CN111108178A - 使用卡林那循环的天然气凝液分馏装置废热向冷却能力的转化 - Google Patents

使用卡林那循环的天然气凝液分馏装置废热向冷却能力的转化 Download PDF

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阿克拉姆·哈米德·穆罕默德·卡迈勒
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Abstract

使用卡林那循环的天然气凝液分馏装置废热向冷却能力的转化的某些方面可以作为系统实施，所述系统包括废热回收换热器，所述废热回收换热器用于通过与在天然气凝液分馏装置中的热源的交换来加热缓冲流体物流。所述系统包括卡林那循环能量转化系统，其包括：一个或多个第一能量转化换热器，所述一个或多个第一能量转化换热器用于通过与经加热的缓冲流体物流的交换来加热工作流体的第一部分；分离器，所述分离器用于接收经加热的工作流体并且输出工作流体的蒸气物流和工作流体的液体物流；以及冷却子系统，所述冷却子系统包括：第一冷却元件，所述第一冷却元件被配置成使所述工作流体的蒸气物流冷凝；和第二冷却元件，所述第二冷却元件被配置成通过与所述工作流体的经冷凝的蒸气物流的交换来冷却来自所述天然气凝液分馏装置的过程流体物流。

Description

使用卡林那循环的天然气凝液分馏装置废热向冷却能力的 转化
优先权要求
本申请要求2017年8月8日提交的名称为“利用从天然气凝液分馏装置回收的废热”的美国申请序列号62/542,687和2017年12月14日提交的名称为“使用卡林那循环的天然气凝液分馏装置废热向冷却能力的转化”的美国申请号15/842,478的优先权，其完整内容通过引用结合到本文中。
技术领域
本公开内容涉及运行工业设施，例如，天然气凝液分馏装置或包括运行产生热量的装置例如天然气凝液分馏装置的其他工业设施。
背景
天然气凝液(Natural gas liquid)(NGL)过程是在石油精炼厂中用于将天然气转化为产物，例如，液化石油气(LPG)、汽油、煤油、喷气燃料、柴油、燃料油和这类产物的化工过程和其他设施。NGL设施是涉及许多不同加工单元和辅助设施例如公共设施单元、储罐和这类辅助设施的大型工业联合装置。各个精炼厂都可以具有例如由精炼厂位置、所需产物、经济考虑或这类因素决定的其自身独特的精炼过程的布置和组合。被实施以将天然气转化为产物如先前列举的那些的NGL过程可以产生可能不被再利用的热量，和可能污染大气的副产物，例如温室气体(GHG)。据信，世界环境已经受部分由于GHG释放到大气中造成的全球变暖负面影响。
概述
本说明书描述了关于由天然气凝液(NGL)分馏装置中的废热的冷却能力产生、发电或饮用水生产的技术。
本公开内容包括以下具有其相应缩写的度量单位中的一种或多种，如表1中所示：
度量单位 缩写
摄氏度 ℃
兆瓦 MW
一百万 MM
英热单位 Btu
小时 h
磅/平方英寸(压力) psi
千克(质量) Kg
秒 S
立方米/天 m<sup>3</sup>/天
华氏度 F
表1
一个示例实施方式包括一种系统。所述系统包括废热回收换热器，所述废热回收换热器被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的热源的交换来加热缓冲流体物流。所述系统包括卡林那循环能量转化系统，其包括：一个或多个第一能量转化换热器，所述一个或多个第一能量转化换热器被配置成通过与经加热的缓冲流体物流的交换来加热工作流体的第一部分；分离器，所述分离器被配置成接收经加热的工作流体并且输出工作流体的蒸气物流和工作流体的液体物流；以及冷却子系统，所述冷却子系统包括：第一冷却元件，所述第一冷却元件被配置成使所述工作流体的蒸气物流冷凝；和第二冷却元件，所述第二冷却元件被配置成通过与所述工作流体的经冷凝的蒸气物流的交换来冷却来自所述天然气凝液分馏装置的过程流体物流。
在可与示例实施方式结合的一个方面，冷却子系统被配置成为天然气凝液分馏装置产生至少350MM Btu/h的冷却能力。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第二冷却元件被配置成冷却从天然气凝液分馏装置中的脱乙烷塔输出的乙烷气体。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第二冷却元件包括热负荷为300MM Btu/h至500MMBtu/h的激冷器(chiller)。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第一冷却元件包括热负荷为400Btu/h至600Btu/h的冷却器。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第一冷却元件包括阀门。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，阀门被配置成将工作流体冷凝到4巴至5巴的压力和30°F至50°F的温度。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，能量转化系统包括泵，所述泵被配置成将工作流体泵至11巴至12巴的压力。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第一能量转化换热器包括：热负荷为100MM Btu/h至200MM Btu/h的能量转化换热器，和热负荷为400MM Btu/h至约500MMBtu/h的能量转化换热器。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第一能量转化换热器被配置成将工作流体的第一部分加热到160°F至180°F的温度。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第一能量转化换热器被配置成加热工作流体的第一部分。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，卡林那循环能量转化系统包括一个或多个第二能量转化换热器，所述一个或多个第二能量转化换热器被配置成通过与工作流体的液体物流的交换来加热工作流体的第二部分。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，分离器被配置成接收工作流体的经加热的第一部分和第二部分。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第二能量转化换热器被配置成通过与经加热的缓冲流体物流的交换来加热工作流体的第二部分。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第二能量转化换热器包括：热负荷为150MM Btu/h至250MMBtu/h的换热器，和热负荷为300MM Btu/h至约400MM Btu/h的换热器。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第二能量转化换热器被配置成将工作流体的第二部分加热到160°F至180°F的温度。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，系统包括涡轮机，所述涡轮机被配置成由工作流体的液体物流发电。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第二涡轮机被配置成产生至少0.1MW的电力。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第二涡轮机包括高压回收涡轮机。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，所述系统包括储罐。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，缓冲流体物流从储罐流过废热回收换热器，流过卡林那循环能量转化系统，并且流回到储罐。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的丙烷脱水器输出的丙烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔输出的C5+塔底产物的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔输出的丁烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的丁烷脱水器输出的丁烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的脱戊烷塔输出的戊烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的ADIP发生器输出的酸性气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的ADIP发生器输出的贫ADIP的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置的脱色段中的预闪蒸罐输出的轻质NG组分的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从在天然气凝液分馏装置中的脱色塔输出的NG气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的压缩丙烷的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的干燥乙烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的RVP塔输出的戊烷气体的交换来加热缓冲流体物流。
一个示例实施方式包括一种方法。经由废热回收换热器通过与天然气凝液分馏装置中的热源的交换来加热缓冲流体物流。通过以下方式在卡林那循环能量转化系统中发电：经由一个或多个第一能量转化换热器通过与经加热的缓冲流体物流的交换来加热工作流体；在分离器中将经加热的工作流体分离为工作流体的蒸气物流和工作流体的液体物流；使工作流体的液体物流冷凝；和通过与工作流体的经冷凝的蒸气物流的交换来冷却天然气凝液分馏装置中的过程流体物流。
该方面和其他方面可以包括以下特征中的一种或多种。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，冷却子系统被配置成为天然气凝液分馏装置产生至少350MM Btu/h的冷却能力。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第二冷却元件被配置成冷却从天然气凝液分馏装置中的脱乙烷塔输出的乙烷气体。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第二冷却元件包括热负荷为300MM Btu/h至500MM Btu/h的激冷器。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第一冷却元件包括热负荷为400Btu/h至600Btu/h的冷却器。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第一冷却元件包括阀门。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，阀门被配置成将工作流体冷凝到4巴至5巴的压力和30°F至50°F的温度。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，能量转化系统包括泵，所述泵被配置成将工作流体泵至11巴至12巴的压力。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第一能量转化换热器包括：热负荷为100MM Btu/h至200MM Btu/h的能量转化换热器，和热负荷为400MM Btu/h至约500MM Btu/h的能量转化换热器。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第一能量转化换热器被配置成将工作流体的第一部分加热到160°F至180°F的温度。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第一能量转化换热器被配置成加热工作流体的第一部分。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，卡林那循环能量转化系统包括一个或多个第二能量转化换热器，所述一个或多个第二能量转化换热器被配置成通过与工作流体的液体物流的交换来加热工作流体的第二部分。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，分离器被配置成接收工作流体的经加热的第一部分和第二部分。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第二能量转化换热器被配置成通过与经加热的缓冲流体物流的交换来加热工作流体的第二部分。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第二能量转化换热器包括：热负荷为150MM Btu/h至250MM Btu/h的换热器，和热负荷为300MMBtu/h至约400MM Btu/h的换热器。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，一个或多个第二能量转化换热器被配置成将工作流体的第二部分加热到160°F至180°F的温度。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，系统包括涡轮机，所述涡轮机被配置成由工作流体的液体物流发电。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第二涡轮机被配置成产生至少0.1MW的电力。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，第二涡轮机包括高压回收涡轮机。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，所述系统包括储罐。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，缓冲流体物流从储罐流过废热回收换热器，流过卡林那循环能量转化系统，并且流回到储罐。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的丙烷脱水器输出的丙烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔输出的C5+塔底产物的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔输出的丁烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的丁烷脱水器输出的丁烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收换热器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的脱戊烷塔输出的戊烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的ADIP发生器输出的酸性气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的ADIP发生器输出的贫ADIP的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置的脱色段中的预闪蒸罐输出的轻质NG组分的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的脱色塔输出的NG气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的压缩丙烷的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的干燥乙烷气体的交换来加热缓冲流体物流。在可与前述方面中的任一项结合的另一个方面，废热回收交换器被配置成通过与从天然气凝液分馏装置中的RVP塔输出的戊烷气体的交换来加热缓冲流体物流。
本说明书中描述的主题的一种或多种实施方式的细节在附图和详细说明书中给出。根据该说明书、附图和权利要求书，所述主题的其他特征、方面和优点将变得明显。
附图简述
图1A是一种低级废热回收系统的图。
图1B是一种基于卡林那循环的废热-冷却转化装置的图。
图1C是NGL分馏装置的丙烷脱水器段的图。
图1D是NGL分馏装置的脱丁烷塔段的图。
图1E是NGL分馏装置的丁烷脱水器段的图。
图1F是NGL分馏装置的脱戊烷塔段的图。
图1G是NGL分馏装置的溶剂再生段的图。
图1H是NGL分馏装置的天然汽油脱色段的图。
图1I是NGL分馏装置的丙烷罐回收段的图。
图1J是NGL分馏装置的丙烷产物制冷段的图。
图1K是NGL分馏装置的丙烷产物过冷段的图。
图1L是NGL分馏装置的乙烷生产段的图。
图1M是天然汽油蒸气段的图。
详述
NGL装置
气体加工装置可以通过将常见污染物如水、二氧化碳和硫化氢移除来纯化原料天然气或原油生产相关气体(或两者)。污染天然气的物质中的一些具有经济价值并且可以加工或销售或两者。在分离可作为销售气体用于家用和发电的甲烷气后，液相中的剩余烃混合物被称为天然气凝液(NGL)。将NGL在分开的装置中或者有时在同一气体加工装置中分馏为乙烷、丙烷和更重的烃，以用于在化学和石化以及运输行业中的多种用途。NGL分馏装置使用以下过程或段(section)：分馏，产物处理，和天然汽油加工。分馏过程或段可以包括热源(通常也称为物流)，包括但不限于：丙烷冷凝器、丙烷制冷剂冷凝器、石脑油冷却器、脱戊烷塔冷凝器、胺-二异丙醇(ADIP)冷却器、发生器塔顶(OVHD)冷凝器、里德蒸气压(RVP)塔冷凝器、脱丙烷塔冷凝器、脱丁烷塔冷凝器或它们的组合。产物处理过程或段可以包括以下非限制性热源：丙烷脱水器冷凝器、丁烷脱水器冷凝器、丙烷冷凝器、气冷冷凝器、制冷气体冷却器和丁烷冷凝器或它们的组合。天然汽油加工过程或段可以包括但不限于：天然汽油(NG)闪蒸蒸气冷凝器、NG脱色塔冷凝器或它们的组合。
分馏段
分馏是将天然气的不同组分分离的过程。分离是可能的，因为各组分具有不同的沸点。在低于特定组分的沸点的温度，该组分冷凝成液体。也可以通过提高压力来提高组分的沸点。通过使用在不同压力和温度下运行的塔，NGL分馏装置能够从NGL分馏进料分离乙烷、丙烷、丁烷、戊烷或它们的组合(在有或没有更重的相关烃的情况下)。脱乙烷从C2+NGL分离乙烷，其中C2是指含有两个碳原子的分子(乙烷)，并且其中C2+是指含有具有两个以上碳原子的分子的混合物，例如，含有C2、C3、C4、C5的NGL可以缩写为“C2+NGL”。脱丙烷和脱丁烷分别从C3+NGL和C4+NGL分离丙烷和丁烷。因为较重的天然气的沸点更加彼此接近，所以相比于较轻的天然气，这样的气体可能更难以分离。另外，较重组分的分离速率低于相对较轻组分的分离速率。在一些情形下，NGL分馏装置可以例如在脱乙烷塔中采用约45个蒸馏塔板，在脱丙烷塔中采用约50个塔板，并且在脱丁烷塔中采用约55个塔板。
分馏段可以接收来自气体装置的含有C2+NGL的原料气(所述气体装置是调节原料气并且使其脱硫的上游装置)，并且产生作为最终产物的销售气体，如C1/C2混合物，其中C1为约90％。可以在NGL分馏装置中进一步加工来自气体装置的C2+NGL以进行C2+回收。进料从进料计量或缓冲(surge)单元计量(或两者)流动到三个分馏模块，即脱乙烷模块、脱丙烷模块和脱丁烷模块，之后描述其中的每一个。
脱乙烷塔模块(或脱乙烷塔)
将C2+NGL在进入脱乙烷塔进行分馏之前预热。分离出的乙烷作为塔顶气体离开该塔。通过闭环丙烷制冷系统使乙烷气体冷凝。乙烷在被冷却和冷凝后是气体和液体的混合物。将液体乙烷分离并且作为回流泵送回塔的顶部。将乙烷气体在节能器中升温，然后送至用户。来自脱乙烷塔再沸器的塔底产物是C3+NGL，其被送至脱丙烷塔模块。
脱丙烷塔模块(或脱丙烷塔)
来自脱乙烷塔模块的C3+NGL进入脱丙烷塔模块以进行分馏。分离出的丙烷作为塔顶气体离开该塔。使用冷却器使气体冷凝。将丙烷冷凝液收集在回流罐中。将液体丙烷中的一些作为回流泵送回塔。将丙烷的其余部分处理或作为未处理的产物送至用户。然后将来自脱丙烷塔再沸器的塔底产物C4+送至脱丁烷塔模块。
脱丁烷塔模块(或脱丁烷塔)
C4+进入脱丁烷塔模块以进行分馏。分离出的丁烷作为塔顶气体离开该塔。使用冷却器使气体冷凝。将丁烷冷凝液收集在回流罐中。将液体丁烷中的一些作为回流泵送回塔。将丁烷的其余部分处理或作为未处理的产物送至用户。来自脱丁烷塔再沸器的塔底产物C5+天然气(NG)进入RVP控制段(其也可以被称为再蒸馏(rerun)单元)，在之后的章节中将会更详细地对其进行讨论。
产物处理段
虽然乙烷不需要进一步处理，但是通常对丙烷和丁烷产物进行处理以移除硫化氢(H2S)、羰基硫化物(COS)和硫醇硫(RSH)。然后，将产物干燥以移除任何水。对所有输出的产物进行处理，而未处理的产物可以去向其他行业。如之后描述的，丙烷受到ADIP处理，MEROXTM(Honeywell UOP；Des Plaines,Illinois)处理，和脱水。丁烷受到MEROX处理和脱水。
ADIP处理段
ADIP是二异丙醇胺和水的溶液。ADIP处理从丙烷萃取H2S和COS。ADIP溶液通过与酸性丙烷(sour propane)接触而吸收H2S和COS。ADIP溶液首先在萃取塔中接触酸性丙烷。在萃取塔中，ADIP吸收大部分H2S和一部分COS。然后，丙烷通过混合器/沉降器生产线(mixer/settler train)，在那里丙烷与ADIP溶液接触以萃取更多的H2S和COS。将该部分脱硫的丙烷冷却，然后用水洗涤，以回收丙烷携带的ADIP。然后将丙烷送至之后描述的MEROX处理。已经吸收了H2S和COS的富ADIP(rich ADIP)离开萃取塔的塔底并且再生为贫ADIP以用于重复使用。再生塔具有适合于酸性气体移除的温度和压力。当富ADIP进入再生塔时，夹带的酸性气体被汽提。当酸性气体作为塔顶馏出物离开再生塔时，移除任何游离水以防止酸形成。然后将酸性气体送去燃烧。贫ADIP离开萃取塔塔底，并且被冷却和过滤。贫ADIP返回到最后的混合器/沉降器，并且以丙烷的逆流方向回流过系统，以提高丙烷与ADIP之间的接触，这改善了H2S和COS萃取。
C3/C4 MEROX处理段
MEROX处理从C3/C4产物移除硫醇硫。使用氢氧化钠(NaOH)(也被称为商品名苛性钠)(在下文中称为“烧碱(caustic)”)和MEROX的溶液来移除硫醇。MEROX催化剂促进硫醇氧化为二硫化物。氧化在使用烧碱溶液提供的碱性环境中进行。C3和C4的MEROX处理是类似的。将两种产物均用烧碱预洗涤以移除任何剩余痕量的H2S、COS和CO2。这防止对在MEROX处理中使用的烧碱的损坏。在预洗涤之后，产物流动到萃取塔，在那里具有MEROX催化剂的烧碱溶液与产物接触。烧碱/催化剂溶液将硫醇转化为硫醇盐。酸性气体贫乏的脱硫产物作为塔顶馏出物离开萃取塔，并且将任何剩余的烧碱分离。烧碱离开富含硫醇盐的两种产物萃取塔的塔底。将富烧碱(rich caustic)再生为贫烧碱(lean caustic)以用于重复使用。C3/C4萃取段共用共同的烧碱再生段，即氧化塔。在进入氧化塔的塔底之前，富烧碱注入有MEROX催化剂以维持适当的催化剂浓度，将其加热，并且与过程空气混合。在氧化塔中，硫醇盐被氧化为二硫化物。二硫化物、烧碱和空气的混合物作为塔顶馏出物离开氧化塔。将空气、二硫化物气体和二硫化物油与再生烧碱分离。将再生烧碱泵送至C3/C4萃取塔。将具有任何残留二硫化物的再生烧碱在NG洗涤沉降器中用NG洗涤。
C3/C4脱水段
丙烷或丁烷产物(或两者)在它们离开MEROX处理时含有水。在产物流动到制冷和储存之前，脱水通过吸附移除这类产物中的水分。C3和C4的脱水过程是类似的。C3/C4脱水段两者都具有两个含有分子筛干燥剂床的脱水器。一个脱水器在运行，而另一个进行再生。再生由以下步骤组成：加热筛床以移除水分，然后在重新使用前将床冷却。在干燥期间，产物向上流过分子筛床，其吸附水分(也就是说，与其表面结合)。干燥的C3/C4产物从脱水器的顶部流动到制冷。
天然汽油(NG)加工段
NG加工包括RVP控制段、脱色段和脱戊烷段。
RVP控制段
里德蒸气压(RVP)控制段(或再蒸馏单元)是分馏塔，其接收来自脱丁烷塔塔底的C5+NG。RVP控制段收集戊烷产物。RVP控制段可以用于在戊烷产物被送至戊烷储罐之前调节在再蒸馏分馏塔塔顶处的戊烷产物的RVP。RVP是烃气化的能力的量度。RVP(有时称为挥发度)是汽油调和中的一种重要规格。RVP控制段通过移除少量的戊烷使NG的RVP稳定。根据操作需求，可以完全或部分地绕过RVP控制段。来自脱丁烷塔塔底的NG进入RVP塔，在那里受控量的戊烷被汽提并且作为塔顶气体离开塔。如在NGL分馏中一样，用冷却器使塔顶气体冷凝，将一部分冷凝液作为回流泵送回塔。将剩余的戊烷冷却并且送去储存。如果RVP塔塔底产物(NG)符合颜色规格，则将其送去储存。如果不是这样的话，则将其送去脱色。
脱色段
脱色段从NG移除彩色体。彩色体是在脱丁烷塔塔底产物中得到的痕量重质馏分。也可能存在其他杂质如来自管道的腐蚀产物。对于NG来说必须将它们移除以满足颜色规格。脱色塔进料可以是RVP塔塔底产物或脱丁烷塔塔底产物，或者两者的组合。也可以从其他设施供应另外的天然汽油以维持己烷加(C6+)产物供应。如果需要脱色，则NG首先通过预闪蒸罐。大部分的轻质NG组分气化并且作为塔顶馏出物离开罐。重质NG组分与彩色体一起留下，并且被进料到脱色塔，在那里分离剩余彩色体。NG作为塔顶气体离开脱色塔，并且被冷凝并被收集在NG产物罐中，一部分被作为回流泵送回塔。将来自塔和闪蒸罐的塔顶馏出物合并，并且泵送至脱戊烷塔(之后描述)或者冷却或者送去储存在进料产物缓冲单元。彩色体作为塔底产物离开脱色塔，并且被泵送至进料和缓冲单元以注入到原油管线(crudeline)中。
脱戊烷段
脱戊烷使用分馏塔来产生戊烷塔顶产物和C6+塔底产物。戊烷产物和C6+塔底产物两者分别地进料至储存或石化装置的下游。向脱戊烷塔的进料是来自脱色段的NG产物物流。进料可以基于对C6+塔底产物的需求而增加或减少。如果NGL分馏装置NG产量不能满足需求，则从炼油厂输入NG。在进入脱戊烷塔之前，将脱色的NG预热。分离出的戊烷作为塔顶气体离开该塔。塔顶冷凝器将塔顶物流冷却，并且将一部分作为回流泵送回塔。将剩余的戊烷冷却并且送去储存。将底部馏出物中的轻质NG气化并且返回以加热脱戊烷塔。将剩余的塔底产物冷却并且作为C6+送去储存。
表2列出了NGL分馏装置的一个实例中的主要废热物流的负荷/生产线。
Figure BDA0002414569030000131
表2
在2中，“负荷/生产线”表示每个物流的热负荷，其以百万Btu/小时(MMBtu/h)/加工生产线计。典型的NGL分馏装置包括三至四个加工生产线。
本公开内容中描述的系统可以与NGL分馏装置整合以制造更能量高效或更少污染性或两者的分馏装置。特别地，可以采用能量转化系统从NGL分馏装置回收低级废热。低级废热的特征在于低级热蒸汽的源和散热器(sink)之间的温差为65℃至232℃(150°F至450°F)。NGL分馏装置由于大量由装置产生的低级废热和不存在对深度冷却的需求而是一种引人关注的用于与能量转化系统整合的选择。深度冷却是指使用制冷循环维持的低于环境温度的温度。
来自NGL分馏装置的低级废热可以用于商品(commodities)如无碳发电、冷却能力产生、由海水的饮用水生产或它们的组合。低级废热的特征在于温度在65℃至232℃(150°F至450°F)的范围内。废热可以用于先前提到的商品中的一种或多种或全部的单产(mono-generation)、联产(co-generation)或三联产(tri-generation)。来自NGL分馏装置的低级废热可以用于提供装置内的低温冷却，由此减少装置的电力或燃料(或两者)的消耗。来自NGL分馏装置的低级废热可以用于在工业社区中或在附近的非工业社区中提供环境空气调节或冷却，由此帮助社区消耗来自备选来源的能量。另外，低级废热可以用于将水淡化并且为装置和邻近社区生产饮用水。归因于可由NGL分馏装置得到的一定量低级废热以及装置对环境温度冷却(代替深度冷却)的冷却需求而选择NGL分馏装置用于低级废热回收。
本公开内容中描述的能量转化系统可以作为改造整合到现有NGL分馏装置中，或者可以是新修建的NGL分馏装置的一部分。对现有NGL分馏装置的改造使得能够以低资本投资获得由此处描述的能量转化系统提供的无碳发电和燃料节约优点。例如，此处描述的能量转化系统可以产生基本上35MW至40MW(例如，37MW)的无碳电力、基本上100,000至150,000m3/天(例如，120,000m3/天)的淡化水和基本上350MM BTU/h至400MM BTU/h(例如，388MMBTU/h)的用于装置内或社区利用或两者的冷却能力中的一种或多种或全部。
如之后描述的，用于由NGL分馏装置的废热回收和再利用的系统可以包括：改进的多效蒸馏(MED)系统、定制的有机物兰金循环(Organic Rankine Cycle)(ORC)系统、独特的氨-水混合物卡林那(Kalina)循环系统、定制的改进的高斯瓦米(Goswami)循环系统、单制冷剂特定蒸气压缩-喷射器-膨胀器三循环系统或它们中的一种或多种的组合。在以下段落中描述各公开内容的细节。
换热器
在本公开内容中描述的配置中，换热器用于将热量从一种介质(例如，流过NGL分馏装置中的装置的物流、缓冲流体或这类介质)转移到另一种介质(例如，缓冲流体或流过NGL分馏装置中的装置的不同物流)。换热器是典型地将热量从较热的流体物流转移(交换)至相对较不热的流体物流的装置。换热器可以用于加热和冷却应用，例如用于冰箱、空调或这类冷却应用。换热器可以基于其中流体流动的方向区分彼此。例如，换热器可以是并流、错流或逆流。在并流换热器中，所涉及的两种流体在相同方向上移动，并排地进入和离开换热器。在错流换热器中，流体路径彼此垂直地行进。在逆流换热器中，流体路径以相反方向流动，其中一种流体离开而另一流体进入。逆流换热器有时比其他类型的换热器更有效。
除了基于流体方向分类换热器之外，换热器还可以基于它们的构造分类。一些换热器由多个管构成。一些换热器包括具有用于流体在其间流动的空间的板。一些换热器能够实现液体至液体的热交换，同时一些换热器能够实现使用其他介质的热交换。
NGL分馏装置中的换热器通常是包括流体流过的多个管的壳管型换热器。管分为两组—第一组容纳待加热或冷却的流体；第二组容纳负责激发热交换的流体，也就是说，通过将热量吸收和传送离开而从第一组管移出热量或者通过将其自身的热量传送至内部的流体而使第一组升温的流体。当设计此类型的交换器时，必须注意确定适当的管壁厚度以及管径，以允许最佳的热交换。就流动而言，壳管型换热器可以采取三种流路方式中的任一种。
NGL设施中的换热器也可以是板框型换热器。板式换热器包括其间具有通常通过橡胶衬垫保持的少量空间的结合在一起的薄板。表面积大，并且各个矩形板的角落以流体可以在板间流动通过的开口为特征，随着其流动从板提取热量。流体通道本身使热和冷的液体交替，意味着换热器可以有效地冷却以及加热流体。因为板式换热器具有大的表面积，所以它们有时可以比壳管式换热器更有效。
其他类型的换热器可以包括再生换热器(regenerative heat exchanger)和绝热轮式换热器。在再生换热器中，相同的流体沿着换热器的两侧通过，所述换热器可以是板式换热器或壳管式换热器。因为流体可以变得非常热，所以离开的流体被用于使进入的流体升温，保持接近恒温。再生换热器中是节约能量的，因为该过程是循环的，其中几乎所有相关的热量从离开的流体转移至进入的流体。为了保持恒温，需要少量的额外能量以升高和降低整体流体温度。在绝热轮式换热器中，中间流体被用于储存热量，该热量然后转移至换热器的相对侧。绝热轮由具有旋转穿过液体(热和冷的两者)以提取或转移热量的螺纹的大轮组成。本公开内容中描述的换热器可以包括先前描述的换热器、其他换热器中的任一种或它们的组合。
在每种配置中的各个换热器都可以与相应的热负荷(或热力负荷)相关联。换热器的热负荷可以定义为可以由换热器从热物流转移至冷物流的热量的量。热量的量可以由热物流和冷物流两者的条件和热性质计算。从热物流的角度看，换热器的热负荷是热物流流量、热物流比热和在至换热器的热物流入口温度与来自换热器的热物流出口温度之间的温度差的乘积。从冷物流的角度看，换热器的热负荷是冷物流流量、冷物流比热和在来自换热器的冷物流出口与来自换热器的冷物流入口温度之间的温度差的乘积。在多种应用中，假定这些单元没有至环境的热量损失，特别地，在这些单元良好绝热的情况下，可以认为这两个量相等。可以以瓦(W)、兆瓦(MW)、百万英热单位/小时(Btu/h)或百万千卡/小时(Kcal/h)衡量换热器的热负荷。在此处描述的配置中，换热器的热负荷作为“约X MW”提供，其中“X”表示数字热负荷值。数字热负荷值不是绝对的。也就是说，换热器的实际热负荷可以大致等于X、大于X或小于X。
流动控制系统
在之后描述的配置的每一种中，过程物流(也称作“物流”)在NGL分馏装置中的各个装置内以及在NGL分馏装置中的装置之间流动。可以使用在整个NGL分馏装置中实施的一个或多个流动控制系统使过程物流流动。流动控制系统可以包括一个或多个用于泵送过程物流的流动泵、一个或多个过程物流流过的流动管和一个或多个用于调节物流穿过管的流动的阀门。
在一些实施方式中，流动控制系统可以手动操作。例如，操作人员可以设定各个泵的流量并且设定阀门打开或关闭位置以调节过程物流穿过流动控制系统中的管道的流动。一旦操作人员已经设定分布在NGL分馏装置上的所有流动控制系统的流量和阀门打开或关闭位置，流动控制系统就可以使物流在装置内或在装置之间在恒流条件例如恒定体积速率或这类流动条件下流动。为了改变流动条件，操作人员可以例如通过改变泵流量或者阀门打开或关闭位置来手动地操作流动控制系统。
在一些实施方式中，流动控制系统可以自动操作。例如，流动控制系统可以连接至计算机系统以操作流动控制系统。计算机系统可以包括存储可由一个或多个处理器执行的指令(如流动控制指令和其他指令)的计算机可读介质以执行操作(如流动控制操作)。操作人员可以使用计算机系统来设定分布在NGL分馏装置上的所有流动控制系统的流量和阀门打开或关闭位置。在这样的实施方式中，操作人员可以通过经由算机系统提供输入而手动改变流动条件。另外，在这样的实施方式中，计算机系统可以例如使用在一个或多个装置中实施且连接至计算机系统的反馈系统自动(即，无需手动干预)控制流动控制系统中的一个或多个。例如，传感器(如压力传感器、温度传感器或其他传感器)可以连接至过程物流流过的管道。传感器可以监测过程物流的流动条件(如压力、温度或其他流动条件)，并且将其提供至计算机系统。响应于超过阈值(如阈值压力值、阈值温度值或其他阈值)的流动条件，计算机系统可以自动执行操作。例如，如果管道中的压力或温度分别超过阈值压力值或阈值温度值，则计算机系统可以向泵提供用于降低流量的信号，用于打开阀门以释放压力的信号，用于关闭过程物流流动的信号，或其他信号。
在一些实例中，可以从位于天然气凝液分馏装置中的一个或多个换热器的网络回收来自天然气凝液分馏装置的废热。通过换热器回收的废热可以用于将基于卡林那循环的废热为冷却转化装置提供动力。卡林那循环是在闭环布置中使用氨和水的混合物的能量转化系统。例如，装置可以产生至少约350MM Btu/h的低温冷却能力，如约350MM Btu/h至约450MM Btu/h，如约350MM Btu/h、约400MM Btu/h或约450MM Btu/h。
图1A是一种低级废热回收系统的实例的示意图。示意图包括用于储存第1类型的缓冲流体(例如，油、加压水或这类缓冲流体)的储罐501。使来自储罐501的缓冲流体流动至换热器网络599，其在一些实施方式中可以包括之后详细描述的14个换热器(例如，换热器502a、502b、502c、502d、502e、502f、502g、502h、502i、502j、502k、502l、502m、502n)。使缓冲流体流过换热器网络599并且被NGL分馏装置中的物流(之后描述)加热。如之后描述的，来自储罐501的经加热的缓冲流体用于在卡林那循环系统505中产生电力和低温冷却能力。然后将缓冲流体返回到储罐501。
参照图1B，基于卡林那循环的装置500包括储存缓冲流体504如油、水、有机流体或其他缓冲流体的储罐501。通过缓冲流体循环泵503将缓冲流体504从储罐501泵送至包括换热器502a-502n的换热器网络599(图1A)。例如，储罐501中的缓冲流体504可以处于约110°F至约130°F的温度，如约110°F、约120°F或约130°F。
通过从天然气凝液分馏装置中的过程物流回收废热将缓冲流体504a-504n的各个物流在各换热器502a-502n中加热。换热器502a-502n可以被配置为使得它们相对于缓冲流体504a-504n的流动彼此并联。将缓冲流体504a-504n的经加热的物流合并到在换热器502a-502n下游的热缓冲流体504的单个集管中。热缓冲流体504可以处于例如约190°F至约210°F的温度，如约190°F、约200°F或约210°F。热缓冲流体504可以以约3500kg/s至约4500kg/s，如约3500kg/s、约4000kg/s或约4500kg/s的速率流动。
在用于提供装置内低温冷却的卡林那循环505中，使用来自热缓冲流体504的热量来加热工作流体506，如氨-水混合物。例如，装置500可以产生至少约350MM Btu/h的低温冷却能力，如约350MM Btu/h至约450MM Btu/h，如约350MM Btu/h、约400MM Btu/h或约450MMBtu/h。由卡林那循环505产生的冷却能力可以节省本来会在机械制冷中消耗的电力。例如，使用卡林那循环505提供装置内低温冷却可以避免至少约40MW电力的功耗，如约40MW至约50MW，如约40MW、约45MW或约50MW。
卡林那循环505包括泵507。泵507可以消耗例如约1MW至约2MW的电力，如约1MW、约1.5MW或约2MW。泵507可以将氨-水混合物506从例如约3.5巴至约4.5巴(如约3.5巴、约4巴或约4.5巴)的起始压力泵至例如约11巴至约12巴(如约11巴、约11.5巴或约12巴)的较高压力。泵507可以定尺寸为接收流量为约500kg/s至约1000kg/s(如约500kg/s、约750kg/s或约1000kg/s)的氨-水混合物506。
工作流体506可以是氨和水的混合物，例如，约45％至约55％的氨，如约45％、约50％或约55％；和约45％至约55％的水，如约45％、约50％或约55％。通过泵507将工作流体506泵送到换热器508a、508b、508d的网络中，所述换热器一起直接或间接使用来自缓冲流体504的热量实现工作流体506的部分气化。将换热器分为两个并联分支：包括换热器508a和508b的第一分支，和包括换热器508c和换热器508d的第二分支。使用约500MM Btu/h至约1500MM Btu/h如约500MM Btu/h、约1000MM Btu/h或约1500MM Btu/h的通过缓冲流体收集的废热；和使用来自卡林那循环分离器(液体蒸气分离器510，如氨-水分离器)的底部物流的热量，将沿着两个分支流动的工作流体506加热并且部分气化。
相对于工作流体的流动，换热器508a和508b的第一分支与换热器508c和508d的第二分支处于并联配置。在每个分支内，两个换热器相对于工作流体506的流动串联布置，使得换热器508a与换热器508b串联，并且换热器508c与换热器508d串联。相对于缓冲流体504的流动，换热器508b与换热器508d处于并联配置，并且并联的换热器508b和508d与换热器508a串联。
换热器508a可以具有例如约100MM Btu/h至约200MM Btu/h的热负荷，如约100MMBtu/h、约125MM Btu/h、约150MM Btu/h、约175MM Btu/h或约200MM Btu/h。换热器508b可以具有例如约400MM Btu/h至约500MM Btu/h的热负荷，如约400MM Btu/h、约425MM Btu/h、约450MM Btu/h、约475MM Btu/h、约500MM Btu/h。换热器508c可以具有例如约150MM Btu/h至约250MM Btu/h的热负荷，如约150MM Btu/h、约175MMBtu/h、约200MM Btu/h、约225MMBtu/h或约250MM Btu/h。换热器508d可以具有例如约300MM Btu/h至约400MM Btu/h的热负荷，如约300MM Btu/h、约325MM Btu/h、约350MM Btu/h、约375MM Btu/h或约400MM Btu/h。流过换热器508a、508b、508d的网络的缓冲流体504冷却并且返回到储罐501。
离开泵507的工作流体506可以具有例如约80°F至约100°F的温度，如约80°F、约90°F或约100°F。将来自泵507的工作流体506分割成两部分，例如，以约50％至约54％、如约50％、约52％或约54％的分割比。
通过与在相对于工作流体流动串联的换热器508a和508b中的缓冲流体504的交换将来自泵507的工作流体506的第一部分509a预热并且部分气化。例如，将工作流体506的第一部分509a加热到约160°F至180°F如约160°F、约170°F或约180°F的温度。
通过与在换热器508c中的液体物流511(来自在以下段落中描述的液体-蒸气分离器510)的交换将来自泵507的工作流体506的第二部分509b预热并且部分气化。例如，将第二部分509b加热到约120°F至140°F如约120°F、约130°F或约140°F的温度。通过与在换热器508d(其相对于工作流体流动与换热器508c串联)中的缓冲流体504的交换将经加热的第二部分509b进一步加热并且部分气化。例如，将第二部分509b加热到约160°F至180°F如约160°F、约170°F或约180°F的温度。
被加热并且部分气化的工作流体的第一和第二部分流动到将液体与蒸气分离(如将液氨和水与氨-水蒸气分离)的液体-蒸气分离器510中。在进入液体-蒸气分离器510中时的工作流体的压力可以是例如约10巴至约11巴，如约10巴、约10.5巴或约11巴。作为贫物流(lean stream)的工作流体的液体物流511如液氨和水511离开分离器510的底部，并且工作流体的蒸气物流512如氨-水蒸气离开分离器510的顶部。
作为富物流(rich stream)的蒸气物流512流动至冷却器516，其在高压下使物流512冷凝。离开水冷却器516的冷凝的物流处于约70°F至约90°F的温度，如约70°F、约80°F或约90°F的温度。在水冷却器516中通过与冷却流体517如水的物流的交换将物流512冷却，所述冷却流体被从约70°F至约90°F(如约70°F、约80°F或约90°F)的温度加热到约80°F至约100°F(如约80°F、约90°F或约100°F)的温度。冷却流体可以以约15000kg/s至约20000kg/s(如约15000kg/s、约16000kg/s、约17000kg/s、约18000kg/s、约19000kg/s或约20000kg/s)的速率流过换热器。冷却器516可以具有约400MM Btu/h至约600MM Btu/h的热负荷，如约400MM Btu/h、约500MM Btu/h或约600MM Btu/h。
将冷凝的物流512在节流阀523中节流至约4巴至约5巴(如约4巴、约4.5巴或约5巴)的低压，从而产生冷却能力。离开节流阀523的物流512处于约30°F至约50°F(如约30°F、约40°F或约50°F)的温度，并且用于在天然气凝液分馏装置的脱乙烷塔段中的装置内冷却。例如，物流512用于过程激冷器518以将来自脱乙烷塔段的乙烷519的物流(如来自脱乙烷塔的乙烷气体的顶部物流)冷却。乙烷519被从约45°F至约55°F(如约45°F、约50°F或约55°F)的温度冷却到约40°F至约50°F(如约40°F、约45°F或约50°F)的温度。可以将物流512加热到约35°F至约45°F如约35°F、约40°F或约45°F的温度。过程激冷器518可以具有约300MM Btu/h至约500MM Btu/h的热负荷，如约300MM Btu/h、约400MM Btu/h或约500MM Btu/h。乙烷519可以以约600kg/s至约800kg/s(如约600kg/s、约700kg/s或约800kg/s)的流量流过过程激冷器518。
液体物流511经由换热器508c流动到高压回收涡轮机(HPRT)514，例如水力液体涡轮机，以进行发电。在换热器508c处的交换后，物流511的温度为约130°F至约150°F，如约130°F、约140°F或约150°F。HPRT514可以产生至少约0.1MW的电力，如约0.1MW至约0.5MW的电力，如约0.1MW、约0.25MW或约0.5MW的电力。通过HPRT 514使用约500kg/s至约1000kg/s如约500kg/s、约750kg/s或约1000kg/s的流量的液体物流511发电。HPRT 514将液体物流511的压力降低到例如约4巴至约5巴，如约4巴、约4.5巴或约5巴；并且将液体物流511的温度降低到例如约110°F至约130°F，如约110°F、约120°F或约130°F。
物流512和物流511在离开涡轮机514和激冷器516之后合并为工作流体506的单个物流。在冷却器515如冷却水冷凝器或空气冷却器中，通过与冷却水的交换将工作流体506冷却。冷却器515可以具有例如约800MM Btu/h至约1000MM Btu/h的热负荷，如约800MMBtu/h、约900MM Btu/h或约1000MM Btu/h。冷却器515将工作流体506冷却到例如约80°F至约100°F的温度，如约80°F、约90°F或约100°F。用于冷却工作流体506的冷却水可以具有约70°F至约90°F的温度，如约70°F、约80°F或约90°F；并且可以被加热到约80°F至约100°F的温度，如约80°F、约90°F或约100°F。在一些实例中，冷却水的温度可以根据季节而改变。例如，与夏季相比，冷却水在冬季可以具有更低的温度。流过冷却器515的冷却水的体积可以是约9000kg/s至约11000kg/s，如约9000kg/s、约10000kg/s或约11000kg/s。
在图1B的系统500中，缓冲流体504通过换热器508a、508b、508d提供约900MM Btu/h至约1000MM Btu/h的能量。乙烷物流519通过过程激冷器518提供约350MM Btu/h至约450MM Btu/h的能量。另外，假设大约65％的效率，转化为输入能量的净泵送提供约3MMBtu/h至约8MM Btu/h的能量。系统500总计提供约1300MM Btu/h至约1400MM Btu/h的能量。
使用卡林那循环用于废热-冷却转化可以提供优点。卡林那循环提供可以调整工作流体的组成的自由度。该自由度使得卡林那循环适合于特定运行条件，例如适合于特定热源或特定冷却流体，从而改善或优化能量转化和热传递。此外，因为氨具有与水相似的分子量，所以作为工作流体的氨-水蒸气与蒸汽行为相似，由此允许标准汽轮机部件的使用。同时，二元流体的使用使得流体的组成在整个循环中能够变化，例如以提供在蒸发器处的较富组成和在冷凝器处的较贫组成。另外，氨是环境友好的化合物，其与在其他电力转化循环中通常使用的化合物如异丁烷相比有害性低。
可以将换热器502a-502n结合到天然气凝液分馏装置的多个段中以从那些段中的液体或蒸气物流回收废热。
参照图1C，在天然气凝液分馏装置的丙烷脱水器段，将湿丙烷531在丙烷脱水器532中脱水。湿丙烷531可以是例如来自天然气凝液分流装置的脱丙烷段的丙烷气体。将来自丙烷脱水器532的干燥丙烷的一部分533作为干燥丙烷输出，例如到丙烷制冷段(图1J)。将来自丙烷脱水器532的丙烷的另一部分534在丙烷脱水器536中进一步脱水。在换热器502a中，通过与缓冲流体的物流504a的交换将从丙烷脱水器532输出的干燥丙烷534冷却。将冷却的干燥丙烷534返回到脱丙烷塔回流罐。换热器502a的存在从干燥丙烷534回收废热，使得能够从丙烷脱水器段中避免或省去本应用于冷却干燥丙烷534的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504a从约115°F至约125°F的温度加热到约390°F至约410°F(如约390°F、约395°F、约400°F或约410°F)的温度。换热器502a的热负荷可以是约50MMBtu/h至约150MM Btu/h，如约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h、约125MM Btu/h或约150MM Btu/h。
参照图1D，在天然气凝液分馏装置的脱丁烷塔段中，将来自在天然气凝液分馏装置的脱丙烷塔段中的脱丙烷塔的C4+NGL塔底产物528接收到脱丁烷塔535中。在再沸器537中例如利用由水蒸气提供的热量来处理来自脱丁烷塔535的塔底物流。将来自再沸器的液体丁烷返回到脱丁烷塔535。在换热器502b中，通过与缓冲流体的物流504b的交换将来自脱丁烷塔535的C5+塔底产物538冷却。将冷却的C5+塔底产物538提供至再蒸馏单元(图1M)。换热器502b的存在从C5+塔底产物538回收废热，使得能够从脱丁烷塔段中避免或省去本应用于冷却C5+塔底产物538的其他部件(例如，石脑油冷却单元)。
可以将缓冲流体的物流504b从约115°F至约125°F的温度加热到约250°F至约270°F(如约250°F、约260°F、约261°F或约270°F)的温度。换热器502b的热负荷可以是约25MMBtu/h至约125MM Btu/h，如约25MM Btu/h、约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h或约125MM Btu/h。
丁烷气体539从脱丁烷塔535的顶部离开，并且被分割为第一部分539a和第二部分539b。在换热器502c中，通过与缓冲流体的物流504c的交换将丁烷气体的第一部分539a冷却。在空气冷却器529中将丁烷气体的第二部分539b冷却。将冷却的部分539a、539b合并为冷却丁烷气体539的单个物流，其被收集在回流罐540中。将来自回流罐的液体丁烷的一部分返回到脱丁烷塔535，并且将来自回流罐540的液体丁烷的一部分处理(例如，在MEROX单元中)或者作为未处理的产物送至用户。换热器502c的存在从丁烷气体539回收废热，使得能够从脱丁烷塔段中避免或省去本应用于冷却丁烷气体539的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504c从约115°F至约125°F的温度加热到约140°F至约160°F(如约140°F、约150°F、约152°F或约160°F)的温度。换热器502c的热负荷可以是约10MMBtu/h至约90MM Btu/h，如约10MM Btu/h、约30MM Btu/h、约50MM Btu/h、约70MM Btu/h或约80MM Btu/h。
参照图1E，在丁烷脱水器段中，将湿丁烷541在脱水器542中脱水。湿丁烷541可以包括例如在脱丁烷塔段(图1D)中的丁烷气体539。将来自脱水器542的干燥丁烷543的一部分例如输出至天然气凝液分馏装置的丁烷制冷段。将来自脱水器542的丁烷的另一部分544在丁烷脱水器545中进一步脱水。在换热器502d中，通过与缓冲流体的物流504d的交换将从丁烷脱水器542输出的干燥丁烷544冷却。将冷却的干燥丁烷544返回到脱丁烷塔回流罐540(图1D)。换热器502d的存在从干燥丁烷544回收废热，使得能够从丁烷脱水器段中避免或省去本应用于冷却干燥丁烷544的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504d从约115°F至约125°F的温度加热到约390°F至约410°F(如约390°F、约395°F、约400°或约410°F)的温度。换热器502d的热负荷可以是约25MMBtu/h至约125MM Btu/h，如约25MM Btu/h、约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h或约125MM Btu/h。
参照图1F，在天然气凝液分馏装置的脱戊烷塔段中，将从脱色段(图1H)接收的C5+NGL 547的物流在换热器548中预热，并且提供至脱戊烷塔549。在再沸器551中例如利用由水蒸气提供的热量来处理来自脱戊烷塔549的塔底物流。将来自再沸器的液体戊烷返回到脱戊烷塔549，并且将来自脱戊烷塔549的C6+NGL塔底馏分550用于在换热器548中加热C5+NGL 547，然后输出储存，如储存到缓冲球体。
在换热器502e中，通过与缓冲流体的物流504e的交换将来自脱戊烷塔549的戊烷气体的顶部物流552冷却。将冷却的戊烷552收集在回流罐553中。将来自回流罐553的液体戊烷的一部分返回到脱戊烷塔549，并且将来自回流罐553的液体戊烷的一部分送去储存，例如储存在石化装置中。换热器502e的存在从戊烷气体552回收废热，并且使得能够从脱戊烷塔段中避免或省去本应用于冷却戊烷气体552的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504e从约115°F至约125°F的温度加热到约160°F至约180°F(如约160°F、约165°F、约170°F或约180°F)的温度。换热器502e的热负荷可以是约50MMBtu/h至约150MM Btu/h，如约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h、或约125MM Btu/h或约150MM Btu/h。
参照图1G，在溶剂再生段中，将来自ADIP萃取塔(未示出)的富ADIP554进料到ADIP发生器555中从而再生为贫ADIP用于重复使用。酸性气体556离开ADIP发生器555的顶部，并且在换热器502f中通过与缓冲流体的物流504f的交换被冷却。将冷却的酸性气体556在回流罐557中回流。将来自回流罐557的酸性气体558送去燃烧，并且将任何剩余的ADIP返回到ADIP发生器555。换热器502f的存在从酸性气体556回收废热，使得能够从溶剂再生段中避免或省去本应用于冷却酸性气体556的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504f从约115°F至约125°F的温度加热到约220°F至约240°F(如约220°F、约227°F、约230°F或约240°F)的温度。换热器502f的热负荷可以是约10MMBtu/h至约90MM Btu/h，如约10MM Btu/h、约30MM Btu/h、约50MM Btu/h、约70MM Btu/h或约90MM Btu/h。
贫ADIP 559离开ADIP发生器555的底部，并且在换热器502g中通过与缓冲流体的物流504g的交换被冷却。将冷却的贫ADIP 559返回到ADIP萃取塔。换热器502g的存在从贫ADIP 559回收废热，使得能够从溶剂再生段中避免或省去本应用于冷却贫ADIP 559的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504g从约115°F至约125°F的温度加热到约160°F至约180°F(如约160°F、约170°F、约171°F或约180°F)的温度。换热器502g的热负荷可以是约150MMBtu/h至约250MM Btu/h，如约150MM Btu/h、约175MM Btu/h、约200MM Btu/h、约225MM Btu/h或约250MM Btu/h。
参照图1H，在天然气凝液分馏装置的脱色段中，在预闪蒸罐561中处理来自再蒸馏单元的NG 560。轻质NG组分562作为顶部馏分从预闪蒸罐561离开，并且在换热器502h中通过与缓冲流体的物流504h的交换被冷却。将冷却的轻质NG组分562储存在产物罐563中。换热器502h的存在从轻质NG组分562回收废热，使得能够从脱色段中避免或省去本应用于冷却轻质NG组分562的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504h从约115°F至约125°F的温度加热到约200°F至约220°F(如约200°F、约210°F、约211°F或约220°F)的温度。换热器502h的热负荷可以是约50MMBtu/h至约150MM Btu/h，如约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h、约125MM Btu/h或约150MM Btu/h。
重质NG组分和彩色体作为底部物流564从预闪蒸罐561离开，并且被进料到脱色塔565中。彩色体离开脱色塔565的塔底，并且被泵送至进料缓冲单元而被注入到原油管线中。NG作为塔顶NG气体566离开脱色塔565，其在换热器502i中通过与缓冲流体的物流504i的交换被冷却。将冷却的NG气体566提供至回流罐567。将来自回流罐567的液体NG的一部分储存在产物罐563中，并且将一部分返回到脱色塔565。换热器502i的存在从NG气体566回收废热，使得能够从脱色塔段中避免或省去本应用于冷却NG气体566的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504i从约115°F至约125°F的温度加热到约220°F至约240°F(如约220°F、约229°F、约230°F或约240°F)的温度。换热器502i的热负荷可以是约25MMBtu/h至约125MM Btu/h，如约25MM Btu/h、约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h或约125MM Btu/h。
参照图1I，在丙烷蒸气回收单元中，将丙烷568接收到闪蒸罐569中。将液体丙烷的底部产物送至丙烷储存。将丙烷蒸气的顶部产物570在压缩机571中压缩，并且在换热器502j中通过与缓冲流体的物流504j的交换进行冷却。将冷却的丙烷570储存在产物罐572中并且返回到闪蒸罐569。换热器502j的存在从丙烷蒸气570回收废热，使得能够从蒸气回收单元中避免或省去本应用于冷却丙烷蒸气570的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504j从约115°F至约125°F的温度加热到约250°F至约270°F(如约250°F、约260°F、约263°F或约270°F)的温度。换热器502j的热负荷可以是约10MMBtu/h至约90MM Btu/h，如约10MM Btu/h、约30MM Btu/h、约50MM Btu/h、约70MM Btu/h或约90MM Btu/h。
参照图1J，在丙烷制冷段中，将来自丙烷脱水段(图1C)的干燥丙烷532在压缩机573中压缩。在换热器502k中，通过与缓冲流体的物流504k的交换将来自压缩机573的压缩干燥丙烷532冷却。将冷却的干燥丙烷532储存在丙烷接收器574中。换热器502k的存在从干燥丙烷532回收废热，使得能够从丙烷制冷段中避免或省去本应用于冷却干燥丙烷532的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504k从约115°F至约125°F的温度加热到约190°F至约210°F(如约190°F、约192°F、约200°F或约210°F)的温度。换热器502k的热负荷可以是约50MMBtu/h至约150MM Btu/h，如约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h、约125MM Btu/h或约150MM Btu/h。
参照图1K，在一些实例中，在丙烷产物过冷段中，可以将丙烷产物577通过在丙烷激冷器575中与冷却流体576的交换进行过冷。在将丙烷产物574在丙烷激冷器575中冷却后，将冷却流体576压缩，并且在换热器502l中通过与缓冲流体的物流504l的交换进行冷却。将冷却的冷却流体576返回到丙烷激冷器575用于进一步丙烷冷却。换热器502l的存在从冷却流体576回收废热，使得能够从丙烷产物过冷段中避免或省去本应用于冷却冷却流体576的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504l从约115°F至约125°F的温度加热到约230°F至约250°F(如约230°F、约237°F、约240°F或约250°F)的温度。换热器502l的热负荷可以是约25MMBtu/h至约125MM Btu/h，如约25MM Btu/h、约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h或约125MM Btu/h。
参照图1L，在乙烷生产段中，将乙烷582在以制冷模式运行的干燥器583中干燥，并且在换热器502m中通过与缓冲流体的物流504m的交换进行冷却。将冷却的乙烷582在原料气分离器584中分离，并且将乙烷蒸气585在以干燥模式运行的干燥器586中进一步干燥。将水移除。将从干燥器586输出的干燥乙烷加热并且送至销售气体供应网或其他地方。换热器502m的存在从乙烷582回收废热，使得能够从乙烷生产段中避免或省去本应用于冷却乙烷582的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504m从约115°F至约125°F的温度加热到约400°F至约420°F(如约400°F、约410°F或约420°F)的温度。换热器502m的热负荷可以是约10MM Btu/h至约90MM Btu/h，如约10MM Btu/h、约30MM Btu/h、约50MM Btu/h、约70MM Btu/h或约90MM Btu/h。
参照图1M，在NG蒸气压控制段中，将来自脱丁烷塔535(图1D)的脱丁烷塔塔底馏分538接收到RVP塔587中。戊烷588的塔顶物流离开RVP塔，并且在换热器502n中通过与缓冲流体的物流504n的交换被冷却。将冷却的戊烷588提供至回流罐589。将来自回流罐589的液体戊烷的一部分返回到RVP塔587，并且将一部分送去储存。换热器502n的存在从戊烷588回收废热，使得能够从NG蒸气压控制段中避免或省去本应用于冷却戊烷588的其他部件(例如，冷却单元或冷凝器)。
可以将缓冲流体的物流504n从约115°F至约125°F的温度加热到约200°F至约220°F(如约200°F、约210°F、约211°F或约220°F)的温度。换热器502n的热负荷可以是约10MMBtu/h至约90MM Btu/h，如约10MM Btu/h、约30MM Btu/h、约50MM Btu/h、约70MM Btu/h或约90MM Btu/h。
此处描述的系统可以使得来自NGL分馏装置的低级废热能够用于无碳的冷却能力产生，使NGL分馏装置更能量高效或污染性更低或两者。
此处描述的换热器的网络可以作为改造整合到现有NGL分馏装置中，或者可以整合到新修建的NGL分馏装置中。对现有NGL分馏装置的改造允许以相对低的资本投资获得由此处描述的能量转化系统提供的效率、冷却能力和燃料节约。所述能量转化系统可以利用在NGL分馏装置中的现有结构，同时仍实现高效的废热回收和废热向冷却能力的转化。将能量转化系统整合到现有NGL分馏装置中可以可推广至装置特异的运行模式。
因此，已经描述了所述主题的具体实施方式。其他实施方式在所附权利要求的范围内。

Claims (51)

1.一种系统，所述系统包括：
废热回收换热器，所述废热回收换热器被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的热源的交换来加热缓冲流体物流；
卡林那循环能量转化系统，所述卡林那循环能量转化系统包括：
一个或多个第一能量转化换热器，所述一个或多个第一能量转化换热器被配置成通过与经加热的缓冲流体物流的交换来加热工作流体的第一部分；
分离器，所述分离器被配置成接收经加热的工作流体并且输出所述工作流体的蒸气物流和所述工作流体的液体物流；以及
冷却子系统，所述冷却子系统包括：第一冷却元件，所述第一冷却元件被配置成使所述工作流体的蒸气物流冷凝；和第二冷却元件，所述第二冷却元件被配置成通过与所述工作流体的经冷凝的蒸气物流的交换来冷却来自所述天然气凝液分馏装置的过程流体物流。
2.权利要求1所述的系统，其中所述冷却子系统被配置成为所述天然气凝液分馏装置产生至少350MM Btu/h的冷却能力。
3.权利要求1所述的系统，其中所述第二冷却元件被配置成冷却从所述天然气凝液分馏装置中的脱乙烷塔输出的乙烷气体。
4.权利要求1所述的系统，其中所述第二冷却元件包括热负荷为300MM Btu/h至500MMBtu/h的激冷器。
5.权利要求1所述的系统，其中所述第一冷却元件包括热负荷为400Btu/h至600Btu/h的冷却器。
6.权利要求1所述的系统，其中所述第一冷却元件包括阀门。
7.权利要求1所述的系统，其中所述阀门被配置成将所述工作流体冷凝到4巴至5巴的压力和30°F至50°F的温度。
8.权利要求1所述的系统，其中所述能量转化系统包括泵，所述泵被配置成将所述工作流体泵至11巴至12巴的压力。
9.权利要求1所述的系统，其中所述一个或多个第一能量转化换热器包括：
热负荷为100MM Btu/h至200MM Btu/h的能量转化换热器；和
热负荷为400MM Btu/h至约500MM Btu/h的能量转化换热器。
10.权利要求1所述的系统，其中所述一个或多个第一能量转化换热器被配置成将所述工作流体的第一部分加热到160°F至180°F的温度。
11.权利要求1所述的系统，其中所述一个或多个第一能量转化换热器被配置成加热所述工作流体的第一部分，并且其中所述卡林那循环能量转化系统包括一个或多个第二能量转化换热器，所述一个或多个第二能量转化换热器被配置成通过与所述工作流体的液体物流的交换来加热所述工作流体的第二部分。
12.权利要求11所述的系统，其中所述分离器被配置成接收所述工作流体的经加热的第一部分和第二部分。
13.权利要求11所述的系统，其中所述一个或多个第二能量转化换热器被配置成通过与经加热的缓冲流体物流的交换来加热所述工作流体的第二部分。
14.权利要求11所述的系统，其中所述一个或多个第二能量转化换热器包括：
热负荷为150MM Btu/h至250MM Btu/h的换热器；和
热负荷为300MM Btu/h至约400MM Btu/h的换热器。
15.权利要求11所述的系统，其中所述一个或多个第二能量转化换热器被配置成将所述工作流体的第二部分加热到160°F至180°F的温度。
16.权利要求1所述的系统，所述系统包括涡轮机，所述涡轮机被配置成由所述工作流体的液体物流发电。
17.权利要求16所述的系统，其中第二涡轮机被配置成产生至少0.1MW的电力。
18.权利要求16所述的系统，其中第二涡轮机包括高压回收涡轮机。
19.权利要求1所述的系统，所述系统包括储罐，其中所述缓冲流体物流从所述储罐流过所述废热回收换热器，流过所述卡林那循环能量转化系统，并且流回到所述储罐。
20.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收换热器被配置成通过与从所述天然气凝液分馏装置中的丙烷脱水器输出的丙烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
21.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收换热器被配置成通过与来自所述天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔的C5+塔底产物的交换来加热所述缓冲流体物流。
22.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收换热器被配置成通过与从所述天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔输出的丁烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
23.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收换热器被配置成通过与从所述天然气凝液分馏装置中的丁烷脱水器输出的丁烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
24.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收换热器被配置成通过与从所述天然气凝液分馏装置中的脱戊烷塔输出的戊烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
25.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收交换器被配置成通过与从所述天然气凝液分馏装置中的ADIP发生器输出的酸性气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
26.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收交换器被配置成通过与从所述天然气凝液分馏装置中的ADIP发生器输出的贫ADIP的交换来加热所述缓冲流体物流。
27.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收交换器被配置成通过与从所述天然气凝液分馏装置的脱色段中的预闪蒸罐输出的轻质NG组分的交换来加热所述缓冲流体物流。
28.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收交换器被配置成通过与从所述天然气凝液分馏装置中的脱色塔输出的NG气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
29.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收交换器被配置成通过与所述天然气凝液分馏装置中的压缩丙烷的交换来加热所述缓冲流体物流。
30.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收交换器被配置成通过与所述天然气凝液分馏装置中的干燥乙烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
31.权利要求1所述的系统，其中所述废热回收交换器被配置成通过与从所述天然气凝液分馏装置中的RVP塔输出的戊烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
32.一种方法，所述方法包括：
经由废热回收换热器通过与天然气凝液分馏装置中的热源的交换来加热缓冲流体物流；
在卡林那循环能量转化系统中发电，其包括：
经由一个或多个第一能量转化换热器通过与经加热的缓冲流体物流的交换来加热工作流体；
在分离器中将经加热的工作流体分离为所述工作流体的蒸气物流和所述工作流体的液体物流；
使所述工作流体的蒸气物流冷凝；以及
通过与所述工作流体的经冷凝的蒸气物流的交换来冷却在所述天然气凝液分流装置中的过程流体物流。
33.权利要求32所述的方法，其中冷却所述过程流体物流包括为所述天然气凝液分馏装置产生至少350MM Btu/h的冷却能力。
34.权利要求32所述的方法，其中冷却所述过程流体物流包括冷却从所述天然气凝液分馏装置中的脱乙烷塔输出的乙烷气体。
35.权利要求32所述的方法，所述方法包括将所述工作流体泵至11巴至12巴的压力。
36.权利要求32所述的方法，其中加热所述工作流体包括将所述工作流体加热到160°F至180°F的温度。
37.权利要求32所述的方法，其中加热所述工作流体包括通过与经加热的缓冲流体的交换来加热所述工作流体的第一部分，并且包括经由一个或多个第二能量转化换热器通过与所述工作流体的液体物流的交换来加热所述工作流体的第二部分。
38.权利要求32所述的方法，所述方法包括通过第二涡轮机由所述工作流体的液体物流发电。
39.权利要求32所述的方法，所述方法包括使所述缓冲流体物流从储罐流过所述废热回收交换器，流过所述卡林那循环能量转化系统，并且流回到所述储罐。
40.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的丙烷脱水器输出的丙烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
41.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与来自所述天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔的C5+塔底产物的交换来加热所述缓冲流体物流。
42.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔输出的丁烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
43.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的丁烷脱水器输出的丁烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
44.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的脱戊烷塔输出的戊烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
45.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的ADIP发生器输出的酸性气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
46.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的ADIP发生器输出的贫ADIP的交换来加热所述缓冲流体物流。
47.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与从所述天然气凝液分馏装置的脱色段中的预闪蒸罐输出的轻质NG组分的交换来加热所述缓冲流体物流。
48.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的脱色塔输出的NG气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
49.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与所述天然气凝液分馏装置中的压缩丙烷的交换来加热所述缓冲流体物流。
50.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与所述天然气凝液分馏装置中的干燥乙烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
51.权利要求32所述的方法，其中加热所述缓冲流体物流包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的RVP塔输出的戊烷气体的交换来加热所述缓冲流体物流。
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