【事件の表示】
　特願２００７−５２５０５１「天然ガス液化方法」拒絶査定不服審判事件〔平成１８年　２月１６日国際公開、ＷＯ２００６／０１７７８３、平成２０年　３月２７日国内公表、特表２００８−５０９３７４〕について、次のとおり審決する。
【結　論】
　本件審判の請求は、成り立たない。
【理　由】
第１　手続の経緯 
　本願は、平成１７年８月４日（パリ条約による優先権主張　外国庁受理　２００４年８月６日　米国（ＵＳ））を国際出願日とする出願であって、出願後以下の手続経緯をとるものである。
　平成２３年１１月１１日　拒絶理由の通知
　平成２４年　２月１５日　意見書の提出及び手続補正
　平成２４年１１月２６日　拒絶理由の通知
　平成２５年　５月　２日　意見書の提出及び手続補正
　平成２６年　２月２０日　拒絶理由（最後）の通知
　平成２６年　６月１６日　意見書の提出及び手続補正
　平成２６年　７月　８日　補正の却下の決定
　　　　　　　　　　　　（平成２６年　６月１６日付け手続補正の却下）
　　　　　　　　　　　　　拒絶査定
　平成２６年１１月　７日　拒絶査定不服審判の請求
　　　　　　　　　　　　　手続補正
　平成２６年１１月２５日　手続補正（請求理由の補充）
　平成２７年１０月１６日　拒絶理由（当審）の通知
　平成２８年　４月１４日　意見書の提出及び手続補正
　
第２　本願発明について
　本願の請求項１ないし２４に係る発明は、平成２８年４月１４日付け手続補正により補正された特許請求の範囲の請求項１ないし２４に記載された事項により特定されるとおりのものであるところ、請求項１３に係る発明（以下、「本願発明」という。）は以下のとおりのものであると認める。
「【請求項１３】
　（ａ）第１の圧力及び第１の温度の加圧天然ガス流（１０）を提供し；
　（ｂ）前記加圧天然ガス流（１０）を、冷たい冷媒流（１２０）による間接熱交換によって冷却して、第１の温度よりも低い第２の温度の冷却された加圧天然ガス流（２０）を生成し；
　（ｃ）前記冷却された加圧天然ガス流（２０）を、液化する前に、膨張装置（３０）において膨張させて冷却された天然ガス供給流（１４０）を生成し、ここで、膨脹装置（３０）から出た冷却された天然ガス供給流（１４０）は主に気体状であり、該冷却された天然ガス供給流（１４０）を天然ガス液化領域に導き、かつ、前記膨張装置（３０）からの膨張仕事を用いて圧縮器（４０）を駆動して冷媒流（５０）を圧縮して加圧冷媒流（６０）を生成し；
　（ｄ）前記加圧冷媒流（６０）を冷却して、冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（８０）を生成し；
　（ｅ）前記冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（８０）を膨張させて、工程（ｂ）において用いる前記冷たい冷媒流（１２０）を生成する；
工程を含む、冷却された天然ガス供給流を調製する方法。」
第３　当審の拒絶理由について
　当審から平成２７年１０月１６日付けで通知した拒絶理由のうち、請求項１３に記載された発明（本願発明）（前記拒絶理由では請求項２５に記載された発明であり、平成２８年４月１４日付け手続補正で請求項１３に記載された発明に補正された。）に関する拒絶理由の概要は次のとおりであり、その妥当性について当審の判断を以下の「第４」に示す。
　（理由）本願発明は、その出願前に外国において頒布された以下の刊行物１に記載された発明に基いて、その出願前にその発明の属する技術の分野における通常の知識を有する者が容易に発明をすることができたものであるから、特許法第２９条第２項の規定により特許を受けることができない。
　刊行物１：米国特許公開２００３／０００５７２２号公報
第４　当審の判断
１．刊行物１の記載
　刊行物１には以下の事項が記載されている。
　なお、刊行物１の当審訳は、日本語のパテントファミリーである特許第５０４１６５０号公報を参考にして作成したので、同公報の参照箇所を【】として付記する。 
　（ア）「［0001］This invention relates to a process for processing natural gas or other methane-rich gas streams to produce a liquefied natural gas (LNG) stream that has a high methane purity and a liquid stream containing predominantly hydrocarbons heavier than methane. 」
（当審訳）「【0001】本発明は、高純度のメタンの液化天然ガス(LNG)ストリームとメタンより重い炭化水素を主に含む液体ストリームとを製造するために天然ガスまたは他のメタンリッチなガスストリームを処理する方法に関する。」
　（イ）「［0033］Referring now to  FIG. 1 , we begin with an illustration of a process in accordance with the present invention where it is desired to produce an NGL co-product containing the majority of the ethane and heavier components in the natural gas feed stream. In this simulation of the present invention, inlet gas enters the plant at 90°F.［32℃.］and 1285 psia［8,860 kPa(a)］as stream  31 . If the inlet gas contains a concentration of carbon dioxide and/or sulfur compounds which would prevent the product streams from meeting specifications, these compounds are removed by appropriate pretreatment of the feed gas (not illustrated). In addition, the feed stream is usually dehydrated to prevent hydrate (ice) formation under cryogenic conditions. Solid desiccant has typically been used for this purpose. 」
（当審訳）「【0010】図１を参照して、本発明に従ったプロセスの説明から始める。この図では、天然ガス供給ストリーム中の大部分のエタンと重質成分とを含むNGL副生成物を製造するのが望ましい。本発明のこのシミュレーションにおいて、入口ガスはストリーム31として90゜F[32℃]及び1285psia［8,860kPa(a)]でプラントに入る。もし入口ガスが生成物ストリームを妨げて規格に合わせないようにするある濃度の二酸化炭素及び／または硫黄化合物を含む場合、これらの化合物は、供給ガスを好適に予備処理(示されていない)することによって除去する。さらにこの供給ストリームは、通常、極低温条件下で水和物(氷)が形成しないように脱水する。この目的に関しては、通常、固体乾燥剤が使用されてきた。」
　（ウ）「［0034］The feed stream  31  is cooled in heat exchanger  10  by heat exchange with refrigerant streams and demethanizer side reboiler liquids at −68°F.［−55℃.］(stream  40 ). Note that in all cases heat exchanger  10  is representative of either a multitude of individual heat exchangers or a single multi-pass heat exchanger, or any combination thereof. (The decision as to whether to use more than one heat exchanger for the indicated cooling services will depend on a number of factors including, but not limited to, inlet gas flow rate, heat exchanger size, stream temperatures, etc.) The cooled stream  31 a  enters separator  11  at −30°F.［−34°C.］and 1278 psia ［8,812 kPa(a)］where the vapor (stream  32 ) is separated from the condensed liquid (stream  33 ). 」
（当審訳）「【0011】供給ストリーム31を、−68゜F[−55℃]で冷媒ストリームとデメタナイザー・サイド・リボイラー(demethanizer  side  reboiler)液で熱交換によって熱交換器10で冷却する。全ての場合において、熱交換器10は個々の熱交換器の群であるか、単一のマルチパス熱交換器、またはその任意の組合せの代表例であることに留意されたい。(表示の冷却設備に関し二つ以上の熱交換器を使用するかどうかの判断は、入口ガス流速、熱交換器のサイズ、ストリーム温度などを含む多くの因子に依存するが、これらに限定されない)冷却ストリーム31aは−30゜F[−34℃]及び1278psia[8,812kPa(a)]で分離器11に入り、ここで蒸気(ストリーム32)は凝縮液体(ストリーム33)から分離される。」
　（エ）「［0035］The vapor (stream  32 ) from separator  11  is divided into two streams,  34  and  36 . Stream  34 , containing about 20% of the total vapor, is combined with the condensed liquid, stream  33 , to form stream  35 . Combined stream  35  passes through heat exchanger  13  in heat exchange relation with refrigerant stream  71 e,  resulting in cooling and substantial condensation of stream  35 a.  The substantially condensed stream  35 a  at　−120°F.［ −85°C.］is then flash expanded through an appropriate expansion device, such as expansion valve  14 , to the operating pressure (approximately 465 psia［3,206 kPa(a)］) of fractionation tower  19 . During expansion a portion of the stream is vaporized, resulting in cooling of the total stream. In the process illustrated in  FIG. 1 , the expanded stream  35 b  leaving expansion valve  14  reaches a temperature of −122°F.［−86°C.］, and is supplied at a mid-point feed position in demethanizing section  19 b  of fractionation tower  19 . 」
（当審訳）「【0012】分離器11からの蒸気(ストリーム32)を二つのストリーム34と36に分割する。全蒸気の約20%を含むストリーム34を凝縮液体、ストリーム33と混合してストリーム35を形成する。混合ストリーム35は冷媒ストリーム71eと一緒に熱交換関係にある熱交換器13を通過し、ストリーム35aを冷却し、実質的に凝縮させる。次いで実質的に凝縮されたストリーム35aを−120゜F[−85℃]で、膨張弁14などの適当な膨張デバイスを通してフラッシュ膨張させて分留塔19の操作圧力(約465psia[3,206pKa(a)])にする。膨張させている間に、ストリームが一部蒸発して、ストリーム全体が冷却される。図１に示されているプロセスでは、膨張弁14を離れる膨張ストリーム35bは−122゜F[−86℃]の温度に到達し、分留塔19の脱メタン化区画19bの中間供給位置に供給される。」
　（オ）「［0036］The remaining 80% of the vapor from separator  11  (stream  36 ) enters a work expansion machine  15  in which mechanical energy is extracted from this portion of the high pressure feed. The machine  15  expands the vapor substantially isentropically from a pressure of about 1278 psia［8,812 kPa(a)］to the tower operating pressure, with the work expansion cooling the expanded stream  36 a  to a temperature of approximately −103°F.［−75°C.］.The typical commercially available expanders are capable of recovering on the order of 80-85% of the work theoretically available in an ideal isentropic expansion. The work recovered is often used to drive a centrifugal compressor (such as item  16 ) that can be used to re-compress the tower overhead gas (stream  38 ), for example. The expanded and partially condensed stream  36 a  is supplied as feed to distillation column  19  at a lower mid-column feed point. 」
（当審訳）「【0013】分離器11からの蒸気の残り80%(ストリーム36)は、膨張仕事機械15に入り、そこで機械的エネルギーが高圧供給材料のこの部分から取り出される。機械15はこの蒸気を約1278psia[8,812kPa(a)]から塔の操作圧力まで実質的に等エントロピー的に膨張させ、膨張ストリーム36aを約−103゜F[−75℃]の温度に膨張仕事によって冷却する。通常利用可能なエキスパンダーは、理想の等エントロピー膨張で理論的に利用可能な仕事の80〜85%のオーダーで回復可能である。回復された仕事は、たとえば塔頂部ガス(ストリーム38)を再圧縮するのに使用し得る延伸圧縮機(たとえばアイテム16)を駆動するのによく使用される。膨張され、部分的に凝縮されたストリーム36aを、下部の中間カラム供給点で蒸留カラム19に供給材料として供給する。」
　（カ）「［0037］The demethanizer in fractionation tower  19  is a conventional distillation column containing a plurality of vertically spaced trays, one or more packed beds, or some combination of trays and packing. As is often the case in natural gas processing plants, the fractionation tower may consist of two sections. The upper section  19 a  is a separator wherein the top feed is divided into its respective vapor and liquid portions, and wherein the vapor rising from the lower distillation or demethanizing section  19 b  is combined with the vapor portion (if any) of the top feed to form the cold demethanizer overhead vapor (stream  37 ) which exits the top of the tower at −135°F.［−93°C.］. The lower, demethanizing section  19 b  contains the trays and/or packing and provides the necessary contact between the liquids falling downward and the vapors rising upward. The demethanizing section also includes one or more reboilers (such as reboiler  20 ) which heat and vaporize a portion of the liquids flowing down the column to provide the stripping vapors which flow up the column. The liquid product stream  41  exits the bottom of the tower at 115°F.［46°C.］, based on a typical specification of a methane to ethane ratio of 0.020:1 on a molar basis in the bottom product. 」
（当審訳）「【0014】分留塔19内のデメタナイザーは、複数の垂直に配置されたトレー、１つ以上の充填床、またはトレーと充填材との組合せを含む慣用の蒸留カラムである。天然ガス処理プラントによく見られるように、この分留塔は二つの区画から構成されていてもよい。上部区画19aは分離器であり、ここで上部供給材料をそれぞれ蒸気と液体部分とに分割し、下部蒸留区画または脱メタン化区画19bから上昇する蒸気を(もしあれば)上部供給材料の蒸気部分と混合して、冷デメタナイザー塔頂部蒸気(ストリーム37)を形成し、これは−135゜F[−93℃]で塔頂部を出る。下部の脱メタン化区画19bはトレー及び／または充填材を含み、下降する液体と上昇する蒸気との間に必要な接触をもたらす。この脱メタン化区画は一つ以上のリボイラ(たとえばリボイラ20)も含み、これはカラムを降流する液体の一部を加熱且つ気化させて、カラムを昇流するストリッピング蒸気を提供する。液体生成物ストリーム41は、底部生成物のモルベースでメタン：エタン比が0.020：１の典型的な規格(specification)をベースとして、115゜F[46℃]で塔の底部を出る。」
　（キ）「［0038］The demethanizer overhead vapor (stream  37 ) is warmed to 90°F.［32°C.］in heat exchanger  24 , and a portion of the warmed demethanizer overhead vapor is withdrawn to serve as fuel gas (stream  48 ) for the plant. (The amount of fuel gas that must be withdrawn is largely determined by the fuel required for the engines and/or turbines driving the gas compressors in the plant, such as refrigerant compressors  64 ,  66 , and  68  in this example.) The remainder of the warmed demethanizer overhead vapor (stream  38 ) is compressed by compressor  16  driven by expansion machines  15 ,  61 , and  63 . After cooling to 100°F. ［38°C.］in discharge cooler  25 , stream  38 b  is further cooled to　−123°F.［−86°C.］in heat exchanger  24  by cross exchange with the cold demethanizer overhead vapor, stream  37 . 」
（当審訳）「【0015】デメタナイザー塔頂部蒸気(ストリーム37)を熱交換器24で90゜F[32℃]に温め、温暖デメタナイザー塔頂部蒸気の一部を抜き取ってプラント用の燃料ガス(ストリーム48)として供給する。(抜き取らなくてはならない燃料ガスの量は、たとえばこの実施例での冷媒圧縮機64、66及び68等のプラントのガス圧縮機を駆動させるエンジン及び／またはタービンに必要な燃料によって主に決定される)温暖デメタナイザー塔頂部蒸気の残余(ストリーム38)は、膨張機械15、61及び63によって駆動される圧縮機16によって圧縮される。流出冷却器(discharge  cooler)25で100゜F[38℃]に冷却した後、ストリーム38bを冷デメタナイザー塔頂部蒸気、ストリーム37で相互交換(cross  exchange)によって熱交換器24で−123゜F[−86℃]に冷却する。」
　（ク）「［0039］Stream  38 c  then enters heat exchanger  60  and is further cooled by refrigerant stream  71 d.  After cooling to an intermediate temperature, stream  38 c  is divided into two portions. The first portion, stream  49 , is further cooled in heat exchanger  60  to −257°F. ［−160°C.］to condense and subcool it, whereupon it enters a work expansion machine  61  in which mechanical energy is extracted from the stream. The machine  61  expands liquid stream  49  substantially isentropically from a pressure of about 562 psia［3,878 kPa(a)］to the LNG storage pressure (15.5 psia［107 kPa(a)］), slightly above atmospheric pressure. The work expansion cools the expanded stream  49 a  to a temperature of approximately−258°F.［−161°C.］, whereupon it is then directed to the LNG storage tank  62  which holds the LNG product (stream  50 ). 」
（当審訳）「【0016】次いでストリーム38cは熱交換器60に入り、冷媒ストリーム71dによりさらに冷却される。中間温度に冷却した後、ストリーム38cを二つの部分に分割する。第一の部分、ストリーム49を熱交換器60内で−257゜F[−160℃]にさらに冷却して凝縮させ過冷却させて、そしてストリームは膨張仕事機械61に入り、ここで機械的エネルギーがストリームから取り出される。この機械61は液体ストリーム49を約562spia[3,878kPa(a)]の圧力からLNG貯蔵圧力(15.5spia[107kPa(a)])、やや大気圧より上に実質的に等エントロピー的に膨張させる。膨張仕事によって膨張させたストリーム49aを約−258゜F[−161℃]の温度に冷却して、LNG貯蔵タンク62に方向付け、LNG生成物(ストリーム50)を保持する。」
　（ケ）「［0040］Stream  39 , the other portion of stream  38 c,  is withdrawn from heat exchanger  60  at −160°F.［−107°C.］and flash expanded through an appropriate expansion device, such as expansion valve  17 , to the operating pressure of fractionation tower  19 . In the process illustrated in  FIG. 1 , there is no vaporization in expanded stream  39 a,  so its temperature drops only slightly to −161°F.［−107°C.］leaving expansion valve  17 . The expanded stream  39 a  is then supplied to separator section  19 a  in the upper region of fractionation tower  19 . The liquids separated therein become the top feed to demethanizing section  19 b. 」
（当審訳）「【0017】ストリーム39、ストリーム38cのもう一つの部分を−160゜F[−107℃]で熱交換器から抜き出し、膨張弁17等の適当な膨張デバイスで分留塔19の操作圧力にフラッシュ膨張させる。図１に示されているプロセスでは、膨張ストリーム39aでは蒸発はないので、その温度はほんの少し−161゜F[−107℃]に下がって、膨張弁17を出る。次いで膨張ストリーム39aを分留塔19の上部領域の分離器区画19aに供給する。そこで分離された液体は脱メタン化区画19bへの上部供給材料になる。」
　（コ）「［0041］All of the cooling for streams  35  and  38 c  is provided by a closed cycle refrigeration loop. The working fluid for this cycle is a mixture of hydrocarbons and nitrogen, with the composition of the mixture adjusted as needed to provide the required refrigerant temperature while condensing at a reasonable pressure using the available cooling medium. In this case, condensing with cooling water has been assumed, so a refrigerant mixture composed of nitrogen, methane, ethane, propane, and heavier hydrocarbons is used in the simulation of the  FIG. 1  process. The composition of the stream, in approximate mole percent, is 7.5% nitrogen, 41.0% methane, 41.5% ethane, and 10.0% propane, with the balance made up of heavier hydrocarbons. 」
（当審訳）「【0018】ストリーム35と38cの冷却は全て、閉鎖循環式冷却ループによって提供する。このサイクル用の作動流体(working  fluid)は炭化水素と窒素との混合物であり、この混合物の組成は、利用可能な冷却媒体を使用して適正な圧力で凝縮させつつ必要な冷媒温度を提供するのに必要に応じて調節される。この場合、冷却水を使用して凝縮すると想定されたので、窒素、メタン、エタン、プロパンとこれらより重質の炭化水素とから構成される冷媒混合物を図１のプロセスのシミュレーションで使用する。ストリームの組成は、おおよそのモルパーセントで、7.5%窒素、41.0%メタン、41.5%エタン及び10.0%プロパンで、残余はこれらより重質の炭化水素である。」
　（サ）「［0042］The refrigerant stream  71  leaves discharge cooler  69  at 100°F.［38°C.］and 607 psia［4,185 kPa(a)］. It enters heat exchanger  10  and is cooled to−31°F.［−35°C.］and partially condensed by the partially warmed expanded refrigerant stream  71 f  and by other refrigerant streams. For the  FIG. 1  simulation, it has been assumed that these other refrigerant streams are commercial-quality propane refrigerant at three different temperature and pressure levels. The partially condensed refrigerant stream  71 a  then enters heat exchanger  13  for further cooling to −114°F.［−81°C.］by partially warmed expanded refrigerant stream  71 e,  condensing and partially subcooling the refrigerant (stream  71 b ). The refrigerant is further subcooled to　−257°F.［−160°C.］in heat exchanger  60  by expanded refrigerant stream  71 d.  The subcooled liquid stream  71 c  enters a work expansion machine  63  in which mechanical energy is extracted from the stream as it is expanded substantially isentropically from a pressure of about 586 psia［4,040 kPa(a)］to about 34 psia ［234 kPa(a)］. During expansion a portion of the stream is vaporized, resulting in cooling of the total stream to −263°F.［−164°C.］(stream  71 d ). The expanded stream  71 d  then reenters heat exchangers  60 ,  13 , and  10  where it provides cooling to stream  38 c,  stream  35 , and the refrigerant (streams  71 ,  71 a,  and  71 b ) as it is vaporized and superheated. 」
（当審訳）「【0019】冷媒ストリーム71は100゜F[38℃]及び607psia[4,185kPa(a)]で流出冷却器69を離れる。このストリームは熱交換器10に入り、−31゜F[−35℃]に冷却され、部分的に温められた膨張冷媒ストリーム71fと他の冷媒ストリームによって部分的に凝縮される。図１のシミュレーションに関しては、これらの他の冷媒ストリームは種々の温度及び圧力レベルの市販品の品質のプロパン冷媒であることを前提とした。次いで、部分的に凝縮された冷媒ストリーム71aは、部分的に温められた膨張冷媒ストリーム71eによってさらに−114゜F[−81℃]に冷却し、凝縮させ、冷媒(ストリーム71b)を部分的に過冷却するために熱交換器13に入る。この冷媒は、膨張冷媒ストリーム71dによって熱交換器60で−257゜F[−160℃]にさらに過冷却される。この過冷却液体ストリーム71cは膨張仕事機械63に入り、そこでストリームが約586psia[4,040kPa(a)]〜約34psia[234kPa(a)]の圧力へ実質的に等エントロピー的に膨張するにつれて、機械的エネルギーがストリームから取り出される。膨張している間、ストリームの一部が気化して、ストリーム全体を−263゜F[−164℃](ストリーム71d)に冷却する。次いで膨張ストリーム71dは熱交換器60、13及び10に入り、そこで気化し過熱されるにつれて、ストリーム38c、ストリーム35と冷媒(ストリーム71、71a及び71b)を冷却する。」
　（シ）「［0043］The superheated refrigerant vapor (stream  71 g ) leaves heat exchanger  10  at 93°F.［34°C.］and is compressed in three stages to 617 psia［4,254 kPa(a)］. Each of the three compression stages (refrigerant compressors  64 ,  66 , and  68 ) is driven by a supplemental power source and is followed by a cooler (discharge coolers  65 ,  67 , and  69 ) to remove the heat of compression. The compressed stream  71  from discharge cooler  69  returns to heat exchanger  10  to complete the cycle. 」
（当審訳）「【0020】過熱冷媒蒸気(ストリーム71g)は93゜F[34℃]で熱交換器10を離れ、三段階で617psia[4,254kPa(a)]に圧縮される。三つの圧縮段階(冷媒圧縮機64、66及び68)はそれぞれ予備電源により駆動され、冷却器(流出冷却器65、67及び69)に進んで圧縮熱を除去する。流出冷却器69からの圧縮ストリーム71は熱交換器10に戻って、サイクルが完了する。」
　（ス）「［0044］A summary of stream flow rates and energy consumption for the process illustrated in  FIG. 1  is set forth in the following table:」
（当審訳）「【0021】図１に示されたプロセスのストリーム流速とエネルギー消費の概要を以下の表に示す。」   
　
　（セ）「［0010］FIG. 1  is a flow diagram of a natural gas liquefaction plant adapted for co-production of NGL in accordance with the present invention; 」
（当審訳）「【0071】図１は、本発明に従ったNGLを同時に製造するために適合させた天然ガス液化プラントのフローチャートである。」
　この刊行物１のＦＩＧ．１を以下に示す。なお、対比の意味で、本願の明細書に添付された【図１】をあわせて以下に示す。
　
【図１】（本願）　
ＦＩＧ．１（刊行物１）　
２．刊行物１に記載された発明
　刊行物１は、発明の名称を「Natural gas liquefaction」（当審訳：天然ガス液化）とする特許文献であって、刊行物１の記載事項（ア）から、具体的には「高純度のメタンの液化天然ガス(LNG)ストリームとメタンより重い炭化水素を主に含む液体ストリームとを製造するために
天然ガスまたは他のメタンリッチなガスストリームを処理する方法
（下線部は強調のために当審で付与したものである。以下も同じ。）
　その「天然ガスまたは他のメタンリッチなガスストリームを処理する方法」の具体例の一つが「EXAMPLE　１」（当審訳：実施例１）（TABLE１及びＦＩＧ．１を含む刊行物１の記載事項（イ）ないし（ス））に示されている。　
　以下、記載事項（セ）のＦＩＧ．１を参照しつつ刊行物１に記載された、「実施例１」についての該当箇所を検討する。
　（１）最終的に「LNG生成物(ストリーム50)」（記載事項（ク））を生成するための原料ガスの流れについて
　ａ）「LNG生成物(ストリーム50)」の原料となる「天然ガスまたは他のメタンリッチなガスストリーム」であり「入口ガス」である
「ストリーム31」
「90゜F[32℃]及び1285psia[8,860kPa(a)]」
であって、メタン含有割合８５％
　ｂ）そして、この「供給ストリーム31」は、「冷媒ストリーム」と「デメタナイザー・サイド・リボイラー(demethanizer  side  reboiler)液」により
「熱交換器10」で冷却されて「冷却ストリーム31a」
となる
「膨張冷媒ストリーム71f」が導入
されている
「冷却ストリーム31a」は、
「膨張仕事機械15」で
等エントロピー的に膨張され
冷却されて「部分的に凝縮されたストリーム36a」
となる
　ｃ）その後
「ストリーム36a」
「蒸留カラム19」
冷却され液化され
「LNG生成物(ストリーム50)」
となる
　ｄ）ここで、「膨張仕事機械15」は、「冷媒ストリーム７１」の「膨張仕事機械63」（記載事項（サ））と「膨張仕事機械61」（記載事項（ク））と共に、その膨張仕事により、「蒸留カラム19」をでた「デメタナイザー塔頂部蒸気(ストリーム37)」から「プラント用の燃料ガス(ストリーム48)」を抜き取った「残余(ストリーム38)」を「圧縮機16」で圧縮するのに使用（記載事項（キ））されるものである。
　（２）「冷媒ストリーム71」の流れについて
　ａ）
「加熱冷媒蒸気71g」（34℃）を、「冷媒圧縮機64、66、68」
で、圧縮
「圧縮ストリーム71」を生成
　ここで、「冷媒圧縮機64、66、68」は動力として「エンジン及び／またはタービン」（記載事項（キ））ないし「予備電源」（記載事項（シ））を用いている。
　そして、
「圧縮ストリーム71」
は「熱交換器１０」を経て
「部分的に凝縮された冷媒ストリーム71a」となり
「熱交換器13」を経て
「熱交換器60」で
さらに「過冷却」され
　ｂ）「過冷却液体ストリーム71c」は
「膨張仕事機械63」に入り
等エントロピー的に膨張
熱交換器60、13及び10に入り
冷却する
　（３）以上から、本願発明の記載に則して整理すると、刊行物１には、「実施例１」（及びＦＩＧ．１）に記載された「天然ガスまたは他のメタンリッチなガスストリームを処理する方法」として、次の発明（以下、「引用発明」という。）が記載されていると認められる。 
 
 「32℃及び8,860kPa(a)のメタン含有割合８５％の供給ストリーム（31）を、膨張冷媒ストリーム（71f）が導入される熱交換器（10）で冷却して、冷却ストリーム（31a）（−34℃及び8,812kPa(a)）を生成し、
　冷却ストリーム（31a）を、膨張仕事機械（15）で等エントロピー的に膨張させて冷却し、部分的に凝縮されたストリーム（36a）を生成し、
　ストリーム（36a）を蒸留カラム（19）に導き、
　冷媒圧縮機（64）（66）（68）をエンジン及び／またはタービンないし予備電源で駆動して加熱冷媒蒸気（71g）を圧縮して圧縮ストリーム（71）を生成し、
　圧縮ストリーム（71）を熱交換器（10）で冷却して、冷却され部分的に凝縮された冷媒ストリーム（71a）を生成し、
　冷却され部分的に凝縮された冷媒ストリーム（71a）を、熱交換器（13）（60）を経てさらに冷却して膨張仕事機械（63）で等エントロピー的に膨張させて冷却し、熱交換器（60）（13）を経て、膨張冷媒ストリーム（71f）を生成され、熱交換器（10）に導入される
　工程を含む、天然ガスまたは他のメタンリッチなガスストリームを処理する方法。」
３．本願発明と引用発明との対比
　ａ）引用発明「32℃及び8,860kPa(a)のメタン含有割合８５％の供給ストリーム（31）」は、「熱交換器（10）」での間接熱交換により、より温度の低い「冷却ストリーム（31a）（−34℃及び8,812kPa(a)）」になるから、本願発明の「（ａ）第１の圧力及び第１の温度の加圧天然ガス流（１０）を提供し；（ｂ）前記加圧天然ガス流（１０）を、冷たい冷媒流（１２０）による間接熱交換によって冷却して、第１の温度よりも低い第２の温度の冷却された加圧天然ガス流（２０）を生成し」と、引用発明の「32℃及び8,860kPa(a)のメタン含有割合８５％の供給ストリーム（31）を、膨張冷媒ストリーム（71f）が導入される熱交換器（10）で冷却して、冷却ストリーム（31a）（−34℃及び8,812kPa(a)）を生成し」は、
「（ａ）第１の圧力及び第１の温度の加圧天然ガス流（１０）を提供し；（ｂ）前記加圧天然ガス流（１０）を、間接熱交換によって冷却して、第１の温度よりも低い第２の温度の冷却された加圧天然ガス流（２０）を生成し」の点で一致する。
　ｂ）引用発明では、刊行物１の記載事項（オ）〜（ケ）に記載されるように、「部分的に凝縮されたストリーム（36a）」の液化は「蒸溜カラム（19）」に導かれた後の工程で行われる。
　また、引用発明の「ストリーム（36a）」は、「膨張仕事機械（15）」で膨張されて冷却されたものだから、本願発明の「天然ガス供給流（１４０）」に相当する。
　すると、本願発明の「（ｃ）前記冷却された加圧天然ガス流（２０）を、液化する前に、膨張装置（３０）において膨張させて冷却された天然ガス供給流（１４０）を生成し、ここで、膨脹装置（３０）から出た冷却された天然ガス供給流（１４０）は主に気体状であり、」と、引用発明の「冷却ストリーム（31a）を、膨張仕事機械（15）で等エントロピー的に膨張させて冷却し、部分的に凝縮されたストリーム（36a）を生成し、」は、「（ｃ）前記冷却された加圧天然ガス流（２０）を、液化する前に、膨張装置（３０）において膨張させて冷却された天然ガス供給流（１４０）を生成し、」の点で一致する。
　ｃ）引用発明では、「ストリーム（36a）を蒸溜カラム（19）に導き、」その後、刊行物１の記載事項（オ）〜（ク）に記載されるようにＬＮＧに液化されることから、引用発明の「ストリーム（36a）を蒸溜カラム（19）に導き、」は、本願発明の「該冷却された天然ガス供給流（１４０）を天然ガス液化領域に導き、」に相当する。
　ｄ）引用発明の「加熱冷媒蒸気（71g）」は冷媒であって、「冷媒圧縮機（64）（66）（68）」に導入され圧縮されて「圧縮ストリーム（71）」になり、さらに「熱交換器（10）」で冷却されて、「冷却され部分的に凝縮された冷媒ストリーム（71a）」になるから、引用発明の「加熱冷媒蒸気（71g）」、「圧縮ストリーム（71）」、「冷却され部分的に凝縮された冷媒ストリーム（71a）」は、それぞれ本願発明の「冷媒流（50）」、「加圧冷媒流（60）」、「冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（80）」に相当する。
　よって、本願発明の「前記膨張装置（３０）からの膨張仕事を用いて圧縮器（４０）を駆動して冷媒流（５０）を圧縮して加圧冷媒流（６０）を生成し；（ｄ）前記加圧冷媒流（６０）を冷却して、冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（８０）を生成し；」と、引用発明の「冷媒圧縮機（64）（66）（68）をエンジン及び／またはタービンないし予備電源で駆動して加熱冷媒蒸気（71g）を圧縮して圧縮ストリーム（71）を生成し、圧縮ストリーム（71）を熱交換器（10）で冷却して、冷却され部分的に凝縮された冷媒ストリーム（71a）を生成し、」は、「圧縮器（４０）を駆動して冷媒流（５０）を圧縮して加圧冷媒流（６０）を生成し；（ｄ）前記加圧冷媒流（６０）を冷却して、冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（８０）を生成し；」の点で一致する。
　ｅ）本願発明の「（ｅ）前記冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（８０）を膨張させて、工程（ｂ）において用いる前記冷たい冷媒流（１２０）を生成する；」は、「冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（８０）」を「膨張」させて冷却し「冷たい冷媒流（１２０）を生成」して間接熱交換を行わせるものである。
　他方で、引用発明の「冷却され部分的に凝縮された冷媒ストリーム（71a）を、熱交換器（13）（60）を経てさらに冷却して膨張仕事機械（63）で等エントロピー的に膨張させて冷却し、熱交換器（60）（13）を経て、膨張冷媒ストリーム（71f）を生成され、熱交換器（10）に導入される」は、「冷却され部分的に凝縮された冷媒ストリーム（71a）」を「等エントロピー的に膨張させて冷却」し「膨張冷媒ストリーム（71f）」を生成して「熱交換器（10）」に導入して間接熱交換を行わせるものである。
　すると、両者は、「（ｅ）前記冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（８０）を膨張させて、工程（ｂ）において間接熱交換に用いる冷媒流を生成する；」点で一致する。                       
　ｆ）引用発明の「天然ガスまたは他のメタンリッチなガスストリームを処理する方法」は、上記ｂ）でみたように「膨張仕事機械（15）」で膨張されて冷却された「ストリーム（36a）」を調整するものであり、「ストリーム（36a）」は本願発明の「冷却された天然ガス供給流（１４０）」にあたるから、本願発明の「冷却された天然ガス供給流を調製する方法」に相当する。
　ｇ）以上から、本願発明と引用発明とは、
「（ａ）第１の圧力及び第１の温度の加圧天然ガス流（１０）を提供し；
 （ｂ）前記加圧天然ガス流（１０）を、間接熱交換によって冷却して、第１の温度よりも低い第２の温度の冷却された加圧天然ガス流（２０）を生成し
 （ｃ）前記冷却された加圧天然ガス流（２０）を、液化する前に、膨張装置（３０）において膨張させて冷却された天然ガス供給流（１４０）を生成し、該冷却された天然ガス供給流（１４０）を天然ガス液化領域に導き、圧縮器（４０）を駆動して冷媒流（５０）を圧縮して加圧冷媒流（６０）を生成し；
 （ｄ）前記加圧冷媒流（６０）を冷却して、冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（８０）を生成し；
 （ｅ）前記冷却され少なくとも部分的に凝縮した加圧冷媒流（８０）を膨張させて、工程（ｂ）において間接熱交換に用いる冷媒流を生成する；
　工程を含む、冷却された天然ガス供給流を調製する方法。」の点で一致し、以下の点で相違する。
　
　（相違点１）
　「加圧天然ガス流（１０）」を、冷却された「加圧天然ガス流（２０）」にする「間接熱交換」の手段について、本願発明では「冷たい冷媒流（１２０）」で冷却するのに対して、引用発明では「熱交換器（10）」に導入される「膨張冷媒ストリーム（71f）」で冷却できるのか、「膨張冷媒ストリーム（71f）」が冷たい冷媒流にあたるといえるか不明な点。　
　（相違点２）
　「膨脹装置（３０）から出た冷却された天然ガス供給流（１４０）」の状態について、本願発明では「主に気体状」であるのに対して、引用発明では「部分的に凝縮されたストリーム（36a）」である点。
　（相違点３）
　「冷媒流（５０）を圧縮して加圧冷媒流（６０）を生成」する「圧縮器（４０）」の駆動力について、本願発明では「前記膨張装置（３０）からの膨張仕事を用い」るものであるのに対して、引用発明では「エンジン及び／またはタービンないし予備電源で駆動」するものである点。
４．相違点の検討
　（１）相違点１について
　刊行物１の記載事項（ウ）には、「供給ストリーム31を、−68゜F[−55℃]で冷媒ストリームとデメタナイザー・サイド・リボイラー(demethanizer  side  reboiler)液で熱交換によって熱交換器10で冷却する。」と記載され、「LNG生成物(ストリーム50)」の原料となる「32℃及び8,860kPa(a)のメタン含有割合８５％の供給ストリーム（31）」（引用発明）は「熱交換器10」で冷却されるところ、上記記載からは、「供給ストリーム31」は、「冷媒ストリーム」と「デメタナイザー・サイド・リボイラー液」の両者により「−55℃」で冷却されることが理解されるのみで、同冷却は「熱交換器（10）」に導入される「膨張冷媒ストリーム（71f）」によるものか明らかでない。
　そこで、引用発明の「熱交換器10」における流体の出入りについてみてみると、「熱交換器10」においては、
　ｉ）「冷媒ストリーム71」（38℃）が入り「部分的に凝縮された冷媒ストリーム71a」（−35℃）として出ていき（記載事項（サ））、
　ｉｉ）「膨張冷媒ストリーム71f」が入り「加熱冷媒蒸気71g」（34℃）として出ていき（記載事項（サ）、（シ））、
　ｉｉｉ）「デメタナイザー・サイド・リボイラー液（40）」が入り「40a」として出ていき（記載事項（ウ）、（セ）ＦＩＧ．１）、
　ｉｖ）原料である「供給ストリーム31」（32℃）が入り「冷却ストリーム31a」（−34℃）が出て行く（引用発明、記載事項（イ）、（ウ））ものである。
　すると、「熱交換器10」での上記冷却における「冷媒」として機能できる可能性のあるのは「膨張冷媒ストリーム71f」と「デメタナイザー・サイド・リボイラー液（40）」であるといえる。
　ここで、「膨張冷媒ストリーム71f」の温度についてみてみる。
　まず、「部分的に凝縮された冷媒ストリーム71aは、部分的に温められた膨張冷媒ストリーム71eによってさらに−114゜F[−81℃]に冷却」（記載事項（サ））されるから、「膨張冷媒ストリーム71e」は「−81℃」より低温であり、「膨張冷媒ストリーム71e」はその後「熱交換器13」で「冷媒ストリーム71a」（−35℃）（記載事項（サ））と熱交換される（記載事項（セ）ＦＩＧ．１）ので、「熱交換器13」を出た「膨張冷媒ストリーム71f」は「−35℃」より低温であるといえる。
　すると、「熱交換器（10）」において、「デメタナイザー・サイド・リボイラー液（40）」の温度が「膨張冷媒ストリーム71f」の温度よりも低かったとしても、「膨張冷媒ストリーム71f」（−35℃より低温）の温度は、冷却されるべき「供給ストリーム31」（32℃）よりも低温なのは明らかだから、「膨張冷媒ストリーム71f」は「供給ストリーム31」を冷却する冷たい冷媒流にあたるといえる。
　したがって、相違点１は実質的なものでない。
　（２）相違点２について
　引用発明の「部分的に凝縮されたストリーム36a」の膨張前の「ストリーム36」（記載事項（セ）ＦＩＧ．１）は、そのメタン含有割合が８７％（＝25888／29767×100　記載事項（ス）TABLE１、表１）であり、「ストリーム36」の大部分はメタンであるといえる。
　そして、「部分的に凝縮されたストリーム36a」の温度は「−75℃」（記載事項（オ））及び圧力は「3,206kPa(a)」（「分留塔19の操作圧力」として記載事項（エ））である。
　ここでメタンは、臨界温度が−82.6℃であり、これは−82.6℃以上の温度であればいくら圧力を増加しても液化しないことを意味する。
　すると、「部分的に凝縮されたストリーム36」は、大部分がメタンであり、その温度は「−75℃」であるから、液化領域外にあり、他の成分を少量含むからその影響で「部分的に凝縮」するとしても、凝縮はわずかであると認められる。
　すると、引用発明の「部分的に凝縮されたストリーム36a」は、「主に気体状」であるものといえる。 
　したがって、相違点２は実質的なものでない。
　（３）相違点３について
　引用発明では、「ストリーム（36a）を蒸溜カラム（19）に導」く前の段階、すなわち、ＬＮＧ製造の準備といえる段階で、「高圧供給材料」である「供給ストリーム31」の「高圧」から、「膨張仕事機械１５」の膨張仕事（パワー）として「機械的エネルギー」を取り出し、ＬＮＧ製造といえる段階でのＬＮＧ原料ガスの圧縮（「延伸圧縮機１６」）で利用して（記載事項（オ）、上記「２．（１）ｄ）」）おり、これは原料ガスの余剰圧力を利用するものといえ、利用しなければ無駄に捨てられてしまうものである。
　一方、引用発明では、ＬＮＧ原料ガスを冷却するための「冷媒ストリーム71」の圧縮（「冷媒圧縮機64、66、68」）を要するものであり、その動力は「エンジン及び／またはタービン」（記載事項（キ））ないし「予備電源」（記載事項（シ））を用いている。
　ここで、以下の＜周知例１＞＜周知例２＞に示すように、ＬＮＧ製造において、原料ガスの余剰圧力を膨張仕事（パワー）としてとりだして冷媒系に用いることは周知技術といえる。
　また、引用発明において、「膨張仕事機械１５」と「延伸圧縮機１６」の設置された位置関係、「膨張仕事機械１５」と「冷媒圧縮機64、66、68」の設置された位置関係を、それぞれ勘案し、それぞれの回転軸（タービン軸）を接続して膨張仕事を圧縮仕事に変換するに際し、両者の位置の離間、両者の回転軸心のズレ等があると、回転軸のズレや回転軸の長尺化重量化による軸受部の発熱やエネルギーロス、振動発生、回転機械の危険性等が増すから、それらをできるだけズレなく近い距離で接続することは技術常識といえるものであり、それゆえに、上記位置関係のより良い方の回転軸の接続を選択することは、当業者の当然に考慮するところといえる。
　そうすると、引用発明において、ＬＮＧ製造の準備段階での「膨張仕事機械１５」の余剰分の膨張仕事（パワー）を無駄なく有効に利用するために、「膨張仕事機械１５」と「延伸圧縮機１６」の設置された位置関係、「膨張仕事機械１５」と「冷媒圧縮機64、66、68」の設置された位置関係を勘案して、「エンジン及び／またはタービン」ないし「予備電源」に代えて、又はそれらに加えて、同膨張仕事（パワー）を、ＬＮＧ原料ガスを冷却するための「冷媒ストリーム71」の圧縮（「冷媒圧縮機64、66、68」）に使用するようにすることは、上記周知技術及び技術常識に照らして、当業者が容易に成し得ることといえる。
　よって、上記相違点３に係る本願発明の特定事項に想到することは、当業者の容易に成し得ることである。
　＜周知例１＞C.Collins　et　al．，’’Liquefaction plant design in the 1990s’’，HYDROCARBON　PROCESSING，M.W.Kellogg　Co.，Houston，US，Vol.74，NO.4,　APRIL　1995（1995-04-01)p67-76
　ａ）周知例１には、「Technological　advancements　and　new　design　methodologies　will　continue　to　increase　liquefied　natural　gas（LNG）plant　efficiency　and　capacity　through　the　end　of　the　decade．」（６７頁左欄１−４行）（当審訳：技術的な発展と新しく設計された方法論は、液化天然ガス（ＬＮＧ）プラントの効率と能力を、この１０年間以降も、増加させ続けるだろう。）と記載され、周知例１には液化天然ガス（ＬＮＧ）プラントに関する技術が示されているといえる。
　ｂ）そして、周知例１には、「Gas　expanders　can　provide　additional　refrigeration　and／or　power　when　’’free’’　pressure　is　available　in　the　feed　gas．　Liquid　expanders　used　to　replace　the　Joule−Thomson　expansion　valves　on　the　LNG　and　liquid　mixed　−refrigerant　streams　can　increase　LNG　production　by　reducing　the　specific　energy　requirements　of　the　process．」（６９頁左欄６−１２行）（当審訳：ガスエキスパンダーは、原料ガス中の「自由」圧力を利用できるとき、付加的な冷却及び／又はパワーを提供できる。　ＬＮＧや液体混合冷媒の流れに対して、ジュール−トムソン膨張弁に代えて使用される液体エキスパンダーは、プロセスの特定のエネルギー要求を減少させることで、ＬＮＧの生産を増加させることができる。）と記載されている。
　ここで、原料ガス中の「自由」圧力とは、エキスパンダー通過後の原料ガスに要求される圧力に対する余剰分圧力という「パワー」を意味するから、周知例１の上記箇所には、原料ガスが、エキスパンダーをとおることにより、冷却されると共に、余剰分圧力という「パワー」を、液体混合冷媒の流れに対して提供できることが示されているといえる。
　ｃ）さらに、周知例１には、「Other　possible　configurations　include：・・・　・Using　pressure　in　the　feed　gas　stream　to　drive　an　expander　and　isentropically　lower　feed　temperature　using　power　from　the　expander　to　supplement　the　refrigeration　systems．」（７４頁左欄最下行、同頁右欄６−９行）（当審訳：他の可能な配置は次のものを含む。　原料ガス流れの圧力を用いてエキスパンダーを駆動して等エントロピー的に原料ガス流れを低温にして、エキスパンダーからのパワーを冷却システムに追加すること。）と記載されている。
　すると、周知例１の上記箇所には、原料ガスが、エキスパンダーをとおることにより、冷却されると共に、エキスパンダーからのパワーが、冷却システムに対して追加されることが示されているといえる。
　ｄ）ここで、刊行物１の記載事項（オ）を参酌すれば、引用発明の「膨張仕事機械15」は、高圧の原料ガスである「ストリーム36」を「等エントロピー的に膨張」して冷却すると共に「膨張仕事」を行うから、上記「エキスパンダー」は引用発明の「膨張仕事機械15」に相当する。
　すると、周知例１には、ＬＮＧ製造において、原料ガスの余剰圧力を膨張仕事（パワー）としてとりだして冷媒系に用いることが示されているといえる。
　＜周知例２＞米国特許第２７０５４０６号明細書
　ａ）周知例２には、「My　invention　relates　to　apparatus　and　method　for　liquefying　volatile　hydrocarbons　such　as　natural　gas　and　the　like．」（１欄１５−１７行）（当審訳：私の発明は、天然ガスなどのような揮発性の炭化水素を液化する装置と方法に関するものである。）と記載され、周知例２には天然ガスの液化に関する技術が示されているといえる。
　ｂ）さらに、周知例２には、「APPARATUS　AND　METHOD　FOR　SHIPPING　AND　STORING　VOLATILE　HYDROCARBONS」（図面の表題）（当審訳：揮発性炭化水素の輸送と貯蔵のための装置と方法）と題された以下に示す装置構造の図が示されている。
　
　ｃ）周知例２には、特に以下のｉ）〜ｉｉｉ）の点が記載されている。
　ｉ）「The　pipe　8　in　the　cooler　3　is　the　evaporator　of　a　refrigerating　machine　which　includes　a　compressor　4，a　condenser　5，and　pipes　6，7，9，joining　them　in　closed　circuit．」（２欄２７−３０行）（当審訳：冷却器3の中のパイプ8は冷却装置の蒸発器で、冷却装置はコンプレッサー4、コンデンサー5、パイプ6，7，9を含み、それらは閉鎖系を構成している。）
　ｉｉ）「12　is　a　duct　leading　from　the　heat　exchanger　11　to　the　turbine　13　where　work　is　done　by　the　gas　under　pressure　and　where　the　gas　is　expanded　and　cooled　to　discharge　through　the　duct　14．」（２欄３１−３５行）（当審訳：12はダクトで、熱交換器11からタービン13へ至り、タービン13では、ガスの圧力により仕事がなされ、ガスは膨張して冷却され、ダクト14へ導入される。）
　ｉｉｉ）「24　is　a　drive　shaft　connecting　the　prime　mover　22，the　turbine　3　and　the　compressors　20　and　4　whereby　some　of　the　power　to　operate　the　compressors　is　furnished　by　the　turbine　and　some　of　the　power　is　furnished　by　the　prime　mover．」（２欄５９−６３行）（当審訳：24はドライブシャフトで、原動機22、タービン13、コンプレッサー20、コンプレッサー4を接続し、コンプレッサーを駆動させるパワーの一部はタービンから供給され、他の一部は原動機から供給される。）
（当審注：「the　turbine　3」とあるが、図面の開示と「the　cooler　3」（２欄２７−２８行、３１行）との記載から、「the　turbine　13」が正しいと推測され、当審訳はそのようにした。）
　ｄ）上記ｂ）の図面を参照しつつ、上記ｃ）ｉ）〜ｉｉｉ）の点を参酌すれば、周知例２には、タービン13に導入された天然ガスが膨張して冷却されると共に、膨張仕事（パワー）により、閉鎖系を構成する冷却装置のコンプレッサーを駆動させることが記載されているといえる。　
　すると、周知例２には、天然ガスの液化すなわちＬＮＧ製造において、天然ガスの圧力を膨張仕事（パワー）としてとりだして閉鎖系を構成する冷却装置すなわち冷媒系に用いることが示されているといえる。　
５．請求人の主張について
　請求人は、平成２８年４月１４日付け意見書において、概ね次の２点を主張する。
　Ａ．刊行物１には、「天然ガス液化領域に供給する「冷却された天然ガス」を調製する前段の領域で用いられる「加圧冷媒流」を膨脹装置からの膨脹仕事を用いて圧縮器を駆動させて冷媒流を圧縮して生成することは開示されていない。」とする点。
　Ｂ．刊行物１には、「32℃の入口ガスストリーム（INLET GAS 31）を間接熱交換により冷却する冷媒流は、脱メタン塔19側壁からのリボイラー液体40（−55℃）である。引例１には、本願発明１の工程（ｂ）の加圧天然ガス流を冷却する間接熱交換に用いる冷たい冷媒流を生成する工程（ｃ）乃至（ｅ）は開示されていない。」とする点。                             
  当審は上記のＡ，Ｂの点について以下のように判断する。
　＜Ａについて＞
　Ａの点は、結局のところ、刊行物１には『「膨張仕事機械15」は・・・その膨張仕事により・・・「残余(ストリーム38)」（原料ガス）を「圧縮機16」で圧縮するのに使用（記載事項（キ））される』こと（上記「２．（１）ｄ）」）が記載されるが、同「膨張仕事」を「冷媒ストリーム71」の圧縮（「冷媒圧縮機64、66、68」）に用いることは記載がない旨を主張するものであり、この点は上記相違点３として認定し、上記「４．（３）」として当審の判断を記したところである。　
　＜Ｂについて＞
　Ｂの点は、結局のところ、「32℃の入口ガスストリーム（INLET GAS 31）を間接熱交換により冷却する冷媒流は、脱メタン塔19側壁からのリボイラー液体40（−55℃）であ」り、「膨張冷媒ストリーム（71f）」ではない旨を主張するものであり、この点は上記相違点１として認定し、上記「４．（１）」として当審の判断を記したところである。　
　なお、請求人は、「リボイラー液体40」の温度を「−55℃」と判断するが、同温度についての記載は「供給ストリーム31を、−68゜F[−55℃]で冷媒ストリームとデメタナイザー・サイド・リボイラー(demethanizer  side  reboiler)液で熱交換によって熱交換器10で冷却する。」（記載事項（ウ））のみであり、同記載からは「リボイラー液体40」自体の温度を「−55℃」とは認められない。また、仮に認めたとしても、上記「４．（１）」でみたように、「膨張冷媒ストリーム（71f）」の温度は「32℃の入口ガスストリーム」より低いから、「膨張冷媒ストリーム（71f）」は「32℃の入口ガスストリーム」を冷却するものといえることに変わりはない。
　よって、上記請求人の主張は採用できない。
第５　むすび
　以上から、本願発明は、引用発明、周知技術及び技術常識に基づいて当業者が容易に発明をすることができたものであるから、特許法第２９条第２項の規定により特許を受けることができない。
　したがって、その余の請求項に記載された発明に言及するまでもなく、本願は拒絶すべきものである。
　よって、結論のとおり審決する。