JSME-JT

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Transactions of the JSME (in Japanese)

極低温流体による超臨界圧冷熱利用システム

（液化ガスによる超臨界圧冷熱発電システム：LSG）

多田雅史

*1

A supercritical pressure cold energy utilization system of the cryogenic fluid

(Liquefied gas supercritical pressure cold energy power generation system：LSG )

Masashi TADA

*1

*1 _{Professional Engineer}

2-1702-11 Takinomizu, Midori-ku, Nagoya-shi, Aichi 458-0021, Japan

Key words : Cold energy utilization, LNG cold energy power generation, Increase of LNG import volume, Supercritical pressure power generation, Cold exergy efficiency, LNG liquefaction process, Pre-over-boost pressure

1. 緒言及び要約極低温流体として，例えば液化天然ガス（LNG）があり，天然ガス（NG）を液化する際に多量の電力が使用されている．冷熱エネルギーはエクセルギー評価が適切であり，開放系の冷熱エクセルギーは基準状態 0 に対して， Flow Exergy=h-h0-T0(s-s0)で表され，(h-h0)も T0(s-s0)も負であるが，|h-h0|＜|T0(s-s0)|であるので，冷熱物体は基準状態に対し仕事を行う能力をもつ．LNG は大きな冷熱エクセルギーを持つため（図 13(b)），NG に戻す際に，液化プロセスで使用された電力を回収する方法が検討され，また，実用化されてきた．しかし，LNG 冷熱エクセルギーは温度エクセルギーと圧力エクセルギーに変換されるので（図 13(a)），火力発電用ガスタービンで使用する場合，圧力エクセルギーは NG 燃料圧力，温度エクセルギーは燃焼空気予冷として利用されるが，圧力毎の冷熱エクセルギー評価がなく，また，常温付近での冷熱利用はエクセルギー効率が低い．例えば，同じ 1 J を吸上げる仕事量は 0℃からを W(0)=1 とすると，-162℃の W(-162)は，カルノー法則 Q1/T1=Q2/T2 と W=A(Q2-Q1)＝AQ1(T2/T1-1)から T2=293K とすると，W(-162)/W(0)=(293/111-1)/(293/273-1)=22.4 と 22 倍以上を必要とするため，冷熱は低温利用でエクセルギー効率（ε）が高い．一方，都市ガス及び工業用燃料等に使用される場合，低圧力で気化されることも多く，冷熱エクセルギーが利用されずに海水又は大気へ廃棄されている．

近年，日本の LNG 輸入量は原発停止等により増加し，The LNG Industry in 2014（International Group of Liquefied Natural Gas Importers）によれば，図 1 のとおり 2014 年の世界の LNG 輸出入量 23,918 万トンの内，日本は 37%余りの 8,920 万トンを輸入している．日本の輸入量は 2010 年の 7,087 万トンから 2014 年には 26％増加し，エネル

*1_{正員，技術士（〒458-0021 愛知県名古屋市緑区滝ノ水 2-1702-11）}

E-mail of corresponding author: [email protected]

Abstract

This paper provides a supercritical pressure cold energy utilization system of the cryogenic fluid. As a specific example, there is a supercritical pressure cold energy power generation system according to the liquefied gas. The system is named LSG. LSG is a method that uses the cold exergy of the liquefied gas as the pressure exergy than the temperature exergy. LSG is a two-fluid cycle that equipped with a booster pump to boost up a supercritical pressure in the liquid state, and the primary power generator of Rankine cycle system, and the secondary power generator of Direct expansion system. The ability of LSG, in case the gas supply pressure is low, so the maximum power generation case, power generation per unit is 433kJ/kg （120kWh/t）in the actual correction value. As a result of LSG, it is possible to recover up to 42-46% of the cold exergy as

electric power.

1

Received 27 October 2015

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© 2016 The Japan Society of Mechanical Engineers [DOI: 10.1299/transjsme.15-00581] ギー白書 2015（経済産業省，2015）によれば，調達費は 3.5 兆円から 7.8 兆円に増えている．その用途（2013 年）は電力 63.4%（5,578 万トン），都市ガス 28.7%（2,525 万トン），工業用燃料等 7.9%（695 万トン）である．LNG の冷熱エクセルギーは組成によるが，化学エクセルギーの 2%弱の 900 kJ/kg（900/3.6=250 kWh/t）とすると，LNG 8,920 万トンでは 80.2 PJ [P=1015_{]と極めて大量になる．また，LNG 冷熱を 100%電力に変換できれば，理論上，} LNG 気化量 4t/h で 250kWh/t×4t/h=1000 kW の発電が可能となる．本稿ではランキンサイクル方式と直接膨張方式を併用する 2 流体サイクルを利用した冷熱エクセルギーを電力として回収する方法で，回収率が最高点となる条件を求めて発電原単位を計算し，工業的利用可能性の検討に資する経済的発電効果（ベネフィット）を示した．

Fig.1 LNG Import amount (The LNG Industry, International Group of Liquefied Natural Gas Importers)

その結果，LNG を超臨界圧で気化する方法によれば，冷熱エクセルギーを温度エクセルギーよりも圧力エクセルギーに多く変換できるため，発電原単位を上げることができ，超臨界圧冷熱利用システムの１形態として，「液化ガスによる超臨界圧冷熱発電システム」（LSG）がある．そのプロセスは図 4(b)に示すように，NG 液化プロセス（青線）では，液化プロセスの効率及び安定性上，非共沸混合物の気液混合相を避けて，NG を臨界圧力付近で所定温度まで冷却・液化し，最後に降圧する方法が採られるのに対し，LSG（赤線）では，液化プロセスの逆をたどり，液化プロセスで使用された電力を回収する方法である．LSG の発電原単位は，ガス送出圧力が低いケース（P5＝0.2 MPa）では，Rankine (LPG) + LSG 方式：391 kJ/kg（109 kWh/t），Rankine (MFR) + LSG 方式：433 kJ/kg（120 kWh/t）となり，冷熱エクセルギーの最大 42～46％を電力として回収できる．また，送出ガスの圧力エクセルギーに変換された分を合わせると，冷熱エクセルギーの約 52～57％を回収できる．課題として，超臨界流体の熱伝達は，擬臨界温度付近（Tpc）における定圧比熱の極大値の存在及び熱伝導率の変動など急激な物性の変化が存在するため，熱流束が大きい場合や質量流量が小さい場合に熱伝達の劣化等の超臨界流体特有の挙動が指摘されるが（神田，1981），臨界圧力未満の気化では気液混合相で定圧比熱が極大化すること，擬臨界温度付近での熱伝達の劣化の影響は臨界圧力から離れれば小さくなること，図 4(a)(b) P-h 線図と図 9(b)で LNG 気化に必要なエンタルピー量は昇圧に伴い減少し続けること，及び超臨界流体は圧力変化が小さく大きな温度変化を伴うため効率的な熱交換が可能なこと（機械工学便覧）から，今後，発電ベネフィットと CAPEX（資本コスト）及び OPEX（操業コスト）の関係より，LSG の工業的な利用可能性の検討が望まれる．なお，LSG の知的財産権は，特許第 5885114 号（JPO），PCT 国際公開番号 WO/2015/159894（WIPO）である． 2. LNG 冷熱の利用状況，LNG 液化プロセス及び LSG の原理 2・1 LNG 冷熱の利用状況 LNG は，海外の天然ガス産地で天然ガスを液化し，体積を約 1/600 に減少させることでタンカー輸送効率を上げている．一般に LNG 液温度はメタンの大気圧下飽和液温度のマイナス 162℃とされ，極低温液化ガスとして， 13,122 14,174 15,894 17,080 17,209 18,174 22,021 24,080 23,631 23,691 23,918 5,684 5,811 6,265 6,698 6,915 6,520 7,087 7,909 8,808 8,798 8,920 0 5,000 10,000 15,000 20,000 25,000 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 L N G I m p o rt am o u n t (1 0 4to n ) A.D. World Japan 2

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© 2016 The Japan Society of Mechanical Engineers [DOI: 10.1299/transjsme.15-00581] 消費地の日本の輸入基地に受け入れられる．輸入基地で気化される際に，オープンラック式気化器（ORV）などで海水と熱交換して気化される場合が多いため，冷熱エクセルギーの回収状況は表 1 のとおり十分ではない．表 1 で LNG 冷熱エクセルギーの利用状況を推定すると，冷熱エクセルギーがガス送出圧力分 40%と冷熱利用可能分 60%に変換されると仮定して，LNG 輸入量の内 20%相当が冷熱利用設備に送られ，実績値例から LNG 冷熱利用のエクセルギー効率（ε）を冷熱発電 20%，空気分離 80%，液化炭酸製造 40%，BOG 再液化 70%，冷蔵 40%とし，平均エクセルギー効率を 40％とすると，冷熱エクセルギーの内利用されているのは，圧力エクセルギー変換分 40%，冷熱利用分 8%であり，残る 52%（41.7 PJ）の冷熱エクセルギーは大気や海水に散逸し未利用である． Table 1 Amount of unused LNG cold energy (Estimated value) [PJ=1015_J]

LNG import volume [104 _{ton] , (cold exergy)}

Cold energy conversion [104 _{ton] , (cold exergy)}

Cold energy utilization [104_{ton] , (cold exergy)}

The final cold energy utilization [104_{ton] , (cold exergy)}

Total volume Supply pressure ← ←

8,920 3,568 (40%) 3,568 (40%) 3,568 (40%)

(80.2 PJ) (32.1 PJ) (32.1 PJ) (32.1 PJ)

Cold energy available Cold energy utilization Cold exergy average 4,282 efficiency [40%] (48%) 5,352 (60%) 1,784 (20%) 714 (8%) (38.5 PJ)

(48.2 PJ) ( 16.1 PJ) ( 6.4 PJ)

Cold energy unrecovered 1,070 (12%)

(9.6 PJ) 4,638 Cold energy unused ← (52%)

3,568 (40%) 3,568 (40%) (41.7 PJ)

(32.1 PJ) (32.1 PJ)

Exergy efficiency[ε]: Cold energy power generation [20%], Air separation [80%], Liquefied carbon dioxide production [40%], BOG re-liquefaction [70%], Cold storage [40%] ; Total cold energy usage=20%, Exergy average efficiency=40%

Fig.2 Conventional evaluation of LNG cold exergy (Example) 0 100 200 300 400 500 600 700 800 900 0.0 2.0 4.0 6.0 8.0 10.0 12.0 Fl o w E x erg y (k J/ k g ) Pressure (MPa) F o r co ld e n er g y u ti li za ti o n ( 3 8 % )

T=T0 , (Pressure, Flow Exergy)

A factory B factory C factory

F o r g as s u p p ly p re ss u re (6 2 % ) (7.1，557) F o r g as s u p p ly p re ss u re (5 5 % ) (4.1，492) F o r g as s u p p ly p re ss u re ( 4 5 % ) (2.1，407)

Exergy reference state T0=293.15(K)

P0=0.1013(MPa)

Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST)

F o r co ld e n er g y u ti li za ti o n ( 5 5 % ) F o r co ld e n er g y u ti li za ti o n ( 4 5 % ) 3

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© 2016 The Japan Society of Mechanical Engineers [DOI: 10.1299/transjsme.15-00581] また，従来の LNG 冷熱エクセルギーの評価は図 2 のとおり，LNG 冷熱エクセルギーを「ガス送出圧力分」と「冷熱利用可能分」に分けて表示し，A 工場はガス送出圧力 2.1 MPa では，送出圧力に変換される冷熱エクセルギーを 45%，残る 55%の冷熱エクセルギーが冷熱利用可能分とされた．同様に，B 工場は 4.1 MPa で送出圧力分 55%，冷熱利用可能分 45%，C 工場は 7.1 MPa で送出圧力分 62%，冷熱利用可能分 38%とされた．LNG 冷熱エクセルギーはガス送出圧力により利用可能分が変動し，ガス送出圧力上昇に伴い冷熱利用可能分が減少するため， A 工場では冷熱利用が容易で，B・C 工場では困難と評価され，冷熱利用が進まない．つまり，冷熱エクセルギーを温度エクセルギーとして捉えると，圧力上昇により蒸発潜熱等が減少するので，冷熱利用に不適とされてきた．そこで，次に，現在の LNG 冷熱発電設備におけるガス送出圧力と冷熱発電出力（発電原単位）の関係をみる． LNG 冷熱発電設備の実績は，機械工学便覧（日本機械学会，2014）によれば，表 2 のとおり 18 基あり，その発電方式は，ランキンサイクル方式が 5 基，直接膨張方式が 8 基，それらの併用方式が 5 基である．表 2 から，各冷熱発電方式別に，ガス送出圧力と冷熱発電原単位の関係を図 3 に示す．

Table 2 Performance of LNG cold energy power generation system No. Place Operation

year Output Type *

Vaporization amount

Supply

pressure Power generation per unit - (A.D.) (kW) - (t/h) (MPa-gage) (kWh/t) (kJ/kg) 1 Senboku2 1979 1450 R 60 3.0 24.2 87 2 Chita-kyodo 1981 1000 R 40 2.0 25.0 90 3 Senboku2 1982 6000 R/N 150 1.7 40.0 144 4 Kitakyusyu 1982 9400 R/N 150 0.9 62.7 226 5 Chita-LNG 1983 7200 R/N 150 0.9 48.0 173 6 Chita-LNG 1984 7200 R/N 150 0.9 48.0 173 7 Nihonkai 1984 5600 N 175 0.9 32.0 115 8 Negishi 1985 4000 MFR 100 2.4 40.0 144 9 Higasiogisima 1986 3300 N 100 0.8 33.0 119 10 Himeji 1987 2800 R 120 4.0 23.3 84 11 Higasiogisima 1987 8800 N 170 0.4 51.8 186 12 Senboku1 1987 2400 N 83 0.7 28.9 104 13 Yokkaichi 1989 7000 R/N 150 0.9 46.7 168 14 YUNG-AN 1990 2800 R 130 6.5 21.5 78 15 Higasiogisima 1991 8800 N 170 0.4 51.8 186 16 Iwasaki (Supply) 1996 1150 N 45 0.2 25.6 92 17 Himeji 2000 1500 N 85 0.7 17.6 64 18 Torishima (Supply) 2002 5000 N 220 0.7 22.7 82 ＊ R: Rankine cycle type, N: Direct expansion type, R/N: Rankine cycle and direct expansion of the combined type,

MFR: Multicomponent Fluid Rankine-cycle type

図 3 より，各方式ともガス送出圧力の上昇に伴い冷熱発電原単位が下がっていくことがわかる．その理由は， LNG 気化プロセスでは，式（1）のとおり，冷熱エクセルギーは温度エクセルギーと圧力エクセルギーに変換されるため，圧力エクセルギーに変換される割合，つまり，最終的にガス送出の圧力エクセルギーに変換される割合が大きくなると，冷熱発電システムで電力に変換可能な冷熱エクセルギー量が相対的に減少するためである．このことは，図 2 において B・C 工場の冷熱利用が困難と評価されてきたことと一致する．冷熱エクセルギー＝温度エクセルギー＋圧力エクセルギー（1） 4

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© 2016 The Japan Society of Mechanical Engineers [DOI: 10.1299/transjsme.15-00581] 特に近年では，電気事業におけるガスタービンコンバインドサイクル発電の普及及びガス事業におけるガス送出量の増加により，ガス送出圧力が高くなってきている．このため，LNG 冷熱エクセルギーの内，送出ガスの圧力エクセルギーに変換される割合が高くなり，冷熱発電システムにおいて電力に変換可能な冷熱エクセルギーが減少傾向となり，発電量が減少するため，冷熱発電システムは普及していない．

(a) R: Rankine cycle type (b) N: Direct expansion type

(c) R/N: Rankine cycle and direct expansion of the combined type Fig.4 (a) Change amount of enthalpy for vaporization Fig.3 Relation of the gas supply pressure and cold energy power generation per unit

2・2 LNG 液化プロセス

図 4(b)は LNG mole%組成例が C1 Methane=92，C2 Ethane=4，C3 Propane=3，C4 n-Butane=1 の P-h モリエル線図で，蒸気特性，等温度線，等密度線及び等エントロピー線を付記した．図 4(a)は気化圧力 P と気化に必要な⊿ h の関係を示す．物性計算は GERG-2008 状態方程式を拡張したアメリカ国立標準技術研究所（National Institute of Standards and Technology, NIST）の冷媒熱物性データベースソフトウェア REFPROP Version9.1 を用い，状態方程式は References のとおりである．組成例の物性値計算結果は，Molar mass: 17.866 kg/kmol，Critical Point: 215.85

(K), 6.8362 (MPa), 206.87 (kg/m3_{)，Cricondentherm: 247.35 (K), 4.8965 (MPa), 54.708 (kg/m}3_{)，Cricondenbar: 231.4 (K),}

7.6316 (MPa), 141.58 (kg/m3_{)である．REFPROP により複数の状態量をマトリクスで簡便に計算できる．}

天然ガスは産地で二酸化炭素や硫黄分等の不純物を除去し液化され，代表的な LNG 液化プロセスを図 4(b)に青線で示し，液化動力は LNG の化学エクセルギー15000 kWh/t の約 4～6％相当 600～900 kWh/t とされる．LNG 組成は産地で異なり，The LNG Industry in 2014 によれば（mole%），C1 Methane= 87～99，C2 Ethane= 0～12，

20 25 30 35 40 45 0.0 2.0 4.0 6.0 8.0 k W h /t MPa-gage No.8 Negishi MFR 0 10 20 30 40 50 60 0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0 k W h /t MPa-gage 0 10 20 30 40 50 60 70 0.0 0.5 1.0 1.5 2.0 k W h /t MPa-gage No.4 Kitakyusyu 0.1 1 10 100 -100 100 300 500 700 900 P re ss ure (M P a) h (kJ/kg) T=110K 140 170 200 230 270 300 Phase Boundary

Enthalpy for vaporization

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Fig.4 (b) P

-h Mollier diagram of LNG example (Pressure-E

nthal py , V apor Quality , T emperature, Density , Entropy ) LN G liquefaction ， LSG

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C3 Propane=0～3 mole%，残りが C4+である．非共沸混合ガスである天然ガスは，臨界点（Critical Point）の他，クリコンデンバール（Cricondenbar，最高凝縮圧力），クリコンデンターム（Cricondentherm，最高凝縮温度）が存在し，また，気液混合相内の等圧凝縮時における等温度線のエンタルピー変化など，混合ガス特有の挙動を示す．そのため，液化プロセスでは気液混合相を極力避けるように，天然ガスを臨界圧力付近で冷却・液化し，プロセスを安定化させる．液化プロセスの種類は，石油・天然ガスレビュー（石油天然ガス・金属鉱物資源機構， 2005）によれば，外部冷媒によるカスケード方式及び混合冷媒方式（MCR 方式）などがある．ガス井のガス圧力は地下深度により最大数十 MPa あり，第 1 工程で天然ガスの不純物を除去した後，臨界圧力付近まで降圧（又は昇圧）した後，第 2 工程で予冷・液化・過冷却し（Precooling，Liquefaction，Subcooling），第 3 工程で断熱膨張（Adiabatic Expansion）させ，最終の第 4 工程でジュール・トムソン絞り（Joule–Thomson Throttling）により，温度-162℃，圧力約 100 kPa の LNG を製造する．つまり，図 4(b)のとおり，モリエル線図の気液境界線の上端部付近を通過し，気液境界線の左上部位置で完全に液化される．仮に，天然ガスを臨界圧力よりもかなり低い圧力で冷却・液化すると，気液混合相の中を通過するため，液－ガス温度の変化による圧力変動やプロセス内部の液－ガス温度の不均一による未液化ゾーンなどが発生し，また，液化エンタルピー量も大きくなる．したがって，液化プロセスでは，気液混合相を避けて臨界圧力付近の高圧力状態下で天然ガスを液化させる． 2・3 LSG の原理 LSG は図 4(b)で液化プロセスの逆をたどり（赤線），液化プロセスでの使用電力を回収するため，第 1 工程で LNG を等エントロピー断熱圧縮（Adiabatic compression）により超臨界圧力に昇圧した後，第 2 工程で LNG を等圧気化（Isobaric process）させ温度エクセルギーを利用し，第 3 工程で気化 NG の圧力エクセルギーを等エントロピー断熱膨張（Adiabatic expansion）で利用する．冷熱エクセルギーは式（1）のとおり温度エクセルギーと圧力エクセルギーに変換されるが，温度エクセルギーと圧力エクセルギーのエクセルギー回収率を比較すると，温度エクセルギー回収率はロスが多く圧力エクセルギー回収率よりも低い．したがって，冷熱エクセルギー回収率を上げるには冷熱エクセルギーを温度エクセルギーよりも圧力エクセルギーに多く変換させる方法が有効であり，LSG は図 5 のとおり LNG を液状態でガス送出圧力以上にプレオーバーブーストさせ，冷熱エクセルギーを圧力エクセルギーに変換する割合を増やす方法を採る．この際プレブースト圧力（P2）の設定が重要である．この状態を図 5 で説明すると， LNG をプレオーバーブースト気化させて，一旦，冷熱エクセルギーを過分に圧力エクセルギーに変換させ直接膨張方式でタービン発電した後，所要のガス送出圧力まで調整降圧する．

Fig.5 LSG of 10.1MPa pre-over-boosted to 2.1MPa and below gas supply case 0 100 200 300 400 500 600 700 800 900 0.0 2.0 4.0 6.0 8.0 10.0 12.0 Fl o w E x erg y (k J/ k g ) Pressure (MPa)

T=T0 (Pressure, Flow Exergy)

Conventional method

LSG

Pre-over-boost, Combined Type

(2.1，407)

Exergy reference state T0=293.15(K)

P0=0.1013(MPa)

T o T em p er at u re E x er g y ( 3 4 % ) (10.1，597) F o r g as s u p p ly p re ss u re ( 4 5 % ) F o r g as s u p p ly p re ss u re ( 4 5 % ) For Rankine cycle F o r h ig h e ff ic ie n cy c o ld en er g y u ti li za ti o n ( 5 5 % ) T o P re ss u re E x er g y ( 6 6 % ) F o r co ld e n er g y u ti li za ti o n ( 5 5 % ) For Direct expansion process 7

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© 2016 The Japan Society of Mechanical Engineers [DOI: 10.1299/transjsme.15-00581] 一方，温度エクセルギーに変換された冷熱エクセルギーはRankine cycle 方式で発電する．最終的に冷熱利用設備で利用可能な冷熱エクセルギーが同じ55%（P=2.1 MPa case）でも，圧力エクセルギー回収率＞温度エクセルギー回収率であるため，圧力エクセルギーを経由する方が効率的に冷熱エクセルギーを回収できる．その理由は，直接膨張方式とRankine cycle 方式ともに，最終的に圧力エクセルギーによるタービン発電のためである．また，2 流体サイクルで高温側サイクルに Rankine(LPG) cycle を用いた場合の P-h モリエル線図及び T-s 線図

を模式的に図6(a)及び(b) に示す．高温側サイクルの中間媒体 LPG は海水からの入熱 Qin で気化され Rankine

cycle 発電の後，凝縮液化で Qout を放熱する．一方，低温側サイクルの LNG は Qout 及び海水入熱 Qin1 で気化され，Qin2 の再熱プロセスを含め直接膨張発電の後，最終的に海水入熱 Qin3 で再加熱されてガス送出される．

Fig.6 (a) P-h Mollier diagram of LSG

Fig.6 (b) T-s diagram of LSG

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図 6(a)の P-h 線図で LNG 気化圧力が上昇すると，LNG 潜熱相当分エネルギー（温度エクセルギーの一部）が減少するため，高温側プロセスの Rankine cycle の中間媒体 LPG 流量が低下し，Rankine cycle 発電力（W1）が低下する．一方，低温側の NG 直接膨張プロセスは，冷熱の圧力エクセルギー変換分が増加し，直接膨張の発電力（W2）がそれ以上に増加する．Rankine cycle 方式と直接膨張方式を併用した 2 流体サイクルの場合，合計発電力が最大となる条件は LNG 気化圧力で制御でき，圧力が一定の超臨界圧のとき合計発電力（W1+W2）は最大となる．同様に，図 6(b)の T-s 線図で，超臨界圧で LNG 気化する方法により冷熱エクセルギー回収率（ε）を最大とする．以上，既存の水蒸気の超臨界圧発電では少ない気化熱で蒸気的流体を得られるので，熱効率上，超臨界圧発電メリットがあり，一方，LSG は 2 流体サイクルを利用して，水蒸気の超臨界圧発電を極低温流体の LNG に応用したものであり，2 流体サイクルでは LNG 気化吸熱が高温側サイクルで熱利用される違いがある． 2・4 LSG のプロセス例図 7 に LSG のプロセス例を示す．海水を加熱源として，中間媒体 LPG の Rankine cycle 方式を 1 次発電とし，気化 NG の直接膨張方式（再熱多段膨張タービン）を 2 次発電とする．LNG は 3 段の LNG ポンプで超臨界圧まで昇圧され，2 次発電の後，圧力を降圧調整し ORV で気化した NG と合流してガス送出される事例である．図 4(b)と図 7 で，貯蔵タンク LNG をプロセス開始点 M1，LNG 気化器入口をプレオーバーブースト点 M2，2 次タービンの入口点を M3，2 次タービンの出口点を M4，NG 加熱器出口のプロセス終了点を M5 とし，各点 MX の温度及び圧力を TX，PX と表す．M1 から M2 への断熱圧縮過程をプロセスⅠとしエンタルピー差を⊿ h1=⊿h (M1M2)，同様に M2 から M3 への温度エクセルギー利用の等圧過程をプロセスⅡとし⊿h2=⊿h (M2M3) ，M3 から M4 への圧力エクセルギー利用の断熱膨張過程をプロセスⅢとし⊿h3=⊿h (M3M4)とする．また， LNG 気化器出口点を M2’とし，M2 から M2’をプロセスⅡ’とし⊿h2’=⊿h (M2M2’)とする．そして，冷熱利用プロセスの合計エンタルピー差を⊿h total，電力を W total として，次に，LSG の発電力を求める．

Fig.7 Process diagrams of LSG. (Example). LNG Tank

Direct expansion turbine generator

Secondary generator

Intermediate medium turbine generator

Primary generator LNG vaporizer (STV) LPG pump LNG Tertiary pump LPG vaporizer Supply gas NG PG LNG LPG S.W. LNG vaporizer (ORV) LNG Secondary pump LNG Primary pump

NG heater Two-stage reheat turbine

NG heater M1 M2 M2’ M3 M4 M5 9

(10)

3. LSG の最適運転条件及び発電量 3・1 LSG の最適運転条件 LSG のプロセスⅠ，Ⅱ，Ⅲの合計エンタルピー差は 2 流体サイクルであるから，式（2）で示される． ⊿h total = ⊿h2＋⊿h3 - ⊿h1 = ⊿h(M2M3) + ⊿h(M3M4) - ⊿h(M1M2) （2）各プロセスのエンタルピー量を電力Wに置き換えると，プロセスⅠのLNG液昇圧ポンプ効率（α），プロセスⅡ の電力変換効率（β），プロセスⅢの膨張タービン効率（γ）として，式（2）は式（3）となる． W total = β⊿h(M2M3) + γ⊿h(M3M4) - ⊿h1(M1M2) /α （3）また，1次発電がRankine cycleの場合，プロセスⅡの気化熱の一部が利用されるためプロセスⅡ’と置き換え，式（2）で⊿h2が⊿h2’に，式（3）で⊿h(M2M3)が⊿h(M2 M2’)となり，式（2’）及び式（3’）となる． ⊿h total’ = ⊿h2’＋ ⊿h3 - ⊿h1 = ⊿h(M2M2’) + ⊿h(M3M4) - ⊿h(M1M2) （2’） W total’ = β⊿h(M2 M2’) + γ⊿h(M3M4) - ⊿h1(M1M2) /α （3’）効率は実績値例でα=0.65，γ=0.85とし，βは中間媒体LPG（Propane）のRankine cycle 運転条件 P=0.5→0.1 MPa， T=-42→20℃で，図8のLPGモリエル線図の凝縮と膨張プロセスのエンタルピー比をREFPROPで求め，Rankineロ

ス0.90，タービン効率0.85から，β(LPG) =エンタルピー比×0.90×0.85 = (609-526) / (526-100)×0.90×0.85 = 0.150と

する．MFR（Multicomponent Fluid Rankine-cycle）混合中間媒体は，東京ガス（中田，1982）の組成例（mole%）

Methane 30，Ethane 50，Propane 15，Butane 5，運転実績のP2=2.5MPaでT=-157→-30℃の⊿h＝714kJ/kgと表2の発

電原単位W=144 kJ/kg=β(MFR)×⊿h＝β(MFR)×714 kJ/kgから，β(MFR)=0.202とする．加熱源温度T3=293.15 K

（20℃）として⊿h1，⊿h2，⊿h2’，⊿h3をREFPROPで求め，プレブースト圧力P2との関係を図9各図に示す．

Fig.8 Mollier diagram of Propane (R290)

図9(a)で，⊿h1はP2とリニアな関係にあり，液状態で昇圧するため小さいエンタルピー量で超臨界圧に達する．

図9(b)で，⊿h2はP2が10数MPa付近までリニアに以降は緩やかに減少し，図4(a)及び(b)のとおり，P2=42.1 MPaで

(11)

M3のエンタルピーは上昇に転じるが，M2のエンタルピーがそれ以上に上昇するため，⊿h2は減少し続ける．同様に，図9(c)で，P2の上昇に伴い⊿h2’も減少し続ける．⊿h3は，再熱多段膨張タービンのエンタルピー差が各点のFlow Exergy差と近似するため，図4(b)において気液境界線との関係から，基準状態（Reference state）を T=250 K，各P4とし，P2とP5（≒P4）の組み合わせでFlow Exergyを求めると，図9(d)となる．

(a)Process Ⅰ [⊿h1=⊿h(M1M2)] (b)Process Ⅱ [⊿h2=⊿h(M2M3)]

(c) Process Ⅱ’[⊿h2’=⊿h (M2M2’)] (d) Process Ⅲ [⊿h3=⊿h(M3M4)]

Fig.9 Enthalpy of each process of LSG.

次に，図9を基に，式（3’）から，β(LPG)=0.150及びβ(MFR)=0.202のWtotal’を求め図10各図に示す．図10(a) のRankine(LPG) + LSG，図10(b)のRankine(MFR) + LSGもともに，発電力Wtotal’はガス送出圧力P5（≒P4）とは関係なく，P2=7.5 MPaで最大値を示した．LPGとMFRともにプロセスⅠとⅢは同じであるが，プロセスⅡ’は温度エクセルギーを利用するLNG温度域の条件が，LPG：-162→-42℃，MFR：-162→-30℃と異なるため，利用する中間媒体によりプロセスⅡ’の影響が出るが，LPGと本MFR組成では，Wtotal’が最大値となる条件は同じ P2=7.5 MPaとなった．LNG液昇圧ポンプ効率（α）と発電タービン効率（γ）が変われば，当然，Wtotal’が最大値となる気化圧力P2値は変動するが，ほぼ7～8 MPaの超臨界圧となる．以上より，Wtotal’が最大値となる条件は，中間媒体を決めれば，一定のプレブースト圧力（P2）により，一義的に定まる． 0 20 40 60 80 100 0 10 20 30 40 ⊿ h 1 (k J/ k g ) P2(MPa) Adiabatic compression

Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST). Entropy reference state

s= -0.0289(kJ/kg) -100 100 300 500 700 900 0 10 20 30 40 50 ⊿ h 2 (k J/ k g ) P2(MPa) M2 M3 ⊿h2=⊿h(M2M3) Min(M3)=602.09kJ/kg P2=42.1MPa T(M3)=293.15K Isobaric process 0 100 200 300 400 500 600 0 10 20 30 40 ⊿ h 3 (k J/ k g ) P2(MPa) 0.2 0.5 1.1 2.1 3.1 P5：Supply pressure (MPa) Isobaric process Adiabatic expansion P2(MPa) -100 100 300 500 700 900 0 10 20 30 40 ⊿ h 2 ' (k J/ k g ) M2 M2'(LPG) ⊿h2'(M2M2'(LPG)) M2'(MFR) ⊿h2'(M2M2'(MFR)) Min(M2’(MFR))=439.34kJ/kg P2=31.1MPa T(M2’)=243.15K Isobaric process Min(M2’(LPG))=398.95kJ/kg P2=28.1MPa T(M2’)=231.15K 11

(12)

(a) β(LPG)=0.150 case (b) β(MFR)=0.202 case

(a’) β(LPG)=0.150 case (Enlarged view) (b’) β(MFR)=0.202 case (Enlarged view) Fig.10 Power generation per unit of LSG. Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST).

3・2 LSG の発電原単位

図 10 を基に，発電原単位 Wtotal’とガス送出圧力 P5（≒P4）の関係に展開して，図 11 各図に示すと，図 9(b)，(c) において P2=10MPa 前後まで⊿h2，⊿h2’が急減し，入れ替わって図 9(d)では⊿h3 は急増するため，図 11(a)，(b)で P5=2.5～3.0 MPa 以下あたりの条件が，経済上実用可能な発電原単位となる．図 11(a)に，表 2 の 4 番の Rankine(R23)方式と直接膨張方式を併用する Kitakyusyu 例（P2=5.1 MPa，P5=1.0 MPa，W=226 kJ/kg）を照合すると，LSG 方式を採用し P2=5.1→7.5 MPa に変更すれば，原単位が 235 kJ/kg と約 4%上昇する．（本計算では液昇圧電力を減算しているため 4％以上となる）また，T3=20℃の場合，図 11(a)の Rankine(LPG)+LSG では (P5，Wtotal’)=(2.1，167)，(0.5，302)，(0.2，391)，図 11(b)の Rankine(MFR)+LSG では(P5，Wtotal’)=(2.1，208)， (0.5，344)，(0.2，433)となり，最大で冷熱エクセルギー936 kJ/kg の約 42～46%を電力として回収できる．例えば，ガス送出圧力 P5= 2.1 MPa の場合，発電原単位は 167～208 kJ/kg となり，Rankine (LPG) cycle 単独方式に比べ 186～231%となる．さらに，海水以外の温水等の気化加熱源があり T3=50℃の場合，原単位は数%上昇する．以上より，ガス送出圧力が低くなると，発電原単位（冷熱エクセルギー回収量）は急速に大きくなるため，例えば，国内に 40 数基ある LNG 小規模基地は大半 1MPa 未満の低圧力送出のため，マイクロ蒸気タービン又はスクリューによるマイクロバイナリー発電などの高効率・小型 LSG の開発が期待される． 50 100 150 200 250 300 350 400 450 0.0 2.0 4.0 6.0 8.0 10.0 W to tal ' (k J/ k g ) P2(MPa) 0.2 0.5 1.1 2.1 3.1 P5: Supply Pressure (MPa) 50 100 150 200 250 300 350 400 450 0.0 2.0 4.0 6.0 8.0 10.0 W to tal ' (k J/ k g ) P2(MPa) 0.2 0.5 1.1 2.1 3.1 Wtotal’(Max):P2=7.5MPa 7.5 P5: Supply Pressure (MPa) Wtotal’(Max):P2=7.5MPa 7.5 388 389 390 391 392 6.0 7.0 8.0 9.0 10.0 W to tal ' (k J/ k g ) P2(MPa) P5=0.2MPa case 429 430 431 432 433 434 6.0 7.0 8.0 9.0 10.0 W to tal ' (k J/ k g ) P2(MPa) P5=0.2MPa case 7.5 7.5 12

(13)

(a) Rankine (LPG) + LSG

(b) Rankine (MFR) + LSG

Fig.11 The overall performance of Rankine cycle + LSG

図 11 を基に，LSG の年間発電量及び年間発電ベネフィットを，LNG 気化量 60 t/h，加熱源温度 T3＝20℃，年間平均稼働率 90%，電力単価 22 円/kWh（平成 27 年度の陸上風力発電の買取価格）として求め，表 3 に示す．

Table 3 Annual power generation and Annual benefits of LSG No. Gas supply

Pressure (MPa)

Power generation per unit (kJ/kg) [Exergy efficiency (%)]

Annual usage of LNG (t)

Annual power generation (MWh) Annual benefits (million yen) LPG+LSG MFR+LSG LPG+LSG MFR+LSG LPG+LSG MFR+LSG 0 100 200 300 400 500 0.0 1.0 2.0 3.0 4.0 5.0 Wtotal' γ⊿h3 β⊿h2 ⊿h1/α P5（≒P4）(MPa) Po w er g en erat io n p er u n it W to tal ' (k J/ k g ) P2=7.5MPa，T3=293.15K Rankine(LPG) + LSG Po w er g en erat io n p er u n it W to tal ' (k W h /t ) 100 50 0 Practical area Kitakyusyu 0 100 200 300 400 500 0.0 1.0 2.0 3.0 4.0 5.0 Wtotal' γ⊿h3 β⊿h2 ⊿h1/α P5（≒P4）(MPa) Po w er g en erat io n p er u n it W to tal ' (k J/ k g ) P2=7.5MPa，T3=293.15K Rankine(MFR) + LSG Po w er g en era ti o n p er u n it W to ta l' (k W h /t ) 100 50 0 Practical area

Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST). Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST).

(14)

© 2016 The Japan Society of Mechanical Engineers [DOI: 10.1299/transjsme.15-00581] 1 0.2 391 [42] 433 [46] 473,040 51,377 56,896 1,130 1,252 2 0.3 352 [38] 393 [42] ↑ 46,253 51,640 1,018 1,136 3 0.4 324 [35] 365 [39] ↑ 42,574 47,961 937 1,055 4 0.5 302 [32] 344 [37] ↑ 39,683 45,070 873 992 5 0.6 285 [30] 326 [35] ↑ 37,449 42,836 824 942 6 0.7 270 [29] 311 [33] ↑ 35,478 40,865 781 899 7 0.8 257 [27] 298 [32] ↑ 33,770 39,157 743 861 8 0.9 246 [26] 287 [31] ↑ 32,324 37,712 711 830 9 1.1 227 [24] 268 [29] ↑ 30,748 36,266 656 798 10 2.1 167 [18] 208 [22] ↑ 29,828 35,215 483 775 11 3.1 133 [14] 174 [19] ↑ 21,944 27,331 384 601 12 4.1 109 [12] 150 [16] ↑ 17,476 22,864 315 503 13 5.1 92 [10] 133 [14] ↑ 14,323 19,710 266 434 4. 超臨界流体の諸問題 4・1 定圧比熱の上昇超臨界流体は液体と気体が共存する状態がなく，液相気相が区別されないが，液体的物性から気体的物性に急変し定圧比熱（Cp）が極大値となる擬臨界温度（Tpc）がある．これは臨界圧力未満にある飽和域の「名残り」（山下，2012）ともいわれる．本 LNG 組成例の Cp は，図 12 のとおり，Cricondenbar = 7.6316 MPa を超える P=7.7 MPa で Cp の極大値がみえ，昇圧に伴い極大値は小さくなる．また，気液混合相が生じる Cricondenbar 未満の圧力では，Cp は「Undefined」と定義できない．したがって，図 4(a) (b)及び図 9(b) (c)から，昇圧に伴い， LNG 気化の必要エンタルピー量は，Cricondenbar 未満では蒸発潜熱などの縮小により減少し，Cricondenbar を超えても同様に減少し続け，超臨界流体の Cp 極大化の影響は小さくなる．また，気化プロセスの流路方向に温度上昇場面では，Cp は∫Cp(T)dT として作用するため，熱交換器の伝熱面積への影響は限定的と考えられる．

Fig.12 LNG of specific heat at constant pressure 4・2 LNG 気化圧力とエクセルギーバランス

図 2 を基に，LNG 組成例で気化圧力毎の圧力エクセルギーと温度エクセルギーのバランスを図 13(a)に示す．左上の起点の LNG 液（T=111K）の Flow Exergy の微少変化は LNG 昇圧による増加分である．C を基準点とす

る A と B の Flow Exergy は，Exergy(A) = HA - HC - TC(SA - SC)，Exergy(B) = HB - HC - TC(SB - SC)から，Exergy(A) -

Exergy(B)= HA - HB -TC(SA - SB) = 971 – 596 = 375 kJ/kg となり，B を基準点とする Exergy(A)と同値となる． 2 4 6 8 10 160 180 200 220 240 260 280 300 6 7 7.7 9 10 15 Cp (k J/ k g -K) Temperature (K) Presssure (MPa) Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST)

Undefined

Undefined Tpc

(15)

したがって，式（1）のとおり，T=111→293 K のプロセスで，LNG の気化圧力毎にガス送出圧力分と冷熱利用分のエクセルギー配分が，図 13(a)でわかる．同一基準点の範囲内において，エクセルギーは保存量となる．

また，図 13(a)の P=0.1013 MPa の場合で，温度を広げて Flow Exergy をみると図 13(b)となり，LNG 冷熱エクセルギーは液化が始まる T=195 K 以下で大きくなり，完全に液化される T=113 K 以下で急増する．基準温度 T=293 K 以上の高温側の NG に比べると低温側の Flow Exergy の大きさから，冷熱が仕事を行う能力が高く，機械工学便覧に「-160℃顕熱のもつ熱量当たりのエクセルギーの比率は 1200℃顕熱のそれと同等である」とされることは，図 13(b)の LNG Flow Exergy が示すとおり，冷熱のエクセルギー率（ζ）が高いことがわかる．そし

て，LNG Flow Exergy の増大は，図 13(c)から Flow Exergy=h-h0-T0(s-s0) において，|T0(s-s0)| 値の増大による．

Fig.13 (a) Flow Exergy and Exergy available amount in the LNG vaporized pressure

Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST) Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST)

Fig.13 (b) LNG Flow Exergy of each gas temperature Fig.13 (c) Relation of Flow Exergy，Enthalpy and Entropy 0 200 400 600 800 1000 100 150 200 250 300 Fl o w E x erg y (k J/ k g ) Temperature (K) 10.1013 7.1013 4.1013 3.1013 2.1013 1.1013 0.1013

For gas supply pressure

Vaporized pressure (MPa)

Exergy reference state: T0=293.15 (K)

P0=0.1013 (MPa)

For cold energy utilization Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST)

A(P ,T ,Exergy) = (10.1,111,971) ;TC B= (10.1,293,596) ;TC A(P ,T ,Exergy) = (10.1,111,375) ;TB C= (0.1,293,0) ;TC 0 200 400 600 800 1000 100 200 300 400 500 600 Fl o w E x erg y (k J/ k g ) T(K） P=0.1013 P=2.1013 -2000 -1500 -1000 -500 0 500 1000 100 200 300 400 500 600 Fl o w E x erg y (k J/ k g ) T(K) Flow Exergy ⊿h T0⊿s

Exergy reference state: T₀=293.15 K P₀=0.1013 MPa

Exergy reference state: T₀=293.15 (K) P₀=0.1013 (MPa) T=195K T=113K T=170K T=239K

Vaporized pressure (MPa)

P=0.1013 MPa case

(16)

© 2016 The Japan Society of Mechanical Engineers [DOI: 10.1299/transjsme.15-00581] 4・3 MFR の効果 Rankine (MFR)は，①LNG と MFR の熱交換時の温度差を小さくすること，②MFR の液とガスの自己熱交換により MFR と加熱源の温度差を小さくすることで効率化され（中田，1982），MFR 組成は LNG 組成で決まる．東京ガス：TG（中田，1982）の MFR 組成例の物性値を PEFPROP で求めると，

Components: methane/ethane/propane/butane，Mole fraction: 0.30/0.50/0.15/0.05

Molar mass: 29.368 (kg/kmol)，Critical Point: 309.55 (K), 7.2477 (MPa), 225.13 (kg/m3₎

東京電力：TE（細谷，1984）の MFR 組成例の物性値は，

Components: methane/ethane/propane/butane，Mole fraction: 0.50/0.35/0.10/0.05

Molar mass: 25.861 (kg/kmol)，Critical Point: 281.17 (K), 7.128 (MPa), 218.36 (kg/m3₎

となり，これを使用して，本 LNG 組成例と T-h 線図で比較し，図 14(a)に示す．

(a) P ≦ Critical Pressure (b) Critical Pressure ＜ P Fig.14 T-h diagram of LNG and MFR. Calculated by REFPROP (Version9.1, NIST)

非共沸混合冷媒は，気体から液体に相変化する等圧過程でも温度変化（温度すべり）するため，LNG との温度差⊿T を極力小さく保って MFR の飽和気化温度を少し高く設定すれば，温度差⊿T が小さくなりエクセルギー損失が小さくなるため，冷凍プロセスのローレンツサイクルと同様に高効率となる．また，NG 液化プロセスでカスケード液化方式はプロパン，エタン，メタン等の冷媒を順に使用し NG を液化するのに対して，混合冷媒の MCR 液化方式は上記と同様の理由で熱効率が高い．しかし，MFR は LNG との⊿T が小さいため，LNG 流量低下時の安定性の悪化，与受熱間流体の温度差が接近するピンチポイントなど運転制御の難しさの課題がある．一方，LNG 超臨界圧の気化曲線は，図 14(b)のとおり T-h 線が直線化するため，LNG 気化曲線と近接し⊿T が小さくエクセルギー損失の少ないより効率的な MFR 中間媒体を選択できる可能性がある． 5. 超臨界圧冷熱利用システムの応用と展望（1）電力バリューチェーン LSG により，外国産地の NG 液化電力（低価格電力）を消費地の電力（高価格電力）として効率的に回収利用できるため，LNG 輸送タンカーは LNG と液化電力を輸送している．LNG 輸送タンカーと LSG のシステムを構成すれば，LNG 輸送タンカーを「LNG キャリア」及び「電力キャリア」として，LNG 産地（上流）と消費地（下流）間の電力バリューチェーンのビジネスモデルを提供できる．（2）電力貯蔵 LNG タンク LSG により，LNG 貯蔵タンクは電力貯蔵所の価値が生まれ，例えば，25 万 kℓの LNG タンクで約 98 TJ 100 150 200 250 300 -200 0 200 400 600 800 1000 T em p erat u re (K ) h (kJ/kg) LNG P=4.0 LNG P=6.0 TG(MFR) P=1.0 TE(MFR) P=1.0 100 150 200 250 300 -200 0 200 400 600 800 1000 T em p erat u re (K ) h (kJ/kg) LNG P=4.0 LNG P=7.7 LNG P=10.0 Operating Pressure (MPa) Operating Pressure (MPa) 16

(17)

© 2016 The Japan Society of Mechanical Engineers [DOI: 10.1299/transjsme.15-00581] [T=1012_{]の冷熱エクセルギーがあり，電力として回収できる．貯蔵タンクと LSG のシステムを構成すれば，} LNG 貯蔵タンクを「LNG 貯蔵所」及び「電力貯蔵所」とするビジネスモデルを提供でき，消費ピーク電力の平準化や災害時の非常用電源などとして活用できる．（3）エネルギー・ゼロ・エミッション事業 LSG の発電電力を自己託送（電気事業法改正により発電地以外で電力消費が可能）すれば，事業者の全地域の消費電力を自給でき，LSG は「エネルギー・ゼロ・エミッション事業」ビジネスモデルを提供できる．また，LSG と BOG（Boil-Off Gas）再液化設備のシステムを構成し，BOG を夜間電力で液化し，昼間に LSG で電力を取り出せば，「昼夜間ピーク電力平準化」などのビジネスモデルを提供できる． 6. 結語（1）本システムは既存の水蒸気の超臨界圧発電を，2 流体サイクルを利用して極低温流体に適用したもので，圧力エクセルギーを経由することで，冷熱エクセルギーを逆カスケード利用して，高効率に電力へ変換している．すなわち，極低温流体は冷熱エクセルギー率（ζ）が高く，単に，温度エクセルギーとして評価するのではなく，圧力エクセルギーとしても評価し，「温度エクセルギーと圧力エクセルギーのバランス」を見直すことにより，再びガス化する際に，より高率的に冷熱エクセルギーを電力として回収できる．その理由は，圧力エクセルギーの方が温度エクセルギーよりもエクセルギー効率（ε）が高いためである．また，ＬＮＧ冷熱発電の 2 流体プロセスで，従来，最大発電効率点を決める 2 次タービンの入口ガス圧力の存在が指摘されていたが，特定されていなかったものを，エクセルギー解析により特定した．（2）従来，ガス送出圧力が低い場合に冷熱発電が適用可能とされたが，液化ガスの超臨界圧気化を利用すれば，高効率に冷熱エクセルギーを電力として回収できる．また，ガス送出圧力は 2 次タービン出口圧力の調節により設定できるため，冷熱発電の適用範囲が広がる．その際，液化ガス組成，加熱源温度（T3）及びガス送出圧力（P5）の 3 条件を決めれば，最大発電効率点の存在を特定し，最大点の運転条件は，LNG 気化圧力 P2 （≒P3：2 次発電タービン入口圧力）により，一義的に決まる．LSG を概観すれば，液化ガスへの小さなポンプ電力の投入により大きな発電力を得られるのは，冷熱エネルギーが電力に変換されているためである．（3）石油・天然ガスレビュー（JOGMEC，2014）によれば，天然ガスパイプラインの最大輸送圧力は 20 数 MPa で運用され，ガス田の噴出圧力などを利用して，超臨界圧で天然ガスの輸送が行われている． LSG の冷熱発電ベネフィットは，冷熱発電原単位図と表（図 11，表 3）で概略予想でき，加えて，再生可能エネルギー導入の補助金があれば，コスト・ベネフィットのバランスは大きく改善するため，実機設計において超臨界流体の臨界発散の課題を解決し，冷熱エネルギー回収の検討が広がることを期待する．また，LSG の効率は温度エクセルギー利用プロセス（プロセスⅡ）の効率に依存するため，例えば， Rankine cycle の中間媒体物質の検討，その他の温度エクセルギー回収率の高い熱利用サイクルの開発により，LNG や LH2などで，産地と消費地間の電力バリューチェーンによるエネルギー有効利用を期待する．（4）最後に，LSG は「燃料不要の発電装置」で，CO2フリー・カーボンプライシングフリーであり，近年，大気中の温暖化ガスの増加に対し，再生可能エネルギーの活用は地球温暖化防止の環境保全の視点での検討も必要である．未利用の LNG 冷熱（41.7 PJ，表 1）を全量電力に変換できれば，温室効果ガス排出係数（0.579 kg-CO2/kWh，環境省）より CO2を年間約 67 万トン削減できる．また，パイプラインによる NG 供給は液化電力が不要な点で有利だが，LNG 利用は今後も我国のエネルギー安全保障の点から需要がある．略号及び主な用語

Table 4 Abbreviations and Key terms

Abbreviations Original language Japanese translation

- Adiabatic compression 断熱圧縮

- Adiabatic expansion 断熱膨張

- Air separation 空気分離

(18)

BOG Boil-Off Gas ボイルオフガス

- BOG re-liquefaction BOG 再液化

- Cold energy power generation 冷熱発電

- Cold storage 冷蔵

CAPEX Capital Expenditure 資本コスト

CP Critical Point 臨界点

Cp Specific heat at constant pressure 定圧比熱 (kJ/kg-K)

- Cricondenbar クリコンデンバール；最高凝縮圧力

- Cricondentherm クリコンデンターム；最高凝縮温度

- Entropy reference state エントロピー基準状態

- Exergy reference state エクセルギー基準状態

- Flow Exergy 開放系エクセルギー (kJ/kg)

- Isobaric process 等圧プロセス

- Joule–Thomson Throttling ジュール・トムソン絞り

- Liquefied carbon dioxide production 液化炭酸製造

LNG Liquefied Natural Gas 液化天然ガス

LPG Liquefied Petroleum Gas 液化石油ガス

LSG Liquefied gas Supercritical pressure cold energy power Generation system

液化ガスによる超臨界圧冷熱発電システム

MCR Multi Component Refrigerant 混合冷媒方式（LNG 液化プロセス）

MFR Multicomponent Fluid Rankine-cycle 混合冷媒式ランキンサイクル

NG Natural Gas 天然ガス

NIST National Institute of Standards and Technology アメリカ国立標準技術研究所

- Precooling 予冷

h Specific Enthalpy 比エンタルピー (kJ/kg)

OPEX Operating Expense 操業コスト

ORV Open Rack type LNG Vaporizer オープンラック式 LNG 気化器

P1 - 貯蔵タンク LNG 圧力 (MPa)

P2 - プレオーバーブースト LNG 圧力 (MPa)

P3 - 2 次タービン入口 NG 圧力 (MPa)

P4 - 2 次タービン出口 NG 圧力 (MPa)

P5 - ガス送出圧力 (MPa)

- Power generation per unit 発電原単位 (kWh/t)，(kJ/kg)

Qin - 高温側サイクルへの海水入熱 (kJ)

Qin1 - 低温側サイクルへの海水入熱 (kJ)

Qin2，Qin3 - 低温側サイクルへの海水再熱 (kJ)

Qout - 高温側サイクルの凝縮潜熱 (kJ)

REFPROP REFerence fluid PROPerties レフプロップ（物性推算ソフトウエア）

s Specific Entropy 比エントロピー (kJ/kg-K)

STV Shell and Tube type LNG Vaporizer シェルアンドチューブ式 LNG 気化器

- Subcooling 過冷却

Tpc Pseudo critical temperature 擬臨界温度 (K)

W1 Work -1 ランキンサイクル発電力 (kW)

W2 Work -2 直接膨張プロセス発電力 (kW)

Wtotal Work -total 合計発電力 (kW)

α - LNG ポンプ効率 (%)

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β - ランキンサイクル効率 (%)

γ - NG タービン効率 (%)

ε Exergy efficiency = Output Exergy / Input Exergy エクセルギー効率（回収率）(%) ζ Exergy rate = Exergy / Total energy エクセルギー率 (%)

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