CN111183211A - 利用卡林那循环和改良多效蒸馏系统的天然气凝液分馏装置废热同时向冷却能力和饮用水的转换 - Google Patents

利用卡林那循环和改良多效蒸馏系统的天然气凝液分馏装置废热同时向冷却能力和饮用水的转换 Download PDF

Info

Publication number
CN111183211A
CN111183211A CN201880065047.2A CN201880065047A CN111183211A CN 111183211 A CN111183211 A CN 111183211A CN 201880065047 A CN201880065047 A CN 201880065047A CN 111183211 A CN111183211 A CN 111183211A
Authority
CN
China
Prior art keywords
heat
fluid stream
buffer fluid
natural gas
fractionation plant
Prior art date
Legal status (The legal status 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 status listed.)
Pending
Application number
CN201880065047.2A
Other languages
English (en)
Inventor
马哈茂德·巴希耶·马哈茂德·努尔丁
阿克拉姆·哈米德·穆罕默德·卡迈勒
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.)
Saudi Arabian Oil Co
Original Assignee
Saudi Arabian Oil Co
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.)
Filing date
Publication date
Application filed by Saudi Arabian Oil Co filed Critical Saudi Arabian Oil Co
Publication of CN111183211A publication Critical patent/CN111183211A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F28—HEAT EXCHANGE IN GENERAL
    • F28D—HEAT-EXCHANGE APPARATUS, NOT PROVIDED FOR IN ANOTHER SUBCLASS, IN WHICH THE HEAT-EXCHANGE MEDIA DO NOT COME INTO DIRECT CONTACT
    • F28D21/00—Heat-exchange apparatus not covered by any of the groups F28D1/00 - F28D20/00
    • F28D21/0001—Recuperative heat exchangers
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/0011—Heating features
    • B01D1/0058—Use of waste energy from other processes or sources, e.g. combustion gas
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/0082—Regulation; Control
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/26—Multiple-effect evaporating
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/06—Flash distillation
    • B01D3/065—Multiple-effect flash distillation (more than two traps)
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B01D3/143—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column by two or more of a fractionation, separation or rectification step
    • B01D3/146—Multiple effect distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C02—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F1/00—Treatment of water, waste water, or sewage
    • C02F1/02—Treatment of water, waste water, or sewage by heating
    • C02F1/04—Treatment of water, waste water, or sewage by heating by distillation or evaporation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C02—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F1/00—Treatment of water, waste water, or sewage
    • C02F1/02—Treatment of water, waste water, or sewage by heating
    • C02F1/04—Treatment of water, waste water, or sewage by heating by distillation or evaporation
    • C02F1/16—Treatment of water, waste water, or sewage by heating by distillation or evaporation using waste heat from other processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G5/00—Recovery of liquid hydrocarbon mixtures from gases, e.g. natural gas
    • C10G5/06—Recovery of liquid hydrocarbon mixtures from gases, e.g. natural gas by cooling or compressing
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G7/00—Distillation of hydrocarbon oils
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F01—MACHINES OR ENGINES IN GENERAL; ENGINE PLANTS IN GENERAL; STEAM ENGINES
    • F01K—STEAM ENGINE PLANTS; STEAM ACCUMULATORS; ENGINE PLANTS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; ENGINES USING SPECIAL WORKING FLUIDS OR CYCLES
    • F01K27/00—Plants for converting heat or fluid energy into mechanical energy, not otherwise provided for
    • F01K27/02—Plants modified to use their waste heat, other than that of exhaust, e.g. engine-friction heat
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0209—Natural gas or substitute natural gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0233—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 1 carbon atom or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0238—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 2 carbon atoms or more
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0242—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of CnHm with 3 carbon atoms or more
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/002—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by condensation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1456—Removing acid components
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/26—Drying gases or vapours
    • B01D53/263—Drying gases or vapours by absorption
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C02—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F2103/00—Nature of the water, waste water, sewage or sludge to be treated
    • C02F2103/08—Seawater, e.g. for desalination
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F01—MACHINES OR ENGINES IN GENERAL; ENGINE PLANTS IN GENERAL; STEAM ENGINES
    • F01K—STEAM ENGINE PLANTS; STEAM ACCUMULATORS; ENGINE PLANTS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; ENGINES USING SPECIAL WORKING FLUIDS OR CYCLES
    • F01K25/00—Plants or engines characterised by use of special working fluids, not otherwise provided for; Plants operating in closed cycles and not otherwise provided for
    • F01K25/08—Plants or engines characterised by use of special working fluids, not otherwise provided for; Plants operating in closed cycles and not otherwise provided for using special vapours
    • F01K25/10—Plants or engines characterised by use of special working fluids, not otherwise provided for; Plants operating in closed cycles and not otherwise provided for using special vapours the vapours being cold, e.g. ammonia, carbon dioxide, ether
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/02—Processes or apparatus using separation by rectification in a single pressure main column system
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/74—Refluxing the column with at least a part of the partially condensed overhead gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2215/00—Processes characterised by the type or other details of the product stream
    • F25J2215/62—Ethane or ethylene
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/70—Steam turbine, e.g. used in a Rankine cycle
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2260/00—Coupling of processes or apparatus to other units; Integrated schemes
    • F25J2260/02—Integration in an installation for exchanging heat, e.g. for waste heat recovery
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/12—External refrigeration with liquid vaporising loop
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/60—Closed external refrigeration cycle with single component refrigerant [SCR], e.g. C1-, C2- or C3-hydrocarbons
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F28—HEAT EXCHANGE IN GENERAL
    • F28D—HEAT-EXCHANGE APPARATUS, NOT PROVIDED FOR IN ANOTHER SUBCLASS, IN WHICH THE HEAT-EXCHANGE MEDIA DO NOT COME INTO DIRECT CONTACT
    • F28D21/00—Heat-exchange apparatus not covered by any of the groups F28D1/00 - F28D20/00
    • F28D2021/0019—Other heat exchangers for particular applications; Heat exchange systems not otherwise provided for
    • F28D2021/0075—Other heat exchangers for particular applications; Heat exchange systems not otherwise provided for for syngas or cracked gas cooling systems
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02A—TECHNOLOGIES FOR ADAPTATION TO CLIMATE CHANGE
    • Y02A20/00—Water conservation; Efficient water supply; Efficient water use
    • Y02A20/124—Water desalination

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • Environmental & Geological Engineering (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Hydrology & Water Resources (AREA)
  • Life Sciences & Earth Sciences (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)

Abstract

利用卡林那循环和改良多效蒸馏系统将天然气凝液分馏装置废热同时向冷却能力和饮用水转换的某些实施方式可以作为系统实现。所述系统包括被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的第一热源进行交换来加热第一缓冲流体流股的第一废热回收换热器。所述系统包括水脱盐系统，所述水脱盐系统包括被配置成通过与经加热的第一缓冲流体流股进行交换来加热盐水以产生淡水和卤水的一个或多个脱盐换热器的第一生产线。

Description

利用卡林那循环和改良多效蒸馏系统的天然气凝液分馏装置 废热同时向冷却能力和饮用水的转换
优先权要求
本申请要求于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(Utilizing Waste Heat Recovered From Natural Gas Liquid FractionationPlants)”的美国申请号62/542,687以及于2017年12月14日提交的名称为“利用卡林那循环和改良多效蒸馏系统的天然气凝液分馏装置废热同时向冷却能力和饮用水的转换(NATURAL GAS LIQUID FRACTIONATION PLANT WASTE HEAT CONVERSION TO SIMULTANEOUSCOOLING CAPACITY AND POTABLE WATER USING KALINA CYCLE AND MODIFIED MULTI-EFFECT-DISTILLATION SYSTEM)”的美国申请号15/842,522的优先权，它们的整个内容通过引用结合于此。
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。
背景技术
天然气凝液(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、燃料油以及此类产物的化工过程和其他设施。NGL设施是大型工业综合体，其涉及许多不同的加工单元和辅助设施，例如公用事业单元、储罐和此类辅助设施。各个精炼厂都可以具有例如由精炼厂位置、所需产物、经济考虑因素或此类因素所确定的其自身独特的精炼过程的布置和组合。实施以将天然气转化为产物(如之前列出的那些)的NGL过程可产生可能不被再利用的热量以及可能会污染大气的副产物(如温室气体(GHG))。据信，全球环境受部分由于GHG释放到大气中造成的全球变暖负面影响。
发明内容
本说明书描述了与由天然气凝液(NGL)分馏装置中的废热的冷却能力产生、发电或饮用水生产相关的技术。
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：
量度单位 缩写
摄氏度 ℃
兆瓦 MW
一百万 MM
英热单位(British thermal unit) 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
一种示例性实施方式包括一种系统。所述系统包括第一废热回收换热器，其被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的第一热源进行交换来加热第一缓冲流体流股。所述系统包括水脱盐系统，其包括被配置成通过与经加热的第一缓冲流体流股进行交换来加热盐水以产生淡水和卤水的一个或多个脱盐换热器的第一生产线。
此方面和其他方面可以包括以下特征中的一个或多个。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，水脱盐系统被配置成产生50,000m3/天至70,000m3/天的淡水。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，水脱盐系统的第一生产线(train)包括被配置成通过与经加热的第一缓冲流体流股进行交换来加热盐水以产生水蒸气和卤水的第一脱盐换热器，和被配置成通过与来自第一脱盐换热器的水蒸气进行交换来加热盐水以产生水蒸气和卤水的第二脱盐换热器。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，来自第一脱盐换热器的水蒸气在第二脱盐换热器中被冷凝成淡水。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一缓冲流体流股以60℃至70℃的温度进入第一生产线并且以55℃至65℃的温度离开第一生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，水脱盐系统包括被配置成通过与合并的缓冲流体流股进行交换来加热盐水以产生淡水和卤水的一个或多个脱盐换热器的第二生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，合并的缓冲流体流股包括来自第一生产线的第一缓冲流体流股和通过与天然气凝液分馏装置中的第二热源进行交换而被加热的经加热的第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，合并的缓冲流体流股以55℃至65℃的温度进入第二生产线并且以50℃至60℃的温度离开第二生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，水脱盐系统包括被配置成通过与来自第二生产线的合并的缓冲流体流股进行交换来加热盐水的一个或多个脱盐换热器的第三生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，合并的缓冲流体流股以50℃至60℃的温度进入第三生产线并且以45℃至55℃的温度离开第三生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一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丙烷塔输出的丙烷气体进行交换来加热第一缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一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进行交换来加热第一缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，所述系统包括第二废热回收换热器，其被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的第二热源进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，所述系统包括卡林那循环(Kalina cycle)能量转换系统，其包括：一个或多个第一能量转换换热器，其被配置成通过与经加热的第二缓冲流体流股进行交换来加热工作流体；分离器，其被配置成接收经加热的工作流体以及输出工作流体的蒸气流股和工作流体的液体流股；冷却子系统，其包括被配置成冷凝工作流体的蒸气流股的第一冷却元件和被配置成通过与经冷凝的工作流体的蒸气流股进行交换来冷却来自天然气凝液分馏装置的过程流体流股的第二冷却元件。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，冷却子系统被配置成对于天然气凝液分馏装置生产至少350MM Btu/h的冷却能力。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二冷却元件包括热负荷为300MM Btu/h至500MM Btu/h的激冷器。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一冷却元件包括热负荷为400Btu/h至600Btu/h的冷却器。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一冷却元件包括阀门。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，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。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，能量转换系统包括被配置成将工作流体泵压到11巴至12巴的压力的泵。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第一能量转换换热器包括热负荷为100MM Btu/h至200MM Btu/h的能量转换换热器和热负荷为400MM Btu/h至约500MM Btu/h的能量转换换热器。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第一能量转换换热器被配置成将工作流体的第一部分加热至160°F至180°F的温度。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第一能量转换换热器被配置成加热工作流体的第一部分。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，卡林那循环能量转换系统包括一个或多个第二能量转换换热器，其被配置成加热工作流体的第二部分，该第二通过与工作流体的液体流股进行交换。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，分离器被配置成接收经加热的工作流体的第一和第二部分。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第二能量转换换热器被配置成通过与经加热的第二缓冲流体流股进行交换来加热工作流体的第二部分。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第二能量转换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。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第二能量转换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。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，所述系统包括被配置成由工作流体的液体流股产生电力的涡轮机。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，所述系统包括储罐。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一缓冲流体流股从储罐流经第一废热回收换热器、流经水脱盐系统并且流回到储罐。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二缓冲流体流股从储罐流经第二废热回收换热器、流经卡林那循环能量转换系统并且流回到储罐。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二废热回收换热器被配置成通过与来自天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔的C5+塔底产物进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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生成器输出的酸性气体进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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生成器输出的贫ADIP进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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组分进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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器输出的NG气体进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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塔输出的戊烷气体进行交换来加热第二缓冲流体流股。
一种示例性实施方式包括一种方法。通过与天然气凝液分馏装置中的第一热源进行交换经由第一废热回收换热器来加热第一缓冲流体流股。在水脱盐系统的第一生产线中产生淡水，其包括通过与经加热的第一缓冲流体流股进行交换在第一生产线的一个或多个脱盐换热器中加热盐水以产生淡水和卤水(brine)。
此方面和其他方面可以包括以下特征中的一个或多个。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，水脱盐系统被配置成产生50,000m3/天至70,000m3/天的淡水。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，水脱盐系统的第一生产线包括被配置成通过与经加热的第一缓冲流体流股进行交换来加热盐水以产生水蒸气和卤水的第一脱盐换热器，和被配置成通过与来自第一脱盐换热器的水蒸气进行交换来加热盐水以产生水蒸气和卤水的第二脱盐换热器。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，来自第一脱盐换热器的水蒸气在第二脱盐换热器中被冷凝成淡水。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一缓冲流体流股以60℃至70℃的温度进入第一生产线并且以55℃至65℃的温度离开第一生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，水脱盐系统包括被配置成通过与合并的缓冲流体流股进行交换来加热盐水以产生淡水和卤水的一个或多个脱盐换热器的第二生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，合并的缓冲流体流股包括来自第一生产线的第一缓冲流体流股和通过与天然气凝液分馏装置中的第二热源进行交换而加热的经加热的第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，合并的缓冲流体流股以55℃至65℃的温度进入第二生产线并且以50℃至60℃的温度离开第二生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，水脱盐系统包括被配置成通过与来自第二生产线的合并的缓冲流体流股进行交换来加热盐水的一个或多个脱盐换热器的第三生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，合并的缓冲流体流股以50℃至60℃的温度进入第三生产线并且以45℃至55℃的温度离开第三生产线。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一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丙烷塔输出的丙烷气体进行交换来加热第一缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一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进行交换来加热第一缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，所述系统包括第二废热回收换热器，其被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的第二热源进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，所述系统包括卡林那循环能量转换系统，其包括：被配置成通过与经加热的第二缓冲流体流股进行交换来加热工作流体的一个或多个第一能量转换换热器；被配置成接收经加热的工作流体以及输出工作流体的蒸气流股和工作流体的液体流股的分离器；冷却子系统，所述冷却子系统包括被配置成冷凝工作流体的蒸气流股的第一冷却元件和被配置成通过与经冷凝的工作流体的蒸气流股进行交换来冷却来自天然气凝液分馏装置的过程流体流股的第二冷却元件。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，冷却子系统被配置成对于天然气凝液分馏装置生产至少350MM Btu/h的冷却能力。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二冷却元件包括热负荷为300MM Btu/h至500MM Btu/h的激冷器。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一冷却元件包括热负荷为400Btu/h至600Btu/h的冷却器。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一冷却元件包括阀门。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，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。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，能量转换系统包括被配置成将工作流体泵压到11巴至12巴的压力的泵。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第一能量转换换热器包括热负荷为100MM Btu/h至200MM Btu/h的能量转换换热器，和热负荷为400MM Btu/h至约500MM Btu/h的能量转换换热器。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第一能量转换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。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第一能量转换换热器被配置成加热工作流体的第一部分。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，卡林那循环能量转换系统包括一个或多个第二能量转换换热器，其被配置成加热工作流体的第二部分，该第二通过与工作流体的液体流股进行交换。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，分离器被配置成接收经加热的工作流体的第一和第二部分。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第二能量转换换热器被配置成通过与经加热的第二缓冲流体流股进行交换来加热工作流体的第二部分。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第二能量转换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。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，一个或多个第二能量转换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。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，所述系统包括被配置成由工作流体的液体流股产生电力的涡轮机。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，所述系统包括储罐。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第一缓冲流体流股从储罐流经第一废热回收换热器、流经水脱盐系统并且流回到储罐。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二缓冲流体流股从储罐流经第二废热回收换热器、流经卡林那循环能量转换系统并且流回到储罐。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二废热回收换热器被配置成通过与来自天然气凝液分馏装置中的脱丁烷塔的C5+塔底产物进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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生成器输出的酸性气体进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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生成器输出的贫ADIP进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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组分进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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器输出的NG气体进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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进行交换来加热第二缓冲流体流股。在与前述方面中的任一个可结合的另一个方面中，第二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塔输出的戊烷气体进行交换来加热第二缓冲流体流股。
本说明书中描述的主题的一个或多个实施方式的细节在附图和详述中阐明。根据说明书、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。
附图说明
图1A是一种低级废热回收系统的示意图。
图1B是一种基于卡林那循环的废热到冷却转换装置的示意图。
图1C是一种MED系统的示意图。
图1D是一种NGL分馏装置的脱丙烷塔段的示意图。
图1E是一种NGL分馏装置的丙烷脱水器段的示意图。
图1F是一种NGL分馏装置的脱丁烷塔段的示意图。
图1G是一种NGL分馏装置的丁烷脱水器段的示意图。
图1H是一种NGL分馏装置的脱戊烷塔段的示意图。
图1I是一种NGL分馏装置的溶剂再生段的示意图。
图1J是一种NGL分馏装置的天然汽油脱色段的示意图。
图1K是一种NGL分馏装置的丙烷罐回收段的示意图。
图1L是一种NGL分馏装置的丙烷产物制冷段的示意图。
图1M是一种NGL分馏装置的丙烷产物过冷段的示意图。
图1N是一种NGL分馏装置的丁烷产物制冷段的示意图。
图1O是一种NGL分馏装置的乙烷生产段的示意图。
图1P是一种NGL分馏装置的天然汽油蒸气段的示意图。
具体实施方式
NGL装置
气体加工装置可以通过去除常见污染物如水、二氧化碳和硫化氢来纯化原天然气或与原油生产相关的气体(或两者)。一些污染天然气的物质具有经济价值并且可以进行加工或出售或两者。在分离可用作用于家用和发电的销售气体的甲烷气体后，液相中的剩余烃混合物称为天然气凝液(NGL)。NGL在单独的装置或有时在同一气体加工装置中被分馏为乙烷、丙烷和重质烃，以用于化学和石化以及运输工业中的若干多用途使用。NGL分馏装置采用以下过程或段：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(也通常称为流股)，其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、再生器塔顶(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、气冷式冷凝器、再生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
分馏是分离天然气的不同组分的过程。由于每种组分具有不同的沸点，所以分离是可能的。在低于特定组分的沸点的温度下，该组分冷凝成液体。也可以通过增加压力来升高组分的沸点。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分馏进料中分离出乙烷、丙烷、丁烷、戊烷或它们的组合(具有或没有更重的相关烃)。脱乙烷化将乙烷与C2+NGL分开，其中C2是指含有两个碳原子的分子(乙烷)，并且其中C2+是指含有具有两个或更多个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”。脱丙烷化和脱丁烷化分别从C3+NGL和C4+NGL分别分离丙烷和丁烷。因为较重的天然气的沸点彼此更接近，所以这样的气体与较轻的天然气相比可能更难分离。同样，较重组分的分离速率小于相对较轻组分的分离速率。在一些情况下，NGL分馏装置可以例如在脱乙烷塔中实施约45个蒸馏塔板、在脱丙烷塔中实施约50个塔板并且在脱丁烷塔中实施约55个塔板。
分馏段可以从气体装置(gas plant)接收含C2+NGL的进料气体，这些气体装置是对进料气体进行调节和脱硫并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％)的上游装置。来自气体装置的C2+NGL可以在NGL分馏装置中进一步处理以进行C2+回收。从进料计量或缓冲单元(surge unit)计量(或两者)，进料流动至三个分馏模块，即脱乙烷模块、脱丙烷模块和脱丁烷模块，它们中的每一个在下面进行描述。
脱乙烷塔模块(或脱乙烷塔)
在进入脱乙烷塔以进行分馏之前，将C2+NGL进行预热。分离出的乙烷作为塔顶气体离开塔。乙烷气体通过闭环丙烷制冷系统进行冷凝。在被冷却和冷凝之后，乙烷是气体和液体的混合物。将液体乙烷分离并作为回流被泵回到塔的顶部。乙烷气体在节能器中温热，然后发送至用户。来自脱乙烷塔再沸器的塔底产物为C3+NGL，其被发送至脱丙烷塔模块中。
脱丙烷塔模块(或脱丙烷塔)
从脱乙烷塔模块，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塔。使用冷却器将该气体冷凝。将丙烷冷凝物收集在回流罐中。一些液态丙烷作为回流被泵回至塔。其余的丙烷经过处理或作为未处理产物发送至用户。然后将来自脱丙烷塔再沸器的塔底产物C4+发送至脱丁烷塔模块。
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塔。使用冷却器将该气体冷凝。将丁烷冷凝物收集在回流罐中。一些液态丁烷作为回流被泵送回到塔。其余的丁烷经过处理或作为未处理产物发送至用户。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(也可以称为再蒸馏(rerun)单元)，其将在后面部分更详细地讨论。
产物处理段
尽管乙烷无需进一步处理，但通常对丙烷和丁烷产物进行处理以去除硫化氢(H2S)、羰基硫化物(COS)和硫醇硫(RSH)。然后，将产物干燥以除去任何水。将所有输出产物进行处理，而未经处理的产物可以转到其他行业。如后面所述的，丙烷接受ADIP处理、MEROXTM(Honeywell UOP；Des Plaines,Illinois)处理和脱水。丁烷接受MEROX处理和脱水。
ADIP处理段
ADIP是二异丙醇胺和水的溶液。ADIP处理从丙烷中提取H2S和COS。通过与酸性丙烷接触，ADIP溶液吸收H2S和COS。ADIP溶液首先在提取器中与酸性丙烷接触。在提取器中，ADIP吸收大部分的H2S和一部分的COS。然后丙烷通过混合器/沉降器生产线，其中丙烷与ADIP溶液接触以提取更多的H2S和COS。将此部分脱硫的丙烷冷却，然后用水洗涤以回收丙烷夹带的ADIP。然后将丙烷发送至MEROX处理，这将在后面描述。吸收了H2S和COS的富ADIP离开提取器的底部并被再生为贫ADIP以进行再利用。再生器塔具有适合酸性气体去除的温度和压力。当富ADIP进入再生器时，夹带的酸性气体被汽提。当酸性气体作为塔顶产物离开再生器时，任何游离水被除去以防止酸形成。然后将酸性气体发送至火炬(flare)。贫ADIP离开提取器底部并被冷却和过滤。贫ADIP返回至最后的混合器/沉降器，并在丙烷的逆流方向上回流通过系统，以改善丙烷和ADIP之间的接触，这改善H2S和COS的提取。
C3/C4 MEROX处理段
MEROX处理从C3/C4产物中除去硫醇硫。使用氢氧化钠(NaOH)(也以商品名苛性钠已知)(以下称为“苛性碱”)的溶液和MEROX除去硫醇。MEROX催化剂促进硫醇氧化为二硫化物。该氧化在碱性环境中发生，所述碱性环境通过使用苛性碱溶液提供。对于C3和C4的MEROX处理是类似的。两种产物用苛性碱预洗以除去任何剩余痕量的H2S、COS和CO2。这防止损害在MEROX处理中使用的苛性碱。在预洗后，产物流动至提取器，在那里具有MEROX催化剂的苛性碱溶液与产物接触。苛性碱/催化剂溶液将硫醇转化为硫醇盐。脱硫的产物(其贫酸性气体)作为塔顶产物离开提取器，并分离出任何剩余的苛性碱。苛性碱离开两种产物提取器的底部，其富含硫醇盐。该富苛性碱被再生为贫苛性碱以重新使用。C3/C4提取段共用一个共同的苛性碱再生段，即氧化器。在进入氧化器的底部之前，将富苛性碱与MEROX催化剂一起注入以保持适当的催化剂浓度，加热并与过程空气混合。在氧化器中，硫醇盐被氧化成二硫化物。二硫化物、苛性碱和空气的混合物作为塔顶产物离开氧化器。从再生的苛性碱中分离出空气、二硫化物气体和二硫化物油。将再生的苛性碱泵送至C3/C4提取器。在NG洗涤沉降器中用NG洗涤具有任何残留二硫化物的再生苛性碱。
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。在产物流动至制冷和储存装置之前通过吸附，脱水除去这样的产物中的水分。用于C3和C4的脱水过程是类似的。C3/C4脱水段都具有两个含有分子筛干燥剂床的脱水器。一个脱水器在使用中，而另一个则进行再生。再生包括加热筛床以除去水分，然后在再使用之前将这些床冷却。在干燥期间，产物向上流动并流过分子筛床，该分子筛床吸收(即结合至其表面)水分。从脱水器的顶部，干燥C3/C4产物流动至制冷。
天然汽油(NG)加工段
NG加工包括RVP控制、脱色和脱戊烷段。
RVP控制段
里德蒸气压(RVP)控制段(或再蒸馏单元)是分馏器塔，其接收来自脱丁烷塔底部的C5+NG。RVP控制段收集戊烷产物。RVP控制段可以在戊烷产物被发送至戊烷储罐之前用来在再蒸馏分馏器塔顶处调节戊烷产物的RVP。RVP是烃气化能力的量度。RVP(有时称为挥发性)是汽油掺混中的重要规格。RVP控制段通过去除少量的戊烷而使NG的RVP稳定。取决于运行要求，可以完全或部分绕开RVP控制段。来自脱丁烷塔塔底的NG进入RVP塔，其中受控量的戊烷被汽提并作为塔顶气体离开该塔。与在NGL分馏中一样，塔顶气体用冷却器冷凝，并将部分冷凝物作为回流泵回到塔中。将剩余的戊烷冷却并发送至储存装置。如果RVP塔塔底产物(NG)符合颜色规格，则将其发送至存储。如果不符合，则将其发送至脱色。
脱色段
脱色段从NG去除有色体。有色体是脱丁烷塔塔底产物中发现的痕量重质终馏分。也可能存在其他杂质如来自管道的腐蚀产物。对于NG必须除去这些以符合颜色规格。脱色器进料可以是RVP塔塔底产物或脱丁烷塔塔底产物，或两者的组合。也可以从其他设施提供额外的天然汽油，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。大部分的较轻NG成分气化并作为塔顶馏出物离开该罐。较重的NG成分连同有色体一起保留并被进料至脱色器塔，在那里剩余的有色体被分离。NG作为塔顶气体离开脱色器，并被冷凝和收集在NG产物罐中，其中一些作为回流泵送至塔。将来自塔和闪蒸罐的塔顶馏出物合并并泵送至脱戊烷塔(后面描述)或冷却并发送至进料产物缓冲单元中的储存装置。有色体作为塔底产物离开脱色器，并被泵送至进料和缓冲单元以被注入到粗品管线中。
脱戊烷段
脱戊烷化使用分馏塔来生产戊烷塔顶产物和C6+塔底产物。将戊烷产物和C6+塔底产物两者分开地进料至储存装置或石油化工厂的下游。脱戊烷塔的进料是来自脱色段的NG产物流股。可以基于对C6+塔底产物的需求来增加或减少进料。如果NGL分馏装置NG生产不能满足需求，则可以从炼油厂进口NG。脱色的NG在进入脱戊烷塔之前进行预热。分离出的戊烷作为塔顶气体离开塔。塔顶冷凝器冷却塔顶流股，并且一部分作为回流被泵回到塔中。将剩余的戊烷冷却并发送至储存装置。塔底产物中的较轻NG气化并返回以加热脱戊烷塔。将剩余的塔底产物冷却并作为C6+发送到储存装置。
表2列出了在NGL分馏装置的一个示例中的主要废热流股的负荷/生产线。
Figure BDA0002439051730000141
Figure BDA0002439051730000151
表2
在表2中，“负荷/生产线”表示每个加工生产线每个流股以百万Btu/小时(MMBtu/h)计的热负荷。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分馏装置集成，以使分馏装置更加能量有效或更少污染或两者兼备。特别地，可以实施能量转换系统以从NGL分馏装置回收低级废热。低级废热的特征在于，在低级热蒸汽的热源和热沉(散热器，sink)之间的温度差为65℃至232℃(150°F至450°F)。NGL分馏装置是与能源转换系统集成的一个有吸引力的选择，因为由该装置产生大量的低级废热并且无需进行深度冷却。深度冷却是指使用制冷循环来维持的低于环境的温度。
来自NGL分馏装置的低级废热可以用于商品如无碳发电、冷却能力产生、自海水的饮用水生产或其组合。低级废热的特征在于在65℃至232℃(150°F至450°F)范围内的温度。废热可以用于一种或多种或所有上述商品的单产(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低于环境的冷却，从而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或附近的非工业社区中提供环境空气调节或冷却，从而帮助社区消耗来自替代源的能量。此外，低级废热可以用于对水脱盐，并为工厂和附近社区生产饮用水。选择NGL分馏装置进行低级废热回收是因为可从NGL分馏装置获得大量的低级废热，以及该装置对环境温度冷却(而不是深度冷却)的冷却要求。
在本公开内容中描述的能量转换系统可以作为改型集成到现有的NGL分馏装置中，或者可以是新建的NGL分馏装置的一部分。对现有NGL分馏装置的改型使得无碳发电和由此处描述的能量转换系统所提供的燃料节省优势在减少资本投资的情况下可以实现。例如，此处描述的能量转换系统可以产生用于工厂内或社区利用或两者的基本上为35MW至40MW(例如37MW)的无碳电力、基本上为100,000至150,000m3/天(例如120,000m3/天)的除盐水和基本上为350MM BTU/h至400MM BTU/h(例如388MM BTU/h)的冷却能力中的一种或多种或全部。
如后面描述的，用于从NGL分馏装置的废热回收和再利用的系统可以包括改良多效蒸馏(MED)系统、定制的有机兰金循环(ORC)系统、独特的氨-水混合物卡林那循环系统、定制的改良Goswami循环系统、单制冷剂特定蒸气压缩-喷射器-膨胀机三循环系统或它们中的一种或多种的组合。在以下段落中描述每个公开内容的细节。
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分馏装置中的一个装置的流股，缓冲流体或此类介质)传递到另一种介质(例如，缓冲流体或流过NGL装置中的一个装置的不同流股)。换热器是典型地将热量从较热的流体流股传递(交换)到相对较不太热的流体流股的设备。换热器可以用于加热和冷却应用中，例如，在冰箱、空调或此类冷却应用中。可以基于其中流体流动的方向将换热器彼此区分开。例如，换热器可以是并流、错流或逆流式的。在并流式换热器中，所涉及的两种流体都沿相同方向移动，并排进入和离开换热器。在错流式换热器中，流体路径彼此垂直延伸。在逆流式换热器中，流体路径沿相反的方向流动，其中一种流体离开而无论另一种流体是否进入。逆流换热器有时比其他类型的换热器更有效。
除了基于流体方向对换热器进行分类之外，还可以基于换热器的构造对它们进行分类。一些换热器由多个管构成。一些换热器包括板，这些板之间具有用于流体流动的空间。一些换热器能够实现从液体到液体的热交换，而一些换热器能够使用其他介质进行热交换。
NGL分馏装置中的换热器通常是壳管式换热器，其包括流体流过的多个管。这些管分为两组—第一组容纳有要被加热或冷却的流体；第二组容纳有负责触发热交换的流体，换句话说，该流体通过吸收并将热量传递出去而从第一组管中除去热量，或者通过将其自身的热量传递到流体内部而加热第一组。在设计这种类型的交换器时，必须注意确定正确的管壁厚度和管径，以允许最佳的热交换。在流动方面，壳管式换热器可以采用三种流路模式中的任何一种。
NGL设施中的换热器也可以是板框式换热器。板式换热器包括接合在一起的薄板，其间具有少量空间，通常由橡胶垫圈保持。表面积很大，并且每个矩形板的角特征为具有开口，通过该开口流体可以在板之间流动，当其流动时从这些板中提取热量。流体通道本身交替热冷液体，这意味着换热器可以有效地冷却以及加热流体。由于板式换热器具有大的表面积，因此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蓄热式换热器和绝热轮式换热器。在蓄热式换热器中，同一流体沿着换热器的两侧通过，该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，所以将流出的流体用于加热流入流体，从而保持接近恒定的温度。由于该过程是循环的，因此能量在蓄热式换热器中得以节省，其中几乎所有相关热量都从流出流体传递到流入流体。为了保持恒定的温度，需要少量的额外能量来升高和降低总体流体温度。在绝热轮式换热器中，使用中间液体来存储热量，然后将该热量传递到换热器的另一侧。绝热轮由一个带有螺纹的大轮组成，这些螺纹旋转通过液体(热冷二者)，以提取或传递热量。本公开内容中描述的换热器可以包括之前描述的换热器、其他换热器或它们的组合中的任何一种。
每种配置中的每一个换热器可以与各自的热负荷(或热量负荷)相关联。换热器的热负荷可以定义为可以通过换热器从热流股传递到冷流股的热量的量。该热量的量可由热流股和冷流股两者的条件和热性质来计算。从热流股的角度来看，换热器的热负荷是热流股流量、热流股比热和热流股进入换热器的入口温度与热流股离开换热器的出口温度之间的温度差的乘积。从冷流股的角度来看，换热器的热负荷是冷流股流量、冷流股比热和来自换热器的冷流股出口与来自换热器的冷流股入口温度之间的温度差的乘积。在多种应用中，假设这些单元没有对环境的热损失，特别地在这些单元是良好绝热的情况下，这两个量可以认为是相等的。可以以瓦(W)、兆瓦(MW)、百万英制热量单位/小时(Btu/h)或百万千卡/小时(Kcal/h)来测量换热器的热负荷。在这里描述的配置中，换热器的热负荷作为“约XMW”提供，其中“X”表示数值热负荷值。数值热负荷值不是绝对的。即，换热器的实际热负荷可以近似等于X、大于X或小于X。
流动控制系统
在后面描述的每一种配置中，过程流股(也称为“流股”)在NGL分馏装置中的每一个装置内以及在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来使过程流股流动。流动控制系统可以包括一个或多个用于泵送过程流股的流动泵、一个或多个过程流股通过其流动的流动管道以及一个或多个用于调节流股通过这些管道的流动的阀。
在一些实施方式中，流动控制系统可以手动操作。例如，操作员可以为每个泵设置流速(流量)，并设置阀的打开或关闭位置以调节过程流股通过流动控制系统中的管道的流动。一旦操作员对整个NGL分馏装置上分布的所有流动控制系统设置了流速和阀门的打开或关闭位置，流动控制系统便可以在恒定流动条件例如恒定体积速率或此类流动条件下使流股在装置内或装置之间流动。为了改变流动条件，操作员可以手动操作流动控制系统，例如，通过改变泵流速或者阀门的打开或关闭位置。
在一些实施方式中，流动控制系统可以自动地运行。例如，流动控制系统可以连接至计算机系统以运行流动控制系统。该计算机系统可以包括计算机可读介质，该计算机可读介质存储可由一个或多个处理器执行以进行操作(如流动控制操作)的指令(如流动控制指令和此类指令)。操作员可以使用计算机系统为在整个NGL分馏装置上分布的所有流动控制系统设置流速和阀门的打开或关闭位置。在这样的实施方式中，操作员可以通过计算机系统提供输入来手动地改变流动条件。此外，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并连接到计算机系统的反馈系统来自动地(即，无需人工干预)控制一个或多个流动控制系统。例如，传感器(如压力传感器、温度传感器或其他传感器)可以连接至过程流股流通过其流动的管道。传感器可以监测过程流股的流动条件(如压力、温度或其他流动条件)并将其提供给计算机系统。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地执行操作。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减小流速的信号、用于打开阀以释放压力的信号、用于关闭过程流股流动的信号或其他信号。
在一些示例中，来自天然气凝液分馏装置的废热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。通过换热器回收的废热可以用于为基于卡林那循环的废热到冷却的转换装置提供动力。卡林那循环是以闭环布置利用氨和水的混合物的能量转换系统。例如，该装置可以产生约350MM Btu/h至约450MM Btu/h的低于环境的冷却能力，如约350MM Btu/h、约400MM Btu/h或约450MM Btu/h。废热也可以用于为多效蒸馏(MED)系统提供动力，以从半咸水流股或海水生产除盐水。例如，所回收的来自天然气凝液分馏装置的废热可以用于产生约50,000m3/天至约70,000m3/天的淡水，如约50,000m3/天、约60,000m3/天或约70,000m3/天。
图1A是低级废热回收系统的一个示例的示意图。该示意图包括储罐701，其用于储存缓冲流体，例如，油、加压水或其他缓冲流体。来自储罐701的缓冲流体流动到换热器网络799，在一些实施方式中，该换热器网络可以包括14个换热器(例如，换热器702a、702b、702c、702d、702e、702f、702g、702h、702i、702j、702k、702l、702m、702n)，这在后面详细描述。缓冲流体流过换热器网络799并被NGL分馏装置(后面描述)中的流股加热。经加热的缓冲流体流动到可以产生饮用水的MED系统7000，如后面所述。缓冲流体的温度在其离开MED系统7000并流回到储罐701以再次流过换热器网络799时降低。经加热的缓冲流体也可以用于产生电力和卡林那循环系统705中的低于环境的冷却。
参照图1B，基于卡林那循环的装置700包括储存缓冲流体，如油、水、有机流体或另一种缓冲流体的储罐701。例如，储罐701中的缓冲流体可以在约110°F至约130°F，如约110°F、约120°F或约130°F的温度。缓冲流体由缓冲流体循环泵703从储罐701泵送至气体加工装置中的换热器以回收废热。将缓冲流体的一部分704泵送至第一回路790(图1A)，其包括在气体加工装置中的换热器702a-702n以回收废热从而用于对基于卡林那循环的能量转换装置700提供动力。将缓冲流体的一部分721泵送至第二回路792(图1A)，其包括在气体加工装置中的换热器722a、722b(图1A)以回收废热从而用于对脱盐装置7000(图1C)提供动力。
缓冲流体704a-704n的各单独流股通过回收来自天然气凝液分馏装置中的过程流股的废热而在第一回路790中的换热器702a-702n中的每一个中被加热(图1A)。换热器702a-702n可以配置成使得它们相对于缓冲流体704a-704n的流动彼此并联。经加热的缓冲流体704a-704n的流股汇合到换热器702a-702n下游的热缓冲流体704的单个集管中。热缓冲流体704可以在例如约180°F至约200°F，如约180°F、约190°F或约200°F的温度。热缓冲流体704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。
来自热缓冲流体704的热量用于加热卡林那循环705中的工作流体706，如氨-水混合物，其用于提供装置中的低于环境的冷却。例如，装置700可以产生约350MM Btu/h至约450MM Btu/h的低于环境的冷却能力，如约350MM Btu/h、约400MM Btu/h或约450MM Btu/h。通过卡林那循环705产生的冷却能力可以节省将会在机械制冷中消耗的电力。例如，使用卡林那循环705来提供装置内低于环境的冷却可以避免约40MW至约50MW，如约40MW、约45MW或约50MW的电力消耗。
卡林那循环705包括泵707。泵707可以消耗例如约1MW至约2MW的电力，如约1MW、约1.5MW或约2MW。泵707可以将氨-水混合物706从例如约3.5巴至约4.5巴，如约3.5巴、约4巴或约4.5巴的起始压力泵压到例如约11巴至约12巴，如约11巴、约11.5巴或约12巴的更高压力。泵707可以定尺寸以接收流量在约500kg/s至约1000kg/s，如约500kg/s、约750kg/s或约1000kg/s的氨-水混合物706。
工作流体706可以是氨和水的混合物，例如，45％至55％的氨，如约45％、约50％或约55％的氨和45％至55％的水，如约45％、约50％或约55％的水。工作流体706通过泵707泵送到换热器708a、708b、708d的网络，它们一起直接或间接地利用来自缓冲流体704的热量实现工作流体706的部分气化。这些换热器分成两个并联分支：包括换热器708a和708b的第一分支，和包括换热器708c和换热器708d的第二分支。沿着这两个分支流动的工作流体706利用约500MM Btu/h至约1500MM Btu/h，如约500MM Btu/h、约1000MM Btu/h或约1500MMBtu/h的通过缓冲流体收集的废热进行加热和部分气化。
换热器708a、708b的第一分支与换热器708c、708d的第二分支关于工作流体707的流动处于并联构造。在每一个分支内，两个换热器关于工作流体706的流动串联布置，使得换热器708a与换热器708b串联并且换热器708c与换热器708d串联。相对于缓冲流体706的流动，换热器708b与换热器708d处于并联构造，并且并联的换热器708b和708d与换热器708a串联。
换热器708a可以具有例如约100MM Btu/h至约200MM Btu/h，如约100MM Btu/h、约125MM Btu/h、约150MM Btu/h、约175MM Btu/h或约200MM Btu/h的热负荷。换热器708b可以具有例如约400MM Btu/h至约500MM Btu/h，如约400MM Btu/h、约425MM Btu/h、约450MMBtu/h、约475MM Btu/h、约500MM Btu/h的热负荷。换热器708c可以具有例如约150MM Btu/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的热负荷。换热器708d可以具有例如约300MM Btu/h至约400MM Btu/h，如约300MM Btu/h、约325MM Btu/h、约350MM Btu/h、约375MM Btu/h或约400MM Btu/h的热负荷。流过换热器708a、708b、708d的网络的缓冲流体704冷却并返回到储罐701。
离开泵707的工作流体706可以具有例如约80°F至约100°F，如约80°F、约90°F或约100°F的温度。来自泵707的工作流体706分成两个部分，例如，其中分流比约为约50％至约54％，如约50％、约52％或约54％。
来自泵707的工作流体706的第一部分709a通过与换热器708a和708b(其关于工作流体流动是串联的)中的缓冲流体704进行交换而被预热并部分气化。例如，工作流体的第一部分709a被加热到约160°F至约180°F，如约160°F、约170°F或约180°F的温度。
来自泵707的工作流体706的第二部分709b通过与换热器708c中的液氨和水711(来自液体-蒸气分离器710，在后续段落中描述)进行交换而被预热并部分气化。例如，第二部分709b被加热到约120°F至约140°F，如约120°F、约130°F或约140°F的温度。经加热的第二部分709b通过与换热器708d中的缓冲流体704进行交换而被进一步加热并部分气化，该换热器708d与换热器708c关于工作流体流动是串联的。例如，第二部分709b被加热到约160°F至约180°F，如约160°F、约170°F或约180°F的温度。
工作流体的第一和第二部分(其被加热并部分气化)流入到液体-蒸气分离器710中，该液体-蒸气分离器710将液体与蒸气，将液氨和水与氨-水蒸气分离。工作流体在进入液体-蒸气分离器710中时的压力可以例如为约10巴至约11巴，如约10巴、约10.5巴或约11巴。工作流体的液体流股711如液氨和水(其是贫流股)离开分离器710的底部并且工作流体的蒸气流股712如氨-水蒸气离开分离器710的顶部。
蒸气流股712(其是富流股)流动到冷却器716，其冷凝处于高压力的流股712。离开水冷却器716的经冷凝的流股712处于约70°F至约90°F，如约70°F、约80°F或约90°F的温度。流股712通过与冷却流体717如水的流股进行交换而在水冷却器716中被冷却，其从约70°F至约90°F，如约70°F、约80°F或约90°F的温度被加热到约75°F至约95°F，如约75°F、约85°F或约95°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的流速流过换热器。冷却器716可以具有约400MM Btu/h至约600MM Btu/h，如约400MM Btu/h、约500MM Btu/h或约600MM Btu/h的热负荷。
经冷凝的流股712在节流阀723中被节流至约4巴至约5巴，如约4巴、约4.5巴或约5巴的较低压力，从而产生冷却能力。离开节流阀723的工作流体712处于约30°F至约50°F，如约30°F、约40°F或约50°F的温度，并被在天然气凝液分馏装置的脱乙烷塔段中用于装置内冷却。例如，工作流体712在过程激冷器718中用于冷却来自脱乙烷塔段的乙烷719的流股，如来自脱乙烷塔的乙烷气体的顶部流股。乙烷719从约45°F至约55°F，如约45°F、约50°F或约55°F的温度被冷却到约40°F至约50°F，如约40°F、约45°F或约50°F的温度。氨-水712可以被加热到约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718可以具有约300MM Btu/h至约500MM Btu/h，如约300MM Btu/h、约400MM Btu/h或约500MM Btu/h的热负荷。乙烷719可以以约600kg/s至约800kg/s，如约600kg/s、约700kg/s或约800kg/s的流速流过过程激冷器718。
液体工作流体711经由换热器708c流到用于发电的高压回收涡轮机(HPRT)714，例如液压液体涡轮机。在换热器708c处进行交换之后，氨和水711的温度为约130°F至约150°F，如约130°F、约140°F或约150°F。HPRT 714可以产生例如约0.1MW至约0.5MW的电力，如约0.1MW、约0.25MW或约0.5MW的电力。利用约500kg/s至约1000kg/s，如约500kg/s、约750kg/s或约1000kg/s的液体流股711的流速来通过HPRT 714产生电力。HPRT 714将液体流股711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；并且将液体流股711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。
在离开涡轮机714和激冷器716之后，流股712和流股711合并成工作流体706的混合物单个流股。工作流体706在冷却器715，如冷却水冷凝器或空气冷却器中通过与冷却水进行交换而被冷却。冷却器715可以具有例如约800MM Btu/h至约1000MM Btu/h，如约800MMBtu/h、约900MM Btu/h或约1000MM Btu/h的热负荷。冷却器715将工作流体706冷却到例如约80°F至约100°F，如约80°F、约90°F或约100°F的温度。
用来冷却工作流体706的冷却水可以具有约70°F至约90°F，如约70°F、约80°F或约90°F的温度；并且可以被加热到约80°F至约100°F，如约80°F、约90°F或约100°F的温度。在一些示例中，冷却水的温度可以根据季节而变化。例如，冷却水在冬季可以具有比夏季更低的温度。流过冷器715的冷却水的体积可以为约9000kg/s至约11000kg/s，如约9000kg/s、约10000kg/s或约11000kg/s。
将卡林那循环用于废热到冷却转换可以提供多个优点。卡林那循环提供可以调节工作流体的组成的自由度。此自由度使卡林那循环可以适应于特定的运行条件，例如特定的热源或特定的冷却流体，以便改善或优化能量转换和热传递。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-水蒸气的行为类似于蒸汽，从而允许使用标准的蒸汽涡轮机部件。同时，使用二元流体使得在整个循环中可以改变流体的组成，例如，在汽化器中提供更富氨的组成以及在冷凝器中提供更贫氨的组成。此外，氨是一种环境友好的化合物，其危害性比通常在其他功率转换循环中使用的化合物如异丁烷更低。
参照图1C，将来自第二回路792(图1A)中的换热器722a、722b的废热用于多效蒸馏(MED)系统7000中，以由盐水生产淡水。如下文所讨论的，来自在换热器722a下游的储罐701(图1B)的缓冲流体721在天然气凝液分馏装置中被分成两个流股721a、721b。如图1D中所示，流股721b通过从天然气凝液分馏装置中的低级废热源回收的废热进行加热。如图1E中所示，流股721b通过第二回路792加热。来自天然气凝液分馏装置的经回收的废热可以用于产生约50,000m3/天至约70,000m3/天的淡水，如约50,000m3/天、约60,000m3/天或约70,000m3/天。
MED系统7000可以包括三个生产线7002、7004、7006(图1B)。每个生产线包括多个效果器(effect)，它们是将盐水蒸馏成淡水和卤水的换热器。在图1C的示例中，第一生产线7002包括五个串联的效果器7010a-7010e；第二生产线7004包括串联的三个效果器7016a-7016c；并且第三生产线包括两个串联的效果器7018a-7018b。在一些示例中，MED系统7000可以包括多于三个的生产线或少于三个的生产线。在一些示例中，可以增加或减少生产线中的效果器的数量。如果MED系统包括较少的生产线或每个生产线较少的效果器，则通过MED系统生产的淡水的量将减少。
通过盐水泵7010将盐水7008泵入到生产线7002、7004、7006中。盐水7008可以处于约25℃至大约35℃，如约25℃、约30℃或约35℃的温度。盐水的第一部分7008a被泵送到第一生产线7002中并分配到第一生产线7002的效果器7010a-7010e上。在第一生产线7002的第一效果器7010a中，盐水7008a通过与来自天然气凝液分馏装置的缓冲流体的流股721a进行交换而被加热。缓冲流体的流股721a可以处于约60℃至约70℃，如约60℃、约65℃或约70℃的温度；并且可以冷却到约55℃至65℃，如约55℃、约60℃或约65℃的温度。缓冲流体的流股721a可以向第一生产线7002提供约160MW至约180MW的废热，如约160MW、约170MW或约180MW。
当盐水7008a通过与第一效果器7010a中的缓冲流体的流股721a进行交换而被加热时，饮用水被气化并且未气化的材料作为卤水7012清除。将从第一效果器7010a的生产的蒸气提供给第二效果器7010b，在那里来自所生产的饮用水蒸气的冷凝的热量使盐水7008a中的饮用水气化，并且使在第一效果器中产生的蒸气冷凝为水。将该水作为淡水7014移出，清除来自第二效果器7010b中产生的卤水，并且将第二效果器7010b中产生的蒸气提供给第三效果器7010c。该过程继续进行到第四和第五效果器7010d、7010e，其中来自在前效果器的所产生的饮用水蒸气的冷凝导致在随后的效果器中饮用水从盐水汽化。每两个效果器之间的温度下降为约2℃至约4℃，如约2℃、约3℃或约4℃。
将盐水的第二部分7008b泵入到第二生产线7004中并分配到第二生产线7004的效果器7016a-7016c上。来自第一生产线7002的缓冲流体的流股721a与来自天然气凝液分馏装置的缓冲流体的流股721b合并以形成合并的流股721。合并的流股721用于在第二生产线7004的第一效果器7016a中加热盐水7008b。缓冲流体721可以处于约55℃至约65℃，如约55℃、约60℃或约65℃的温度，并且可以在第二生产线7004的第一效果器7016a中冷却至约50℃至约60℃，如约50℃、约55℃或约60℃的温度。缓冲流体流股721可以向第二生产线7004供应约180MW至约200MW的废热，例如约180MW、约190MW或约200MW。
将第二生产线7004的第一效果器7016a中产生的蒸气提供给第二生产线7004的第二效果器7016b，并且将卤水7012清除。在第二生产线的第二和第三效果器7016b、7016c中，在之前的效果器中产生的蒸气用于加热盐水，导致该蒸气冷凝成水。将该水作为淡水7014移出，清除卤水7012，并将产生的蒸气提供给后续的效果器。
类似地，将盐水的第三部分7008c泵送到第三生产线7006中并分配到第三生产线的效果器7017a、7017b上。将水作为淡水7014移出并清除卤水7012。第三生产线7006通过来自从第二生产线7004接收的缓冲流体的流股721的能量提供动力。缓冲流体721可以处于约50℃至约60℃，如约50℃、约55℃或约60℃的温度，并且可以在第三生产线7006的第一效果器7016a中被冷却至约45℃至约55℃，如约45℃、约50℃或约55℃的温度。缓冲流体的流股721可以对第三生产线7006供应约80MW至约100MW的废热，如约80MW、约90MW或约100MW。
如图1D中所示，缓冲流体的流股721返回到图1B中所示的储罐701。
MED系统中的多个生产线提供了热负荷和效果器之间的温度下降之间的匹配，从而使得由可用废热有效地生产淡水。
在一些示例中，向MED系统7000提供能量的缓冲流体的流股721可以是加压水，并且向基于卡林那循环的装置700提供能量的缓冲流体的流股704可以是不同的流体，如热油。当缓冲流体的两个流股不同时，使用两个单独的储罐和两个单独的泵。
MED系统7000和基于卡林那循环的装置700是并行系统。MED系统7000可以独立于基于卡林那循环的装置700运行，反之亦然，使得来自天然气凝液分馏装置的废热可以仅用于水的脱盐，仅用于装置内低于环境的冷却能力的产生，或这两者。在一些示例中，基于卡林那循环的装置可以用于发电，而不是用于装置内低于环境的冷却能力的产生。在一些示例中，基于卡林那循环的装置可以用于在天然气凝液分馏装置或附近社区中提供环境空气冷却。
换热器702a-702n和722a-722b可以并入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流股回收废热。
参照图1D，在天然气凝液分馏装置的脱丙烷塔段中，将来自脱乙烷塔的C3+NGL塔底流股720接收到脱丙烷塔726中。来自脱丙烷塔726的塔底流股在再沸器727中进行加工。来自再沸器727的液体丙烷返回到脱丙烷塔726，并且将来自脱丙烷塔726的C4+NGL塔底产物728提供至脱丁烷塔735(图1F)。
丙烷气体729从脱丙烷塔726的顶部离开，并通过与缓冲流体的流股721进行交换而在换热器722a中被冷却。换热器722a属于与MED系统7000一起使用的换热器的第二回路792(图1A)。经冷却的丙烷气729收集在回流罐730中。来自回流罐730的液体丙烷的一部分返回到脱丙烷塔726，并且将来自回流罐730的液体丙烷的一部分进行处理(例如，在ADIP单元中)或作为未处理的产物发送给用户。换热器722a的存在从丙烷气体729回收废热，能够实现将本应用于冷却丙烷气体729的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从脱丙烷塔段绕开或消除。
在一些示例中，丙烷气体729可以被冷却。缓冲流体的流股721可以被加热到约120°F至约140°F，如约120°F、约130°F或约140°F的温度。换热器722a的热负荷可以为约900MM Btu/h至约1000MM Btu/h，如约900MM Btu/h、约925MM Btu/h、约950MM Btu/h、约975MM Btu/h或约1000MM Btu/h。
将经加热的缓冲流体的流股721分成被发送至换热器722b(图1F)的第一流股721a和被发送至MED系统7000的脱盐回路7004(图1C)的第二流股721b。涉及第二流股721b的分流可以为约35％至约45％，如约35％、约40％或约45％，剩余部分涉及第一流股721a。
参照图1E，在天然气凝液分馏装置的丙烷脱水器段中，湿丙烷731在丙烷脱水器732中脱水。湿丙烷731可以是例如脱丙烷塔段(图1D)中的丙烷气体729。来自丙烷脱水器732的干燥丙烷的一部分作为干燥丙烷733输出，例如输出到丙烷制冷段(图1L)。来自丙烷脱水器732的丙烷的另一部分734在丙烷脱水器736中进一步脱水。从丙烷脱水器732输出的干燥丙烷734在换热器702a中通过与缓冲流体的流股704a进行交换而被冷却。换热器702a属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的干燥丙烷734返回到脱丙烷塔回流罐730(图1D)。换热器702a的存在从干燥丙烷734回收废热，能够实现将本应用于冷却干燥丙烷734的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从丙烷脱水器段绕开或消除。
在一些示例中，干燥丙烷734可以被冷却。缓冲流体的流股704a可以被加热到约390°F至约410°F，如约390°F、约400°或约410°F的温度。换热器702a的热负荷可以为约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1F，在天然气凝液分馏装置的脱丁烷塔段中，来自脱丙烷塔726(图1D)的C4+NGL塔底产物728被接收到脱丁烷塔735中。来自脱丁烷塔735塔底产物流股在再沸器737中被加工。来自再沸器的气化丁烷返回到脱丁烷塔735。来自脱丁烷塔735的C5+塔底产物738在换热器702b中通过与缓冲流体的流股704b进行交换而被冷却。换热器702b属于换热器的第一回路790(图1A)。将经冷却的C5+塔底产物738提供给再蒸馏单元(图1P)。换热器702b的存在从C5+塔底产物738回收废热，能够实现将本应用于冷却C5+塔底产物738的其他组件(例如，石脑油冷却单元)从脱丁烷塔段绕开或消除。
在一些示例中，C5+塔底产物738可以被冷却。缓冲流体的流股702b可以被加热到约250℃至约270℃，如约250°F、约260°F或约270°F的温度。换热器702b的热负荷可以为约25MM Btu/h至约125MM Btu/h，如约25MM Btu/h、约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MMBtu/h或约125MM Btu/h。
丁烷气体739从脱丁烷塔735的顶部离开，并且在换热器722b中通过与缓冲流体的流股721a进行交换而被冷却。换热器722b属于与MED系统7000一起使用的换热器的第二回路792(图1A)。经冷却的丁烷气体739被收集在回流罐740中。来自回流罐的液体丁烷的一部分返回到脱丁烷塔735，并且来自回流罐740的液体丁烷的一部分被处理(例如，在MEROX单元中)或者作为未处理产物发送给用户。换热器722b的存在从丁烷气体739回收废热，能够实现将本应用于冷却丁烷气体739的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从脱丁烷塔段绕开或消除。
在一些示例中，丁烷气体739可以被冷却。缓冲流体的流股721a可以被加热到约140℃至约160℃，如约140°F、约150°F或约160°F的温度。换热器722b的热负荷可以为约550MM Btu/h至约650MM Btu/h，如约550MM Btu/h、约575MM Btu/h、约600MM Btu/h、约625MM Btu/h或约650MM Btu/h。
参照图1G，在丁烷脱水器段中，湿丁烷741在脱水器742中脱水。湿丁烷741可以包括例如在脱丁烷塔段(图1F)中的丁烷气体739。来自脱水器742的干燥丁烷的一部分743作为干燥丁烷输出，例如被输出到丁烷制冷段(图1N)。来自脱水器742的丁烷的另一部分744在丁烷脱水器745中进一步脱水。从丁烷脱水器742输出的干燥丁烷744在换热器702c中通过与缓冲流体的流股704c进行交换而被冷却。换热器702c属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的干燥丁烷744返回到脱丁烷塔回流罐740(图1F)。换热器702c的存在从干燥丁烷744回收废热，能够实现将本应用于冷却干燥丁烷744的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从丁烷脱水器段绕开或消除。
在一些示例中，干燥丁烷744可以被冷却。缓冲流体的流股704c可以被加热到约390°F至约710°F，如约390°F、约400°F或约410°F的温度。换热器702c的热负荷可以为约25MM Btu/h至约125MM Btu/h，如约25MM Btu/h、约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MMBtu/h或约125MM Btu/h。
参照图1H，在天然气凝液分馏装置的脱戊烷塔段中，从脱色段(图1J)接收的C5+NGL的流股747在换热器748中预热并被提供到脱戊烷塔749中。来自脱戊烷塔749的塔底流股在再沸器751中加工。来自再沸器的气化的戊烷返回到脱戊烷塔749并且来自脱戊烷塔749的C6+NGL塔底产物750用于在换热器748中加热C5+NGL的流股747，然后输出到储存装置，如输出到缓冲球罐。
来自脱戊烷塔749的戊烷气体的塔顶流股752在换热器702d中通过与缓冲流体的流股704d进行交换而被冷却。换热器702d属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的戊烷752被收集在回流罐753中。来自回流罐753的液体戊烷的一部分返回到脱戊烷塔749，并且来自回流罐753的液体戊烷的一部分被发送到储存装置，例如，在石化工厂内。换热器702d的存在从戊烷气体752回收废热，并且能够实现将本应用于冷却戊烷气体752的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从脱戊烷塔段绕开或消除。
在一些示例中，戊烷气体752可以被冷却。缓冲流体的流股704d可以被加热到约160°F至约180°F，如约160°F、约170°F或约180°F的温度。换热器702d的热负荷可以为约50MM Btu/h至约150MM Btu/h，如约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h或约125MMBtu/h或约150MM Btu/h。
参照图1I，在溶剂再生段中，将来自ADIP提取器(未示出)的富ADIP754进料到ADIP生成器755中以被再生为贫ADIP以再使用。酸性气体756离开ADIP生成器755的顶部，并且在换热器702e中通过与缓冲流体的流股704e进行交换而被冷却。换热器702e属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的酸性气体756在回流罐757中回流。来自回流罐757的酸性气体758被发送到火炬并且任何剩余的ADIP返回到ADIP生成器755。换热器702e的存在从酸性气体756回收废热，能够实现将本应用于冷却酸性气体756的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从溶剂再生段绕开或消除。
在一些示例中，酸性气体756可以被冷却。缓冲流体的流股704e可以被加热到约220°F至约240°F，如约220°F、约230°F或约240°F的温度。换热器702e的热负荷可以为约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。
贫ADIP 759离开ADIP生成器755的底部，并且在换热器702f中通过与缓冲流体的流股704f进行交换而被冷却。换热器702f属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的贫ADIP 759返回到ADIP提取器。换热器702f的存在从贫ADIP 759回收废热，能够实现将本应用于冷却贫ADIP759的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从溶剂再生段绕开或消除。
在一些示例中，贫ADIP 759可以被冷却。缓冲流体的流股704f可以被加热到约160°F至约180°F，如约160°F、约170°F或约180°F的温度。换热器702f的热负荷可以为约150MM Btu/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1J，在天然气凝液分馏装置的脱色段中，来自再蒸馏单元的NG 760在预闪蒸罐761中被加工。轻质NG组分762作为塔顶馏出物从预闪蒸罐761离开，并且在换热器702g中通过与缓冲流体的流股704g进行交换而被冷却。换热器702g属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的轻质NG组分762被储存在产物罐763中。换热器702g的存在从轻质NG组分762回收废热，能够实现将本应用于冷却轻质NG组分762的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从脱色段绕开或消除。
在一些示例中，轻质NG组分762可以被冷却。缓冲流体的流股704g可以被加热到约200℃至约220℃，如约200°F、约210°F或约220°F的温度。换热器702g的热负荷可以为约50MM Btu/h至约150MM Btu/h，如约50MM Btu/h、约75MM Btu/h、约100MM Btu/h、约125MMBtu/h或约150MM Btu/h。
重质NG组分和有色体作为塔底流股764从预闪蒸罐761离开并进料到脱色器765中。有色体离开脱色器765的底部并被泵送到进料和缓冲单元以注射到粗品管线中。NG作为塔顶NG气体766离开脱色器765，其在换热器702h中通过与缓冲流体的流股704h进行交换而被冷却。换热器702h属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的NG气体766提供到回流罐767。来自回流罐767的液体NG的一部分被储存在产物罐763中并且一部分返回到脱色器765。换热器702h的存在从NG气体766回收废热，能够实现将本应用于冷却NG气体766的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从脱色段绕开或消除。
在一些示例中，NG气体766可以被冷却。缓冲流体的流股704h可以被加热到约220℃至约240℃，如约220°F、约230°F或约240°F的温度。换热器702h的热负荷可以为约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1K，在丙烷蒸气回收单元中，丙烷768被接收到闪蒸罐769中。液体丙烷的塔底产物被发送到丙烷储存装置。丙烷蒸气的塔顶产物770在压缩机771中被压缩，并且在换热器702i中通过与缓冲流体的流股704i进行交换而被冷却。换热器702i属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的丙烷770储存在产物罐772中并返回到闪蒸罐769。换热器702i的存在从丙烷蒸气770回收废热，能够实现将本应用于冷却丙烷蒸气770的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从蒸气回收单元绕开或消除。
在一些示例中，丙烷蒸气770可以被冷却。缓冲流体的流股704i可以被加热到约250℃至约270℃，如约250°F、约260°F或约270°F的温度。换热器702i的热负荷可以为约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1L，在丙烷制冷段中，来自丙烷脱水段(图1E)的干燥丙烷732在压缩机773中被压缩。来自压缩机773的经压缩的干燥丙烷732在换热器702j中通过与缓冲流体的流股704j进行交换而被冷却。换热器702j属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的干燥丙烷732被储存在丙烷接收器774中。换热器702j的存在从干燥丙烷732回收废热，能够实现将本应用于冷却干燥丙烷732的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从丙烷制冷段绕开或消除。
在一些示例中，干燥丙烷732可以从约190°F至约210°F，如约190°F、约200°F、约210°F的温度被冷却至约130°F至约150°F，如约130°F、约140°F或约150°F的温度。缓冲流体的流股704j可以被加热到约190℃至约210℃，如约190°F、约200°F或约210°F的温度。换热器702j的热负荷可以为约50MM Btu/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1M，在一些示例中，丙烷产物777可以在丙烷产物过冷段中通过在丙烷激冷器775中与冷却流体776进行交换而被过冷(sub-cooled)。在丙烷激冷器775中冷却丙烷产物777之后，冷却流体776在一个或多个压缩机(包括主压缩机791)中被压缩。经压缩的冷却流体776在换热器702k中通过与缓冲流体的流股704k进行交换而被冷却。换热器702k属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的冷却流体776通过中试接收器793和两级中间冷却器795。离开两级中间冷却器795的冷却流体的一部分776a返回到丙烷激冷器775用于进一步的丙烷冷却，并且离开两级中间冷却器795的冷却流体的一部分776b返回到主压缩机72以进行压缩。换热器702k的存在从冷却流体776回收废热，能够实现将本应用于冷却冷却流体776的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从丙烷产物过冷段绕开或消除。
在一些示例中，冷却流体776可以从约230°F至约250°F，如约230°F、约240°F、约250°F的温度被冷却到约130°F至约150°F，如约130°F、约140°F或约150°F的温度。缓冲流体的流股704k可以被加热到约230℃至约250℃，如约230°F、约240°F或约250°F的温度。换热器702k的热负荷可以为约25MM Btu/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1N，在丁烷制冷段中，来自丁烷脱水段(图1G)的干燥丁烷743在闪蒸罐778进行闪蒸。液体丁烷被发送到储存装置。丁烷气体779在压缩机780中被压缩，并且经压缩的干燥丁烷779在换热器702l中通过与缓冲流体流股704l进行交换而被冷却。换热器702l属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的干燥丁烷779被储存在丁烷接收器781中。换热器702l的存在从干燥丁烷779回收废热，能够实现将本应用于冷却干燥丁烷779的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从丁烷制冷段绕开或消除。
在一些示例中，干燥丁烷779可以从约140°F至约160°F，如约140°F、约150°F、约160°F的温度被冷却到约130°F至约150°F，如约130°F、约140°F或约150°F的温度。缓冲流体的流股704l可以被加热到约140℃至约160℃，如约140°F、约150°F或约160°F的温度。换热器702l的热负荷可以为约25MM Btu/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1O，在乙烷生产段中，乙烷782在以再生模式运行的干燥器783中被干燥，并且在换热器702m中通过与缓冲流体的流股704m进行交换而被冷却。换热器702m属于换热器的第一回路790(图1A)。经冷却的乙烷782在进料气体分离器784中被分离并且乙烷蒸气785在以干燥模式运行的干燥器786中被进一步干燥。除去水。将从干燥器786输出的干燥乙烷加热并发送至销售气体供应网或其他地方。换热器702m的存在从乙烷782回收废热，能够实现将本应用于冷却乙烷782的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从乙烷生产段绕开或消除。
在一些示例中，乙烷782可以从约410°F至约430°F，如约410°F、约420°F或约430°F的温度被冷却到约120°F至约140°F，如约120°F、约130°F或约140°F的温度。缓冲流体的流股704m可以被加热到约400℃至约420℃，如约400°F、约410°F或约420°F的温度。换热器702m的热负荷可以为约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1P，在NG蒸气压力控制段中，来自脱丁烷塔735(图1F)的脱丁烷塔塔底产物738被接收到RVP塔787中。戊烷788的塔顶流股离开RVP塔787，并且在换热器702n中通过与缓冲流体的流股704n进行交换而被冷却。换热器702n属于换热器的第一回路790(图1A)。将经冷却的戊烷788提供到回流罐789。来自回流罐789的液体戊烷的一部分返回到RVP塔787并且一部分被发送到储存装置。换热器702q的存在从戊烷788回收废热，能够实现将本应用于冷却戊烷788的其他组件(例如，冷却单元或冷凝器)从NG蒸气压力控制段被702n或消除。
在一些示例中，戊烷788可以从约210°F至约230°F，如约210°F、约220°F或约230°F的温度被冷却到约200°F至约220°F，如约200°F、约210°F或约220°F的温度。缓冲流体的流股704n可以被加热到约200℃至约220℃，如约200°F、约210°F或约220°F的温度。换热器702n的热负荷可以为约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。
本文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冷却能力的无碳产生，能够使NGL分馏装置更能量有效、较低污染或二者兼备。另外，所述系统可以用于水的无碳脱盐。
本文描述的换热器的网络可以作为改型整合到现有NGL分馏装置中或者可以整合到新建造的NGL分馏装置中。对现有NGL分馏装置的改型使得可以在相对低资本投资的情况下可获得由本文所述的能量转换系统提供的效率和燃料节省。所述能量转换系统可以利用NGL分馏装置中的现有结构，同时仍然能够实现有效废热回收以及废热向冷却能力和脱盐能力的转换。能量转换系统整合到现有NGL分馏装置中可以推广至装置特异的运行模式。
因此，已经描述了所述主题的特定实施方式。其他实施方式在所附权利要求的范围内。

Claims (68)

1.一种系统，所述系统包括：
第一废热回收换热器，其被配置成通过与天然气凝液分馏装置中的第一热源进行交换来加热第一缓冲流体流股；和
水脱盐系统，其包括被配置成通过与经加热的所述第一缓冲流体流股进行交换来加热盐水以产生淡水和卤水的一个或多个脱盐换热器的第一生产线。
2.根据权利要求1所述的系统，其中所述水脱盐系统被配置成产生50,000m3/天至70,000m3/天的淡水。
3.根据权利要求1所述的系统，其中所述水脱盐系统的所述第一生产线包括：
第一脱盐换热器，其被配置成通过与经加热的所述第一缓冲流体流股进行交换来加热盐水以产生水蒸气和卤水；和
第二脱盐换热器，其被配置成通过与来自所述第一脱盐换热器的水蒸气进行交换来加热盐水以产生水蒸气和卤水，其中来自所述第一脱盐换热器的水蒸气在所述第二脱盐换热器中被冷凝成淡水。
4.根据权利要求1所述的系统，其中所述第一缓冲流体流股以60℃至70℃的温度进入所述第一生产线并且以55℃至65℃的温度离开所述第一生产线。
5.根据权利要求1所述的系统，其中所述水脱盐系统包括被配置成通过与合并的缓冲流体流股进行交换来加热盐水以产生淡水和卤水的一个或多个脱盐换热器的第二生产线，
其中所述合并的缓冲流体流股包括来自所述第一生产线的所述第一缓冲流体流股和通过与所述天然气凝液分馏装置中的第二热源进行交换而被加热的经加热的第二缓冲流体流股。
6.根据权利要求5所述的系统，其中所述合并的缓冲流体流股以55℃至65℃的温度进入所述第二生产线并且以50℃至60℃的温度离开所述第二生产线。
7.根据权利要求5所述的系统，其中所述水脱盐系统包括被配置成通过与来自所述第二生产线的所述合并的缓冲流体流股进行交换来加热盐水的一个或多个脱盐换热器的第三生产线。
8.根据权利要求7所述的系统，其中所述合并的缓冲流体流股以50℃至60℃的温度进入所述第三生产线并且以45℃至55℃的温度离开所述第三生产线。
9.根据权利要求1所述的系统，其中所述第一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丙烷塔输出的丙烷气体进行交换来加热所述第一缓冲流体流股。
10.根据权利要求1所述的系统，其中所述第一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进行交换来加热所述第一缓冲流体流股。
11.根据权利要求1所述的系统，所述系统包括第二废热回收换热器，其被配置成通过与所述天然气凝液分馏装置中的第二热源进行交换来加热第二缓冲流体流股；
卡林那循环能量转换系统，其包括：
一个或多个第一能量转换换热器，其被配置成通过与经加热的所述第二缓冲流体流股进行交换来加热工作流体；
分离器，其被配置成接收经加热的所述工作流体并且输出所述工作流体的蒸气流股和所述工作流体的液体流股；和
冷却子系统，其包括被配置成冷凝所述工作流体的所述蒸气流股的第一冷却元件和被配置成通过与经冷凝的所述工作流体的所述蒸气流股进行交换来冷却来自所述天然气凝液分馏装置的过程流体流股的第二冷却元件。
12.根据权利要求11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。
13.根据权利要求11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。
14.根据权利要求11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500MM Btu/h的激冷器。
15.根据权利要求11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。
16.根据权利要求11所述的系统，其中所述第一冷却元件包括阀门。
17.根据权利要求11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。
18.根据权利要求11所述的系统，其中所述能量转换系统包括被配置成将所述工作流体泵压到11巴至12巴的压力的泵。
19.根据权利要求11所述的系统，其中所述一个或多个第一能量转换换热器包括：
热负荷为100MM Btu/h至200MM Btu/h的能量转换换热器；和
热负荷为400MM Btu/h至约500MM Btu/h的能量转换换热器。
20.根据权利要求11所述的系统，其中所述一个或多个第一能量转换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。
21.根据权利要求11所述的系统，其中所述一个或多个第一能量转换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换系统包括一个或多个第二能量转换换热器，其被配置成加热所述工作流体的第二部分，所述第二通过与所述工作流体的所述液体流股进行交换。
22.根据权利要求21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和第二部分。
23.根据权利要求21所述的系统，其中所述一个或多个第二能量转换换热器被配置成通过与经加热的所述第二缓冲流体流股进行交换来加热所述工作流体的所述第二部分。
24.根据权利要求21所述的系统，其中所述一个或多个第二能量转换换热器包括：
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。
25.根据权利要求21所述的系统，其中所述一个或多个第二能量转换换热器被配置成将所述工作流体的所述第二部分加热到160°F至180°F的温度。
26.根据权利要求11所述的系统，所述系统包括被配置成由所述工作流体的所述液体流股产生电力的涡轮机。
27.根据权利要求11所述的系统，所述系统包括储罐，
其中所述第一缓冲流体流股从所述储罐流经所述第一废热回收换热器、流经所述水脱盐系统并且流回到所述储罐，并且
其中所述第二缓冲流体流股从所述储罐流经所述第二废热回收换热器、流经所述卡林那循环能量转换系统并且流回到所述储罐。
28.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
29.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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+塔底产物进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
30.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
31.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
32.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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生成器输出的酸性气体进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
33.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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生成器输出的贫ADIP进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
34.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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组分进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
35.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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器输出的NG气体进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
36.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
37.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二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进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
38.根据权利要求11所述的系统，其中所述第二废热回收交换器被配置成从所述天然气凝液分馏装置中的RVP塔输出的戊烷气体进行交换来加热所述第二缓冲流体流股。
39.一种方法，所述方法包括：
通过与天然气凝液分馏装置中的第一热源进行交换经由第一废热回收换热器来加热第一缓冲流体流股；和
在水脱盐系统的第一生产线中产生淡水，其包括通过与经加热的所述第一缓冲流体流股进行交换在所述第一生产线的一个或多个脱盐换热器中加热盐水以产生淡水和卤水。
40.根据权利要求39所述的方法，所述方法包括产生50,000m3/天至70,000m3/天的淡水。
41.根据权利要求39所述的方法，所述方法包括：
通过与经加热的所述第一缓冲流体流股进行交换在所述第一生产线的第一脱盐换热器中加热盐水以产生水蒸气和卤水；
通过与来自所述第一脱盐换热器的所述水蒸气进行交换在所述第一生产线的第二脱盐换热器加热盐水以产生水蒸气和卤水；和
在所述第二脱盐换热器中将来自所述第一脱盐换热器的所述水蒸气冷凝成淡水。
42.根据权利要求39所述的方法，其中在所述第一生产线的所述一个或多个脱盐换热器中加热盐水包括将所述第一缓冲流体流股从60℃至70℃的温度冷却至55℃至65℃的温度。
43.根据权利要求39所述的方法，所述方法包括在所述水脱盐系统的第二生产线中产生淡水，其包括通过与合并的缓冲流体流股进行交换在所述第二生产线的一个或多个脱盐换热器中加热盐水以产生淡水和卤水，
其中所述合并的缓冲流体流股包括来自所述第一生产线的所述第一缓冲流体流股和通过与所述天然气凝液分馏装置中的第二热源进行交换而被加热的经加热的第二缓冲流体流股。
44.根据权利要求43所述的方法，其中在所述第二生产线的所述一个或多个脱盐换热器中加热盐水包括将所述合并的缓冲流体流股从55℃至65℃的温度冷却至50℃至60℃的温度。
45.根据权利要求43所述的方法，所述方法包括在所述水脱盐系统的第三生产线中产生淡水，其包括通过与来自所述第二生产线的所述合并的缓冲流体流股进行交换在所述第三生产线的一个或多个脱盐换热器中加热盐水。
46.根据权利要求45所述的方法，其中在所述第三生产线的所述一个或多个脱盐换热器中加热盐水包括将所述合并的缓冲流体流股从50℃至60℃的温度冷却至45℃至55℃的温度。
47.根据权利要求39所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的脱丙烷塔输出的丙烷气体进行交换来加热所述第一缓冲流体流股。
48.根据权利要求39所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股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进行交换来加热所述缓冲流体流股。
49.根据权利要求39所述的方法，所述方法包括：
通过与所述天然气凝液分馏装置中的第二热源进行交换经由第二废热回收换热器来加热第二缓冲流体流股；
在卡林那循环能量转换系统中产生电力，其包括：
通过与经加热的所述第一缓冲流体流股进行交换经由一个或多个第一能量转换换热器来加热工作流体；
在分离器中将经加热的所述工作流体分离成所述工作流体的蒸气流股和所述工作流体的液体流股；
冷凝所述工作流体的所述蒸气流股；和
通过与经冷凝的所述工作流体的所述蒸气流股进行交换冷却所述天然气凝液分馏装置中的过程流体流股。
50.根据权利要求49所述的方法，其中冷却所述过程流体流股包括为所述天然气凝液分馏装置生产至少350MM Btu/h的冷却能力。
51.根据权利要求49所述的方法，其中冷却所述过程流体流股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。
52.根据权利要求49所述的方法，所述方法包括将所述工作流体泵压到11巴至12巴的压力。
53.根据权利要求49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。
54.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述工作流体包括通过与经加热的所述缓冲流体进行交换来加热所述工作流体的第一部分，并且包括通过与所述工作流体的所述液体流股进行交换经由一个或多个第二能量转换换热器来加热所述工作流体的第二部分。
55.根据权利要求49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所述液体流股产生电力。
56.根据权利要求49所述的方法，所述方法包括：
使所述第一缓冲流体流股从储罐流经所述第一废热回收交换器、流经所述卡林那循环能量转换系统并且流回到所述储罐；和
使所述第二缓冲流体流股从所述储罐流经所述第二废热回收交换器、流经所述水脱盐系统并且流回到所述储罐。
57.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股包括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进行交换来加热所述缓冲流体流股。
58.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股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+塔底产物进行交换来加热所述缓冲流体流股。
59.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第二缓冲流体流股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进行交换来加热所述缓冲流体流股。
60.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股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进行交换来加热所述缓冲流体流股。
61.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第二缓冲流体流股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进行交换来加热所述缓冲流体流股。
62.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的ADIP生成器输出的酸性气体进行交换来加热所述缓冲流体流股。
63.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的ADIP生成器输出的贫ADIP进行交换来加热所述缓冲流体流股。
64.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股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组分进行交换来加热所述缓冲流体流股。
65.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的脱色器输出的轻质NG气体进行交换来加热所述缓冲流体流股。
66.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股包括通过与所述天然气凝液分馏装置中的压缩丙烷进行交换来加热所述缓冲流体流股。
67.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股包括通过与所述天然气凝液分馏装置中的干燥乙烷气体进行交换来加热所述缓冲流体流股。
68.根据权利要求49所述的方法，其中加热所述第一缓冲流体流股包括通过与从所述天然气凝液分馏装置中的RVP塔输出的戊烷气体进行交换来加热所述缓冲流体流股。
CN201880065047.2A 2017-08-08 2018-08-07 利用卡林那循环和改良多效蒸馏系统的天然气凝液分馏装置废热同时向冷却能力和饮用水的转换 Pending CN111183211A (zh)

Applications Claiming Priority (5)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US201762542687P 2017-08-08 2017-08-08
US62/542,687 2017-08-08
US15/842,522 US10663234B2 (en) 2017-08-08 2017-12-14 Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous cooling capacity and potable water using kalina cycle and modified multi-effect distillation system
US15/842,522 2017-12-14
PCT/US2018/045557 WO2019032551A1 (en) 2017-08-08 2018-08-07 LOST HEAT CONVERSION FOR LIQUEFIED NATURAL GAS FRACTIONATION SIMULTANEOUSLY IN REFRIGERATING POWER AND DRINKING WATER USING A KALINA CYCLE AND A MODIFIED MULTI-EFFECT DISTILLATION SYSTEM

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN111183211A true CN111183211A (zh) 2020-05-19

Family

ID=63364208

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201880065047.2A Pending CN111183211A (zh) 2017-08-08 2018-08-07 利用卡林那循环和改良多效蒸馏系统的天然气凝液分馏装置废热同时向冷却能力和饮用水的转换

Country Status (5)

Country Link
US (2) US10663234B2 (zh)
EP (1) EP3665247A1 (zh)
CN (1) CN111183211A (zh)
CA (1) CA3072172A1 (zh)
WO (1) WO2019032551A1 (zh)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN113577800A (zh) * 2021-07-26 2021-11-02 浙江天联机械有限公司 热泵过滤蒸发系统
CN114405037A (zh) * 2022-01-20 2022-04-29 福建钰融科技有限公司 光刻胶废液回收装置

Families Citing this family (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US10677104B2 (en) 2017-08-08 2020-06-09 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power, cooling and potable water using integrated mono-refrigerant triple cycle and modified multi-effect-distillation system
US10684079B2 (en) 2017-08-08 2020-06-16 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power and cooling capacities using modified goswami system
PE20221897A1 (es) 2020-03-10 2022-12-15 Bechtel Energy Tech And Solutions Inc Sistema de desalinizacion con eyector de baja energia
WO2024052583A1 (es) * 2022-09-08 2024-03-14 Wga Water Global Access S.L. Dispositivo desalinizador multiefecto multitren memtd

Family Cites Families (48)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2685152A (en) 1951-10-23 1954-08-03 Corning Glass Works Thermometer tube-blank manufacture
US4002525A (en) 1975-03-13 1977-01-11 Flambeau Paper Company Chemical recovery from waste liquors utilizing indirect heat exchangers in multi-stage evaporation plus contact steam stripping
US4907410A (en) 1987-12-14 1990-03-13 Chang Yan P Thermal energy from environmental fluids
US5240476A (en) 1988-11-03 1993-08-31 Air Products And Chemicals, Inc. Process for sulfur removal and recovery from a power generation plant using physical solvent
US5685152A (en) 1995-04-19 1997-11-11 Sterling; Jeffrey S. Apparatus and method for converting thermal energy to mechanical energy
US5600049A (en) 1995-06-01 1997-02-04 Chemical Research & Licensing Company Process for depropanizing benzene
US5557936A (en) 1995-07-27 1996-09-24 Praxair Technology, Inc. Thermodynamic power generation system employing a three component working fluid
US6216436B1 (en) 1998-10-15 2001-04-17 General Electric Co. Integrated gasification combined cycle power plant with kalina bottoming cycle
CA2307819C (en) 1999-05-07 2005-04-19 Ionics, Incorporated Water treatment method for heavy oil production
US20020166336A1 (en) 2000-08-15 2002-11-14 Wilkinson John D. Hydrocarbon gas processing
JP2006078880A (ja) 2004-09-10 2006-03-23 Olympus Corp 顕微鏡装置
EA010641B1 (ru) 2004-09-22 2008-10-30 Флуор Текнолоджиз Корпорейшн Способ обработки спг и получения энергии и установка для его осуществления
US7234323B2 (en) 2004-09-29 2007-06-26 Chevron U.S.A. Inc. Recovering natural gas liquids from LNG using vacuum distillation
US7257966B2 (en) 2005-01-10 2007-08-21 Ipsi, L.L.C. Internal refrigeration for enhanced NGL recovery
US7458231B1 (en) * 2005-08-19 2008-12-02 Uop Llc Simultaneous regasification of liquefied natural gas and desalination
RU2455381C2 (ru) 2006-04-21 2012-07-10 Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. Высокопрочные сплавы
US7730854B2 (en) 2007-05-23 2010-06-08 Uop Llc Process for steam heat recovery from multiple heat streams
US8561405B2 (en) 2007-06-29 2013-10-22 General Electric Company System and method for recovering waste heat
AU2008291094A1 (en) 2007-08-31 2009-03-05 Siemens Aktiengesellschaft Method and device for converting thermal energy into mechanical energy
DE102008045450B4 (de) 2008-02-01 2010-08-26 Siemens Aktiengesellschaft Verfahren zum Betreiben eines thermodynamischen Kreislaufes sowie thermodynamischer Kreislauf
US8141505B2 (en) 2008-02-15 2012-03-27 Card-Monroe Corp. Yarn color placement system
US9365438B2 (en) 2010-07-09 2016-06-14 The University Of Western Australia Desalination plant
US9657937B2 (en) 2010-08-23 2017-05-23 Saudi Arabian Oil Company Steam generation system having multiple combustion chambers and dry flue gas cleaning
JP5800295B2 (ja) 2011-08-19 2015-10-28 国立大学法人佐賀大学 蒸気動力サイクルシステム
WO2013055391A1 (en) 2011-10-03 2013-04-18 Echogen Power Systems, Llc Carbon dioxide refrigeration cycle
US8920772B2 (en) 2012-05-18 2014-12-30 Air Products And Chemicals, Inc. System and process for producing a H2-containing gas and purified water
US10422046B2 (en) 2012-06-13 2019-09-24 Saudi Arabian Oil Company Hydrogen production from an integrated electrolysis cell and hydrocarbon gasification reactor
US9284857B2 (en) 2012-06-26 2016-03-15 The Regents Of The University Of California Organic flash cycles for efficient power production
CA2783608A1 (en) 2012-07-23 2014-01-23 Lucie Wheeler Environmental process to transform contaminated or uncontaminated feed materials into useful products, uses of the process, products thereby obtained and uses thereof, manufacturing of the corresponding plant
WO2014153570A2 (en) 2013-03-15 2014-09-25 Transtar Group, Ltd New and improved system for processing various chemicals and materials
US9874112B2 (en) 2013-09-05 2018-01-23 Echogen Power Systems, Llc Heat engine system having a selectively configurable working fluid circuit
US9562201B2 (en) 2014-06-28 2017-02-07 Saudi Arabian Oil Company Energy efficient apparatus employing energy efficient process schemes providing enhanced integration of gasification-based multi-generation and hydrocarbon refining facilities and related methods
US9598993B2 (en) 2015-06-19 2017-03-21 Saudi Arabian Oil Company Integrated process for CO2 capture and use in thermal power production cycle
US9803511B2 (en) 2015-08-24 2017-10-31 Saudi Arabian Oil Company Power generation using independent dual organic rankine cycles from waste heat systems in diesel hydrotreating-hydrocracking and atmospheric distillation-naphtha hydrotreating-aromatics facilities
US9745871B2 (en) 2015-08-24 2017-08-29 Saudi Arabian Oil Company Kalina cycle based conversion of gas processing plant waste heat into power
US9803509B2 (en) 2015-08-24 2017-10-31 Saudi Arabian Oil Company Power generation from waste heat in integrated crude oil refining and aromatics facilities
US9803508B2 (en) 2015-08-24 2017-10-31 Saudi Arabian Oil Company Power generation from waste heat in integrated crude oil diesel hydrotreating and aromatics facilities
US10113448B2 (en) 2015-08-24 2018-10-30 Saudi Arabian Oil Company Organic Rankine cycle based conversion of gas processing plant waste heat into power
US10494958B2 (en) 2017-08-08 2019-12-03 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power and cooling capacities using integrated organic-based compressor-ejector-expander triple cycles system
US10436077B2 (en) 2017-08-08 2019-10-08 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to potable water using modified multi-effect distillation system
US10690407B2 (en) 2017-08-08 2020-06-23 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power and potable water using organic Rankine cycle and modified multi-effect-distillation systems
US10443453B2 (en) 2017-08-08 2019-10-15 Saudi Araabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant cooling capacity and potable water generation using integrated vapor compression-ejector cycle and modified multi-effect distillation system
US10684079B2 (en) 2017-08-08 2020-06-16 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power and cooling capacities using modified goswami system
US10662824B2 (en) 2017-08-08 2020-05-26 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to power using organic Rankine cycle
US10626756B2 (en) 2017-08-08 2020-04-21 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to power using dual turbines organic Rankine cycle
US10487699B2 (en) 2017-08-08 2019-11-26 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to cooling capacity using kalina cycle
US10480354B2 (en) 2017-08-08 2019-11-19 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power and potable water using Kalina cycle and modified multi-effect-distillation system
US10677104B2 (en) 2017-08-08 2020-06-09 Saudi Arabian Oil Company Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power, cooling and potable water using integrated mono-refrigerant triple cycle and modified multi-effect-distillation system

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN113577800A (zh) * 2021-07-26 2021-11-02 浙江天联机械有限公司 热泵过滤蒸发系统
CN114405037A (zh) * 2022-01-20 2022-04-29 福建钰融科技有限公司 光刻胶废液回收装置

Also Published As

Publication number Publication date
WO2019032551A1 (en) 2019-02-14
CA3072172A1 (en) 2019-02-14
US20200173735A1 (en) 2020-06-04
US10663234B2 (en) 2020-05-26
US11156411B2 (en) 2021-10-26
US20190049192A1 (en) 2019-02-14
EP3665247A1 (en) 2020-06-17

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US10487699B2 (en) Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to cooling capacity using kalina cycle
US10851679B2 (en) Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to potable water using modified multi-effect distillation system
CN111183211A (zh) 利用卡林那循环和改良多效蒸馏系统的天然气凝液分馏装置废热同时向冷却能力和饮用水的转换
US11078809B2 (en) Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power and potable water using kalina cycle and modified multi-effect-distillation system
CN111148820A (zh) 利用有机物兰金循环和改良多效蒸馏系统的天然气凝液装置废热同时向电力和饮用水的转化
CN111183210A (zh) 利用综合单制冷剂三循环和改良多效蒸馏系统的天然气凝液分馏装置废热同时向电力、冷却和饮用水的转换
CN111133079A (zh) 使用有机兰金循环的天然气凝液分馏装置废热向电力的转化
US11112187B2 (en) Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power and cooling capacities using modified Goswami system
US10975735B2 (en) Natural gas liquid fractionation plants low grade waste heat conversion to cooling, power and water
US10451359B2 (en) Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to power using Kalina cycle
US10865661B2 (en) Natural gas liquid fractionation plant waste heat conversion to simultaneous power, cooling and potable water using modified goswami cycle and new modified multi-effect-distillation system

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
WD01 Invention patent application deemed withdrawn after publication
WD01 Invention patent application deemed withdrawn after publication

Application publication date: 20200519