JP2018534459A - ディーゼル水素処理・水素化分解及び大気圧蒸留分解ナフサ水素処理・芳香族化合物施設における廃熱システムから独立した２個の有機ランキンサイクルを用いた発電 - Google Patents
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Abstract
例えば、石油化学精製所のような大規模設備における廃熱からの電力の発生を、部分的に例えば、資本コスト、運転の容易さ、発電スケールの経済性、運転するＯＲＣ機械の数、各ＯＲＣ機械の運転条件、それらの結合又は他の考慮に基づいて選択される全ての使用可能な温熱源流のサブセットを使用して最適化することが記述されている。廃熱を１個又はそれ以上のＯＲＣ機械に提供するよう最適化される温熱源のサブセットもまた記述されている。更に、石油化学精製所及び芳香族化合物複合施設のような巨大サイトにおいて使用可能な温熱源からの廃熱の利用が必ずしも又は常に最良の選択ではないことを認識して、廃熱を統合して１個又はそれ以上のＯＲＣ機械を動力で動かす石油精製所の温熱源ユニットが特定されている。
Description
本出願は、２０１６年３月３１日に出願された米国特許出願番号１５／０８７，５１８、２０１５年８月２４日に出願された米国仮特許出願番号６２／２０９，２１７、２０１５年８月２４日に出願された米国仮特許出願番号６２／２０９，１４７、２０１５年８月２４日に出願された米国仮特許出願願号６２／２０９，１８８、及び、２０１５年８月２４日に出願された米国仮特許出願番号６２／２０９，２２３に基づく優先権を主張するものである。各先行出願の内容全体を参照してその全体を本明細書に組み入れる。
本明細書は、産業施設における発電に関する。
石油精製プロセスは、原油を製品に、例えば、液化石油ガス（ＬＰＧ）、ガソリン、灯油、ジェット燃料、軽油、燃料油、及びその他の製品に変換するために石油精製所で使用される化学工学プロセス及び他の設備である。石油精製所は、多くの異なる処理ユニットおよび付属設備、例えば、ユーティリティユニット、貯蔵タンク、および他の補助設備を含む大型の工業コンプレックス（複合施設）である。各製油所は、それ自体の独自の配置と精製プロセスの組合せとを有することができ、それらは、例えば、精油所の場所、所望の製品、経済的考慮事項、または他の要因によって決定することができる。原油を先に挙げた製品に変換するために実施される石油精製プロセスは、熱と副産物を発生させることができる。その熱は、再利用されない可能性がある。副産物、例えば、温室効果ガス（ＧＨＧ）は大気を汚染する可能性がある。世界の環境は、地球温暖化によって負の影響を受けていると考えられ、その一部は、雰囲気中へのＧＨＧの放出のためであると考えられている。
本明細書は、産業施設において廃エネルギーから発電を行うことに関する技術を記載する。本願による開示は、以下の表１に示すように、対応する省略形を有する以下の測定単位の１つ以上を含む。
本明細書に記載された主題の１つ以上の実施形態の詳細は、添付の図面および以下の説明に記載されている。本発明の他の特徴、態様、および利点は、本願の明細書の記載、図面および特許請求の範囲から明らかであろう。
産業廃熱は、多くの産業施設、例えば、原油製油所、石油化学及び化学複合施設、及び他の産業設備において、潜在的な炭素フリー発電のための供給源である。例えば、４，０００ＭＭＢｔｕ／ｈまでの芳香族（ａｒｏｍａｔｉｃｓ）施設を備えた中サイズの統合型原油精製は、原油及び芳香族サイトに沿って延びる空気冷却器（空気クーラー）のネットワークに対して無駄になる可能性がある。廃熱の一部は、有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）に動力を供給するために使用することができる。該サイクルは、水の代わりに有機流体、例えば、冷媒又は炭化水素（又は両方）を使用して電力を生成する。ＯＲＣ機械は、低温熱源（例えば、約２３２°又はそれ以下）と組み合わせて、発電システムとして実現されている。ＯＲＣ機械の最適化、例えば、発電サイクル（すなわち、ランキンサイクル）の最適化又はＯＲＣ機械によって実施される有機流体の最適化、又は、その両者によって、回収された廃熱からの発電を改善することができる。
石油製油所のような産業施設は、いくつかの廃熱源を含む。１個または複数のＯＲＣ機械は、そのような廃熱源の１個または複数または全てから廃熱を受け取ることができる。いくつかの実施態様では、各熱源からの熱を共通の中間熱伝達媒体（例えば、水または他の流体）に伝達することにより、２以上の低品位の熱源を統合化することができる。更に、中間伝熱媒体を使用して、ＯＲＣ機械の作動流体を蒸発させて電力を生成することができる、例えば、タービン又は他の発電機を作動させる。このような低品位の熱源の統合化によって、ＯＲＣ機械をより大きな効率とスケール（規模）の経済性を実現することができるサイズにすることを可能にすることができる。さらに、各熱源は発電機に近接している必要はないから、このような統合運転によって、石油精製設計およびプロットスペース計画における柔軟性を改善することができる。提案した熱源の統合化は特に、芳香族コンプレックスを含み、エコ産業パークの寸法であるサイトワイド（広い）原油精製所のようなメガサイト（巨大現場）において、廃熱を回収して発電する工程を改善するという課題の過度の単純化を表すことができる。
本願の開示は、廃熱から、例えば、１６０℃又はそれ以下の温度である低品位の熱から、大型産業施設（例えば、数個の、時には５０個を超えるホットソース（温熱源）流を備えた石油精製所または他の大型の産業用製油所）において、部分的に、例えば、資本コスト、運転の容易さ、発電のスケール経済性、運転するＯＲＣ機械の数、各ＯＲＣ機械の運転条件、それらの組合せ、または他の考慮事項に基づいて選択された全ての利用可能なホットソース流のサブセット（下位の副セット、下位の一群の設備又は流れ）を利用することにより、発電を最適化することを記載している。大石油精製所の利用可能なホットソースの中から、ホットソースのいくつかのサブセットを特定することができることを認識することにより、本願の開示は、発電のための１個または複数のＯＲＣ機械に廃熱を提供するように最適化されたホットソースのサブセットを選択することを記述する。さらに、石油精製及び芳香族コンプレックスのようなメガサイトの全ての利用可能なホットソースからの廃熱の利用が必ずしも又は常に最良のオプション（選択肢）ではないことを認識することにより、本願による開示は、１つ以上のＯＲＣ機械に動力を供給するために廃熱を統合することができる石油精製所におけるホットソースユニット（温熱源装置）を特定する。
本願による開示はまた、現在の設計と比較してエネルギー効率を向上させるために、中品位原油精製半転化設備と統合型中品位原油精製半転化及び芳香族施設プラント設計を修正することを記載する。これを行うために、新たな設備を設計し、または既存の設備を再設計（例えば、機器をレトロフィット）することにより、熱源から廃熱、例えば、低品位廃熱を回収し、ＯＲＣ機械へ動力を供給する。特に、プラントの既存の設計は、ここで説明される発電技術に対応するように大幅に変更される必要はない。生成された電力は、部分的に、設備に供給されて使用されるか、または電力グリッドに輸送されて他の場所に配電されるか、（又は、その両方）である。
産業施設における１個又は複数のプロセスまたは設備またはその両方によって生成される廃熱の全部または一部を回収し、回収した廃熱を電力に変換することにより、炭素フリーパワー（例えば、電力の形態）が生成され、コミュニティにより使用される。廃熱回収プロセスで使用される最小の接近温度は、３℃と低くすることができ、生成される電力は、８０ＭＷのように高くすることができる。いくつかの実施態様では、初期段階で、より少ない廃熱／エネルギー回収費用により、より高い最小の接近温度を使用することができると同時に、後続段階で、特定のホットソースの使用に対して最小の接近温度を使用することにより、比較的良好な発電（例えば、スケール設計の経済性及び効率に関して）が実現される。このような状況では、次の段階で、初期段階の設計トポロジ（設計理論）、又は、初期段階で使用した低品位廃熱ホットソースのサブセット、又は、その両者を変更する必要なしに、より多くの発電を実現することができる。
発電に伴う汚染のみならず、コストを低減することができる。更に、カスタム化されたホットソースのグループから廃熱を回収して１個又はそれ以上のＯＲＣ機械に動力を供給することにより、全ての利用可能なホットソースから廃熱を回収するよりも最適である。ＯＲＣ機械を最適化する代わりに、またはそれに加えて、カスタム化されたグループ内のホットソースを選択することにより、回収した廃熱から発電する処理を改善、又は、最適化（又は、その両方）することができる。少数のホットソースが発電に使用される場合、ホットソースは、流体、例えば、温油（ｈｏｔ ｏｉｌ）又は高圧温水（ｈｉｇｈ ｐｒｅｓｓｕｒｅ ｈｏｔ ｗａｔｅｒ）システム、又はこれらの混合物を使用する、幾つかの、（例えば、１又は２個の）バッファー流（緩衝流、介在する媒体の流れ）に統合されることができる。
要約すると、本願による開示は、特定の条件下で動作する基本ＯＲＣ機械を用いた効率的な発電のための、いくつかの石油精製、広範囲の分離／蒸留ネットワーク、構成および処理スキーム（処理案）を提供する。発電は、廃熱、例えば、複数の散在した低品位のエネルギー品質プロセス流によって搬送される低品位の廃熱の全部又は一部を得ることにより、促進される。いくつかの実施態様では、ＯＲＣ機械は、別の有機原料を使用して、熱交換器および蒸発器を予熱し、他の有機流体、例えば、イソブタンを、特定の運転条件で使用する。
石油精製プラントの例
産業廃熱は、多くの産業施設、例えば、原油製油所、石油化学及び化学複合体、及び他の産業設備において、潜在的な炭素フリー発電のための供給源である。例えば、４，０００ＭＭＢｔｕ／ｈまでの芳香族施設を備えた中サイズの統合型原油精製は、原油及び芳香族サイトに沿って延びる空気冷却器のネットワークに浪費される可能性がある。廃熱の一部は、有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）に動力を供給するために使用することができる。該サイクルは、水の代わりに有機流体、例えば、冷媒又は炭化水素（又は両方）を使用して電力を生成する。ＯＲＣ機械は、低温熱源（例えば、約２３２℃又はそれ以下）と組み合わせて、発電システムとして実現されている。ＯＲＣ機械の最適化、例えば、発電サイクル（すなわち、ランキンサイクル）の最適化又はＯＲＣ機械によって実施される有機流体の最適化（又は、その両者）によって、回収された廃熱からの発電を改善することができる。
石油製油所のような産業施設は、いくつかの廃熱源を含む。１個または複数のＯＲＣ機械は、そのような廃熱源の１個または複数または全てから廃熱を受け取ることができる。いくつかの実施態様では、各熱源からの熱を共通の中間熱伝達媒体（例えば、水または他の流体）に伝達することにより、２以上の低品位の熱源を統合化することができる。更に、中間伝熱媒体を使用して、ＯＲＣ機械の作動流体を蒸発させて電力を生成することができる、例えば、タービン又は他の発電機を作動させる。このような低品位の熱源の統合化によって、ＯＲＣ機械をより大きな効率とスケールの経済性を実現することができるサイズにすることを可能にすることができる。さらに、各熱源は発電機に近接している必要はないから、このような統合運転によって、石油精製設計およびプロットスペース計画における柔軟性を改善することができる。提案した熱源の統合化は特に、芳香族コンプレックスを含み、エコ産業パークの寸法であるサイトワイド原油精製所のようなメガサイトにおいて、廃熱を回収して発電する工程を改善するという課題の過度の単純化を表すことができる。
本願の開示は、廃熱から、例えば、１６０℃又はそれ以下の温度である低品位の熱から、大型産業施設（例えば、数個の、時には５０個を超えるホットソース流を備えた石油精製所または他の大型の産業用製油所）において、部分的に、例えば、資本コスト、運転の容易さ、発電のスケール経済性、運転するＯＲＣ機械の数、各ＯＲＣ機械の運転条件、それらの組合せ、または他の考慮事項に基づいて選択された全ての利用可能なホットソース流のサブセットを利用することにより、発電を最適化することを記載している。大石油精製所の利用可能なホットソースの中から、ホットソースのいくつかのサブセットを特定することができることを認識することにより、本願の開示は、発電のための１個または複数のＯＲＣ機械に廃熱を提供するように最適化されたホットソースのサブセットを選択することを記述する。さらに、石油精製及び芳香族コンプレックスのようなメガサイトの全ての利用可能なホットソースからの廃熱の利用が必ずしも又は常に最良のオプションではないことを認識することにより、本願による開示は、１つ以上のＯＲＣ機械に動力を供給するために廃熱を統合することができる石油精製所におけるホットソースユニットを特定する。
本願による開示はまた、現在の設計と比較してエネルギー効率を向上させるために、中品位原油精製半転化設備と統合型中品位原油精製半転化及び芳香族施設プラント設計を修正することを記載する。これを行うために、新たな設備を設計し、または既存の設備を再設計（例えば、機器をレトロフィット）することにより、熱源から廃熱、例えば、低品位廃熱を回収し、ＯＲＣ機械へ動力を供給する。特に、プラントの既存の設計は、ここで説明される発電技術に対応するように大幅に変更される必要はない。生成された電力は、部分的に、設備に供給されて使用されるか、または電力グリッドに輸送されて他の場所に配電されるか、（又は、その両方）である。
産業施設における１個又は複数のプロセスまたは設備（又は、その両方）によって生成される廃熱の全部または一部を回収し、回収した廃熱を電力に変換することにより、炭素フリーパワー（例えば、電力の形態）が生成され、コミュニティにより使用される。廃熱回収プロセスで使用される最小の接近温度は、３℃と低くすることができ、生成される電力は、８０ＭＷのように高くすることができる。いくつかの実施態様では、初期段階で、より少ない廃熱／エネルギー回収費用により、より高い最小の接近温度を使用することができると同時に、後続段階で、特定のホットソースの使用に対して最小の接近温度を使用することにより、比較的良好な発電（例えば、スケール設計の経済性及び効率に関して）が実現される。このような状況では、次の段階で、初期段階の設計トポロジ（設計理論）、又は、初期段階で使用した低品位廃熱ホットソースのサブセット、又は、その両者を変更する必要なしに、より多くの発電を実現することができる。
発電に伴う汚染のみならず、コストを低減することができる。更に、カスタム化されたホットソースのグループから廃熱を回収して１個又はそれ以上のＯＲＣ機械に動力を供給することにより、全ての利用可能なホットソースから廃熱を回収するよりも最適である。ＯＲＣ機械を最適化する代わりに、またはそれに加えて、カスタム化されたグループ内のホットソースを選択することにより、回収した廃熱から発電する処理を改善、又は、最適化（又は、その両方）することができる。少数のホットソースが発電に使用される場合、ホットソースは、流体、例えば、温油又は高圧温水システム（又は両方）を使用する、幾つかの（例えば、１又は２個の）バッファー流に統合されることができる。
要約すると、本願による開示は、特定の条件下で動作する基本ＯＲＣ機械を用いた効率的な発電のための、いくつかの石油精製、広範囲の分離／蒸留ネットワーク、構成および処理スキームを提供する。発電は、廃熱、例えば、複数の散在した低品位のエネルギー品質プロセス流によって搬送される低品位の廃熱の全部又は一部を得ることにより、促進される。いくつかの実施態様では、ＯＲＣ機械は、別の有機原料を使用して、熱交換器および蒸発器を予熱し、他の有機流体、例えば、イソ−ブタンを、特定の運転条件で使用する。
石油精製プラントの例
１． 水素化分解プラント
水素化分解は、接触分解と水素化とを組み合わせた２段階プロセスである。このプロセスでは、重質原料は水素の存在下で分解され、より望ましい生成物が生成される。この方法は、高圧（ｈｉｇｈ ｐｒｅｓｓｕｒｅ）、高温（ｈｉｇｈ ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅ）、触媒、および水素を使用する。水素化分解は、接触分解または改質のいずれかによって処理することが困難な原料に使用される、これらの原料は、通常、高多環式芳香族含量または高濃度の２種の主触媒毒、硫黄及び窒素化合物（又は両方）によって特徴付けられる。
水素化分解プロセスは、原料の性質および２つの競合反応、即ち、水素化および分解の相対速度に依存する。重質芳香族原料は、水素および特別の触媒の存在下で、広範囲の高圧および高温下でより軽質の生成物に変換される。原料が高いパラフィン含有量を有する場合、水素は多環式芳香族化合物の形成を防止する。水素は、また、タール形成を低減し、触媒上のコークスの蓄積を防止する。水素化は、更に、原料中に存在する硫黄および窒素化合物を硫化水素およびアンモニアに変換する。水素化分解は、アルキル化原料に対してはイソブタンを製造し、また、流動点制御及び煙点制御のための異性化も行う、両方とも高品質のジェット燃料で重要である
２． ディーゼル水素処理プラント
水素処理は、セタン価、密度及び煙点を向上させながら、硫黄、窒素及び芳香族を還元するための精製プロセスである。水素処理は、厳しいクリーンな燃料仕様のための地球的な傾向を満たすべく精製産業の努力、輸送用燃料の増大する需要及びディーゼルへの移行を助ける。このプロセスでは、新鮮な供給物が加熱され、水素と混合される。反応器流出物は、組み合わされた供給物と熱交換し、リサイクルガスおよびストリッパー（分離器）チャージを加熱する。次いで、硫化物（例えば、硫化アンモニウムおよび硫化水素）を供給物から除去する。
３． 芳香族コンプレックス
典型的な芳香族コンプレックスは、連続触媒再生（ＣＣＲ）技術を用いるナフサの接触改質を用いるベンゼン、トルエンおよびキシレン（ＢＴＸ）の塩基性石油化学中間体の製造のためのプロセスユニットの組合せを含む。
４． ナフサ水素処理プラントおよび連続触媒改質プラント
ナフサ水素処理装置（ＮＨＴ）は、ガソリンプール中の配合原料として、最大０．２８ｋｇｆ／ｃｍ２（４．０ｐｓｉ）のレイド蒸気圧（ＲＶＰ）を有する１０１リサーチオクタン価（ＲＯＮ）の改質油を生成する。通常、原油ユニット、ガス凝縮器スプリッタ、水素分解装置、軽質直動ナフサ（ＬＳＲＮ）及びビスブレーカープラントからのナフサのブレンドを処理する柔軟性を有する。ナフサ水素処理装置（ＮＨＴ）はナフサを処理して、連続触媒再生（ＣＣＲ）プラットフォーマー及びガソリンブレンドのために脱硫された供給物を生成する。
５． 原油蒸留プラント
通常、２段蒸留プラントは、異なる生成物に分画された種々の原油を処理し、これは下流設備でさらに処理されて液化石油ガス（ＬＰＧ）、ナフサ、モータガソリン、灯油、ジェット燃料、ディーゼル、燃料油及びアスファルトを生成する。原油蒸留プラントは、典型的には大量の原油、例えば、１日当たり、数百万のバレルの原油を処理することができる。夏季の間、最適な処理能力は減少することがある。プラントは、原油の混合物を処理することができる。また、プラントは、アスファルト製造設備を有することもできる。原油蒸留プラントからの生成物はＬＰＧ、安定化された全ナフサ、灯油、ディーゼル、重質ディーゼル及び真空残油である。大気塔は、原油チャージを受け取り、それを塔頂生成物、灯油、ディーゼル、及び還元された原油に分離する。ナフサスタビライザは、大気塔頂流を受け、それをＬＰＧと安定化ナフサとに分離する。還元された原油は真空塔に充填され、そこでさらに重質ディーゼル、真空ガス油および真空残油に分離される。
６． サワー水ストリッピングユーティリティプラント（ＳＷＳＵＰ）
ＳＷＳＵＰは、酸性ガス除去、硫黄回収及びフレヤ装置からサワー（酸性）水流を受け取りサワーガスを除去し、煤水フラッシュ容器から放出される。ＳＷＳＵＰは、サワー水流から、主に二酸化炭素（ＣＯ２）、硫化水素（Ｈ２Ｓ）及びアンモニア（ＮＨ３）を含むサワー成分をストリップ（ｓｔｒｉｐ）（除去）する（取り除く）。
先に記載した製油プラントの一つ以上は、例えば、低品位の廃熱の形態で熱を、合理的なスケール経済性にて、例えば数十メガワットの動力で、ＯＲＣ機械に供給することができる。研究によると、特定の精製プラント、例えば、水素化分解プラントが、電力を生成するための良好な廃熱源として機能することを示している。しかし、ナフサ水素処理（ＮＨＴ）プラントからのホットソース（温熱源）のみを使用する研究では、例えば、約１１１℃で約２７．６ＭＷの利用可能な廃熱から、約６．２％の低効率で１．７ＭＷの電力が生成された。この低効率は、高資本及びスケール経済性に起因する廃熱の発生のため、ＮＨＴプラント単独からのホットソースは推奨されないことを示唆している。原油蒸留プラントから約９７℃の１つの低品位ホットソースを使用する他の研究では、約６４．４ＭＷの利用可能な廃熱から３．５ＭＷの電力を、５．３％の低効率で製造した。サワー水ストリッピング（除去）プラントから約１２０℃の低品位のホットソースを使用する別の研究では、２．２ＭＷの電力が約３２．７ＭＷの利用可能な廃熱から６．７％の低い効率で製造された。これらの研究から、電力を生成するために特定の製油所プラントからの廃熱回収が有益であると判定されたとしても、どの精製プラントからの廃熱回収も有益であるとは限らないことが分かる。
別の研究では、芳香族コンプレックス内の全てのホットソース（合計１１個のホットソース流）から利用可能な全ての廃熱を収集して、約２４１ＭＷの利用可能な廃熱から約１３ＭＷの電力を発生させた。この研究は、全ての利用可能なホットソースを使用することは、理論的には効率的であっても、実際には、必ずしも、利用可能な廃熱から効率的な発電に変換することではない、ことを示す。更に、全ての利用可能なホットソースを使用することができる発電プラントを組み合わせることは、（他の構成要素および相互接続網の中でも）関連する熱交換器、ポンプ、および有機ベースのタービンの量を考慮して非常に困難である可能性がある。このような発電プラントを収容するために既存の製油所を改造することは困難であるばかりでなく、このような発電プラントを草の根段階から構築することも困難であろう。以下のセクションでは、本願による開示は、異なる精製プラントから選択されたホットソースの組み合わせによって、利用可能な廃熱から電力を生成する際に高い効率をもたらすことができることを説明する。
メガサイズのサイト（現場）の発電に使用する特定のホットソースを特定した後であっても、特定の条件下で動作する特定のＯＲＣ機械を使用して最適な発電のために統合することができるホットソースのいくつかの組合せがあり得る。以下のセクションの各々は、ホットソースの特定の組み合わせと、該特定の組み合わせによって、必要最小限の資本の利用にて、廃熱から最適に電力を生成するために、実施することができるバッファシステムの構成とを記述する。また、以下のセクションは、廃熱回収のための１バッファ方式が適用不可能の場合に、低品位の廃熱回収用の２個のバッファシステムを説明する。各セクションは、ホットソースの特定の組合せを構成する異なるプラント間の相互接続および関連する処理スキームを記述し、その構成は、廃熱回収及び発電を最適化するために、特定のプラントに、特定の場所に、プロセスの特定のストリーム（流れ）に付加された熱交換器のような構成要素を含む。後述するように、現在のレイアウト又は異なるプラントによって実現されるプロセスを変更することなく、異なる構成を実施することができる。以下のセクションに記載された新しい構成によると、廃熱から約３４ＭＷから約８０ＭＷの電力を生成することが可能であり、それによって、石油精製所におけるＧＨＧ排出量の比例的な減少を可能にする。以下のセクションに記載された構成は、バッファシステムを使用して所望のエネルギー回収を達成するための１つ以上の方法を実証する。これらの構成は、関連する処理スキームに影響を与えず、将来の潜在的なインプラント（プラント内）エネルギー節約の取り組み、例えば、低圧蒸気発生と統合化することができる。構成および処理スキームは、低品位廃熱からＯＲＣ機械への発電について１０％より多くの第１の法則効率を提供することができる。
熱交換器
本願による開示に記載の構成において、熱交換器は、１個の媒体（原油精製設備内のプラントを通って流れる流れ、バッファ流体または他の媒体）から別の媒体（例えば、原油設備内のプラントを流れるバッファ流体又は異なる流れ）に熱を移送する。熱交換器は、典型的には、比較的高温の流体流から比較的低温の流体流に熱を伝達（交換）する装置である。熱交換器は、例えば冷蔵庫、空調機又は他の冷却装置のように、加熱及び冷却用途に使用することができる。熱交換器は、液体が流れる方向に基づいて互いに区別することができる。例えば、熱交換器には、並列流、クロス流又は対向流式が可能である。並列流式熱交換器では、両方の流体が同一方向に移動する、即ち、熱交換器に横並びに入り且つ出る。クロス流式熱交換器では、流体通路は互いに垂直に走る。対向流式熱交換器では、流体経路は反対方向に流れる、即ち、一方の流体が流出するなら他方の流体は流入する。対向流式熱交換器は、他のタイプの熱交換器よりも効果的であることがある。
流体方向に基づいて熱交換器を分類することに加えて、熱交換器をそれらの構造に基づいて分類することもできる。ある熱交換器は複数のチューブ（管）から構成される。ある熱交換器は、複数のプレートを含み、それらの間に流体が流れるための空間がある。ある熱交換器は、液体から液体への熱交換を可能にし、一方、幾つかの熱交換器は、他の媒体を使用して熱交換を可能にする。
原油精製及び石油化学施設における熱交換器は、液体が流れる複数の管を含むシェル（缶胴）及び管（シェルアンドチューブ）型熱交換器であることが多い。管は２個のセットに分割され、第１のセットは、加熱または冷却される液体を含み、第２のセットは、熱交換をトリガする（引き起こす）役割を果たす液体を含む、換言すれば、熱を吸収して搬送することによって第１のセットの管から熱を除去するか、またはそれ自身の熱を内部の液体に伝達することによって第１のセットを暖める流体を含む。この種の交換器を設計する際に、最適な熱交換を可能にするために、管の直径だけでなく、正しい管壁厚さを決定する際に注意を払わなければならない。流れに関して、シェルアンドチューブ型熱交換器は、３つの流路パターンのいずれかを想定することができる。
原油精製及び石油化学施設における熱交換器は、プレート及びフレーム型熱交換器であってもよい。プレート型熱交換器は、結合された複数の薄板を含み、薄板間に少量の空間が形成され、多くの場合、薄板はゴムガスケットによって維持される。表面積が大きく、各矩形板の角部は、流体がプレート間で流れることができる開口を形成し、流体が流れるとプレートから熱を抽出する。流体チャネル自体は、熱い液体と冷たい液体を交互に変更する、これは、熱交換器が流体を効果的に冷却すると同時に加熱できることを意味する。プレート式熱交換器は大きな表面積を有するので、シェルアンドチューブ型熱交換器よりも効率的であることがある。
他の種類の熱交換器は、再生熱交換器及び断熱ホイール（回転盤）熱交換器を含むことができる。再生式熱交換器では、同じ流体が熱交換器の両側に沿って通過する。この熱交換器は、プレート式熱交換器またはシェルアンドチューブ型熱交換器のいずれであってもよい。流体は非常に高温になり得るので、流出する流体は、流入する流体を暖めるために使用され、そのためほぼ一定の温度を維持する。再生式熱交換器では、プロセスが周期的であり、殆ど全ての相対熱が流出流体から流入流体に移送されるため、エネルギーが保存される。一定の温度を維持するために、全体の流体温度を上昇及び下降させるために少量の余分なエネルギーが必要とされる。断熱ホイール式熱交換器では、熱を蓄える中間液体が用いられ、これは熱交換器の反対側に移送される。断熱ホイール式熱交換器は、スレットを有する大型のホイールから構成され、これは液体−熱い流体と冷たい流体−を通って回転し、熱を抽出または移送する。本願による開示に記載された熱交換器は、前述した熱交換器のいずれかを含むことができるが、他の熱交換器、又はそれらの組み合わせを含むことができる。
各構成における各熱交換器は、それぞれの熱デューティ（又はヒートデューティ）に関連付けることができる。熱交換器の熱デューティは、熱交換器によって高温の流れから低温の流れに伝達されることができる熱量として定義することができる。熱量は、高い温度および低い温度の両方の流れの条件および熱特性から計算することができる。熱流の観点から、熱交換器の熱デューティは、ホットストリーム（温流）の流量と、ホットストリーム比熱と、熱交換器へのホットストリーム入口温度と熱交換器からのホットストリーム出口温度との間の温度差の積である。コールドストリーム（冷流）の観点から、熱交換器の熱デューティは、コールドストリームの流量と、コールドストリーム比熱と、熱交換器へのコールドストリーム入口温度と熱交換器からのコールドストリーム出口温度との間の温度差の積である。いくつかの用途では、装置が良好に断熱され、装置から周囲への熱損失がないと仮定して、２個の量を均しいと考えることができる。熱交換器の熱デューティはワット（Ｗ）、メガワット（ＭＷ）、１時間当たり百万英国熱単位（Ｂｔｕ／ｈｒ）、又は１時間当たり百万のキロカロリー（Ｋｃａｌ／ｈ）で測ることができる。ここで説明される構成では、熱交換器の熱デューティは、「約ＸＭＷ」として提供される。ただし、「Ｘ」は数値熱デューティ値を表す。数値熱デューティ値は絶対的ではない。すなわち、熱交換器の実際の熱デューティは、Ｘにほぼ等しいか、Ｘよりも大きいか、又は、Ｘよりも小さいことがあり得る。
流量制御システム
後に説明する構成の各々において、プロセス流（「ストリーム」とも呼ばれる）は、原油精製設備内の各プラント内で、及び、原油精製設備内のプラント間で流動させられる。プロセス流は、原油精製設備全体にわたって実施される１つ以上の流量制御システムを使用して流すことができる。流量制御システムは、プロセス流をポンプ移送するための１個又は複数の流量ポンプ、プロセス流が流れる１個又は複数の管、及び、管を通る流れの流量を調節するための１個又は複数の弁とを含む。
いくつかの実施形態では、流量制御システムを手動で操作することができる。例えば、オペレータは、各ポンプの流量を設定し、弁を開位置又は閉位置に設定することにより、流量制御システムの管を通るプロセス流の流れを調節することができる。一旦、オペレータが、原油精製設備に渡って分散された全ての流量制御システムの流量及び弁開度又は閉位置を設定すると、流量制御システムは、一定の流れ条件下で、例えば、一定の体積流量または他の流れ条件下で、プラント内又はプラント間にストリームを流すことができる。流量条件を変更するために、オペレータは手動で流量制御システムを操作することができる、例えば、ポンプ流量又は弁開閉位置を変更する。
いくつかの実施形態では、流量制御システムを自動的に作動させることができる。例えば、流量制御システムは、流量制御システムを作動させるためにコンピュータシステムに接続され得る。コンピュータシステムは、（流量制御操作のような）操作を実行するために１個又は複数のプロセッサによって実行可能な（流量制御命令および他の命令のような）命令を格納するコンピュータ可読媒体を含むことができる。オペレータは、コンピュータシステムを使用して、原油精製設備に分散された全ての流量制御システムの流量及び弁開閉位置を設定することができる。そのような実施形態では、オペレータは、コンピュータシステムを介して入力を提供することによって、流量条件を手動で変更することができる。また、このような実施形態では、コンピュータシステムは自動的に（すなわち手動の介入なしに）、例えば、コンピュータシステムに接続され１個又は複数のプラントで実施されるフィードバックシステムを使用することにより、１個又は複数の流量制御システムを制御する。例えば、センサ（圧力センサ、温度センサ、または他のセンサなど）を、プロセス流が流れる管に接続することができる。センサは、プロセス流の流量条件（圧力、温度、または他の流れ状態など）を監視し、コンピュータシステムに供給することができる。流量条件が閾値（例えば、閾値圧力値、閾値温度値、または他の閾値）を超えるとそれに応答して、コンピュータシステムは、自動的に動作を行うことができる。例えば、管内の圧力又は温度が、それぞれ、閾値圧力値又は閾値温度値を超える場合には、コンピュータシステムは、流量を減少させるためにポンプに信号を提供し、圧力を軽減するために弁を開くための信号、プロセス流の流れを停止するための信号、または他の信号を提供する。
図１Ａから図１Ｒは、ディーゼル水素処理・水素化分解プラントと大気圧蒸留・ナフサ水素処理・芳香族化合物プラントに関連づけられた廃熱源を有する電力転換ネットワークの例示的なシステム１００の概略を示す図である。この例示的なシステム１００では、小電力プラント合成はＯＲＣシステムの２つの独立した回路を用いており、温水（ｈｏｔ ｗａｔｅｒ）（又は他の加熱流体）およびイソブタンシステムインフラストラクチャー（基本施設）を共有して、水素化分解ディーゼル、水素処理および芳香族化合物・大気圧蒸留・ナフサ水素処理プラントを有する原油精製・石油化学サイト・ワイド、低―低品位廃熱源の特定部分から発電する。いくつかの実施形態に於いては、システム１００は、１個又はそれ以上のステップで実施でき、各段階（ｐｈａｓｅ）はシステム１００を実行するための更なるステップを妨げることなく個別に実施できる。いくつかの実施形態では、熱を熱源から作動流体（例えば、水）に転送するために用いられる熱交換器全体におよぶ最小接近温度は、３℃程度に低くすることができ、またそれ以上にすることもできる。より高い最小接近温度は、より小さい廃熱回収と発電の犠牲のもとに各段階の始めにおいて使用することができるが、スケール設計の合理的な発電の経済性は、数十メガワットの発電のレベルでも尚、魅力的である。
システム１００のいくつかの実施形態では、最適化された効率はシステム設計で用いられる特定の熱源流の場合に推奨される最小接近温度を用いるとき実現できる。そのような例の状況では、最適化された発電は、当初の段階において用いられる原油精製・石油化学精製複合施設の全体から選択／使用される低品位の廃熱流の当初のトポロジー又はサブセット（部分集合）を再転することなく実現できる。システム１００とその関連するプロセススキーム（処理案）は、１個又はそれ以上の緩衝流、例えば温油又は高圧温水又は緩衝システムの間の特定の接続の混合体を用いる２つのＯＲＣシステムを介して安全性と実施可能性のために実施することができる。低―低品位廃熱・電力変換率（例えば、ＤＯＥにより定義される低品位廃熱温度である２３２℃）は、２つの発電システムで共有される２つの緩衝システムを用いる特定の運転条件では、有機流体としてイソブタンを用いる１個又はそれ以上のＯＲＣシステムを用いることで実施できるが、独立して働かせることもできる。システム１００のいくつかの実施形態では、２つのＯＲＣシステムの１個は蒸発器だけを有しているが他方のＯＲＣシステムは蒸発器と予熱器を有することができる。
システム１００は、エネルギー効率を高めるために個々の水素化分解・ディーゼル、水素処理および芳香族化合物・大気圧蒸留・ナフサ水素処理プラント内での将来の変化があっても変更しないし、また、システム１００は、例えばホットストリームとコールドストリームの間の熱統合のようなプラント廃熱回収実施における改良の際に変更する必要はない。システム１００は、中品位原油精製半転化設備と芳香族化合物複合施設（コンプレックス）で用いることが出来る１６０℃以下の“低―低”品位廃熱を用いることができる。
図１Ａ、図１Ｂは、芳香族化合物・大気圧蒸留ナフサ水素処理トリプルプラントおよび水素化分解・水素処理プラントに関連する廃熱源を有する電力転換ネットワークのための例示的なシステム１００の概略図である。この実施例では、システム１００は、作動流体（例えば、温水、温油、もしくは他のもの）を介して熱を２個のＯＲＣシステムに供給して発電する２０個の別個の熱源を利用することができる。図示の例では、２０個の熱源は、３個の熱回収回路の間で分割されている。例えば、熱回収回路１０２は熱交換器１０２ａ〜１０２ｇを有することができる。熱回収回路１０３は、熱交換器１０３ａ〜１０３ｃを有することができる。熱回収回路１０５は、熱交換器１０５ａ〜１０５ｊを有することができる。
図示の例では、各熱交換器は、特定の産業ユニットにおける熱源から作動流体への熱回収を促進する。例えば、熱交換器１０２ａ〜１０２ｃは、パラキシレン分離ユニットにおいて熱源から熱を回収する。熱交換器１０２ｄ〜１０２ｅは、パラキシレン異性化反応及び分離ユニットにおいて熱源から熱を回収する。熱交換器１０２ｆは、ナフサ水素処理プラント（ＮＨＴ）区画において熱源から熱を回収する。熱交換器１０２ｇは、大気圧蒸留プラントにおいて熱源から熱を回収する。あわせて、熱回収回路１０２の熱交換器は、原油大気圧蒸留ナフサ水素処理と芳香族化合物トリプルプラント分離・システム・サイト・廃熱回収ネットワークにおいて特定の流れから低品位廃熱を回収して作動流体を介して熱をＯＲＣ１０４ａへ運ぶ。この例では、熱回収回路１０２からの熱は、ＯＲＣ１０４ａの予熱器１０６ａに提供される。
一般的に、熱回収回路１０２は、高圧作動流体（例えば、温水、温油又は他のもの）を、例えば、４０℃から６０℃の間で（加熱流体タンク１１６を熱交換器１０２ａ〜１０２ｇに流体的に結合する入口ヘッダーから）受け取り、そして加熱した流体を（例えば、熱交換器１０２ａ〜１０２ｇに流体的に結合された出口ヘッダーにて）丁度又は約１００℃〜１１５℃で供給する。熱交換器１０２ａ〜１０２ｇは、ナフサブロック内に配置又は分布されることができる。該ナフサブロックは、ナフサ水素処理（ＮＨＴ）プラント、ＣＣＲプラントおよび芳香族化合物プラントからなり、精製石油化学プラントから低品位廃熱源に流体的に結合されている。
熱交換器１０３ａ〜１０３ｃは、パラキシレン分離ユニットを含む精製・石油化学複合施設部分において熱源から熱を回収する。同時に、熱回収回路１０３内の熱交換器は低品位廃熱を回収し、作動流体を経由し熱をＯＲＣ１０４ａに運ぶ。この例では、熱回収回路１０３からの熱はＯＲＣ１０４ａの蒸発器１０８ａに提供される。
一般的に、熱回収回路１０３は、高圧作動流体（例えば、温水、温油又は他のもの）を、丁度又は約１００〜１１０℃で（例えば、加熱流体タンク１１８を熱交換器１０３ａ〜１０３ｃに流体的に結合する入口ヘッダーから）受け取り、該作動流体を約１２５〜１６０℃に加熱する。熱交換器１０３ａ〜１０３ｃは、精製石油化学複合施設のＣＣＲ・芳香族化合物モジュールに沿って分布され、該モジュールは、パラキシレン生成物分離プラント流のみを用いる精製石油化学複合施設プラントにおける低品位廃熱源を用いる。
熱回収回路１０５における熱交換器１０５ａ〜１０５ｇは、この例では、水素分解プラント分離ユニットにおける熱源から熱を回収する。熱回収回路１０５における熱交換器１０５ｈ〜１０５ｊは、この例では、水素分解プラント分離ユニットにおける熱源から熱を回収する。同時に、熱回収回路１０５における熱交換器は低品位廃熱を回収し、この熱を作動流体を経由してＯＲＣ１０４ｂに運ぶ。この例では、熱回収回路１０５からの熱はＯＲＣ１０４ｂの蒸発器１０８ｂに提供される。
一般的に、熱回収回路１０５は、高圧作動流体（例えば、温水、温油もしくは他のもの）を、丁度又は約４０〜６０℃で（例えば、加熱流体タンク１１６を熱交換器１０５ａ〜１０５ｊに流体的に結合する入口ヘッダーから）受け取り、この作動流体を約１２０〜１６０℃に加熱する。
システム１００の例示の実施例では、ＯＲＣ１０４ａは、熱回収回路１０２及び１０３に熱的に結合された作動流体を含み、作動流体は加熱される。いくつかの実施例では、作動流体は、イソブタンとすることができる。ＯＲＣ１０４ａもまた、加熱された作動流体から電力を発生するように構成されたガス膨張機１１０ａ（例えば、タービン発電機）を含むことができる。図１Ａに示すように、ＯＲＣ１０４ａは、予熱器１０６ａ、蒸発器１０８ａ、ポンプ１１４ａそして凝縮器１１２ａを付加的に有することができる。この実施例では、熱回収回路１０２は、加熱された作動流体、又は、加熱流体を予熱器１０６ａに供給し、一方、熱回収回路１０３は、加熱された作動流体、又は、加熱流体を蒸発器１０８ａに供給する。
システム１００の実施例では、ＯＲＣ１０４ｂは、熱回収回路１０５に熱的に結合された作動流体を含み、作動流体は加熱される。いくつかの実施例では、作動流体はイソブタンとすることができる。ＯＲＣ１０４ｂは、加熱された作動流体から電力を発生するように構成されたガス膨張機１１０ｂ（例えば、タービン発電機）を有することもできる。図１Ｂに示すように、ＯＲＣ１０４ｂは、蒸発器１０８ｂ、ポンプ１１４ｂと凝縮器１１２ｂを付加的に有することができる。この実施例では、熱回収回路１０５は、加熱された作動流体、又は、加熱流体を蒸発器１０８ｂへ供給する。図１Ｂに更に示すように、空気冷却器１２２は、回路１０５における加熱流体が加熱流体タンク１１６に循環する前に、蒸発器１０８ｂを出る熱回収回路１０５を冷却する。
一般的な運転において、作動流体又は加熱流体（例えば、水、油、または他の流体）は、熱回収回路１０２、１０３、１０５の熱交換器を通って循環される。各熱交換器の入口に循環される加熱流体の入口温度は、加熱流体がそれぞれの入口を通って流れるときに温度変化（温度の違い）があっても同一又は実質的に同一であり、また、該加熱流体は、加熱流体タンク１１６又は１１８から直接循環されることができる。各熱交換器は、加熱流体を入口温度よりも高いそれぞれの温度に加熱する。熱交換器からの加熱された加熱流体は、それぞれの熱回収回路内にて結合され、更に、ＯＲＣの予熱器１０６、蒸発器１０８ａ又は蒸発器１０８ｂのいずれかを通って循環する。加熱された加熱流体からの熱は、各ＯＲＣの作動流体を加熱し、それによって作動流体の圧力及び温度を増大させる。作動流体との熱交換により、加熱流体の温度が低下する。加熱流体は、その後、加熱流体タンク１１６又は加熱流体タンク１１８に集められ、それぞれの熱交換器を介してポンプ輸送により戻されて、廃熱回収サイクルを再開することができる。
システム１００の熱交換器を介して、加熱流体を流す加熱流体回路は、手動又は自動で操作可能な複数の弁を含むことができる。例えば、調節制御弁（一例として）は、作動流体側及び熱源側にて、各熱交換器の入口又は出口と流体連通するように配置されることができる。ある実施態様では、調節制御弁は遮断弁であってよく、又は、追加の遮断弁がまた、熱交換器と流体連通するように配置されることができる。オペレータは、回路内の各弁を手動で開いて、加熱流体が回路を通って流れるようにすることができる。オペレータは、例えば、修理やメンテナンスを行うか、又は、他の理由で廃熱回収を停止するとき、回路内の各弁を手動で閉じることができる。あるいは、制御システム、例えば、コンピュータ制御された制御システムを、回路内の各弁に接続することができる。制御システムは、例えば、回路内の異なる位置に設置されたセンサ（例えば、温度センサ、圧力センサ、または他のセンサ）からのフィードバックに基づいて、弁を自動的に制御することができる。制御システムはまた、オペレータによって操作されることができる。
上述のように、加熱流体を熱交換器を介してループ（閉回路化）させることにより、デイーゼル水素処理・水素化分解及び大気圧蒸留・ナフサ水素処理・芳香族化合物プラントにおいて、そうでなければ廃棄されるはずの熱を回収し、回収された廃熱を利用して発電システムを運転させることができる。これにより、発電システムの運転に必要なエネルギー量を低減することができると同時に、発電システムから同一又は実質的に同様な電力出力を得ることができる。例えば、廃熱回収ネットワークを実施する発電システムからの電力出力は、廃熱回収ネットワークを実施しない発電システムからの電力出力よりも高くなり得る、または低くなり得る。該電力出力がより低い場合、差は統計的に有意でないかもしれない。結果として、石油化学精製システムの発電効率を高めることができる。
図１Ｃは、ナフサ水素処理（ＮＨＴ）プラントにおける熱交換器１０２ｆの配置例を示す概略図である。図１Ｃと図１Ｑに示す例示の実施例では、熱交換器１０２ｆは、熱回収回路１０２の５０℃の高圧作動流体流を用いて、分離器前の水素処理器／反応器生成物出口を、１１１℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体の温度を１０６℃に引き上げる。この熱交換器１０２ｆの熱デューティは約２７．１ＭＷであってよい。１０６℃の加熱流体流は、熱回収回路１０２へ送られる。
図１Ｄは、大気圧蒸留プラント廃熱回収ネットワークにおける熱交換器１０２ｇの配置例を示す概略図である。図１Ｄと図１Ｑに示す実施例では、熱交換器１０２ｇは、熱回収回路１０２の５０℃の作動流体流を用いて、大気圧原油タワー塔頂流を、９７℃から６４．４℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を９２℃に引き上げる。この熱交換器１０２ｇの熱デューティは約５６．８ＭＷである。９２℃の加熱流体流は、熱回収回路１０２のヘッダーに送られる。
図１Ｅは、パラキシレン分離ユニットにおける熱交換器１０２ｄの配置例を示す概略図である。図１Ｅおよび図１Ｑに示す実施例では、熱交換器１０２ｄは、熱回収回路１０２の５０℃の作動流体流を用いて、分離器ドラム前のキシレン異性化反応器出口を、１１４℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１０７℃に引き上げる。この熱交換器１０２ｄの熱デューティは約１５．６ＭＷである。１０７℃の加熱流体は、熱回収回路１０２のヘッダーに送られる。
図１Ｆは、パラキシレン分離ユニットのキシレン異性化脱へプタン化器塔における熱交換器１０２ｅの配置例を示す。図１Ｆおよび図１Ｑに示す実施例では、熱交換器１０２ｅは、熱回収回路１０２の５０℃の作動流体流を用いて、脱へプタン化器塔カラム塔頂流を１１２℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１０７℃に引き上げる。この熱交換器１０２ｅの熱デューティは２１ＭＷである。１０７℃の加熱流体は熱回収回路１０２のヘッダーに送られる。
図１Ｇは、パラキシレン分離ユニットにおける熱交換器１０３ａの配置例を示す概略図である。図１Ｇと図１Ｑに示す実施例では、この熱交換器１０３ａは、熱回収回路１０３の１０５℃の作動流体流を用いて、抽出カラム（抽出塔）塔頂流を１５６℃から１３３℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５１℃に引き上げる。この熱交換器１０３ａの熱デューティは約３３．０５ＭＷである。１５１℃の加熱流体は熱回収回路１０３のヘッダーに送られる。
図１Ｈは、パラキシレン分離ユニットにおける熱交換器１０２ｂの配置例を示す概略図である。図１Ｈと図１Ｑに示す実施例では、熱交換器１０２ｂは、熱回収回路１０２の５０℃の作動流体流を用いて、パラキシレン精製（ＰＸ浄化）カラム底部生成物流を１５５℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５０℃に引き上げる。この熱交換器１０２ｂの熱デューティは約５．１６ＭＷである。１５０℃の加熱流体は熱回収回路１０２のヘッダーに送られる。
図１Ｉは、パラキシレン分離ユニットにおける熱交換器１０２ａの配置例を示す概略図である。図１Ｉと図１Ｑに示す実施例では、熱交換器１０２ａは、熱回収回路１０２の５０℃の作動流体流を用いて、ＰＸ精製カラム塔頂流を１２７℃から１４℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１２２℃に引き上げる。この熱交換器１０２ａの熱デューティは約１３．９７ＭＷである。１２２℃の加熱流体は熱回収回路１０２のヘッダーに送られる。
図１Ｊは、パラキシレン分離ユニットにおける熱交換器１０３ｂの配置例を示す概略図である。図１Ｊと図１Ｑに示す実施例では、この熱交換器１０３ｂは、熱回収回路１０３の１０５℃の作動流体流を用いて、ラフィネートカラム塔頂流を１６０℃から１３２℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５７℃に引き上げる。この熱交換器１０３ｂの熱デューティは約９１．１ＭＷである。１５７℃の加熱流体は熱回収回路１０３のヘッダーに送られる。
図１Ｋは、パラキシレン分離ユニットにおける熱交換器１０２ｃと１０３ｃの配置例を示す概略図である。図１Ｋと図１Ｑに示す実施例では、これら２つの熱交換器１０２ｃと１０３ｃは、７．２３ＭＷと３２．４６ＭＷの熱デューティを夫々有する。熱交換器１０２ｃは、熱回収回路１０２の５０℃の作動流体流を用いて、貯蔵タンク前のＣ９＋芳香族化合物を１６９℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１６４℃に引き上げる。１６４℃の加熱流体は熱回収回路１０２のヘッダーに送られる。熱交換器１０３ｃは、熱回収回路１０３の１０５℃の作動流体流を用いて、重質ラフィネートスプリッタカラム塔頂流を１２６℃から１１３℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１２１℃に引き上げる。１２１℃の加熱流体流は、熱回収回路１０３のヘッダーに送られる。
図１Ｌは、水素化分解プラントにおける熱交換器１０５ａの配置例を示す概略図である。図１Ｌと図１Ｒに示す実施例では、熱交換器１０５ａは、５０℃での熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、第２の反応区画第２段の冷高圧分離器（ｃｏｌｄ ｈｉｇｈ ｐｒｅｓｓｕｒｅ ｓｅｐａｒａｔｏｒ）供給流を１５７℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５２℃に引き上げる。この熱交換器１０５ａの熱デューティは約２６．２５ＭＷである。１５２℃での加熱流体は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。
図１Ｍは、水素化分解プラントにおける熱交換器１０５ｂの配置例を示す概略図である。図１Ｍと図１Ｒに示す実施例では、熱交換器１０５ｂは、熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、第１の反応区画の第１段の冷高圧分離器供給流を１５９℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５４℃に引き上げる。この熱交換器１０５ｂの熱デューティは約８１．５ＭＷである。１５４℃での加熱流体は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。
図１Ｎは、水素化分解プラントにおける熱交換器１０５ｃ〜１０５ｇの配置例を示す概略図である。図１Ｎと図１Ｑに示す実施例では、これらの熱交換器１０５ｃ〜１０５ｇは、夫々３６．８ＭＷ、８９ＭＷ、１９．５ＭＷ、４．６５ＭＷおよび５．７４ＭＷの熱デューティを有する。熱交換器１０５ｃは、熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、生成物ストリッパ塔頂流を１６９℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１６４℃に引き上げる。１６４℃の加熱流体流は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。熱交換器１０５ｄは、熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、主要分留器塔頂流を１３６℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１３１℃に引き上げる。１３１℃の加熱流体流は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。熱交換器１０５ｅは、熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、灯油生成物流を１６０℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５５℃に引き上げる。１５５℃の加熱流体流は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。例示の実施形態では、熱交換器１０５ｅがプロセス用の低圧蒸気を生成する前に、１８７℃の熱流温度を用いる約５．４５ＭＷの熱デューティを有する蒸気発生器が用いられる。熱交換器１０５ｆは、熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、灯油ポンプアラウンド流を１６０℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５５℃に引き上げる。１５５℃の加熱流体流は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。例示の実施形態では、熱交換器１０５ｆがプロセス用の低圧蒸気を生成する前に、１９６℃の熱流温度を用いる約５．５８ＭＷの熱デューティを有する蒸気発生器が用いられる。熱交換器１０５ｇは、熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、ディーゼル生成物流を１６０℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５５℃に引き上げる。１５５℃の加熱流体流は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。例示の実施形態では、この熱交換器１０５ｇがプロセス用の低圧蒸気を生成する前に、２０４℃の熱流温度を用いる約６．４７ＭＷの熱デューティを有する蒸気発生器が用いられる。
図１Ｏは、水素処理プラントにおける熱交換器１０５ｈの配置例を示す概略図である。図１Ｏと図１Ｒに示す実施例では、熱交換器１０５ｈは、熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、冷分離器流への軽質流出物を１２７℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１２２℃に引き上げる。この熱交換器１０５ｈの熱デューティは約２３．４ＭＷである。１２２℃の加熱流体は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。
図１Ｐは、水素処理プラントにおける熱交換器１０５ｉと１０５ｊの配置例を示す概略図である。図１Ｐと図１Ｒに示す実施例では、これらの熱交換器は、夫々３３．５８ＭＷと６０．７１ＭＷの熱デューティを有する。熱交換器１０５ｉは、熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、ディーゼルストリッパ塔頂流を１６０℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５５℃に引き上げる。１５５℃の加熱流体は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。例示の実施形態では、この熱交換器１０５ｉがプロセス用の低圧蒸気を生成する前に、１８２℃の塔頂熱流温度を用いる約６．３８ＭＷの熱デューティを有する蒸気発生器が用いられる。熱交換器１０５ｈは、熱回収回路１０５の５０℃の作動流体流を用いて、ディーゼルストリパー生成物流を１６２℃から６０℃に冷却し、それによって、この作動流体流の温度を１５７℃に引き上げる。１５７℃の加熱流体は熱回収回路１０５のヘッダーに送られる。
先に述べたように、図１Ｑ〜１Ｒは、いくつかの例示の温度、熱デューティ、仕事率、電力入力と電力出力を含むシステム１００の具体例を図示する。例えば、図１Ｑに示すように、芳香族化合物大気圧蒸留・ナフサ水素処理モジュールは、約３７．５ＭＷの電力出力（８５％の仕事率を用いるガスタービン１１０ａによって）を発生し、７５％の仕事率を用いるポンプで消費される電力は約２．９ＭＷである。タービンの入口でのＯＲＣ１０４ａの高圧は約２０バール（ｂａｒ）であり出口では約４．３バールである。凝縮器１１２ａの水供給温度は２０℃と仮定され、戻り温度は３０℃と仮定している。蒸発器１０８ａの熱デューティは約１５７ＭＷであり、約７７５Ｋｇ／ｓのイソブタンを気化させる。ＯＲＣ１０４ａのイソブタン予熱器１０６ａの熱デューティは約１４７ＭＷであり、イソブタンを約３１℃から９９℃に加熱する。凝縮器１１２ａの冷却デューティは２６９ＭＷであり、イソブタンの同一の流れを約５２℃から３０℃に冷却し、凝縮する。
図１Ｒに示すように、水素化分解・ディーゼル水素処理モジュールは、約４５ＭＷを発生し（８５％の仕事率を用いるガスタービン１１０ｂによって）、７５％の仕事率を用いるポンプ１１４ｂで消費される電力は約３．５ＭＷである。タービン１１０ｂの入口でのＯＲＣ１０４ｂの高圧は約２０バールであり出口では約４．３バールである。凝縮器１１２ｂの水供給温度は、２０℃と仮定され、戻り温度は３０℃と仮定されている。蒸発器１０８ｂの熱デューティは約３６３ＭＷであり、約８８７Ｋｇ／ｓのイソブタンを約３１℃から９９℃まで予熱し蒸発させ、凝縮器１１２ｂの冷却デューティは約３２１ＭＷであり、イソブタンの同流量を約５２℃から３０℃に冷却、凝縮する。
図１Ｓは、システム１００の運転中の凝縮器１１２ａ、１１２ｂにおける管側流体温度（例えば、冷却流体、すなわち、凝縮器流体の流れ）とシェル側流体温度（例えば、ＯＲＣ作動流体の流れ）を示すグラフである。このグラフは、ｘ軸上の流体間の熱流に対するｙ軸上の流体間の温度差を示す。例えば、図に示すように、流体間の温度差が減少すると、流体間の熱流は増加する。いくつかの態様では、冷却流媒体は、２０℃または約２０℃またはそれより高くてもよい。そのような場合には、ガス膨張機の出口圧力（例えば、ガス膨張機を出るＯＲＣ作動流体の圧力）は、使用可能な冷却流体温度でＯＲＣ作動流体の凝縮を可能にするのに十分なほど高くなるであろう。図１Ｓに示すように、（凝縮器１１２ａ、１１２ｂの管に入る）凝縮器の水は、約２０℃で入り、約３０℃で出る。（凝縮器のシェル側に入る）ＯＲＣ作動流体は、約５２℃で蒸気として入り、３０℃で凝縮し、約３０℃の液体で凝縮器１１２を出る。
図１Ｔは、システム１００の運転中の予熱器１０６ａにおける管側流体温度（例えば、加熱流体の流れ）とシェル側流体温度（例えば、ＯＲＣ作動流体の流れ）を示すグラフである。このグラフは、ｘ軸上の流体間の熱流に対するｙ軸上の流体間の温度差を示す。例えば、図に示すように、流体間の温度差が減少すると、流体間の熱流は増加する。このグラフは、ｘ軸上の流体間の熱流に対するｙ軸上の流体間の温度差を示す。例えば、図１Ｔに示すように、管側流体（例えば、加熱流体回路１０２内の温油または温水）が予熱器１０６ａを通って循環すると、該流体からシェル側流体（例えばＯＲＣ作動流体）に熱が伝達される。こうして、管側流体は、約１１６℃で予熱器１０６ａに入り、約５０℃で予熱器１０６ａを出る。シェル側流体は、約３０℃で（例えば液体として）予熱器１０６ａに入り、約９９℃で（例えば、液体、又は、混合相液体として）予熱器１０６ａを出る。
図１ＵＡ〜１ＵＢは、システム１００の運転中の蒸発器１０８ａと１０８ｂ内の管側流体温度（例えば、加熱流体流）とシェル側流体温度（例えば、ＯＲＣ作動流体流）を夫々示すグラフである。これらのグラフは、ｘ軸上における流体間の熱流に対するｙ軸上の流体間の温度差を示す。例えば、これらの図に示すように、流体間の温度差が減少するにつれ、流体間の熱流は増加する。これらのグラフは、各々、ｘ軸上における流体間の熱流に対するｙ軸上の流体間の温度差を示す。例えば、図１ＵＡに示すように、管側流体（例えば、加熱流体回路１０３内の温油又は水）が蒸発器１０８ａを通り循環するにつれ、熱はその流体からシェル側流体（例えば、ＯＲＣ作動流体）に転移される。このようにして、管側流体は約１４１℃で蒸発器１０８ａに入り、約１０５℃で蒸発器１０８ａから出る。シェル側流体は、約９９℃で予熱器１０６ａから蒸発器１０８ａに入り（例えば、液体又は混合相流体として）、９９℃で蒸発器１０８ａから出る（例えば、いくらかの過熱をともなう蒸気として）。
図ＩＵＢに示すように、管側流体（例えば、加熱流体回路１０５内の温油又は水）が蒸発器１０８ｂ内を循環する際、熱はその流体からシェル側流体（例えば、ＯＲＣ作動流体）に転移される。このようにして、管側流体は、約１５３℃で蒸発器１０８ｂに入り、約５５℃で蒸発器１０８ｂを出る。シェル側流体は、約３０℃で蒸発器１０８ｂに入り（例えば、液体として）、約９９℃で蒸発器１０８ｂを出る（例えば、蒸気として）。図１ＵＢに示すグラフは、シェル側流体（例えば、ＯＲＣ作動流体）に対する“ピンチポイント”を有する。ピンチポイントは流体が約９９℃に達したときに起こり、シェル側流体が蒸発する温度を表している。シェル側流体が夫々の蒸発器内を継続して通過するので、流体が完全に蒸発するとき流体温度は略一定となっていて（即ち、約９９℃）、いくつかの態様では、過熱されたものとなる。
図示の例では、システム１００は２つの独立モジュールを基にした電力生成を含むことができる。これは、精製・石油化学複合施設におけるより高い効率のエネルギーと“環境にやさしい”構成のための、水素化分解・ディーゼル水素処理モジュール結合と芳香族化合物・大気圧蒸留・ナフサ水素処理モジュールを用いる。これは、低―低品位の廃熱を約７６ＭＷ分の正味の電力に変換し、地域の使用又は国内電力網へのエキスポート（送り出し）に供することによりなされる。システム１００は、このスキームにおける２つのモジュールの独立した性質に起因した所望の操作性によって、発電ベースのＧＨＧ放出における減少を促進することができる。
先に説明した石油化学精製システムによって生成された熱エネルギーを回収する技術は、２つの例示的なシナリオのうちの少なくとも１つ又は両方で実施することができる。第１のシナリオでは、この技術は、構築される予定の石油化学精製システムで実施することができる。例えば、石油化学精製システムの複数のサブユニットを配置するための地理的レイアウトを特定することができる。地理的レイアウトは、各サブユニットが配置されるべき複数のサブユニット位置を含むことができる。地理的レイアウトを特定することは、特定の技術データ、例えば、原油から出発し精製された石油を得るサブユニットを通る石油化学物質流、に基づいて、石油化学精製システムにおける各サブユニットの位置を積極的に決定または計算することを含むことができる。地理的レイアウトの特定は、代替的に又は追加的に、複数の予め生成された地理的レイアウトの中から１つのレイアウトを選択することを含むことができる。石油化学精製システムのサブユニットの第１のサブセットを特定することができる。第１のサブセットは、電力を発生させるために熱エネルギーが回収可能な少なくとも２個（または２個を超える）の発熱サブユニットを含むことができる。地理的レイアウトでは、複数のサブユニット位置の第２のサブセットを特定することができる。第２のサブセットは少なくとも２個のサブユニット位置を含み、該サブユニット位置に第１のサブセット内の各サブユニットが配置される。第１のサブセット内のサブユニットから熱エネルギーを回収する発電システムが特定される。発電システムは、上述した発電システムと実質的に同様とすることができる。地理的レイアウトでは、発電システムを配置するために、発電システムの位置を特定することができる。特定された発電システムの位置では、熱エネルギー回収効率は、地理的レイアウトの他の場所における熱エネルギー回収効率よりも大きい。石油化学精製システムのプランナー及び建築者は、モデリング及び又はコンピュータベースのシミュレーション実験を行い、発電システムの最適な位置を特定し、例えば、少なくとも２個の発熱サブユニットから回収された熱エネルギーを発電システムにエキスポートするときに熱損失を最小限に抑えることにより、熱エネルギー回収効率を最大化することができる。石油化学精製システムは、地理的レイアウトに従って建設される。即ち、複数のサブユニットを複数のサブユニット位置に配置し、発電システムを発電システム位置に配置し、複数のサブユニットを互いに相互接続することにより該相互接続された複数のサブユニットが石油化学物質を精製するように構成し、発電システムを第１のサブセット内のサブユニットに相互接続することによって該発電システムが第１のサブセット内のサブユニットから熱エネルギーを回収し、該回収された熱エネルギーを発電システムに提供するように構成する。発電システムは、回収された熱エネルギーを用いて電力を生成するように構成されている。
第２のシナリオでは、この技術は、運転されている石油化学精製システムで実施することができる。換言すれば、先に説明した発電システムは、既に構築されて運転されている石油化学精製システムにレトロフィットすることができる。
以上、本発明の特定の実施態様を記載した。他の実施態様は、以下の請求項の範囲内である。
１００ システム
１０２ 熱回収回路
１０２ａ〜１０２ｇ 熱交換器
１０３ 熱回収回路
１０３ａ〜１０３ｃ 熱交換器
１０４ａ、１０４ｂ 有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）
１０５ 熱回収回路
１０５ａ〜１０５ｊ 熱交換器
１０６ａ、１０６ｂ 予熱器
１０８ａ、１０８ｂ 蒸発器
１１０ａ、１１０ｂ ガス膨張機（ガスタービン）
１１２ａ、１１２ｂ 凝縮器
１１４ａ、１１４ｂ ポンプ
１１６、１１８ 加熱流体タンク
１０２ 熱回収回路
１０２ａ〜１０２ｇ 熱交換器
１０３ 熱回収回路
１０３ａ〜１０３ｃ 熱交換器
１０４ａ、１０４ｂ 有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）
１０５ 熱回収回路
１０５ａ〜１０５ｊ 熱交換器
１０６ａ、１０６ｂ 予熱器
１０８ａ、１０８ｂ 蒸発器
１１０ａ、１１０ｂ ガス膨張機（ガスタービン）
１１２ａ、１１２ｂ 凝縮器
１１４ａ、１１４ｂ ポンプ
１１６、１１８ 加熱流体タンク
Claims (24)
- 発電システムであって、
前記発電システムは：
石油化学精製システムの第１の複数のサブユニットから第１の複数の熱源に熱的に結合された第１の加熱流体回路であって、前記第１の複数のサブユニットはパラキシレン分離ユニットと大気圧蒸留・ナフサ水素処理・芳香族化合物プラントを含む、第１の加熱流体回路と；
前記石油化学精製システムの第２の複数のサブユニットから第２の複数の熱源に熱的に結合された第２の加熱流体回路であって、前記第２の複数のサブユニットは芳香族化合物精製システムを含む、第２の加熱流体回路と；
前記石油化学精製システムの第３の複数のサブユニットの第３の複数の熱源に熱的に結合された第３の加熱流体回路であって、前記第３の複数のサブユニットは水素化分解・ディーゼル水素処理システムを含む、第３の加熱流体回路と；
第１の有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）を有する第１の発電システムであって、前記第１のＯＲＣは（ｉ）第１の作動流体を加熱するために前記第１及び前記第２の加熱流体回路に熱的に結合された前記第１の作動流体と（ｉｉ）前記加熱された第１の作動流体から電力を発生するように構成された第１の膨張機とを含む、第１の発電システムと；
第２の有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）を有する第２の発電システムであって、前記第２のＯＲＣは（ｉ）第２の作動流体を加熱するために前記第２の加熱流体回路に熱的に結合された前記第２の作動流体と（ｉｉ）前記加熱された第２の作動流体から電力を発生するように構成された第２の膨張機とを含む、第２の発電システムと；
第１のセットの制御弁を作動させて前記第１の加熱流体回路を前記第１の複数の熱源の少くなくとも一部に選択的に熱的に結合させるように構成され、第２のセットの制御弁を作動させて前記第２の加熱流体回路を前記第２の複数の熱源の少くなくとも一部に選択的に熱的に結合させるように構成され、第３のセットの制御弁を作動させて前記第３の加熱流体回路を前記第３の複数の熱源の少くなくとも一部に選択的に熱的に結合させるように構成された制御システムと；を備える、
発電システム。 - 請求項１に記載の発電システムであって、
前記第１の作動流体は、前記第１のＯＲＣの予熱熱交換器にて前記第１の加熱流体回路に熱的に結合され、前記第１の作動流体は、前記第１のＯＲＣの蒸発器内にて前記第２の加熱流体回路に熱的に結合された、
発電システム。 - 請求項１に記載の発電システムであって、
前記第１の加熱流体回路は、前記第１及び前記第３の加熱流体回路と前記第１のＯＲＣの前記予熱熱交換器に流体的に結合された第１の加熱流体タンクを備え、更に、
前記第２の加熱流体回路は、前記第１のＯＲＣの前記蒸発器に流体的に結合された第２の加熱流体タンクを備える、
発電システム。 - 請求項１に記載の発電システムであって、
前記第２の作動流体は、前記第２のＯＲＣの蒸発器内にて前記第３の加熱流体回路に熱的に結合された、
発電システム。 - 請求項１に記載の発電システムであって、
前記第１又は前記第２の作動流体の少なくとも１個はイソブタンを含む、
発電システム。 - 請求項１に記載の発電システムであって、
前記第１、前記第２又は前記第３の加熱流体回路の少なくとも１個は、水又は油を含む、
発電システム。 - 請求項１に記載の発電システムであって、
前記第１のＯＲＣは、更に、
前記第１の作動流体を冷却するために凝縮器流体源に流体的に結合された凝縮器と前記第１の作動流体を前記第１のＯＲＣを通って循環させるポンプと；を備え、
前記第２のＯＲＣは、更に、前記第２の作動流体を冷却するために前記凝縮器流体源に流体的に結合された凝縮器と前記第２の作動流体を前記第２のＯＲＣを通って循環させるポンプと；を備える
発電システム。 - 請求項１に記載の発電システムであって、
前記第１の複数の熱源の第１のサブセットは、少なくとも３個のパラキシレン分離ユニット熱源を有し、該少なくとも３個のパラキシレン分離ユニット熱源は：
パラキシレン精製カラム塔頂流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１のパラキシレン分離ユニット熱源と；
パラキシレン精製カラム底部生成物流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第２のパラキシレン分離ユニット熱源と；
空気冷却器を通ってＣ９＋ＡＲＯ貯蔵器に循環されるＣ９＋ＡＲＯ流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第３のパラキシレン分離ユニット熱源と；を有し、
前記第１の複数の熱源の第２のサブセットが、少なくとも２個のパラキシレン分離キシレン異性化反応器及び分離ユニット熱源を有し、該少なくとも２個のパラキシレン分離キシレン異性化反応器及び分離ユニット熱源は：
分離器ドラムの前にキシレン異性化反応器出口流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１のパラキシレン分離キシレン異性化反応および分離ユニット熱源と；
脱へプタン化器カラム塔頂流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第２のパラキシレン分離キシレン異性化反応および分離ユニット熱源と；を備え、
前記第１の複数の熱源の第３のサブセットが、少なくとも１個のナフサ水素処理プラント熱源を有し、該少なくとも１個のナフサ水素処理プラント熱源は、分離器流の前に水素処理器／反応器生成物出口に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合され熱交換器を有し；
前記第１の複数の熱源の第４のサブセットが、少なくとも１個の大気圧蒸留プラント熱源を有し、該少なくとも１個の大気圧蒸留プラント熱源は、大気圧原油塔頂流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合されたた熱交換器を有する；
発電システム。 - 請求項８に記載の発電システムであって、
前記第２の複数の熱源の第１のサブセットは、少なくとも３個のパラキシレン分離ユニット熱源を備え、前記少なくとも３個のパラキシレン分離ユニット熱源は：
抽出カラム塔頂流に流体的に結合され、前記第２の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１のパラキシレン分離ユニット熱源と；
ラフィネートカラム塔頂流に流体的に結合され、前記第２の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第２のパラキシレン分離ユニット熱源と；
重質ラフィネートスプリッタカラム塔頂流に流体的に結合され、前記第２の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第３のパラキシレン分離ユニット熱源と；を備える、
発電システム。 - 請求項９に記載の発電システムであって、
前記第３の複数の熱源の第１のサブセットは、少なくとも７個の水素化分解プラント熱源を有し、該少なくとも７個の水素化分解プラント熱源は：
第２の反応区画第２段の冷高圧分離器供給流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１の水素化分解プラント熱源と；
第１の反応区画第１段の冷高圧分離器供給流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合され熱交換器を有する第２の水素化分解プラント熱源と；
生成物ストリッパ塔頂流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第３の水素化分解プラント熱源と；
主要分留器塔頂流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第４の水素化分解プラント熱源と；
灯油生成物流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第５の水素化分解プラント熱源と；
灯油ポンプアラウンド流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第６の水素化分解プラント熱源と；
ディーゼル生成物流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第７の水素化分解プラント熱源と；を備え、
前記第３の複数の熱源の第２のサブセットが、少なくとも３個のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源を有し、該少なくとも３個のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源は、
冷分離器流への軽質流出物に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源と；
ディーゼルストリッパ塔頂流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第２のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源と；
ディーゼルストリッパ生成物流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第３のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源と；を備える
発電システム。 - 石油化学精製システムにより生成される熱エネルギーを回収する方法であって、
前記方法は：
石油化学精製システムの第１の複数のサブユニットから第１の複数の熱源に熱的に結合された第１の加熱流体回路を通って第１の加熱流体を循環させるステップであって、前記第１の複数のサブユニットは、パラキシレン分離ユニットと大気圧蒸留・ナフサ水素処理・芳香族化合物プラントを含む、ステップと；
前記石油化学精製システムの第２の複数のサブユニットから第２の複数の熱源に熱的に結合された第２の加熱流体回路を通って第２の加熱流体を循環させるステップであって、前記第２の複数のサブユニットは芳香族化合物精製システムを含む、ステップと；
前記石油化学精製システムの第３の複数のサブユニットの第３の熱源に熱的に結合された第３の加熱流体回路を通って第３の加熱流体を循環させるステップであって、前記第３の複数のサブユニットは水素化分解ディーゼル水素処理システムを含む、ステップと；
第１の有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）を含む第１の発電システムを介して電力を発生するステップであって、前記第１のＯＲＣは、（ｉ）第１及び第２の加熱流体によって前記第１の作動流体を加熱するために前記第１及び前記第２の加熱流体回路に熱的に結合された前記第１の作動流体と（ｉｉ）前記加熱された第１の作動流体から電力を発生するように構成された第１の膨張機とを有する、ステップと；
第２の有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）を含む第２の発電システムを通って電力を発生するステップであって、前記第２のＯＲＣは、（ｉ）第３の加熱流体によって前記第２の作動流体を加熱するために前記第２の加熱流体回路に熱的に結合された前記第２の作動流体と（ｉｉ）前記加熱された第２の作動流体から電力を発生するように構成された第２の膨張機とを有する、ステップと；
制御システムによって、第１のセットの制御弁を作動させて前記第１の加熱流体回路を前記第１の複数の熱源の少なくとも一部に選択的に熱的に結合させる、ステップと；
前記制御システムによって、第２のセットの制御弁を作動させて前記第２の加熱流体回路を前記第２の複数の熱源の少なくとも一部に選択的に熱的に結合させる、ステップと；
前記制御システムによって、第３のセットの制御弁を作動させて前記第３の加熱流体回路を前記第３の複数の熱源の少なくとも一部に選択的に熱的に結合させる、ステップと；を備える、
方法。 - 請求項１１に記載の方法であって、
前記第１の作動流体は、前記第１のＯＲＣの予熱熱交換器内にて前記第１の加熱流体回路に熱的に結合され、前記第１の作動流体は、前記第１のＯＲＣの蒸発器内にて前記第２の加熱流体回路に熱的に結合された、
方法。 - 請求項１１に記載の方法であって、
前記第１の加熱流体回路は、前記第１及び前記前記第３の加熱流体回路と前記第１のＯＲＣの前記予熱熱交換器に流体的に結合された第１の加熱流体タンクを含み、
前記第２の加熱流体回路は、前記第１のＯＲＣの前記蒸発器に流体的に結合された第２の加熱流体タンクを含む、
方法。 - 請求項１１に記載の方法であって、
前記第２の作動流体は、前記第２のＯＲＣの蒸発器内にて前記第３の加熱流体回路に熱的に結合された、
方法。 - 請求項１１に記載の方法であって、
前記第１又は前記第２の作動流体の少なくとも１個は、イソブタンを含む、
方法。 - 請求項１１に記載の方法であって、
前記第１、前記第２又は前記第３の加熱流体回路の少なくとも１個は、水又は油を含む、
方法。 - 請求項１１に記載の方法であって、
前記第１のＯＲＣは：さらに、
前記第１の作動流体を冷却するために凝縮器流体源に流体的に結合された凝縮器と、前記第１の作動流体を前記第１のＯＣＲを通って循環させるポンプとを備え、
前記第２のＯＲＣは更に、前記第２の作動流体を冷却するために前記凝縮器流体源に流体的に結合された凝縮器と、前記第２の作動流体を前記第２のＯＲＣを通って循環させるポンプとを備える、
方法。 - 請求項１１に記載の方法であって、
前記第１の複数の熱源の第１のサブセットが、少なくとも３個のパラキシレン分離ユニット熱源を有し、該少なくとも３個のパラキシレン分離ユニット熱源は：
パラキシレン精製カラム塔頂流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１のパラキシレン分離ユニット熱源と；
パラキシレン精製カラム底部生成物流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第２のパラキシレン分離ユニット熱源と；
空気冷却器を通ってＣ９＋ＡＲＯ貯蔵器に循環されるＣ９＋ＡＲＯ流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第３のパラキシレン分離ユニット熱源と；を有し、
前記第１の複数の熱源の第２のサブセットが、少なくとも２個のパラキシレン分離キシレン異性化反応器及び分離ユニット熱源を有し、該少なくとも２個のパラキシレン分離キシレン異性化反応器及び分離ユニット熱源は：
分離器ドラムの前にキシレン異性化反応器出口流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１のパラキシレン分離キシレン異性化反応および分離ユニット熱源と；
脱へプタン化器カラム塔頂流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第２のパラキシレン分離キシレン異性化反応および分離ユニット熱源と；を備え、
前記第１の複数の熱源の第３のサブセットが、少なくとも１個のナフサ水素処理プラント熱源を有し、該少なくとも１個のナフサ水素処理プラント熱源は、分離器流の前に水素処理器／反応器生成物出口に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合され熱交換器を有し；そして
前記第１の複数の熱源の第４のサブセットが、少なくとも１個の大気圧蒸留プラント熱源を有し、該少なくとも１個の大気圧蒸留プラント熱源は、大気圧原油塔頂流に流体的に結合され、前記第１の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する；
方法。 - 請求項１８に記載の方法であって、
前記第２の複数の熱源の第１のサブセットが、少なくとも３個のパラキシレン分離ユニット熱源を備え、前記少なくとも３個のパラキシレン分離ユニット熱源は：
抽出カラム塔頂流に流体的に結合され、前記第２の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１のパラキシレン分離ユニット熱源と；
ラフィネートカラム塔頂流に流体的に結合され、前記第２の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第２のパラキシレン分離ユニット熱源と；
重質ラフィネートスプリッタカラム塔頂流に流体的に結合され、前記第２の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第３のパラキシレン分離ユニット熱源と；を備える、
方法。 - 請求項１９に記載の方法であって、
前記第３の複数の熱源の第１のサブセットが、少なくとも７個の水素化分解プラント熱源を有し、該少なくとも７個の水素化分解プラント熱源は：
第２の反応区画第２段の冷高圧分離器供給流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１の水素化分解プラント熱源と；
第１の反応区画第１段の冷高圧分離器供給流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合され熱交換器を有する第２の水素化分解プラント熱源と；
生成物ストリッパ塔頂流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第３の水素化分解プラント熱源と；
主要分留器塔頂流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第４の水素化分解プラント熱源と；
灯油生成物流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第５の水素化分解プラント熱源と；
灯油ポンプアラウンド流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第６の水素化分解プラント熱源と；
ディーゼル生成物流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第７の水素化分解プラント熱源と；を備え、
前記第３の複数の熱源の第２のサブセットが、少なくとも３個のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源を有し、該少なくとも３個のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源は：
冷分離器流への軽質流出物に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第１のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源と；
ディーゼルストリッパ塔頂流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第２のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源と；
ディーゼルストリッパ生成物流に流体的に結合され、前記第３の加熱流体回路に流体的に結合された熱交換器を有する第３のディーゼル水素処理反応およびストリッピング熱源と；を備える
方法。 - 石油化学精製システムによって生成された熱エネルギーを回収する方法であって、
前記方法は：
地理的レイアウトにおいて、石油化学精製システムの第１の複数のサブユニットから第１の複数の熱源に熱的に結合された第１の加熱流体回路を特定するステップであって、前記第１のサブユニットはパラキシレン分離ユニットと大気圧蒸留・ナフサ水素処理・芳香族化合物プラントを含む、ステップと；
前記地理的レイアウトにおいて、前記石油化学精製システムの第２の複数のサブユニットから第２の複数の熱源に熱的に結合された第２の加熱流体回路を特定するステップであって、前記第２の複数のサブユニットは芳香族化合物精製システムを含む、ステップと；
前記地理的レイアウトにおいて、前記石油化学システムの第３の複数のサブユニットの第３の複数の熱源に熱的に結合された第３の加熱流体回路を特定するステップであって、前記第３の複数のサブユニットは水素化分解ディーゼル水素処理システムを含む、ステップと；
地理的レイアウトにおいて、第１の発電システムを特定するステップであって、前記第１の発電システムは、
第１の有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）であって、（ｉ）前記第１及び前記第２の加熱流体で前記第１の作動流体を加熱するために前記第１及び前記第２の加熱流体回路に熱的に結合された第１の作動流体と、（ｉｉ）前記加熱された第１の作動流体から電力を発生するように構成された第１の膨張器とを含む、第１の有機ランキンサイクル（ＯＲＣ）と；
第１のセットの制御弁を作動させて前記第１の加熱流体回路を前記第１の複数の熱源の少なくとも一部に選択的に熱的に結合させ、第２のセットの制御弁を作動させて前記第２の加熱流体回路を前記第２の複数の熱源の少なくとも一部に選択的に熱的に結合させるように構成された制御システムとを備える、ステップと；
前記地理的レイアウトにおいて、第２の発電システムを特定するステップであって、前記第２の発電システムは：
第２のＯＲＣであって、（ｉ）前記第３の加熱流体で前記第２の作動流体を加熱するために前記第２の加熱流体回路に熱的に結合された第２の作動流体と、（ｉｉ）前記加熱された第２の作動流体から電力を発生するように構成された第２の膨張器とを含む、第２のＯＲＣと；
第３のセットの制御弁を作動させて前記第２の加熱流体回路を前記第３の複数の熱源の少なくとも一部に選択的に熱的に結合させるように構成された制御システムとを備える、ステップと；
更に、前記地理的レイアウトにおいて、前記発電システムを配置するために発電システム位置を特定するステップであって、前記発電システム位置における熱エネルギー回収効率は、前記地理的レイアウト内の他の位置における熱エネルギー回収効率より大きい、ステップを備える、
方法。 - 請求項２１に記載の方法であって、
前記方法は：更に
前記複数のサブユニットを前記複数のサブユニット位置に配置することによって、前記地理的レイアウトに従って前記石油化学精製システムを構築するステップと；
前記発電システムを前記発電システム位置に配置するステップと；
前記複数のサブユニットを相互に連結するステップであって、前記相互連結された複数のサブユニットが石油化学製品を精製するように構成された、ステップと；
前記発電システムを前記第１のサブセットにおける前記サブユニットと相互に連結するステップであって、前記発電システムは、前記第１のサブセット内の前記サブユニットから熱エネルギーを回収し、前記回収された熱エネルギーを前記発電システムに提供するように構成され、前記発電システムは前記回収された熱エネルギーを用いて電力を発生するように構成されたステップと；を備える、
方法。 - 請求項２１に記載の方法であって、
前記石油化学精製システムを運転して石油化学製品を精製するステップと；
前記発電システムを運転するステップであって：
前記第１のサブセットにおける前記サブユニットから前記第１の加熱流体回路と前記第２の加熱流体回路を通って熱エネルギーを回収し；
前記回収された熱エネルギーを前記発電システムに提供し、前記回収された熱エネルギーを用いて電力を発生する；ステップとを更に備える、
方法。 - 請求項２１に記載の方法であって、
前記発電システムを運転して前記第１の発電システムから約３７ＭＷの電力を発生し、前記第２の発電システムから約４５ＭＷの電力を発生するステップを更に備える、
方法。
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