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WO2015159546A1 - 天然ガスの液化システム及び液化方法 - Google Patents

天然ガスの液化システム及び液化方法 Download PDF

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WO2015159546A1
WO2015159546A1 PCT/JP2015/002089 JP2015002089W WO2015159546A1 WO 2015159546 A1 WO2015159546 A1 WO 2015159546A1 JP 2015002089 W JP2015002089 W JP 2015002089W WO 2015159546 A1 WO2015159546 A1 WO 2015159546A1
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WO
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gas
absorbent
raw material
natural gas
liquefaction
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Ceased
Application number
PCT/JP2015/002089
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English (en)
French (fr)
Inventor
純一郎 田中
恒男 渡辺
俊也 百瀬
泰宏 井上
順哉 小畑
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Chiyoda Corp
Original Assignee
Chiyoda Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
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Publication date
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    • F25J2220/68—Separating water or hydrates

Definitions

  • the present invention relates to a natural gas liquefaction system and a liquefaction method for cooling natural gas to produce liquefied natural gas, and more particularly to a technique for removing heavy components contained in liquefied natural gas.
  • Natural gas collected from gas fields and the like is stored and transported as LNG (liquefied natural gas) by being liquefied at a liquefaction base or the like.
  • LNG cooled to about -162 ° C has advantages such as a significantly reduced volume compared to natural gas (gas), and no need to store at high pressure.
  • impurities such as moisture, acid gas components, and mercury contained in the raw material gas (natural gas that is the subject of liquefaction treatment) are removed in advance, and further, blockage prevention of piping and equipment, etc.
  • the raw material gas is liquefied.
  • the natural gas stream is expanded by an expander and then supplied to the distillation tower, so that the heavy component in the natural gas is supplied from the bottom of the column.
  • a natural gas liquefaction system is known in which a natural gas stream is liquefied by a main heat exchanger after the gas is removed and the distillate gas from the distillation column is compressed by a compressor (Patent Document 1). 2).
  • the inventors of the present application as a result of intensive studies on a method for removing a heavy component in a raw material gas, used a physical adsorbent when processing a raw material gas having a relatively low concentration of the heavy component. It has been found that the concentration of the heavy component in the raw material gas can be reduced to a target concentration (that is, a concentration capable of preventing clogging of pipes due to the solidification of the heavy component) or less by the treatment.
  • the present invention has been devised in view of such problems of the prior art, and does not require a dedicated device for removing heavy components in the raw material gas.
  • the main object of the present invention is to provide a natural gas liquefaction system and a liquefaction method capable of removing water.
  • a natural gas liquefaction system (1) for cooling a natural gas supplied as a raw material gas to produce a liquefied natural gas, wherein the acidic gas contained in the raw material gas is removed.
  • the sum of the concentrations of toluene and xylene is 0.1 mol% or less
  • the acidic gas removal device is a mixture in which a chemical absorbent that absorbs the acidic gas and a physical absorbent that absorbs the heavy hydrocarbon are mixed. An absorbent is used.
  • a raw material gas having a relatively low concentration of heavy hydrocarbons (heavy content) that is, the sum of concentrations of benzene, toluene and xylene is 0.1 mol% or less
  • the acidic gas removal device is configured to remove heavy hydrocarbons together with acidic gas using a mixed absorbent containing a physical absorbent that absorbs heavy hydrocarbons. It is possible to remove heavy components in the raw material gas without requiring a dedicated device for removal.
  • the second aspect of the present invention relates to the first aspect, wherein the physical absorbent comprises at least one of sulfolane, fatty acid amide, N-methylpyrrolidone, and N-alkylated pyrrolidone or a derivative thereof. It is characterized by.
  • the mixed absorbent contains 10 wt% to 40 wt% of sulfolane as the physical absorbent.
  • the acidic gas and the other components such as the chemical absorbent are not affected. It becomes possible to remove heavy hydrocarbons more effectively.
  • an absorbent regeneration device (3) for regenerating the mixed absorbent circulated with the acidic gas removal device, with respect to the third aspect.
  • the apparatus is characterized in that the acidic gas and the heavy hydrocarbon are separated from the mixed absorbent by heating the mixed absorbent under a predetermined pressure.
  • the mixed absorbent is regenerated by the absorbent regenerator so that heavy hydrocarbons are easily recovered and the mixed absorbent is reused in the acid gas removal apparatus. It becomes possible.
  • the acid gas removal device according to any one of the second to fourth aspects, wherein the acid gas removal device is configured to operate under the conditions of a pressure of 60 barA to 70 barA and a temperature of 25 ° C to 40 ° C.
  • the heavy hydrocarbon is treated.
  • acidic gas and heavy hydrocarbons are more effectively removed by using a mixed absorbent under conditions of appropriate pressure and temperature in the acidic gas removal device. Is possible.
  • the natural gas liquefaction method is a natural gas liquefaction method in which natural gas supplied as a raw material gas is cooled to produce liquefied natural gas, and the acid contained in the raw material gas An acid gas removal step for removing gas; and a liquefaction step for liquefying the raw material gas from which the acidic gas has been removed by heat exchange with a refrigerant, wherein the raw material gas is benzene, toluene as a heavy hydrocarbon, and The xylene concentration is 0.1 mol% or less, and in the acidic gas removal step, a mixed absorbent in which the chemical absorbent that absorbs the acidic gas and the physical absorbent that absorbs the heavy hydrocarbons are mixed.
  • the raw material gas is processed.
  • FIG. 1 is a schematic configuration diagram of a natural gas liquefaction system 1 according to an embodiment of the present invention.
  • the liquefaction system 1 generates liquefied natural gas (LNG) by cooling a raw material gas (natural gas to be liquefied).
  • the liquefaction system 1 includes an absorption tower (acid gas removal device) 2 that removes the acidic gas contained in the raw material gas, a regeneration tower (absorbent regeneration device) 3 that regenerates the absorption liquid used in the absorption tower 2, and a raw material.
  • Gas-liquid separation device 4 for gas-liquid separation of moisture contained in gas, moisture removal devices 5A-5C for removing moisture contained in source gas, and unnecessary components (acid gas, heavy component, moisture, mercury, etc.) And the liquefying device 6 for liquefying the raw material gas from which the gas is removed.
  • the raw material gas processed in the liquefaction system 1 is not particularly limited.
  • natural gas obtained from a pressurized state collected from shale gas, tight sand gas, coal bed methane, or the like is used as the raw material gas.
  • Can do Further, as a method for supplying the raw material gas to the liquefaction system 1, not only supply from a gas field or the like through a pipe but also gas once stored in a storage tank or the like may be supplied.
  • a heavy component here, a heavy hydrocarbon composed of at least one of benzene, toluene, and xylene
  • source gas in the present specification does not mean that the gas is strictly in a gas state, but refers to an object (including during the process) to be liquefied by the liquefaction system 1.
  • the absorption tower 2 is a tray tower provided with shelves at regular intervals inside the tower, and the component to be removed is brought into countercurrent contact with the raw material gas supplied via the transport line L1. (Here, the acid gas and heavy components) are absorbed by the absorption liquid (acid gas removal step).
  • the source gas from which the component to be removed has been removed in the absorption tower 2 is sent from the top of the tower to the gas-liquid separator 4 via the transport line L2.
  • the absorbing liquid that has absorbed the component to be removed is sent to the regeneration tower 3.
  • the regeneration tower 3 is provided with a shelf, and the absorption liquid is treated at a predetermined pressure (here, 1 to 2 barA) and temperature (here, 130 ° C. to 140 ° C.). Thus, the component to be removed is separated from the absorbing liquid.
  • the absorption liquid from the absorption tower 2 is supplied from the upper part of the tower via the transport line L3 and falls in the tower.
  • a reboiler 11 serving as a heat source for the regeneration tower 3 is provided in the circulation line L4 connected to the bottom of the regeneration tower 3.
  • the absorption liquid from which the component to be removed has been separated in the regeneration tower 3 is supplied again to the upper part of the absorption tower 2 via the transport line L7.
  • a heat exchanger 12 is provided between the transportation line L3 and the transportation line L7, so that the absorption liquid at a lower temperature (here, 25 ° C. to 40 ° C.) flowing through the transportation line L3 is higher than flowing through the transportation line L7. (Here, 130 ° C. to 140 ° C.) After being heated by heat exchange with the absorption liquid, it is supplied to the regeneration tower 3, while the absorption liquid flowing through the transport line L7 is cooled by the heat exchange and then the absorption tower 2 is supplied.
  • the absorption liquid includes a chemical absorbent that absorbs acidic gas components such as carbon dioxide, hydrogen sulfide, mercaptan, and carbonyl sulfide based on a chemical reaction, and heavy carbonization such as benzene, toluene, and xylene contained in the raw material gas. It is a mixed absorbent containing a physical absorbent that physically absorbs hydrogen (heavy content) in a predetermined ratio. Further, the absorbing liquid contains water at a predetermined ratio.
  • the chemical absorbent is a basic compound that reacts with an acid gas, and in this embodiment, it is composed of methyldiethanolamine (MDEA) and piperazine (DEDA), but is not limited to this, diisopropanolamine (DIPA), diethanolamine (DEA). Secondary amines, tertiary amines, alkanolamines or heterocyclic amines, or a mixture of two or more thereof, including methyl monoethanolamine (MMEA) and diethyl monoethanolamine (DEMEA) .
  • MDEA methyldiethanolamine
  • DEDA diisopropanolamine
  • DEDA diethanolamine
  • the physical absorbent is a solvent that physically absorbs heavy hydrocarbons, and in the present embodiment, it is composed of sulfolane.
  • the physical absorbent is not limited to this, but fatty acid amide, N-methylpyrrolidone, and N-alkylated pyrrolidone or theirs. Derivatives, or mixtures of two or more thereof can be used.
  • the raw material gas removed in the absorption tower 2 until the removal target component becomes a predetermined concentration or less is cooled by the cooler 15 provided on the transport line L2, and then sent to the gas-liquid separation device 4.
  • Propane refrigerant is used for cooling in the cooler 15, whereby moisture in the raw material gas is condensed and discharged to the outside as a liquid phase component in the gas-liquid separator 4 from the transport line L 8.
  • the raw material gas separated as the gas phase component in the gas-liquid separation device 4 is supplied to each of the three water removal devices 5A to 5C via the transport line L9.
  • the liquefaction system 1 is provided with a known refrigeration cycle facility including a compressor for propane refrigerant, a condenser, and the like, and the cooler 15 includes the cooler 21 described later. Part of refrigeration cycle equipment.
  • the water removing devices 5A to 5C are composed of a dehydrating tower filled with a moisture absorbent (here, molecular sieve) that physically adsorbs moisture.
  • the dehydration treatment may be performed so that the moisture in the raw material gas is preferably less than 0.1 ppmv (parts per million by volume). Thereby, the water
  • the moisture removing devices 5A to 5C other known devices can be adopted as long as moisture in the raw material gas can be removed to a desired ratio or less.
  • the raw material gas from which moisture has been removed in the moisture removing devices 5A to 5C is supplied to the liquefying device 6 via the transport line L10.
  • an expander, a distillation tower, a compressor, and the like are provided upstream of this type of liquefaction apparatus in order to remove heavy components (that is, a distillation operation involving decompression and pressurization of a raw material gas is performed).
  • a distillation operation involving decompression and pressurization of a raw material gas is performed.
  • the liquefaction system 1 is not limited to the above-described apparatus, and the source gas is used to remove unnecessary components in the source gas before the source gas is supplied to the liquefier 6. It is possible to further provide other known equipment such as a mercury removing device for removing mercury in the inside (for example, a fixed bed type adsorption tower filled with activated carbon).
  • the liquefying device 6 (main heat exchanger) liquefies the raw material gas from which unnecessary components such as acid gas and heavy components are removed by heat exchange with the mixed refrigerant (liquefaction step).
  • the liquefying device 6 includes a spool-type heat exchanger in which a heat transfer tube (tube bundle) for flowing a raw material gas and a mixed refrigerant is wound in a coil shape, and is housed in a shell, but is not limited thereto.
  • Other known configurations such as plate fin heat exchange can be used as long as liquefaction of the source gas is possible.
  • the liquefaction treatment by the liquefaction system 1 adopts a C3-MR (C3-MR: Propane (C3) pre-cooled Mixed Refrigerant) method, and is upstream of the liquefaction device 6 (on the transportation line L10).
  • C3-MR Propane (C3) pre-cooled Mixed Refrigerant
  • the raw material gas supplied to the liquefying device 6 may be boosted by a known compressor or the like.
  • a mixed refrigerant obtained by adding nitrogen to a hydrocarbon mixture containing methane, ethane, and propane is used, but not limited to this, as long as a desired cooling capacity can be ensured, other known ones can be used. Ingredients can be employed.
  • the liquefying device 6 is provided with a compressor, a condenser, and the like constituting a known refrigeration cycle for the mixed refrigerant.
  • the low-temperature (about ⁇ 162 ° C.) raw material gas liquefied by cooling in the liquefying device 6 is sent to a storage LNG tank (not shown) via the transport line L12.
  • the liquefaction treatment by the liquefaction device 6 is not limited to the C3-MR method, but is a cascade method in which individual refrigeration cycles are constituted by a plurality of refrigerants (methane, ethane, propane, etc.) having different boiling points, and mixed refrigerants such as ethane and propane.
  • DMR Double Mixed Refrigerant
  • MFC Mated Fluid Fluid Cascade
  • Table 1 shows examples of processing conditions (Case 1 to Case 4) applicable to the natural gas liquefaction system 1 shown in FIG.
  • the conditions are common except for the concentration of benzene and xylene contained in the raw material gas, the concentration of toluene, and the circulation amount of the absorbing liquid between the absorption tower 2 and the regeneration tower 3. Yes.
  • the flow rate of the source gas in the liquefaction system 1 (amount supplied to the absorption tower 2) is not particularly limited, but here, as shown in Table 1, 1000 t / hr corresponding to the throughput of a relatively large-scale liquefaction system. Intended for degree.
  • the temperature of the supplied raw material gas is 25 ° C., but it may be adjusted in the range of 25 ° C. to 40 ° C. in the absorption tower 2.
  • the temperature of the raw material gas in the absorption tower 2 is 25 ° C. or lower, there is a problem that the absorption capacity of the acidic gas is lowered.
  • the pressure of the raw material gas in the absorption tower 2 (treatment pressure in the absorption tower 2) is 66 barA, the pressure is not limited to this and can be changed. However, the pressure of the raw material gas in the absorption tower 2 may be adjusted in the range of 60 barA to 70 barA in order to reduce the processing load of the subsequent liquefaction apparatus 6. Further, when the pressure of the raw material gas supplied to the liquefying device 6 is lower than a desired value, the pressure of the raw material gas can be increased by introducing a compressor as described above.
  • the acid gas contained in the raw material gas supplied to the liquefaction system 1 has a carbon dioxide (CO 2 ) concentration of 0.2 vol% and a hydrogen sulfide (H 2 S) concentration of 0.001 ppmv.
  • CO 2 carbon dioxide
  • H 2 S hydrogen sulfide
  • the carbon dioxide concentration in the raw material gas supplied to the liquefying device 6 is set to be less than 50 ppmv, more preferably less than 25 ppmv.
  • the hydrogen sulfide concentration in the raw material gas supplied to the liquefying device 6 is less than 3 ppmv.
  • the total of benzene (BZ) concentration and xylene (XY) concentration is 16ppmv, 55ppmv, 550ppmv, 1100ppmv for Case 1 to Case 4, respectively.
  • the toluene (TOL) concentration is 5 ppmv, 20 ppmv, 200 ppmv, and 400 ppmv for Case 1 to Case 4, respectively.
  • the target concentrations of benzene, xylene, and toluene (BTX) in the raw material gas sent through the transport line L2 after being treated in the absorption tower 2 are determined by the solidification of heavy components in the subsequent liquefaction treatment or the like.
  • the BTX as a whole is made 16 ppmv or less, preferably the benzene concentration is 1 ppmv or less, the xylene concentration is 1.6 ppmpv or less, and the toluene concentration is 15 ppmv or less.
  • the target concentration can be achieved even in case 4 (benzene concentration and xylene concentration are 1100ppmv, toluene concentration is 400ppmv) in cases 1 to 4 above. .
  • the increase in the circulation flow rate of the absorbing liquid leads to an increase in the size of the absorption tower 2 and the regeneration tower 3, preferably the total of the benzene (BZ) concentration and the xylene (XY) concentration as in cases 1 to 3. 550ppmv or less, toluene (TOL) concentration should be 200ppmv or less, and circulation flow rate must be maintained in the proper range (here, 4500t / hr or less).
  • each of benzene, xylene, and toluene is used as long as the concentration of the entire BTX is 1000 ppmv (0.1 mol%) or less, more preferably 750 ppmv (0.075 mol%) or less.
  • the concentration can be increased or decreased.
  • the absorption liquid used in the absorption tower 2 is 38 wt% methyldiethanolamine (MDEA) and 7 wt% piperazine (DEDA) as a chemical absorbent, 40 wt% sulfolane as a physical adsorbent, Composed of 15wt% water.
  • MDEA methyldiethanolamine
  • DEDA piperazine
  • the concentration of the chemical absorbent in the absorbent is preferably in the range of 40 wt% to 50 wt%.
  • the concentration of sulfolane in the absorbing solution is preferably in the range of 10 wt% to 40 wt%, more preferably in the range of 35 wt% to 40 wt%.
  • the concentration of sulfolane is less than 10 wt%, it is difficult to reduce BTX in the absorption tower 2 to the target concentration.
  • the concentration of sulfolane exceeds 40 wt%, the amount of methane absorbed along with the heavy components (that is, the amount of methane loss) increases.
  • the absorbent preferably contains a certain amount of water for viscosity adjustment, etc., and a chemical absorbent (in this case, methyldiethanolamine (MDEA) and piperazine (DEDA)) so that the sulfolane concentration exceeds 40 wt%. If the concentration of is decreased, there arises a problem that it becomes difficult to remove the acid gas.
  • MDEA methyldiethanolamine
  • DEDA piperazine
  • the raw material gas having a relatively low concentration of heavy hydrocarbons (the sum of the concentrations of benzene, toluene and xylene as heavy components is 1000 ppmv (0.1 mol%) or less, more preferably 750 ppmv (
  • the absorption liquid containing a physical absorbent that absorbs heavy hydrocarbons in the absorption tower 2 is used to remove heavy hydrocarbons together with acid gas. Removes heavy components in raw gas to a level (target concentration) that can prevent clogging of piping, etc. without the need for dedicated equipment (distillation equipment, etc.) to remove heavy components in raw material gas It becomes possible to do.
  • the absorption liquid contains 10 to 40 wt% of sulfolane as a physical absorbent, and benzene without affecting other components (chemical absorbent, water, etc.) by such an appropriate proportion of physical absorbent. It is possible to more effectively remove heavy hydrocarbons such as xylene and toluene.

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Abstract

【課題】原料ガスを冷却して液化天然ガスを生成する液化システムにおいて、原料ガス中の重質分を除去するための専用の装置を必要とすることなく、原料ガス中の重質分を除去する。 【解決手段】液化システム１が、原料ガスに含まれる酸性ガスを除去する吸収塔２と、酸性ガスが除去された原料ガスを冷媒との熱交換によって液化する液化装置６とを備え、原料ガスは、重質炭化水素としてのベンゼン、トルエン及びキシレンの濃度の和が0.1mol%以下であり、酸性ガス除去装置には、酸性ガスを吸収する化学吸収剤と重質炭化水素を吸収する物理吸収剤とが混合された混合吸収剤が用いられる構成とする。

Description

天然ガスの液化システム及び液化方法
　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し、特に、液化される天然ガスに含まれる重質分を除去するための技術に関する。
　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（液化処理の対象である天然ガス）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、配管や装置等の閉塞防止などを目的として比較的凝固点の高い重質分（シクロヘキサン、ベンゼン、トルエン、キシレンその他のメタンよりも重質炭化水素）が除去された後に、原料ガスが液化される。
　従来、原料ガス中の重質分を除去するための構成としては、例えば、天然ガス流を膨張機によって膨張させた後に蒸留塔に供給することにより、塔底から天然ガス中の重質分を除去し、更に、その蒸留塔からのからの留出ガスを圧縮機によって圧縮した後に主熱交換器によって天然ガス流を液化するようにした天然ガスの液化システムが知られている（特許文献１、２参照）。
特表２００８－５３９２８２号公報 米国特許第４０６５２７８号明細書
　しかしながら、上記特許文献１、２に記載の従来技術では、膨張機、蒸留塔及び圧縮機等の原料ガス中の重質分を除去するための装置を設けることにより、主熱交換器による天然ガスの液化処理の前に、原料ガスに対して膨張、蒸留及び圧縮等の操作を行う構成であるため、設備コストや処理コストが嵩むという問題がある。
　特に、そのような従来技術によって軽質の炭化水素の割合が比較的高い（臨界圧力が低い）原料ガスを処理する場合には、蒸留操作等を安定的に行うことが難しくなるため、蒸留操作前の膨張機および蒸留操作後の圧縮機の性能（減圧能および昇圧能）を向上させる必要が生じるという不都合がある。また、そのような膨張機、蒸留塔及び圧縮機等での処理負荷を軽減するために、重質分を除去するための専用の装置を別途設けることも考えられるが、新たな装置を導入するための更なるコストが生じる。
　これに対し、本願発明者らは、原料ガス中の重質分の除去方法について鋭意検討した結果、重質分の濃度が比較的低い原料ガスを処理する場合には、物理吸着剤を用いた処理により、原料ガス中の重質分の濃度を目標濃度（すなわち、重質分の凝固による配管等の閉塞を防止可能な濃度）以下まで低下させることが可能であることを見出した。
　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、原料ガス中の重質分を除去するための専用の装置を必要とすることなく、原料ガス中の重質分を除去することを可能とした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、原料ガスとして供給される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、前記原料ガスに含まれる酸性ガスを除去する酸性ガス除去装置（２）と、前記酸性ガスが除去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（６）とを備え、前記原料ガスが、重質炭化水素としてのベンゼン、トルエン及びキシレンの濃度の和が0.1mol%以下であり、前記酸性ガス除去装置には、前記酸性ガスを吸収する化学吸収剤と前記重質炭化水素を吸収する物理吸収剤とが混合された混合吸収剤が用いられることを特徴とする。
　この第１の側面による天然ガスの液化システムでは、重質炭化水素（重質分）の濃度が比較的低い（すなわち、ベンゼン、トルエン及びキシレンの濃度の和が0.1mol%以下の）原料ガスを液化する場合に、酸性ガス除去装置において重質炭化水素を吸収する物理吸収剤を含む混合吸収剤を用いて重質炭化水素を酸性ガスと共に除去する構成としたため、原料ガス中の重質分を除去するための専用の装置を必要とすることなく、原料ガス中の重質分を除去することが可能となる。
　本発明の第２の側面では、上記第１の側面に関し、前記物理吸収剤が、スルフォラン、脂肪酸アミド、Ｎ－メチルピロリドン、及びＮ－アルキル化ピロリドンのうちの少なくとも１つまたはその誘導体を含むことを特徴とする。
　この第２の側面による天然ガスの液化システムでは、酸性ガス除去装置において適切な物理吸収剤からなる混合吸収剤を用いることで、酸性ガスおよび重質炭化水素を効果的に除去することが可能となる。
　本発明の第３の側面では、上記第２の側面に関し、前記混合吸収剤が、前記物理吸収剤としてのスルフォランを10wt%～40wt%含むことを特徴とする。
　この第３の側面による天然ガスの液化システムでは、酸性ガス除去装置において適切な物理吸収剤を適切な割合で用いることにより、化学吸収剤等の他の成分に影響を及ぼすことなく、酸性ガスおよび重質炭化水素をより効果的に除去することが可能となる。
　本発明の第４の側面では、上記第３の側面に関し、前記酸性ガス除去装置との間で循環される前記混合吸収剤を再生する吸収剤再生装置（３）を更に備え、前記吸収剤再生装置は、所定の圧力下での前記混合吸収剤の加熱により前記酸性ガスおよび前記重質炭化水素を前記混合吸収剤から離脱させることを特徴とする。
　この第４の側面による天然ガスの液化システムでは、吸収剤再生装置によって混合吸収剤を再生することで、重質炭化水素を容易に回収すると共に、酸性ガス除去装置において混合吸収剤を再利用することが可能となる。
　本発明の第５の側面では、上記第２から第４の側面のいずれかに関し、前記酸性ガス除去装置は、60barA～70barAの圧力および25℃～40℃の温度の条件下において前記酸性ガスおよび前記重質炭化水素の処理を行うことを特徴とする。
　この第５の側面による天然ガスの液化システムでは、酸性ガス除去装置において適切な圧力および温度の条件下において混合吸収剤を用いることにより、酸性ガスおよび重質炭化水素をより効果的に除去することが可能となる。
　本発明の第６の側面では、天然ガスの液化方法が、原料ガスとして供給される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、前記原料ガスに含まれる酸性ガスを除去する酸性ガス除去工程と、前記酸性ガスが除去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、前記原料ガスが、重質炭化水素としてのベンゼン、トルエン及びキシレンの濃度の和が0.1mol%以下であり、前記酸性ガス除去工程では、前記酸性ガスを吸収する化学吸収剤と前記重質炭化水素を吸収する物理吸収剤とが混合された混合吸収剤によって前記原料ガスが処理されることを特徴とする。
　このように本発明によれば、原料ガス中の重質分を除去するための専用の装置を必要とすることなく、原料ガス中の重質分を除去することが可能となる。
本発明の実施形態に係る天然ガスの液化システムの概略構成図
　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。
　図１は本発明の実施形態に係る天然ガスの液化システム１の概略構成図である。液化システム１は、原料ガス（液化処理の対象である天然ガス）を冷却して液化天然ガス（LNG）を生成するものである。液化システム１は、原料ガスに含まれる酸性ガスを除去する吸収塔（酸性ガス除去装置）２と、吸収塔２で使用された吸収液を再生する再生塔（吸収剤再生装置）３と、原料ガスに含まれる水分を気液分離する気液分離装置４と、原料ガスに含まれる水分を除去する水分除去装置５Ａ～５Ｃと、不要な成分（酸性ガス、重質分、水分、及び水銀等）が除去された原料ガスを液化する液化装置６とを主として備える。
　液化システム１で処理される原料ガスは、特に限定されるものではなく、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天然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。ただし、液化システム１では、原料ガスに含有される重質分（ここでは、ベンゼン、トルエン及びキシレンの少なくとも１つからなる重質炭化水素）を本発明の構成によって除去可能とするために、軽質の炭化水素の割合が比較的高く、重質炭化水素の含有量が比較的少ない天然ガス（リーンガス）を選択する必要がある。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。
　吸収塔２は、塔の内部に一定の間隔で棚段が設けられた棚段塔からなり、輸送ラインＬ１を介して供給された原料ガスに吸収液を向流接触させることにより、除去対象成分（ここでは、酸性ガスおよび重質分）を吸収液に吸収させる（酸性ガス除去工程）。吸収塔２において除去対象成分が除去された原料ガスは、その塔頂部から輸送ラインＬ２を介して気液分離装置４に送られる。一方、除去対象成分を吸収した吸収液は再生塔３に送られる。
　再生塔３には、吸収塔２と同様に棚段が設けられており、所定の圧力（ここでは、1～2barA）および温度（ここでは、130℃～140℃）で吸収液を処理することにより、除去対象成分を吸収液から離脱させる。再生塔３では、吸収塔２からの吸収液が輸送ラインＬ３を介して塔の上部から供給されて塔内を落下する。再生塔３の塔底部に接続された循環ラインＬ４には、再生塔３の熱源となるリボイラ１１が設けられている。これにより、塔底部から排出される吸収液の一部は、外部からリボイラ１１に供給される熱媒体（ここでは、蒸気）との熱交換によって加熱された後に、再生塔３内に循環する。再生塔３の塔頂部に接続された排出ラインＬ５からは、二酸化炭素等の酸性ガス成分が回収される。また、再生塔３の循環ラインＬ４から分岐した排出ラインＬ６からは、重質分（ベンゼン等の重質炭化水素）が回収される。
　再生塔３において除去対象成分が分離された吸収液は、輸送ラインＬ７を介して再び吸収塔２の上部に供給される。輸送ラインＬ３および輸送ラインＬ７の間には熱交換器１２が設けられており、輸送ラインＬ３を流れるより低温（ここでは、25℃～40℃）の吸収液が、輸送ラインＬ７を流れるより高温（ここでは、130℃～140℃）の吸収液との熱交換によって加熱された後に再生塔３に供給される一方、輸送ラインＬ７を流れる吸収液は、その熱交換によって冷却された後に吸収塔２に供給される。
　ここで、吸収液は、二酸化炭素、硫化水素、メルカプタン、及び硫化カルボニル等の酸性ガス成分を化学反応に基づき吸収する化学吸収剤と、原料ガスに含まれるベンゼン、トルエン及びキシレン等の重質炭化水素（重質分）を物理吸収する物理吸収剤とを所定の割合で含む混合吸収剤である。また、吸収液には所定の割合で水が含まれる。
　化学吸収剤は、酸性ガスと反応する塩基性化合物であり、本実施形態ではメチルジエタノールアミン（MDEA）およびピペラジン（DEDA）からなるが、これに限らず、ジイソプロパノールアミン（DIPA）、ジエタノールアミン（DEA）、メチルモノエタノールアミン（MMEA）及びジエチルモノエタノールアミン（DEMEA）を始めとして、第二級アミン、第三級アミン、アルカノールアミン若しくはヘテロサイクリックアミン、又はそれらの２以上の混合物を用いることができる。
　また、物理吸収剤は、重質炭化水素を物理吸収する溶媒であり、本実施形態ではスルフォランからなるが、これに限らず、脂肪酸アミド、Ｎ－メチルピロリドン、及びＮ－アルキル化ピロリドン若しくはそれらの誘導体、又はそれらの２以上の混合物を用いることができる。
　吸収塔２において除去対象成分が所定の濃度以下となるまで取り除かれた原料ガスは、輸送ラインＬ２上に設けられた冷却器１５によって冷却された後に気液分離装置４に送られる。冷却器１５での冷却には、プロパン冷媒が用いられ、これにより、原料ガス中の水分が凝縮され、気液分離装置４での液相成分として輸送ラインＬ８から外部に排出される。気液分離装置４での気相成分として分離された原料ガスは、輸送ラインＬ９を介して３つの水分除去装置５Ａ～５Ｃにそれぞれ供給される。なお、図示は省略するが、液化システム１には、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設備が設けられており、冷却器１５は、後述する冷却器２１と共にその冷凍サイクル設備の一部を構成する。
　水分除去装置５Ａ～５Ｃには、水分を物理吸着する吸湿剤（ここでは、モレキュラーシーブ）が充填された脱水塔からなる。水分除去装置５Ａ～５Ｃでは、原料ガス中の水分を好ましくは0.1ppmv（体積百万分率）未満とするように脱水処理するとよい。これにより、原料ガス中の水分が除去され、後の液化処理における氷結等によるトラブルが防止される。なお、水分除去装置５Ａ～５Ｃ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することができる。水分除去装置５Ａ～５Ｃにおいて水分が除去された原料ガスは、輸送ラインＬ１０を介して液化装置６に供給される。従来、この種の液化装置の上流側には、重質分を除去するために膨張機、蒸留塔、及び圧縮機等を設ける（すなわち、原料ガスの減圧および昇圧を伴う蒸留操作を実施する）必要があったが、液化システム１ではそのような装置は、少なくとも重質分を除去する目的としては不要となる。
　ここでは詳細な説明を省略するが、液化システム１には、原料ガスが液化装置６に供給される前に原料ガス中の不要な成分を除去するために、上述の装置に限らず、原料ガス中の水銀を除去する水銀除去装置（例えば、活性炭が充填された固定床型吸着塔）などの他の公知の設備を更に設けることが可能である。
　液化装置６（主熱交換器）は、酸性ガスや重質分等の不要な成分が除去された原料ガスを混合冷媒との熱交換によって液化する（液化工程）。液化装置６は、原料ガス及び混合冷媒を流す伝熱管（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が、これに限らず、少なくとも原料ガスの液化処理が可能な限りにおいて、プレートフィン型熱交換等の他の公知の構成を用いることができる。詳細は図示しないが、液化システム１による液化処理では、C3-MR（C3-MR：Propane（C3）pre-cooled Mixed Refrigerant）方式を採用しており、液化装置６の上流側（輸送ラインＬ１０上）に設けられた冷却器２１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、輸送ラインＬ１１を介して液化装置６に導入され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。なお、液化装置６における液化処理を容易とするために、液化装置６に供給される原料ガスを公知の圧縮機等によって昇圧してもよい。
　液化装置６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、他の公知の成分を採用することができる。図示は省略するが、液化装置６には、混合冷媒用の公知の冷凍サイクルを構成する圧縮機や凝縮器等が付設されている。
　液化装置６における冷却によって液化された低温（約-162℃）の原料ガスは、輸送ラインＬ１２を介して貯蔵用のＬＮＧタンク（図示せず）に送られる。なお、液化装置６による液化処理では、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、他の公知の冷却方式を採用することができる。
　表１には図１に示した天然ガスの液化システム１に適用可能な処理条件の一例（ケース１～ケース４）を示す。各ケース１～４では、原料ガスに含まれるベンゼン及びキシレンの濃度、トルエン濃度、並びに吸収塔２と再生塔３との間の吸収液の循環量の値を除けば、共通の条件となっている。
　液化システム１における原料ガスの流量（吸収塔２への供給量）は、特に制限はないが、ここでは、表１に示すように比較的大規模な液化システムの処理量に相当する1000t/hr程度を対象としている。表１では、供給される原料ガスの温度を25℃としているが、吸収塔２において25℃～40℃の範囲に調整されていればよい。吸収塔２における原料ガスの温度が25℃以下となると酸性ガスの吸収能が低下するという問題がある。
　また、吸収塔２での原料ガスの圧力（吸収塔２での処理圧力）を66barAとしているが、圧力にはこれに限らず変更可能である。ただし、後の液化装置６の処理負荷を軽減するために、吸収塔２における原料ガスの圧力を60barA～70barAの範囲で調整するとよい。また、液化装置６に供給される原料ガスの圧力が所望の値よりも低い場合には、上述のように圧縮機を導入するなどして原料ガスを昇圧することもできる。
　液化システム１に供給される原料ガスに含まれる酸性ガスについては、ここでは、二酸化炭素（CO2）濃度を0.2vol%、硫化水素（H2S）濃度を0.001ppmvとしている。吸収塔２による酸性ガス除去により、液化装置６に供給される原料ガス中の二酸化炭素濃度は、50 ppmv未満となるようにし、より好ましくは25ppmv 未満とする。また、液化装置６に供給される原料ガス中の硫化水素濃度は、3ppmv未満とする。
　また、液化システム１に供給される原料ガスに含まれる重質分については、ベンゼン（BZ）濃度およびキシレン（XY）濃度の合計をケース１～ケース４についてそれぞれ16ppmv、55ppmv、550ppmv、1100ppmvとし、トルエン（TOL）濃度はケース１～ケース４についてそれぞれ5ppmv、20ppmv、200ppmv、400ppmvとしている。ここで、吸収塔２で処理された後に輸送ラインＬ２を介して送出される原料ガス中のベンゼン、キシレン、及びトルエン（BTX）の目標濃度は、後の液化処理等での重質分の凝固による配管等における閉塞防止の観点からBTX全体で16 ppmv以下とし、好ましくは、ベンゼン濃度を1ppmv以下とし、キシレン濃度を1.6 ppmv以下とし、トルエン濃度を15ppmv以下とする。
　液化システム１では、BTXの濃度の増大に伴ってそれらの目標濃度の達成がより難しくなるが、吸収液の循環流量を増大させる（ケース１～ケース４についてそれぞれ800t/hr、880t/hr、4380t/hr、8670t/hrとする）ことにより、上記ケース１～４においてBTXの濃度が最大となるケース４（ベンゼン濃度およびキシレン濃度が1100ppmv、トルエン濃度が400ppmv）においても目標濃度を達成可能である。しかしながら、吸収液の循環流量の増大は、吸収塔２および再生塔３の大型化を招くため、好ましくは、ケース１～ケース３のようにベンゼン（BZ）濃度およびキシレン（XY）濃度の合計を550ppmv以下、トルエン（TOL）濃度を200ppmv以下とし、循環流量を適正範囲（ここでは、4500t/hr以下）に維持する必要がある。この場合、液化システム１に供給される原料ガスとしては、BTX全体の濃度が1000ppmv（0.1mol%）以下、より好ましくは750ppmv（0.075mol%）以下であれば、ベンゼン、キシレン、及びトルエンの各濃度は増減可能である。
　ケース１～４において、吸収塔２で用いられる吸収液は、化学吸収剤としての38wt%のメチルジエタノールアミン（MDEA）および7wt%のピペラジン（DEDA）と、物理吸着剤としての40wt%のスルフォランと、15wt%の水とから構成される。吸収液における化学吸収剤の濃度は、40wt%～50wt%の範囲内とすることが好ましい。また、吸収液におけるスルフォランの濃度は、好ましくは10wt%～40wt%の範囲内とし、より好ましくは35wt%～40wt%の範囲内とする。スルフォランの濃度が10wt%未満では、吸収塔２におけるBTXを目標濃度まで低下させることが難しくなる。また、スルフォランの濃度が40wt%を超えると、重質分と共に吸収されるメタンの量（すなわち、メタンの損失量）が多くなる。さらに、吸収剤は、その粘度調整等のために一定割合の水分を含むことが好ましく、スルフォラン濃度が40wt%を超えるように化学吸収剤（ここでは、メチルジエタノールアミン（MDEA）およびピペラジン（DEDA））の濃度を減少させると、酸性ガスの除去が難しくなるという問題が生じる。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000001
　このように、液化システム１では、重質炭化水素の濃度が比較的低い原料ガス（重質分としてのベンゼン、トルエン及びキシレンの濃度の和が1000ppmv（0.1mol%）以下、より好ましくは750ppmv（0.075mol%）以下の天然ガス）を液化する場合に、吸収塔２において重質炭化水素を吸収する物理吸収剤を含む吸収液を用いて重質炭化水素を酸性ガスと共に除去する構成としたため、原料ガス中の重質分を除去するための専用の装置（蒸留装置等）を必要とすることなく、原料ガス中の重質分を配管等の閉塞を防止可能なレベル（目標濃度）まで除去することが可能となる。
　また、吸収液は、物理吸収剤としてのスルフォランを10wt%～40wt%含み、このような適切な割合の物理吸収剤によって他の成分（化学吸収剤、水等）に影響を及ぼすことなく、ベンゼン、キシレン、及びトルエン等の重質炭化水素をより効果的に除去することが可能となる。
　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。なお、上述の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。
１　液化システム
２　吸収塔（酸性ガス除去装置）
３　再生塔（吸収剤再生装置）
４　気液分離装置
５Ａ～５Ｃ　水分除去装置
６　液化装置
１２　熱交換器
１５　冷却器
２１　冷却器

Claims (6)

  1. 　原料ガスとして供給される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であって、
    　前記原料ガスに含まれる酸性ガスを除去する酸性ガス除去装置と、
    　前記酸性ガスが除去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と
    を備え、
    　前記原料ガスが、重質炭化水素としてのベンゼン、トルエン及びキシレンの濃度の和が0.1mol%以下であり、
    　前記酸性ガス除去装置には、前記酸性ガスを吸収する化学吸収剤と前記重質炭化水素を吸収する物理吸収剤とが混合された混合吸収剤が用いられることを特徴とする天然ガスの液化システム。
  2. 　前記物理吸収剤が、スルフォラン、脂肪酸アミド、Ｎ－メチルピロリドン、及びＮ－アルキル化ピロリドンのうちの少なくとも１つまたはその誘導体を含むことを特徴とする請求項１に記載の天然ガスの液化システム。
  3. 　前記混合吸収剤が、前記物理吸収剤としてのスルフォランを10wt%～40wt%含むことを特徴とする請求項２に記載の天然ガスの液化システム。
  4. 　前記酸性ガス除去装置との間で循環される前記混合吸収剤を再生する吸収剤再生装置を更に備え、
    　前記吸収剤再生装置は、所定の圧力下での前記混合吸収剤の加熱により前記酸性ガスおよび前記重質炭化水素を前記混合吸収剤から離脱させることを特徴とする請求項３に記載の天然ガスの液化システム。
  5. 　前記酸性ガス除去装置は、60barA～70barAの圧力および25℃～40℃の温度の条件下において前記酸性ガスおよび前記重質炭化水素の処理を行うことを特徴とする請求項２から請求項４のいずれかに記載の天然ガスの液化システム。
  6. 　原料ガスとして供給される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、
    　前記原料ガスに含まれる酸性ガスを除去する酸性ガス除去工程と、
    　前記酸性ガスが除去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、
    　前記原料ガスが、重質炭化水素としてのベンゼン、トルエン及びキシレンの濃度の和が0.1mol%以下であり、
    　前記酸性ガス除去工程では、前記酸性ガスを吸収する化学吸収剤と前記重質炭化水素を吸収する物理吸収剤とが混合された混合吸収剤によって前記原料ガスが処理されることを特徴とする天然ガスの液化方法。
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