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| タイトル： | 特許公報(B2)_液化天然ガスからの炭化水素分離方法および分離装置 |
| 出願番号： | 2004167236 |
| 年次： | 2010 |
| IPC分類： | C07C 7/04,C07C 9/04,C07C 9/06,C07C 9/08 |
特許情報キャッシュ
吉田 延弘 山口 昌一 小原 進 クマール アキレッシュ JP 4452130 特許公報(B2) 20100205 2004167236 20040604 液化天然ガスからの炭化水素分離方法および分離装置 東洋エンジニアリング株式会社 000222174 宮崎 昭夫 100123788 伊藤 克博 100106297 石橋 政幸 100106138 吉田 延弘 山口 昌一 小原 進 クマール アキレッシュ JP 2004111236 20040405 20100421 C07C 7/04 20060101AFI20100401BHJP C07C 9/04 20060101ALI20100401BHJP C07C 9/06 20060101ALI20100401BHJP C07C 9/08 20060101ALI20100401BHJP JPC07C7/04C07C9/04C07C9/06C07C9/08 Ｃ０７Ｃ ７／０４−７／０８ Ｃ０７Ｃ ９／００−９／２２ Ｃ１０Ｇ ５／００ Ｃ１０Ｌ ３／０６−３／１０ 米国特許出願公開第２００２／００２９５８５（ＵＳ，Ａ１） 米国特許第２９５２９８４（ＵＳ，Ａ） 8 2005320311 20051117 19 20070111 藤森 知郎 本発明は、液化天然ガスからエタンもしくはプロパン等の炭化水素を分離・回収するために用いられる炭化水素の分離方法及び装置に関するものである。 天然ガスを大気圧付近で約−１６２℃の温度で液化し、海上輸送により消費地に送り気化した後、都市ガスまたは火力発電用の燃料として天然ガスパイプラインへ送り出すことは一般的に行われている。なお、大気圧付近で液化された天然ガスは液化天然ガス（Ｌｉｑｕｅｆｉｅｄ Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ：ＬＮＧ）と呼ばれる。その際、消費地で受け入れた液化天然ガスには、炭素数２から５までの炭化水素が多く含まれる場合があり、発熱量が高いため消費地にて必要とされる天然ガス規格に適合しないことがある。あるいは、液化天然ガスに含まれる炭素数２から５の炭化水素（例えばエタンおよびプロパン）は、石油化学プラントの原料になるため、都市ガスまたは火力発電用の燃料として利用するよりも市場において高い価値がある場合がある。したがって、消費地で受け入れた液化天然ガスを天然ガスパイプラインに送り出す前に炭素数２以上の炭化水素を液化天然ガスから分離および回収することが望まれていた。 液化天然ガスからエタン、プロパン等の炭化水素を分離および回収する方法に、米国特許第６，５１０，７０６号公報（特許文献１）が開示している方法を応用することができる。この方法は、−１１２℃（−１７０°Ｆ）を超える温度で、かつ、その液が沸騰点以下の温度となるのに十分な圧力で天然ガスを液化し、輸送する技術に関するものである。なお、加圧状態で液化された天然ガスは加圧液化天然ガス（Ｐｒｅｓｓｕｒｉｚｅｄ Ｌｉｑｕｉｄ Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ：ＰＬＮＧ）と呼ばれ、前述の液化天然ガス（ＬＮＧ）と区別される。この技術により、加圧液化天然ガス（ＰＬＮＧ）から、メタンよりも低揮発性の炭化水素を除去することができる。この技術を、大気圧付近で約−１６２℃の温度において輸送される液化天然ガス（ＬＮＧ）からエタン、プロパン等の炭化水素を分離および回収する方法に応用することができる。この公報には、原料加圧液化天然ガスを熱交換器において一部または全部を気化すること、気化された原料加圧天然ガスを蒸留塔にフィードすること、蒸留塔の底部から炭素数２以上の重質留分を抜き塔頂部からメタンを主成分とする残留ガスを抜くこと、残留ガスを原料加圧液化天然ガスとの熱交換により液化することが開示される。高いエタン、プロパンの回収が望まれる場合には、原料加圧液化天然ガスの一部を抜き、熱交換器で気化せず液の状態で蒸留塔の塔頂にフィードすることにより、リフラックス効果が得られ高いエタン、プロパン回収率を得ることができるとも記載される。 また液化天然ガスからエタン、プロパン等の炭化水素を分離および回収する方法として、米国特許第２，９５２，９８４号公報（特許文献２）が開示している方法を用いることができる。この公報には、液化天然ガスを蒸留塔の中間にフィードすること、蒸留塔の下部を加熱し蒸留塔の上部からメタンが富化された蒸気を発生させること、蒸留塔の上部から抜いた蒸気を蒸留塔にフィードされる液化天然ガスと熱交換させ冷却させること、冷却された蒸気から凝縮液を分離すること、分離された凝縮液を蒸留塔の上部にリフラックスとして供給すること、重質炭化水素を蒸留塔の下部から抜くことが開示される。米国特許 第６，５１０，７０６号公報米国特許 第２，９５２，９８４号公報 特許文献１記載の方法を、液化天然ガスからエタン等の炭化水素を分離および回収する方法に応用した場合においては、メタン濃度の低い原料液化天然ガスを蒸留塔のリフラックスとして使用している為に優れたリフラックス効果が得られず、エタン回収率は９２％程度に留まると考えられる。ここでエタン回収率は、原料液化天然ガス中に含まれるエタンを、製品液化天然ガスから分離し、ＮＧＬ（天然ガス液）の一部として回収する割合を意味し、すなわち、ＮＧＬ中のエタン量を原料液化天然ガス中のエタン量で除した値である。消費地の天然ガス規格に合わせるという目的であれば、この程度のエタンの回収率でその目的を達成できることもあるが、炭素数２から５の炭化水素を石油化学プラントの原料ガスとして利用する目的の場合には、より多くのエタンを回収し有効利用することが経済性の観点から望ましい。その為、エタンもしくはプロパンの更なる回収率の向上が望まれていた。 また特許文献２記載の方法においては、メタンが濃縮された蒸留塔塔頂ガスを凝縮させた液を蒸留塔のリフラックスとして供給するため、リフラックス効果が高いという利点がある。しかしながらこの方法では、蒸留塔の上部の気体を冷却して凝縮液を分離した後、残留天然ガスを気体の状態で払い出しており、その後、天然ガスパイプラインに必要な圧力まで昇圧する際に、コンプレッサーで圧縮する必要があった。その為、所要エネルギーが大きいという問題点があった。 本発明の目的は、液化天然ガスから炭化水素の分離をより効率良く行うことのできる方法と装置を提供することである。 より詳しくは、本発明の目的は、蒸留塔を用いた炭化水素の分離および方法および装置において、分離能を向上させ、高いエタンもしくはプロパン回収率を得られる方法および装置を提供することである。また本発明の別の目的は、所要エネルギーを比較的小さくすることができる炭化水素の分離方法及び装置を提供することである。 本発明により、少なくともメタンと炭素数２以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、蒸留塔を用いて、該メタンのより多い部分を含み該炭素数２以上の炭化水素のより少ない部分を含む製品天然ガスと、該メタンのより少ない部分を含み該炭素数２以上の炭化水素のより多い部分を含む重質留分とに分離する炭化水素の分離方法において、（ａ）原料液化天然ガスを熱交換器において加熱する工程；（ｂ）工程（ａ）で加熱された流体を蒸留塔にフィードする工程；（ｃ）該蒸留塔の底部から該重質留分を抜く工程；（ｄ）該蒸留塔の塔頂部から、残留ガスを抜く工程；（ｅ）該熱交換器において、該残留ガスの少なくとも一部を液化する工程；（ｆ）工程（ｅ）で得られた流体の液体部分のうちの一部を該蒸留塔にリフラックスとして供給する工程；および（ｇ）工程（ｅ）で得られた流体の液体部分のうちの工程（ｆ）で蒸留塔に供給する部分の残りの部分を該製品天然ガスとして払い出す工程を有することを特徴とする炭化水素の分離方法が提供される。 本発明により、少なくともメタン及びエタンと炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、蒸留塔を用いて、該メタン及びエタンのより多い部分を含み該炭素数３以上の炭化水素のより少ない部分を含む製品天然ガスと、該メタン及びエタンのより少ない部分を含み該炭素数３以上の炭化水素のより多い部分を含む重質留分とに分離する炭化水素の分離方法において、（ａ）原料液化天然ガスを熱交換器において加熱する工程；（ｂ）工程（ａ）で加熱された流体を蒸留塔にフィードする工程；（ｃ）該蒸留塔の底部から該重質留分を抜く工程；（ｄ）該蒸留塔の塔頂部から、残留ガスを抜く工程；（ｅ）該熱交換器において、該残留ガスの少なくとも一部を液化する工程；（ｆ）工程（ｅ）で得られた流体の液体部分のうちの一部を該蒸留塔にリフラックスとして供給する工程；および（ｇ）工程（ｅ）で得られた流体の液体部分のうちの工程（ｆ）で蒸留塔に供給する部分の残りの部分を該製品天然ガスとして払い出す工程を有することを特徴とする炭化水素の分離方法が提供される。 前述の方法において、（ｈ）前記工程（ａ）で加熱された流体を、工程（ｂ）の前に、工程（ａ）で用いる熱交換器とは異なる熱交換器において加熱する工程をさらに有することができる。 この方法において、 前記工程（ｅ）においては前記残留ガスの一部を液化し、（ｉ）工程（ｅ）で得られた流体から気体部分を分離し、次いで昇圧する工程；（ｊ）前記工程（ｈ）で用いる熱交換器において、工程（ｉ）で得られた流体の全部を液化する工程；および（ｋ）工程（ｊ）で得られた流体を前記製品天然ガスとして払い出す工程をさらに有することができる。 本発明により、少なくともメタンと炭素数２以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、蒸留塔を用いて、該メタンのより多い部分を含み該炭素数２以上の炭化水素のより少ない部分を含む製品天然ガスと、該メタンのより少ない部分を含み該炭素数２以上の炭化水素のより多い部分を含む重質留分とに分離するための炭化水素の分離装置において、加熱された原料液化天然ガスがフィードされ、底部から該重質留分を排出し、塔頂部から残留ガスを排出する蒸留塔；原料液化天然ガスと該残留ガスとを熱交換し、該加熱を行うとともに該残留ガスを冷却して残留ガスの少なくとも一部を液化する熱交換器；該熱交換器で少なくとも一部が液化された残留ガスの液体部分の一部を、該蒸留塔に還流するリフラックス手段；該熱交換器で少なくとも一部が液化された残留ガスの液体部分の残部を、該製品天然ガスとして払い出す払出しラインを有することを特徴とする炭化水素の分離装置が提供される。 本発明により、少なくともメタン及びエタンと炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、蒸留塔を用いて、該メタン及びエタンのより多い部分を含み該炭素数３以上の炭化水素のより少ない部分を含む製品天然ガスと、該メタン及びエタンのより少ない部分を含み該炭素数３以上の炭化水素のより多い部分を含む重質留分とに分離するための炭化水素の分離装置において、加熱された原料液化天然ガスがフィードされ、底部から該重質留分を排出し、塔頂部から残留ガスを排出する蒸留塔；原料液化天然ガスと該残留ガスとを熱交換し、該加熱を行うとともに該残留ガスを冷却して残留ガスの少なくとも一部を液化する熱交換器；該熱交換器で少なくとも一部が液化された残留ガスの液体部分の一部を、該蒸留塔に還流するリフラックス手段；該熱交換器で少なくとも一部が液化された残留ガスの液体部分の残部を、該製品天然ガスとして払い出す払出しラインを有することを特徴とする炭化水素の分離装置が提供される。 前述の装置において、前記熱交換器と蒸留塔との間に、該熱交換器によって加熱された原料液化天然ガスをさらに加熱する第二の熱交換器を少なくとも一つ有することができる。 この装置が、前記残留ガスを冷却する熱交換器が、残留ガスの一部を液化する熱交換器であって、 該熱交換器から得られる一部が液化された流体を、液体部分と気体部分に分離する気液分離手段、および、該気体部分を昇圧する昇圧手段を有し、前記第二の熱交換器の一つが、該昇圧された気体部分の全部を液化する熱交換器であり、該第二の熱交換器で液化された流体を前記製品天然ガスとして払い出すラインを有することができる。 本発明によれば、蒸留塔（エタン回収の場合は脱メタン塔、プロパン回収の場合は脱エタン塔）塔頂ガスを冷却、凝縮することにより得られるメタン濃度もしくはエタン濃度の高い液化天然ガスをリフラックスとして使用することにより、蒸留塔塔頂ガス中のメタン濃度もしくはエタン濃度が上がり、分離能が向上し、より高いエタンもしくはプロパン回収率が得られる。また、本発明によれば、製品として払い出す残留天然ガスの少なくとも一部、好ましくは全部を液体とすることができる。そのため、パイプラインに供給する場合などにおいて、製品天然ガスを昇圧するための所要動力を比較的小さくすることができる。 図１には、本発明に基づく液化天然ガスからの炭化水素の分離方法を示す。ここでは液化天然ガスからのエタン回収プロセスを用いて説明する。液化天然ガスからのエタン回収プロセスは、原料液化天然ガス中に含まれる炭化水素成分を蒸留により、メタンと、エタン以上の重質な成分とに分離するプロセスである。なお、図１は単に本発明の好適な形態を説明する為のものであり、本発明はこれに限定されるものではない。 例えば、メタン及び炭素数２以上の炭化水素から実質的になる原料液化天然ガス１は原料液化天然ガスポンプ２に送られ、脱メタン塔６における運転圧力にリフラックスコンデンサー４、配管の圧力損失及び脱メタン塔フィードの為に必要とされる水頭を足した圧力まで昇圧される。原料として用いられる液化天然ガスは、大気圧付近（例えば９９ｋＰａ（Ａ）以上１５０ｋＰａ（Ａ）以下）で、沸騰点またはそれ以下の温度（例えば−１７０℃以上−１５０℃以下）で天然ガスを液化して得ることができる。圧力の単位における（Ａ）は、絶対圧を示す。 昇圧された原料液化天然ガスの一部は原料液化天然ガスリフラックス３として脱メタン塔６に送られ、残りはリフラックスコンデンサー（熱交換器）４に送られる。この原料液化天然ガスリフラックスは分離能の向上のために好ましい。原料液化天然ガスリフラックスとリフラックスコンデンサーに送る原料液化天然ガスとに分割する比率は、脱メタン塔におけるエタン回収率（脱エタン塔においてはプロパン回収率）が最大になるように決めることが好ましい。エタン回収率（脱エタン塔においてはプロパン回収率）を高める観点から、この分割比率はおよそ１：２０（リフラックスとして１、リフラックスコンデンサーに２０の比率）〜１：５が好ましい。 原料液化天然ガスをリフラックスコンデンサー４において脱メタン塔塔頂ガス７と熱交換することによって加熱して得られる流体は、脱メタン塔フィード５として、脱メタン塔６に配管を通して原料液化天然ガスポンプ２出口と脱メタン塔６との圧力差によりフィードされる。リフラックスコンデンサー４の出口において、この流体５の一部もしくは全部が気体であってもよく、全部液体であってもよい。 リフラックスコンデンサー４に、脱メタン塔塔頂ガス７の全量を凝縮することのできる熱負荷を与えれば、製品として払い出す天然ガスの全量を液体とすることが容易である。 またリフラックスコンデンサー４出口の流体５が脱メタン塔６にフィードされる際には、リボイラー１３の負荷低減の観点からは、この流体５の少なくとも一部が気体となっていることが好ましい。このため、図２に示すように、リフラックスコンデンサー４で加熱された原料液化天然ガス２２が全て液体である場合、あるいはこの場合に限らず所望に応じて、リフラックスコンデンサーと脱メタン塔との間に、別の熱交換器（第二の熱交換器）１４等の加熱手段を少なくとも一つ設け、この流体２２をさらに加熱して、この流体中の気相の割合を増加させたうえで脱メタン塔にフィードすることもできる。 リフラックスコンデンサーおよび第二の熱交換器には、運転条件に応じて、多管式またはプレート式などの公知の熱交換器を利用することができる。またその材質は、ステンレス鋼など熱交換器の材料として公知のものから適宜選ぶことができる。 脱メタン塔６には、液化天然ガスからメタンを分離する公知の脱メタン塔を利用することができる。脱メタン塔は、例えば塔内部にトレイまたはパッキングを有し、蒸留操作により低沸点成分と高沸点成分とを分離する。脱メタン塔の運転圧力は、原料液化天然ガス組成、脱メタン塔塔底スペックにより適切な運転圧力が異なるが、およそ１．０ＭＰａ（Ａ）以上４．５ＭＰａ（Ａ）以下が好ましい。 脱メタン塔の塔底にはリボイラー１３が設置され、塔底液中のメタンを揮発させ、塔底液中のメタン濃度が所望の値以下となるように熱が加えられる。分離能向上の観点から、リボイラーを設けることが好ましい。 脱メタン塔の塔頂からは、エタン及びプロパンなどの成分が除去されたメタンを主成分とする残留ガス７が分離され、その後リフラックスコンデンサー４に送られ原料液化天然ガスと熱交換を行うことで液化し、リフラックスドラム９に送られる。 リフラックスドラム９からは液化された残留ガスの一部が製品液化天然ガス１２として払い出される。製品液化天然ガスは、例えば、ポンプなどの液体昇圧手段により払い出され、気化された後、天然ガスパイプラインに送られる。ポンプなどの液体昇圧手段は、天然ガスパイプラインの圧力に応じて市販のものから選定できる。リフラックスドラム９の残りの液は液化残留ガスリフラックス１１として、圧力バランスをとるために適宜設けられるリフラックスポンプ１０などの液体昇圧手段にて昇圧された後、脱メタン塔に再度送られる。この液体昇圧手段としては、例えば、遠心式ポンプなど市販のポンプから流量とヘッド（水頭）などの条件に応じて選定することができる。送り出される製品液化天然ガスの量と液化残留ガスリフラックスの量との比率は、必要とされるエタン回収率（脱エタン塔においてはプロパン回収率）に応じて決定でき、例えば、エタン回収プロセスの場合、エタン回収率を９０％以上９８％以下の範囲にするために、およそ８：２（製品液化天然ガスとして８、液化残留ガスリフラックスに２の比率）〜５：５とすることができる。 液化残留ガスリフラックス１１中のメタン濃度は、原料液化天然ガスリフラックス３中のメタン濃度よりも高いので、蒸留操作においてメタンとエタンを分離する効率が高い。そのため、液化残留ガスリフラックス１１を与えることにより、脱メタン塔のリフラックスとして原料液化天然ガスリフラックス３のみを与える方法（例えば特許文献１が開示している方法）と比べて、よりメタン濃度の高い製品液化天然ガスが得られる。したがい、製品液化天然ガス中に含まれ損失するエタン量が少ないため、より高いエタン回収率が得られる。 なお、「リフラックス」は、狭義には蒸留塔塔頂ガスを凝縮させ再度蒸留塔に戻す液を意味するが、広義にはこれに加えて、精留の目的で蒸留塔塔頂に供給する液をも含む。本発明においては、「リフラックス」は広義の意味で使用され、蒸留塔に供給される精留効果を有する液をも含むものである。 原料液化天然ガスから重質留分を分離して得られる製品天然ガスは、上述のように例えばパイプラインに送るために昇圧されることがある。この際、製品天然ガスが気体であると昇圧のための動力が大きくなる。この観点から、払い出す製品天然ガス中の液体の割合は高ければ高いほど好ましい。従って本発明では、製品天然ガスの少なくとも一部、好ましくは全部を液体とする。このため上記形態では、残留ガス７をリフラックスコンデンサーにおいて全部液化しており、払い出す製品は全て液体（製品液化天然ガス）である。 リフラックスコンデンサー４における熱交換量は、残留ガスを全て液化するに足る量とすることができる。ただし、後に図３を用いて詳述するように、必ずしも残留ガスの全てをリフラックスコンデンサー４において液化しなければならないわけではない。 リフラックスドラム９はポンプ１０の運転の容易さのために好ましく設けられる。リフラックスドラムは、例えば、両端に鏡板を有する円筒形の圧力容器とすることができる。その容量としては、ポンプの安定運転を続ける観点から好適な容量を選ぶことができる。またリフラックスコンデンサー４から供給される流体に気体が含まれる場合には、リフラックスドラムを気液分離器として兼用することができる。この場合のリフラックスドラムの寸法（直径×長さ）としては、気液分離を行うために、気体の流速を液滴の沈降速度以下とする観点から好適な大きさを選ぶことができる。また、リフラックスドラムの材料としては、例えば−８０℃〜−１１０℃程度の低温で運転されるため、ステンレス鋼など低温に耐える材料から選ぶことができる。 図１に示した形態では、液化された残留ガスの一部を蒸留塔に還流するリフラックス手段は、ポンプ１０と、リフラックスドラム９と、適宜設けられる配管を有する。リフラックスドラムには、ポンプ１０に向かうラインと、製品液化天然ガスを払い出す払出ライン１２とが接続される。払出ラインは、適宜配管などによって形成すればよい。 脱メタン塔には３種類の流体（図において３、５および１１で示される）がフィードされるが、これら３種類のフィードのより詳細な位置は、各フィードの温度及びメタン濃度に応じて適宜決定することができる。 脱メタン塔６の塔底からはエタン、プロパン及びさらに重質の成分がＮＧＬ（Ｎａｔｕｒａｌ Ｇａｓ Ｌｉｑｕｉｄ：天然ガス液）８として分離される。得られたＮＧＬは、例えばさらに下流に設けられるＮＧＬ分離工程で各成分に分離される。 また塔頂ガス７中のエタン濃度が低いほど、エタン回収率が高いことを意味する為、塔頂ガス中のエタン濃度はできるだけ低い方が好ましく、５ｍｏｌ％以下が好ましく、１ｍｏｌ％以下がさらに好ましい。 ＮＧＬは回収した炭素数２以上の炭化水素で実質的に構成され、例えばさらに下流に設けられるＮＧＬ分離設備へと送り出され、エタン、プロパン及びブタン等の製品に分離される。このような場合、ＮＧＬ中のメタンはエタン製品の規格を満足できる程度まで低いことが好ましく、２ｍｏｌ％以下が好ましく、１ｍｏｌ％以下がさらに好ましい。 図２に示した形態では、リフラックスコンデンサー４で原料液化天然ガスを加熱して得られる流体２２を、リフラックスコンデンサー４とは別に設けた第二の熱交換器１４等の加熱手段により、さらに加熱する。流体２２も流体５も、それぞれその一部もしくは全部が気体であってもよく全部が液体であってもよいが、第二の熱交換器を使用する形態は、流体２２が全て液体であって、流体５の一部もしくは全部を気体とする場合に特に好適である。脱メタン塔に供給する流体の少なくとも一部を気体とすることにより、リボイラー１３の負荷が低減できる。 第二の熱交換器１４で流体２２を加熱するために用いる熱媒としては、所望の温度レベルを有する流体を適宜用いることができ、本発明の分離装置の外部から供給される流体を用いることも、分離装置内の流体を用いることもできる。第二の熱交換器は、リボイラー１３の負荷の低減を目的に設置され、このためその熱源に外部から供給される液体を用いる場合には、リボイラー１３の熱源、例えば、スチーム、熱媒油もしくは加熱炉による入熱よりもエネルギー消費の少ないもの、たとえば海水、エアーヒーターで加熱されたグリコール水などを用いることが好ましい。 図３には、本発明に基づく液化天然ガスからの炭化水素の分離方法のもう一つの好適な形態を示す。図３に示す形態では、図１に示す形態に加圧残留ガスコンデンサー１８と残留ガスコンプレッサー１６が追加されている。この形態では、図１に示す形態に比べて、脱メタン塔６の運転圧力を下げ、脱メタン塔６の製作費および消費エネルギーを低減することができる。またこの形態では、第二の熱交換器として、加圧残留ガスコンデンサー１８と脱メタン塔フィード予熱器１４の二つの熱交換器が存在する。図３に示す形態から、脱メタン塔フィード予熱器を取り去り、第二の熱交換器として加圧残留ガスコンデンサー１８のみを有する形態もあり得る。 図３においては、原料液化天然ガスがリフラックスコンデンサー４において加熱された後の流体は、脱メタン塔フィード５として脱メタン塔６にフィードされる前に加圧残留ガスコンデンサー１８において更に加熱される。脱メタン塔塔頂を出た残留ガス７は、リフラックスコンデンサー４において、全部は液化されず、一部のみ液化される。その後、リフラックスコンデンサー４出口の流体２１は、リフラックスドラム９に送られ、気体と液体に分離される。この形態におけるリフラックスドラムは、気液分離手段を兼ねており、気体を排出するライン１５が接続される。リフラックスドラム９で分離された気体（以下、第２残留ガスという。）１５は、残留ガスコンプレッサー１６で昇圧される。昇圧された気体（以下、加圧残留ガスという。）１７は、加圧残留ガスコンデンサー１８において原料液化天然ガスと熱交換することにより冷却され、全部が液化される（以下、液化された加圧残留ガスを液化加圧残留ガスという。）。加圧残留ガスコンデンサー１８を出た液化加圧残留ガス１９は、リフラックスドラム９で分離された液体の一部とともに、製品液化天然ガス１２として払い出される。 ここで、加圧残留ガスコンデンサー１８の出口において、原料液化天然ガスが加熱された流体２３は、一部もしくは全部が気体であってもよく、全部液体であってもよい。一方、ここでは、製品天然ガスの一部としてパイプラインに送るために昇圧する時の動力を小さくする観点から、加圧残留ガスコンデンサー１８の出口において、流体１９の全部を液体とする。このため、加圧残留ガスコンデンサー１８の熱負荷は、加圧残留ガス１７を全量凝縮することのできる量が与えられる。 脱メタン塔塔頂を出た残留ガス７がリフラックスコンデンサー４において液化される割合が小さいほど、リフラックスドラム９で分離される気体の量が大きくなり、加圧残留ガスコンデンサー１８において加圧残留ガス１７を全部凝縮するのに要する熱負荷が大きくなる。これに伴い、原料液化天然ガスが加圧残留ガスコンデンサー１８を出る時の温度、すなわち流体２３の温度が高くなり、加圧残留ガス１７との温度差が小さくなる。熱交換器においては、効率的な熱交換の為に高温流体と低温流体との温度差（温度アプローチと呼ぶ）は、最低２℃〜３℃以上確保するのが一般的であり、加圧残留ガスコンデンサー１８においても温度アプローチは、好ましくは２℃以上、より好ましくは３℃以上とする。その為、脱メタン塔塔頂を出た残留ガス７がリフラックスコンデンサー４において液化される割合（つまり流体２１中の液体のモル基準の比率）は、加圧残留ガスコンデンサー１８において好ましくは２℃以上、より好ましくは３℃以上の温度アプローチが得られる範囲とされ、この観点から０．４以上０．９以下が好ましい。 また、残留ガスコンプレッサー１６出口の圧力は、加圧残留ガス１７の凝縮温度を上げ、加圧残留ガスコンデンサー１８において２℃以上の温度アプローチを確保するのが容易になる圧力とするのが好ましく、好ましくは残留ガスコンプレッサー１６入口の圧力よりも０．２ＭＰａ以上２．０ＭＰａ以下の範囲で高くするのが好ましい。 ここでは、気体１５を昇圧する昇圧手段としてガスコンプレッサーを用いているが、これ以外にもガスを昇圧することのできる公知の昇圧手段を用いることができる。ガスコンプレッサーとしては、流量と差圧に応じて遠心式ガスコンプレッサーなど公知のコンプレッサーを選定でき、またコンプレッサーの駆動機には、モーター、スチームタービン、ガスタービンなどを適宜使用できる。 プロパン回収プロセスの場合も、上記エタン回収プロセスと原理は同じで、脱メタン塔６に替えて脱エタン塔が用いられ、脱エタン塔の塔頂からは、メタン及びエタンを主成分とする塔頂ガスが分離され、脱エタン塔の塔底からはプロパン及びさらに重質な成分がＮＧＬとして分離される。 以下、本発明を実施例に基づき更に詳細に説明するが、本発明はこれによって限定されない。 〔実施例１〕 ここでは図１に示したフローを有する液化天然ガスからのエタン回収プロセスを用いた例を説明する。ここでは、常圧の原料液化天然ガス１が飽和条件（圧力０．１ＭＰａ（Ａ）、温度−１６１℃）で本プロセスに導入される。この原料液化天然ガス組成は、表１に示される通りである。流量は３９，４５１ｋｇ−ｍｏｌ／時（ｋｇ−ｍｏｌ／時は１０3モル／時を意味する）である。なおＣｎ（ｎは自然数）は炭素数ｎの炭化水素を表す。Ｃ５＋は炭素数５以上の炭化水素を表す。 液化天然ガスは原料液化天然ガスポンプ２で４．１５ＭＰａ（Ａ）まで昇圧され、原料液化天然ガスリフラックス３として１，９７３ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）が脱メタン塔の塔頂から４段目に供給される。残りの３７，４７８ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）はリフラックスコンデンサー４に送られる。その後、リフラックスコンデンサーに送られた液化天然ガスは脱メタン塔塔頂ガス７と熱交換し、−９２．１℃まで加熱され、全部液の状態で、脱メタン塔６の１０段目に供給される。 脱メタン塔は、内部に理論段数ベースで１９段のトレイが設置され塔頂部で３．７５ＭＰａ（Ａ）、−８９．１℃の条件で運転され、塔底部では３．８０ＭＰａ（Ａ）、４６．１℃の条件で運転される。ここでは、塔底部の温度は、ＮＧＬ８中のメタン濃度が１ｍｏｌ％になる平衡温度により決まる。その温度で塔底部を運転するために、リボイラー１３から７０．２２ＭＷの熱が加えられる。脱メタン塔の塔頂から分離される残留ガス７、及び塔底から分離されるＮＧＬ８の組成は表２に示される通りである。流量は、残留ガスが５０，６７６ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）、ＮＧＬが３，９７８ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）である。 原料液化天然ガス中のエタンの内、９８．０％がＮＧＬとして回収される。プロパン及びプロパンより重質な成分は１００％がＮＧＬとして回収される。 脱メタン塔の塔頂を出た残留ガス７は、リフラックスコンデンサー４で熱交換し、全部が液化した後、リフラックスドラム９に供給される。その後、製品液化天然ガス１２として３５，４７３ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）を払い出し、残りの１５，２０３ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）を液化残留ガスリフラックス１１として脱メタン塔の最上段に供給する。 〔比較例１〕 残留ガス７をリフラックスコンデンサー４で全て液化し、そのまま製品液化天然ガスとして払い出す以外は実施例１と同様のプロセスを採用した。つまり、液化残留ガスをリフラックスとして脱メタン塔に戻すことなく、系外に取り出す。 そしてポンプ２の下流において、原料液化天然ガスを、原料液化天然ガスリフラックス３と、リフラックスコンデンサー４へ送る部分とに分割する比を変動させて、エタン回収率が最も高くなるようにした。 表３に、実施例１および比較例１におけるエタン回収率を示す。実施例１においてはエタン回収率９８．０％を達成できるのに対し、比較例１においては９２．０％が最大のエタン回収率である。このエタン回収率は脱メタン塔にリフラックスとして供給できる最大のメタン濃度に大きく依存する。実施例１においては９９．６ｍｏｌ％のメタン濃度のリフラックス（液化残留ガスリフラックス）を供給可能であり、比較例１に比べ高いエタン回収率を達成することが可能である。 〔実施例２〕 ここでは図２に示すように、リボイラー負荷低減を目的にリフラックスコンデンサー４と脱メタン塔６との間に脱メタン塔フィード予熱器１４を設け、外部から供給される熱媒により原料液化天然ガスを加熱し、脱メタン塔フィード５の気相の割合を増加させた例を説明する。 ここでは、実施例１と同じ組成の原料液化天然ガス１が飽和条件（圧力０．１ＭＰａ（Ａ）、温度−１６１℃）で本プロセスに導入される。流量は実施例１と同じく３９，４５１ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）である。液化天然ガス１は原料液化天然ガスポンプで４．１５ＭＰａ（Ａ）まで昇圧され、原料液化天然ガスリフラックスとして１，９７３ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）が脱メタン塔のリフラックスとして塔頂から４段目に供給される。残りの３７，４７８ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）はリフラックスコンデンサーに送られる。その後、リフラックスコンデンサーに送られた液化天然ガスは脱メタン塔塔頂ガス７と熱交換し、−９１．９℃まで加熱され、さらに脱メタン塔フィード予熱器１４により外部から供給される熱媒との熱交換により−７７．６℃まで加熱され、脱メタン塔の１０段目に供給される。このとき脱メタン塔フィード予熱器１４には、リボイラー１３の熱負荷を小さくするのに好適な条件として２５．７６ＭＷの熱が与えられる。 脱メタン塔は、内部に理論段数ベースで１９段のトレイが設置され塔頂部で３．７５ＭＰａ（Ａ）、−８８．９℃の条件で運転され、塔底部では３．８０ＭＰａ（Ａ）、４６．４℃の条件で運転される。ここでは、塔底部の温度は、ＮＧＬ中のメタン濃度が１ｍｏｌ％になる平衡温度により決まる。その温度で塔底部を運転するために、リボイラー１３から３４．６５ＭＷの熱が加えられる。脱メタン塔の塔頂から分離される残留ガス、及び塔底から分離されるＮＧＬの組成は表４に示される通りである。流量は、残留ガスが５０，７１３ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）、ＮＧＬが３，９５２ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）である。 表４に示すように、原料液化天然ガス中のエタンの内、９６．９％がＮＧＬとして回収される。プロパン及び重質成分は１００％がＮＧＬとして回収される。 脱メタン塔６の塔頂を出た残留ガス７は、リフラックスコンデンサー４で熱交換し、全部が液化した後、リフラックスドラム９に供給される。その後、製品液化天然ガス１２として３５，４９９ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）を払い出し、残りの１５，２１４ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）を液化残留ガスリフラックス１１として脱メタン塔の最上段に供給する。 脱メタン塔フィード予熱器１４を追加することにより、実施例１と比べエタン回収率は１．１％低下するが、リボイラー１３の熱負荷を３５．５７ＭＷ削減することができる。また、脱メタン塔フィード予熱器１４から加えられる熱量２５．７６ＭＷを差し引いても、プロセス全体の熱負荷として９．８１ＭＷ削減することができる。 〔実施例３〕 ここでは図３に示すように、脱メタン塔の製作費低減および消費エネルギーの低減を目的に、実施例３としてリフラックスコンデンサー４において残留ガス７の全部ではなく一部のみを凝縮し、リフラックスドラム９で気体を分離し、分離した気体を残留ガスコンプレッサー１６により昇圧し、さらに加圧残留ガスコンデンサー１８により液化する過程を追加した例を説明する。 ここでは、実施例１および２と同じ組成の原料液化天然ガス１が飽和条件（圧力０．１ＭＰａ（Ａ）、温度−１６１℃）で本プロセスに導入される。流量は実施例１および２と同じく３９，４５１ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）である。液化天然ガス１は原料液化天然ガスポンプで３．２６ＭＰａ（Ａ）まで昇圧され、原料液化天然ガスリフラックスとして１，９７３ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）を脱メタン塔のリフラックスとして塔頂から４段目に供給される。残りの３７，４７８ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）はリフラックスコンデンサー４に送られる。リフラックスコンデンサーに送られた液化天然ガスは脱メタン塔塔頂ガス７と熱交換し、−９９．９℃まで加熱され（ここでの温度アプローチは３℃）、さらに加圧残留ガスコンデンサー１８にて加圧残留ガス１７と熱交換し、−８９．９℃まで加熱される（ここでの温度アプローチも３℃）。 加圧残留ガスコンデンサー１８で加熱された流体２３は、さらに脱メタン塔フィード予熱器１４により外部から供給される熱媒との熱交換により−８７．１℃まで加熱され、脱メタン塔の１０段目に供給される。このとき脱メタン塔フィード予熱器１４には、リボイラー１３による加熱量を小さくするのに好適な条件として１９．３８ＭＷの熱が与えられる。 脱メタン塔は、内部に理論段数ベースで１９段のトレイが設置され塔頂部で２．８６ＭＰａ（Ａ）、−９６．９℃の条件で運転され、塔底部では２．９１ＭＰａ（Ａ）、３０．７℃の条件で運転される。ここでは、塔底部の温度は、ＮＧＬ中のメタン濃度が１ｍｏｌ％になる平衡温度により決まる。その温度で塔底部を運転するために、リボイラー１３から３３．３６ＭＷの熱が加えられる。脱メタン塔の塔頂から分離される残留ガス、及び塔底から分離されるＮＧＬの組成は表５に示される通りである。流量は、残留ガスが４０，９７９ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）、ＮＧＬが３，９５０ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）である。 表５に示すように、原料液化天然ガス中のエタンの内、９６．９％がＮＧＬとして回収される。プロパン及びプロパンより重質な成分は１００％がＮＧＬとして回収される。 脱メタン塔６の塔頂を出た残留ガス７は、リフラックスコンデンサー４で熱交換し、一部液化した後、リフラックスドラム９に供給され気体と液体に分離される。 リフラックスドラム９で分離された液体のうち２５，２５６ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）が製品液化天然ガスとして払い出され、残りの５，４７８ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）が液化残留ガスリフラックス１１として脱メタン塔の最上段に供給される。またリフラックスドラム９で分離された気体は、残留ガスコンプレッサー１６に供給され、４．０１ＭＰａ（Ａ）まで昇圧される。 その後加圧残留ガス１７は加圧残留ガスコンデンサー１８において熱交換し、全て液化される。こうして得られた液化加圧残留ガス１９は、製品液化天然ガスとして払い出される。液化加圧残留ガスの流量は１０，２４５ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）である。リフラックスドラム９から払い出される液化された残留ガス２４と液化加圧残留ガス１９を合わせた製品液化天然ガス１２の量は３５，５０１ｋｇ−ｍｏｌ／時（１０3モル／時）となる。 表６に示す通り、実施例３においては、実施例２と比べ加圧残留ガスコンデンサー１８と残留ガスコンプレッサー１６が追加となるものの、エタン回収率９６．９％を維持しながら脱メタン塔塔径を約１，２００ｍｍ削減することができる。脱メタン塔の長さは、実施例２と実施例３は同じである。また運転圧力についても実施例２と比べ、０．８９ＭＰａ低くなることから、脱メタン塔の設計圧力の低減が可能となる。その結果、脱メタン塔の製作費低減が可能である。 また表７に示す通り、実施例３においては、実施例２と比べ脱メタン塔の圧力を０．８９ＭＰａ低くすることができる為、メタンと炭素数２以上の炭化水素を分離するために要するエネルギーが小さくなり、回収率９６．９％を維持しながらプロセス全体の消費エネルギーを５．３ＭＷ低減可能である。なお、コンプレッサーは電動モータ駆動とし、モーターが消費する電力を発生する際のエネルギー効率を３０％として、コンプレッサによる消費エネルギーを燃料ガスの熱量に換算している。また脱メタンフィード予熱器およびリボイラーにおいて熱媒が消費する熱負荷を加熱炉で与える時のエネルギー効率を８０％とし、熱負荷を、加熱炉で消費される燃料ガスの熱量に換算している。本発明の液化天然ガスからの炭化水素分離方法の一形態を説明するためのフロー図である。本発明の液化天然ガスからの炭化水素分離方法の別の形態を説明するためのフロー図である。本発明の液化天然ガスからの炭化水素分離方法のさらに別の形態を説明するためのフロー図である。符号の説明 １ 原料液化天然ガス ２ 原料液化天然ガスポンプ ３ 原料液化天然ガスリフラックス ４ リフラックスコンデンサー ５ 脱メタン塔フィード（プロパン回収プラントの場合には脱エタン塔フィード） ６ 脱メタン塔（プロパン回収プラントの場合には脱エタン塔） ７ 残留ガス ８ ＮＧＬ（天然ガス液） ９ リフラックスドラム１０ リフラックスポンプ１１ 液化残留ガスリフラックス１２ 製品液化天然ガス１３ リボイラー１４ 脱メタン塔フィード予熱器１５ 第２残留ガス１６ 残留ガスコンプレッサー１７ 加圧残留ガス１８ 加圧残留ガスコンデンサー１９ 液化加圧残留ガス２１ 残留ガスをリフラックスコンデンサーで冷却して得られる流体２２ 原料液化天然ガスをリフラックスコンデンサーで加熱して得られる流体２３ 流体２２を加圧残留ガスコンデンサーで加熱して得られる流体２４ 製品として払い出される液化残留ガス 少なくともメタンと炭素数２以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、蒸留塔を用いて、該メタンのより多い部分を含み該炭素数２以上の炭化水素のより少ない部分を含む製品天然ガスと、該メタンのより少ない部分を含み該炭素数２以上の炭化水素のより多い部分を含む重質留分とに分離する炭化水素の分離方法において、（ａ）原料液化天然ガスを熱交換器において加熱する工程；（ｂ）工程（ａ）で加熱された流体を蒸留塔にフィードする工程；（ｃ）該蒸留塔の底部から該重質留分を抜く工程；（ｄ）該蒸留塔の塔頂部から、残留ガスを抜く工程；（ｅ）該熱交換器において、該残留ガスの少なくとも一部を液化する工程；（ｆ）工程（ｅ）で得られた流体の液体部分のうちの一部を該蒸留塔にリフラックスとして供給する工程；および（ｇ）工程（ｅ）で得られた流体の液体部分のうちの工程（ｆ）で蒸留塔に供給する部分の残りの部分を該製品天然ガスとして払い出す工程を有することを特徴とする炭化水素の分離方法。 少なくともメタン及びエタンと炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、蒸留塔を用いて、該メタン及びエタンのより多い部分を含み該炭素数３以上の炭化水素のより少ない部分を含む製品天然ガスと、該メタン及びエタンのより少ない部分を含み該炭素数３以上の炭化水素のより多い部分を含む重質留分とに分離する炭化水素の分離方法において、（ａ）原料液化天然ガスを熱交換器において加熱する工程；（ｂ）工程（ａ）で加熱された流体を蒸留塔にフィードする工程；（ｃ）該蒸留塔の底部から該重質留分を抜く工程；（ｄ）該蒸留塔の塔頂部から、残留ガスを抜く工程；（ｅ）該熱交換器において、該残留ガスの少なくとも一部を液化する工程；（ｆ）工程（ｅ）で得られた流体の液体部分のうちの一部を該蒸留塔にリフラックスとして供給する工程；および（ｇ）工程（ｅ）で得られた流体の液体部分のうちの工程（ｆ）で蒸留塔に供給する部分の残りの部分を該製品天然ガスとして払い出す工程を有することを特徴とする炭化水素の分離方法。（ｈ）前記工程（ａ）で加熱された流体を、工程（ｂ）の前に、工程（ａ）で用いる熱交換器とは異なる熱交換器において加熱する工程をさらに有する請求項１または２記載の分離方法。 前記工程（ｅ）においては前記残留ガスの一部を液化し、（ｉ）工程（ｅ）で得られた流体から気体部分を分離し、次いで昇圧する工程；（ｊ）前記工程（ｈ）で用いる熱交換器において、工程（ｉ）で得られた流体の全部を液化する工程；および（ｋ）工程（ｊ）で得られた流体を前記製品天然ガスとして払い出す工程をさらに有する請求項３記載の分離方法。 少なくともメタンと炭素数２以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、蒸留塔を用いて、該メタンのより多い部分を含み該炭素数２以上の炭化水素のより少ない部分を含む製品天然ガスと、該メタンのより少ない部分を含み該炭素数２以上の炭化水素のより多い部分を含む重質留分とに分離するための炭化水素の分離装置において、加熱された原料液化天然ガスがフィードされ、底部から該重質留分を排出し、塔頂部から残留ガスを排出する蒸留塔；原料液化天然ガスと該残留ガスとを熱交換し、該加熱を行うとともに該残留ガスを冷却して残留ガスの少なくとも一部を液化する熱交換器；該熱交換器で少なくとも一部が液化された残留ガスの液体部分の一部を、該蒸留塔に還流するリフラックス手段；該熱交換器で少なくとも一部が液化された残留ガスの液体部分の残部を、該製品天然ガスとして払い出す払出しラインを有することを特徴とする炭化水素の分離装置。 少なくともメタン及びエタンと炭素数３以上の炭化水素とを含む原料液化天然ガスを、蒸留塔を用いて、該メタン及びエタンのより多い部分を含み該炭素数３以上の炭化水素のより少ない部分を含む製品天然ガスと、該メタン及びエタンのより少ない部分を含み該炭素数３以上の炭化水素のより多い部分を含む重質留分とに分離するための炭化水素の分離装置において、加熱された原料液化天然ガスがフィードされ、底部から該重質留分を排出し、塔頂部から残留ガスを排出する蒸留塔；原料液化天然ガスと該残留ガスとを熱交換し、該加熱を行うとともに該残留ガスを冷却して残留ガスの少なくとも一部を液化する熱交換器；該熱交換器で少なくとも一部が液化された残留ガスの液体部分の一部を、該蒸留塔に還流するリフラックス手段；該熱交換器で少なくとも一部が液化された残留ガスの液体部分の残部を、該製品天然ガスとして払い出す払出しラインを有することを特徴とする炭化水素の分離装置。 前記熱交換器と蒸留塔との間に、該熱交換器によって加熱された原料液化天然ガスをさらに加熱する第二の熱交換器を少なくとも一つ有する請求項５または６記載の分離装置。 前記残留ガスを冷却する熱交換器が、残留ガスの一部を液化する熱交換器であって、 該熱交換器から得られる一部が液化された流体を、液体部分と気体部分に分離する気液分離手段、および、該気体部分を昇圧する昇圧手段を有し、前記第二の熱交換器の一つが、該昇圧された気体部分の全部を液化する熱交換器であり、該第二の熱交換器で液化された流体を前記製品天然ガスとして払い出すラインを有する請求項７記載の分離装置。