JP6517251B2 - 天然ガスの液化システム及び液化方法 - Google Patents

Description

本発明は、天然ガスを冷却して液化天然ガスを生成する天然ガスの液化システム及び液化方法に関する。

ガス田等から採取される天然ガスは、液化基地などにおいて液化されることにより、LNG（液化天然ガス）として貯蔵や輸送が行われる。約-162℃まで冷却されたLNGは、天然ガス（気体）に比べて容積が大幅に低減され、また高圧で貯蔵する必要がないなどの利点がある。一般に、天然ガスの液化処理では、原料ガスに含まれる水分、酸性ガス成分、及び水銀等の不純物が予め除去され、更に、比較的凝固点の高い重質分（ベンゼン、ペンタン以上のC5+炭化水素など）が除去された後、原料ガスが液化される。

従来、天然ガスを液化する手段として、膨張弁またはタービンによる膨張や、低沸点の冷媒（メタン、エタン、及びプロパン等の軽質炭化水素を含む）による熱交換等を利用した数多くの技術が開発されている。例えば、不純物が予め除去された原料ガスを冷却する冷却器と、この冷却器によって冷却された原料ガスを等エントロピー膨張させる膨張機と、この膨張機によって減圧された原料ガスをメタン及び重質分の臨界圧力以下で蒸留する蒸留装置と、膨張機と共通のシャフトを設けることにより、膨張機で発生する膨張の力を動力源として蒸留装置からの留出ガスを圧縮する圧縮機と、圧縮機によって圧縮された留出ガスを混合冷媒との熱交換によって液化する液化装置（主熱交換器）とを備えた天然ガスの液化システムが知られている（特許文献１参照）。

米国特許第４０６５２７８号明細書

ところで、上記特許文献１に記載のような従来の天然ガスの液化システムでは、液化装置（主熱交換器）の負荷を軽減して液化処理の効率を高めるために、圧縮機の吐出圧をより高める（すなわち、液化装置に導入される原料ガスの圧力を高める）ことが望ましい。

一方、圧縮機の吐出圧を高めるには、より大きな動力が必要となるが、上記従来技術では、冷却器によって冷却された原料ガスを膨張機で膨張させる構成であるため、膨張機で発生する動力は比較的小さく、その動力を利用して圧縮機の吐出圧を高めることは難しいという問題がある。

また、上記従来技術では、原料ガスを膨張機で膨張させる前に冷却器による冷却を実施するため、冷却器に要求される冷却能は比較的大きくなり、冷却用の設備コストや運転コストが嵩むという問題もある。

さらに、上記従来技術では、冷却器による原料ガスの冷却により原料ガス中に凝縮成分が生じるため、冷却器からの原料ガスを膨張機に導入する前に、原料ガス中の凝縮成分を分離（除去）するための気液分離槽を設ける必要が生じ得る。そのうえ、圧縮機からの原料ガスの温度が上昇するため、液化装置の中間部入口の温度と冷媒との温度差が大きくなり、冷却器に要求される冷却能を増加せしめることになる。

本発明は、このような従来技術の課題を鑑みて案出されたものであり、原料ガスの膨張によって膨張機で発生した動力を利用して圧縮機の吐出圧を増大させると共に、冷却器に要求される冷却能を低減することを可能とする天然ガスの液化システム及び液化方法を提供することを主目的とする。

本発明の第１の側面では、天然ガスを冷却して液化天然ガスを生成する天然ガスの液化システム（１）であって、加圧状態で得られた天然ガスを原料ガスとして膨張させることによって動力を発生させる第１膨張機（３）と、前記第１膨張機における膨張によって減圧された前記原料ガスを冷却する第１冷却器（１１、１２）と、前記第１冷却器によって冷却された前記原料ガスを蒸留することにより、前記原料ガス中の重質分を低減または除去する蒸留装置（１５）と、前記第１膨張機において発生した動力を利用することにより、前記蒸留装置において前記重質分が低減または除去された前記原料ガスを圧縮する第１圧縮機（４）と、前記第１圧縮機によって圧縮された前記原料ガスを冷媒との熱交換によって液化する液化装置（２１）とを備えたことを特徴とする。

この第１の側面による天然ガスの液化システムでは、第１冷却器によって冷却される前の原料ガスの膨張によって第１膨張機で発生した動力を利用して第１圧縮機の吐出圧を増大させると共に、第１冷却器に要求される冷却能を低減することが可能となる。

本発明の第２の側面では、前記第１圧縮機と前記液化装置との間に配置され、前記第１圧縮機によって圧縮された前記原料ガスを冷却する第２冷却器（８５）を更に備えたことを特徴とする。

この第２の側面による天然ガスの液化システムでは、液化装置に導入される原料ガスの圧力を増大させることにより、原料ガスの温度レベルが適切な範囲を超えた場合でも、第２冷却器での冷却により、原料ガスの温度レベルを液化装置における導入位置の温度レベルに近づけるように調節することができ、その結果、液化装置の負荷を軽減すると共に、液化処理の効率を高めることができる。

本発明の第３の側面では、前記液化装置は、スプール巻き型熱交換器からなり、前記第１圧縮機から送出された前記原料ガスは、前記スプール巻き型熱交換器に対し、当該スプール巻き型熱交換器内の高温側に位置する暖温領域（Ｚ１）に導入されることを特徴とする。

この第３の側面による天然ガスの液化システムでは、第１圧縮機の吐出圧の増大に伴って原料ガスの温度が増大した場合に、スプール巻き型熱交換器の暖温領域（Ｚ１）側から原料ガスを導入して、原料ガスの温度レベルと液化装置内の温度レベルとを近づけることにより、液化装置の負荷を軽減すると共に、液化処理の効率を高めることができる。

本発明の第４の側面では、前記第１圧縮機と前記液化装置との間に配置され、前記第１圧縮機から送出された前記原料ガスを昇圧する外部からの電力によって駆動される第２圧縮機（７５）を更に備えたことを特徴とする。

この第４の側面による天然ガスの液化システムでは、液化装置に導入される原料ガスの圧力を一層増大させることができ、液化装置における液化処理の効率を向上させることができる。

本発明の第５の側面では、外部からの電力によって駆動され、前記液化装置に導入される前記原料ガスの圧力値に基づき駆動制御される第１モータ（８１）を更に備え、前記第２圧縮機は、前記第１モータによって駆動されることを特徴とする。

この第５の側面による天然ガスの液化システムでは、液化装置に導入される原料ガスの圧力を安定的に増大させることができ、これにより、原料ガスの温度も適切な範囲に安定的に維持され、液化装置おける液化処理を効率的かつ安定的に行うことが可能となる。

本発明の第６の側面では、前記第２圧縮機と前記液化装置との間に配置され、前記原料ガスを冷却する第２冷却器（８５）を更に備えたことを特徴とする。

この第６の側面による天然ガスの液化システムでは、液化装置に導入される原料ガスの圧力を増大させることにより、原料ガスの温度レベルが適切な範囲を超えた場合でも、第２冷却器での冷却により、原料ガスの温度レベルを液化装置における導入位置の温度レベルに近づけるように調節することができ、その結果、液化装置の負荷を軽減すると共に、液化処理の効率を高めることができる。

本発明の第７の側面では、前記第１膨張機において発生した動力を電力に変換する発電装置（８７）と、前記第１圧縮機を駆動する第２モータ（８４）とを更に備え、前記第２モータは、前記発電装置からの電力を利用して駆動されることを特徴とする。

この第７の側面による天然ガスの液化システムでは、第１膨張機と第１圧縮機とが電気的に接続されるため、第１膨張機で発生した動力を利用して第１圧縮機の吐出圧を増大させることが可能になると共に、第１膨張機と第１圧縮機とが機械的に接続された場合と比べて互いの起動時等における動作の自由度が高まる。

本発明の第８の側面では、前記第１膨張機と前記第１圧縮機とを機械的に連結し、外部からの電力供給を受ける第２モータ（８４）を更に備え、前記第１圧縮機は、前記第１膨張機において発生した動力と、前記第２モータの動力とを利用することにより、前記原料ガスを圧縮することを特徴とする。

この第８の側面による天然ガスの液化システムでは、第１圧縮機において、第１膨張機で発生した動力を補うように第２モータの動力を利用することで、第１圧縮機の吐出圧を効率的かつ安定的に増大させることが可能となる。

本発明の第９の側面では、前記第１圧縮機には、前記蒸留装置において前記重質分が低減または除去された前記原料ガスが直接導入され、前記第１圧縮機において圧縮された前記原料ガスが前記液化装置を介して導入される第１気液分離槽（２３）を備え、前記第１気液分離槽において分離された前記原料ガスの気相成分は、前記液化装置に再び導入される一方、前記原料ガスの液相成分は、前記蒸留装置に環流されることを特徴とする。

この第９の側面による天然ガスの液化システムでは、第１気液分離槽から蒸留装置への環流にポンプ等を設ける必要がなくなり、設備を簡略化できる。

本発明の第１０の側面では、前記第１圧縮機と前記第１気液分離槽との間に配置され、前記原料ガスを冷却する第２冷却器（８５）を更に備えたことを特徴とする。

この第１０の側面による天然ガスの液化システムでは、第１圧縮機で圧縮された原料ガスの温度レベルが目標範囲を超える場合でも、第２冷却器での冷却により、原料ガスの温度レベルを液化装置における導入位置の温度レベルに近づけるように調節することができ、その結果、液化装置の負荷を軽減すると共に、液化処理の効率を高めることができる。

本発明の第１１の側面では、前記第１膨張機（３ａ）と前記蒸留装置との間に配置され、前記原料ガスを膨張させることによって動力を発生させる第２膨張機（３ｂ）と、前記蒸留装置と前記第１圧縮機（４ａ）との間に配置され、第２膨張機において発生した動力を利用することにより、前記蒸留装置によって蒸留された前記原料ガスを圧縮する第３圧縮機（４ｂ）とを更に備えたことを特徴とする。

この第１１の側面による天然ガスの液化システムでは、第１及び第２膨張機を用いて原料ガスを効果的に膨張させることにより、第１冷却器に必要な冷却能を低減することが可能となると共に、また、第１及び第２膨張機で発生した動力を利用する第１及び第３圧縮機を用いることにより、液化装置に導入する原料ガスの圧力を効果的に増大させることが可能となる。

本発明の第１２の側面では、前記第１膨張機と並列に配置され、前記原料ガスを膨張させることによって動力を発生させる第２膨張機（３ｂ）と、前記蒸留装置と前記第１圧縮機との間に配置され、第２膨張機において発生した動力を利用することにより、前記蒸留装置によって蒸留された前記原料ガスを圧縮する第３圧縮機（４ｂ）とを更に備えたことを特徴とする。

この第１２の側面による天然ガスの液化システムでは、液化システムに導入される原料ガスの容量が増大した場合でも、液化装置における液化処理を安定的に実施可能となる。

本発明の第１３の側面では、前記液化装置は、プレートフィン型熱交換器であることを特徴とする。

この第１３の側面による天然ガスの液化システムでは、第１圧縮機で圧縮された原料ガスの圧力の増大と共にその温度レベルが上昇した場合でも、その原料ガスの温度レベルに応じて液化装置への導入位置（液化装置側の温度レベル）を容易に変更することができる。

本発明の第１４の側面では、第１圧縮機で圧縮された前記原料ガスの圧力は、5,171kPaAよりも高いことを特徴とする。

本発明の第１５の側面では、前記第２圧縮機で圧縮された前記原料ガスの圧力は、5,171kPaAよりも高いことを特徴とする。

これら第１４及び第１５の側面による天然ガスの液化システムでは、液化装置に導入される原料ガスの圧力を適切な値まで増大させることにより、液化装置における液化処理の効率を高めることができる。

本発明の第１６の側面では、前記蒸留装置に導入される前記原料ガスと、前記蒸留装置からの塔頂留出物との熱交換を行う熱交換器（６９）を更に備えたことを特徴とする。

この第１６の側面による天然ガスの液化システムでは、液化装置に導入される原料ガスの温度レベルが適正範囲よりも低くなり得る場合でも、蒸留装置に導入される原料ガスとの熱交換によって蒸留装置からの塔頂留出物の温度を高めることにより、原料ガスの温度を液化装置２１における導入位置の温度に近づけることができる。

本発明の第１７の側面では、前記蒸留装置からの塔頂留出物が導入される第１気液分離槽（２３）と、前記蒸留装置と前記第１気液分離槽との間に配置され、前記蒸留装置からの前記塔頂留出物を冷却する第３冷却器（８６）とを更に備えたことを特徴とする。

この第１７の側面による天然ガスの液化システムでは、第１気液分離槽に導入する原料ガスを液化装置で冷却する必要がなくなり、液化装置の液化処理の負荷を軽減できる。

本発明の第１８の側面では、天然ガスを冷却して液化天然ガスを生成する天然ガスの液化システム（１）であって、加圧状態で得られた天然ガスを原料ガスとして膨張させる第１膨張機（３）と、前記第１膨張機の上流側または下流側の少なくとも一方において前記原料ガスを冷却する第１冷却器（１０、１１、１２）と、前記第１冷却器によって冷却された前記原料ガスを蒸留することにより、前記原料ガス中の重質分を低減または除去する蒸留装置（１５）と、前記蒸留装置において前記原料ガス中の前記重質分が低減または除去された塔頂留出物が導入される第１圧縮機（４）と、前記第１圧縮機において圧縮された圧縮ガスから分離された気相成分を冷媒との熱交換によって液化する液化装置（２１）とを備えたことを特徴とする。

この第１８の側面による天然ガスの液化システムでは、圧縮機で圧縮された後に液化装置に導入される原料ガスの過度の温度上昇を抑制することが可能となり、原料ガスの温度レベルを液化装置における導入位置の温度レベルに近づけるように容易に調節することが可能となる。

本発明の第１９の側面では、前記第１圧縮機において圧縮された圧縮ガスが導入される第１気液分離槽（２３）と、前記第１圧縮機と前記第１気液分離槽との間に配置され、前記第１圧縮機からの前記圧縮ガスを冷却する第２冷却器（８５）とを更に備えたことを特徴とする。

この第１９の側面による天然ガスの液化システムでは、第１気液分離槽に導入する原料ガスを液化装置で冷却する必要がなくなり、液化装置の液化処理の負荷を軽減することができる。

本発明の第２０の側面では、前記第１圧縮機において圧縮された圧縮ガスの一部が分離された後に、当該分離された圧縮ガスが導入される第２気液分離槽を更に備え、前記第２気液分離槽において分離された液相成分が前記蒸留装置に環流されることを特徴とする。

この第２０の側面による天然ガスの液化システムでは、原料ガスの臨界圧力が比較的低く、液化システムにおける原料ガスの圧力が臨界圧力よりも高くなる場合において、液化装置の液化処理の負荷を軽減する共に、蒸留装置の処理の安定性を高めることができる。

本発明の第２１の側面では、前記蒸留装置に導入される前記原料ガスと、前記蒸留装置からの塔頂留出物との熱交換を行う熱交換器（６９）を更に備えたことを特徴とする。

この第２１の側面による天然ガスの液化システムでは、液化装置に導入される原料ガスの温度レベルが適正範囲よりも低くなり得る場合でも、蒸留装置に導入される原料ガスとの熱交換によって蒸留装置からの塔頂留出物の温度を高めることにより、原料ガスの温度を液化装置２１における導入位置の温度に近づけることができる。

本発明の第２２の側面では、天然ガスを冷却して液化天然ガスを生成する天然ガスの液化方法であって、加圧状態で得られた天然ガスを原料ガスとして膨張させることによって動力を発生させる第１膨張工程と、前記第１膨張工程における膨張によって減圧された前記原料ガスを冷却する第１冷却工程と、前記第１冷却工程によって冷却された前記原料ガスを蒸留することにより、前記原料ガス中の重質分を低減または除去する蒸留工程と、前記第１膨張工程において発生した動力を利用することにより、前記蒸留工程において前記重質分が低減または除去された前記原料ガスを圧縮する第１圧縮工程と、前記第１圧縮工程によって圧縮された前記原料ガスを冷媒との熱交換によって液化する液化工程とを備えたことを特徴とする。

本発明の第２３の側面では、天然ガスを冷却して液化天然ガスを生成する天然ガスの液化方法であって、加圧状態で得られた天然ガスを原料ガスとして膨張させる第１膨張工程と、前記第１膨張工程の前工程または後工程の少なくとも一方において前記原料ガスを冷却する第１冷却工程と、前記第１冷却工程によって冷却された前記原料ガスを蒸留することにより、前記原料ガス中の重質分を低減または除去する蒸留工程と、前記蒸留工程において前記原料ガス中の前記重質分が低減または除去された塔頂留出物を圧縮する第１圧縮工程と、前記第１圧縮工程において圧縮された圧縮ガスから分離された気相成分を冷媒との熱交換によって液化する液化工程とを備えたことを特徴とする。

このように本発明によれば、天然ガスの液化システムにおいて、原料ガスの膨張によって膨張機で発生した動力を利用して圧縮機の吐出圧を増大させると共に、冷却器に要求される冷却能を低減することが可能となる。

第１実施形態に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図 第１実施形態に対応する第１参考例として従来の天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図 第１実施形態に対応する第２参考例として従来の天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図 第１実施形態の第１変形例に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図 第１実施形態の第２変形例に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図 第１実施形態の第３変形例に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図 第１実施形態の第４変形例に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図 第６実施形態に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図 第６実施形態の第３変形例に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図

以下、本発明の実施の形態について図面を参照しながら説明する。

（第１実施形態）
図１は本発明の第１実施形態に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図である。また、表１は、第１実施形態に係る天然ガスの液化システムでの液化処理に関連するシミュレーション結果（後述する表２〜表１２についても同様）である。表１には、第１実施形態に係る液化システム１において液化処理される天然ガス（以下、原料ガスという。）の温度、圧力、流量、及び各成分のモル分率等の一例を示す。表１における( i )−(ix)欄は、図１中にそれぞれ同じ番号( i )−(ix)が付された液化システム１の各位置における数値を示している。

本実施形態では、原料ガスとして約80〜98mol%のメタンを含む天然ガスが用いられる。また、原料ガスには、重出分として0.1mol%以上のC5＋炭化水素、及び1ppm mol以上のBTX（ベンゼン、トルエン、キシレン）の少なくとも一方が含まれている。原料ガスにおけるメタン以外の成分の詳細は表１（( i ) 欄）に示す通りである。なお、本明細書における用語「原料ガス」は、厳密に気体の状態にあることを意味するものではなく、液化システム１で液化処理される対象（処理途中を含む）を指すものである。

液化システム１では、原料ガスが、ラインＬ１を介して水分除去装置２に供給され、そこで、氷結等によるトラブルを防止するために原料ガス中の水分が除去される。ここで、水分除去装置２に供給される原料ガスは、約20℃の温度、約5,830kPaAの圧力、約720,000kg/hrの流量である。水分除去装置２は、吸湿剤（モレキュラーシーブ等）が充填された脱水塔からなり、原料ガス中の水分を好ましくは0.1ppm mol未満とするように脱水処理する。なお、水分除去装置２としては、原料ガス中の水分を所望の割合以下に除去可能であれば、他の公知の装置を採用してもよい。

ここでは詳細な説明を省略するが、液化システム１には、水分除去装置２の前工程として、天然ガスコンデンセートを分離する分離設備、炭酸ガスや硫化水素等の酸性ガス成分を除去する酸性ガス除去設備、水銀を除去する水銀除去設備等の公知の設備を設けることが可能である。水分除去装置２には、通常、それら各設備によって不純物が除去された原料ガスが供給される。水分除去装置２に供給される原料ガスは、好ましくは、50ppm mol未満の二酸化炭素（CO₂）、4ppm mol未満の硫化水素（H₂S）、20mg/Nm³未満の硫黄分、10ng/Nm³未満の水銀となるように前処理される。

なお、原料ガスの供給源は、特に限定されるものではなく、液化システム１では、例えば、シェールガス、タイトサンドガス、コールベッドメタンなどから採取した加圧状態で得られたガスを原料ガスとして用いることができる。また、液化システム１への原料ガスの供給方法としては、ガス田等からの配管を介した供給のみならず、貯蔵タンク等に一旦貯蔵されたガスを供給してもよい。

水分除去装置２において水分が除去された原料ガスは、ラインＬ２を介して第１膨張機３に送られる。第１膨張機３は、流動する原料ガスを等エントロピー的に膨張させることにより、原料ガスの圧力を低減して膨張の力に基づく動力（或いは、エネルギー）を取り出すためのタービン装置からなる。この第１膨張機３による膨張工程（第１膨張工程）において、原料ガスの圧力及び温度は低下する。第１膨張機３は、後に詳述する第１圧縮機４と同軸のシャフト５を有しており、これにより、第１膨張機３で発生する動力を第１圧縮機４の動力として利用することが可能となっている。なお、第１膨張機３の回転数が第１圧縮機４の回転数よりも低い場合には、第１膨張機３と第１圧縮機４との間に増速機等を設けることができる。第１膨張機３から排出された原料ガスの温度は約8.3℃まで低下し、また、圧力は約4,850kPaAまで低下する。通常、第１膨張機３から排出された原料ガスの圧力は、3,000kPaA−5,500kPaA（30bara−55bara）の範囲にあり、より好ましくは、3,500kPaA−5,000kPaA（35bara−50bara）の範囲にある。

第１膨張機３からの原料ガスは、ラインＬ３を介して冷却器１１に送られる。冷却器１１の下流側には冷却器１２が接続されて冷却器群（第１冷却器）が構成されている。原料ガスは、第１冷却器１１、１２における冷媒との熱交換（第１冷却工程）によって順次冷却される。通常、第１冷却器１１、１２によって冷却された原料ガスの温度は、-20℃−-50℃の温度範囲にあり、より好ましくは、-25℃−-35℃の温度範囲にある。

本実施形態では、C3-MR（C3-MR：Propane（C3）pre-cooled Mixed Refrigerant）方式を採用しており、第１冷却器１１、１２において、プロパンを冷媒として原料ガスを予冷すると共に、後に詳述する混合冷媒を用いた冷凍サイクルで原料ガスの液化及び極低温までの過冷却を行う。第１冷却器１１、１２には、それぞれ中圧（MP）及び低圧（LP）のプロパン冷媒（C3R）が用いられ、原料ガスは、それら第１冷却器１１、１２において段階的（ここでは、２段階）に冷却される。図示は省略されているが、第１冷却器１１、１２は、プロパン冷媒用の圧縮機や凝縮器等を備えた公知の冷凍サイクルの一部を構成する。

なお、液化システム１では、C3-MR方式に限らず、沸点の異なる複数の冷媒（メタン、エタン、プロパン等）によって個別の冷凍サイクルを構成するカスケード方式、エタン及びプロパン等の混合冷媒を予冷プロセスに使用するDMR（Double Mixed Refrigerant）方式、ならびに予冷、液化、及び過冷却の各サイクルについて別系列の混合冷媒を用いて段階的に熱交換を行うMFC（Mixed Fluid Cascade）方式など、他の公知の方式を採用することができる。

冷却器１２からの原料ガスは、ラインＬ４を介して蒸留装置１５に送られる。このとき、原料ガスの圧力は、第１膨張機３での膨張等によってメタン及び重質分の臨界圧力以下となるようにするとよい。蒸留装置１５は、内部に複数の棚段を備えた蒸留塔からなり、原料ガスに含まれる重質分を除去する（蒸留工程）。重質分を含む液体は、蒸留装置１５の塔底に接続されたラインＬ５を介して排出される。ラインＬ５から外部に排出される重質分を含む液体は、約177℃の温度、約20,000kg/hrの流量である。ここで、「重質分」は、特に比較的凝固点の高いベンゼンやC5+炭化水素などの高沸点成分を指すが、メタン以外のC2+炭化水素等を含み得る。また、ラインＬ５には、リボイラー１６を備えた循環部が設けられており、これにより、蒸留装置１５の塔底から排出される液体の一部は、外部からリボイラー１６に供給される蒸気（或いはオイル）との熱交換によって加熱された後に、再び蒸留装置１５に循環する。

一方、蒸留装置１５では、低沸点成分であるメタンを主成分とする原料ガス（軽質分）が塔頂留出物として分離され、この原料ガスは、ラインＬ６を介して液化装置２１内に一旦導入され、管回路２２ａ、２２ｂにおいて冷却される。ここで、ラインＬ６に送出される原料ガスは、約-45.6℃の温度、約4,700kPaAの圧力である。また、蒸留装置１５によって重質分が除去された原料ガスは、0.1mol%未満のC5＋、1ppm mol未満のBTX（ベンゼン、トルエン、キシレン）となる。原料ガスは、管回路２２ａ、２２ｂを流れることにより約-65.2℃の温度まで冷却され、その後、液化装置２１からラインＬ７を介して第１気液分離槽２３に送られる。

後に詳述するが、液化システム１の主熱交換器をなす液化装置２１は、原料ガス及び冷媒を流す伝熱管（管束）がコイル状に巻かれた状態でシェルに収められたスプール巻き（Spool Wound）型熱交換器からなる。液化装置２１内には、混合冷媒が導入される下部（底部）に位置し、最も温度の高い暖温領域Ｚ１と、中間部に位置し、暖温領域Ｚ１よりも温度の低い中間領域Ｚ２と、液化された原料ガスが排出される上部に位置し、最も温度の低い冷温領域Ｚ３とが設けられている。また、第１実施形態では、暖温領域Ｚ１は、高温側の暖温領域Ｚ１ａと、低温側の暖温領域Ｚ１ｂとから構成される。管回路２２ａ、２２ｂは、後に詳述する混合冷媒が流れる管回路４２ａ、４２ｂ及び管回路５１ａ、５１ｂと共に、暖温領域Ｚ１ａ、Ｚ１ｂにそれぞれ配置された管束を構成する。

第１気液分離槽２３は、原料ガス中の液相成分（凝縮成分）を分離し、その液相成分を構成する炭化水素等の液体をラインＬ８に設けられた還流ポンプ２４によって再び蒸留装置１５に循環する。一方、第１気液分離槽２３において気相成分を構成するメタンを主成分とする原料ガスは、ラインＬ９を介して第１圧縮機４に送られる。ここで、ラインＬ８に送出される原料ガスは、約83,500kg/hrの流量であり、また、ラインＬ６に送出される原料ガスは、約780,000kg/hrの流量である。第１気液分離槽２３については、後述する混合冷媒や、エチレン冷媒を用いて冷却可能である。

第１圧縮機４は、ガスを圧縮する羽根車を第１膨張機３と同軸のシャフト５に取り付けた単段型の遠心圧縮機である。第１圧縮機４による圧縮工程（第１圧縮工程）によって圧縮された原料ガスは、ラインＬ１０を介して液化装置２１に導入される。第１圧縮機４にからラインＬ１０に送出される原料ガスは、約-51℃の温度、約5,500kPaAの圧力である。液化装置２１に導入される原料ガスは、第１圧縮機４によって少なくとも5,171kPaAを超える圧力まで圧縮されることが好ましい。

ラインＬ１０は、液化装置２１内の暖温領域Ｚ１ｂに配置された管回路３０に接続され、更に、この管回路３０の上端側は、中間領域Ｚ２に配置された管回路３１、及び冷温領域Ｚ３に配置された管回路３２に順に接続されている。原料ガスは、それら管回路３１及び管回路３２を通って液化及び過冷却された後、ラインＬ１１に設けられた膨張弁３３を通して貯蔵用のＬＮＧタンク（図示せず）に送られる。液化装置２１による液化工程において、最終的に膨張弁３３を通過した後の原料ガスは、約-162℃の温度、約120kPaAの圧力である。

液化装置２１内を流れる原料ガスは、混合冷媒を用いた冷凍サイクルを利用して冷却される。本実施形態では、混合冷媒として、メタン、エタン及びプロパンを含む炭化水素混合物に窒素を加えたものが用いられるが、これに限らず、所望の冷却能を確保可能な限りにおいて、他の公知の成分を用いることができる。

液化装置２１では、高圧（HP）の混合冷媒（MR）がラインＬ１２を介して冷媒セパレータ４１に供給される。冷媒セパレータ４１の液相成分を構成する混合冷媒は、ラインＬ１３を介して液化装置２１に導入され、その後、液化装置２１内を上方に向かって、暖温領域Ｚ１ａ、Ｚ１ｂにそれぞれ配置された管回路４２ａ、４２ｂ、及び中間領域Ｚ２に配置された管回路４３を順に流れ、さらに、ラインＬ１４に設けられた膨張弁４４を通って膨張し、その一部はフラッシュ蒸発する。

続いて、膨張弁４４を通過した混合冷媒は、中間領域Ｚ２の上部に配置されたスプレーヘッダ４５から下向きに（すなわち、液化装置２１内の原料ガスの流れに対して向流となるように）吐出される。スプレーヘッダ４５から吐出される混合冷媒は、中間領域Ｚ２に配置された管回路３１、管回路４３、及び後述する管回路５２によって構成される中間部管束、並びに暖温領域Ｚ１に配置された管回路２２ａ、２２ｂ、管回路３０、管回路４２ａ、４２ｂ、及び後述する管回路５１ａ、５１ｂによって構成される下部管束とそれぞれ熱交換しながら下方に流れる。

一方、冷媒セパレータ４１の気相成分を構成する混合冷媒は、ラインＬ１５を介して液化装置２１に導入され、その後、液化装置２１内を上方に向かって、暖温領域Ｚ１ａ、Ｚ１ｂにそれぞれ配置された管回路５１ａ、５１ｂ、中間領域Ｚ２に配置された管回路５２、及び冷温領域Ｚ３に配置された管回路５３を順に流れ、さらに、ラインＬ１６に設けられた膨張弁５４を通って膨張し、その一部はフラッシュ蒸発する。

膨張弁５４を通過した混合冷媒は、メタンの沸点以下の温度（ここでは、約−167℃）まで冷却されており、冷温領域Ｚ３の上部に配置されたスプレーヘッダ５５から下向きに（すなわち、液化装置２１内の原料ガスの流れに対して向流となるように）吐出される。スプレーヘッダ５５から吐出される混合冷媒は、冷温領域Ｚ３に配置された管回路３２及び管回路５３によって構成される上部管束と熱交換しながら下方に流れ、さらに、下方に位置するスプレーヘッダ４５から吐出された混合冷媒と混ざり合った後、中間領域Ｚ２に配置された管回路３１、管回路４３、及び管回路５２によって構成される中間部管束、並びに暖温領域Ｚ１に配置された管回路２２ａ、２２ｂ、管回路３０、管回路４２ａ、４２ｂ、及び後述する管回路５１ａ、５１ｂによって構成される下部管束とそれぞれ熱交換しながら下方に流れる。

スプレーヘッダ４５及びスプレーヘッダ５５から吐出された混合冷媒は、最終的に液化装置２１の底部に接続されたラインＬ１７を介して低圧（LP）の混合冷媒（MP）のガスとして排出される。上述の液化装置２１に設けられた混合冷媒に関する設備（冷媒セパレータ４１等）は、ここでは図示しない公知の構成を有する混合冷媒用の冷凍サイクルの一部を構成し、ラインＬ１７からの混合冷媒は、圧縮機や凝縮器等を経て再びラインＬ１２を介して冷媒セパレータ４１に循環される。

以上のように、液化システム１に導入された原料ガスは、膨張工程、冷却工程、蒸留工程、圧縮工程、及び液化工程等を経て効果的に液化処理される。このような液化システム１は、例えば、ガス田等から採取された原料ガスからメタンを主成分とする液化天然ガス（LNG）を生成するためのベース・ロード液化基地に適用することができる。

（第１及び第２参考例）
図２及び図３の構成図には、それぞれ本発明の第１実施形態に対応する第１及び第２参考例として、従来の天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す。図２及び図３に示す液化システム１０１、２０１では、第１実施形態に係る液化システム１に対応する構成要素についてはそれぞれ同一の符号が付されている。また、表２及び表３には、表１と同様に、それぞれ第１及び第２の参考例としての液化システム１０１、２０１における原料ガスの温度、圧力、流量、及び各成分のモル分率等の一例が示されている。なお、第２の参考例の液化システム２０１は、上述の特許文献１（米国特許第４０６５２７８号明細書）の従来技術に基づき構成されたものである。

図２に示すように、第１参考例の液化システム１０１では、上述の第１実施形態の液化システム１における第１膨張機３及び第１圧縮機４は設けられておらず、水分除去装置２からの原料ガスは、ラインＬ１０１を介して冷却器１１０に送られる。冷却器１１０の下流側には冷却器１１及び冷却器１２が順に接続されて冷却器群が構成されており、原料ガスは、３台の冷却器１１０、１１、１２における冷媒との熱交換によって順次冷却される。冷却器１１０、１１、１２には、それぞれ高圧（HP）、中圧（MP）及び低圧（LP）のプロパン冷媒が用いられ、原料ガスは、それら冷却器１１０、１１、１２において段階的（ここでは、３段階）に冷却される。最下流の冷却器１２から送出される原料ガスは、約-34.5℃の温度、約5,680kPaAの圧力である。この原料ガスは、ラインＬ４に設けられた膨張弁１１３での膨張により減圧された後、蒸留装置１５に導入される。

また、液化システム１０１では、第１気液分離槽２３において気相成分を構成するメタンを主成分とする原料ガスは、ラインＬ１０２を介して液化装置２１内の中間領域Ｚ２に配置された管回路３１に導入される。ここで、第１気液分離槽２３からラインＬ１０２に送出される原料ガスは、約-65.3℃の温度、約4,400kPaAの圧力である。

図３に示すように、第２参考例の液化システム２０１は、第１参考例の液化システム１０１を改良したものであり、膨張機３及び圧縮機４が設けられている。しかしながら、液化システム２０１では、膨張機３は、上述の第１実施形態における液化システム１の第１膨張機３とは異なり、冷却器群（ここでは、３台の冷却器１１０、１１、１２）の下流側に配置されている。液化システム２０１では、冷却器１２から送出された原料ガスは、ラインＬ２０２を介してセパレータ２１３に送られて気液分離される。セパレータ２１３において気相成分を構成する原料ガスは、ラインＬ２０３を介して膨張機３に送られ、膨張機３で膨張した後、ラインＬ２０４を介して蒸留装置１５に送られる。一方、セパレータ２１３において液相成分を構成する液体は、膨張弁２１４が設けられたラインＬ２０５に送出される。その液体は、膨張弁２１４で膨張した後、膨張機３からの原料ガスと共にラインＬ２０４を介して蒸留装置１５に送られる。

液化システム２０１において、蒸留装置１５よりも下流側の構成については、第１実施形態の場合と略同様であるが、圧縮機４からラインＬ１０に送出された原料ガスは、約-54.7℃の温度、約5,120kPaAの圧力である。

このような第１及び第２参考例と上述の本発明とを比較すると、本発明に係る液化システム１では、第１冷却器１１、１２よりも上流側に第１膨張機３が配置されているため、第２参考例の液化システム２０１のように膨張機３が冷却器１１０、１１、１２の下流側に配置された場合に比べて、より高圧の原料ガスを膨張させてより大きな動力を発生させることが可能となる。その結果、第１圧縮機４をより効果的に駆動する（すなわち、第１圧縮機４の吐出圧力を増大させる）ことができ、液化装置２１に導入する原料ガスの圧力が高まり、液化装置２１における液化処理の効率を高めることができるという利点がある。

また、液化システム１では、第１膨張機３を冷却器群（第１冷却器１１、１２）よりも上流側に配置することにより、第１膨張機３での膨張により原料ガスの温度が低下するため、冷却器群の冷却能を低減する（すなわち、第２参考例における冷却器１１０を省略する）ことが可能になるという利点もある。さらに、液化システム１では、冷却器群と膨張機３との間において原料ガス中の凝縮成分を分離（除去）するための気液分離装置（セパレータ２１３）を省略することが可能である。

（第１実施形態の第１、第２及び第３変形例）
図４、図５及び図６は、それぞれ本発明の第１実施形態の第１、第２及び第３変形例に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図である。なお、図４、図５及び図６に示す液化システム１では、第１実施形態（他の変形例を含む）に係る液化システム１と同様の構成要素についてはそれぞれ同一の符号を付し、以下で言及する事項を除いて詳細な説明を省略する。

図４に示すように、第１変形例による液化システム１では、ラインＬ４とラインＬ９との間に熱交換器６９が設けられている。これにより、第１気液分離槽２３において気相成分として分離されたラインＬ９を流れる原料ガスは、冷却器１２から蒸留装置１５に導入されるラインＬ４を流れる原料ガスとの熱交換によって加熱された後に第１圧縮機４に導入される。第１圧縮機４によって圧縮された原料ガスは、ラインＬ１０を介して液化装置２１に導入される。ラインＬ１０の下流側は、液化装置２１において最も温度の高い暖温領域Ｚ１に配置された管回路３０に接続されている。管回路３０は、蒸留装置１５の塔頂留出物が導入される管回路２２、混合冷媒が流れる管回路４２及び管回路５１と共に、暖温領域Ｚ１に配置された管束を構成する。

このような構成により、第１変形例では、ラインＬ１０を介して液化装置２１に導入される原料ガスの温度レベルが適正範囲よりも低くなり得る場合でも、熱交換器６９における熱交換によって原料ガスの温度を適切に高めることができる。つまり、第１変形例では、圧縮後のラインＬ１０における原料ガスの温度を液化装置２１における導入位置（管回路３０）の温度に近づける（好ましくは、１０℃以内とする）ことができ、その結果、液化装置２１の熱的負荷を軽減（熱応力の発生等を抑制）することが可能となる。

なお、第１変形例における熱交換器６９の配置（すなわち、蒸留装置１５に導入されるラインＬ４を流れる原料ガスとの熱交換対象）については、圧縮後のラインＬ１０における原料ガスの温度を液化装置２１の導入位置の温度に近づけることが可能な限りにおいて種々の変更が可能である。例えば、図５に示す第２変形例による液化システム１では、ラインＬ４とラインＬ１０との間に熱交換器６９が設けられる。これにより、第１圧縮機４によって圧縮されたラインＬ１０を流れる原料ガスは、ラインＬ４を流れる原料ガスとの熱交換によって加熱された後に液化装置２１に導入される。この第２変形例の構成では、熱交換器６９で加熱された原料ガスは、第１圧縮機４等を介することなく液化装置２１に導入されるため、液化装置２１への導入時の原料ガスの温度を制御し易いという利点がある。

また、図６に示すように、第３変形例による液化システム１では、ラインＬ４とラインＬ６との間に熱交換器６９が設けられる。これにより、蒸留装置１５から塔頂留出物として分離されたラインＬ６を流れる原料ガスは、ラインＬ４を流れる原料ガスとの熱交換によって加熱された後に液化装置２１（管回路２２）内に導入される。この第３変形例では、特に、原料ガスとして表１に示したような重質分（高級炭化水素含有量）の比較的少ない天然ガス（リーンガス）が用いられ、蒸留後のラインＬ６を流れる原料ガスの温度レベルが適正範囲よりも低くなり得る場合でも、熱交換器６９における熱交換によって原料ガスの温度を適切に高めることができる。

（第１実施形態の第４変形例）
図７は、本発明の第１実施形態の第４変形例に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図である。なお、図７に示す液化システム１では、第１実施形態（他の変形例を含む）に係る液化システム１と同様の構成要素についてはそれぞれ同一の符号を付し、以下で言及する事項を除いて詳細な説明を省略する。

この第４変形例では、上述の第３変形例と類似の構成を有するが、ラインＬ９とラインＬ１０との間に熱交換器７９が更に設けられ、また、ラインＬ１０上に空冷式の第５冷却器８０が更に設けられている。これにより、第１圧縮機４から送出される原料ガスは、冷却器８０で冷却され、更に、第１圧縮機４に向けてラインＬ９を流れる原料ガスとの熱交換によって冷却された後に液化装置２１内に導入される。ここでは、ラインＬ１０の下流側は、中間領域Ｚ２に配置された管回路３１に接続されている。

このように、第４変形例では、第１圧縮機４から送出される原料ガスを中間領域Ｚ２に導入可能となる。これにより、暖温領域Ｚ１の管束を３つの管回路２２、管回路４２、及び管回路５１によって、また、中間領域Ｚ２の管束を３つの管回路３１、管回路４３、及び管回路５２によってそれぞれ構成することが可能となる。その結果、第４変形例では、液化装置２１をスプール巻き型熱交換器で構成する場合に、第３変形例の構成と比べて暖温領域Ｚ１及び暖温領域Ｚ１における管回路の配置（各領域における数量の偏り）が適正化され、液化装置２１の大型化を回避できるという利点がある。なお、冷却器８０では、第１冷却器１１、１２で用いられるプロパン冷媒を利用してもよい。

（第２実施形態）
図８は本発明の第６実施形態に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図である。なお、図８に示す液化システム１では、第１実施形態に係る液化システム１と同様の構成要素についてはそれぞれ同一の符号を付し、以下で言及する事項を除いて詳細な説明を省略する。

第２実施形態の液化システム１では、原料ガスとして約88mol%のメタンを含むリッチガスが用いられる。この液化システム１では、蒸留装置１５の塔頂留出物として分離された原料ガスは、ラインＬ１９を介して第１圧縮機４に直接導入されて圧縮される。その後、原料ガスは、第１圧縮機４からラインＬ２０を介して暖温領域Ｚ１に配置された管回路２２に送られて冷却された後、更に、ラインＬ２１を介して第１気液分離槽２３に導入される。

第１気液分離槽２３は、原料ガス中の液相成分（凝縮成分）を分離し、その液相成分を構成する炭化水素等の液体をラインＬ２２に設けられた膨張弁８９を介して再び蒸留装置１５に循環する。一方、第１気液分離槽２３において気相成分を構成するメタンを主成分とする原料ガスは、ラインＬ２３を介して液化装置２１内の管回路３１に送られる。

このような第２実施形態の液化システム１では、第１圧縮機４の下流側に第１気液分離槽２３を設け、第１圧縮機４からの原料ガスを暖温領域Ｚ１に配置された管回路２２を通して第１気液分離槽２３に導入する構成としたため、原料ガスの温度レベルを液化装置２１の暖温領域Ｚ１の温度レベルに近づけることができ、さらに、原料ガスを液化装置２１の暖温領域Ｚ１（管回路２２）で冷却した後に、第１気液分離槽２３からの気相成分を液化装置２１の中間領域Ｚ２（管回路３１）に導入する構成としたため、原料ガスの温度レベルを液化装置２１の中間領域Ｚ２の温度レベルに容易に近づけることができる。さらに、第１気液分離槽２３からの原料ガスを第１圧縮機４によって圧送可能となるため、上述の第１実施形態等において第１気液分離槽２３から蒸留装置１５への循環経路（ラインＬ２１）に設けた還流ポンプ２４を省略できるという利点もある。

液化装置２１での原料ガスの液化には、圧縮機４の吐出圧をより高める（すなわち、液化装置２１に導入される原料ガスの圧力を高める）ことが有利である。しかしながら、第１実施形態等のように、蒸留装置１５の塔頂留出物を液化装置２１によって一旦冷却した後に第１気液分離槽２３で気液分離し、その気相成分を第１圧縮機４によって圧縮してから液化装置２１に導入する構成では、液化装置２１の前の第１圧縮機４において原料ガスの温度が上昇するため、原料ガスの組成、圧力、及び供給量等の条件によっては、原料ガスの温度レベルが液化装置２１への導入のための適切な範囲を外れ、これにより、液化装置２１の熱的負荷が大きくなるという問題がある。このような問題は、液化装置２１への原料ガスの導入位置を変更することにより解消可能であるが、原料ガスの導入位置の変更が容易でないスプール巻き型熱交換器を主熱交換器として用いる場合にはその熱交換器の構造上対処できない場合がある。そこで、本実施形態のように、蒸留装置１５の塔頂留出物として分離された原料ガスが、ラインＬ１９を介して第１圧縮機４に直接導入されて圧縮される構成とし、第１圧縮機４で圧縮された原料ガスを液化装置２１の暖温領域Ｚ１で冷却した後に第１気液分離槽２３で気液分離し、その気相成分を液化装置２１の中間領域Ｚ２（暖温領域Ｚ１の下流）に導入することにより、原料ガスの温度レベルを適切な範囲に維持することが可能となる。

（第２実施形態の第１変形例）
図９は、それぞれ本発明の第２実施形態の第１変形例に係る天然ガスの液化システムにおける液化処理の流れを示す構成図である。なお、図９に示す液化システム１では、第２実施形態（他の変形例を含む）に係る液化システム１と同様の構成要素についてはそれぞれ同一の符号を付し、以下で言及する事項を除いて詳細な説明を省略する。

また、図９に示すように、第１変形例による液化システム１では、ラインＬ４とラインＬ２０との間に熱交換器６９が設けられている。これにより、第１圧縮機４から送出されたラインＬ２０を流れる原料ガスは、ラインＬ４を流れる原料ガスとの熱交換によって加熱された後に液化装置２１の暖温領域Ｚ１に配置された管回路２２に導入される。この第１変形例では、熱交換器６９で加熱された原料ガスは、第１圧縮機４等を介することなく液化装置２１に導入されるため、液化装置２１への導入時の原料ガスの温度を制御し易いという利点がある。

なお、上述の第２実施形態の第１変形例における熱交換器６９の配置については、圧縮後のラインＬ２０における原料ガスの温度を液化装置２１の導入位置の温度に近づけることが可能な限りにおいて種々の変更が可能である。

以上、本発明を特定の実施形態に基づいて説明したが、これらの実施形態はあくまでも例示であって、本発明はこれらの実施形態によって限定されるものではない。上述の各実施形態に示した本発明に係る天然ガスの液化システム及び液化方法の各構成要素は、必ずしも全てが必須ではなく、少なくとも本発明の範囲を逸脱しない限りにおいて適宜取捨選択することが可能である。また、各実施形態に示した構成要素の組合せは、必ずしも必須ではなく、少なくとも本発明の範囲を逸脱しない限りにおいて複数の実施形態の構成要素を適宜選択して用いることができる。

１ 液化システム
２ 水分除去装置
３、３ａ 第１膨張機
３ｂ 第２膨張機
４、４ａ 第１圧縮機
４ｂ 第３圧縮機
５ シャフト
１０、１１、１２ 第１冷却器
１５ 蒸留装置
２１ 液化装置
２３ 第１気液分離槽
３３ 膨張弁
４１ 冷媒セパレータ
４４ 膨張弁
４５ スプレーヘッダ
５４ 膨張弁
５５ スプレーヘッダ
６９ 熱交換器
Ｚ１ 暖温領域
Ｚ２ 中間領域
Ｚ３ 冷温領域

Claims (10)

1. 天然ガスの冷却方法であって、
   （ａ）前記天然ガスを膨張機によって減圧することにより、減圧された原料ガスを取得するステップと、
   （ｂ）前記減圧された原料ガス中の重質分を除去することにより、前記重質分およびこれを除去した塔頂留出物を取得するステップと、
   （ｃ）前記塔頂留出物を冷却することにより、冷却された塔頂留出物を取得するステップと、
   （ｄ）前記冷却された塔頂留出物を気相成分および液相成分に分離するステップと、
   （ｅ）前記気相成分を圧縮機によって圧縮することにより、圧縮された原料ガスを取得するステップと、
   （ｆ）前記気相成分と前記圧縮された原料ガスと間の熱交換により、少なくとも冷却された前記圧縮された原料ガスを取得するステップと
   を含み、
   前記ステップ（ｂ）では、前記重質分を除去する前に、前記減圧された原料ガスを前記原料ガスとは異なる外部の冷媒によって冷却し、かつ当該外部の冷媒によって冷却された前記原料ガスを、前記ステップ（ｂ）で得られた前記塔頂留出物との熱交換を行うことにより更に冷却し、
   前記ステップ（ｃ）において、前記塔頂留出物が、前記ステップ（ｆ）において熱交換された前記原料ガスの液化に用いられるスプール巻き型熱交換器の暖温領域に導入され、
   前記膨張機は動力を発生させ、前記圧縮機が前記膨張機において発生した動力を利用することを特徴とする天然ガスの液化方法。
2. 前記ステップ（ｆ）において、前記冷却された前記原料ガスの少なくとも一部を液化させることを特徴とする請求項１に記載の天然ガスの液化方法。
3. 前記ステップ（ｆ）の前に、前記ステップ（ｅ）で取得された前記圧縮された原料ガスが冷却されることを特徴とする請求項１に記載の天然ガスの液化方法。
4. 前記ステップ（ｆ）において、前記熱交換により冷却された前記原料ガスが、前記スプール巻き型熱交換器の中間領域に導入されることにより更に冷却されることを特徴とする請求項１に記載の天然ガスの液化方法。
5. 前記ステップ（ｂ）において、前記重質分の除去が蒸留装置によって行われることを特徴とする請求項１に記載の天然ガスの液化方法。
6. 前記ステップ（ｄ）において、前記液相成分を前記蒸留装置に還流することを特徴とする請求項５に記載の天然ガスの液化方法。
7. 天然ガスの液化システムであって、
   前記天然ガスを減圧することにより、減圧された原料ガスを取得する第１膨張機と、
   前記減圧された原料ガスを前記原料ガスとは異なる外部の冷媒によって冷却する第１冷却器と、
   前記冷却された原料ガス中の重質分を塔底から排出することにより、前記重質分を除去した塔頂留出物を取得する蒸留装置と、
   前記塔頂留出物を冷却することにより、冷却された塔頂留出物を取得する第１熱交換器と、
   前記冷却された塔頂留出物を気相成分および液相成分に分離する第１気液分離槽と、
   前記気相成分を圧縮することにより、圧縮された原料ガスを取得する第１圧縮機と、
   前記気相成分と前記圧縮された原料ガスと間の熱交換により、少なくとも冷却された前記圧縮された原料ガスを取得する第２熱交換器と、
   前記蒸留装置で取得された前記塔頂留出物と前記第１冷却器によって冷却された原料ガスとを熱交換することにより、前記原料ガスを更に冷却する第４熱交換器と、
   を備え、
   前記蒸留装置は、前記第４熱交換器によって更に冷却された原料ガス中の重質分を塔底から排出することにより、前記塔頂留出物を取得し、
   前記第１熱交換器は、前記第４熱交換器において熱交換された前記原料ガスの液化に用いられるスプール巻き型熱交換器の暖温領域からなり、
   前記第１膨張機は動力を発生させ、前記第１圧縮機が前記第１膨張機において発生した動力を利用することを特徴とする天然ガスの液化システム。
8. 前記圧縮された原料ガスを前記第２熱交換器に導入する前に、前記圧縮された原料ガスを冷却する第２冷却器を更に備えたことを特徴とする請求項７に記載の天然ガスの液化システム。
9. 前記第２熱交換器を通過した前記圧縮された原料ガスを冷却する第３熱交換器を更に備え、前記第３熱交換器は、前記スプール巻き型熱交換器の中間領域からなることを特徴とする請求項７に記載の天然ガスの液化システム。
10. 前記第１気液分離槽で分離された前記液相成分を前記蒸留装置に還流するラインを更に備えたことを特徴とする請求項７に記載の天然ガスの液化システム。

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