(57)【要約】本発明は、加圧された液化天然ガス（１）を冷却する方法に関し、該方法はＬＮＧ（１）を冷却し、膨張させ、（ａ）集められる第１塔底フラクション（４）と、（ｂ）加熱され、圧縮器（Ｋ１）中で圧縮され、集められる第１圧縮フラクション（５）に冷却される第１塔頂フラクション（３）とに分離し、第２圧縮フラクション（６）を燃料ガス（５）から取り出し、冷却し、次いで冷却圧縮されたＬＮＧ（１）と混合する第１ステップを含む。本発明は、第２圧縮フラクション（６）を圧縮し、冷却し、流れ（８）を取り出して冷却し、膨張させ、圧縮器（Ｋ１）に導入する第２ステップを含むことを特徴とする。本発明はその他の実施の形態をも記載する。
2004527716.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
加圧された液化天然ガス（１）を膨張させて、膨張した液化天然ガス流（２）を供給し（ステップ（Ｉａ））、
前記膨張した液化天然ガス（２）を、相対的に揮発性の高い第１塔頂フラクション（３）と、相対的に揮発性の低い第１塔底フラクション（４）とに分離し（ステップ（Ｉｂ））、
冷却された液化天然ガスからなる前記第１塔底フラクション（４）を集め（ステップ（Ｉｃ））、
前記第１塔頂フラクション（３）を加熱し、第１圧縮器（Ｋ１）中で圧縮し、冷却して、集められる第１燃料ガス圧縮フラクション（５）を供給し（ステップ（Ｉｄ））、
次いで前記第１圧縮フラクション（５）から取り出された第２圧縮フラクション（６）を冷却し、次いで前記膨張した液化天然ガス流（２）と混合する（ステップ（Ｉｅ））
第１ステップ（Ｉ）を備える、メタン、Ｃ２ 及び高級炭化水素を含み加圧された液化天然ガス（１）を冷却する方法において、
前記第２圧縮フラクション（６）を、膨張タービン（Ｘ１）に連結された第２圧縮器（ＸＫ１）中で圧縮して、第３圧縮フラクション（７）を供給し（ステップ（ＩＩａ））、
前記第３圧縮フラクション（７）を冷却し、次いで第４圧縮フラクション（８）と第５圧縮フラクション（９）とに分離し（ステップ（ＩＩｂ））、
前記第４圧縮フラクション（８）を冷却し、前記第２圧縮器（ＸＫ１）に連結された前記膨張タービン（Ｘ１）中で膨張させ、次いで供給された膨張フラクション（１０）を加熱し、次いで前記圧縮器（Ｋ１）の中圧第１過程（１１）に導入し（ステップ（ＩＩｃ））、
前記第５圧縮フラクション（９）を冷却し、次いで前記膨張した液化天然ガス流（２）と混合する（ステップ（ＩＩｄ））
第２ステップ（ＩＩ）を備えることを特徴とする方法。
【請求項２】
前記膨張した液化天然ガス流（２）を、ステップ（Ｉｂ）に先立ち、第２塔頂フラクション（１２）と第２塔底フラクション（１３）とに分離し、
前記第２塔頂フラクション（１２）を加熱し、次いで前記中圧第１過程（１１）と低圧過程（１５）との間の、中間の中圧第２過程（１４）で前記第１圧縮器（Ｋ１）内に導入し、
前記第２塔底フラクション（１３）を前記第１塔頂フラクション（３）と前記第１塔底フラクション（４）とに分離する
ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項３】
各圧縮ステップの後に冷却ステップを備えることを特徴とする請求項１又は請求項２に記載の方法。
【請求項４】
請求項１乃至請求項３のいずれかに記載の方法によって得られた、冷却された液化天然ガス（４）。
【請求項５】
請求項１乃至請求項３のいずれかに記載の方法によって得られた燃料ガス（５）。
【請求項６】
加圧された液化天然ガス（１）を膨張させて、膨張した液化天然ガス流（２）を供給し（ステップ（Ｉａ））、
前記膨張した液化天然ガス（２）を、相対的に揮発性の高い第１塔頂フラクション（３）と、相対的に揮発性の低い第１塔底フラクション（４）とに分離し（ステップ（Ｉｂ））、
冷却された液化天然ガスからなる前記第１塔底フラクション（４）を集め（ステップ（Ｉｃ））、
前記第１塔頂フラクション（３）を加熱し、第１圧縮器（Ｋ１）中で圧縮し、冷却して、集められる第１燃料ガス圧縮フラクション（５）を供給し（ステップ（Ｉｄ））、
次いで前記第１圧縮フラクション（５）から取り出された第２圧縮フラクション（６）を冷却し、次いで前記膨張した液化天然ガス流（２）と混合する（ステップ（Ｉｅ））
第１ステップ（Ｉ）を行う手段を備えた、メタン、Ｃ２ 及び高級炭化水素を含み加圧された液化天然ガス（１）を冷却する装置において、
前記第２圧縮フラクション（６）を、膨張タービン（Ｘ１）に連結された第２圧縮器（ＸＫ１）中で圧縮して、第３圧縮フラクション（７）を供給し（ステップ（ＩＩａ））、
前記第３圧縮フラクション（７）を冷却し、次いで第４圧縮フラクション（８）と第５圧縮フラクション（９）とに分離し（ステップ（ＩＩｂ））、
前記第４圧縮フラクション（８）を冷却し、前記第２圧縮器（ＸＫ１）に連結された前記膨張タービン（Ｘ１）中で膨張させ、次いで供給された膨張フラクション（１０）を加熱し、次いで前記圧縮器（Ｋ１）の中圧第１過程（１１）に導入し（ステップ（ＩＩｃ））、
前記第５圧縮フラクション（９）を冷却し、次いで前記膨張した液化天然ガス流（２）と混合する（ステップ（ＩＩｄ））
第２ステップ（ＩＩ）を行う手段を備えることを特徴とする装置。
【請求項７】
前記膨張した液化天然ガス流（２）を、ステップ（Ｉｂ）に先立ち、第２塔頂フラクション（１２）と第２塔底フラクション（１３）とに分離する手段を備え、
前記第２塔頂フラクション（１２）を加熱し、次いで前記中圧第１過程（１１）と低圧過程（１５）との間の、中間の中圧第２過程（１４）で前記第１圧縮器（Ｋ１）内に導入する手段を備え、
第２塔底フラクション（１３）を前記第１塔頂フラクション（３）と前記第１塔底フラクション（４）とに分離する手段を備える
ことを特徴とする請求項６に記載の装置。
【請求項８】
前記第１塔頂フラクション（３）及び前記第１塔底フラクション（４）を、第１分離容器（Ｖ１）中で分離することを特徴とする請求項６又は請求項７に記載の装置。
【請求項９】
前記第１塔頂フラクション（３）及び前記第１塔底フラクション（４）を、蒸留塔（Ｃ１）中で分離することを特徴とする請求項６又は請求項７に記載の装置。
【請求項１０】
前記膨張した液化天然ガス流（２）を、第２分離容器（Ｖ２）中で前記第２塔頂フラクション（１２）と第２塔底フラクション（１３）とに分離することを特徴とする請求項６乃至請求項９のいずれかに記載の装置。
【請求項１１】
前記蒸留塔（Ｃ１）は少なくとも一つの側面及び／又は塔底のリボイラ（１６）を備えており、該リボイラ（１６）を通過する前記蒸留塔（Ｃ１）のプレート（１７）から取り出される液体を、熱交換器（Ｅ２）中で加熱し、次いで前記蒸留塔（Ｃ１）内に前記プレート（１７）下方の過程で再導入し、前記膨張した液化天然ガス流（２）を前記熱交換器（Ｅ２）中で冷却することを特徴とする請求項９に記載の装置。
【請求項１２】
前記第１塔頂フラクション（３）及び前記膨張フラクション（１０）の冷却、並びに前記第４圧縮フラクション（６）及び前記第５圧縮フラクション（９）の加熱は、同一の第１熱交換器（Ｅ１）中で起こることを特徴とする請求項６乃至請求項１１のいずれかに記載の装置。
【請求項１３】
請求項７に関連して、前記第２塔頂フラクション（１２）を前記第１熱交換器（Ｅ１）中で加熱することを特徴とする請求項６乃至請求項１２のいずれかに記載の装置。
【発明の詳細な説明】
【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は、その第１の態様によれば、一般的にはガス産業に関し、特にメタン、Ｃ２及び高級炭化水素を含む加圧ガスを冷却して、それらを分離する方法に関する。
【０００２】
より具体的には、本発明は、その第１の態様によれば、メタン、Ｃ２及び高級炭化水素を含む加圧液化天然ガスを冷却する方法に関し、該方法は、前記加圧液化天然ガスを膨張させて、膨張した液化天然ガス流を供給し（ステップ（Ｉａ））、前記膨張した液化天然ガスを、相対的に揮発性の高い第１塔頂フラクションと、相対的に揮発性の低い第１塔底フラクションとに分離し（ステップ（Ｉｂ））、冷却された液化天然ガスからなる前記第１塔底フラクションを集め（ステップ（Ｉｃ））、前記第１塔頂フラクションを加熱し、第１圧縮器中で圧縮し、冷却して、集められる第１燃料ガス圧縮フラクションを供給し（ステップ（Ｉｄ））、次いで前記第１圧縮フラクションから取り出された第２圧縮フラクションを冷却し、次いで前記膨張した液化天然ガス流と混合する（ステップ（Ｉｅ））第１ステップ（Ｉ）を含む。
【０００３】
【従来の技術】
このタイプの冷却方法は、この技術分野における熟練者に知られており、長年に亙って使用されてきた。
【０００４】
上述の前文に係る液化天然ガス（ＬＮＧ）を冷却する方法は、天然ガス中に時には大量に存在する窒素を除去するために、周知の方法で使用されている。この場合、この方法を用いて得られた燃料ガスは窒素リッチであるのに対して、冷却された液化天然ガスは窒素デプレートである。
【０００５】
天然ガスを液化する装置は、明確な技術的特徴、及び該装置を構成する生産構成要素の能力によって決定される限界を有する。従って、液化天然ガスを生産する装置は、通常の運転条件下において、その最大生産能力により制限される。生産量を増加させる唯一の方法は、新しい生産設備を設けることにある。
【０００６】
そのような投資が示すコストを考慮すると、コストを容易に償却するために、望まれる生産量の増加が続くことを確認する必要がある。
【０００７】
現在のところ、液化天然ガス生産設備がフル操業しているときに、他の生産設備を作るための莫大な投資に頼ることなく、一時的にでさえ、液化天然ガス生産設備の生産量を増加させる方法はない。
【０００８】
前記液化天然ガス（ＬＮＧ）生産能力は、本質的に、天然ガスを冷却し液化するために使用する圧縮器の能力に依存する。
【０００９】
このような状況であるので、本発明の第１の目的は、上述の前文の包括的な定義に基づくその他の点では、新たにＬＮＧ生産設備を設ける手段に頼ることなく、ＬＮＧ生産設備の能力を増加させることを可能とする方法を提供することにある。該方法は、前記第２圧縮フラクションを、膨張タービンに連結された第２圧縮器中で圧縮して、第３圧縮フラクションを供給し（ステップ（ＩＩａ））、前記第３圧縮フラクションを冷却し、次いで第４圧縮フラクションと第５圧縮フラクションとに分離し（ステップ（ＩＩｂ））、前記第４圧縮フラクションを冷却し、前記第２圧縮器に連結された前記膨張タービン中で膨張させ、次いで供給された膨張フラクションを加熱し、次いで前記圧縮器の中圧第１過程に導入し（ステップ（ＩＩｃ））、前記第５圧縮フラクションを冷却し、次いで前記膨張した液化天然ガス流と混合する（ステップ（ＩＩｄ））第２ステップ（ＩＩ）を含むことを本質的に特徴としている。
【００１０】
本発明の第１の利点は、フル操業で作動し、−１６０℃の温度及び約５０ｂａｒの圧力で一定の供給量の液化天然ガスを生産し、他の全ての作動パラメータを一定とする生産設備が、その供給を行うことができることを明らかにしたことにあり、従ってその生産量は、液化天然ガスが生産される温度を上げるだけで増加させることができる。
【００１１】
しかしながら、ＬＮＧは約−１６０℃、低圧（絶対圧力１．１ｂａｒ以下）で貯蔵されており、その貯蔵温度を上げると、その貯蔵圧力の増加を引き起こす。これは、非常に高いコストと、とりわけ生産される大量のＬＮＧのための輸送困難とを表している。
【００１２】
従って、ＬＮＧが貯蔵されるのに先だって、約−１６０℃の温度でその準備をすることが一般の慣例となっている。
【００１３】
本発明の第２の利点は、ＬＮＧ生産のための既存の方法に適用可能なＬＮＧを冷却する方法を使用することにより、この方法を実施するための大幅な金銭上の、及び具体的な手段の使用を必要することなく、生産におけるこれらの限界に対する見事な解決策を示すことにある。この解決策は、既存のＬＮＧ生産設備により約−１６０℃より高い温度でＬＮＧを生産し、次いで本発明に係る方法を使用してこれを約−１６０℃に冷却することを含む。
【００１４】
本発明の第３の利点は、窒素リッチな液化天然ガスを冷却するための上述の前文に係る公知の方法を改良し、窒素リッチなＬＮＧ及び窒素デプレートなＬＮＧの両方に使用することができることにある。後者の例では、この方法を使用して得られた燃料ガスはごく微量の窒素を含み、従って窒素デプレートな液化天然ガスと類似した組成を有している。
【００１５】
本発明の方法の第１の態様によれば、前記膨張した液化天然ガス流を、ステップ（Ｉｂ）に先立ち、第２塔頂フラクション及び第２塔底フラクションに分離し、該第２塔頂フラクションを加熱し、次いで中圧第１過程と低圧過程との間の、中間の中圧第２過程で第１圧縮器に導入し、第２塔底フラクションを前記第１塔頂フラクションと前記第１塔底フラクションとに分離することができる。
【００１６】
本発明の方法の前記第１の態様によれば、各圧縮ステップの後に冷却ステップを備えることが可能である。
【００１７】
第２の態様によれば、本発明は、上述のように定義された方法のいずれかによって得られた、冷却された液化天然ガス及び燃料ガスに関する。
【００１８】
第３の態様によれば、本発明は、加圧された液化天然ガス（１）を膨張させて、膨張した液化天然ガス流を供給し（ステップ（Ｉａ））、前記膨張した液化天然ガスを、相対的に揮発性の高い第１塔頂フラクションと、相対的に揮発性の低い第１塔底フラクションとに分離し（ステップ（Ｉｂ））、冷却された液化天然ガスからなる前記第１塔底フラクションを集め（ステップ（Ｉｃ））、前記第１塔頂フラクションを加熱し、第１圧縮器中で圧縮し、冷却して、集められる第１燃料ガス圧縮フラクションを供給し（ステップ（Ｉｄ））、次いで前記第１圧縮フラクションから取り出された第２圧縮フラクションを冷却し、次いで前記膨張した液化天然ガス流と混合する（ステップ（Ｉｅ））第１ステップ（Ｉ）を行う手段を備える、メタン、Ｃ２ 及び高級炭化水素を含む加圧された液化天然ガスを冷却する装置に関する。該装置は、前記第２圧縮フラクションを、膨張タービンに連結された第２圧縮器中で圧縮して、第３圧縮フラクションを供給し（ステップ（ＩＩａ））、前記第３圧縮フラクションを冷却し、次いで第４圧縮フラクションと第５圧縮フラクションとに分離し（ステップ（ＩＩｂ））、前記第４圧縮フラクションを冷却し、前記第２圧縮器に連結された前記膨張タービン中で膨張させ、次いで供給された膨張フラクションを加熱し、次いで前記圧縮器の中圧第１過程に導入し（ステップ（ＩＩｃ））、前記第５圧縮フラクションを冷却し、次いで前記膨張した液化天然ガス流と混合する（ステップ（ＩＩｄ））第２ステップ（ＩＩ）を行う手段を備えることを特徴としている。
【００１９】
第３の態様による第１の代替形態によれば、本発明は、前記膨張した液化天然ガス流を、前記ステップ（Ｉｂ）に先立ち、第２塔頂フラクション及び第２塔底フラクションに分離する手段を備え、前記第２塔頂フラクションを加熱し、次いで前記中圧第１過程と低圧過程との間の、中間の中圧第２過程で前記第１圧縮器に導入する手段を備え、第２塔底フラクションを前記第１塔頂フラクションと前記第１塔底フラクションとに分離する手段を備える装置に関する。
【００２０】
第３の態様に係る第１の実施の形態によれば、本発明は、前記第１塔頂フラクション及び前記第１塔底フラクションを第１分離容器中で分離する装置に関する。
【００２１】
第３の態様に係る第２の実施の形態によれば、本発明は、前記第１塔頂フラクション及び前記第１塔底フラクションを蒸留塔中で分離する装置に関する。
【００２２】
第３の態様の、前記第１の代替形態に係る一実施の形態によれば、本発明は、前記膨張した液化天然ガス流を、第２分離容器中で、前記第２塔頂フラクション及び前記第２塔底フラクションに分離することができる装置に関する。
【００２３】
第３の態様に係る第２の実施の形態によれば、本発明は、前記蒸留塔が少なくとも一つの側面及び／又は塔底リボイラを備え、前記リボイラを通過する前記蒸留塔のプレートから取り出される液体を、第２熱交換器中で加熱し、次いで前記蒸留塔内に前記プレート下方の過程で再導入し、前記膨張した液化天然ガス流を前記第２熱交換器中で冷却する装置に関する。
【００２４】
第３の態様に係る第３の実施の形態によれば、本発明は、前記第１塔頂フラクション及び前記膨張フラクションの冷却、並びに前記第４圧縮フラクション及び前記第５圧縮フラクションの加熱は、同一の第１熱交換器中で起こる装置に関する。
【００２５】
第３の態様に係る前記第１の代替形態によれば、本発明は、前記第２塔頂フラクションを前記第１熱交換器中で加熱する装置に関する。
【００２６】
非限定的な実施例として与えられた添付の概略図を参照した以下の記載の間に、本発明はより良く理解され、本発明の他の目的、特徴、詳細及び利点は、よりわかりやすく明らかになるであろう。
【００２７】
【発明の実施の形態】
これらの７つの図において、符号「ＦＣ」は「流量コントローラ」を表し、「ＧＴ」は「ガスタービン」を表し、「ＧＥ」は「発電機」を表し、「ＬＣ」は「液面コントローラ」を表し、「ＰＣ」は「圧力コントローラ」を表し、「ＳＣ」は「速度コントローラ」を表し、「ＴＣ」は「温度コントローラ」を表す。
【００２８】
明快さ及び簡潔さのために、図１乃至７の装置で使用されているパイプは、該パイプを通るガスフラクションと同じ参照符号により識別される。
【００２９】
図１を参照すると、図示された前記装置は、一般に−１２０℃より低い温度で利用することができる液化天然ガス１を得るために、乾燥、脱硫、脱炭された天然ガス１００を公知の方法で処理することを意図されている。
【００３０】
ＬＮＧを冷却するこの装置は２つの独立した冷却回路を有する。第１冷却回路１０１は、プロパンサイクルに対応し、液体プロパンを膨張させ気化させることにより、交換器Ｅ３中で約−３０℃への一次冷却を行うことを可能とする。加熱、次いで膨張したプロパン蒸気を第２圧縮器Ｋ２中で圧縮し、次いで得られた圧縮ガス１０２を冷却し、水冷却器１０３、１０４、１０５中で液化する。
【００３１】
第２冷却回路１０６は、一般的に窒素、メタン、エタン及びプロパンの混合物へのサイクル動作に対応して、液化天然ガス１を得るために、処理される天然ガスの大幅な冷却を可能にする。前記第２冷却サイクルに存在する熱伝導流体を、第３圧縮器Ｋ３中で圧縮し、水変換器１１８、１１９中で冷却し、次いで水冷却器１１４中で冷却して流体１０７を得る。次いで交換器Ｅ３中で冷却し、液化して、冷却された液化流１０８を供給する。次いで気相１０９及び液相１１０に分離し、それら両方を低温交換器１１１の下部に導入する。冷却後、前記液相１１０を次いで前記交換器１１０から出し、発電機に接続されたタービンＸ２中で膨張させる。次いで膨張した流体１１２をその下部の上方の前記低温交換器１１１内に導入し、前記下部において、それは、スプレーブームを用いて、冷却される流体を搬送するパイプに吹き付けることにより、前記交換器の下部を通る流体を冷却するために使用される。気相１０９は、冷却され液化する前記低温交換器１１１の下部を通り、次いで前記低温交換器１１１の上部を通ることによって更に冷却される。最後に、この冷却され液化したフラクション１０９をバルブ１１５中で膨張させ、次いで、冷却される流体を搬送するパイプに吹き付けることにより、前記低温交換器１１１の上部を通る前記流体を冷却するために使用する。次いで前記低温交換器１１１の内部に吹き付けられた液体冷却剤を前記交換器の底で集めて、圧縮器Ｋ３に送られる流れ１０６を供給する。
【００３２】
乾燥、脱硫、脱炭された天然ガス１００を、プロパン熱交換器１１３中で冷却し、次いでチャンバー１１６中で、例えばゼオライトからなる分子篩を通過させることを例えば含む乾燥処理、及び例えば銀発泡体又は他の水銀捕集体を通過させることによる水銀処理にさらし、精製した天然ガス１１７を供給する。次いで熱交換器Ｅ３中で冷却し、部分的に液化し、前記下部を通過させ、次いで前記低温交換器１１１の上部を通って液化天然ガス１を供給する。それは通例、−１２０℃より低い温度で得られる。
【００３３】
図２を参照すると、図示された前記装置は、一方では窒素デプレート冷却液化天然ガス４を得、また他方では窒素リッチな圧縮燃料ガスである第１圧縮フラクション５を得るために、公知の方法で窒素リッチな液化天然ガス１を処理することを意図されている。
【００３４】
前記ＬＮＧ１を、まず、前記パイプ１を通るＬＮＧの流量を制御する流量コントローラにより調整される膨張タービンＸ３中で膨張させ、冷却し、次いでバルブ１８の開度が圧縮器Ｘ３から出るＬＮＧの圧力に依存するバルブ１８中で再度膨張させ、冷却し、膨張した液化天然ガス流２を供給する。次いで容器Ｖ１中で、相対的に揮発性の高い第１塔頂フラクション３と、相対的に揮発性の低い第１塔底フラクション４とに分離する。該第１塔底フラクション４は、冷却された液化天然ガスからなり、ポンプＰ１中に集められて汲み上げられ、バルブ１９を通過し、その開度を、前記容器Ｖ１の底の液体の液面を制御する液面コントローラにより調節し、次いで前記装置を出て、保管に向かう。
【００３５】
前記第１塔頂フラクション３を第１熱交換器Ｅ１中で加熱し、次いでガスタービンＧＴに接続された圧縮器Ｋ１の低圧段階１５に導入する。この圧縮器Ｋ１は、次第に高い圧力を有する複数の圧縮段階１５、１４、１１、３０及び複数の冷水装置３１、３２、３３、３４を備える。各圧縮段階後、圧縮ガスを、熱交換器、好ましくは、水熱交換器を通過させることにより冷却する。前記第１塔頂フラクション３は、圧縮及び冷却ステップの終わりにおいて、窒素リッチな圧縮燃料ガス５を供給する。次いでこの燃料ガスを集めて、前記装置から出す。
【００３６】
流れ６に相当する前記燃料ガス５の一部を取り出す。この流れ６を、前記第１塔頂フラクション３への熱を止める前記交換器Ｅ１中で冷却し、冷却された流れ２２を生じる。次いでこの冷却された流れ２２をバルブ２３に流す。該バルブ２３の開度は前記交換器Ｅ２の放出口で、流量コントローラにより制御される。前記流れ２２を最終的に、前記膨張した液化天然ガス流２と混合する。
【００３７】
図３を参照すると、図示された装置は、一方では冷却された窒素デプレートな液化天然ガス４を得、また他方では窒素リッチな圧縮燃料ガスである第１圧縮フラクション５を得るために、公知の方法で窒素リッチな液化天然ガス１を処理することを意図されている。この装置において、前記分離容器Ｖ１は、蒸留塔Ｃ１及び熱交換器Ｅ２により置換されている。
【００３８】
ＬＮＧ１を、まず、膨張タービンＸ３中で膨張させ、冷却する。該膨張タービンＸ３のスピードは、パイプ１を通るＬＮＧの流量を制御する流量コントローラにより制御される。次いで前記ＬＮＧ１を熱交換器Ｅ２中で冷却して、冷却された流れ２０を供給する。その後、バルブ２１を通し、該バルブ２１の開度を、前記パイプ２０上の前記バルブ２１の上流側で圧力コントローラにより制御して、膨張した液化天然ガス流２を供給する。次いでこの膨張した液化天然ガス流２を塔Ｃ１中で、相対的に揮発性の高い第１塔頂フラクション３と、相対的に揮発性の低い第１塔底フラクション４とに分離する。前記第１塔底フラクション４は、冷却された液化天然ガスからなり、ポンプ１において集められて汲み上げられ、バルブ１９を通って、次いで前記装置を離れて貯蔵に向かう。前記バルブ１９の開度は、前記容器Ｖ１の底の液体の液面を調整する液面コントローラにより制御される。
【００３９】
前記塔Ｃ１は、プレート１７上に収容されている液体を使用する塔底リボイラ１６を備える。前記リボイラ１６を通る前記流れを、前記熱交換器Ｅ２中で加熱し、次いで前記塔Ｃ１の底に導入する。
【００４０】
前記第１塔頂フラクション３は、図２に開示されるのと同じ処理に従い、窒素リッチな圧縮燃料ガスである第１圧縮フラクション５と、取り出された圧縮燃料ガスフラクションである第２圧縮フラクション６とを得る。同様に、後者のフラクションは、前記交換器Ｅ１中で加熱され、冷却された流れ２２を生ずる。この流れ２２を、また、前記膨張した液化天然ガス流２と混合する。
【００４１】
図４を参照すると、図示された装置は、一方では窒素デプレートな冷却された液化天然ガス４を得、他方では窒素リッチな圧縮燃料ガス５を得るために、本発明の方法による装置を用いて、窒素リッチな液化天然ガス１を処理することを意図されている。
【００４２】
この装置は、図３、特にＬＮＧ１の膨張及び冷却と共通の要素を備え、前記膨張したＬＮＧ流れ２を得る。同様に、前記第１塔頂フラクション３と前記第１塔底フラクション４とへの分離を、同様の方法で、塔Ｃ１中で行う。最後に、すでに述べたように、連続的な圧縮及び冷却作業によって、前記燃料ガス流５を得る。図３に開示された方法とは異なり、第１圧縮ガスフラクション５を取り出す第２圧縮フラクション６を、膨張タービンＸ１に連結された圧縮器ＸＫ１に供給し、第３圧縮フラクション７を得る。このフラクションを、水冷却器２４中で冷却し、次いで第４圧縮フラクション８と第５圧縮フラクション９とに分離する。
【００４３】
前記第４圧縮フラクション８を熱交換器Ｅ１中で冷却し、タービンＸ１中で膨張するフラクション２５を供給する。前記タービンＸ１は、前記交換器Ｅ１中で加熱される膨張流れ１０を供給し、加熱膨張した流れ２６を付与する。この加熱膨張した流れ２６を、前記圧縮器Ｋ１の中圧過程１１に導入する。
【００４４】
前記第５圧縮フラクション９を熱交換器Ｅ１中で冷却し、供給されるフラクション２２をバルブ２３中で膨張させ、次いで前記膨張したＬＮＧフラクション２と混合する。
【００４５】
前記膨張機Ｘ１は注入口案内バルブ２７を備える。該注入口案内バルブ２７は、前記流れ２５が前記タービンＸ１の回転翼に導入される角度を変化させることにより、前記タービンが回転する速度を変化させることを可能とし、従って、前記圧縮器ＸＫ１に送られる電力を変化させることとなる。
【００４６】
図５を参照すると、図示された装置は、前記液化天然ガス１が窒素を含むとき、一方では窒素デプレートな冷却された液化天然ガス４を得、また他方では窒素リッチな圧縮燃料ガス５を得るために、本発明の方法による装置を用いて、液化天然ガス１、好ましくは、窒素リッチな液化天然ガス１を処理することを意図されている。
【００４７】
この装置は、図４、特に蒸留塔Ｃ１による第１塔頂フラクション３及び第１塔底フラクション４の生産と共通の要素を含む。同様に、前記第１塔頂フラクション３を、圧縮器Ｋ１中で圧縮し、冷却器３１乃至３４中で冷却して、第１圧縮フラクション５を得る。取り出された第２フラクション６を、前記第１圧縮フラクション５から取り出し、膨張タービンＸ１に連結された圧縮器ＸＫ１中で圧縮する。前記膨張タービンＸ１の注入口では、第３圧縮フラクション７が生成する。該フラクション７を、第４圧縮フラクション８と第５圧縮フラクション９とに分離する。
【００４８】
前記第４圧縮フラクション８を前記熱交換器Ｅ１中で冷却して、前記タービンＸ１中で膨張するフラクション２５を供給する。前記タービンＸ１は、前記交換器Ｅ１中で加熱される膨張した流れ１０を供給して、加熱膨張した流れ２６を付与する。この加熱膨張した流れ２６を、前記圧縮器Ｋ１の中圧過程１１に導入する。
【００４９】
前記第５圧縮フラクション９を前記熱交換器Ｅ１中で冷却し、供給されるフラクション２２をバルブ２３中で膨張させ、次いで前記膨張したＬＮＧフラクション２と混合する。
【００５０】
前記膨張機Ｘ１は注入口案内バルブ２７を備えており、その目的は、図４の記載に定義される。
【００５１】
図４とは異なり、図５に示された装置は更に分離容器Ｖ２を備えており、該分離容器Ｖ２において、膨張した天然ガス流２を第２塔頂フラクション１２及び第２塔底フラクション１３に分離する。
【００５２】
前記第２塔頂フラクション１２を前記交換器Ｅ１中で加熱し、次いで、低圧力段階１５の注入口圧力と中圧段階１１のそれとの間の中間である圧力で、前記圧縮器Ｋ１の中圧過程１４に導入する。
【００５３】
前記第２塔底フラクション１３を前記交換器Ｅ２中で冷却して、冷却されたＬＮＧフラクション２０を生成する。この最後のフラクションをバルブ２８中で膨張させ、冷却して、膨張冷却したＬＮＧフラクション２９を生成する。前記バルブ２８の開度は、前記容器Ｖ２中に含まれる液体の液面を制御する液面コントローラにより制御される。前記流れ２９を、次いで前記塔Ｃ１内に導入し、該塔Ｃ１にて、前記第１塔頂フラクション３と前記第１塔底フラクション４とに分離する。
【００５４】
図４の記載の中に示されるように、前記塔Ｃ１はリボイラ１６を備えており、該リボイラ１６は、前記塔Ｃ１のプレート１７に含まれる液体を取り出して、前記流れ１３による熱変換によって、前記変換器Ｅ２中で前記液体を加熱し、塔底に導入する。同様に、前記第１塔底フラクション４を、ポンプＰ１によって汲み上げ、バルブ１９を通過させる。該バルブ１９の開度は、前記塔Ｃ１の底に存在する液体の液面を制御する液面コントローラにより制御する。
【００５５】
次に図６を参照すると、図示された装置は、窒素リッチなＬＮＧ１を使用するとき、一方では冷却された窒素デプレートな液化天然ガス４を得、他方では窒素リッチな圧縮された液化燃料ガス５を得るために、本発明の方法による装置を用いて、液化天然ガス１、好ましくは、窒素デプレートな液化天然ガス１を処理することを意図されている。
【００５６】
この装置は、図２、４及び５と共通する構成要素を備える。
【００５７】
簡略化した方法で、図６は、前記塔Ｃ１が分離容器Ｖ１によって置換されていること、及び前記変換器Ｅ２が省略されていることを除いては図４と構造上同様である。なぜなら、分離容器を使用するときリボイラ−がないからである。従って、前記膨張したＬＮＧ流れ２を直接、前記分離容器Ｖ１に導入し、前記第１塔頂フラクション３と前記第１塔底フラクション４とに分離する。
【００５８】
前記容器Ｖ１による前記塔Ｃ１の置換は、図５に関して述べたような方法のステップの順序を変えない。対照的に、前記容器Ｖ１は、前記塔Ｃ１と同じような良好な分離性能を有していないので、前記冷却されたＬＮＧ４は通常、図５の装置が使用されるときよりも、図６の装置が使用されるときに、より多くの窒素を含む。もちろん、両方の場合に使用される前記ＬＮＧ１は、物理的及び化学的に同一であり、少なくとも微量の窒素を含む。
【００５９】
図７を参照すると、図示された装置は、一方では冷却された液化天然ガス４を得、他方では圧縮された液化燃料ガス５を得るために、本発明の方法による装置を用いて、液化天然ガス１、好ましくは窒素デプレートな液化天然ガス１を処理することを意図されている。
【００６０】
この装置は、図２、４、５及び６と共通する構成要素を備える。
【００６１】
簡略化した方法で、図７は、前記塔Ｃ１が分離容器Ｖ１により置換されていること、及び前記変換器Ｅ２が省略されていることを除いては図５と構造上同様である。なぜなら、分離容器を使用するときリボイラ−がないからである。従って、前記膨張したＬＮＧ流れ２を直接、前記分離容器Ｖ２に導入して、前記第２塔頂フラクション１２と前記第２塔底フラクション１３とに分離する。
【００６２】
前記第２塔頂フラクション１２を、変換器Ｅ１中で加熱し、次いで、図５に関して述べたのと同様の方法で、低圧段階１５と中圧段階１１との間の中間の中圧過程１４で圧縮器Ｋ１に導入する。
【００６３】
前記容器Ｖ１による前記塔Ｃ１の置換は、図５に関して述べたような方法のステップの順序を変えない。対照的に、前記容器Ｖ１は、前記塔Ｃ１と同じような良好な分離性能を有していないので、前記冷却されたＬＮＧ４は通常、図５の装置が使用されるときよりも、図６の装置が使用されるときに、より多くの窒素を含む。もちろん、有効な比較を可能とするために、両方の場合に使用される前記ＬＮＧ１は、物理的及び化学的に同一である。
【００６４】
本発明の方法によって作動する装置の性能の材料評価を可能とするために、数値の実施例が、制限的な目的よりも説明のために与えられる。
【００６５】
これらの実施例は、２つの異なる天然ガスＡ、Ｂに基づいて施され、その組成は下の表１に与えられる。
【００６６】
【表１】
2004527716.tif 000003
【００６７】
これらのガスは、計算を複雑にしないように、故意に、Ｃ５及び高級炭化水素を含んでいない。
【００６８】
他の操作条件は同一であり、次の通りである（参照符号は、図１に関する）。
・湿性の天然ガス１００の温度：３７℃
・湿性の天然ガス１００の圧力：５４ｂａｒ
・乾燥に先だつ冷却器１１３による前冷却：２３℃
・チャンバー１１６を通った後の乾燥ガスの温度：２３．５℃
・乾燥ガスの圧力：５１ｂａｒ
・冷却水の温度：３０℃
・水変換器の出口の温度：３７℃
・プロパンが凝縮する温度：４７℃
・遠心圧縮器Ｋ１、Ｋ２、Ｋ３の効率：８２％
・膨張タービンＸ２の効率：８５％
・軸流圧縮器ＸＫ１の効率：８６％
・ＧＥ６軸が動作する電力：３１５７０ｋＷ
・ＧＥ７軸が動作する電力：６３１４０ｋＷ
・ＧＥ５Ｄ軸が動作する電力：２４０００ｋＷ
【００６９】
軸が動作する電力は、参照符号ＧＥ５Ｄ、ＧＥ６、ＧＥ７の一般的な電気ガスタービンの軸上で利用できる電力を表す。このタイプのタービンは、図１乃至７に示された圧縮器Ｋ１、Ｋ２、Ｋ３に連結される。
【００７０】
液化する天然ガスの供給は、軸の動作における利用可能な電力を飽和状態にするように選択される。次の３つの場合が構想される（図１で述べた液化方法に関して）。
・１つのＧＥ６タービン及び１つのＧＥ７タービンを運転するための使用は、−１６０℃で生産された年間約３００万トンのＬＮＧ供給に相当する。
・２つのＧＥ７タービンを運転するための使用は、−１６０℃で生産された年間約４００万トンのＬＮＧ供給に相当する。
・３つのＧＥ７タービンを運転するための使用は、−１６０℃で生産された年間約６００万トンのＬＮＧ供給に相当する。
【００７１】
方法の詳細を説明することなく、パラメータの影響を容易に算出する方法の１つは、エクセルギーという概念と関連する理論仕事の概念である。
【００７２】
状態１から状態２への変化を引き起こすためにシステムに付与されなけらばならない理論仕事は、次式によって与えられる。
【００７３】
Ｗ１−２＝Ｔ０×（Ｓ１−Ｓ２）−（Ｈ１−Ｈ２）
但し、Ｗ１−２：理論仕事（ｋＪ／ｋｇ）
Ｔ０：熱を排除する温度（Ｋ）
Ｓ１：状態１のエントロピー（ｋＪ／（Ｋ．ｋｇ））
Ｓ２：状態２のエントロピー（ｋＪ／（Ｋ．ｋｇ））
Ｈ１：状態１のエンタルピー（ｋＪ／ｋｇ）
Ｈ２：状態２のエンタルピー（ｋＪ／ｋｇ）
【００７４】
この場合、前記排除温度は、３１０．１５Ｋ（３７℃）に等しくなると理解されるであろう。状態１は、３７℃、５１ｂａｒでの天然ガスであり、状態２は、温度Ｔ２、５０ｂａｒでのＬＮＧであろう。
【００７５】
以下の表２は、液化方法を委ねるＬＮＧの温度による天然ガスＡ、Ｂを液化するための理論仕事における変化を示す。冷却圧縮機の電力が一定のとき、理論仕事における減少は、液化サイクルの容量における可能な増加に結びつく。
【００７６】
【表２】
2004527716.tif 000004
【００７７】
ガスＡ、Ｂで得られた数字は極めて類似していることが分かる。容量の可能な増加は、図１に記載された液化設備の出口で得られるＬＮＧ１の温度の約１．１４％／℃である。
【００７８】
生産されたＬＮＧの温度Ｔ１に対する容量Ｃ１は、次式を用いて、温度Ｔ０での容量Ｃ０の関数として表すことができる。
【００７９】
Ｃ１＝Ｃ０×１．０１１４（Ｔ１−Ｔ０）
但し、Ｃ１：Ｔ１でのＬＮＧを生産するための容量（ｋｇ／ｈ）
Ｃ０：Ｔ０での基準ＬＮＧを生産するための容量（ｋｇ／ｈ）
Ｔ１：ＬＮＧ生産温度（℃）
Ｔ２：基準ＬＮＧ生産温度（℃）
【００８０】
結果として、−１４０℃において、ＬＮＧ生産設備の容量は−１６０℃での容量の１２５．５％であり、これはかなりの相違である。
【００８１】
ＬＮＧ生産設備の実際の仕事は、選択された方法に明らかに依存するであろう。図１に示された方法は、ＭＣＲ（登録商標）の名前で知られた広く周知な方法であり、ｃｏｍｐａｎｙ  ＡＰＣＩにより開発された。
【００８２】
この方法は、大変良好な性能を付与するような特別な方法で使用される：プロパンサイクルは４段階を有し、ＭＣＲ（複数成分の冷却剤、流れ１０６、図１）冷却及びプロパン冷却（流れ１０２、図１）は、真ちゅう製のアルミニウムプレートタイプの交換器である熱交換器Ｅ３中で起こる。
【００８３】
得られた結果を表３に記載する。
【００８４】
【表３】
2004527716.tif 000005
【００８５】
これらの結果は、理論仕事計算を使用して得られ、表１に記載された結果を完全に裏付けることが分かる。
【００８６】
液化方法の効率は、実際の仕事及び理論仕事から算出することができる。その効率は、表４に与えられた結果から分かるように、概ね一定であり、約５１．５％である。
【００８７】
【表４】
2004527716.tif 000006
【００８８】
この結果は、特に満足なものである。前記方法の使用者は、ＬＮＧが生産される選択温度に関係なく、常に、液化方法を確実に最大限に利用できるであろう。また、液化すべき前記天然ガスの組成は重要でないことも理解できる。
【００８９】
このように、公知の液化方法の新規な使用によって、生産設備の出口で得られるＬＮＧガス１の温度を上げることが可能となり、同時に、生産量の実質的な増加を可能とし、その増加は−１３０℃において約４０％の高さとすることが可能である。
【００９０】
図１で述べた前記生産設備の出口で得られるＬＮＧ１は、図２又は図３に示されるような脱窒素設備で取り除かれる窒素を有する可能性がある。原料から抽出される天然ガスが比較的高い割合の窒素、例えば０．１００ｍｏｌ％より高く約５乃至１０ｍｏｌ％の窒素を含有するとき、窒素除去運転が必要となる。
【００９１】
図２に概略的に示された装置は、最終のフラッシュタイプのＬＮＧ脱窒素設備である。前記フラッシュは、前記膨張したＬＮＧ２が、相対的に揮発性の高い窒素リッチな第１塔頂フラクション３と、相対的に揮発性の低い窒素デプレートな第１塔底フラクション４とに分離されるときに得られる。この分離は上述のように容器Ｖ１中で起こる。
【００９２】
１つの運転の形態によれば、窒素を含み−１５０℃、４８ｂａｒで生産される組成ＢのＬＮＧ１を、約４ｂａｒの圧力に油圧タービンＸ３中で膨張させ、次いでバルブ１８中で１．１５ｂａｒの圧力に膨張させる。得られた二相性混合物２を、一方では窒素リッチなフラッシュガス３と、他方では冷却されたＬＮＧ４とに分離容器Ｖ１中で分離する。前記冷却されたＬＮＧは、上述のように保存のために送られる。前記フラッシュガス３は、前記第１ガスフラクションの構成要素となり、圧縮器Ｋ１中で２９ｂａｒに圧縮される前に、前記交換器Ｅ１中で−７０℃まで加熱する。前記圧縮器Ｋ１は、窒素リッチな燃料ガスの構成要素となる第１圧縮フラクション５を生成する。
【００９３】
前記第１圧縮フラクション５の約２３％を、フラクション６の形で再生利用する。前記フラクション６を、前記フラッシュガス３を用いた熱変換により交換器Ｅ１中で冷却し、次いで、膨張し冷却されたＬＮＧ流れ２と混合する。
【００９４】
この装置は、前記フラッシュガスの一部（約２３％）を液化することを可能とし、生産される燃料ガスの量を低減することを可能とする。この図２による脱窒素設備の性能は下の表５に与えられる。表５において、「１ＧＥ６＋１ＧＥ７」と称する前記塔は、図１によるＬＮＧ生産設備１に相当し、１つのＧＥ６ガスタービン及び１つのＧＥ７ガスタービンを圧縮器Ｋ２、Ｋ３のために使用する。「２ＧＥ７」は、ＬＮＧ１を生産するための２つのＧＥ７タービンの使用に相当する。「３ＧＥ７」は、３つのタービンの使用に相当する。
【００９５】
【表５】
2004527716.tif 000007
【００９６】
図３に概略的に示された装置は、脱窒素塔を有するＬＮＧ脱窒素設備である。脱窒素塔Ｃ１を有した容器Ｖ１中で前記フラッシュを置換することにより、前記ＬＮＧ１中に含有される窒素を抽出する効率をかなり改良することが可能となる。
【００９７】
この装置において、−１４５．５℃の前記ＬＮＧを、膨張油圧タービンＸ３中で５ｂａｒに膨張させ、次いで、膨張し冷却されたＬＮＧ流れ２０を得るために、塔底リボイラ１６を通って流れる液体による熱変換によって、ＬＮＧを前記交換器Ｅ２中で−１４６．２℃乃至−１５７℃に冷却する。前記流れ２０は、バルブ２１中で１．１５ｂａｒへの第２の膨張を受け、前記ＬＮＧ２２との混合物として、前記圧縮燃料ガス５の部分再循環から前記脱窒素塔Ｃ１へ供給される。
【００９８】
前記脱窒素塔Ｃ１の底において前記ＬＮＧは０．０６％の窒素を含み、一方、前記最終のフラッシュを使用する前記ＬＮＧの窒素含有量は、１．３８％（図２及び表５）であった。この塔底ＬＮＧは、ポンプＰ１によって汲み上げられ、貯蔵のために送られる冷却されたＬＮＧフラクション４を表している。
【００９９】
前記燃料ガス３は、前記塔Ｃ１からの第１塔頂フラクションであり、前記交換器Ｅ１中で−７５℃に加熱し、次いで前記圧縮器Ｋ１中で２９ｂａｒに圧縮し、水冷却器３１乃至３４により冷却し、圧縮燃料ガス５を提供する。
【０１００】
流れ６は、前記圧縮ガス５の２３％を表し、前記交換器Ｅ１中で、前記流れ３の加熱後、前記塔Ｃ１に再循環される。
【０１０１】
生成された前記燃料ガスは、１つのＧＥ６タービン及び１つのＧＥ７タービンを使用する場合、１０３２ＧＪ／ｈを表し、全発熱量に関して、図２の前記最終フラッシュ設備のそれと概ね一致する。より実質的なＬＮＧ生産設備を使用するときも同様である（２つ又は３つのＧＥ７）。
【０１０２】
脱窒素塔で窒素を取り除く技術を使用することにより、少額のコストで、液化過程の容量を５．６２％増加させることが可能である。
【０１０３】
ここで、脱窒素塔Ｃ１及び燃料ガスの再循環の使用の組み合わせが、この高い促進結果を導いていることが理解されるに違いない。
【０１０４】
燃料ガス圧縮器Ｋ１の電力は、設備の大きさに依存する。それは以下のようである。
・１つのＧＥ７と連結される１つのＧＥ６を使用するＬＮＧ設備については８０８７ｋＷ
・２つのＧＥ７を使用するＬＮＧ設備については１０７８３ｋＷ
・３つのＧＥ７を使用するＬＮＧ設備については１６１７４ｋＷ
【０１０５】
これらの機械の電力及び初期故障の点から、前記燃料ガス圧縮器Ｋ１を運転するためにガスタービンを使用することが望ましいことがわかる。前記方法のための他の性能データは表６に与えられる。
【０１０６】
【表６】
2004527716.tif 000008
【０１０７】
ガスを処理し液化する産業装置において出くわす主な問題の１つは、特に、最初の購入及び電力消費の両方に関して、かなりの投資を表す圧縮装置の最適な使用に関する。確かに、数万ｋＷオーダーの電力を必要とする圧縮器には、信頼性を有すること、及び最も広い可能性のある負荷範囲に亙って最適効率の状態下で使用可能であることが必要とされる。もちろん、この説明はまた、それらを運転するために使用される手段に対しても適用される。ここでこれらの手段は、商業的に利用可能な電力範囲のために、通常、ガスタービンである。
【０１０８】
高効率とするため、ガスタービンはフル操業で使用する必要がある。図２、３で述べられる実施の形態のうちのいずれか１つによって作動する脱窒素設備の例を検討する。前記圧縮器Ｋ１を運転するガスタービンは、最も良好な可能性のある圧縮効率を得るために、前記圧縮器により必要とされる電力に調整された最大電力を有する必要がある。
【０１０９】
しかしながら、ガスタービンは、前記圧縮器に伝える電力が、その容量より顕著に低い状態の下で作動する可能性がある。
【０１１０】
これは、例えば、２４０００ｋｗの電力を有するＧＥ５ｄガスタービンが前記圧縮器Ｋ１に連結され、窒素が最終フラッシュ又は塔中での分離によって取り除かれる場合である。前記タービンのこの利用不足の結果は、前記タービンの電力消費に対する、圧縮段階のエネルギー効率の減少である。
【０１１１】
もちろん、これまでに説明したように、圧縮器Ｋ１の電力は前記設備の大きさに従って変化する。このように、ＧＥ５ｄタービンの使用によって、以下に達する過度の電力を持つことを可能とする。
・１つのＧＥ７タービンと関連する１つのＧＥ６タービンを使用するＬＮＧ設備については１５９１３ｋＷ
・２つのＧＥ７タービンを使用するＬＮＧ設備については１３２１７ｋＷ
・３つのＧＥ７タービンを使用するＬＮＧ設備については７８２６ｋＷ
【０１１２】
従って、この過度の利用可能な電力を使用することが望ましい。本発明に係る方法は、特に、前記圧縮器Ｋ１を運転するために利用可能な電力の全てを使用することを提案する。
【０１１３】
本発明に係る方法は、前記ＬＮＧ流れ１を得るため、及び前記ＬＮＧを−１６０℃に冷却するためのＫ１を運転するガスタービンにおいて利用可能な過度の電力を使用するため、液化方法の出口における温度を上げることをも可能とする。
【０１１４】
更に、本発明に係る方法は、例えばＡＰＣＩ方法によって生産されたＬＮＧ１の温度を上げる可能性があるため、実質的に−１６０℃に冷却されたＬＮＧの流速を、場合によっては約４０％近くとなる程度まで増加させることを可能とする。
【０１１５】
本発明の方法は、それを具体化するために必要な手段が単純であるために、容易に実行できるという利点を有する。
【０１１６】
本発明の方法に係る一実施の形態は、脱窒素塔Ｃ１を使用し、上述したように図４に示される。前記圧縮器Ｋ１を駆動するタービン電力が等しいとき、作動状態は天然ガス液化設備の容量に依存するであろう。
【０１１７】
ＬＮＧ１は、図１に示されたＡＰＣＩ方法を使用して−１４０．５℃で生産される。この方法は、前記圧縮器Ｋ２、Ｋ３を駆動するために２つのＧＥ７ガスタービンを使用して実施される。前記ＬＮＧ１は、図４に示された装置に入る。前記ＬＮＧ１を、発電機を駆動する膨張油圧タービンＸ３中で６．１ｂａｒに膨張させ、次いで熱交換器Ｅ２中で、塔底リボイラ１６を通る液体による熱変換によって、−１４１．２乃至−１５７℃へ冷却し、冷却されたＬＮＧ２１を供給する。冷却されたＬＮＧ２１をバルブ２１中で１．１５ｂａｒへ膨張させ、図の記載中で示すように、流れ２２と混合して塔Ｃ１中に供給される膨張した流れ２を得る。
【０１１８】
前記ＬＮＧ流れ４は、前記塔Ｃ１の底で取り出され、０．００％の窒素を含む。
【０１１９】
前記燃料ガス３を、前記変換器Ｅ１中で−３４℃に加熱し、次いで前記圧縮器Ｋ１中で２９ｂａｒに圧縮し、燃料ガスネットワークに供給する。
【０１２０】
前記公知の方法との間の第１の相違は、前記燃料ガス流れ５から取り出された圧縮ガス６の量から生じる。これは、最高約７３％である。この圧縮ガス６を、圧縮器ＸＫ１中で３８．２ｂａｒに圧縮し、フラクション７を供給する。この後、フラクション７を水変換器２４で３７℃に冷却し、次いで２つの流れ８，９に分離する。
【０１２１】
前記流れ８は、より大きな流れであり、前記流れ７の７０％を表しており、前記交換器Ｅ１を通ることにより−８２℃に冷却され、次いで前記圧縮器ＸＫ１に連結された前記タービンＸ１に供給される。前記タービン１０を離れる前記膨張した流れを、９ｂａｒの圧力、−１３８℃の温度で、前記交換器Ｅ１中で３２℃まで加熱し、次いで前記第３の段階である中圧段階で前記圧縮器Ｋ１中に供給する。
【０１２２】
前記流れ９は、より小さな流れであり、前記流れ７の３０％を表しており、液化し、−１６０℃に冷却して、前記脱窒素塔Ｃ１に戻す。
【０１２３】
生産された燃料ガスは１４００ＧＪ／ｈを表し、その全発熱量は前記最終フラッシュ設備のそれと同一である。脱窒素技術及び本発明の方法を使用することにより、適当なコストで、液化結果の容量を１１．７４％増加させることを可能とする。
【０１２４】
ここで、この非常に驚くべき結果をもたらすのは、脱窒素塔の使用、圧縮燃料ガスの再循環及び膨張タービンサイクルの組み合わせによることが理解されるに違いない。
【０１２５】
ＬＮＧ生産設備の他の大きさに関して、その結果は表７に与えられる。
【０１２６】
【表７】
2004527716.tif 000009
【０１２７】
以下のような容量の増加を見ることができる。
・１つのＧＥ６タービンと関連する１つのＧＥ７タービンを使用するＬＮＧ設備について１４．２％
・２つのＧＥ７タービンを使用するＬＮＧ設備について１１．７％
・３つのＧＥ７タービンを使用するＬＮＧ設備について８．２１％
【０１２８】
本発明に係る方法は、また、生産された燃料ガスの量を調整するときにかなりの利点を有する。確かに、下の表８の数値の例で示されるように、燃料ガスの生産を支持することを可能とする。
【０１２９】
【表８】
2004527716.tif 000010
【０１３０】
燃料ガスの量が１４００から２８００ＧＪ／ｈに上昇するとき、容量を１３．３９％増加させることが可能である。即ち、１．６５％（１３．３９％−１１．７４％）の容量の増加は、前記燃料ガスの生産量の増加によることが分かる。
【０１３１】
本発明の方法に係る他の実施の形態は、脱窒素塔Ｃ１を使用し、上述の図５に示される。図４とは異なり、この実施の形態は分離容器Ｖ２を使用する。
【０１３２】
−１４０．５℃、４８．０ｂａｒの圧力下、３３２９４ｋｍｏｌ／ｈの流速で得られた組成ＢのＬＮＧ１を、前記油圧タービンＸ３中で６．１ｂａｒ、−１４１．２５℃に膨張させ、次いで前記バルブ１８中で５．１ｂａｒ、−１４３．３９℃に再度膨張させて、膨張した流れ２を供給する。
【０１３３】
前記流れ２（３３２９４ｋｍｏｌ／ｈ）を前記流れ３５（２６００ｋｍｏｌ／ｈ）と混合して、−１４６．５５℃で前記流れ３６（３５８９４ｋｍｏｌ／ｈ）を得る。
【０１３４】
前記流れ３５は、４２．９７％の窒素、５７．０２％のメタン及び０．０１％のエタンから構成される。
【０１３５】
前記流れ３６は、６．７９％の窒素、８５．８３％のメタン、４．９７％のエタン、１．７１％のプロパン、０．２７％のイソブタン及び０．４４％のｎ−ブタンから構成され、前記容器２中で前記第２塔頂フラクション１２（１６０９ｋｍｏｌ／ｈ）及び前記第２塔底フラクション１３（３４２８５ｋｍｏｌ／ｈ）に分離する。
【０１３６】
前記流れ１２（４５．５８％の窒素、５４．４％のメタン及び０．０２％のエタン）を、前記交換器Ｅ１中で３３℃に加熱して、４．９ｂａｒで流れ３７を中圧過程１４の前記圧縮器Ｋ１に供給する。
【０１３７】
前記流れ１３（４．９７％の窒素、８７．３０％のメタン、５．２０％のエタン、１．７９％のプロパン、０．２８％のイソブタン及び０．４６％のｎ−ブタン）を、前記熱交換器Ｅ２中で冷却し、−１５７℃、４．６ｂａｒで前記流れ２０を供給する。この流れを前記バルブ２８中で膨張させて、−１６５．２１℃、１．１５ｂａｒで流れ２９を得、それを前記塔Ｃ１へ導入する。
【０１３８】
前記塔Ｃ１は、その塔頂において、−１６５．１３℃で前記第１塔頂フラクション３（４０３２ｋｍｏｌ／ｈ）を生成する。前記フラクション３（４１．７３％の窒素及び５８．２７％のメタン）を交換器Ｅ１中で加熱して、−６３．７℃、１．０５ｂａｒで前記流れ４１を付与する。前記流れ４１を、前記圧縮器Ｋ１の低圧吸引側１５に供給する。
【０１３９】
前記塔Ｃ１は、−１５９．０１℃、１．１５ｂａｒ、３０２５３ｋｍｏｌ／ｈの流速で、前記第１塔底フラクション４を生成する。このフラクション４（０．０７％の窒素、９１．１７％のメタン、５．９０％のエタン、２．０３％のプロパン、０．３２％のイソブタン及び０．５２％のｎ−ブタン）は、前記ポンプＰ１によって汲み上げられ、４．１５ｂａｒ、−１５８．８６℃でフラクション３９を供給し、次いで前記装置を離れる。
【０１４０】
前記塔Ｃ１は前記塔底リボイラ１６を備え、該塔底リボイラ１６は前記流れ１３を冷却して前記流れ２０を得る。
【０１４１】
前記圧縮器Ｋ１は、３７℃、２９ｂａｒ、１１３４１ｋｍｏｌ／ｈの流速で、前記圧縮流れ５を生成する。この燃料ガス（４２．９０％の窒素及び５７．０９％のメタン）の流れ５を、流れ４０と流れ６とに分離する。該流れ４０は、３０４１ｋｍｏｌ／ｈを表し、前記装置を離れる。前記流れ６は、８３００ｋｍｏｌ／ｈを表し、前記圧縮器ＸＫ１中で圧縮される。
【０１４２】
前記圧縮器ＸＫ１は、６８．１８℃、３９．７ｂａｒで圧縮流れ７を生成する。前記流れ７を、水変換器２４中で３７℃に冷却し、次いで前記流れ８、９に分離する。
【０１４３】
前記流れ８（５７００ｋｍｏｌ／ｈ）を交換器Ｅ１中で冷却し、−７４℃、３８．９ｂａｒで前記流れ２５を生ずる。
【０１４４】
前記流れ９（２６００ｋｍｏｌ／ｈ）を交換器Ｅ１中で冷却し、−１５５℃、３８．４ｂａｒで前記流れ２２を生ずる。前記流れ２２を、次いで前記バルブ２３中で膨張させ、−１６８℃、５．１ｂａｒで前記流れ３５を供給する。
【０１４５】
前記流れ２５を、−１３９．７℃の温度、８．０ｂａｒの圧力で、フラクション１０を生成する前記膨張タービンＸ１中で膨張させる。このフラクション１０を、次いで３２℃の温度、７．８ｂａｒの圧力で、前記フラクション２６を生成する前記交換器Ｅ１中で加熱する。
【０１４６】
前記フラクション２６を、中圧過程１１で前記圧縮器Ｋ１に供給する。前記圧縮器Ｋ１及び前記膨張器Ｘ１は、次の性能を有する。
脱窒素設備
・圧縮器Ｋ１の電力：２２００７ｋＷ
・膨張器Ｘ１の電力：２７００ｋＷ
【０１４７】
前記容器Ｖ２を使用することにより、前記圧縮器Ｋ１の電力において約２０００ｋＷを節約することができる。
【０１４８】
前記窒素リッチなガスＢに関するこれらの研究より、本発明に係る方法から以下のことが明らかとなる。
・液化方法を委ねるＬＮＧの温度が上がることにより、１．２％／℃のＬＮＧ生産容量の増加を得ることが可能となる。
・生成された燃料ガスの一部の液化と関連する脱窒素塔の使用は、最終フラッシュよりもはるかに効果的である。
・新規な方法を用いて前記圧縮器Ｋ１に連結されたガスタービンの電力を飽和させることにより、ＬＮＧ生産容量での重要な増加を達成することができる。
・生産された燃料ガスの量の増加により、ＬＮＧ生産容量の更なる増加を得ることができる。
・分離容器Ｖ２の追加により、前記圧縮器Ｋ１における負荷を改良し、その使用コストの低減を可能とすることができる。
【０１４９】
次の研究は窒素デプレートガスＡの使用に関する。ここで、前記最終フラッシュ設備は燃料ガスを生成しない。
【０１５０】
公知の方法において、微量の窒素を含む天然ガスは最終フラッシュの使用を必要としない。
【０１５１】
前記ＬＮＧを、次いで−１６０℃で直接生成することができ、例えばＸ３に類似する油圧タービン中での膨張後、貯蔵のために送ることができる。これは、高過冷却処理法である。
【０１５２】
前記高過冷却技術が選択されると、燃料ガスの原料は以下のようにさまざまであっても良い。
・メタンリムーバーの塔頂からのガス
・凝縮安定化塔の塔頂からのガス
・貯蔵タンクでの蒸発からのガス
・天然ガス乾燥器の再生からのガス等
【０１５３】
次いで、過度の燃料ガスを有する危険を冒すことなく、燃料ガス源を追加することは不可能になる。液化方法を使用して生産されたＬＮＧの温度を上げることによって、ＬＮＧの生産ラインの能力を向上させる要望があるのであれば、燃料ガスをほとんど又は全く生産しない方法を提起する必要がある。
【０１５４】
本発明に係る方法により、この目的を達成することが可能になる。前記方法は、液化方法を委ねる前記ＬＮＧの温度を上げることを可能とし、従って、貯蔵目的のために生産される冷却されたＬＮＧガス４の流速を増加させることを可能とする。
【０１５５】
この方法は図６に示されており、上述されている。前記圧縮器Ｋ１に接続されたタービンの電力が等しいとき、作動状態は液化設備の能力に依存する。２つのＧＥ７タービンを含むＬＮＧ生産設備からのＬＮＧ１を使用する場合を、例として以下に記載する。
【０１５６】
前記ＬＮＧ１を、−１４７℃の温度で、発電機を駆動する油圧タービンＸ３中で２．７ｂａｒに膨張させ、次いで前記バルブ１８中で１．１５ｂａｒへの第２の膨張を行わせ、前記圧縮燃料ガス５の液化からＬＮＧと混合して、前記フラッシュ容器Ｖ１に供給する。
【０１５７】
前記容器Ｖ１の底において、前記ＬＮＧは−１５９．２℃、１．１５ｂａｒである。次いで前記ＬＮＧは装置を離れ、貯蔵される。
【０１５８】
前記燃料ガス３は前記第１塔頂フラクションであり、前記圧縮器Ｋ１中で２９ｂａｒに圧縮される前に、前記交換器Ｅ１中で３２℃に加熱されて、燃料ガスネットワークに供給可能となる。この場合、全ての燃料ガスを前記圧縮器ＸＫ１に送り、４１．５ｂａｒで前記圧縮流れ７を供給する。次いでこの流れを水変換器２４中で３７℃に冷却し、次いで２つの流れ８，９に分離する。
【０１５９】
前記流れ８は前記流れ７の７９％を表し、該流れ８を、前記圧縮器ＸＫ１に接続されたタービンＸ１に供給する前に、−６０℃に冷却する。前記タービンＸ１は、９ｂａｒの圧力、−１２７℃の温度で前記膨張ガス１０を提供する。この流れ１０を前記交換器Ｅ１中で加熱し、３２℃で加熱された流れ２６を得、次いで前記圧縮器Ｋ１へ、その第３の過程の吸引側で供給する。
【０１６０】
前記流れ９は前記流れ７の２１％を表し、前記交換器Ｅ１中で−１４１℃へ液化、冷却され、前記フラッシュ容器Ｖ１に戻る。
【０１６１】
前記新規な方法の使用によって、適当なコストで、液化結果の容量を１５．８２％増加させることが可能である。
【０１６２】
ここで、この非常に驚くべき結果をもたらすのは、前記圧縮燃料ガス及び膨張タービンサイクルの再循環の組み合わせであるということを理解しなければならない。
【０１６３】
異なる大きさのＬＮＧ生産設備に関して、結果を以下に与える。
・表９は、図６に示されるように、本発明の方法の実施の形態によって作動する設備の特徴に対応する。
・表１０は、比較として与えられるものであり、高過冷却処理法を用いるＬＮＧ冷却設備の特徴を示している。
【０１６４】
【表９】
2004527716.tif 000011
【０１６５】
【表１０】
2004527716.tif 000012
【０１６６】
高過冷却処理法との比較において、本発明の方法に係る装置の使用のための容量の増加は、次の通りである。
・１つのＧＥ７タービンと関連する１つのＧＥ６タービンを使用するＬＮＧ設備について１９．６％
・２つのＧＥ７タービンを使用するＬＮＧ設備について１５．８％
・３つのＧＥ７タービンを使用するＬＮＧ設備について１０．９％
【０１６７】
図６の本発明に係る方法の実施の形態は、望まれれば、燃料ガスの生産を行うことも可能である。この可能性を、下の表１１の数値例に示す。
【０１６８】
【表１１】
2004527716.tif 000013
【０１６９】
燃料ガスの生産量が０から７８５ＧＨ／ｈに上昇すると、１８．１３％の容量増加が可能となる。即ち、容量の増加２．３１％（１８．１３％−１５．８２％）は、燃料ガスの生産による。この結果は、脱窒素装置によって得られたものよりもかなり著しいものである。
【０１７０】
本発明の方法に係る他の実施の形態は、脱窒素塔Ｃ１を使用し、上述のように図７に示されている。図６とは異なり、この実施の形態は分離容器Ｖ２を使用する。
【０１７１】
−１４７℃、４８．０ｂａｒの圧力、３０８８５ｋｍｏｌ／ｈの流速で得られた組成ＡのＬＮＧ１を、油圧タービンＸ３中で２．７ｂａｒ、−１４７．６３℃に膨張させ、次いで前記バルブ１８中で２．５ｂａｒ、−１４８．３３℃に再度膨張させて、膨張した流れ２を供給する。
【０１７２】
前記流れ２（３０８８５ｋｍｏｌ／ｈ）を、前記流れ３５（３１２７ｋｍｏｌ／ｈ）と混合し、−１４９．００℃で、前記流れ３６（３４０１２ｋｍｏｌ／ｈ）を得る。
【０１７３】
前記流れ３５は、３．１７％の窒素、９６．８２％のメタン及び０．０１％のエタンから構成される。
【０１７４】
前記流れ３６は、０．３８％の窒素、９１．９０％のメタン、４．０９％のエタン、２．２７％のプロパン、０．５４％のイソブタン及び０．８２％のｎ−ブタンから構成され、前記容器２中で、前記第２塔頂フラクション１２（５６２ｋｍｏｌ／ｈ）及び前記第２塔底フラクション１３（３３４５０ｋｍｏｌ／ｈ）に分離する。
【０１７５】
前記流れ１２（５．４１％の窒素、９４．５７％のメタン、０．０２％のエタン）を前記交換器Ｅ１中で３４℃に加熱し、前記圧縮器Ｋ１へ２．４ｂａｒで供給される流れ３７を中圧過程１４へ供給する。
【０１７６】
前記流れ１３（０．０３％の窒素、９１．８５％のメタン、４．１６％のエタン、２．３１％のプロパン、０．５５％のイソブタン及び０．８３％のｎ−ブタン）を前記バルブ２８中で膨張させ、−１５９．１７℃、１．１５ｂａｒで前記流れ２９を得、それは、前記分離容器Ｖ１に導入される。
【０１７７】
前記容器Ｖ１は、その塔頂において、−１５９．１７℃で前記第１塔頂フラクション３（２５６４ｋｍｏｌ／ｈ）を生成する。前記フラクション３（２．７２％の窒素、９７．２７％のメタン及び０．０１％のエタン）を前記交換器Ｅ１中で加熱し、−３２．２１℃、１．０５ｂａｒで、前記流れ４１を付与する。前記流れ４１を、前記圧縮器Ｋ１の低圧吸引側１５に供給する。
【０１７８】
前記容器Ｖ１は、−１５９．１７℃、１．１５ｂａｒ、３０８８６ｋｍｏｌ／ｈの流速で前記第１塔底フラクション４を生成する。このフラクション４（０．１０％の窒素、９１．４０％のメタン、４．５０％のエタン、２．５０％のプロパン、０．６０％のイソブタン及び０．９０％のｎ−ブタン）をポンプＰ１によって汲み上げて、４．１５ｂａｒ、−１５９．０２℃でフラクション３９を供給し、次いで前記装置を離れる。
【０１７９】
前記圧縮器Ｋ１は、３７℃、２９ｂａｒ、１３４２６ｋｍｏｌ／ｈの流速で、前記圧縮流れ５を生成する。この燃料ガス流れ５（３．１８％の窒素、９６．８１％のメタン及び０．０１％のエタン）を、前記圧縮器ＸＫ１中で、燃料ガス４０を生成することなく完全に圧縮する。
【０１８０】
前記圧縮器ＸＫ１は、７２．５１℃、４２．７ｂａｒで前記圧縮流れ７を生成する。前記流れ７を水交換器２４中で３７℃に冷却し、次いで流れ８、９に分離する。
【０１８１】
前記流れ８（１０３００ｋｍｏｌ／ｈ）を前記交換器Ｅ１中で冷却し、−５６℃、４１．９ｂａｒで前記流れ２５を与える。
【０１８２】
前記流れ９（３１２６ｋｍｏｌ／ｈ）を前記交換器Ｅ１中で冷却し、−１４１℃、４１．４ｂａｒで前記流れ２２を与える。次いで前記流れ２２を前記バルブ２３中で膨張させ、−１５２．３７℃、２．５０ｂａｒで前記流れ３５を供給する。
【０１８３】
前記流れ２５を、−１２９．６５℃の温度、８．０ｂａｒの圧力で、前記フラクション１０を生成する前記膨張タービンＸ１中で膨張させる。次いでこのフラクション１０を、３４℃の温度、７．８ｂａｒの圧力でフラクション２６を生成する前記交換器Ｅ１中で加熱する。
【０１８４】
前記フラクション２６を、中圧過程１１の吸引側で前記圧縮器Ｋ１に供給する。前記圧縮器Ｋ１及び前記膨張器Ｘ１は、次の性能を有する。
脱窒素設備Ｋ１
・圧縮器Ｋ１の電力：２３０３４ｋＷ
・膨張器Ｘ１の電力：２７００ｋＷ
【０１８５】
前記容器Ｖ２を使用することにより、前記圧縮器Ｋ１の電力における約１０００ｋＷの節約を可能とする。
【０１８６】
最後に、窒素デプレートであるガスＡに関するこれらの研究から、本発明に係る方法から以下のことが明らかとなる。
・液化方法を委ねる前記ＬＮＧの温度の上昇により、１．２％／℃のＬＮＧ生産容量の増加を達成することが可能となり、この結果は、ガスＡによって得られるものと一致する。
・最終フラッシュ（容器Ｖ１）の使用及び前記圧縮器Ｋ１を運転するガスタービンの電力の飽和により、燃料ガスを生産しなくても、発明の方法によってＬＮＧ生産容量の著しい増加を達成することが可能となる。
・燃料ガスの生産により、ＬＮＧ生産容量の増加を達成することができる。この増加は著しく、決定的要因であることが分かる。
・前記分離容器Ｖ２の追加により、前記圧縮器Ｋ１への負荷を改善し、使用コストの低減を可能とする。
【図面の簡単な説明】
【図１】
従来技術の一実施の形態に係る、天然ガスを液化する装置の機能ブロック図である。
【図２】
従来技術の第１の実施の形態に係る、液化天然ガスから窒素を取り除く装置の機能ブロック図である。
【図３】
従来技術の第２の実施の形態に係る、液化天然ガスから窒素を取り除く装置の機能ブロック図である。
【図４】
本発明の好ましい実施の形態に係る、液化天然ガスから窒素を取り除くことが可能な装置の機能ブロック図である。
【図５】
本発明の好ましい実施の形態に係る、液化天然ガスから窒素を取り除くことが可能な装置の機能ブロック図である。
【図６】
本発明の好ましい実施の形態に係る、液化天然ガスから窒素を取り除くことが可能な装置の機能ブロック図である。
【図７】
本発明の好ましい実施の形態に係る、液化天然ガスから窒素を取り除くことが可能な装置の機能ブロック図である。
【国際公開パンフレット】
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【国際調査報告】
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