JP2019085332A - 炭化水素の分離方法及び装置 - Google Patents

Abstract

【課題】原料ＬＮＧを製品ＬＮＧとＣ３＋成分が富化された液体画分とに分離する改良された炭化水素の分離方法を提供する。【解決手段】原料ＬＮＧを熱交換器で加熱し部分的に蒸発させて気液二相流を得；第一蒸留塔で気液二相流の全部又は液相をメタンが富化された第一塔頂ガスとエタン及びＣ３＋成分が富化された第一塔底液に分離し；第二蒸留塔で第一塔底液をエタンが富化された第二塔頂ガスとＣ３＋成分が富化された第二塔底液に分離し；第二塔頂ガスを冷却して全部又は一部を凝縮させて凝縮液を得；凝縮液を二以上の流れに分岐した流れの一つと第一塔頂ガスとを混合し；該熱交換器で原料ＬＮＧとの熱交換によって該混合した流れを全凝縮させて液体流を得；該液体流の全部又は一部を製品ＬＮＧとして払い出し；該分岐した流れの別の一つを第二蒸留塔に還流し；第二の塔底液をＣ３＋成分が富化された液体画分として払い出す。【選択図】図４

Description

本発明は、液化天然ガス（ＬＮＧ：Ｌｉｑｕｅｆｉｅｄ Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ）から、少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素（以下、「Ｃ３＋ ＮＧＬ」ということがある。ＮＧＬ：Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ Ｌｉｑｕｉｄ）を分離するために用いられる、炭化水素の分離方法及び装置に関するものである。

液化天然ガスは産ガス国で液化、輸出され、消費国のＬＮＧ受入基地にてＬＮＧタンクに受け入れ、貯蔵される。エンドユーザーにて燃料ガスとして利用する為、ＬＮＧはポンプにて昇圧後、気化して天然ガスパイプラインに送出される。ＬＮＧを構成する成分は大部分がメタンであるが、エタンも含まれ、さらにはプロパンを含めて炭素数３以上の炭化水素も含まれている。

重質炭化水素が多く含まれると発熱量が高くなるため、消費地にて必要とされる天然ガスパイプライン規格に適合しないことがある。あるいは、重質炭化水素は石油化学プラントの原料となる為、都市ガスまたは火力発電所の燃料として利用するよりも市場において高い価値がある場合がある。従って、消費地で受け入れた原料ＬＮＧを天然ガスパイプラインに送り出す前に、原料ＬＮＧから重質炭化水素を分離、回収することが望ましい場合がある。そのため、原料ＬＮＧを分離して、Ｃ３＋ ＮＧＬと、メタン及びエタンが富化されたＬＮＧ（以下、「製品ＬＮＧ」ということがある）を得ることが行われている。

原料ＬＮＧからＣ３＋ ＮＧＬを分離する方法においては、蒸留塔が用いられる。製品ＬＮＧは蒸留塔の塔頂から得られる。この蒸留塔の塔頂ガスは、天然ガスパイプラインに送出するため、パイプライン圧力まで昇圧してからＬＮＧ受入基地に返す。この際、この蒸留塔の塔頂ガスについては、ガスの状態で圧縮機を用いて圧縮するよりも、圧縮機を使用せずに、液化した後にポンプなどを用いて昇圧したほうが、昇圧に要する消費エネルギーが小さい。

圧縮機を使用せずに蒸留塔の塔頂ガスを全凝縮させることのできる、原料ＬＮＧからの炭化水素の分離プロセスが、特許文献１〜３に開示される。

米国特許第６，５１０，７０６号明細書 米国特許第２，９５２，９８４号明細書 米国特許第７，２１６，５０７号明細書

米国特許第６，５１０，７０６号明細書（特許文献１）に開示される原料ＬＮＧからの炭化水素分離方法では、原料ＬＮＧの一部を蒸留塔の還流液として使用している。そのため、十分なリフラックス効果を得ることが出来ず、プロパン回収率が相対的に低い。

米国特許第２，９５２，９８４号明細書（特許文献２）では、蒸留塔の塔頂ガスを凝縮させたものを還流液として使用しているため、リフラックス効果は高く、高いプロパン回収率を得ることが出来る。しかしながら、蒸留塔を一塔しか用いていないため、蒸留塔の塔内ガス負荷が相対的に高く、従って蒸留塔の塔径が大きい。

米国特許第７，２１６，５０７号明細書（特許文献３）では、蒸留塔を二塔用いている。そのため、第一塔の塔内ガス負荷を、蒸留塔として一塔のみ用いる場合よりも下げることができる。なお、本明細書において、二つの蒸留塔を用いる原料ＬＮＧからの炭化水素の分離プロセスにおいて、原料ＬＮＧの流れに関して上流側にある蒸留塔を「第一の蒸留塔」もしくは「第一塔」と呼ぶことがあり、原料ＬＮＧの流れに関して下流側にある蒸留塔を「第二の蒸留塔」もしくは「第二塔」と呼ぶことがある。

しかし、特許文献３では、第一塔の操作圧力を高くすることによって、第一塔の塔頂ガスを全凝縮させている。第一塔は、原料ＬＮＧに含まれる主成分となるメタンを処理する為、分離装置の中では最も容積の大きい構成機器である。したがい、第一塔の操作圧力を低く抑えることが好ましい。操作圧力が低いと、分離効率が向上して塔内負荷が小さくなり、また、蒸留塔を構成する圧力容器の必要肉厚を薄くすることができる。

したがって、原料ＬＮＧを、製品ＬＮＧ（メタン及びエタンが富化された液体画分）と、Ｃ３＋ ＮＧＬ（少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素）が富化された液体画分とに分離する、改良された炭化水素の分離方法が望まれていた。

本発明の目的は、原料ＬＮＧを、製品ＬＮＧとＣ３＋ ＮＧＬが富化された液体画分とに分離する炭化水素の分離方法であって、以下のｉ〜ｉｖを同時に達成することのできる方法を提供することである。本発明の別の目的は、原料ＬＮＧを製品ＬＮＧと重質炭化水素が富化された液体画分とに分離するための炭化水素の分離装置であって、以下のｉ〜ｉｖを同時に達成することのできる装置を提供することである。
ｉ）蒸留塔として二塔を使用することにより、第一塔の塔内ガス負荷の増大を防ぐことができること。
ｉｉ）圧縮機を必要とせずに、第一塔の塔頂ガスを全凝縮させることができること。
ｉｉｉ）少ない用役（外部から供給する熱）使用量で、プロパンの回収率を高くすることができること。
ｉｖ）第一塔の操作圧力を比較的低くすることができること。

本発明の一態様によれば、
メタン及びエタンと、少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、メタン及びエタンが富化された液体画分と、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分とに分離する、炭化水素の分離方法であって、
（ａ）該原料液化天然ガスを熱交換器において加熱することにより、該原料液化天然ガスを部分的に蒸発させて、気液二相流を得る工程；
（ｂ）該気液二相流の全部もしくは液相を第一の蒸留塔に供給し、第一の蒸留塔によって、供給した該気液二相流の全部もしくは液相を、メタンが富化された第一の塔頂ガスと、エタンおよび該炭素数３以上の炭化水素が富化された第一の塔底液とに分離する工程；
（ｃ）第二の蒸留塔によって、該第一の塔底液を、エタンが富化された第二の塔頂ガスと、該炭素数３以上の炭化水素が富化された第二の塔底液とに分離する工程；
（ｄ）該第二の塔頂ガスを冷却することによって、該第二の塔頂ガスの全部もしくは一部を凝縮させて凝縮液を得る工程；
（ｅ）該凝縮液を二以上の流れに分岐し、分岐した流れのうちの一つと、該第一の塔頂ガスとを混合した流れを得る工程；
（ｆ）該熱交換器において、該原料液化天然ガスとの熱交換によって、工程（ｅ）から得られる該混合した流れを全凝縮させて、液体流を得る工程；
（ｇ）工程（ｆ）から得られる液体流の全部もしくは一部を、該メタン及びエタンが富化された液体画分として払い出す工程；
（ｈ）工程（ｅ）で該凝縮液を分岐した二以上の流れのうちの別の一つを、該第二の蒸留塔に還流液として供給する工程；ならびに、
（ｉ）該第二の塔底液を、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分として払い出す工程
を含む、炭化水素の分離方法が提供される。

本発明の別の態様によれば、
メタン及びエタンと、少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、メタン及びエタンが富化された液体画分と、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分とに分離するための、炭化水素の分離装置であって、
該原料液化天然ガスを加熱することにより、該原料液化天然ガスを部分的に蒸発させて、気液二相流を得るよう構成された熱交換器；
該気液二相流の全部もしくは液相が供給される蒸留塔であって、供給された該気液二相流の全部もしくは液相を、メタンが富化された第一の塔頂ガスと、エタンおよび該炭素数３以上の炭化水素が富化された第一の塔底液とに分離するよう構成された第一の蒸留塔；
該第一の塔底液を、エタンが富化された第二の塔頂ガスと、該炭素数３以上の炭化水素が富化された第二の塔底液とに分離するよう構成された第二の蒸留塔；
該第二の塔頂ガスを冷却することによって、該第二の塔頂ガスの全部もしくは一部を凝縮させて凝縮液を得るよう構成された凝縮器；ならびに
該凝縮液を二以上の流れに分岐し、分岐した流れのうちの一つと、該第一の塔頂ガスとを混合した流れを得るラインを含み、
該熱交換器が、該原料液化天然ガスとの熱交換によって、該混合した流れを全凝縮させて、液体流を得るよう構成されており、
さらに、
該熱交換器から得られる液体流の全部もしくは一部を、該メタン及びエタンが富化された液体画分として払い出す第一の払い出しライン；
該凝縮液を分岐した二以上の流れのうちの別の一つを、該第二の蒸留塔に還流液として供給する還流ライン；ならびに、
該第二の塔底液を、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分として払い出す第二の払い出しライン
を含む、炭化水素の分離装置が提供される。

本発明の一態様によれば、原料ＬＮＧを、製品ＬＮＧとＣ３＋ ＮＧＬが富化された液体画分とに分離する炭化水素の分離方法であって、前述のｉ〜ｉｖを同時に達成することのできる方法が提供される。本発明の別の態様によれば、原料ＬＮＧを製品ＬＮＧと重質炭化水素が富化された液体画分とに分離するための炭化水素の分離装置であって、前述のｉ〜ｉｖを同時に達成することのできる装置が提供される。

比較例１の炭化水素の分離方法を説明するためのプロセスフロー図である。 比較例２の炭化水素の分離方法を説明するためのプロセスフロー図である。 比較例３の炭化水素の分離方法を説明するためのプロセスフロー図である。 本発明の炭化水素の分離方法の一形態を説明するためのプロセスフロー図である。 本発明の炭化水素の分離方法の別の形態を説明するためのプロセスフロー図である。 本発明の炭化水素の分離方法のさらに別の形態を説明するためのプロセスフロー図である。 本発明の炭化水素の分離方法のさらに別の形態を説明するためのプロセスフロー図である。 本発明の炭化水素の分離方法のさらに別の形態を説明するためのプロセスフロー図である。

本発明によれば、蒸留塔を二塔用いる。そして、第二塔の塔頂ガスの凝縮液の一部を第一塔の塔頂ガスと混合させることによって、第一塔の塔頂ガスの凝縮温度を上げ、圧縮機で昇圧させることなしに、第一塔の操作圧力が低いまま、第一塔の塔頂ガスを全凝縮させることを可能としている。第一塔の操作圧力を低く保つことで、分離効率が良くなるため、第一塔の還流液の量を減らすことができ、第一塔のガス及び液負荷を相対的に低く抑えることも可能となる。蒸留塔（第一塔）にかける熱量負荷（リボイラー負荷）も下がるため、エネルギー消費量も既存技術に比べて低く出来る。さらに、第二塔の塔頂ガスの凝縮液の別の一部を、第二塔の還流液として用いることにより、高いプロパン回収率を得ることができる。

以下図面を参照しつつ説明するが、本発明はこれによって限定されるものではない。まず、図４を参照する。

本発明は、メタン及びエタンと、少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガス（原料ＬＮＧ）２１を分離する炭化水素の分離方法および分離装置に関するものである。本発明により、製品ＬＮＧ２５としてメタン及びエタンが富化された液体画分が得られ、また、塔底製品（以下、「製品ＬＰＧ」ということがある）３０として、少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分を得ることができる。本発明の方法は、以下の工程（ａ）〜（ｉ）を含む。

（ａ）原料ＬＮＧ２１を熱交換器２において加熱することにより、原料ＬＮＧを部分的に蒸発させて、気液二相流（ストリーム２１ｂ）を得る工程。

工程（ａ）より前に、原料ＬＮＧ２１は必要に応じて第一塔３に供給できる圧力までポンプ１で昇圧される（ストリーム２１ａ）。熱交換器２にて、昇圧された原料ＬＮＧ２１ａの冷熱を回収するとともに、第一の塔頂ガス（詳しくは後述するストリーム２３）を凝縮させることができる。原料ＬＮＧ自身は、部分的に蒸発して気液二相流２１ｂとなる。

（ｂ）気液二相流２１ｂの全部もしくは液相を第一の蒸留塔３に供給し、第一の蒸留塔３によって、供給した流体（気液二相流２１ｂの全部もしくは液相）を、メタンが富化された第一の塔頂ガス２２と、エタンおよびＣ３＋ ＮＧＬが富化された第一の塔底液２６とに分離する工程。

図４においては、気液二相流２１ｂの全部を第一塔３に供給している。このために、熱交換器の気液二相流２１ｂの出口を、第一塔３の入口に接続する。あるいは、気液二相流２１ｂの液相を第一の蒸留塔３に供給することができる。この場合、気液二相流２１ｂを気液分離器（図７におけるセパレーター１６）で気液分離し、得られた液相（図７におけるストリーム３２）のみを第一塔３に供給する。この場合、気液分離から得られた気相（図７におけるストリーム３１）は、第一の塔頂ガス２２に混合することができる（工程（ｋ））。

第一塔３では、メタンと、炭素数２以上の炭化水素（以下、「Ｃ２＋ ＮＧＬ」と呼ぶことがある。）を分離する。第一塔３では、塔頂から主にメタン（第一の塔頂ガス２２）を、塔底から主にＣ２＋ ＮＧＬ（第一の塔底液２６）を得る。第一の塔底液２６は第二塔１４に供給される。

（ｃ）第二の蒸留塔１４によって、第一の塔底液２６を、エタンが富化された第二の塔頂ガス２７と、少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素（Ｃ３＋ ＮＧＬ）が富化された第二の塔底液３０とに分離する工程。

換言すれば、第二塔１４では、エタンと、「Ｃ３＋ ＮＧＬ」とを分離する。

（ｄ）第二の塔頂ガス２７を冷却することによって、第二の塔頂ガス２７の全部もしくは一部を凝縮させて凝縮液２７ｂを得る工程。

第二の塔頂ガス２７を凝縮器（熱交換器）１１において冷却することができる。冷却された第二の塔頂ガス２７ａは、必要に応じてドラム（第二塔還流ドラム）１２に供給され、ドラム１２から凝縮液２７ｂが得られる。図４に示すプロセスでは、工程（ｄ）において第二の塔頂ガス２７を全凝縮させており、この場合ストリーム２７ａとストリーム２７ｂは同じである。工程（ｄ）において、第二の塔頂ガス２７の一部のみを凝縮させる場合は、ドラム１２からストリーム２７ａに含まれる気相を抜き出し（不図示）、液相を第二の塔頂ガスの凝縮液２７ｂとして得ることができる。ストリーム２７ａの気相は、製品エタンとなりうる。

図４に示すように、第二の塔頂ガス２７すなわち第二塔の塔頂ガス（主成分：エタン）を、第一塔３内部の流体が有する冷熱を利用することで冷却することによって、凝縮させることが好ましい。ただしこの限りではなく、他の適宜の流体を用いてこの冷却を行うことも可能である。

詳しくは、メタノール等の不凍液を熱媒体（詳しくは、中間熱媒体）として用い、第一塔内の流体が有する冷熱を用いて熱媒体冷却器において熱媒体を冷却し、この冷却された熱媒体を用いて工程（ｄ）における第二の塔頂ガスの冷却を行うことができる。

具体的には、第一塔３内の流体を抜き出して、熱媒体冷却器としてのサイドリボイラー５（熱交換器）において中間熱媒体４１ａを冷却し、抜き出した流体を第一塔３に戻す。冷却された中間熱媒体４１ｂは、第二塔の塔頂凝縮器１１に供給し、第二の塔頂ガス２７を熱交換により冷却する。この冷却に使用した後の中間熱媒体４１ａは、サイドリボイラー５に循環させる。このために、次のラインを用いることができる。すなわち、第一塔３内の流体を抜き出して、サイドリボイラー５を経て、抜き出した流体を第一塔３に戻すライン；及び、中間熱媒体がサイドリボイラー５と第二塔の塔頂凝縮器１１とを経由するよう形成された、循環ライン（閉ループを形成するライン）。

あるいは、第一塔３内の流体が有する冷熱を、第二の塔頂ガス２７に、直接（すなわち中間熱媒体を介さずに）熱交換によって与えることにより、工程（ｄ）における冷却を行うことができる。このために、例えば、図４に示したプロセスを次のように変更することができる。すなわち、第一塔３内の流体を抜き出して凝縮器１１に供給し、この流体と第二の塔頂ガス２７とを熱交換させることにより第二の塔頂ガス２７を冷却し、そして、この冷却に使用した流体を第一塔３内に戻す。このとき、熱媒体冷却器としてのサイドリボイラー５は使用しない。第二塔の頭頂凝縮器１１が、第一塔のサイドリボイラーとして機能する。

あるいは、第一塔３内の流体が有する冷熱を使用する替わりに、外部冷媒を使用して工程（ｄ）における冷却を行ってもよい。外部冷媒は、本発明に係るプロセスに用役（ユーティリティ）として供給される冷媒である。外部冷媒として、例えば、エタン、エチレン、プロパン及びプロピレンからなる群から選ばれる一種、もしくは二種以上の混合物を使用することができる。この場合、プロセス外から凝縮器１１に外部冷媒を供給し、凝縮器において外部冷媒と第二の塔頂ガス２７とを熱交換させて工程（ｄ）の冷却を行い、冷却後の外部冷媒をプロセス外に返送することができる。

（ｅ）第二の塔頂ガスの凝縮液２７ｂを二以上の流れに分岐し、分岐した流れのうちの一つ（ストリーム２９）と、第一の塔頂ガス２２とを混合した流れ２３を得る工程。

主にエタン液からなる凝縮液２７ｂの一部を、第一の塔頂ガスに混合することは、第一の塔頂ガスの凝縮温度上昇に寄与する。

凝縮液２７ｂを分岐した二以上の流れのうちの別の一つ（ストリーム２９以外の流れ）は、第二塔１４に還流液２８として供給する（工程（ｈ））。例えば、凝縮液２７ｂを二つの流れに分岐し、二つの流れのうちの一つを第一の塔頂ガス２２と混合させるストリーム２９として用いることができる。この場合、二つの流れのうちの他方を第二塔に還流液２８として供給する。あるいは、凝縮液２７ｂを三つの流れに分岐し、三つの流れのうちの一つをストリーム２９として用い、別の一つを還流液２８として用い、残りの一つを製品エタンとして、系外に取り出すことができる。図４に示すプロセスでは、凝縮液２７ｂをポンプ（第二塔還流ポンプ）１３で昇圧し、昇圧した凝縮液を二つの流れに分岐し、二つの流れのうちの一方をストリーム２９として用い、他方を還流液２８として第二塔１４の塔頂に供給している。

工程（ｅ）を行うために、第二の塔頂ガスの凝縮液２７ｂを二以上の流れに分岐し、分岐した流れのうちの一つ（ストリーム２９）と第一の塔頂ガス２２とを混合した流れ２３を得るためのライン（以下、「分岐・混合ライン」ということがある）を用いることができる。分岐・混合ラインは、凝縮器１１の凝縮液出口から、ストリーム２９とストリーム２２との合流点に至るライン（ドラム１２、ポンプ１３を含むことができる）を有する。さらに、分岐・混合ラインは、第一塔３の塔頂から当該合流点に至るラインを有する。

分岐・混合ラインは、その途中に、特にはポンプ１３の出口に、分岐を有する。この分岐点から第二塔の塔頂に至るライン（ストリーム２８が流れるライン）が、工程（ｈ）を行うための還流ライン、すなわち、凝縮液２７ｂを分岐した二以上の流れのうちの別の一つ（ストリーム２９以外の流れ）を、第二塔に還流液として供給するラインとして使用される。

（ｆ）熱交換器２において、原料ＬＮＧ（必要に応じて昇圧されたストリーム２１ａ）との熱交換によって、工程（ｅ）から得られる混合した流れ２３を全凝縮させて、液体流２３ａを得る工程。

主にメタンからなる第一の塔頂ガス２２に、主にエタンからなるストリーム２９を添加しているので、混合流体２３の凝縮温度は比較的高い。したがって、第一の塔頂ガス２２（ストリーム２９が添加されている）を、圧縮することなしに全凝縮させることが出来る。

（ｇ）工程（ｆ）から得られる液体流２３ａの全部もしくは一部を、製品ＬＮＧ（メタン及びエタンが富化された液体画分）として払い出す工程。

全凝縮した液体流２３ａの全部を、製品ＬＮＧとして、ＬＮＧ受入基地の気化器入口に液の状態で送液することができる。

あるいは、液体流２３ａの一部を製品ＬＮＧとして払い出し、残部を第一塔（特にはその塔頂）に還流液２４として供給することができる（工程（ｊ））。図４では、液体流２３ａをドラム９に供給し、ドラム９から抜き出した液体流２３ｂをポンプ（第一塔還流ポンプ）６によって昇圧した後に二つに分岐し、一方のストリームを第一塔に還流液２４として供給し、他方のストリーム２５ａを製品ＬＮＧポンプ１０でさらに昇圧した後に、製品ＬＮＧ２５として払い出している。

工程（ｇ）で使用する第一の払い出しライン（製品ＬＮＧ払い出しライン）は、熱交換器２の液体流２３ａ出口から、製品ＬＮＧ払い出し口に至るラインである。液体流２３ａの一部を製品ＬＮＧとして払い出す場合、このラインの途中に分岐を設けることができる。この分岐には、液体流２３ａの残部を第一塔３に還流液２４として供給する還流ラインを接続することができる。図４では、製品ＬＮＧ払い出しラインは、ストリーム２３ａ、２３ｂ、２５ａ及び２５が流れるライン（ドラム９、ポンプ６及び１０を含む）であり、ポンプ６とポンプ１０との間に分岐を有する。この分岐と、第一塔３の塔頂とを接続するライン（還流液２４が流れるライン）が、第一塔への還流ラインである。

（ｈ）工程（ｅ）で凝縮液２７ｂを分岐した二以上の流れのうちの別の一つを、第二塔１４に還流液２８として供給する工程。この工程については、工程（ｅ）とともに、既に説明した。

（ｉ）第二の塔底液３０を、炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分として払い出す工程。

第二の塔底液３０を、製品ＬＰＧとして払い出すことができる。この工程で使用する第二の払い出しライン（製品ＬＰＧ払い出しライン）は、第二塔の塔底液出口から、製品ＬＰＧ払い出し口に至るラインである。図４では、製品ＬＰＧ払い出しラインは、ストリーム３０が流れるラインである。

以上説明したプロセスでは、第一塔の塔頂凝縮器２において原料ＬＮＧ（ストリーム２１ａ）の冷熱を利用し、第二塔の塔頂凝縮器１１において第一塔の内部流体の冷熱を利用している。したがって、外部冷凍を必要としない。

なお、第一塔３は、サイドリボイラーに加えて、塔底にリボイラー（第一塔塔底リボイラー）４を備える。第二塔１４は、塔底にリボイラー（第二塔リボイラー）１５を備える。塔底に設けられるこれらリボイラーの熱源としては、海水、スチーム、熱媒油など、被加熱流体の温度に応じて適した熱媒体を使用する。

図５に示すプロセスでは、ドラム９から抜き出した液体流２３ｂの全部を製品ＬＮＧポンプ１０で昇圧した後に分岐して、一方のストリーム２４を第一塔３に還流させ、他方のストリーム２５に製品ＬＮＧを得ている。図４に示したポンプ６は使用しない。製品ＬＮＧ払い出しラインは、ストリーム２３ａ、２３ｂ及び２５が流れるライン（ドラム９、ポンプ１０を含む）であり、ポンプ１０と製品ＬＮＧ払い出し口の間に分岐を有する。この分岐と、第一塔３の塔頂とを接続するライン（還流液２４が流れるライン）が、第一塔への還流ラインである。これら以外の点については、このプロセスは図４に示したものと同様である。

図６に示すプロセスでは、ドラム９から抜き出した液体流２３ｂの全部をポンプ１０で昇圧し、昇圧したストリーム２５を製品ＬＮＧとしている。図４に示したポンプ６は使用せず、また第一塔３の還流（ストリーム２４）も行わない。製品ＬＮＧを還流液として使用しないため、原料ＬＮＧを還流液として使用する。このため、熱交換器２で加熱した原料ＬＮＧ（気液二相流２１ｂ）を、第一塔３の塔頂に供給している。製品ＬＮＧ払い出しラインは、ストリーム２３ａ、２３ｂ及び２５が流れるライン（ドラム９、ポンプ１０を含む）であり、分岐は有さない。これら以外の点については、このプロセスは図４に示したものと同様である。

図７に示すプロセスでは、熱交換器２から得られる加熱した原料ＬＮＧ（気液二相流２１ｂ）をセパレーター１６で気液分離する。セパレーター１６から得られる液相３２を第一塔３に供給し、気相３１を第一の塔頂ガス２２と混合する。この分離装置は、熱交換器２の気液二相流２１ｂ出口をセパレーター１６の入口に接続するラインを有する。またこの装置は、セパレーター１６から得られた液相を第一塔３に供給するライン、すなわち、セパレーター１６の液相出口から、第一塔３に至るラインを有する。さらにこの装置は、セパレーターから得られた気相を第一の塔頂ガスに混合するライン、すなわち、セパレーターの気相出口から、ストリーム２２との合流点に至るラインを有する。これら以外の点については、このプロセスは図４に示したものと同様である。

図８に示すプロセスでは、ドラム９から抜き出した液体流２３ｂの全部を製品ＬＮＧポンプ１０で昇圧した後に分岐して、一方のストリーム２４を第一塔３に還流させ、他方のストリーム２５に製品ＬＮＧを得ている。図４に示したポンプ６は使用しない。この点については図５に示すプロセスと同様である。また、熱交換器２で加熱した原料ＬＮＧ（気液二相流２１ｂ）をセパレーター１６で気液分離する。セパレーター１６から得られる液相３２を第一塔３に供給し、気相３１を第一の塔頂ガス２２と混合する。この点については図７に示したプロセスと同様である。これら以外の点については、このプロセスは図４に示したものと同様である。

その他の装置形態として、第一塔３に供給する直前の原料ＬＮＧ（図４〜６のストリーム２１ｂ、図７〜８のストリーム３２）を予熱する予熱器（熱交換器）を設置することができる。つまり、熱交換器２の下流、かつ第一塔３の上流に、工程（ａ）で用いる熱交換器２とは別の熱交換器（不図示）を設ける。この熱交換器（予熱器）を用いて、工程（ｂ）より前に、工程（ａ）から得られる気液二相流、すなわち熱交換器２から得られる気液二相流を加熱する工程を行うことができる。なお、ここでいう「上流」及び「下流」は、原料ＬＮＧの流れについての上流及び下流を意味する。

この予熱器の熱源として、海水など低位レベルの用役を使用することで、第一塔３の塔底リボイラー４で必要となる高位レベルの熱源の負荷を下げることが可能である。あるいは、この予熱器の熱源として製品ＬＰＧ３０を用い、第一塔３の塔底リボイラー４の負荷を下げる場合もありえる。

また、工程（ｄ）において、したがって凝縮器１１において、第二の塔頂ガス２７を過冷却（サブクール）することができる。過冷却とは、ガスを全凝縮させた後、更に凝縮後の液体を冷却し、その温度を低くすることである。それにより、例えば、凝縮器１１とサイドリボイラー５との間で熱の授受を行っている場合に、サイドリボイラー５に供給する熱量を増大させることができる。その結果、リボイラー４の必要熱量を減少させることができ、消費エネルギー削減が可能である。

原料ＬＮＧの組成が軽くなる程、第一塔塔頂凝縮器２での全凝縮が難しくなる傾向がある。そのため、原料ＬＮＧの組成に応じて第一塔３の操作圧力を適宜調整することができる。また、部分的なエタン回収を行う場合には、回収するエタン量に応じてエタンリサイクル（ストリーム２９）の量が減ることがある。その場合、第一塔３の塔頂ガスを全凝縮させるために第一塔３の操作圧力を適宜調整することができる。

また、第一塔３と第二塔１４とを、縦方向に配置し双方をつなげることで、見た目は一塔式であるかのような装置構造とすることも可能である。

蒸留塔、熱交換器、リボイラー、凝縮器、セパレーター、ドラム、ポンプなど前述される機器に関して、個々の機器の構造や材料については、原料ＬＮＧからの炭化水素分離の分野で公知のものを適宜使用することができる。また、各機器は適宜のラインで接続することができ、それらのラインは適宜の配管材を用いて形成することができる。

実施例及び比較例の各プロセスにおいて、エネルギー消費量、設備構成の比較を行うため、原料ＬＮＧの組成、流量、温度、圧力といった条件を同じにして、プロセスシミュレーションを行った。使用した原料ＬＮＧの組成は、窒素０．５モル％、メタン８６．７モル％、エタン８．９モル％、プロパン２．９モル％、ブタン１．０モル％とした。原料ＬＮＧの流量は１０，９７９ｋｇ−ｍｏｌ／ｈｒ、温度は−１５９℃、圧力は１２５ｋＰａＡで供給される。圧力単位における「Ａ」は、絶対圧を意味する。また、単位「ｋｇ−ｍｏｌ」は「１０^３ｍｏｌ」を意味する。

なお、極低温の装置と外部の周辺環境との熱のやりとりは十分小さいものとして計算に含めていない。市場で購入できる保冷材を極低温の装置に施工することで、外部との熱のやりとりは十分小さくできるため、上記の仮定は妥当と考えられる。

〔比較例１〕
図１に示す、米国特許第６，５１０，７０６号明細書（特許文献１）に記載されるプロセスについてプロセスシミュレーションを行った。この例では、一塔式の分離装置が使用される。

ＬＮＧタンク（不図示）から供給される約−１５９℃の原料ＬＮＧ１２１を原料ＬＮＧポンプ１０１で昇圧し（ストリーム１２１ａ）、その一部１３３を熱交換器（蒸留塔塔頂凝縮器）１０２で加熱し（ストリーム１３３ａ）、蒸留塔１０３の中間段に供給する。一方、残りの原料ＬＮＧは蒸留塔塔頂凝縮器１０２をバイパスして、蒸留塔１０３の塔頂段に還流液１２４として供給される。

蒸留塔１０３の塔頂ガス１２２は２，３５０ｋＰａＡ、−７２℃で蒸留塔塔頂凝縮器１０２に供給され、原料ＬＮＧ１３３との熱交換によって−１０１℃まで冷却され、全凝縮される。全凝縮した液１２２ａは蒸留塔還流ドラム１０９を経て（ストリーム１２２ｂ）、製品ＬＮＧポンプ１１０でパイプライン圧力９，４１１ｋＰａＡまで昇圧され、製品ＬＮＧ１２５としてＬＮＧ受入基地へと返送される。

蒸留塔１０３の塔底液は７５℃であり、製品ＬＰＧ（塔底製品として得られるＣ３＋ ＮＧＬ）１３０中のＣ２／Ｃ３モル比（エタン／プロパンモル比）が０．０２以下となるように蒸留塔塔底リボイラー１０４で熱を与えている。本例の物質収支、回収率とエネルギー消費量をまとめたものが表１である。

〔比較例２〕
図２に示す、米国特許第２，９５２，９８４号明細書（特許文献２）に記載されるプロセスについてプロセスシミュレーションを行った。この例では、一塔式の分離装置が使用される。

ＬＮＧタンク（不図示）から供給される約−１５９℃の原料ＬＮＧ２２１を原料ＬＮＧポンプ２０１で昇圧し（ストリーム２２１ａ）、熱交換器（蒸留塔塔頂凝縮器）２０２で加熱し（ストリーム２２１ｂ）、蒸留塔２０３の中間段に供給する。蒸留塔塔頂凝縮器２０２では、原料ＬＮＧはその冷熱を蒸留塔２０３の塔頂ガス２２２に与え、自身は−８６℃まで昇温される。

蒸留塔２０３の塔頂ガス２２２は２，６００ｋＰａＡ、−７２℃で蒸留塔塔頂凝縮器２０２に供給され、原料ＬＮＧ２２１ａとの熱交換によって−９８℃まで冷却され、全凝縮される。全凝縮した液２２２ａは還流ドラム２０９を経て（ストリーム２２２ｂ）、蒸留塔還流ポンプ２０６で昇圧され、その一部が蒸留塔２０３の塔頂段に還流液２２４として供給される。残りの液は製品ＬＮＧポンプ２１０でパイプライン圧力９，４１１ｋＰａＡまで昇圧され、製品ＬＮＧ２２５としてＬＮＧ受入基地へと返送される。

蒸留塔２０３の塔底液は８０℃であり、塔底製品である製品ＬＰＧ２３０中のＣ２／Ｃ３モル比が０．０２以下となるように蒸留塔塔底リボイラー２０４で熱を与えている。本例の物質収支、回収率とエネルギー消費をまとめたものが表２である。

本例では、第一塔の塔頂ガスの凝縮液を還流液として使用しているため、比較例１の９６．２８％に比べて９９．４７％と高いプロパン回収率を達成している。

〔比較例３〕
図３に示す、米国特許第７，２１６，５０７号明細書（特許文献３）に記載されるプロセスについてプロセスシミュレーションを行った。この例では、二塔式の分離装置が使用される。

ＬＮＧタンク（不図示）から供給される約−１５９℃の原料ＬＮＧ３２１を原料ＬＮＧポンプ３０１で昇圧し（ストリーム３２１ａ）、熱交換器（第一塔塔頂凝縮器）３０２を経て（ストリーム３２１ｂ）、冷熱回収器３０７を経て（ストリーム３２１ｃ）、さらに原料ＬＮＧ予熱器３０８を経て（ストリーム３２１ｄ）、第一塔３０３の中間段に供給する。第一塔塔頂凝縮器３０２では、原料ＬＮＧはその冷熱を第一塔の塔頂ガス３２２に与えることで、自身は−７６℃まで昇温される。更に、原料ＬＮＧは冷熱回収器３０７にて、第二塔３１４の塔底からの製品ＬＰＧ３３０に冷熱を与えて−７４℃に昇温され、原料ＬＮＧ予熱器３０８で外部熱源（熱媒体）により−４８℃に昇温される。このように昇温された原料ＬＮＧは、その後、第一塔３０３に供給され、塔内で上部からの液と直接接触することにより、Ｃ３＋ ＮＧＬ成分が液側に吸収される。第一塔３０３の塔頂ガス３２２は−６８℃、３，２０６ｋＰａＡで第一塔塔頂凝縮器３０２に供給され、前述の通り、原料ＬＮＧの冷熱により−９１℃まで冷却され、全凝縮される。全凝縮した液３２２ａは還流ドラム３０９、第一塔還流ポンプ３０６を介して、その一部が還流液３２４として第一塔３０３の塔頂に供給される。残りの液３２５ａは製品ＬＮＧポンプ３１０によってパイプライン圧力９，４１１ｋＰａＡまで昇圧され、製品ＬＮＧ３２５としてＬＮＧ受入基地へと返送される。第一塔３０３の塔底液３２６は、−５２℃で自圧で２，９６５ｋＰａＡの第二塔３１４に供給される。第二塔３１４では、第二塔リボイラー３１５で供給される熱によってメタンとエタンの蒸気が発生し、塔底液３３０中のＣ２／Ｃ３モル比が０．０２以下となるように蒸留操作を行っている。製品ＬＰＧは第二塔３１４の塔底から８８℃で冷熱回収器３０７に入り、原料ＬＮＧ３２１ｂによって−１８℃まで過冷却され、製品ＬＰＧ３３０ａとして系外に払い出される。第二塔３１４の塔頂ガス３２７は−７℃で第一塔塔頂凝縮器３０２に供給され、−７２℃まで冷却され、全凝縮される。全凝縮した液３２７ａは第二塔還流ポンプ３１３によって昇圧された後（ストリーム３２７ｂ）、再び第一塔塔頂凝縮器３０２に戻り、自身の蒸発潜熱を与えることで−５７℃まで昇温され、一部が蒸気となった気液二相流３２７ｃとなる。この気液二相流３２７ｃが、第一塔３０３の第二の還流液として、第一塔に供給される。第二の還流液は第一塔の塔内ガス中のプロパン及び重質炭化水素を吸収し、塔内液中のＣ３＋ ＮＧＬ留分を濃縮させる働きがある。本例の物質収支、回収率とエネルギー消費量をまとめたものが表３である。

〔実施例１〕
図４に示す、本発明に基づくプロセスについてプロセスシミュレーションを行った。

原料ＬＮＧ２１は約−１５９℃で供給され、原料ＬＮＧポンプ１にて昇圧され、操作圧力１，９８４ｋＰａＡの第一塔３に送液される。昇圧された原料ＬＮＧ２１ａは熱交換器（第一塔塔頂凝縮器）２にてストリーム２３へ冷熱を与え、自身は−１００℃に昇温される。加熱された原料ＬＮＧ（気液二相流）２１ｂは第一塔３の中間段に供給された後、塔内で蒸気は上昇し、塔内上部からの液と直接接触することでＣ２＋ ＮＧＬが液中に吸収される。塔頂ガス２２は−１０３℃で第一塔３から抜き出され、第二塔１４の塔頂ガスを凝縮させた−２１℃のエタンの一部（ストリーム２９）と混合され、約−９０℃になる。混合したストリーム２３は第一塔塔頂凝縮器２に供給され、昇圧された原料ＬＮＧ２１ａと熱交換することで−１０６℃に冷却され、全凝縮される。全凝縮した液２３ａはドラム（第一塔還流ドラム）９を経て（ストリーム２３ｂ）、第一塔還流ポンプ６で昇圧され、その一部が第一塔の塔頂へ還流液２４として供給される。還流液は塔内でＣ２＋ ＮＧＬを吸収し、液中に濃縮させる効果を有する。残りの凝縮液２５ａは製品ＬＮＧポンプ１０にてパイプライン圧力９，４１１ｋＰａＡに昇圧され、製品ＬＮＧ２５としてＬＮＧ受入基地に返送される。第一塔３の塔底液２６は第一塔塔底リボイラー４によって熱を与えられ、Ｃ１／Ｃ２モル比（メタン／エタンモル比）０．０１４の条件で６℃となる。この塔底液２６は操作圧力１，５５３ｋＰａＡの第二塔１４に供給される。第二塔１４では、第二塔リボイラー１５で熱を与えることにより、メタン及びエタン留分を蒸発させ、塔底の製品ＬＰＧ３０中のＣ２／Ｃ３モル比を０．０２以下とする。操作圧力１，５５３ｋＰａＡの条件では、第二塔の塔底温度は５５℃となる。第二塔１４の塔頂ガス２７は−１７℃で第二塔塔頂凝縮器１１に供給され、−２１℃に冷却され、全凝縮する。凝縮液（エタン液）２７ａはドラム１２を経て（ストリーム２７ｂ）、第二塔還流ポンプ１３で昇圧される。昇圧された流体が二つの流れに分岐され、一方の流れが第二塔１４に還流液２８として供給され、他方の流れ（ストリーム２９）は、前述の通り、第一塔３の塔頂ガス２２に混合される。

このプロセスでは、前述のように、第二塔塔頂凝縮器１１の冷熱源として、第一塔３の冷熱を利用することで外部冷凍なしのシステムとしている。第一塔３の冷熱を第二塔１４の塔頂ガスに伝えるため、間接熱媒体としてメタノール等の不凍液を使用し、第一塔サイドリボイラー５と第二塔塔頂凝縮器１１の間を循環させる。第一塔サイドリボイラー５は第一塔塔底リボイラー４の熱負荷を下げることにも寄与する。本例の物質収支、回収率、エネルギー消費量を表４にまとめる。

表４に示す実施例１の回収率等を、表１、２、３に示す比較例１〜３と比較する。まず比較例１（表１）のプロパン回収率９６．２８％に対して、実施例１（表４）では９９．３１％と高いプロパン回収率を達成している。これは、塔頂ガスを還流液として使用し、高いリフラックス効果が得られているためと考えることができる。

また、比較例２、３（表２、３）のプロパン回収率はそれぞれ９９．４７％、９９．０３％で、実施例１（表４）の９９．３１％はほぼ同等のプロパン回収率を達成していると言える。

一方で、リボイラー熱負荷を比較すると、比較例２、３（表２、３）の１４，３１９ｋＷ、１４，３０２ｋＷに対して、実施例１（表４）では１２，０４０ｋＷと、１６％程度比較例２、３よりも低く抑えられている。ポンプの動力総和は比較例２、３（表２、３）の１，６８７ｋＷ、１，９１３ｋＷに対して、実施例１（表４）では１，６５０ｋＷと低い。

また、実施例１では第一塔３の操作圧力が１，９８４ｋＰａＡで、比較例１、２、３の２，３５０ｋＰａＡ、２，６００ｋＰａＡ、３，２０６ｋＰａＡの何れよりも低く抑えることができる。これによって、分離効率が良くなり、塔内負荷を下げることができ、かつ、第一塔３の圧力容器の肉厚を薄くすることができる。塔頂ガス２２、１２２、２２２、３２２の流量を比較すると、実施例１（表４）の１０，０５１ｋｇ−ｍｏｌｅｓ／ｈは、比較例１、２、３の１０，５５５ｋｇ−ｍｏｌｅｓ／ｈ、１２，４０４ｋｇ−ｍｏｌｅｓ／ｈ、１２，１０７ｋｇ−ｍｏｌｅｓ／ｈの何れよりも低い。

本例のプロセスでは、主に下記の３つの要因によって分離効率を改善している。第一に、比較例１、２では一塔式の分離装置であるのに対し、分離装置を二塔式にすることによって第一塔３を相対的に小さくしている。第一塔でメタン、エタンの両方ではなく、主にメタンのみを蒸発させ、塔内負荷を下げている。

第二に、比較例３の二塔式の装置に比べて、第二塔１４に塔頂凝縮器１１を設置することで第二塔塔頂ガス中のプロパン濃度を下げることができる。これにより、第一塔への還流液２４中のプロパン濃度を下げることができる（比較例３のストリーム３２２ではプロパン濃度が０．０３モル％のところを、実施例１のストリーム２３では０．０１８モル％になる）。第二塔１４に塔頂凝縮器１１と還流２８を設けることで第二塔１４塔頂のストリーム２７中のエタン純度を上げ、プロパン濃度を下げることを可能にしている。

第三のポイントは最も重要で、第二塔の塔頂ガス２７を凝縮させた液の一部（ストリーム２９）を、第一塔３の塔頂ガス２２と混合して、このガスの凝縮温度を上げている点である。凝縮温度を上げることにより、比較例３の３，２０６ｋＰａＡに対して、実施例１では低い圧力１，９８４ｋＰａＡで塔頂ガスを全凝縮できる。第一塔３を低い操作圧力とすることで、分離効率が上がり、第一塔３の塔内負荷を下げられ、塔頂ガス２２の流量も下げて凝縮しやすくすることができる。また、第一塔３の圧力容器として必要になる肉厚を薄くすることができる。

〔実施例２〕
図５に示す、本発明に基づくプロセスについてプロセスシミュレーションを行った。このプロセスは、前述の通り、図４に示すプロセスからポンプ（第一塔還流ポンプ）６をなくして分離を行うものである。本例の物質収支、回収率、エネルギー消費量を表５にまとめる。

実施例２（表５）のプロパン回収率は９９．３１％で実施例１（表４）と同じである。一方で、本例では、第一塔還流ポンプ６を削除し、代わりに製品ＬＮＧポンプ１０にて昇圧したＬＮＧの一部を第一塔の還流液として供給する。そのため、ポンプ動力の総和が実施例２（表５）では１，７０５ｋＷと、実施例１（表４）の１，６５０ｋＷに比べて３％増加している。また、実施例２では、ポンプ１０において、還流に必要な圧力を超えて余分に昇圧するため、還流液２４の温度が高くなり、その分第一塔塔底リボイラーの熱負荷が６，８９６ｋＷ（実施例１）から６，８５６ｋＷに１％低下している。実施例１と２の装置形態の選択は、消費エネルギー費用と設備初期投資費用の兼ね合いで決まるため、個別のケース毎に異なる。

〔実施例３〕
図６に示す、本発明に基づくプロセスについてプロセスシミュレーションを行った。このプロセスは、前述のとおり、図４に示すプロセスから、ポンプ（第一塔還流ポンプ）６と第一塔３への還流液２４をなくして分離を行うものである。本例の物質収支、回収率、エネルギー消費量を表６にまとめる。

実施例３（表６）のプロパン回収率は９８．２６％で、実施例１（表４）の９９．３１％より若干低い。ブタン回収率についても実施例１では１００．００％だったものが実施例３では９９．７７％と低くなっている。これは、第一塔３の還流液２４をなくしたため、プロパン、ブタンが第一塔３の塔頂から製品ＬＮＧ側に混入したことを意味している。一方で、第一塔３の還流がないため、ポンプ動力の総和が実施例３（表６）では１，６３０ｋＷと、実施例２（表５）の１，７０５ｋＷに比べて４％減少している。また、実施例３（図６）では第一塔３の塔頂ガス２２中のプロパン濃度が高く、凝縮しやすいため、第一塔３の操作圧力を１，８４７ｋＰａＡと、実施例１、２（図４、５）の１，９８４ｋＰａＡよりも若干低くとることができる。操作圧力が低いと分離効率が良くなるため、第一塔塔底リボイラーの熱負荷が、６，８５６ｋＷ（実施例２）から６，５０４ｋＷ（実施例３）に５％低下している。実施例３（図６）と実施例１、３（図４、５）の装置形態の選択は、消費エネルギー費用と設備初期投資費用の兼ね合いで決まるため、個別のケース毎に異なる。

〔実施例４〕
図７に示す、本発明に基づくプロセスについてプロセスシミュレーションを行った。このプロセスは、前述のとおり、図４に示すプロセスに原料ＬＮＧセパレーター１６を追加して分離を行うものである。原料ＬＮＧセパレーター１６を第一塔３の上流（原料ＬＮＧの流れ方向に関して上流）に設置して、セパレーター１６で分離した蒸気を第一塔３に通さずバイパスさせることにより、第一塔３の塔内負荷を下げることができる。本例の物質収支、回収率、エネルギー消費量を表７にまとめる。

実施例４（表７）のプロパン回収率は９８．７６％であり、実施例１（表４）の９９．３１％より若干低い。ブタン回収率についても９９．８６％であり、実施例１（表４）の１００．００％より低くなっている。

一方で、実施例３（表６）のプロパン、ブタン回収率（９８．２６％、９９．７７％）と比べると同等もしくは若干改善できていることがわかる。これは、第一塔３をバイパスする原料ＬＮＧセパレーターの上部蒸気（ストリーム３１）からロスするプロパン、ブタンは、還流液２４をなくした場合（実施例３）に第一塔３の塔頂からロスするプロパン、ブタンよりも少ないからである。

実施例４（表７）の場合、第一塔３へ供給される原料ＬＮＧ（ストリーム３２）の流量は６，９２９ｋｇ−ｍｏｌｅｓ／ｈで、実施例３（表６）の原料ＬＮＧ２１の流量１０，９７９ｋｇ−ｍｏｌｅｓ／ｈの６３％に過ぎない。したがって、第一塔３の負荷を下げ、そのサイズを小さくすることができる。

また、実施例４（表７）では、第一塔３の還流ポンプ６があるため、ポンプ動力の総和が１，６６５ｋＷであり、実施例３（表６）の１，６３０ｋＷに比べて２％増加している。

また、実施例４（図７）では第一塔３の塔頂ガス２２中のプロパン濃度が低く、このガス２２が凝縮しにくいため、第一塔３の操作圧力を２，０７２ｋＰａＡと、実施例３（図６）の１，８４７ｋＰａＡよりも高くしなければならない。そのため、実施例４（表７）では第一塔塔底リボイラー４の熱負荷が７，３５０ｋＷとなり、実施例３（表６）の６，５０４ｋＷより１３％高い。実施例４（図７）と実施例１〜３（図４、５、６）の装置形態の選択は、消費エネルギー費用と設備初期投資費用の兼ね合いで決まるため、個別のケース毎に異なる。

〔実施例５〕
図８に示す、本発明に基づくプロセスについてプロセスシミュレーションを行った。このプロセスは、前述のとおり、実施例４（図７）と同様に原料ＬＮＧセパレーター１６を追加し、かつ、実施例２（図５）と同様にポンプ（第一塔還流ポンプ）６を削除して分離を行うものである。本例の物質収支、回収率、エネルギー消費量を表８にまとめる。

実施例５（表８）のプロパン回収率は９８．７６％であり、実施例４（表７）と同じである。一方で、第一塔還流ポンプ６を削除し、代わりに製品ＬＮＧポンプ１０にて昇圧したＬＮＧの一部を第一塔の還流液として供給するため、ポンプ動力の総和が実施例５（表８）では１，６９１ｋＷであり、実施例４（表７）の１，６６５ｋＷに比べて２％増加している。また、実施例５では、ポンプ１０において、還流に必要な圧力を超えて余分に昇圧するため、還流液２４の温度が高くなり、その分第一塔塔底リボイラー４の熱負荷が７，３５０ｋＷ（実施例４）から７，３１９ｋＷ（実施例５）に１％低下している。

実施例５（図８）と実施例４（図７）の装置形態の選択は、消費エネルギー費用と設備初期投資費用の兼ね合いで決まるため、個別のケース毎に異なる。

１ 原料ＬＮＧポンプ
２ 熱交換器（第一塔塔頂凝縮器）
３ 第一塔
４ 第一塔塔底リボイラー
５ 第一塔サイドリボイラー
６ 第一塔還流ポンプ
９ 第一塔還流ドラム
１０ 製品ＬＮＧポンプ
１１ 第二塔塔頂凝縮器
１２ 第二塔還流ドラム
１３ 第二塔還流ポンプ
１４ 第二塔
１５ 第二塔リボイラー
１６ 原料ＬＮＧセパレーター
２１ 原料ＬＮＧ
２１ｂ 原料ＬＮＧの気液二相流
２２ 第一の塔頂ガス
２５ 製品ＬＮＧ
２６ 第一の塔底液
２７ 第二の塔頂ガス
２７ｂ 第二の塔頂ガスから得られる凝縮液
３０ 第二の塔底液（製品ＬＰＧ）

Claims (16)

1. メタン及びエタンと、少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、メタン及びエタンが富化された液体画分と、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分とに分離する、炭化水素の分離方法であって、
   （ａ）該原料液化天然ガスを熱交換器において加熱することにより、該原料液化天然ガスを部分的に蒸発させて、気液二相流を得る工程；
   （ｂ）該気液二相流の全部もしくは液相を第一の蒸留塔に供給し、第一の蒸留塔によって、供給した該気液二相流の全部もしくは液相を、メタンが富化された第一の塔頂ガスと、エタンおよび該炭素数３以上の炭化水素が富化された第一の塔底液とに分離する工程；
   （ｃ）第二の蒸留塔によって、該第一の塔底液を、エタンが富化された第二の塔頂ガスと、該炭素数３以上の炭化水素が富化された第二の塔底液とに分離する工程；
   （ｄ）該第二の塔頂ガスを冷却することによって、該第二の塔頂ガスの全部もしくは一部を凝縮させて凝縮液を得る工程；
   （ｅ）該凝縮液を二以上の流れに分岐し、分岐した流れのうちの一つと、該第一の塔頂ガスとを混合した流れを得る工程；
   （ｆ）該熱交換器において、該原料液化天然ガスとの熱交換によって、工程（ｅ）から得られる該混合した流れを全凝縮させて、液体流を得る工程；
   （ｇ）工程（ｆ）から得られる液体流の全部もしくは一部を、該メタン及びエタンが富化された液体画分として払い出す工程；
   （ｈ）工程（ｅ）で該凝縮液を分岐した二以上の流れのうちの別の一つを、該第二の蒸留塔に還流液として供給する工程；ならびに、
   （ｉ）該第二の塔底液を、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分として払い出す工程
   を含む、炭化水素の分離方法。
2. 工程（ｄ）において、前記第二の塔頂ガスを過冷却する、請求項１に記載の方法。
3. 工程（ｇ）において、工程（ｆ）から得られる液体流の一部を前記メタン及びエタンが富化された液体画分として払い出し、かつ、
   （ｊ）工程（ｆ）から得られる液体流の残部を、前記第一の蒸留塔に還流液として供給する工程を有する、
   請求項１または２に記載の方法。
4. （ｋ）工程（ａ）から得られる気液二相流を気液分離し、該気液分離から得られた液相を工程（ｂ）で第一の蒸留塔に供給し、かつ、該気液分離から得られた気相を、前記第一の塔頂ガスに混合する工程
   を有する請求項１〜３のいずれか一項に記載の方法。
5. 前記第一の蒸留塔内の流体が有する冷熱を用いて熱媒体を冷却し、該冷却された熱媒体を用いて前記工程（ｄ）における冷却を行う、請求項１〜４のいずれか一項に記載の方法。
6. 前記第一の蒸留塔内の流体が有する冷熱を、前記第二の塔頂ガスに、直接熱交換によって与えることにより、前記工程（ｄ）における冷却を行う、請求項１〜４のいずれか一項に記載の方法。
7. 外部冷媒を使用して前記工程（ｄ）における冷却を行う、請求項１〜４のいずれか一項に記載の方法。
8. 工程（ａ）で用いる前記熱交換器とは別の熱交換器を用いて、工程（ｂ）より前に、工程（ａ）から得られる気液二相流を加熱する工程
   を有する請求項１〜７のいずれか一項に記載の方法。
9. メタン及びエタンと、少なくともプロパンを含む炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、メタン及びエタンが富化された液体画分と、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分とに分離するための、炭化水素の分離装置であって、
   該原料液化天然ガスを加熱することにより、該原料液化天然ガスを部分的に蒸発させて、気液二相流を得るよう構成された熱交換器；
   該気液二相流の全部もしくは液相が供給される蒸留塔であって、供給された該気液二相流の全部もしくは液相を、メタンが富化された第一の塔頂ガスと、エタンおよび該炭素数３以上の炭化水素が富化された第一の塔底液とに分離するよう構成された第一の蒸留塔；
   該第一の塔底液を、エタンが富化された第二の塔頂ガスと、該炭素数３以上の炭化水素が富化された第二の塔底液とに分離するよう構成された第二の蒸留塔；
   該第二の塔頂ガスを冷却することによって、該第二の塔頂ガスの全部もしくは一部を凝縮させて凝縮液を得るよう構成された凝縮器；ならびに
   該凝縮液を二以上の流れに分岐し、分岐した流れのうちの一つと、該第一の塔頂ガスとを混合した流れを得るラインを含み、
   該熱交換器が、該原料液化天然ガスとの熱交換によって、該混合した流れを全凝縮させて、液体流を得るよう構成されており、
   さらに、
   該熱交換器から得られる液体流の全部もしくは一部を、該メタン及びエタンが富化された液体画分として払い出す第一の払い出しライン；
   該凝縮液を分岐した二以上の流れのうちの別の一つを、該第二の蒸留塔に還流液として供給する還流ライン；ならびに、
   該第二の塔底液を、該炭素数３以上の炭化水素が富化された液体画分として払い出す第二の払い出しライン
   を含む、炭化水素の分離装置。
10. 前記第二の凝縮器が、前記第二の塔頂ガスを過冷却するよう構成される、請求項９に記載の装置。
11. 前記第一の払い出しラインが、前記熱交換器から得られる液体流の一部を前記メタン及びエタンが富化された液体画分として払い出すよう構成され、かつ、
    第一の凝縮器から得られる液体流の残部を、前記第一の蒸留塔に還流液として供給する還流ラインを有する、
    請求項９または１０に記載の装置。
12. 前記熱交換器から得られる気液二相流を気液分離するよう構成された気液分離器、該気液分離器から得られた液相を第一の蒸留塔に供給するライン、及び、該気液分離器から得られた気相を前記第一の塔頂ガスに混合するラインを有する、
    請求項９〜１１のいずれか一項に記載の装置。
13. 前記第一の蒸留塔内の流体が有する冷熱を用いて熱媒体を冷却するよう構成された熱媒体冷却器を有し、かつ、
    前記凝縮器が、該冷却された熱媒体を用いて前記第二の塔頂ガスを冷却するよう構成された、
    請求項９〜１２のいずれか一項に記載の装置。
14. 前記凝縮器が、前記第一の蒸留塔内の流体が有する冷熱を、前記第二の塔頂ガスに、直接熱交換によって与えるよう構成された、
    請求項９〜１２のいずれか一項に記載の装置。
15. 前記凝縮器が、外部冷媒を使用して前記第二の塔頂ガスを冷却するよう構成された、
    請求項９〜１２のいずれか一項に記載の装置。
16. 前記熱交換器の下流、かつ前記第一の蒸留塔の上流に、前記熱交換器から得られる気液二相流を加熱するよう構成された、前記熱交換器とは別の熱交換器を有する、
    請求項９〜１５のいずれか一項に記載の装置。

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