JP4763039B2 - Ｌｎｇ再ガス化の精製および発電との統合 - Google Patents

Description

本出願は、２００５年３月３０日に出願された本発明者らの米国仮特許出願第６０／６６７００２号に対する優先権を主張するものである。

本発明の分野は、ＬＮＧの再ガス化および利用、特に、処理プラントおよび発電プラントにおける再ガス化からのＬＮＧ（液化天然ガス）冷熱の使用である。

天然ガスは、経済的に魅力的な商品になってきたが、液化および再ガス化は著しくエネルギ集約的な工程である。多くの応用例では、天然ガスの液化には高圧天然ガスを１ＭＭｓｃｆｄ液化する毎に約２３０ｋＷが必要であり、これは１，２００ＭＭｓｃｆｄの液化プラントでは約２８０ＭＷの電力に相当する。一方ＬＮＧを１，２００ＭＭｓｃｆｄ再ガス化するには約７５０ＭＭ Ｂｔｕ／ｈｒの加熱仕事量を必要とする。

ごく一般的には、加熱仕事量は、海水約１００，０００ｇｐｍを１５°Ｆ冷却する、海水との熱交換によって、または燃料ガス２０ＭＭｓｃｆｄからの燃焼熱（取り込まれるＬＮＧの１．５％に相当する）を使用して供給される。不運なことにその環境に対するインパクトは、いずれのシナリオにおいても、特に長期にわたり重大である。したがってほとんどの従来型ＬＮＧ再ガス化工程は、エネルギ的に非効率であるか、しばしば環境的に問題である。少なくとも理論的には、ＬＮＧ液化で消費された電力のいくらかは、ＬＮＧが処理施設で冷媒として使われ、または発電でヒートシンクとして使用される場合には、ＬＮＧ受入れターミナルで回収可能なこともある。確かに、発電とＬＮＧ再ガス化の間には潜在的に大きな相乗効果がある。例えばガスタービン排気からの廃熱はＬＮＧ再ガス化のための熱源として直ちに利用可能である。同じように精製または化学プラントのような処理施設との一体化は、これら施設からの廃熱がＬＮＧの再ガス化のために使用されることができるので特に有益なこともある。

その他の知られている構成および方法の中では、ＭａｎｄｒｉｎおよびＧｒｉｅｐｅｎｔｒｏｇが、米国特許第４，０３６，０２８号および第４，２３１，２２６号それぞれで発電プラントのＬＮＧ再ガス化との統合について説明している。同じようなプラントの構成が、公開されているＫｅｌｌｅｒへの米国特許出願第２００３／０００５６９８号、Ｊｏｈｎｓｏｎ他へのＥＰ ０ ６８３ ８４７、およびＫｅｌｌｅｒへのＷＯ ０２／０９７２５２で報告されている。このような知られている構成では、ＬＮＧの再ガス化のための熱は、ガスタービンの吸気または燃焼排ガスと熱交換状態にある熱交換流体によってもたらされるのが一般的である。これらの構成は、吸気を緻密にすることでガスタービンサイクルの効率を改善し、それによってその出力および効率を向上させる。しかしこのようなＬＮＧ再ガス化工程は、ＬＮＧを熱するための、ガスタービン吸気の熱含量に依存しており、これは冬の月の間、特に寒冷な気候では利用することができない。したがって従来式方法を伴う追加加熱が必要であることがしばしばである。

したがってこれらの改良された構成および方法の全てまたはほとんど全ては、以前に知られていた構成に対して少なくともいくらかの利点をもたらしてはいるが、さまざまの不都合が未だに残っている。その中でも、知られている方法のほとんどは、ＬＮＧを再ガス化するための加熱源を連続して提供できず、したがって補足的な加熱に依存している。したがって改良された、ＬＮＧ再ガス化の熱統合のプラント構成および方法が未だに必要である。

本発明は、統合されたプラントの構成および方法を対象としており、そのプラントでは、カラムおよび特に炭化水素分離器に対するエネルギ必要量（および特に塔頭凝縮および再沸仕事量）がＬＮＧ再ガス化運転および／または企図されているプラントの発電区域から抽出された熱によってもたらされる。

本発明主題の１つの態様では、プラントは、再沸器および塔頭凝縮器を有する炭化水素分離器を含む（炭化水素分離器は比較的近い沸点を有する材料を分別する[例えばパラフィン（例えばプロパンＣ３）をそのオレフィン対応物（例えばプロピレンＣ３＝）から]）。第１の熱交換回路は、液化天然ガス流からの冷凍含量が第１の交換流体を介して塔頭凝縮器へもたらされるように液化天然ガス流および炭化水素分離器に熱結合されており、第２の熱交換回路は、熱源からの熱が第２の交換流体を通して再沸器および液化天然ガス流に伝達されるように熱源、炭化水素分離器、および液化天然ガス流に熱結合されている。

したがって、本発明主題の他の態様では、炭化水素分離器を運転する方法は、液化天然ガスによって冷却される第１の熱交換流体を使用して冷凍仕事量を炭化水素分離器の塔頭凝縮器にもたらすステップを含む。さらなるステップでは、熱源によって加熱され、液化天然ガスによって冷却される第２の熱交換流体が炭化水素分離器の再沸仕事量をもたらす。別の観点から見れば、発電区域および液化天然ガス再ガス化区域を備えるプラントを運転する方法は、カラムの塔頭凝縮仕事量をもたらすために液化天然ガス中の冷凍含量を使用するステップ、ならびにカラムの再沸仕事量をもたらし、それによって液化天然ガスを再ガス化するために発電区域からの熱を使用するさらなるステップを含むこともある。

特に好ましい態様では、熱源は、吸気冷却器、熱回収ユニット、燃焼排ガス熱交換器、加熱炉、および／または海水交換器であり、炭化水素分離器は、Ｃ３分離器（プロパンをプロピレンから分離する）および／またはＣ２分離器（エタンをエチレンから分離する）である。一般的に炭化水素分離器は１００ｐｓｉａより小さな圧力で、最も一般的には約３０ｐｓｉａと約６０ｐｓｉａの間の圧力で作動するように構成されている。さらなる一般的に好ましい態様では、第１の熱交換回路は、液化天然ガス流が約−２５０°Ｆの温度から約−１００°Ｆと−６０°Ｆの間の温度に加熱されるように構成され、液化天然ガス流に結合され、および／または第２の熱交換回路は、液化天然ガス流が約−１００°Ｆと−６０°Ｆの間の温度から４０°Ｆの温度に加熱されるように構成され液化天然ガス流に結合されている。

さらに、企図されているプラントは、底部生成物を分離器にもたらすように流体的に分離器に結合されている分割カラムを含むこともある。少なくともこれらの実施形態のいくつかでは、分割カラムが第１の熱交換回路に熱的に結合されている還流凝縮器をさらに含む。したがってＬＮＧの冷凍含量は、少なくとも２つのカラムに冷凍仕事量をもたらすために使用される。このような構成では炭化水素分離器はＣ３分離器であり分割カラムは脱エタン装置であることが好ましい。

本発明のさまざまな目的、特徴、態様および利点は、本発明の好ましい実施形態についての下記詳細な説明からより明白になるであろう。

発明者は、１つまたは複数の精製工程および／または発電の仕組みが再ガス化のために持続的な熱源を提供するプラントの構成でＬＮＧが再ガス化されることができることを発見した。最も好ましいのは、ＬＮＧの再ガス化が少なくとも２つの加熱段階を使用して実現され、第１の加熱段階が精製用の構成部品（特に塔頭凝縮器）と熱的に結合された熱伝達流体を使用しており、第２の加熱段階が発電用の構成部品（特に吸気冷却器および／または燃焼排ガス交換器）に熱的に結合された他の熱伝達流体を使用していることである。

例えば１つの好ましい態様では、再ガス化ターミナルは、炭化水素分離器、ならびに特にＣ３（プロパン）およびＣ３＝（プロピレン）生成物を生産するために精製所内のＣ３分離器に熱的に結合され、一方Ｃ３分離器は、電力生産のためにガスタービン吸気を冷却するための冷媒を生成する。さらにＬＮＧ再ガス化装置はさらに脱エタン装置およびＣ２分離器に熱的に結合されることができる。あるいは、他の好ましい態様で別の観点から見て２つの熱伝達回路が使用されることができる。１つの回路は、ＬＮＧ冷熱を使用して熱的に結合されたＣ３分離器の還流凝縮器および／または脱エタン装置を冷却し、他方の回路ではガスタービン吸気および排気筒から抽出された熱を使用してＣ３分離器の再沸器およびＬＮＧ気化器を加熱する。Ｃ３（プロパン／プロピレン）分離器との統合が、特に大きな還流凝縮仕事量がＬＮＧ内の冷凍含量によって供給される場合には著しいエネルギおよび資本上の節約をもたらすことに注目されたい。

このような構成では、ＬＮＧからの低温を使用してＣ３分離器が低温で、かつ著しく低い圧力で作動させられることができ、一方Ｃ３分離器の再沸器は、さらに、部分的に温められたＬＮＧ（このＬＮＧは発電のためのガスタービン吸気を冷却するのに使用されることができる）の低レベル冷凍を実施しないことを特に理解されたい。したがって企図されている構成では、プラント内の１つまたは複数の熱伝達回路（例えばＬＮＧ再ガス化ユニット内での精製区域および発電区域のうちで）が著しく全体的熱効率を向上させることを認識されたい。異なる働きの間での熱伝達で同じ熱流体または異なる熱流体が使用されることができる。

本発明主題による１つの特に好ましいプラントが図１に描写されており、そのプラントではＣ３分離器が、発電プラントおよびＬＮＧ再ガス化プラントと熱的に統合されている。発明主題に限ってのことではないが、このようなプラントでは一般的に少なくとも２つの別個の熱伝達回路を使うことが好ましく、その第１の回路が、Ｃ２またはＣ３分離器および脱エチレン装置の還流凝縮器を冷却することによって、ＬＮＧ冷熱を利用してＣ２分離器内でＣ２＝からＣ２を分離し、および／またはＣ３分離器内でＣ３＝からＣ３を分離し、一方、第２の回路が、ガスタービン吸気および排気筒から抽出した熱を使用してＣ２またはＣ３分離器の再沸器およびＬＮＧ気化器を加熱する。異なるユニットの間の熱伝達で同じ熱流体または異なる熱流体が使用されることができる。

ここで、送り出し速度が一般的に約５００ＭＭｓｃｆｄのＬＮＧ流１がＬＮＧポンプ５１によって約１２５０ｐｓｉのパイプライン圧力で送り出されて流れ２を形成する。次いでＬＮＧは熱交換器５２および熱交換器５４内で２つの熱伝達回路を使用して加熱される。両方の回路のための熱伝達媒体は、それぞれのＬＮＧ温度（極低温である）で不凍性であり、都合の良い熱伝達特性を有することが最も好ましい。例示的で適切な熱伝達媒体にはグリコール‐水の混合物、または当業界でよく知られている複数の成分をもつ混合物がある。図１の構成では、ＬＮＧは、交換器５２内で約−２５０°Ｆから約−１００°Ｆと−６０°Ｆの間に加熱され、第１の熱伝導回路流１３を使用して流れ３を形成している。ＬＮＧは、交換器５４内で約−１００°Ｆと−６０°Ｆの間から約４０°Ｆにさらに加熱され、第２の熱伝導回路流１４を使用して流れ４を形成する。気化された生成物の一部、流れ５はガスタービンへの燃料ガスとして使用されるが残りは流れ６としてパイプラインまたはその他の受入れ施設に運搬される。本明細書で使用されているように、数字と関連している「約」という用語は、その数字の＋／−１０％（１０％の値を含む）の範囲を指している。例えば、「約２００ｐｓｉａ」という用語は１８０ｐｓｉａから２２０ｐｓｉａの範囲を指す（それぞれの値を含む）。同様に、約−１００°Ｆから４０°Ｆという用語は−１１０°Ｆから−３６°Ｆの範囲を指す。

Ｃ３分離器６６は供給流２９（一般的には精製所供給ガスからのもの）を塔頭流３４（Ｃ３＝）および底部流３３（Ｃ３）に分別する。ＬＮＧガスを冷媒として使用することにより従来式の蒸気圧縮器（従来技術図３で１５２）が必要とされないことに注目されたい。さらにＣ３分離器が著しく低い圧力で、つまり一般的には約４０ｐｓｉａまたはより低い値（従来技術による設計の１５０ｐｓｉａおよびこれを超える値に比較して）で作動することができ、分別効率を実質的に向上させていることを特に認識されたい。低い圧力および温度でＣ３とＣ３＝の間の相対揮発度が増し、分離はより効率的になり、必要エネルギ消費も低くなる。都合の良い熱力学的な特性で分別トレイの数も３０％を超えて減少されることができ分離器施設のコストを著しく減少させる。

Ｃ３分離器で塔頭流３４は、凝縮器６８内で約−１０°Ｆ、４０ｐｓｉａに凝縮され第１の熱伝達回路流９を使用して流れ３５を形成する（それによってポンプ５３によって送り出される流れ１３を形成する）。したがって凝縮仕事量は、交換器６８で加熱されて流れ１３（この流れは次いで交換器５２でＬＮＧによって冷却され、したがって流れ７を形成する）を形成する循環熱伝達媒体９によって供給される。第１の熱伝導媒体の供給温度は、−４０°Ｆのような低温であることができ、この低温が凝縮器６８の熱交換面積およびコストを有利に減少させることに注意されたい。塔頭流４９は還流ドラム６９から分けられて還流ポンプ７０によって送出され、Ｃ３分離器への還流流れ３６、およびＣ３＝生成物である流れ３７を生成する。Ｃ３分離器の再沸器６７は、燃焼ガスタービン吸気冷却器５６からの熱およびガスタービン排気交換器６０からの熱を使用する第２の熱伝達回路によって供給される。第２の加熱回路は第２のＬＮＧ熱交換器５４にも熱を供給する。

Ｃ３分離器底部は一般に約１８°Ｆの温度および約５５ｐｓｉａの圧力に保持されている。Ｃ３分離器の再沸仕事量は、ガスタービン吸気冷却器５６およびガスタービン排気交換器６０によって加熱される第２の熱伝導回路流２１によって供給される。流れ２１は、約６０°Ｆから２８°Ｆに冷却されて流れ１６を形成し、再沸器６７を加熱し、次いで交換器５４からの流れ１５と混合され約３８°Ｆの流れ１７を形成する。混合流は、次いで循環ポンプ５５によって送出されて交換器５６内でガスタービン吸気を冷やすのに使用される流れ１８を形成する（流れ１９も形成する）。吸気２２は交換器５６内で一般的に約８０°Ｆから約４５°Ｆに冷やされ流れ２３を形成する。この時点で空気中の含水量の殆どは凝縮され分割器５７から流れ２４として除去されるが、この流れは蒸気ボイラシステムへ所要補給水を供給するために使用されることができる。冷やされた空気流２５は、次いで発電のためにガスタービン５８／５９へ送り込まれる。

空気がこのように比較的低い温度に冷やされると空気の質量密度が著しく増加し、その結果、空気の質量流量が増加し（ガスタービンは一定の体積流量で作動するので）、続いてガスタービンの出力を増加させる。さらに、冷たい空気温度は、ガスタービンの圧縮器部分５８による動力消費も減少させ、ガスタービン（ブライトンサイクル）の発電効率を向上させる。一般的には、吸気温度が３°Ｆから４°Ｆ下がる毎に発電プラントからの出力が約１％増加される。夏季運転中に周囲温度が１００°Ｆから４０°Ｆに下げられると従来型複合サイクル発電プラントの出力は１５％を超えて増加されることができる。このような出力の増加は、特に消費者の需要がピークになり電気が割増しで販売されることができる夏季月間中に電力売上げが著しく増加することを意味している。タービン排気２６は、次いで交換器６０内で第２の媒体流１９によって冷却され、冷却された排気２７および少なくともその一部が次いで再沸器６７に熱をもたらす暖められた媒体流２０を形成する。残りの部分は流れ１４として交換器（一般的には気化器）５４に送られる。

同じ構成が、エネルギをさらに節約するためにＣ２分離器にも適用可能であることを理解されたい。このような構成では、Ｃ２分離器はＣ３分離器より低温で作動するのが一般的である。一般的にＣ２分離器の塔頭は、Ｃ３分離器での約２０°Ｆに比較して、約−４０°Ｆにまたはそれより低く保たれている。Ｃ２分離器に適用された場合ＬＮＧの低温はより効率良く利用されることができる。同様に、Ｃ２分離器からの再沸仕事量は、吸気冷却器内でガスタービン入力部を冷やすのに使用されることができ、これは上記のＣ３分離器のための構成と同様である。

望ましい場合には、図２に示されているように脱エタン装置がＣ３分離器の前に配置されることもできる。ここでは供給流２８（Ｃ２、Ｃ３＝、およびＣ３を含む）は、エタンの塔頭流３０ならびにＣ３＝およびＣ３の混合された底部流２９を生成する脱エタン装置６１に送り込まれる。底部流２９は次いで下流のＣ３分離器６６へ送り出される。このようなプラントでは、脱エタン装置の塔頭流３０は、塔頭交換器６３内において冷やされかつ凝縮されて流れ３１を形成するが、冷却仕事量は第１の熱伝導回路流１０の一部によって供給され、その第１の回路流はそれによって流れ１２を形成する。そのように冷却された塔頭流は、次いで分割器６４内でＣ２生成物流１０１と、ポンプ６５で送り出されて脱エタン装置に戻る還流流３２に分けられる。図２の残りの構成部品に関しては、前記、図１に対して論じられたのと同じ考察が図２で同じ数表示をもつ同じ要素に対する構成部品に対して適用される。

企図されたプラントでは、発電部分、Ｃ３分離器（または精製部分でのその他の構成部品）、およびＬＮＧ再ガス化プラントは、ガスタービン排気からの廃熱が、ＬＮＧ気化のための補助的な熱源およびＣ３分離器の再沸仕事量であることができるように熱的に結合されていることを理解されたい。あるいは、またはさらにＬＮＧを冷却で、および／または脱エタン装置およびＣ２＝分離器内で冷媒として使ってさらに精製複合施設の所要冷凍量を減少させることができる。したがってこのような構成では、取り込まれたＬＮＧを精製複合施設および発電プラントに統合することは、経済的に魅力的である可能性がある。さらに、Ｃ３＝は、ポリプロピレンのための成分であり、ポリプロピレンが今のところ最も成長率が高い熱可塑性プラスチックであることを認識されたい。ＬＮＧと熱的に結合されたＣ３分離器を使用すると、蒸気再圧縮のような分別方法、または高度に純粋なＣ３＝の流れを生産するためのその他の伝統的な従来式分別方法を使用することなく、ポリプロピレン製造のためのフィードストックとして使用されることができる高品質Ｃ３＝生成物を生産することができる。

その一方で、現在知られているＣ３分離器の構成はこれらおよびその他の利点を達成することはないのが普通である。Ｃ３分離器を伴う知られている一般的なプラントの構成が従来技術図３に描写されており、１３，０００ＢＰＤのポリマグレードのＣ３＝（９９．５％純度）を生産するためのＣ３分離器ユニットの一般的な材料バランスが下記表１に示されている。

図３のプラントでは、供給流２９は、一般的に約３０％のＣ３および約７０％のＣ３＝を含む、上流の脱エタン装置からの脱エタンされた生成物である。塔頭の温度の雰囲気で、Ｃ３とＣ３＝成分の間の相対揮発度が非常に近接していることが主な原因になりＣ３＝をＣ３から分けるのが難しいのでＣ３分離器に対しては多数のトレイ（一般的に２４０）が必要であるのが一般的である。さらに高度に純粋な（９９．５％純度）Ｃ３生成物を生産して所要のポリマ品質を満足させるためにもより高い再沸および凝縮仕事量が要求されている。

ここで、Ｃ３分離器６６は、供給流を約７０°Ｆで約１５０ｐｓｉａの塔頭流３４（Ｃ３＝）および約９０°Ｆで約１６５ｐｓｉａの底部流３３（Ｃ３）に分別する。分離器は、蒸気圧縮システムによって生成された流れ３６で還流される。分別器６９からのフラッシュされた蒸気流１０８は、Ｃ３分離器塔頭流３４と混合されて流れ１０１を形成し、その流れ１０１は蒸気圧縮器１５２によって約２５０ｐｓｉａに圧縮され放出蒸気流１０２を形成する。一般的には、約２０，０００ＢＰＤのＣ３分離器ユニットに対して蒸気圧縮器は、８，０００馬力を必要とする。蒸気流１０２は、約１００°Ｆで凝縮されて加熱仕事量を再沸器６７にもたらす。温度を制御するために蒸気の一部（流れ１０４）は、交換器１５１内で冷却水によって冷却され流れ１０５を形成し、その流れ１０５は、交換器６７からの冷却された流れと混合される。そのように形成された混合流１０６は、ＪＴ弁１５３内で約１５０ｐｓｉａに減圧されて流れ１０７を形成する。ＪＴの作用が流れ１０７を約７５°Ｆに冷却する。液体は、次いで分割器６９内で液体流４９として分けられ、その液体流はポンプ７０によって送出され、流れ３６としてＣ３分離器を還流する。残りの液体は、Ｃ３＝生成物流３７として引き出される。このような構成は、一般的にＣ３複合物を適正に分類するが、著しい数量のエネルギがつぎ込まれなければならないことを認識されたい。さらに、比較的純度の高いＣ３＝が要求される場合には比較的多数のトレイ故にかなりな額の装置コストが必要になるのが一般的である。このようなＣ３分離プラントがＬＮＧ再ガス化プラントから分けられている場合には、ＬＮＧ再ガス化とＣ３の分離との熱結合は実現されないのが一般的である。

その一方で、企図された構成においてＣ３分離器の還流のためにＬＮＧ冷熱を使用することが、分別カラムが従来式プラントにおける場合より相当に低い圧力で作動することを有利に可能にし、分別効率を著しく向上させる。より低いカラムの圧力は、Ｃ３＝とＣ３の間の相対揮発度の差を増し、より良い分割をもたらし、必要とする分別トレイの数および所要エネルギを減らす。したがって、およびその他の利点の中でも、企図された構成および方法は、精製複合施設の資本コストおよび運転コストを著しく減少させる一方でＣ３分離器内の蒸気圧縮装置を削除し、脱エタン装置および従来式設計のＣ２分離器で冷却および加熱仕事量を減少させる。さらに、そうでなければＬＮＧ再ガス化のために必要であるエネルギ消費が、大きく回避され、より一般的には全く回避される。

好ましい構成では、第２の熱伝達回路がガスタービン吸気および／またはその排気からの含熱量を利用してＣ３分離器による再沸要求およびＬＮＧ再ガス化仕事量に応ずることに特に注目されたい。したがって企図された構成は冷やされた熱伝導回路を使用してガスタービン吸気を冷却する。さらに冷やされた第２の熱伝達回路は、吸気からの含水量の殆どを凝縮し、その含水量は、ボイラに供給される水の補給として回収されることができる（例えば蒸気発電プラントへ）。このようなガスタービンの取入れ口冷却構成は、電力出力および発電効率を向上させることに特に注目されたい。

その他の適正な供給ガスの中でも、企図されたガスには相当のＣ３およびＣ３＝含有物を伴うものもある。したがってＬＮＧからの冷凍含量は、一般的に精製所のＦＣＣユニットおよび／またはＣｏｋｅｒユニットからのものである分解ガス（その分解ガスは、エタン、エチレン、プロピレン、ジメチルエーテル、および１つまたは複数のプロパン、アセチレン、メチルアセチレン、プロパジエン、メタン、水素、一酸化炭素、二酸化炭素、およびＣ４＋の成分をも含み得る）からプロピレンを分けかつ精製するのに使われることができる。脱エタン装置が使用される場合には、脱エタンされた分解ガスが、第１の熱伝導回路（ＬＮＧによって冷やされる）と熱的に結合されたＣ３分離器に送り込まれ、Ｃ３分離器の再沸器の底部が、ガスタービン吸気およびその排気によって加熱された第２の熱伝導回路によって加熱されるのが一般的には好ましい。第２の熱伝導回路は、次いでＬＮＧ蒸発装置を必要なだけ加熱する。適切な供給ガスとしては、さらに、様々なＮＧＬ留分（軽質な炭化水素）、部分的に精製された（例えば少なくとも３０％、より一般的には少なくとも５０％、最も一般的には少なくとも８５％精製された）Ｃ３ガスおよびその他がある。

本発明主題の態様でさらに企図されるものでは、熱伝導回路に対して多数の代替構成が適正であることができることも認識されたい。例えば適切であれば、２つの熱伝導回路は、ＬＮＧ再ガス化部分と、精製部分および発電部分の少なくとも１つの間で経路設定される単独の回路に一体化されることができる。一方、必要な場合には、熱効率をさらに向上するために企図された構成に１つまたは複数の熱伝導回路が追加されることができる。例えば、追加回路は、バックアップヒートシンクとしておよび／または熱源として（例えば季節的な周囲温度変化、または、追加凝縮器のような追加コールドシンクを補正するために）使用されることもできる。さらに、プラントが操業または処理量を拡大する場合には回路が追加されることができる。

同様に、吸気冷却および燃焼排ガスの冷却以外のさまざまな熱源が本明細書における使用に適切であり、特に好ましい熱源には、ＨＲＳＧユニット、発熱工程またはその反対で加熱された工程の流れからの高および低レベルの廃熱、地熱、燃焼熱、および／または周囲熱（海水または周囲空気を利用して）があることを認識されたい。さらなる適切な代替コールドシンクは、供給ガスおよびその他の交換器、さまざまな凝縮器（塔頭凝縮器、蒸気サイクル凝縮器、その他）でもよく、一般的には発電プラントまたは発電部分および／または精製プラントまたは精製部分で普通に見い出される全ての構成部品および／または流れでもよい。

ＬＮＧの再ガス化およびさまざまな組成を伴うＬＮＧの処理および発電プラントのＬＮＧ液化との統合についてさらなる考慮および態様が、下記番号を有する、我々の同時係属の、その全てが本明細書に参照として組み入れられている国際出願に説明されている：ＰＣＴ／ＵＳ０３／２５３７２、ＰＣＴ／ＵＳ０３／２６８０５、およびＰＣＴ／ＵＳ０５／２４９７３。

上述のように、Ｃ３分類器と電力生産の統合についての具体的な実施形態および適用例が開示されてきた。しかし当業者にとっては既に説明されているものの他にも本明細書の発明の概念から逸脱することなく、さらに多くの改変が可能であることが明白であろう。したがって本発明主題は特許請求の範囲の精神以外では制約されるべきではない。さらに明細書および特許請求の範囲の両方を解釈するに当たっては、全ての用語は、文脈と一致する可能な限り最も広範な意味で解釈されるものとする。特に、「含む」または「含んでいる」という用語は、非排他的な意味で要素、構成部品、またはステップを表わし、参照された要素、構成部品、またはステップが存在し、または利用され、またはその他のあからさまには参照されてはいない他の要素、構成部品、またはステップと組み合わさっていることもあるのを指し示しているものと解釈されたい。さらに、本明細書に参考として組み込まれている参照用語の定義または使途が本明細書で与えられたその用語の定義と一致しないまたは対立する場合には、本明細書で与えられたその用語の定義を適用し、参考にされているその用語の定義は適用しない。

本発明主題による１つの例示的構成を示す図である。 本発明主題による他の例示的構成を示す図である。 Ｃ３分離器稼動の例示的な知られている構成を示す図である。

Claims (21)

1. 再沸器および塔頭凝縮器を有するＣ２またはＣ３炭化水素分離器と、
   液化天然ガス流からの冷熱が、第１の交換流体を介して塔頭凝縮器にもたらされるように、液化天然ガス流および炭化水素分離器に熱的に結合されている第１の熱交換回路と、
   熱源からの熱が、第２の交換流体を介して再沸器および液化天然ガス流に送られるように、熱源、炭化水素分離器、および液化天然ガス流に熱的に結合されている第２の熱交換回路とを備える、プラント。
2. 熱源が、吸気冷却器、熱回収ユニット、燃焼廃ガス熱交換器、加熱炉、および海水交換器からなる群から選択される、請求項１に記載のプラント。
3. 炭化水素分離器が、Ｃ２分離器である、請求項１に記載のプラント。
4. 炭化水素分離器が、６８９．５ｋＰａＡ（１００ｐｓｉａ）より小さな圧力で作動するように構成されている、請求項１に記載のプラント。
5. 炭化水素分離器が、約２０６．８ｋＰａＡ（３０ｐｓｉ）と約４１３．７ｋＰａＡ（６０ｐｓｉａ）の間の圧力で作動するように構成されている、請求項１に記載のプラント。
6. 第１の熱交換回路が、液化天然ガス流が約−１５６．７℃（−２５０°Ｆ）の温度から約−７３．３℃（−１００°Ｆ）と−５１．１℃（−６０°Ｆ）の間の温度に加熱されるように構成され、液化天然ガス流に結合されている、請求項１に記載のプラント。
7. 第２の熱交換回路が、液化天然ガス流が約−７３．３℃（−１００°Ｆ）と−５１．１℃（−６０°Ｆ）の間の温度から約４．４℃（４０°Ｆ）の温度に加熱されるように構成され、液化天然ガス流に結合されている、請求項１に記載のプラント。
8. 底部生成物をＣ２またはＣ３炭化水素分離器にもたらすようにＣ２またはＣ３炭化水素分離器に流体的に結合された分割カラムをさらに備える、請求項１に記載のプラント。
9. 分割カラムが、第１の熱交換回路に熱的に結合された還流凝縮器をさらに含む、請求項８に記載のプラント。
10. 炭化水素分離器がＣ３分離器であり、分割カラムが脱エタン装置である、請求項８に記載のプラント。
11. Ｃ２またはＣ３炭化水素分離器を運転する方法であって、
    液化天然ガスによって冷却される第１の熱交換流体を使用して冷熱をＣ２またはＣ３炭化水素分離器の塔頭凝縮器にもたらすステップと、
    熱源によって加熱される第２の熱交換流体を使用してＣ２またはＣ３炭化水素分離器の再沸器および液化天然ガスに熱をもたらすステップとを含む、方法。
12. 熱源が、吸気冷却器、熱回収ユニット、燃焼廃ガス熱交換器、加熱炉、および海水交換器からなる群から選択される、請求項１１に記載の方法。
13. 炭化水素分離器が、Ｃ２分離器である、請求項１１に記載の方法。
14. 炭化水素分離器が、６８９．５ｋＰａＡ（１００ｐｓｉａ）より小さな圧力で作動される、請求項１１に記載の方法。
15. 炭化水素分離器が、約２０６．８ｌＰａＡ（３０ｐｓｉａ）と約４１３．７ｋＰａＡ（６０ｐｓｉａ）の間の圧力で作動される、請求項１１に記載の方法。
16. 第１の熱交換流体が、液化天然ガス流を−１５６．７℃（−２５０°Ｆ）の温度から約−７３．３℃（−１００°Ｆ）と−５１．１℃（−６０°Ｆ）の間の温度に加熱する、請求項１１に記載の方法。
17. 第２の熱交換流体が、液化天然ガス流を約−７３．３℃（−１００°Ｆ）と−５１．１℃（−６０°Ｆ）の間の温度から４．４℃（４０°Ｆ）の温度に加熱する、請求項１１に記載の方法。
18. 分割カラムが流体的にＣ２またはＣ３炭化水素分離器に結合され、それによって底部生成物がＣ２またはＣ３炭化水素分離器にもたらされる、請求項１１に記載の方法。
19. 分割カラムが、第１の熱交換流体に熱的に結合されている還流凝縮器をさらに含む、請求項１８に記載の方法。
20. 炭化水素分離器がＣ３分離器であり、分割カラムが脱エタン装置である、請求項１８に記載の方法。
21. 発電部分および液化天然ガス再ガス化部分を備えるプラントを運転する方法であって、
    第１の熱交換流体を使用してカラムの塔頭凝縮能力をもたらすために液化天然ガスの冷熱を使用するステップと、
    第２の熱交換流体を使用して該カラムの再沸能力をもたらすために発電部分からの熱を使用するステップとを含み、
    第１および第２の熱交換流体が液化天然ガスを再ガス化するのに使用される、方法。

Images