JP5411496B2 - 液化天然ガス流の希薄化方法及び装置 - Google Patents

Description

本発明は、液化天然ガス（ＬＮＧ）流（液化天然ガスの流れ）から天然ガス液を抽出して、液化天然ガス流を希薄化する方法及び装置に関する。得られる希薄化液化天然ガスの流れは、例えば引続く再ガス化に利用する液体相及び／又は蒸気相であり得る。

本明細書及び特許請求の範囲では用語“希薄化（deriching）”は、富化又は高濃度化（enriching）の反対用語として使用し、メタンより高級の炭化水素化合物を除去する、即ち、“ストリッピングする”又は“一層希薄にする”意味を含むものと理解する。用語“天然ガス液”は、エタン、エチレン、プロパン、プロピレン、ブタン及びその異性体変形物、並びにブチレン及びその異性体変形物等のメタンより高級の炭化水素を含むものと理解する。

発明の背景
液化天然ガスは、メタンの他、通常、エタン、プロパン、及びブタンの各種異性体形態等、更に高級の炭化水素化合物を含有する。これらの付加的化合物は、メタンより高い熱量を有する。液化天然ガスには、特に熱量に関して異なる規格が各種市場で要求されている。

したがって、低熱量を要するパイプライン規格に合わせるには、再ガス化流を基準線網（grid）に送る前に、再ガス化設備において液化天然ガス流を希薄化する必要があり得る。
希薄化の一形成方法は、液化天然ガス流から天然ガス液を回収するというものである。

米国特許第６，６０４，３８０号は、このような天然ガス液の回収方法を開示している。開示された方法では、液化天然ガス原料流が分割される。この特許の特に図２を参照すると、分割流の一部は熱交換器中で加熱され、これにより部分的に気化され、次いで原料分離器に供給される。原料分離器から天然ガス液の豊富な底部流が取出され、安定器を含む第二分離法の経路に案内される。分割流の他の一部は、この熱交換器を迂回した経路を通り、約−１５７℃(−２５０°F)という極めて低い温度で第二分離法に外部還流として供給される。メタン豊富な塔頂蒸気流は、原料分離器及び安定器から抜き出され、組合わされて熱交換器に向かい、ここで分割原料流の前記一部により（against）冷却される。

ＷＯ ２００４／１０９１８０は、プラント中でＬＮＧを処理する方法を開示している。プラントでは、加圧ＬＮＧを熱源により気化させ、次いで膨張させて、開放出力サイクルで働かせる。
前述の方法は、必ずしも効率的ではないことが見出された。
米国特許第６，６０４，３８０号 ＷＯ ２００４／１０９１８０ Ｊｏｓｅｐｈ Ｃｈｏ等による論文"各種ＬＮＧ供給源による刷新的ガス処理（Ｉｎｎｏｖａｔｉｖｅ ｇａｓ ｐｒｏｃｅｓｓｉｎｇ ｗｉｔｈ ｖａｒｉｏｕｓ ＬＮＧ ｓｏｕｒｃｅｓ）"，ＬＮＧ Ｊｏｕｒｎａｌ Ｊａｎｕａｒｙ／Ｆｅｂｒｕａｒｙ ２００５，ｐｐ２３−２７

発明の概要
本発明の目的は、前記問題を最小限にすることである。
本発明の更なる目的は、液化天然ガス流を希薄化する代わりの方法を提供することである。

前記目的又は他の目的の１つ以上は、本発明に従って、液化天然ガス流から天然ガス液を抽出して、液化天然ガス流を希薄化する方法において、少なくとも下記工程を含む該方法を提供することにより達成される。即ち、本方法は、
液化天然ガス流を含む原料流を第一熱交換器配列中で加熱して、中間原料流を形成する工程、
中間原料流を少なくとも第一部分と第二部分とに分割する工程、
第一部分を蒸留塔に通すと共に、該第一部分を第一供給点経由で供給する工程、
第二部分を第二熱交換器配列に通し、ここで第二部分を更に加熱し、次いで、加熱された第二部分を第二供給点経由で蒸留塔に供給する工程、
蒸留塔の下部から天然ガス液含有液体流を取出す工程、
蒸留塔の上部から塔頂蒸気流を取出す工程、
塔頂蒸気流を第二熱交換器配列に通し、ここで塔頂蒸気流を、中間原料流の第二部分により冷却して、中間希薄化流を形成し、次いで、該中間希薄化流の少なくとも一部を第一熱交換器配列に通して更に原料流により冷却し、希薄化天然ガスの生成物流を形成する工程、
を含む。ここで第二熱交換器配列での塔頂蒸気流の冷却中、該蒸気流は部分的に凝縮されて、中間凝縮物及び中間蒸気を形成し、該中間凝縮物の少なくとも一部は、第三供給点経由で蒸留塔に通され、該中間蒸気は第一熱交換器配列に通される。

本発明の利点は、蒸留塔での温度分布の選択に一層の柔軟性を与え、これにより蒸留塔におけるプロセス条件の効率的な制御が容易になることである。

更に、還流流の発生に中間希薄化流を使用すると、天然ガス液の回収率が著しく向上することが見出された。蒸留塔からの塔頂蒸気流は、第二熱交換器での冷却中、部分的に凝縮され、こうして中間希薄化流は中間凝縮物及び中間蒸気を含有し、中間凝縮物は第三供給点経由で蒸留塔に通すことができ、また中間蒸気は第一熱交換器配列に通すことができる。

更なる利点は、中間凝縮物が天然ガス液を含む重質成分に富むことである。この凝縮物は、第一熱交換器配列に供給する代わりに、蒸留塔に内部還流として再供給される。こうして、天然ガス液の回収率は著しく改良される。

第一及び第二熱交換器配列において相対的冷却を選択することにより、凝縮物の組成を注文通り作製することが可能な中間希薄化流での中間温度が選択できる。

本発明の他の利点は、蒸留塔の上流及び下流でそれぞれ加熱、冷却が少なくとも２段階で行なわれることである。こうして、少なくとも２段階の間で得られる中間流は、それぞれ充分に加熱された流れ及び冷却された流れの他に、本方法を使用するのに有効なことである。

中間原料流を利用する一方法は、元の原料流ほど低温ではないが、第二供給点経由で蒸留塔に供給される部分よりは低温の外部還流として使用することである。

液化天然ガス（約−１５７℃付近又は−１４０℃未満）ほどの低温を有する外部還流流は、一般に液化天然ガスから天然ガス液成分を効果的に分離するには必要としないことが見出された。本発明の利点は、外部還流の温度を原料流よりも高く、例えば−１４０℃よりも高く選択できることである。その結果、蒸留塔又は再沸器（もし備えていれば）のような装置を小型化でき、再沸器中で消費される出力が少なくて済むことである。こうして、原料流での高品質の冷たさは、希薄化天然ガスの再凝縮に充分、利用可能となる。

第一熱交換器配列に適用される熱量及び原料流の圧力によっては、中間原料流は、完全に液体であり得るし、或いは部分的に気化し得る。

第一熱交換器配列での原料流の加熱工程が原料流の部分的な気化工程を含み、これにより中間原料流が液体中間原料フラクションと蒸気状中間原料フラクションとの混合物を含む場合、少なくとも液体中間原料フラクションは、少なくとも前記第一部分と第二部分とに分割することが有利である。蒸気状中間原料フラクションは、第二加熱後の温度に比べて比較的低温なので、天然ガス液から既に比較的希薄（lean）になっていて、更に蒸留する必要はない。このフラクションは、最終生成物流中に又は最終生成物流と混合できる。

更なる局面では本発明は、本発明方法で得られる希薄化天然ガス流、及び本発明を実施するのに好適な装置を提供する。

装置についての好ましい実施態様は、以下に述べる方法の好ましい実施態様及び／又は実施態様の詳細な説明から誘導できる。
以上説明した本発明の特徴及びその他の特徴を、実施例により、また添付の非限定的な図面を参照して更に説明する。

図面の簡単な説明
添付図面において、図１及び図２は、本発明の全ての特徴は含まないが、説明目的のために取り入れた系統工程及び装置の概略を示す。
図３は、本発明の系統工程及び装置の概略を示す。

図４は、図２の系統工程を図３の系統工程と組合わせた本発明の好ましい実施態様の概略を示す。
この説明目的のため、同様な符号は同様な部品に対応する。ラインに対応する符号もこれらのラインに流れるそれぞれの流れを言うのに用いた。

図面の詳細な説明
図１は、液化天然ガス流から天然ガス液を抽出して、液化天然ガス流を希薄化する装置の概略図である。原料ライン１は、液化天然ガスの供給源に接続可能である。任意のポンプ３は、原料ライン１中に備えられ、その高圧出口はライン２を介して第一熱交換器配列５と流通可能である。

中間原料ライン７は、分配器１４を備えた第一熱交換器配列５の出口６と流動可能に接続している。分配器１４は、ライン１７、１９に接続した２つの出口を有する。所望ならば、分配器１４は３つ以上の出口を有する。ライン１７は、蒸留塔２１の上部に設けた、任意の第一制御バルブ２３と、第一供給点２５とを介して蒸留塔２１に接続している。他のライン１９も第二熱交換器配列２６、ライン２０を介する他は、蒸留塔２１に接続している。ライン２０は、第二制御バルブ２７及び第二供給点２９を任意に備えることができる。この方法では、第一熱交換器配列５の第一出口６は、第二熱交換器配列２６と流通可能である。ライン１７は、第二熱交換器配列２６を迂回した経路を通る。蒸留塔２１の第二供給点２９は、第一供給点２５よりも重力的に低く配置することが好ましい。

蒸留塔２１は、該塔２１から液体流３５を取出すための排出口３１を備えた下部を有する。任意の再沸器３３は、排出口３１に接続するライン３５中に設けてよい。再沸戻りライン３７は、再沸器３３から蒸留塔２１の下部にフィードバックさせる。任意の再沸器３３は、図示の外部配列の代わりに、蒸留塔２１と一体化してよい。ライン３８は、ライン３５に接続するか、或いは天然ガス液排出用の任意の再沸器３３に接続している。

蒸留塔２１は、塔頂蒸気出口３９を備えた上部も有する。塔頂蒸気出口３９は、第二熱交換器配列２６を介して第一熱交換器配列５と流通可能である。ライン４０は、塔頂蒸気出口３９と第二熱交換器配列２６間に伸びて、ライン４８に接続し、またライン４８は、第二熱交換器配列２６と第一熱交換器配列５間に伸びて、第一熱交換器配列５の第二出口４１を介して第一熱交換器配列５の下流のライン５５に接続している。

ライン５５には、地域の規格に従って、或る圧力で希薄化液化天然ガスを製造する圧力を上げるため、ライン６７に排出する任意のポンプ６５を設けることができる。ライン６７は、Ｊｏｓｅｐｈ Ｃｈｏ等による表題“各種ＬＮＧ供給源による刷新的ガス処理（Ｉｎｎｏｖａｔｉｖｅ ｇａｓ ｐｒｏｃｅｓｓｉｎｇ ｗｉｔｈ ｖａｒｉｏｕｓ ＬＮＧ ｓｏｕｒｃｅｓ）”，ＬＮＧ Ｊｏｕｒｎａｌ Ｊａｎｕａｒｙ／Ｆｅｂｒｕａｒｙ ２００５，ｐｐ２３−２７（その内容はここに援用する）から公知のシステムを含む、いかなる種類の再ガス化システムにも接続できる。

前記装置は、液化天然ガス流から天然ガス液を抽出して、液化天然ガス流を希薄化することができる。ライン１、又は第一熱交換器配列５上流のポンプ３の高圧出口を第一熱交換器配列５下流のライン５５と流動可能に接続するため、任意の迂回ライン５９を備えることができる。任意の迂回ライン５９は、制御バルブ６１を備えることができる。迂回ライン５９により、希薄化用配列は迂回できるし、また天然ガス液の抽出も回避できる。

図１の装置は、操作時、次のように働く。液化天然ガス流を含有する原料流は原料ライン１経由で供給され、第一熱交換器配列５において、ライン４８内の中間希薄化流により加熱されて、中間原料流７を形成する。原料流１を第一熱交換器配列５に供給する前に、原料流は加圧するか、或いは任意のポンプ３を用いて、その圧力を上げることができる。これは、特に液化天然ガスを常圧又はほぼ常圧で供給する場合に有用である。

中間原料流７は、分配器１４中で少なくとも第一部分１７と第二部分１９とに分割される。第一部分１７は蒸留塔２１に通され、第一供給点２５経由で塔中に供給される。圧力及び温度は制御バルブ２３を利用して制御できる。

中間原料流７の第二部分１９は、第二熱交換器配列２６に通され、ここで第二部分はライン４０中の塔頂流により更に加熱される。次いで、こうして更に加熱された流れは、ライン２０及び第二供給点２９経由で蒸留塔２１に供給される。圧力は制御バルブ２７を用いて制御できる。

第二熱交換器配列２６での更なる加熱中、中間原料流７の第二部分１９は、少なくとも部分的に気化する。一般に少なくとも６０％のモル分率まで気化させることを推奨する。

第一部分１７の温度を第二部分１９の温度よりも低くできる場合、第一部分１７は、この蒸留プロセスで外部還流流として作用する。第一部分１７は、第二部分１９及び任意の再沸器３３で発生した蒸気から天然ガス液をスクラビングするのを助ける。優先的に第一供給点２５を第二供給点２９よりも重力的に高く配置すると、スクラビングは容易になる。

次いで天然ガス液含有液体流は、排出口３１経由で蒸留塔２１の下部からライン３５中に取出される。任意に、液体流は加熱され、部分的にライン３７経由で蒸留塔２１の下部にフィードバックされて、比較的軽質の分子を含む若干の蒸気を形成する。残りは、天然ガス液としてライン３８に排出される。

蒸留塔２１の他の側では、該塔２１の上部から塔頂蒸気流４０が取出される。塔頂蒸気流４０は、主としてメタンを含み、時には例えばエタン、及びプロパンの残部のような他の成分も含む希薄化流である。

塔頂蒸気流４０は、第二熱交換器配列２６に通され、ここで塔頂蒸気流は、中間原料流により冷却されて、中間希薄化流４８を形成し、次いで、該中間希薄化流の少なくとも一部は第一熱交換器配列５に通されて、更に原料流１により冷却され、希薄化天然ガスの生成物流５５を形成する。生成物流５５は充分に再凝縮できる。

任意に生成物流５５は、ライン５９経由で原料流２から抜き出された迂回流と組合わされる。次いで、ライン５５中の生成物流の圧力は任意のポンプ６５により所望の圧力レベルに上げることができる。ライン５５中の流れは、一般に充分に凝縮し易いので、ポンプ６５は一般に更にエネルギー効率的である。生成物流は、ライン６７から排出され、その後、例えば生成物流を加熱によりガス状流に転化する再ガス化のように、更に処理できる（図示せず）。幾つかの可能な再ガス化方法は、前記ＬＮＧ Ｊｏｕｒｎａｌ Ｊａｎｕａｒｙ／Ｆｅｂｒｕａｒｙ ２００５の論文に記載されている。

厳密には必要としないが、第一熱交換器配列５の出口４１から出るライン５５内の生成物流を充分に再凝縮するばかりでなく、満足な程度まで過冷却することを保証するため、圧力に充分な余裕を生じ得るように、ライン４０には任意の圧縮機（図示せず）を設けることができる。圧縮機の設置は、原料流２の相当量をライン５９経由で迂回させる場合は、余り重要ではない。この場合、第一熱交換器配列５を出る生成物流は直接、熱交換を受けるからである。

２つの熱交換器配列５、２６を有する利点は、中間流７及び／又は４８を本方法に使用するのに役立つことである。図１の実施態様では、中間流７の一部（第一部分１７）は、原料流１ほど低温ではないが、第二供給点２９経由で蒸留塔２１に供給される部分（第二部分１９）よりは低温の外部還流として利用される。第一熱交換器配列５対第二熱交換器配列２６での加熱容量の適切なバランスにより、米国特許第６，６０４，３８０号に記載の方法で可能なものに比べて、還流流１７及び更に加熱された原料流２０に対する温度制御の向上が達成される。このような柔軟性の向上により、蒸留塔２１におけるプロセス条件の効率的な制御が可能となり、選択された天然ガス液成分についての塔頂流４０と塔底流３８との所望の分離が達成される。

図２は、前述の図１について図示し、説明した実施態様を基本とし、第一熱交換器配列５の第一出口６と分配器１４との接続部に配置した気体／液体分離器９（特許請求の範囲では“第二気体／液体分離器”とした）を示す。この気体／液体分離器は、ここでは原料分離容器９の形態で設けた。第一熱交換器配列５の第一出口６は、原料分離容器９と接続している。原料分離容器９は、底部出口１１及び頂部出口１３を有する。底部出口１１はライン１５を介して分配器１４に接続している。頂部出口１３は、第一熱交換器配列５上流のライン１５を介してライン４８に流動可能に接続している。

図２の実施態様は次のように働く。原料流が第一熱交換器配列５中で加熱されると、原料流は部分的に気化できる。頂部出口１３から蒸気が抜き出され、ライン４８中の中間希薄化流と組合わされる。この組合わせ流は、次に原料流２により第一熱交換器配列５中で共に更に冷却、再凝縮される。

温度はなお比較的低いので、蒸気は主としてメタンのような一層稀薄な成分を含む。これより高い熱量を有する、プロパンのような成分は、この液体相中にエタン及びメタンと一緒に、なお本質的に充分、存在する。気化したフラクションは、更に蒸留する必要はなく、ライン４８内の蒸留流と混合して、第一熱交換器配列５中で再凝縮できる。

蒸気のモル分率は、１〜９０％の範囲であり得る。蒸気のモル分率が高いほど、抽出装置下流での物質荷重（mass load）は低い。この点、通常の液化天然ガスの組成は、蒸気相中で５０モル％以上であることが好ましい。一方、蒸気のモル分率が高いほど、分離容器での物質分離は、蒸留塔２１の場合ほど高くないので、天然ガス液の回収率は低くなる。この点、蒸気のモル分率は８０％以下が好ましい。

分離器９の底部出口１１から抜き出される液体は、分配器１４に案内され、ここで液体の一部はライン１７経由で蒸留塔２１に外部還流として送られ、これにより第二熱交換器配列２６を迂回する。

この実施態様の利点は、外部還流が完全に液体なので、スクラビング媒体として充分、効果的になり得ることである。外部還流の温度は、第二供給点２９経由で蒸留塔に供給される部分の温度よりも低いが、元の原料流１の温度ほど低くない。温度は、第一熱交換器配列５で熱交換量を選択することにより、任意に制御バルブ２３での膨張量を制御する共同（co）依存性中で制御できる。

任意の制御バルブ２３、２７の利点は、蒸留塔２１が原料分離器９よりも低圧で操作され、これにより塔２１での天然ガス液成分の分離効率が向上することである。

更に図２を参照すると、蒸留塔２１の塔頂蒸気出口３９と第二熱交換器配列２６との間に任意の頂部圧縮機６３を備えることができる。これにより、バルブ２３、２７での任意の圧力降下を補償でき、こうしてライン４８内の圧力は、ライン７内の原料流により設定した圧力レベルに到達させることができる。

塔頂流４０は、蒸留塔２１のおかげで、常に充分、蒸気状であるのに対し、第二熱交換器配列２６の下流では生成物流が多相性であり得るので、第二熱交換器配列２６の上流に圧縮機６３を配置することが好ましい。

或いは、ライン５７には、ライン５７内の圧力をライン４８内の圧力に低下させるため、Ｊｏｕｌｅ−Ｔｈｏｍｐｓｏｎバルブ（図示せず）のような膨張装置を備えることができる。以上、図１及び図２の系統工程を説明したが、図３は、前述の図１について図示し、説明した実施態様を基本とし、蒸留塔の塔頂蒸気出口３９と第一熱交換器配列５との間の接続ライン４８内に内部還流システムを備えたものである。ここで示した還流システムは、還流分離容器４３の形態で設けた気体／液体分離器（特許請求の範囲では“第一気体／液体分離器”とした）を有する。ライン４８内で還流分離容器４３は、第二熱交換器配列２６の下流に配置され、ライン４２を介して第二熱交換器配列２６に接続している。分離器４３は、底部出口４５及び頂部出口４７を有する。底部出口４５は、ライン４９及び還流流を供給するための第三供給点５１を介して蒸留塔２１に接続している。ライン４９内には任意の制御バルブ５３を備えることができる。一般に還流流４９の温度は、更に加熱された原料流２０の温度よりも低く、かつ第一供給点２５よりも重力的に低いので、第三供給点５１は、第二供給点２９よりも重力的に高く配置するのが最も良い。

還流分離容器４３の頂部出口４７は、ライン４８を介して第一熱交換器配列５と流動可能に接続している。
操作時、メタン、エタン及びプロパンを含有する、液化天然ガスの原料流を本プロセスに供給する場合、プロパンの大部分は蒸留塔２１で回収される。塔頂蒸気流４０中に存在する可能性がある残りのプロパン成分を第二熱交換器２６中で凝縮すれば、プロパンの選択的回収量は増加できる。還流分離容器４３から中間凝縮物４９が抜き出され、冷還流流として蒸留塔２１にフィードバックされる。プロパンは、その他、出口３１経由で本プロセスを離れる機会もある。

第二熱交換器配列２６は、中間希薄化流を中間温度にするだけなので、還流流の物質選択性は、この温度選択により、また任意バルブ５３での任意の圧力降下によっても注文どおりに作製できる。更に、メタン又はエタンを蒸留塔に不必要に循環させ、これによりエネルギーを消費するだけで、ライン５５経由で本プロセスを離れる希薄化天然ガスの製造量を増加させないことが避けられる。

図１の系統工程（本発明の全ての特徴は含まない）と図３の系統工程（本発明による）とを比較すると、プロパンの回収率を予想した計算から、図１の系統工程による方法では所定のプロセス条件下で６９％のプロパン回収率が得られたのに対し、図３の系統工程による方法では同じ所定のプロセス条件下で９０％のプロパン回収率が得られた。

蒸気のモル分率は、通常、５０〜９５％であり得る。蒸気のモル分率が高いほど、還流ループ中で循環する稀薄成分の量は少なく、良くなる。この点、６０モル％以上が蒸気相であることが好ましい。一方、蒸気のモル分率が高いほど、天然ガス液成分が余り再凝縮されず、蒸留塔２１にフィードバックされるので、天然ガス液の回収率は低くなる。この点、最も普通の液化天然ガス組成物では、蒸気のモル分率は、９０％以下が好ましい。

図４は、図２及び図３で示す方法及び装置を組合わせた本発明の好ましい実施態様の概略図である。詳細な説明のため、図１、図２及び図３の前記説明を参照した。

下記第Ｉ表に、本方法での各種ラインを通る流れの温度及び圧力の推奨する下限及び上限、並びに特定の操作例での温度及び圧力の通常値を示す。

第Ｉ表に示す実施例ではライン７での蒸気のモル分率は６６％、ライン２０では６９％であった。ライン２０での蒸気のモル分率は７５％であった。図４の装置及び方法は、液化天然ガス原料流から天然ガス液成分を９０％を超える回収率で回収するための効率的な手段を提供することが、質量収支の計算に基づいて予想された。
本発明に関連して、熱交換器配列は、１つの熱交換器、或いは複数の熱交換器を並列及び／又は直列に備えることができる。

本発明の全ての特徴は含まないが、説明目的のために取り入れた系統工程及び装置の概略を示す。 本発明の全ての特徴は含まないが、説明目的のために取り入れた系統工程及び装置の概略を示す。 本発明の系統工程及び装置の概略を示す。 図２の系統工程を図３の系統工程と組合わせた本発明の好ましい実施態様の概略を示す。

符号の説明

１ 液化天然ガス流又は原料流
５ 第一熱交換器配列
６ 第一熱交換器配列の出口
７ 中間原料流
９ 第二気体／液体分離器
１１ 第二気体／液体分離器の出口
１４ 分配器
１５ 液体中間原料フラクション
１７ 中間原料流の第一部分
１９ 中間原料流の第二部分
２０ 加熱された第二部分
２１ 蒸留塔
２５ 第一供給点
２６ 第二熱交換器配列
２９ 第二供給点
３５ 天然ガス液含有液体流又は天然ガス液
３９ 塔頂蒸気出口
４０ 塔頂蒸気流
４３ 第一気体／液体分離器又は第一分離器
４５ 第一分離器の出口
４７ 第一分離器の出口
４８ 中間希薄化流
４９ 中間凝縮物の少なくとも一部
５１ 第三供給点
５５ 希薄化天然ガスの生成物流
５７ 蒸気状中間原料フラクション
６３ 圧縮機

Claims (11)

1. 液化天然ガス流から、メタンより高級の炭化水素化合物を天然ガス液（３５）の形態で除去することにより、液化天然ガス流（１）を希薄化する方法において、
   液化天然ガス流を含む原料流（１）を第一熱交換器配列（５）中で加熱して、中間原料流（７）を形成する工程、
   中間原料流（７）を少なくとも第一部分（１７）と第二部分（１９）とに分割する工程、
   第一部分（１７）を蒸留塔（２１）に通すと共に、該第一部分（１７）を第一供給点（２５）経由で供給する工程、
   第二部分（１９）を第二熱交換器配列（２６）に通し、ここで第二部分を更に加熱し、
   次いで、加熱された第二部分（２０）を第二供給点（２９）経由で蒸留塔（２１）に供給する工程、
   蒸留塔（２１）の下部から天然ガス液含有液体流（３５）を取出す工程、
   蒸留塔（２１）の上部から塔頂蒸気流（４０）を取出す工程、
   塔頂蒸気流（４０）を第二熱交換器配列（２６）に通し、ここで塔頂蒸気流（４０）を、中間原料流（７）の第二部分（１９）により冷却して、中間希薄化流（４８）を形成し、次いで、該中間希薄化流の少なくとも一部を第一熱交換器配列（５）に通して更に原料流（１）により冷却し、希薄化天然ガスの生成物流（５５）を形成する工程、
   を含み、第二熱交換器配列（２６）での塔頂蒸気流（４０）の冷却中、該蒸気流は部分的に凝縮されて、中間凝縮物及び中間蒸気を形成し、該中間凝縮物の少なくとも一部（４９）は、第三供給点（５１）経由で蒸留塔（２１）に通され、該中間蒸気は第一熱交換器配列（５）に通される該方法。
2. 第一熱交換器配列（５）での前記原料流の加熱工程が、原料流を部分的に気化する工程を含み、これにより中間原料流（７）は液体中間原料フラクションと蒸気状中間原料フラクションとの混合物を含むと共に、少なくとも液体中間原料フラクション（１５）は、少なくとも前記第一部分と第二部分（１７、１９）とに分割される請求項１に記載の方法。
3. 前記混合物が原料分離容器（９）に通され、ここから、液体中間原料フラクション（１５）及び蒸気状中間原料フラクション（５７）は、前記少なくとも第一部分と第二部分（１７、１９）とに分割する前に、それぞれ抜き出される請求項２に記載の方法。
4. 前記第二供給点（２９）が、第一供給点（２５）より重力的に低い位置に配置される請求項１〜３のいずれか１項に記載の方法。
5. 前記第三供給点（５１）が、第一供給点（２５）より重力的に低い位置にある請求項１〜４のいずれか１項に記載の方法。
6. 前記第三供給点（５１）が、第二供給点（２９）より重力的に高い位置にある請求項１〜４のいずれか１項に記載の方法。
7. 前記塔頂蒸気流（４０）が、第二熱交換器配列（２６）に通す前に、圧縮される請求項１〜６のいずれか１項に記載の方法。
8. 前記希薄化天然ガスの生成物流が、引続き再ガス化される請求項１〜７のいずれか１項に記載の方法。
9. 液化天然ガス流から、メタンより高級の炭化水素化合物を天然ガス液（３５）の形態で除去することにより、液化天然ガス流（１）を希薄化する装置において、
   第一熱交換器配列（５）中で液化天然ガス流を含む原料流（１）を加熱することにより形成される中間原料流（７）の排出用出口（６）を備え、液化天然ガス流を含む原料流（
   １）を受けるために配置された該第一熱交換器配列（５）；
   第一熱交換器配列（５）の出口（６）と流通可能な第二熱交換器配列（２６）；
   少なくとも第一、第二及び第三の供給点（２５、２９、５１）を有し、下部に天然ガス液含有液体流（３５）の取出し用排出口（３１）を備えると共に、上部に、少なくとも第二熱交換器配列（２６）を介して第一熱交換器配列（５）と流通可能な塔頂蒸気出口（３９）を備えた蒸留塔（２１）；
   蒸留塔（２１）の第一供給点（２５）に接続した第一出口、及び第二熱交換器配列（２６）を介して蒸留塔（２１）の第二供給点（２９）に接続した第二出口を有すると共に、第一熱交換器配列（５）の出口（６）に接続した分配器（１４）；及び
   第一分離器（４３）は蒸留塔（２１）の第三供給点（５１）に接続した出口（４５）、及び第一熱交換器配列（５）と流通可能な出口（４７）を備えると共に、塔頂蒸気出口（３９）の下流で、かつ第二熱交換器配列（２６）と第一熱交換器配列（５）との間にある第一気液分離器（４３）；
   を有する該装置。
10. 第一熱交換器配列（５）の出口（６）に接続した入口、及び分配器（１４）に接続した底部出口（１１）を備えた第二気液分離器（９）を更に有する請求項９に記載の装置。
11. 蒸留塔（２１）の出口（３９）と第二熱交換器配列（２６）との間に圧縮機（６３）を更に有する請求項９又は１０に記載の装置。