プロパンを膨張弁１４８を介し低い中間圧力まで膨張させる。気体フラクションを導管１５０を介しプロパンコンプレッサ１２７の入口まで移送する。液体フラクションを導管１５１を介し熱交換器１００まで移送する。熱交換器４１に流入する前、プロパンを膨張弁１５２を介し低圧まで膨張させる。低圧のプロパンを導管１５３を介しプロパンコンプレッサ１２７の入口まで移送する。
【００１８】
プロパンサイクルの制御を主熱交換器１の制御と一体化させるには、１群の操作変動値はさらにプロパンコンプレッサ１２７の速度をも含み、１群の制御変動値はさらに導管１５３におけるプロパンの圧力である第１プロパンコンプレッサ１２７の吸引圧力をも含む。このようにして、プロパンコンプレッサの利用度を最大化させることができる。
プロパンコンプレッサが２つのコンプレッサを直列で備える場合、１群の操作変動値はさらに２つのプロパンコンプレッサの速度をも含み、制御変動値の群はさらに第１プロパンコンプレッサの吸引圧力をも含む。
プロセスをさらに最適化するには、制御変動値の群はさらにエンドフラッシュコンプレッサ７７の負荷をも含む。
冷却剤在庫のバルク組成およびバルク在庫量は漏れによる損失を補うべく別々に制御される（図示せず）。これは主熱交換器の高度プロセス制御の外部で行われる。
【００１９】
下表１および２には、本発明で使用した操作変動値処理および制御変動値の要約を示す。
【００２０】
【表１】
表１
本発明で使用した操作変動値の要約
0004484360.tif 000002
【００２１】
【表２】
表２
本発明で使用した制御変動値の要約
0004484360.tif 000003
【図面の簡単な説明】
【図１】  天然ガスを液化させるプラントの流れ図である。
【図２】  プロパン冷却サイクルの略図である。
【符号の説明】
１  主熱交換器
３  温端部
５  冷端部
７  中間点
１０  外殻側
１３  第一チューブ側
１５  第二チューブ側
１６  第三チューブ側
２０、２３、２５、３２  ３８  導管
３０  第一冷却剤コンプレッサ
３１  第二冷却剤コンプレッサ
３５、３７  ガスタービン
３６  補助モーター
４０、４２  空気冷却機
４１、４３、６３  熱交換器
４５  分離器容器
４６  入口装置
４７、４８、５０、５２、５５、５７  ５９、６１、６４、７５、７９、８０  導管
５１、５８、６５、７１  膨張弁
５３、６０  ノズル
７０  フラッシュ容器
７２  入口装置
７７  エンドフラッシュコンプレッサー
７８  モーター
８１  流動制御弁
８２、１０９、１２４  レベルコントローラー
９０  供給導管
９３、１００、１１８  熱交換器
９４、１０３  入口装置
９５  洗浄カラム
９７  １０４、１０５  １１１、１１３、１１５  １１９、１２０、１２２  導管
１０２  塔頂分離器
１０６  ノズル
１０８、１１２、１１４、１２３  流れ制御弁
１２７  プロパンコンプレッサ
１２８  ガスタービン
１３０  空気冷却機
１３５、１３６、１５３  １４０、１４１、１４５、１４６、１５０、１５１  導管
１３７、１３８  １４８、１５２  膨張弁
【図１】
0004484360.tif 000004
【図２】
0004484360.tif 000005