JP3868998B2 - 液化プロセス - Google Patents

Description

発明の技術分野
本発明は、一般的には液化プロセスに係り、特に、天然ガスを含むガス製品の液化に係る。
本発明は、特に、フィールドから採掘された天然ガスの最初の液化に係る。
本発明は、特に、液化プラントを、より効率的にかつ経済的に操業する方法及びプロセスに係る。
更に、本発明は、特に、天然ガスの液化において、冷却剤として窒素を使用することに係り、特に、窒素の膨張サイクルプロセスの変形及び改良に係る。このプロセスは、原料天然ガス（a natural gas feed stock）の液化のために使用され、それによれば、原料天然ガスを冷却するために窒素が供給され、その窒素は二あるいはそれ以上の部分に分割され、その中で、各分割部分が、その中で全プロセスが実行される装置の別々のオペレーション、および／または、別々の箇所で、異なる温度及び圧力で、天然ガスを冷却する。
本発明は、特に、窒素の流れを分割することに係り、それによれば、窒素冷却剤のそれぞれの分割部分が、互いに、並列に配置された、それぞれ異なる膨張弁を通る。
本発明に関し、以下において、特に冷却剤として窒素を使用する天然ガスの液化のプロセスの場合について説明を行うが、本発明の範囲は、以下の実施例に限定されるものではない。本発明の範囲は、より広く、窒素を使用する他の方法及び適用を含むものであり、また、改良された適用において他のガスを使用する場合も含み、また、以下の実施例以外の適用を含む。
発明の技術的背景
天然に存在するガス井あるいは油井から、ガスの状態で採掘される天然ガスは、地下から取り出され、商業的に利用する前に処理が必要な原料天然ガス（a natural gas feed）を形成する。原料天然ガスは、処理施設に導入され、様々な設備の中で様々な操作を経て処理され、最終的に、使用に適した状態の液化天然ガス（ＬＮＧ）となる。次いで、液化天然ガスは、貯蔵され、再ガス化及び使用のために他の適当なサイトに輸送される。
原料天然ガスの処理において、フィールドから採掘されたガスは、先ず、例えば、二酸化炭素、水、その他の不純物あるいはコンタミナントを除去あるいは削減するために加熱される。その目的は、冷却してＬＮＧの状態とする前に、処理工程において使用される設備の閉塞の可能性を除去あるいは軽減するためであり、また、その他、処理工程におけるトラブルの原因を取り除くためである。
不純物、および／または、コンタミナントの一つの例は、二酸化炭素あるいは硫化水素の様な酸のガスである。酸のガスが除去装置で取り除かれた後、原料天然ガスは、乾燥され、水が完全に取り除かれる。また、冷却前に、水銀も取り除かれる。
全てのコンタミナント、必要とされないあるいは好ましくない物質が、原料天然ガスから取り除かれた後、ＬＮＧを製造するために、冷却等の後続する工程に入る。
原料天然ガスの冷却は、異なった相当数の冷却プロセスを伴う。例えばカスケードサイクルの場合、冷却は三つの異なった冷却サイクルを結合して行われる。即ち、メタン、エチレン、プロパンが順に使用される。
他の冷却プロセスは、予冷されたプロパンを使用する。
混合冷却剤プロセスは、一つの工程で、複数組成の炭化水素の混合物、例えば、プロパン、エタン、メタン、および／または、窒素を使用し、また、他の工程で別のプロパン冷却サイクルを使用して、混合冷却剤及び天然ガスを予冷却する。
他の、冷却プロセスは、窒素ガス膨張サイクルを含み、その中で、最も単純な形態の場合、クローズドループが使用され、窒素ガスは先ず圧縮され、次いで空冷あるいは水冷下で、大気圧まで減圧され、次いで、更に低圧の窒素ガスとの向流接触により冷却される。冷却された窒素ガスは、次に、膨張タービンに導入されて膨張され、低圧の低温の窒素ガスとなる。この低温の窒素ガスは、原料天然ガスの冷却に使用され、高圧の窒素ガスとなる
膨張タービンの中で窒素の膨張により発生した仕事は、膨張タービンのシャフトに連結された窒素ブースターコンプレッサによって回収される。この様にして、このプロセスにおいて、低温の窒素は、天然ガスを冷却して液化するために使用されるだけではなく、同じ熱交換器の中で窒素ガスを予冷あるいは冷却するためにも使用される。
予冷あるいは冷却された窒素ガスは、次いで、更に、膨張によって冷却されて、、低温の窒素冷却剤となる。
上記の単純な窒素サイクルに対する改良が既に開示されている。それによれば、高圧の窒素冷却剤が二つの部分に分割され、その一方は、膨張タービンで等エントロピー膨張により膨張され、もう一方は、膨張弁で等エンタルピー膨張により膨張され、いくつかの適用例において、液体の冷却剤が製造される。
この改良の目的は、昇温カーブ（加熱曲線）と降温カーブ（冷却曲線）との大きな乖離を避けることにある、この乖離は、冷却過程における熱力学的な非効率性及び消費エネルギーの高さの指標となる。
このタイプの変形が適用される領域は、代表的には、ＬＮＧ貯蔵容器からの低温で低圧のボイルオフガスの液化であった。ＬＮＧの輸送の間に、荷降し作業の間に、あるいは、人口密集地域の様なＬＮＧの放出が規制されている地域にＬＮＧ貯蔵容器が設置されている場合に発生するボイルオフガスには、窒素が高濃度で含まれる。しかし、ボイルオフガスの液化の場合の操業パラメータは、採掘された天然ガスを液化してＬＮＧを生産する場合の操業パラメータとは、全く異なっている。
その様な異なった操業パラメータの一つは、ボイルオフガスの降温カーブの形が、ベースロード設備あるいはピーク対応設備における天然ガスの液化の場合の降温カーブと異なっていることである。それらの設備においては、通常、天然ガスは高圧で常温であり、従って、降温カーブの形が異なる。
過去において行われた、既知の窒素ガスサイクルの変形は、基本的に、ＬＮＧから発生したボイルオフガスを液化するためのものであり、本発明の場合に得られるものと同等のエネルギー消費量の削減をもたらさない。その理由は、第一には、本発明の場合には、降温カーブの形が、高圧で常温の原料天然ガスに対してより良くマッチングしているためである。第二には、冷却剤の第二部分を、膨張弁を用いた等エンタルピー過程ではなく、膨張タービンを用いて等エントロピー過程により膨張させているためである。等エンタルピー膨張の場合は、熱力学的な不可逆性が高く、エネルギー消費が大きいが、これに対して、本発明の場合にはエネルギー消費が小さくなる。
上記の単純な窒素サイクルに対する他の改良が、空気の液化分離の分野で、知られている。そこでは、高圧の窒素の冷却剤が、同様に二つの部分に分割される。第一の部分は、直列に接続された膨張タービンを用いて、等エントロピー過程により膨張される。即ち、第一の膨張タービンから排出された冷却剤が、第二の膨張タービンに導入されて膨張される前に、供給ガスによって再加熱される。第二の部分は、前記の場合と同様に、膨張弁を用いて等エンタルピー過程により膨張される。
上記の目的は、前記の場合と同様に、昇温カーブと降温カーブとの乖離を避けることにあり、これによって、冷却サイクルにエネルギー消費を減らすためである。
この既知の変形を、高圧で常温の原料天然ガスに対して適用した場合、本発明の場合に得られるものと同等のエネルギー消費量の削減をもたらさない。その理由は、本発明の場合の方が、昇温カーブと降温カーブとのマッチングが良く、冷却剤の第二の部分を膨張弁を用いて等エンタルピー過程により膨張させることに関係する熱力学的な不可逆性が減少することによる。
本発明は、更に、窒素ガスの膨張サイクルの使用の際の、更なる変形あるいは改良に係る。そこでは、窒素のみ、あるいは窒素ガスを主体に少量の他の適切なガスを含む単一相の冷却剤（a single phase refrigerant）が使用される。ここで、他の適切なガスとは、例えば、メタンなどの様な、膨張タービンの中で膨張され冷却された場合にも、単一相の冷却剤として使用することができるガスを意味する。もっとも、本発明を実施する場合、通常、実質的に窒素のみの冷却剤が使用される。
従来技術における窒素の膨張サイクルは、通常、小規模のＬＮＧプラントを対象にするか、あるいは、ボイルオフガスの再液化を対象にするものであった。その理由は、この冷凍システムを使用した場合のエネルギー消費量は、一般的に、他の冷却サイクルを使用した場合と比較して大きく、従って、この方法によってＬＮＧを生産すると、他の冷凍システムを使用した場合と比較して、操業コストが増大するためである。しかし、窒素の膨張サイクルは、従来の混合冷却剤サイクルと比較して、多くの内在的な利点を備えている。
それらの利点の一つは、使用される冷却剤が、安全で不燃性の窒素であり、これに対して、混合冷却剤サイクルを使用する場合には、大量の可燃性の炭化水素が使用されることである。
他の利点は、窒素冷却剤を容易に補給できることにある。即ち、新しい窒素冷却剤は、プラントサイトにおいて容易に大気から分離することが可能で、容易に調達することができる。これに対して、混合冷却剤プロセスの場合、相対的に大量の混合冷却剤の各組成ガスを、原料天然ガスから抽出し、各種の構成成分に分離し、個別に貯蔵し、更に、適性な組成となる様に混合して冷却剤に補充するか、あるいは、プラントサイトに輸送して必要となるまで貯蔵しなければならない。適当な液状の天然ガスが、原料天然ガスの中に無い場合には、混合冷却剤の内の異なる構成成分を、輸入する必要がある。以上の様なことは、全て、混合冷却剤を使用するコストを増大させ、プロセスの総括コストを増大させ、結局、ＬＮＧの最終コストを増大させる。
その他、貯蔵設備が、混合冷却剤の各構成成分毎に必要となり、それによって、全体設備のサイズ及び複雑さを増加し、更なるコストの増大と安全性の問題が発生する。
窒素を冷却剤、あるいは冷却剤の主要成分、として使用する場合の他の利点は、設備の、物理的なサイズ及びレイアウトに関係するものである。即ち、従来の混合冷却剤プロセスでは、基本の混合冷却剤ループに付帯して、プロパン予冷ループ及び他の付属的サービスに関係する多数の付帯設備が必要となり、これらの付帯設備を、互いに間隔を開けて配置しなければならない。これは、配管及びバルブを設置するスペースを確保し、また、火災の危険あるいはその他の安全に対する障害を減らすためである。
これに対して、窒素ガスを使用するプロセスでは、窒素ガスは可燃性ではないので、火災の危険あるいはその他の安全に対する障害が無く、付帯設備の数が少なく、それらの付帯設備をより近付けて配置することが可能で、それらの結果、設備全体の物理的なサイズ及び複雑さを減らすことができる。
ＬＮＧ製造設備において窒素冷却剤を使用することによる、物理的なサイズ、複雑さ、安全に対する障害、及び火災の危険の減少は、もし、操業プラントのエネルギー消費の増大を伴わずに、窒素冷却剤サイクルが採用できれば、海上の設備でも有効である。
窒素膨張サイクルは、フィールドからのＬＮＧの生産のために、未だ、広く使用され、あるいは受け入れられてはいない。その理由は、窒素を冷却剤として使用する場合に内在する非効率性に基くエネルギー消費にある。
一つの、内在する非効率性は、窒素冷却剤の昇温カーブが、ＬＮＧの生産のために使用される原料天然ガスの降温カーブに近付けることができないこと、あるいは、マッチングさせることができないことに起因する。二つのカーブの乖離は、冷凍サイクルによってなされる浪費あるいは過剰仕事のために、非効率性の原因となる。
第一の窒素フローの冷却過程の後、窒素を二つの部分に分割して、その内の一つの部分を膨張弁に送ることによって、二つのカーブをマッチングさせる試みのみが、エネルギー消費を減少させる。更に、その様な窒素膨張サイクルは、初期液化後のボイルオフガスからの天然ガスの小規模の液化でのみ使用されていた。その場合、液化は、より高い温度で行うことが可能であり、ボイルオフガスは、主として軽質の炭化水素から構成されている。
更に、従来の窒素のフローサイクルでは、窒素から仕事を回収してはいなかった。これに対して、本発明では、膨張タービンを用いて窒素から回収した仕事をコンプレッサにおいて使用している。
従って、もし、窒素サイクルプロセスを使用することによるエネルギー消費の不利の問題が克服することができたならば、これらのプロセスを使用することにより、内在的な利点を享受することができる。更に、窒素膨張サイクルを、より効率よく使用することができたならば、原料天然ガスから、より効率良く且つ低コストでＬＮＧを生産することが可能になる。これは、より安価にＬＮＧが生産できれば、今まで、経済的な理由でＬＮＧの生産に使用できなかった天然ガスが使用可能となることを意味し、その結果、有効な天然ガス資源を確保することができることを意味する。また、ＬＮＧの生産設備を海上に設けることができることを意味する。
従って、本発明の目的は、変形された窒素膨張サイクル（a modified nitrogen expander cycle）、あるいはその他の窒素を冷却剤として使用するプロセスを提供することにある。それによって、ＬＮＧをより経済的かつ効率的に生産し、また、現存のプラントにおいてはＬＮＧの生産を実施し易くし、また、ＬＮＧ生産プラントの建設を促し、また、例えば、海上の様にこれまで不可能であった所にＬＮＧ生産プラントを設けることを可能にする。
もっとも、本発明は、変形された窒素膨張サイクルを使用した天然ガスの液化のみに限定されるものではない。本発明は、同様に、もし単純な窒素膨張サイクルを使用した場合には、供給原料と冷却剤との間の降温カーブと昇温カーブの乖離が大きい場合の、供給原料の冷却にも適用できる。
発明の概要
本発明は下記の方法を提供する。
本発明は、単一相の冷却剤（a single phase refrigerant）を用いて供給原料（feed material）を液化して市場製品を製造するために、供給原料を処理する方法であって、この方法は下記の工程を備える、
冷却剤を二つのあるいはそれ以上の分割部分に分割し、
冷却剤の第一の分割部分を第一の熱交換器に供給して、供給原料を中間温度まで冷却し、
冷却剤の第二の分割部分を第二の熱交換器に供給して、供給原料を、第一の分割部分の冷却の温度よりも第二の分割部分の冷却の温度が低くなる様な温度まで更に冷却し、
それにより、冷却剤の第一の分割部分及び冷却剤の第二の分割部分の昇温カーブが、異なった勾配を持った少なくとも二つの別々の部分を有する様にし、
それにより、冷却剤の各分割部分を合成した昇温カーブが供給原料の降温カーブとより良くマッチングする様にし、
それにより、熱力学的な非効率性を減少させて、この方法に基くオペレーションにおけるエネルギー消費を減少させる。
本発明の他の側面は下記の方法を提供する、
少なくとも窒素を主体とする単一相の冷却剤を用いて供給原料を液化してＬＮＧ製品を製造するための原料天然ガス（a natural gas feed）を処理する方法であって、この方法は、下記の工程を備える、
冷却剤を少なくとも二つの部分に分割し、
冷却剤の各分割部分を、それぞれ異なる熱交換器に供給して、供給物質をそれぞれ異なる温度領域で冷却し、
それにより、熱交換器の中での冷却剤の各分割部分の冷却の温度が互いに異なる様にし、
それにより、冷却剤の各分割部分を合成した昇温カーブが、冷却剤の各分割部分に対応して、異なった勾配を有する様にし、
それにより、冷却剤の各分割部分を合成した昇温カーブが供給原料の降温カーブと良くマッチングする様に、選択的に調整できる様にして、
それにより、熱力学的な非効率性を減少させ、
以上により、分割された冷却剤の各分割部分の相対比率を選択的に変化させることによって、ＬＮＧ製品の生産のためのこの方法に基くオペレーションにおけるエネルギー消費を減少させる。
典型的には、冷却剤を、２、３、４、あるいはそれ以上の部分に分割する。
より典型的には、冷却剤の各分割部分の構成比率を、全体の１５％から８５％とする。
冷却剤を二つに分割する場合には、第一の分割部分の構成比率は５０％から８０％であり、第二の分割部分の構成比率は５０％から２０％である。
より典型的には、構成比率が高い方の第一の分割部分が第一の熱交換器に供給され、これにより、第二の分割部分の冷却の温度が、第一の分割部分の冷却の温度よりも低くなる様にする。
より典型的には、容積が小さい方の流れが、より低温側の熱交換器、あるいは最も低温側の熱交換器に導入される。
より典型的には、容積が小さい方の流れが、容積が大きい方の流れが導入される熱交換器よりも低温の熱交換器に供給される。
本発明の更なる変形は、窒素冷却剤を三つの流れに分割することに関する。
この形態は、窒素冷却剤を分割する方法の更なる変形であり、三個の膨張タービンを互いに並列に設け、それぞれに供給する窒素冷却剤の構成容積比を約２０／５０／３０％とする。
最も低温のレベル（３０％）は、出口圧力を１１．７ｂａｒあるいは他の例で示したものと同程度とし、より高温のレベル（５０％及び２０％）は、異なる圧力である１９．４ｂａｒとする。
第三の（最も高温の）膨張器へ供給される高圧の窒素冷却剤は、従来の冷却方法あるいは冷水システムによって１０℃まで予冷される。もっとも、このシステムは、やや所要エネルギー量を増やせば、それをしないでも構成することができる。
この形態において、冷却剤が循環されあるいは冷却剤の主流れを構成するが、三つの別の並列する流れがあり、各流れが、並列に設けられた三つの熱交換器の内の一つを持つ。三つの流れは、別々の熱交換器に循環される。
この構成の場合の昇温及び降温カーブは次の様になる、即ち、−１００℃から２０℃までの領域において、特に−８０℃から−４０℃までの領域において、二つのカーブが互いにより良くマッチングする。これに加えて、約−１００℃以下の領域におけるマッチングもよい。
典型的には、本発明は、ガスの液化のために、特に天然ガスの液化のために、特にＬＮＧの生産のために、単純な窒素膨張サイクルプロセスに重要な改良を提供する。
天然ガスの液化に適用した場合の、単純な窒素膨張サイクルの効率の改良は、クローズドループ冷却サイクルを変形して、窒素冷却剤の昇温カーブと天然ガスの降温カーブ（あるいは、天然ガスと窒素冷却剤とを合成した降温カーブ）とを近接させあるいはマッチングさせることによって達成される。従って、本発明のプロセスにおいては、予冷される際の窒素冷却剤の降温曲線までも考慮して、窒素冷却剤の昇温カーブを変形させて、処理される供給原料ガスの降温カーブとよりよく近似する様にする。
より典型的には、本発明は、天然ガスを含むガス類の液化のために、単純な窒素膨張サイクルプロセスに、重要な改良を提供する。
本発明の方法は、下記工程からなる、
冷却剤を、第一の熱交換器における予冷の後、次の様に二つの部分に分割する、即ち、第一の分割部分を第一の膨張タービンの中で等エントロピー過程に近い条件で膨張させて、それを用いて天然ガスを約−９５℃まで冷却し、これと同時に、冷却剤の第二の分割部分も冷却し、この第二の分割部分を第二の膨張タービンの中で等エントロピー過程に近い条件で膨張させ、天然ガスが最終的に要求される温度（約−１４０℃から−１６０℃の範囲）まで冷却されて、ＬＮＧが次の処理工程（例えば、必要な場合には、ＬＮＧ中に含まれる窒素分を減少させる）に適した状態となる様にする。
冷却剤を、異なる温度レベルの二つの部分に分割することによって、窒素冷却剤の昇温カーブを、原料天然ガスの降温カーブ及び予冷される際の窒素冷却剤の降温カーブと良くマッチングさせる。
典型的には、単純な窒素膨張サイクルのオペレーションにおいて、高圧の窒素冷却剤の全ては、最初に、より低温で低圧の窒素冷却剤によって、中間温度まで冷却され、次いで、その様にして冷却された高圧の窒素冷却剤は、膨張タービンの中で膨張されて、低温の低圧窒素の流れを形成し、天然ガスを要求される温度、約−１４０℃から−１６０℃の範囲、まで冷却して液化する。
この中間温度を、充分に低く選択することによって、膨張タービンの中で窒素を膨張させたときに、その結果得られる低温で低圧の窒素ガスの温度が、天然ガスを要求される温度、約−１４０℃から−１６０℃の範囲、まで深冷（to subcool）するために必要な充分に低い温度となる様にする。
熱交換器の低温側の端部で現れるこの温度において、窒素の昇温カーブは、供給原料ガスの降温カーブとほぼ一致する。即ち、冷却プロセスにおいて要求される下限温度であるこの温度において、二つのカーブが互いに良く近似する。これにより、熱交換プロセスの下限温度が定まる。
窒素の昇温カーブは、基本的には直線であり、その傾斜を、窒素冷却剤の循環率を変化させることによって調整することにより、熱交換器の高温の端部において、窒素冷却剤の昇温カーブと供給原料ガスの降温カーブとが、良く一致する様にする。これにより、液化プロセスの上限温度が定まる。
この様にして、この方法を使用することによって、熱交換器の高温側の端部及び低温側の端部の双方において、二つのカーブを比較的良く一致させることが可能となる。
もっとも、それぞれの中間領域では二つのカーブの形に相違があるので、プロセスの全温度領域に渡って、二つのカーブ間の良い一致を保つことまではできない。即ち、二つのカーブは、中間の温度領域では互いに乖離している。
窒素冷却剤の昇温カーブはほぼ直線であるが、供給原料と窒素とを合成した降温カーブは複雑な形状をしており、直線状の窒素冷却剤の昇温カーブから顕著に乖離している。直線状の昇温カーブと複雑な降温カーブと間の乖離は、熱力学的な非効率性、あるいは全プロセスを操業する際のエネルギー損失を計る目安となる。その様な非効率性あるいはエネルギー損失が、混合冷却剤プロセスなどの様な他のプロセスと比較して、窒素冷却剤を使用した場合に大きなエネルギー消費を伴う原因の一つとなっている。図１は、その様な状況を表したものである。
典型的には、これから後は、本発明に基くオペレーションは、流れを分割した窒素膨張サイクルに関するものであり、この改良された方法を用いることによって、熱力学的な非効率性あるいはエネルギー損失を削減することができる。
その様な削減は、以下の様にして実現される。窒素冷却剤の昇温カーブを、それぞれ異なった傾きを有する数本の分割部分に分割し、これにより、窒素冷却剤の昇温カーブと、供給原料ガスと窒素を合成した降温カーブとがより良く一致する様にし、これにより、二つのカーブの間の温度差が縮小し、熱力学的非効率性が減少する。
以下に、図２を参照しながら、この発明に基く一つの例を説明する。
図２に示す様に、このプロセスで使用される昇圧され冷却された窒素の供給を二つの部分に分割することにより、昇温カーブを二つの異なる部分に分割する。第一の供給部分は、第一の膨張タービンで膨張されて、低圧で低温の状態となり、中間温度までの冷却に使用される。第二の供給部分は、更に冷却された後、第二の膨張タービンで膨張されて、低圧でより低温の状態となり、液化プロセスに要求される下限温度まで天然ガスを冷却する。
第二の供給部分の流量を、熱交換器の低温側の端部において窒素の昇温カーブの勾配が天然ガスの深冷のための降温曲線の勾配に近似する様にする様に、選択する。これにより、この熱交換器の中の全部分で、両者の温度が互いに良く一致する様にする。
窒素冷却剤の第二の供給部分は、窒素冷却剤の第一の供給部分を第一の膨張タービンの中で膨張させることによって到達する温度と同じ温度まで、即ち、前記中間温度まで、熱交換器の中で昇温される。
この例において、二つの膨張タービンは、窒素ガスの流れに関して、並列に設けられる。
本発明に基く典型的な例において、二つの供給窒素の流れは、両方とも同じ圧力まで膨張される。その結果、二つの流れは、中間温度レベルにおいて再度、合流される。この結果、熱交換器の構造が単純化される。
合流された流れは、単純な窒素膨張サイクルの場合と同様に、熱交換器の中で、再度、昇温される。合流された流れは、冷却剤の第二の供給部分に較べて流量が増加しており、熱交換器の残りの部分における冷却剤の昇温曲線の勾配を緩くする結果をもたらす。
窒素の第二の供給部分の流量は、第一の熱交換器の高温側の端部において、供給原料と冷却剤の温度が、適切な程度に一致する様に選択される。
図１と図２とを比較すると分る様に、図２に示された窒素冷却剤の流れを分割した窒素膨張サイクルは、熱交換器が運転される平均内部温度をかなり上昇させ、冷却剤の昇温カーブを、供給原料ガスと窒素を合成した降温カーブに、単純なサイクルと比較して、より良く近似させる。特に、熱交換器の低温側の端部近傍における近似に優れている。
典型的には、窒素冷却剤を分割した窒素膨張サイクルの更なる改良において、本発明に基く単純な窒素膨張サイクルに、他の既知の要素を結合して改良することができる。
その様な改良の一つとして、窒素サイクルに、別に予冷のための冷却サイクルを付加すること（例えば、プロパン、アンモニア吸収法、あるいはフレオンなど）がある。その結果、単純なサイクルと比較して効率が向上する。
また、二つの膨張タービンを直列に接続して、冷却された窒素を二段階で膨張させ、この際、一段目の膨張タービンから排出された低温ガスを、二段目の膨張タービンで膨張させる前に、再昇温させる方法もある。その結果、単純なサイクルと比較して効率が向上する。
【図面の簡単な説明】
次に、本発明を、添付図面を参照しながら実施例を用いて説明する。
図１は、従来技術の場合における、単純な窒素膨張サイクルについて、窒素冷却剤の昇温カーブのプロットを、ＬＮＧ／窒素の冷却カーブと比較したものである。中間部分において、二つのカーブが互いに乖離していることを示している。この乖離がエネルギー損失を表す。
図２は、本発明に基く窒素冷却剤の流れを分割した窒素膨張サイクルについて、図１と同様に、窒素冷却剤の昇温カーブを、ＬＮＧ／窒素の冷却カーブと比較したものである。特にそれぞれの中間部分において、二つのカーブが互いに良くマッチングしていることを示している。これは、エネルギー消費が節約されることを示す。
図３は、本発明の更なる改善形態における、窒素冷却剤の流れを分割した窒素膨張サイクルについて、図１と同様に、窒素冷却剤の昇温カーブを、ＬＮＧ／窒素の冷却カーブと比較したものである。ここでは、予冷システム及び膨張タービンを直列に接続する方法が付加されている。ほとんど全ての領域において、二つのカーブが互いに非常に良くマッチングしていることを示している。これは、エネルギー消費が更に節約されることを示す。
図４は、本発明に基く、窒素冷却剤の流れを分割した窒素膨張サイクルプロセスのフローチャートであり、図２のプロットは、このケースに対応する。
図５は、本発明に基く、窒素冷却剤の流れを分割した窒素膨張サイクルプロセスのフローチャートであって、小規模な予冷システム及び再昇温を伴う膨張タービン工程を付加した場合のものである。図３のプロットは、このケースに対応する。
図６は、本発明に基く、窒素冷却剤の流れを分割した窒素膨張サイクルプロセスのフローチャートであって、フル仕様の予冷システム、即ち、窒素冷却剤の一部を第一の熱交換器での予冷に使用せずに、その結果、低温の窒素冷却剤がコンプレッサの吸引側へ再循環される場合のものである。
発明の実施の形態
例 １
図４を用いて、本発明の一つの実施例について説明する。図４は、本発明を、希薄な原料天然ガス（a lean natural gas feed）に適用した場合の例である。
原料天然ガスからＬＮＧを生産するために、主としてメタンから構成される原料天然ガスの流れは、ほぼ大気温度で圧縮される。符号１は、この原料天然ガスの流れを示す。この原料天然ガスは、先ず、従来と同様な予備処理プラントＡにおいて処理され、水、二酸化炭素及び水銀が取り除かれる。様々な予備処理設備が知られており、必要となる正確な予備処理の内容は、原料天然ガスの正確な組成、及びその中に含まれる好ましくないコンタミナントあるいは不純物のレベル量及び性質に依存する。コンタミナントあるいは不純物を除去する予備処理については、当該技術分野における専門家に良く知られている技術が適用される。
この様に処理された原料天然ガス（符号２の流れで示される）は、予備処理プラントＡから出た後、熱交換器１００に導入され、冷却される。次いで、１０１から１０３までの他の熱交換器に、順に導入され、多かれ少なかれ液化され、ＬＮＧが生産される。各熱交換器は、それぞれ一つあるいは複数に分割された熱交換器から構成され、窒素からなる冷却剤の主流れが冷媒として使用される。
特に、熱交換器１００から出た低温の原料ガス３は、直列に接続された熱交換器１０１へ導入され、そこで、−８４℃まで冷却される。熱交換器１０１から出た原料の流れ４は、熱交換器１０２へ導入される。熱交換器１０２から出た液化された原料の流れ５は、熱交換器１０３において、−１５２℃の窒素冷却剤の少量の流れによって約−１４９℃まで冷却される
深冷された高圧のＬＮＧ（流れ７で示される）は、熱交換器１０３から出て、弁あるい適当な手段で圧力が下げられた後、そのまま貯蔵タンクヘ送られる。
また、必要な場合には、従来技術に基く窒素除去ユニットＢを介して、貯蔵タンクへ導入される。この窒素除去ユニットＢでは、ＬＮＧをフラッシュさせて圧力を降下させて、窒素が除去される。なお、このプロセスは、原料天然ガス中の窒素の量、および／または、貯蔵、後続の使用、あるいは後続の使用のための離れた場所への輸送のなどのために要求されるＬＮＧの仕様に依存する。
流れ１としてガスの状態で生産プラントに導入された原料天然ガスは、この様にして、流れ７として液体の状態で生産プラントから取り出される。
原料天然ガスのガスの流れ２を液体の流れ７に変える窒素冷却剤サイクルについて説明する。先ず、全てあるいは大半の冷却能力を、原料ガスから熱を奪うことにより使い果たした暖かい窒素の流れ２２から、説明を始める。
その冷却能力を使い果たした暖かい窒素の流れ２２の圧力は、窒素サイクル中の最低圧力である約１０ｂａｒである。この窒素の流れ２２は、多段階コンプレッサユニット１０５に導入されて再昇圧されて、ほぼ大気温度の昇圧された窒素の流れ２３となり、原料天然ガスの冷却及び深冷冷却のために各熱交換器へ送られる。この窒素膨張サイクルにおいて必要とされるほとんど全てのエネルギーが、コンプレッサユニット１０５の運転で消費される。
流れ２３は、流れ２４及び流れ２５の二つに分割され、それらは、それぞれ、コンプレッサ１０８及び１０９に導入され、それぞれの流れは、それぞれ約３０ｂａｒ及び約５５ｂａｒまで、コンプレッサ１０８及び１０９によって更に昇圧されて、それぞれ流れ２６及び流れ２７になる。
コンプレッサ１０８及び１０９には、膨張タービン１０６及び１０７がそれぞれ結合され、膨張タービン１０６及び１０７によって作り出されるエネルギーの大半を回収する。なお、これについては、以下において詳しく説明する。
なお、この様にする代りに、コンプレッサ１０８及び１０９を、一つのコンプレッサで置き換えて、二つの膨張タービン１０６及び１０７によって駆動することも可能である。この場合、例えば、二つの膨張タービン１０６及び１０７を共通のシャフトに連結する。
昇圧された窒素の流れ２６及び２７は、一つの流れに合流されて、流れ２８となり、次いで、流れ２８は、アフタークラー１１０によって大気温度まで冷却され、流れ２９となる。流れ２９は、二つに分割され、流れ１０として熱交換器１００に導入される。熱交換器１０１において、流れ１０は、逆方向に流れる窒素冷却剤の流れ２１によって−２０℃まで予冷される。一方、熱交換器１００から出た窒素冷却剤の流れ２２は、その冷却能力を使い果たしている。流れ１０は、熱交換器１００を経て、流れ１１となる。
この例において、本発明に基いて可能となる、冷却剤の昇温カーブと供給原料の降温カーブとの間の良いマッチングは、昇圧された窒素冷却剤の流れ１１を二つに分割することによって実現される。即ち、熱交換器１００から出た流れ１１は、流れ１３及び流れ１２の二つの部分に分割される。
流れ１３は、その内の一つであり、流れ１１からの窒素冷却剤の主流れの約３５％により構成される。流れ１３は、熱交換器１０１において、逆方向に流れる窒素冷却剤の流れ２０によって予冷されて、温度約−８４℃の流れ１４となる。一方、流れ２０は、熱交換器１００を経て、流れ２１となる。
熱交換器１０１から出た流れ１４に、少量の窒素の流れ１３が合流する。この流れ１３は、流れ２９を分割して流れ１０を形成した時に、もう一方の分割流れ３０として形成されたものである。流れ３０は、合流する前に、熱交換器１０４において低温の天然ガスと窒素から構成された廃棄流れ８によって約−１２０℃まで予冷されている。なお、この天然ガスと窒素から構成された廃棄流れ８は、窒素除去ユニットＢを設けた場合において、流れ６が窒素除去ユニットＢを通過する際に、流れ６から分離されて作られたものである。
流れ１３と流れ１４を合流することにより形成された低温流れ１５は、次に、膨張タービン１０７において、等エントロピー過程に近い条件で、約１１ｂａｒまで膨張され、更に低温の窒素冷却剤である低温の流れ１６を形成する。この結果得られる低温の流れ１６は、温度約−１５２℃であり、熱交換器１０３において高圧のＬＮＧを深冷するために使用される。低温の流れ１６の流量は、約−１００℃以下の領域における冷却剤の昇温カーブとＬＮＧの降温カーブとの間の良いマッチングが得られる様に、選択される。
流れ１６は、熱交換器１０３を経て、流れ１７となる。流れ１７は、膨張タービン１０６から出た流れ１８に合流されて、流れ１９となる。この流れ１９は、前述の様に、熱交換器１０２において原料天然ガスの流れ５を冷却するために使用される。流れ１８と流れ１７の合流については、後でより詳しく説明する。
従来の窒素膨張サイクル及びその他の先行する窒素膨張サイクルの変形に対する、本発明の変形は、主として、流れ１２に関するものであり、どのように流れ１２が処理されるかに関わる。
流れ１１から分割された第二の流れの部分（流れ１２）は、窒素冷却剤の第一の部分１３に較べて大きく、窒素冷却剤の主流れ１１の約６５％を占める。流れ１２は、膨張タービン１０６に導入される。なお、そこから流れ１２が分割される流れ１１は、熱交換器１００において約−２０℃まで予冷されている。流れ１２は、膨張タービン１０６において、更に大幅に冷却される。膨張タービン１０６から出る低温の流れ１８は、温度約−１０４℃である。流れ１８は、同様に温度約−１０４℃である流れ１７と合流され、順に、熱交換器１０２、１０１及び１００において原料天然ガスを冷却するため使用される。
流れ１９は、本発明において、約−１００℃以上の領域において、冷却剤の昇温カーブとＬＮＧの降温カーブとの間で、良いマッチングを得るための機能を担う。
低温の窒素冷却剤の流れ２０は、熱交換器１０１の中で低温の窒素の流れ１３を予冷するため、及び、熱交換器１００の中で合計の窒素の流れ１０を予冷するためにも使用される。流れ２０は、熱交換器１０１を経て、流れ２１となり、一方、流れ１３は、熱交換器１０１を経て、流れ１４となる。合計の窒素の流れ１０は、熱交換器１００で−２０℃に予冷される。流れ１８は、本発明のプロセスの中において、大きな冷却量を供給する。
単純な窒素サイクルにおける冷却剤の昇温カーブは、図１に示されている様に、基本的に直線状であるが、これに対して、窒素冷却剤を異なる温度レベルの二つの部分、即ち、流れ１２と流れ１３に分割することによって、特に、図２に示されている様に、合成された窒素冷却剤の昇温カーブと、天然ガスと窒素を合成した降温カーブとが良くマッチングする様になる。この傾向は、例えば−１００℃以下の様な、低温側における天然ガスと窒素を合成した降温カーブに対するマッチングが良くなる。このことは、図１と図２との比較することにより、即ち、単純な窒素サイクルプロセスの昇温カーブと、本発明に基く窒素冷却剤を分割した窒素サイクルプロセスの昇温カーブとを比較することにより、示される。窒素冷却剤を分割した窒素サイクルプロセスの場合、二つの曲線の温度が近接する結果、熱力学的な非効率あるいはエネルギー損失が減少する。これにより、本発明に基く窒素冷却剤を分割した窒素サイクルプロセスによれば、かなりのエネルギー消費を削減することができる。
以上の様に、窒素冷却剤の流れ１１を、熱交換器１００を通った後に、流れ１２と流れ１３に分割して、これらの流れをサイクル中の別の箇所を循環させて、熱交換器１０２の手前で、流れ１７及び流れ１８を合流させて、流れ１９とすることにより、本発明の利点がもたらされる。
例 ２
本発明に基く窒素冷却剤の分割による窒素冷却サイクルの改良によって、エネルギー消費を更に削減することができる。その場合、小規模の予冷サイクル、及び第三の膨張タービンを付加する。それにより、窒素冷却剤の昇温カーブと、天然ガスと窒素の合成の降温カーブとが更に良くマッチングする様になる。
図５に、この様な変形が加えられた窒素冷却剤の分割による窒素冷却サイクルの例を示す。この例の場合の二つのカーブのマッチングの様子を、図３に示す。
以下において、図３及び図５を用いて、この例について説明する。なお、図５の参照符号は、この例の場合についての独自のもので、従って、図４及び図６と同じ符号を使用することもあるが、異なる符号を使用することもある。
先に例と同様に、希薄な天然ガス（lean natural gas）１は、処理され、次いで、低温の窒素ガスによって液化され、貯蔵タンクヘ送られる。なお、必要な場合には、従来型の窒素除去ユニットＢを介して貯蔵タンクヘ送られる。
以上の様に、流れ１から流れ８までは、例１において説明したものと同じである。流れ７は貯蔵タンクヘ送られるＬＮＧであり、流れ８は、窒素除去ユニットＢにおいてフラッシュされたガスであり、熱交換器１０９に導入され、熱交換器１０９から出た後、高圧の燃料ガスの製造に使用される。
この例における変形は、熱交換器１００、予冷用の冷却システム１１４、及び三つの膨張タービンを備えたことである。
冷却され昇圧された窒素の流れ１０は、熱交換器１００において、窒素冷却剤の流れ２１と、独立に設けられた冷却パッケージ１１４との組み合わせによる熱交換によって、−３０℃まで冷される。この冷却パッケージ１１４は、従来型の冷却サイクルであって、プロパン、フレオン、あるいはアンモニア吸収サイクルなどが使用され、比較的、エネルギー消費が少なく、例えば、窒素サイクルの中心的なコンプレッサ１０５におけるエネルギー消費量の約４％である。
熱交換器１００の中では、供給原料ガスの流れ２が冷却されるだけではなく、これに加えて、窒素冷却剤の流れ１０も予冷される。これが、例１に対する第一の変更点である。
熱交換器１００から出た予冷された窒素の流れ１１は、例１と同様に、二つの部分に分割される。小さい方の部分の流れ１３は、更に、熱交換器１０１及び１０２において、逆方向に流れる窒素冷却剤の流れ１９及び２０によって、温度約−８２℃まで冷却される。
次いで、流れ１５は、窒素の少量の流れ３６と合流される。この流れ３８は、それまでに熱交換器１０９において、低温の、天然ガスと窒素から構成された廃棄流れ８によって、−１２０℃まで冷却されている。なお、この流れ８は、必要に応じて設けられる窒素除去ユニットＢからもたらされたものである。
合流された低温の流れ１６は、次いで、膨張タービン１０８において、等エントロピー過程に近い条件で、約１１ｂａｒまで膨張される。この結果得られた低温の流れ１７は、約−１５２℃であり、熱交換器１０４において、高圧のＬＮＧを深冷するために使用される。流れ１７の流量は、ＬＮＧの降温カーブと窒素の昇温カーブとの良いマッチングが、−１００℃以下の領域で得られる様に選択される
窒素冷却剤の大きい方の部分の流れ１２は、例１において先に述べた様に、−３０℃まで予冷された後、膨張タービン１０６において、約１５ｂａｒまで膨張される。その結果得られた低温の流れ２２は、約−９９℃であり、熱交換器１０２及び１０３において、原料天然ガスを冷却するために使用される。
この流れは、熱交換器１０２及び１０３において、約−７５℃まで昇温され、次いで、膨張タービン１０７において、約１０．５ｂａｒまで膨張される。その結果得られた低温の流れ２５は、約−９１℃であり、同様に約−９１℃である流れ１８と合流されて、熱交換器１０２、１０１及び１００において、原料天然ガスを冷却するために使用される。この低温の窒素は、同時に、熱交換器１０１及び１０２において低温の窒素の流れ１３を予冷するためにも使用され、更に、流れ２１となり、従来型の冷却パッケージユニット１１４とともに、熱交換器１００において窒素の流れ１０を−３０℃まで予冷するためにも使用される。
この様にして、冷却剤の主流れから分割された流れ１２は、膨張タービン１０６及び１０７を順に通って、冷却剤の主流れに戻る。
従って、この例において、窒素冷却剤の並列する二つの流れがあり、その一方は、直列の接続された二つの膨張タービンを通る。これが、例１に対する第二の変更点である。
昇温した窒素の流れ３７は、中間冷却及び後冷却を備える多段コンプレッサユニット１０５において再昇圧される。次いで、コンプレッサ１１１、１１２及び１１３によって、更に約５５ｂａｒまで昇圧される。なお、これらのコンプレッサ１１１、１１２及び１１３は、それぞれ、膨張タービン１０６、１０７及び１０８に結合され、膨張タービンおいて発生する動力の大半を回収する。
なお、この様にする代わりに、コンプレッサ１１１、１１２及び１１３を、一つのコンプレッサと置き換えて、共通のシャフトに連結された三つの膨張タービン１０６、１０７及び１０８によって駆動することも可能である。
合流された窒素の流れ３３は、アフタークラー１１０によって、大気温度まで冷却され、流れ１０となる。流れ１０は、先に述べた様に冷却パッケージ１１４に接続された熱交換器１００に送られ、−３０℃まで予冷される。
例 ３
図５の構成の変形を図６に示す。図６において行った変形は、図５における流れ２１に関するものである。
図５においては、流れ２１は、熱交換器１０１を出て熱交換器１００に入り、熱交換器１００から出た流れ３７が、コンプレッサ１０５に送られる。
これに対して、この例による変形では、図６に示される様に、熱交換器１０１を出た流れ２１は、熱交換器１００に入らず、直接、コンプレッサ１０５に導入される。高圧窒素の流れ１０及び原料天然ガスの流れ２の−３０℃までの予冷は、全て、冷却パケージ１１４で行われる。
この様にして、図６における流れ２１は、コンプレッサ１０５に入る段階において、図５におけるコンプレッサ１０５に入る段階の流れ３７に相当する。もっとも、図６における流れ２１は、熱交換器１００を通っていないので、熱を吸収しておらず、従って、流れ３７と比較して温度が低い。この結果、窒素冷却剤の流れ２１を昇圧し冷却して、図６に示された例における流れ２６を形成するために必要とされるエネルギーは少なくなる。従って、図６に示された例は、よりエネルギー効率に優れ、必要とされるエネルギーが少なく、このため、より経済的にＬＮＧを生産することができる。
なお、この例における操業方法は、他の点においては図５に示された例と同一である。
選択される各曲線の比較
図１に示された窒素膨張サイクル、図２に示された本発明に基く窒素冷却剤の分割による窒素膨張サイクルの例、及び図３に示された予冷と膨張タービンを用いた昇温を付加した窒素冷却剤の分割による窒素膨張サイクルの二つの変形例の相対的な性能比較を行った。この性能比較は、圧力５５ｂａｒ、温度３０℃で供給される天然ガスから、２６００ＴＯＮ／日のＬＮＧを試験的に生産することにより行った。
比較のため、従来技術による単純な窒素サイクルのフローチャートでは、熱交換器１００、１０１及び１０２に相当する熱交換器のみが使用され、流れ１２、１８及び膨張タービン１０６／コンプレッサ１０８が取り除かれた。即ち、本発明に基く場合と異なり、二つの並行する流れを形成するために窒素冷却剤を分割せず、二組の膨張タービン／コンプレッサを並列して設けていない。
表１において、４種類の異なる操業条件によって、窒素サイクル及びその所用エネルギーを比較したものである。完全を期するために、混合冷却剤サイクルの場合の所用エネルギーとの比較も行っている。なお、その混合冷却剤サイクルは、現在のプロパン予冷式の混合冷却剤サイクルにおいて典型的な３５ＭＷのものである。

上記の結果（表１）から、次のことが分る。一個の膨張タービンを付加した窒素冷却剤の分割による窒素膨張サイクルによって、単純な窒素膨張サイクルと比較して、所用動力が２１．１ＭＷ削減される。
窒素圧縮システムで吐出圧力を５５ｂａｒとしたとき、膨張タービンにおいて最適な膨張比率、最小のエネルギー消費となる様にすると、単純な窒素サイクルでは、吸引側圧力は約５．６ｂａｒとなる。窒素冷却剤の分割による窒素膨張サイクルのもう一つの効果は、吸引側圧力の最適圧力が１０ｂａｒに増加することである。これから、いくつかの効果が得られる。その効果の一つとしては、循環する窒素冷却剤の容積を減少させ、その結果、配管の径を小さくする。また、大きな単一相の熱伝達率が得られ、また、各膨張タービンにおいて一段式の膨張タービンを用いて大きな膨張比率が得られる。即ち、一段式の膨張タービンを用いて得られる大きな膨張比率を、二段式で得るとした場合には、よりコストが掛かる
図５に示された窒素冷却剤を分割した窒素膨張サイクルの変形は、第三の膨張タービンの使用に関するものである。窒素サイクルのコンプレッサの所用動力が６．８ＭＷが削減され、一方、第三の膨張タービン及び小規模の予冷システムを付加することにより、別に、約１．８ＭＷが必要になるので、全体で５ＭＷが削減される。
もし、図６に示される様な、原料天然ガス及び窒素冷却剤の全量の大気温度から−３０℃までの予冷を、独立の冷却システムを用いて行う、より規模が大きい予冷サイクルを採用した場合には、更に所用動力が削減される。この場合には、窒素コンプレッサの吸引側の温度は、約−３６℃となる。予冷用の冷却システムによって８ＭＷの動力が増加するが、一方、窒素コンプレッサの所用動力が３３．１ＭＷ削減され、全体で、先の場合より所用動力が３ＭＷ削減される。
図２及び図４を参照しながら、本発明の基くプロセスのオペレーションを説明する。
原料天然ガス２は、熱交換器１００において約−２０℃まで予冷される。これと同時に、冷却された窒素の流れ１０は、更に熱交換器１００において約−２０℃まで予冷される。原料天然ガス２及び窒素の流れ１０は、共に窒素の流れ２１との熱交換によって冷却される。原料天然ガスと窒素の流れ１０とを合成した降温カーブは、窒素冷却剤の流れ２１の昇温カーブとともに図２に示されている。
熱交換器１００の高温側の端部で、図２に示される様に、窒素冷却剤の昇温カーブと原料天然ガスと窒素を合成した降温カーブと良く一致しており、原料天然ガス／窒素は約−２０℃であり、窒素冷却剤の温度は−３８℃である。
熱交換器１０１において、原料天然ガスの流れ３及び窒素冷却剤の流れ１３は、窒素冷却剤の流れ２０によって、約−２０℃から約−８４℃まで冷却され、それぞれ、流れ４及び流れ１４となる。
熱交換器１０２において、原料天然ガスの流れ４は、窒素冷却剤の流れ１９によって、約−８４℃から約−１００℃まで冷却される。
窒素冷却剤の、約３０℃から約−１０５℃までの領域の昇温カーブは、一定の勾配を示す。これは、熱交換器１０２、１０１、１００に、同じ量の窒素冷却剤が順に通過することによる。
熱交換器１０３において、原料天然ガスの流れ５は、窒素冷却剤の流れ１６によって、約−１００℃から約−１４９℃まで冷却される。窒素冷却剤の流れ１６のマスフローは、流れ１９、２０、２１のマスフローと比較して小さいので、この温度領域における窒素冷却剤の昇温カーブは、流れ１９、２０、２１の昇温カーブとは異なっている。この例において、熱交換器１０３における窒素冷却剤の昇温カーブの勾配は、熱交換器１０２、１０１及び１０３における窒素冷却剤の昇温カーブの勾配と比較して大きく、従って、約−１０５℃から−１５２℃の領域におけるＬＮＧの降温カーブの勾配と良く一致している
従って、膨張タービン１０７を通って熱交換器１０３に送られる窒素冷却剤の流れ１７の循環流量を適切に設定して、同じ温度領域における窒素冷却剤の昇温カーブをＬＮＧの降温カーブに対して良く一致させることによって、温度領域の低温側における窒素冷却剤の分割による窒素サイクルのエネルギー損失を減少させることができる。従って、プロセス全体の所要エネルギー、その中でも特にコンプレッサー１０５の所要エネルギーを削減することができる。その理由は、図１に示した単純な窒素膨張サイクルの場合と比較して、熱交換器１０３、１０２及び１０１で浪費されるエネルギーが少なく、更に、膨張タービン１０６及び膨張タービン１０７が、単純なサイクルの場合と比較して、より高い入口側温度で運転されるので、より多くの動力を発生し、従って、膨張タービン１０６、１０７における等エントロピー膨張によって、より多くのエネギーが回収されることによる。
以上の様に、窒素冷却剤の流れを分割することによって、二つの膨張タービンを並列の設けることが可能になり、それぞれの分割された流れの相対比率を、それぞれの膨張タービンへの分配量を増減することより選択的に調整することができる。
図２に示される様に、熱交換器１０２、１０１、１００には、同じ量の窒素冷却剤が通過し、これにより、図２の約−１０５℃から約３０℃までの領域の昇温カーブは一定の勾配を示す。流れを分割することによって、他の熱交換器と比較してより少量の窒素冷却剤が熱交換器１０３に導入される。これによって、熱交換器１０３に導入されて約−１０５℃から約−１５２℃まで冷却される際の、窒素冷却剤の昇温カーブは、約−１０５℃から約３０℃までの領域の昇温カーブとは異なる勾配を持つ。
図３に示される様に、第三の膨張タービンを付加した効果によって、約−１００℃から約−８０℃までの領域の昇温カーブの勾配が変化する。各膨張タービンに導入される流れの相対比率を選択的に調整することによって、昇温カーブをＬＮＧと窒素の合成の高温カーブに更に良く一致させることができる。
更にまた、図３に示される様に、予備冷却用の冷却システム１１４を付加した効果によって、昇温カーブの勾配が変化する。−４０℃以上の温度領域において、仮に、冷却システム１１４を付加せずに熱交換器１００で流れ２１のみを使用したとすると、熱交換器１００の中で、流れ２１の昇温カーブと降温カーブが交差することになり、流れ２１のみでは、流れ２及び１０を−３０℃まで冷却することができない。多段階式の予冷用の冷却システムは、必要とされる追加冷却量（昇温カーブの水平部分によって表される）を、典型的な３つの温度レベルで供給し、昇温カーブと降温カーブの分離を維持する。
本発明による有利な効果の一つは、窒素冷却剤の分割による窒素膨張サイクルは、全て、単一相であるガス領域で運転されるので、混合冷却剤プロセスで必要とされる、コンプレッサーのサクションドラム、相セパレータ、冷却剤蓄積器の全てを省略することができることである。
また、単一相の冷却剤を使用する結果、熱交換器の中に二相流体を流すことに関係する分配の問題がなく、また、従来型のアルミニウム製のプレートフィン熱交換器を使用することができる。なお、これに対して、従来から混合冷却剤プロセスプラントにおいては、付帯の相分離器及び分配システムが必要になる、それらは、通常必要とされ、あるいは、特殊で高価なスパイラル式の熱交換器に代って使用される。
以上、本発明の構成について説明した。以上において開示された全ての新規な特徴及び組合わせを備える本発明の趣旨から外れない範囲で、様々な変形が可能である。
当該技術の専門家ならば、本発明を、説明した以上の例の他にも様々な変形を加えて適用することができる。その様な変形を加えたものは、全て本発明の範囲に含まれる。

Claims (19)

1. 下記の工程を備えることを特徴とする天然ガスの液化プロセス；
   天然ガスを直列に配置された熱交換器へ導入して、冷却サイクルを通って循環し逆方向に流れる単一相の冷却剤ガスと熱交換させ、
   冷却剤を分割して、各分割部分を実質的に等エントロピー過程によって膨脹させて、それぞれ異なった冷却の温度とし、
   各分割部分を、その冷却の温度で、それぞれの熱交換器に導入して、それぞれの対応する温度領域において天然ガスを冷却するために使用し、
   それによって、全ての分割部分から構成される冷却剤の加熱曲線が、異なった勾配を持つセクションを持つ様にし、
   最終段の熱交換器から、−１６０℃から−１４０℃の範囲の出口温度で、冷却された天然ガスを取り出し、
   一方、冷却剤の分割部分の一つを、冷却の温度で、冷却剤の全循環流量の２０％から５０％の範囲の中から選択された量で、最終段の熱交換器に供給し、
   それによって、冷却剤の加熱曲線の内、最終段の熱交換器に対応する部分（part）が、前記出口温度から−１００℃の温度範囲に渡って、天然ガスの冷却曲線の部分に沿うように近付き、その部分と実質的に同じ勾配を持つ様にする。
2. 前記冷却剤は、実質的に窒素であることを特徴とする請求項１に記載の液化プロセス。
3. 前記最終段の熱交換器に導入される冷却剤の前記分割部分は、実質的に等エントロピー過程で、温度約−１５２℃まで膨張されることを特徴とする請求項１あるいは２に記載の液化プロセス。
4. 前記冷却剤は、温度約−１０４℃で前記最終段の熱交換器から出ることを特徴とする請求項１から３のいずれか１項に記載の液化プロセス。
5. 前記最終段の熱交換器に導入される冷却剤の前記分割部分は、膨脹される前に、等エントロピー過程で膨脹された冷却剤との熱交換によって冷却され、
   前記最終段の熱交換器に導入されて前記最終段の熱交換器から出た冷却剤の前記分割部分は、冷却剤の他の分割部分と合流され、合流された冷却用の流れを形成し、
   冷却剤の前記他の分割部分は、合流される前に、実質的に等エントロピー過程で、それが合流される冷却剤の前記分割部分の温度付近まで冷却されており、
   天然ガスと冷却された冷却剤の分割部分は、前記最終段の熱交換器の上流側の段の熱交換器において、前記合流された冷却用の流れによって、−８０℃から−４０℃までの範囲を含む温度範囲で冷却され、
   その際、冷却剤の前記他の分割部分の量は、冷却剤の全循環流量の５０％から８０％の範囲で選択され、それによって、冷却剤の加熱曲線が、前記の−８０℃から−４０℃までの範囲に渡って、前記天然ガスと冷却剤とを合成した冷却曲線に沿うように近付くようにすること、
   を特徴とする請求項１あるいは２に記載の液化プロセス。
6. 前記天然ガスと冷却された冷却剤の分割部分が冷却される温度範囲は、−８０℃から−６０℃までの範囲であることを特徴とする請求項５に記載の液化プロセス。
7. 冷却剤の前記他の分割部分の量は、−８０℃から−６０℃までの範囲に渡って、冷却剤の加熱曲線が、前記天然ガスと冷却剤とを合成した冷却曲線に沿うように近付くように選択されることを特徴とする請求項５または６に記載の液化プロセス。
8. 冷却剤の各分割部分は、それぞれ異なる膨張タービンで膨脹され、一つの分割部分がいずれかの熱交換器に導入される前に、他の分割部分に合流されること、
   を特徴とする請求項１から７のいずれか１項に記載の液化プロセス。
9. 冷却剤の一つの分割部分は、熱交換器の一つに導入された後、他の熱交換器に導入され、
   冷却剤の他の分割部分は、前記他の熱交換器に導入され、次いで、前記一つの分割部分に合流されて共通の冷却剤の流れを形成すること、
   を特徴とする請求項１から８のいずれか１項に記載の液化プロセス。
10. 冷却剤は２つの分割部分に分割され、
    前記最終段の熱交換器に導入される冷却剤の分割部分は、冷却剤の全循環流量の約３５％であること、
    を特徴とする先行する請求項１から９のいずれか１項に記載の液化プロセス。
11. 冷却剤は２つの分割部分に分割され、
    第一の分割部分は一段式の膨脹タービンに導入され、
    第二の分割部分は直列に接続された二つの膨脹タービンに導入され、
    前記第一の分割部分と前記第二の分割部分とは、並列して流れ、次いで、前記熱交換器の一つに導入される前に合流されること、
    を特徴とする請求項１から９のいずれか１項に記載の液化プロセス。
12. 冷却剤の各分割部分は、圧力約５５ｂａｒから、実質的に等エントロピー過程で膨脹されること、を特徴とする請求項１から１１のいずれか１項に記載の液化プロセス。
13. 冷却剤の各分割部分は、圧力約１１ｂａｒまで、実質的に等エントロピー過程で膨脹されること、を特徴とする請求項１２に記載の液化プロセス。
14. 冷却剤は３つの分割部分に冷却され、
    第一の分割部分の構成比率は、約１０vol％から３０vol％での範囲であり、
    第二の分割部分の構成比率は、約３０vol％から７０vol％までの範囲であり、
    第三の分割部分の構成比率は、約２０vol％から４０vol％での範囲であり、冷却剤の各分割部分は、互いに並列に設けられた膨脹タービンで膨脹されること、
    を特徴とする請求項１から１３のいずれか１項に記載の液化プロセス。
15. 冷却剤は３つの分割部分に冷却され、
    第一、第二及び第三の分割部分の構成比率は、それぞれ、約２０vol％、５０vol％、３０vol％であること、
    を特徴とする請求項１４に記載の液化プロセス。
16. 最終段の熱交換器に導入される冷却剤の分割部分は、圧力約１１．７ｂａｒまで膨脹されること、を特徴とする請求項１４または１５に記載の液化プロセス。
17. 冷却剤は、分割されて前記分割部分となる前に、予冷用の冷却システムを使用して冷却されること、を特徴とする請求項１から１６のいずれか１項に記載の液化プロセス。
18. 請求項１から１７のいずれか１項に記載された液化プロセスによって製造された液化天然ガス。
19. 窒素を含有する単一相の冷却剤を使用する天然ガス液化装置であって、
    直列に設けられた熱交換器と、コンプレッサと、を備え、
    このコンプレッサは、前記熱交換器から出た加熱された冷却剤を受け入れるための入口と、冷却剤を、複数の膨脹タービンで駆動される複数の昇圧手段へ送るための出口と、を備え、
    これらの膨脹タービンにおいて、昇圧された冷却剤の各分割部分が、等エントロピー過程で膨脹されて、異なる熱交換機で使用するための異なる温度に冷却され、
    前記各膨脹タービンは、冷却された冷却剤の各分割部分をそれぞれの熱交換器へ送り、その中を天然ガスと反対方向に通過させるために、それぞれの熱交換器に接続された冷却剤出口を備え、
    前記冷却剤の加熱曲線は、異なる勾配を持つ複数のセクションを有し、且つ，
    最終段の熱交換器を通る経路に対応する加熱曲線の部分は、前記最終段の熱交換器と同じ温度範囲に渡って、天然ガスの冷却曲線の部分に沿うように近付き、その部分と実質的に同じ勾配を持つ、
    ことを特徴とする天然ガス液化装置。

Images