JP2018535280A - 産業施設における廃エネルギーの回収及び再利用 - Google Patents

Abstract

一般的である中質原油のセミコンバージョン精製施設において、低品位廃熱資源の特定部分によりエネルギー効率を高めるために総合的に扱われる、統合された精製−石油化学施設の熱エネルギー消費削減のための、具体的なプラント間の廃熱回収、並びに、プラント内及びプラント間のハイブリッド廃熱回収のスキームの構成及び関連するプロセススキームについて述べる。また、統合された、中質原油のセミコンバージョン精製施設及び芳香族炭化水素複合施設において、低品位廃棄物源の特定部分によりエネルギー効率を高めるために総合的に扱われる、統合された精製−石油化学施設の熱エネルギー消費削減のための、具体的で、プラント間の廃熱回収、並びに、プラント内及びプラント間のハイブリッド廃熱回収のスキームの構成及び関連するプロセススキームについても述べる。

Description

本出願は、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。

この明細書は、産業施設の運用、例えば、原油精製施設（ｃｒｕｄｅ ｏｉｌ ｒｅｆｉｎｉｎｇ ｆａｃｉｌｉｔｙ）又は熱を発生するプラントを有する他の産業施設の運用に関する。

石油精製プロセスは化学工学プロセスであり、石油精製所で用いられる他の施設は、原油を、例えば液化石油ガス（ＬＰＧ）、ガソリン、灯油、ジェット燃料、ディーゼル油、燃料油他の生成物（製品）へ変換するために用いられる。石油精製所は大規模な工業コンプレックス（複合施設）であり、多くの様々な処理ユニット及び補助施設、例えば、ユーティリティユニット、貯蔵タンク他の補助施設を含む。各精製所は、例えば精製所の場所、意図する生成物、経済上の考慮他の要因によって決定された独自の配置及び精製プロセスの組合せを有している。原油を、先に挙げたような生成物へ変換するために実施される石油精製プロセスは、再利用できない熱及び大気を汚染する可能性のある温室効果ガス（ＧＨＧ）などの副産物を産生する可能性がある。地球環境は、大気中へのＧＨＧ放出による地球温暖化の影響を部分的に受けているものと考えられている。

本明細書は、産業施設における廃エネルギーによりエネルギー消費を削減するための、具体的で、直接的又は間接的な、プラント間の統合、並びに、プラント内及びプラント間のハイブリッド統合に関する技術について述べる。

本明細書に記載する一の又は複数の実施の詳細を、添付の図面及び後の記載で述べる。本主題の他の特徴、態様及び利点は、明細書の記載、添付の図面、及び特許請求の範囲から明らかになろう。

図１Ａは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｂは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｃは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｄは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｅ−１は、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｅ−２は、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｆは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｇは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｈは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｉは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｊは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｋは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｌは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｍは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｎは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｏは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。

図１Ｐは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｑは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｒは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｓ−１は、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｓ−２は、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｔは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｕは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｖは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｗは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｘは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｙは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１Ｚは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１ＡＡは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１ＡＢは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。 図１ＡＣは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームを示す。

産業廃熱は、例えば、原油精製所、石油化学及び化学コンプレックス他の多くの産業施設における潜在的な無炭素発電（ｃａｒｂｏｎ−ｆｒｅｅ ｐｏｗｅｒ ｇｅｎｅｒａｔｉｏｎ）の資源である。例えば、芳香族炭化水素（芳香族化合物）（ａｒｏｍａｔｉｃｓ）をともなう中規模の統合原油精製所では、最大で毎時４，０００ＭＭ英熱量（Ｂｔｕ／ｈｒ）の熱量が、原油及び芳香族炭化水素のサイトに沿って延びる空気クーラーのネットワークで浪費されている。廃熱の一部は、原油精製所の精製サブユニット内のストリーム（流れ）を加熱するために再利用することができ、それによって、ストリームの加熱にそうでなければ必要になるはずであった熱の量を減らすことができる。このようにして、原油精製所が消費する熱量を減らすことができる。さらに、温室効果ガス（ＧＨＧ）の排出量も削減できる。実施によっては、原油精製所の運用方針に悪影響を与えることなく、加熱ユーティリティの消費量を約３４％削減し、冷却ユーティリティの消費量を約２０％削減できる。

ここに記載する廃熱回収及び再利用技術は、中質原油精製セミコンバージョン（ｍｅｄｉｕｍ ｇｒａｄｅ ｃｒｕｄｅ ｏｉｌ ｒｅｆｉｎｉｎｇ ｓｅｍｉ ｃｏｎｖｅｒｓｉｏｎ）施設、並びに、統合された、中質原油精製セミコンバージョン精製施設及び芳香族炭化水素施設（ｉｎｔｅｇｒａｔｅｄ ｍｅｄｉｕｍ ｇｒａｄｅ ｃｒｕｄｅ ｏｉｌ ｒｅｆｉｎｉｎｇ ｓｅｍｉ−ｃｏｎｖｅｒｓｉｏｎ ｏｉｌ ｒｅｆｉｎｉｎｇ ａｎｄ ａｒｏｍａｔｉｃｓ）で実施できる。この実施により、加熱ユーティリティの消費量を、既存の及び新規な原油精製施設の最新設計で消費される加熱ユーティリティの消費量の約６６％にすることができる、エネルギー効率の高いシステムが得られる。この実施により地球環境の汚染は減少し、既存の及び新規な原油精製施設の最新設計でのＧＨＧ排出量の約３分の１を削減できる。

既存の特定の精製施設では、蒸気リボイラで発生する熱エネルギーを利用して、プラント（例えば、ナフサ水素処理プラント、サワー（硫黄化合物で汚れた）（酸性の）ウォータストリッパ（除去）プラント、又はその他プラント）内のストリームを加熱する。本明細書に記載された主題の実施によっては、プラント内のストリームは、別のプラント（例えば、水素化分解プラント、水素処理プラント、水素プラント、又は他のプラント）内の別のストリームによって運ばれる廃熱を用いて加熱することができる。これにより、蒸気リボイラで発生する熱エネルギーを削減又はなくすことができる。換言すると、蒸気リボイラは、プラント内のストリームを加熱する唯一の熱エネルギー源である必要はないということである。他方のプラント内の他方のストリームによって運ばれる廃熱は、蒸気リボイラで発生した熱エネルギーと置き換わる、又は、熱エネルギーを補うことができ、それによって蒸気リボイラからの必要な熱エネルギー量を減らすことができる。

ここに記載する主題は、種々のプラントの特定の運転モードで実施でき、原油精製所の既存の熱交換器のネットワーク設計を変えずに改変できる。廃熱回収及び再利用プロセスで用いる最小の接近温度（ａｐｐｒｏａｃｈ ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅ）を３℃程度に低くすることができる。実施によっては、初期フェーズの最小の接近温度を高く用いて廃熱／エネルギー回収を犠牲にしても、後続のフェーズで、特定の熱源のために最小の接近温度を用いれば、比較的良好な省エネを実現できる。

要約すると、本開示は、加熱／冷却ユーティリティのエネルギー効率を高める、いくつかの原油精製所に共通する分離／蒸留ネットワーク、構成、及びプロセススキームについて記載する。エネルギー効率の向上は、例えば散在する低品位のエネルギー効率の複数のプロセスストリームにより運ばれる低品位廃熱のすべて又は一部を再利用することによって実現される。

原油精製プラントの実例

１．水素プラント

水素は一般的に、硫黄除去及び炭化水素生成物の品質向上のために精製所で用いられる。ガソリン及びディーゼルの硫黄規制が厳しくなるにつれて、水素の精製需要が増加し続けている。水素生成プラントでは２つのプロセススキーム、すなわち従来プロセスと、圧力スイング吸着（ＰＳＡ）ベースのプロセスとが意図的に採用されている。水素の製造には、水素化脱硫、蒸気改質、シフト転化、及び精製が含まれる。従来プロセスは中純度の水素を生成する一方、ＰＳＡベースのプロセスは、水素を回収し、高純度、例えば９９．９％を超える純度にまで精製する。

２．芳香族炭化水素複合施設（ａｒｏｍａｔｉｃｓ ｃｏｍｐｌｅｘ）

典型的な芳香族炭化水素複合施設は、連続接触改質装置（ｃｏｎｔｉｎｕｏｕｓ ｃａｔａｌｙｔｉｃ ｒｅｆｏｒｍｅｒ）（ＣＣＲ）技術を利用するナフサの接触改質により、基本的な石油化学中間体であるベンゼン、トルエン及びキシレン（ＢＴＸ）を産生する、プロセスユニットの組合せを含む。

３．ガス分離プラント（ｇａｓ ｓｅｐａｒａｔｉｏｎ ｐｌａｎｔ）

ガス分離プラントには、天然ガス液（ＮＧＬ）中及びガスプラントと精製所の軽留分中のエタンとプロパンをそれぞれ分離するために用いられる蒸留塔（ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ ｃｏｌｕｍｎ）である脱エタン塔（ｄｅ−ｅｔｈａｎｉｚｅｒ）と脱プロパン塔（ｄｅ−ｐｒｏｐａｎｉｚｅｒ）とが含まれる。脱エタン塔は、プロパン、ブタン他の重質成分の混合物からエタンを除去する。脱エタン塔を出た混合物は脱プロパン塔に送られてプロパンが分離される。

４．アミン再生プラント

硫化水素と二酸化炭素は、天然ガス中に存在する最も一般的な混入物質であり、その混入量は、除去しなければ天然ガス処理施設に悪影響を及ぼし得る他の混入物質よりも多い。弱塩基（例えばアミン）が硫化水素及び二酸化炭素などの弱酸と反応して弱塩を形成する化学プロセスにおいてサワーガスを緩和するために、アミンを酸性ガス吸収塔（ａｂｓｏｒｂｅｒ）及び再生塔（ｒｅｇｅｎｅｒａｔｏｒ）で用いる。

５．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段プロセスである。このプロセスでは、重質原料油が水素存在下で分解され、より望ましい生成物を産生する。このプロセスでは、高圧、高温、触媒、及び水素が用いられる。水素化分解は、接触分解及び改質のいずれによっても処理が困難な原料油に用いられる。というのは、これらの原料油は、一般に、多環式芳香族化合物を多く含有するか又は２種類の主触媒毒−硫黄及び窒素化合物（又はそれらの組み合わせ）−が高濃度に含まれるという特徴があるからである。

水素化分解プロセスは、原料油の性質と、競合する２つの反応である水素化及び分解の相対速度とに依存する。芳香族炭化水素の重質原料油は、水素及び特殊触媒の存在下で、広い範囲の高圧及び高温下で、より軽質の生成物に転化される。原料油のパラフィン含有量が多いと、水素は多環式芳香族化合物の形成を防げる。水素はタール形成を減らし、触媒上のコークスの蓄積も防止する。水素化は更に、原料油中の硫黄及び窒素化合物を硫化水素及びアンモニアに変換する。水素化分解は、アルキル化原料のイソブタンを生成し、高品質ジェット燃料において重要な、流動点制御（ｐｏｕｒ−ｐｏｉｎｔｃｏｎｔｒｏｌ）と煙点制御（ｓｍｏｋｅ−ｐｏｉｎｔｃｏｎｔｒｏｌ）の両方の異性化も行う。

６．ディーゼル水素（化）処理プラント（ｈｙｄｒｏｔｒｅａｔｉｎｇ ｐｌａｎｔ）

水素処理は、セタン価、密度及び煙点を高めながら、硫黄、窒素及び芳香族炭化水素を減らす精製所プロセスである。水素処理は、厳しいクリーン燃料仕様、輸送燃料に対する需要の高まり、ディーゼルへのシフトなど、世界的なトレンドに対応する精製業界の取り組みを支援する。このプロセスでは、新鮮な原料油が加熱され、水素と混合される。反応塔（反応器）の廃液は、混合された原料との間で熱交換し、再循環ガスとストリッパ充填物とを加熱する。次いで、硫化物（例えば、二硫化アンモニウム及び硫化水素）が原料油から除去される。

７．サワーウォータストリッパユーティリティプラント（ＳＷＳＵＰ）（ｓｏｕｒ ｗａｔｅｒ ｓｔｒｉｐｐｅｒ ｕｔｉｌｉｔｙ ｐｌａｎｔ）

ＳＷＳＵＰは、酸性ガス除去ユニット、硫黄回収ユニット及びフレアユニットから、サワーウォータのストリームと、サワーウォータフラッシング室からのサワーガスとを受け取る。ＳＷＳＵＰは、サワーウォータのストリームから、サワー成分、主として二酸化炭素（ＣＯ_２）、硫化水素（Ｈ_２Ｓ）及びアンモニア（ＮＨ_３）を除去する。

８．硫黄回収プラント

精製所の硫黄除去施設は、環境規制に適合するべく硫黄化合物の大気への排出を規制するように操作される。硫黄回収プラントでは、硫黄を含む燃焼生成物を、例えば、加熱、凝縮器による冷却、硫黄変換触媒の使用などの処理技術によって処理できる。そのうちの１つの技術は、アミン類を用いて硫黄及び他の酸性ガス化合物を抽出することである。

９．ナフサ水素処理プラントと連続接触改質プラント

ナフサ水素処理装置（ＮＨＴ）は、ガソリンプール中の調合剤として、最大リード蒸気圧（ＲＶＰ）が２７．６ｋＰａ（４．０ｐｓｉ）である１０１リサーチ・オクタン価（ＲＯＮ）の改質油を生成する。これは通常、原油設備（ｃｒｕｄｅｕｎｉｔ）、ガス凝縮スプリッタ、水素化分解装置、直留軽ナフサ（ＬＳＲＮ）及びビスブレーカプラントからのナフサのブレンドを処理する柔軟性を備えている。ＮＨＴはナフサを処理してＣＣＲ装置用及びガソリン混合用の脱硫された供給油を生成する。

熱交換器

本開示で説明する構成においては、熱交換器を用いて、一方の媒体（例えば、原油精製施設のプラントを通って流れるストリーム、緩衝流体又は他の媒体）から他方の媒体（例えば、緩衝流体又は原油施設（ｃｒｕｄｅ ｏｉｌ ｆａｃｉｌｉｔｙ）のプラントを通って流れる別のストリーム）へ熱が伝達される。熱交換器は、典型的には、熱い方の流体ストリームから熱くない方の流体ストリームへ伝熱（熱交換）する装置である。熱交換器は、冷蔵庫、エアコン他の冷却用途などの加熱及び冷却に用いることができる。熱交換器は、液体が流れる方向に基づいて互いに区別できる。例えば、熱交換器は、並行流、直交流、向流のいずれであってもよい。並行流の熱交換器では、関与する両流体が同じ方向に移動し、並んで熱交換器に出入りする。直交流の熱交換器では、流体経路が互いに直角方向に交差する。向流の熱交換器では、流体経路の流れは反対方向であり、一方の流体が出るところで他方の流体が入る。向流の熱交換器は、場合によっては他のタイプの熱交換器より効果的である。

流体の方向に基づく熱交換器の分類に加えて、熱交換器をその構造に基づいて分類することもできる。熱交換器によっては多管構造である。熱交換器によってはプレートを含み、プレート間の空間を流体が流れる。熱交換器によっては、液体から液体への熱交換を可能にするものもあれば、他の媒体を用いて熱交換を可能にするものもある。

原油精製施設及び石油化学施設の熱交換器は、多くの場合、液体が流れる複数の流管を含むシェルアンドチューブ型熱交換器である。チューブは２つのセットに分けられ、第１のセットは加熱又は冷却されることになる液体を収容し、第２のセットは熱交換を引き起こすことに関与する液体、すなわち、熱を吸収しこれを伝達して持ち去ることにより第１のセットの流管から熱を除去する流体、又は、流管内の液体に自身の熱を伝達することによって第１のセットの流管を暖める流体を収容する。このタイプの交換器を設計するときは、最適な熱交換が行えるように、流管の直径と流管の壁厚とを正確に決定する必要がある。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とることができる。

原油精製施設及び石油化学施設の熱交換器を、プレートアンドフレーム型熱交換器とすることもできる。プレート型熱交換器には複数枚の薄いプレートが結合され、その間に少しの空間がある。多くの場合、ゴム製ガスケットでその空間が維持される。表面積は大きく、各矩形プレートの隅部には開口部を備え、この開口部を通して流体がプレート間を流れる。流体が流れるときに、プレートから熱を抽出する。流体経路自体が熱い方の液体と冷たい方の液体とを交互に配置するので、熱交換器は流体を効果的に加熱及び冷却できる。プレート型熱交換器はその表面積が大きいため、シェルアンドチューブ型熱交換器よりも効果的な場合がある。

他のタイプの熱交換器には、蓄熱式（ｒｅｇｅｎｅｒａｔｉｖｅ）熱交換器及び断熱ホイール型熱交換器がある。蓄熱式熱交換器では、同じ流体が交換器の両側に沿って通過するが、この熱交換器は、プレート型熱交換器であってもシェルアンドチューブ型熱交換器であってもよい。流体は非常に熱くなり得るので、流出流体を用いて流入流体を温め、温度をほぼ一定に維持する。プロセスは周期的であるので、エネルギーは蓄熱式熱交換器に保存され、殆どすべての相対熱量が流出流体から流入流体へ伝達される。一定の温度を維持するには、全体の流体温度を上げたり下げたりするために少量の余分なエネルギーが必要である。断熱ホイール型熱交換器では、熱を貯蔵するために中間液が用いられ、この熱が熱交換器の反対側へ移される。断熱ホイールは、高い方の温度と低い方の温度の両液の中を回転して熱を抽出又は伝達する、スリート付きの大型ホイールで構成される。本開示に記載する熱交換器は、上記の熱交換器、他の任意の熱交換器、及びそれらの組み合わせのうちの何れの熱交換器であってもよい。

各構成の各熱交換器は、それぞれの熱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、熱交換器により、高い方の温度のストリームから低い方の温度のストリームへ移動できる熱量として定義することができる。熱量は、高い方の温度のストリームと低い方の温度のストリームの両方の条件と熱的性質とから計算できる。高い方の温度のストリームの観点から、熱交換器の熱デューティは、高い方の温度のストリーム流量と、高い方の温度のストリーム比熱と、熱交換器への高い方の温度のストリーム入口温度と熱交換器の高い方の温度のストリーム出口との間の温度差との積で表せる。低い方の温度のストリームの観点から、熱交換器の熱デューティは、低い方の温度のストリーム流量と、低い方の温度のストリーム比熱と、熱交換器からの低い方の温度のストリーム出口温度と熱交換器からの低い方の温度のストリーム入口温度との温度差との積で表せる。用途によっては、これらのユニットは、特に十分に断熱されている場合、環境への熱損失がないと仮定すると、上記２つの熱量は等しいとみなすことができる。熱交換器の熱デューティは、ワット（Ｗ）、メガワット（ＭＷ）、１時間あたりの英熱量（Ｂｔｕ／ｈｒ）、又は１時間あたりのキロカロリー（Ｋｃａｌ／ｈｒ）の単位で測定できる。ここに記載する構成では、熱交換器の熱デューティは、「約ＸＭＷ」として提供され、「Ｘ」は熱デューティの数値を表す。熱デューティの数値は絶対的な値ではない。すなわち、熱交換器の実際の熱デューティは、Ｘにほぼ等しいことも、Ｘより大きいことも、Ｘより小さいこともある。

熱交換器が直列であると記載されている構成には複数の実例がある。実施によっては、熱交換器は、一の順序で直列に配置することができる（例えば、第１の熱交換器、第２の熱交換器、及び第３の熱交換器の順）一方、その他の実施によっては、熱交換器を異なる順序で配置することができる（例えば、第３の熱交換器、第１の熱交換器、第２の熱交換器の順）。換言すると、一の実施において第２の熱交換器に直列で下流に位置するとされた第１の熱交換器が、別の異なる実施において第２の熱交換器に直列で上流に位置することもある。

流量制御システム

後述する各構成において、プロセスストリーム（単に「ストリーム」とも呼ぶ）は、原油精製施設の各プラント内部と、原油精製施設のプラント間とを流れる。プロセスストリームは、原油精製施設全体に実装された１つ又は複数の流量制御システムを用いて流すことができる。流量制御システムは、プロセスストリームを圧送する1つ以上のフローポンプと、プロセスストリームが流れる１つ以上の流管と、流管を通るストリームの流量を調節する１つ以上の弁とを含む。

実施によっては、流量制御システムは手動で操作できる。例えば、オペレータは、各ポンプの流量を設定し、バルブを開位置又は閉位置に設定して、流量制御システム内の流管を通るプロセスストリームの流量を調整できる。原油精製施設全体にわたって分布する全ての流量制御システムに対して、オペレータが流量及び弁の開／閉位置の設定を終えると、流量制御システムは、ストリームを、一定の流量条件、例えば一定の容積率又は他の流量条件でプラント内又はプラント間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、例えば、ポンプ流量又はバルブの開／閉位置を変更することによって、流量制御システムを手動で操作することができる。

実施によっては、流量制御システムを自動で操作できる。例えば、流量制御システムをコンピュータシステムに接続して流量制御システムを作動させることができる。コンピュータシステムは、複数のプロセッサによる操作（流量制御操作）を実行可能にする命令（流量制御命令及び他の命令）を保存するコンピュータ読み取り可能な媒体を含む。オペレータは、コンピュータシステムを用いて原油精製施設全体にわたって分布する全流量制御システムの流量及び弁の開／閉位置を設定できる。そのような実施において、オペレータは、コンピュータシステムを介して入力することによって、流量条件を手動で変更できる。また、そのような実施において、コンピュータシステムは、例えば、１つ又は複数のプラントに実装され、コンピュータシステムに接続されたフィードバックシステムを用いて１つ又は複数の流量制御システムを自動的に（すなわち手動で介入することなく）制御できる。例えば、プロセスストリームが流れる流管にセンサ（例えば、圧力センサ、温度センサ又はその他のセンサ）を接続できる。センサは、プロセスストリームの流れ状態（圧力、温度、又は他の流れ状態など）を監視し、これをコンピュータシステムへ提供できる。閾値（例えば、閾値圧力、閾値温度、又は他の閾値など）を超える流れ状態に対応して、コンピュータシステムは自動的に作動できる。例えば、パイプ内の圧力又は温度がそれぞれ閾値圧力または閾値温度を超える場合、コンピュータシステムは、ポンプへの流量を減らす信号、バルブを開いて圧力を解放する信号、プロセスストリームの流れを停止する信号、又はその他の信号を送信できる。

本開示は、統合された中級原油セミコンバージョン精製施設及び芳香族炭化水素複合施設向けのエネルギー効率の高い先進的な構成及び関連する処理スキームについて述べる。

実施によっては、中質原油精製セミコンバージョン施設は、例えば、芳香族炭化水素複合施設及び水素化分解プラントを含む精製施設内のほぼすべてのプラントを含む。本開示は、そのような精製施設の廃熱回収及び再利用ネットワークについて記載する。後で述べるように、水素化分解プラントを含む原油精製施設では、複数のプラントから廃熱を回収できる。このような精製所は、通常、加熱ユーティリティで数百メガワットのエネルギーを消費する。ここに記載する構成を実施することで、エネルギー消費を削減するだけでなく、エネルギーベースの温室効果ガス（ＧＨＧ）排出量を削減できる。特に、本開示は、原油精製施設の複数の第１のプラントの第１のストリームを、原油精製施設の複数の第２のプラントの複数の第２のストリームを用いて加熱する、原油精製施設で実施される方法を記載する。そのためのプロセススキームのいくつかの構成については、以下の図を参照して後に述べる。

スキームＡ

図１Ａ乃至図１Ｏは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームの詳細を示す。これらの構成で説明され、図１Ａ乃至１Ｏに示す熱統合は、原油精製施設のエネルギー消費（例えば、加熱及び冷却ユーティリティの消費量）を削減できる。例えば、約１６６ＭＷ、例えば１６６ＭＷ、のエネルギー消費の削減は、原油精製施設におけるエネルギー消費の少なくとも約２５％、例えば２５．５％、に換算できる。スキームによっては、一の精製プラントからのプロセスストリームを用いて別の異なる精製プラントからの別のプロセスストリームを直接的に加熱することができる。構成によっては、プロセスストリーム間の熱交換を、中間緩衝流体、例えば水、油又は他の緩衝流体、を用いて実施できる。他のスキームによっては、２つの技術を互いに組み合わせて用いる。

実施によっては、複数の第１のプラント内の複数の第１のストリームを、複数の第２のプラント内の複数の第２のストリームを用いて直接的に加熱することができる。実施によっては、複数の第１のプラントは、アミン再生プラント、ベンゼン抽出ユニットを含む芳香族炭化水素複合施設サブユニット、ナフサ水素処理プラント、サワーウォータ分離プラント、硫黄回収プラント、及びガス分離プラントを含むことができる。複数の第２のストリームは、ラフィネート塔頂（ラフィネートカラム塔頂）ストリーム、抽出塔頂ストリーム、ディーゼル生成物ストリーム、ディーゼルストリッパ塔底ストリーム、第１段の低温高圧分離器（ｒｅａｃｔｉｏｎ ｃｏｌｄ ｈｉｇｈ ｐｒｅｓｓｕｒｅ ｓｅｐａｒａｔｏｒ）への供給ストリーム、第２段の低温高圧分離器への供給ストリーム、ディーゼルストリッパ塔頂ストリーム、生成物ストリッパ塔頂ストリーム、ケロシン生成物ストリーム、及びケロシンポンプアラウンドストリームを含む。複数の第２のプラントは、芳香族炭化水素複合施設キシレン生成物分離ユニット（キシレン分離ユニットとしても知られる）、水素化分解プラント、及びディーゼル水素処理プラントを含むもう一つの芳香族炭化水素複合施設サブユニットを含むことができる。複数の第１のストリームは、酸性ガス再生塔底ストリーム、サワーウォータストリッパ塔底ストリーム、アミン再生塔底ストリーム、Ｃ３／Ｃ４スプリッタ塔底ストリーム、脱エタン塔底ストリーム、ベンゼン塔底ストリーム、ラフィネートスプリッタ塔底ストリーム及びナフサスプリッタ塔底ストリームを含む。実施によっては、複数の第１のプラントの１つからの複数の第１のプラントストリームの１つは、複数の第２のプラントの２つからの複数の第２のストリームによって直接的に加熱される。実施によっては、複数の第１のプラントの１つからの複数の第１のプラントストリームの１つは、複数の第２のプラントの２つからの複数の第２のストリームによって直接的に加熱される。

図１Ａは、原油精製施設の芳香族施設キシレン生成物分離ユニット８２０を示す。ラフィネート塔頂ストリームは、単一ストリームとしてプラントへ流入し、複数のストリームに分割される、又は、熱回収を促進する複数のストリームとしてプラントへ流入する。第１のラフィネート塔頂ストリームは、約４５ＭＷと５５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば、４７．８ＭＷ）を有する第１の熱交換器において、酸性ガス再生塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。

図１Ｇは、原油精製施設のディーゼル水素処理プラント８００を示す。図１Ｊは、原油精製施設内のサワーウォータストリッパプラント８１０を示す。サワーウォータスプリッタ塔底ストリームは単一ストリームとしてプラントへ流入し、複数のストリームに分割される、又は、熱回収を促進するために複数のストリームとしてプラントへ流入する。図１Ｇに示すように、ディーゼルストリッパ塔底ストリームは、約５ＭＷと１５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば８ＭＷ）を有する第２の熱交換器で、第１のサワーウォータストリッパ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。この場合、第２の熱交換器を出るディーゼルストリッパ塔底ストリームは、後述するように第５の熱交換器へ流れる。

図１Ａに示すように、抽出塔頂ストリームは、約２０ＭＷと３０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば２４ＭＷ）を有する第３の熱交換器で第２のサワーウォータストリッパ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。抽出塔頂ストリームは、さらなる処理のためにキシレン分離ユニット８２０へ戻される。

図１Ｊに示すように、サワーウォータストリッパ向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、サワーウォータストリッパの作動に必要な熱負荷をすべて充たすからである。代替の実施の形態では、サワーウォータストリッパ向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、サワーウォータストリッパの作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１Ｂ乃至図１Ｆは、原油精製施設の水素化分解プラント８１６を示す。具体的には、図１Ｄは、水素化分解プラント８１２の第１段の低温高圧分離器への供給ストリームが、約１５ＭＷと２５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば２１ＭＷ）を有する第４の熱交換器でアミン再生塔底ストリームを直接的に加熱できることを示す。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。第１段の低温高圧分離器への供給ストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラントへ戻される。

図１Ｋは、原油精製施設の硫黄回収プラント８０２を示す。アミン再生塔向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、アミン再生塔の作動に必要な熱負荷をすべて充たすからである。代替の実施の形態では、アミン再生塔向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、アミン再生塔の作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１Ｇに示すように、ディーゼルストリッパ塔底ストリームは、約５ＭＷと１５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば、９．９ＭＷ）を有する第５の熱交換器でＣ３／Ｃ４スプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。この場合、第５の熱交換器を出るディーゼルストリッパ塔底ストリームは、後述するように、第６の熱交換器へ流れる。

図１Ｍは、原油精製施設のガス分離プラント８０４を示す。Ｃ３／Ｃ４スプリッタ塔向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、Ｃ３／Ｃ４スプリッタ塔の作動に必要な熱負荷をすべて充たすからである。代替の実施の形態では、Ｃ３／Ｃ４スプリッタ塔向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、Ｃ３／Ｃ４スプリッタ塔の作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１Ｇに示すように、ディーゼルストリッパ塔底ストリームは、約１ＭＷと１０とＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば４．３ＭＷ）を有する第６の熱交換器で脱エタン塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ディーゼルストリッパ塔底ストリームは、さらなる処理のためにディーゼル水素処理プラント８００へ戻される。

図１Ｍに示すように、脱エタン塔向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、脱エタン塔の作動に必要な熱負荷を充たすからである。代替の実施の形態では、脱エタン塔向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、脱エタン塔の作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１Ａに示すように、第２のラフィネ―トスプリッタ塔頂ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば６ＭＷ）を有する第７の熱交換器でベンゼン塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ出されたであろう熱を取り込むことができる。

図１Ｎは、原油精製施設における芳香族炭化水素複合施設のベンゼン抽出ユニット８１８を示す。ベンゼン塔向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される代替の流路が、ベンゼン塔の作動に必要な熱負荷をすべて充たすからである。代替の実施の形態では、ベンゼン塔向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、ベンゼン塔の作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１Ｃに示すように、第２段の低温高圧分離器への供給ストリームは、約５ＭＷと１５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば９（８．６）ＭＷ）を有する第８の熱交換器でラフィネートスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。第２段の低温高圧分離器への供給ストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラントへ戻される。

図１Ｎは、原油精製施設の芳香族化合物ベンゼン抽出ユニット８１８を示す。ラフィネ―トスプリッタ向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される別の流路がラフィネートスプリッタの作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、ラフィネートスプリッタ向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、ラフィネートスプリッタの作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

これらの場合、第１の熱交換器と第７の熱交換器（図１Ａ）は、ラフィネート塔頂ストリームの流れに関して互いに並行に連結される。第２の熱交換器、第５の熱交換器及び第６の熱交換器（図１Ｇ）は、ディーゼルストリッパ塔底ストリームの流れに関して互いに直列に連結される。第２の熱交換器及び第３の熱交換器（図１Ｊ）は、サワーウォータストリッパ塔底ストリームに関して互いに並列に連結される。

実施によっては、ディーゼルストリッパ塔底ストリームを異なるプラントを通して直列に流すことができる。例えば、ディーゼルストリッパ塔底ストリームは、最初にガス分離プラント、次いでサワーウォータストリッパプラントへ流れる。別の実施の形態では、ガス分離プラント内で、ディーゼルストリッパ塔底ストリームは、先ず脱エタン塔の熱交換器、次いでＣ３／Ｃ４スプリッタの熱交換器を通って流れる。

図１Ｈ乃至図１Ｉは、原油精製施設のナフサ水素処理プラント８１４を示す。ナフサスプリッタ塔底ストリームは、単一ストリームとしてプラントへ流入し、複数の流れに分割される、又は熱回収を促進するために複数のストリームとしてプラントへ流入する。図１Ｇに示すように、ディーゼルストリッパ塔頂ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷの間の範囲の熱デューティ（例えば７．４６ＭＷ）を有する熱交換器Ａでナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ディーゼルストリッパ塔頂ストリームは、さらなる処理のためにディーゼル水素処理プラント８００へ戻される。

図１Ａに示すように、ラフィネ―ト塔頂ストリームは、約５ＭＷと１５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば８．５ＭＷ）を有する熱交換器Ｂで第２のナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。第１、第２及び第３のラフィネート塔頂ストリームは再結合され、さらなる処理のためにキシレン分離ユニット８２０へ戻される。

図１Ｅ（図１Ｅ−１と１Ｅ−２を集合的に表す）（具体的には図１Ｅ−１）に示すように、プロダクトストリッパ塔頂ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば３．３８ＭＷ）を有する熱交換器Ｃで第３のスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ディーゼルストリッパ塔底ストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラント８１２へ戻される。

図１Ｂに示すように、ディーゼル生成物ストリームは、熱交換器Ｄで第４のナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ディーゼル生成物ストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラント８１２へ戻される。

図１Ｆに示すように、ケロシン生成物ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば５．４ＭＷ）を有する熱交換器Ｅで、第５のナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ケロシン生成物ストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラント８１２へ戻される。

図１Ｅ（具体的には、図１Ｅ−２）に示すように、ケロシンポンプアラウンドストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば５．７ＭＷ）を有する熱交換器Ｆで第６のナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ケロシンポンプアラウンドストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラント８１２へ戻される。

図１Ｈ及び図１Ｉに示すように、ナフサスプリッタ向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示された別の流路がナフサスプリッタの作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、ナフサスプリッタ向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、ナフサスプリッタの作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

熱交換器Ａ、熱交換器Ｂ、熱交換器Ｃ、熱交換器Ｄ、熱交換器Ｅ、及び熱交換器Ｆ（図１Ｉ）は、ナフサスプリッタ塔底ストリームに関して互いに並列に連結される。これらの場合、第１の熱交換器、第７の熱交換器、及び熱交換器Ｂ（図１Ａ）は、ラフィネート塔頂ストリームの流れに関して互いに並列に連結される。

図１Ｈ乃至図１Ｉに示すように、加熱されたナフサスプリッタ塔底ストリームは、ナフサ水素処理プラント８１４へ流れる。図１Ｊに示すように、加熱されたサワーウォータストリッパストリームは、サワーウォータストリッパプラント８１０へ流れる。図１Ｍに示すように、加熱されたＣ３／Ｃ４スプリッタ塔底ストリーム及び脱エタン塔底ストリームは、ガス分離プラント８０４へ流れる。図１Ｋに示すように、加熱されたアミン再生ユニットのストリッパ塔底ストリームは、硫黄回収プラント８０２へ流れる。図１Ｌに示すように、加熱された酸性ガス再生塔の塔底ストリームは、アミン再生プラント８０６へ流れる。図１Ｎ及び図１Ｏに示すように、ベンゼン塔底ストリーム及びラフィネートスプリッタ塔底ストリームは、ベンゼン抽出ユニット８１８へ流れる。

図１Ａ乃至図１Ｏに示すように、ナフサ水素処理プラントからのナフサスプリッタ塔底ストリームは、芳香族炭化水素施設キシレン生成物分離ユニット、水素化分解プラント及びディーゼル水素処理プラントからの複数の第２の流れによって直接的に加熱される。実施によっては、サワーウォータストリッパプラントからの複数のサワーウォータストリッパ塔底ストリームの１つは、キシレン生成物分離ユニット及びディーゼル水素処理プラントからの複数の第２のストリームによって直接的に加熱される。

このような、芳香族炭化水素施設のキシレン生成物分離ユニット、水素化分解プラント、及びディーゼル水素処理プラントからの廃熱の回収及び再使用により、アミン再生プラント、ベンゼン抽出ユニット、ナフサ水素処理プラント、サワーウォータストリッピングストリッパプラント、硫黄回収プラント、ガス分離プラント、又はそれらの組み合わせにおけるストリームを加熱するための熱エネルギーを削減する、又はなくすことができる。その量は、例えば約１６６ＭＷである。

スキームＢ

実施によっては、ベンゼン抽出ユニット、サワーウォータストリッパプラント、硫黄回収プラント、アミン再生プラント及びガス分離プラント等の芳香族炭化水素複合施設サブユニットに存在するような、原油精製施設の複数の第１のプラントの複数の第１のストリームは、キシレン分離ユニット、水素化分解プラント及びディーゼル水素処理プラントを含む他の芳香族炭化水素複合施設サブユニットの第２のプラントで複数の第２のストリームを用いて間接的に加熱することができる。同じ構成において、原油精製施設におけるナフサ水素処理プラントのような第１のプラントにおける他の複数の第１のストリームは、例えば、先に述べた技術と同様の技術を用いて、ディーゼル水素処理プラント、水素化分解プラント及び芳香族炭化水素複合施設キシレン生成物分離ユニットを用いて直接的に加熱することができる。このような実施の形態において、ナフサ水素処理プラント等の一の第１のプラントを３つの第２のプラントで直接的に加熱することができ、他の第１のプラントを、水素化分解プラント及び芳香族炭化水素複合施設のキシレン生成物分離ユニットのような２つの第２のプラントにより間接的に加熱することができる。

図１Ｐ乃至図１ＡＣは、原油精製施設における種々の精製プラントを熱的に統合するための構成及び関連スキームの詳細を示す。これらの構成で説明され、図１Ａ乃至１Ｐに示す熱統合は、原油精製施設のエネルギー消費（例えば、加熱及び冷却ユーティリティの消費量）を削減できる。例えば、約１６６ＭＷ、例えば１６６ＭＷ、のエネルギー消費の削減は、原油精製施設におけるエネルギー消費の少なくとも約２５％、例えば２５．５％、に換算することができる。後述するように、この構成では、いくらかの廃熱エネルギーが間接的に（すなわち、緩衝流体を用いて）回収され、またいくらかの廃熱エネルギーは直接的に（すなわち、プロセスストリームから）回収される、ハイブリッドスキームを示している。

ストリームの間接的な加熱は、緩衝流体、例えば、油、水他の緩衝流体、を介するストリームの加熱を含む。緩衝流体タンク（例えば、高温水タンク）からの緩衝流体（例えば、高圧水）はキシレン分離ユニット８２０へ流れる。緩衝流体は、単一ストリームとしてプラントへ流入し、複数のストリームに分割される、又は複数のストリームとしてプラントへ流入する。

図１Ｐは、原油精製施設における芳香族炭化水素複合施設キシレン生成物分離ユニット８２０を示す。第１の緩衝流体は、約７５ＭＷと８５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば８２．３６ＭＷ）を有する第１の熱交換器でラフィネート塔頂ストリームを用いて加熱することができる。プロセスストリームから緩衝流体へ熱を移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱量を取り込める。ラフィネ―ト塔頂ストリームは、さらなる処理のためにキシレン分離ユニット８２０へ戻される。

第２の緩衝流体流は、約３０ＭＷと４０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば３３ＭＷ）を有する第２の熱交換器で抽出塔頂ストリームを用いて加熱することができる。プロセスストリームから緩衝流体へ熱を移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱量を取り込める。図１Ｐに示すように、抽出塔頂ストリームの冷却要件を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される代替の流路が、抽出塔の作動に必要な抽出塔頂ストリームの冷却要件のすべてを充たすからである。抽出塔頂ストリームは、さらなる処理のためにキシレン分離ユニット８２０へ戻される。

図１Ｑ乃至図１Ｔは、原油精製施設における水素化分解プラントユニット８１２を示す。具体的には、図１Ｒは、第３の緩衝流体ストリームが、約１０ＭＷと２５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば１４．６４ＭＷ）を有する第３の熱交換器で、第１段の低温高圧分離器への反応供給ストリームを用いて加熱することができることを示す。プロセスストリームから緩衝流体へ熱を移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱量を取り込める。第１段の反応供給ストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラント８１２へ流れる。いずれの場合であっても、緩衝流体が熱を吸収することにより、環境へ放出されたであろう熱量を取り込むことができる。

加熱された緩衝流体の第１、第２及び第３の分岐は回収ヘッダで結合され、結合された加熱緩衝流体となる。これらの場合、第１の熱交換器、第２の熱交換器、第３の熱交換器は、緩衝流体の流れに対して互いに並列に連結される。

回収ヘッダ（あるいは、実施の形態によっては、加熱若しくは断熱された緩衝流体タンク、又は使用前の一時期の間、収集された加熱緩衝流体を保持することができる貯蔵ユニット）からの、結合された加熱緩衝流体を、ベンゼン抽出ユニット８１８、サワーウォータストリッパプラント８１０、硫黄回収プラント８０２、アミン再生プラント８０６及びガス分離プラント８０４へ流すことができる。

実施の形態において、緩衝流体は、芳香族炭化水素複合施設のベンゼン抽出ユニット８１８へ流れる。図１Ｘは、原油精製施設の芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニット８１８を示す。ベンゼン塔底ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば６ＭＷ）を有する第４の熱交換器で、結合され加熱された緩衝流体を用いて加熱することができる。第４の熱交換器は、緩衝流体の流れに対して第１、第２及び第３の熱交換器のセットの下流で直列に連結される。

図１Ｘに示すように、ベンゼン塔向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される別の流路がベンゼン塔の作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、ベンゼン塔向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、ベンゼン塔の作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１Ｙは、原油精製施設の芳香族炭化水素複合施設のベンゼン抽出ユニット８１８を示す。ラフィネートスプリッタ塔底ストリームは、約５ＭＷと１５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば８．６ＭＷ）を有する第５の熱交換器で、第４の熱交換器に存在する加熱緩衝流体を用いて加熱することができる（図１Ｙ）。第５の熱交換器は、緩衝流体の流れに対して第１、第２及び第３の熱交換器のセットの下流で、直列に連結される。

図１Ｙに示すように、ラフィネートスプリッタ向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される別の流路がラフィネ―トスプリッタの作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、ラフィネートスプリッタ向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路が、ラフィネ―トスプリッタの作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１Ｚは、原油精製施設内のサワーウォータストリッパプラント８１０を示す。サワーウォータストリッパ塔底ストリームは、約２５ＭＷと３５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば３２ＭＷ）を有する第６の熱交換器で結合された加熱緩衝流体を用いて加熱することができる。第６の熱交換器は、緩衝流体の流れに対して第１、第２及び第３の熱交換器のセットの下流で、直列に連結される。

図１Ｚに示すように、サワーウォータストリッパ向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される代替の流路は、サワーウォータストリッパの作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、サワーウォータストリッパ向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路が、サワーウォータストリッパの作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１ＡＡは、原油精製施設の硫黄回収プラント８０２を示す。アミン再生塔底ストリームは、約１５ＭＷと２５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば２１ＭＷ）を有する第７の熱交換器で、結合された加熱緩衝流体を用いて加熱することができる。第７の熱交換器は、緩衝流体の流れに対して第１、第２及び第３の熱交換器のセットの下流で、直列に連結される。

図１ＡＡに示すように、アミン再生塔向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される別の流路がアミン再生塔の作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、アミン再生塔向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示された代替の流路が、アミン再生塔の作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１ＡＢは、原油精製施設のアミン再生プラント８０６を示す。酸性ガス再生塔底ストリームは、約４５ＭＷと５５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば４７．８ＭＷ）を有する第８の熱交換器で、結合された加熱緩衝流体を用いて加熱することができる。第８の熱交換器は、緩衝流体の流れに対して第１、第２及び第３の熱交換器のセットの下流で、直列に連結される。

図１ＡＢに示すように、酸性ガス再生塔向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示された別の流路が酸性ガス再生塔の作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、酸性ガス再生塔向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路が、酸性ガス再生塔の作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１ＡＣは、原油精製施設のガス分離プラント８０４を示す。Ｃ３／Ｃ４スプリッタ塔底ストリームは、約５ＭＷと１５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば９．９ＭＷ）を有する第９の熱交換器で、結合された加熱緩衝流体を用いて加熱することができる。第９の熱交換器は、緩衝流体の流れに対して第１、第２及び第３の熱交換器のセットの下流で、直列に連結される。

図１Ｙに示すように、Ｃ３／Ｃ４スプリッタ向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される別の流路がＣ３／Ｃ４スプリッタの作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、Ｃ３／Ｃ４スプリッタ向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路が、Ｃ３／Ｃ４スプリッタの作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１ＡＣに示すように、脱エタン塔底ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば４．３ＭＷ）を有する加熱緩衝流体を用いて加熱することができる。第１０の熱交換器は、緩衝流体の流れに対して、第１、第２及び第３の熱交換器のセットの下流で、直列に連結される。第１０の熱交換器は、緩衝流体の流れに対して、第１、第２及び第３の熱交換器のセットの下流で、直列に連結される。

図１ＡＣに示すように、脱エタン塔向けに入力される蒸気熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される別の流路が、脱エタン塔の作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、脱エタン塔向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路が、脱エタン塔の作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

第１０の熱交換器に存在する加熱緩衝流体は、回収ヘッダ又は緩衝流体タンクへ流れる。このように、第４の熱交換器、第５の熱交換器、第６の熱交換器、第７の熱交換器、第８の熱交換器、第９の熱交換器、及び第１０の熱交換器は、互いに直列に流体的に連結される。

実施によっては、加熱緩衝流体を異なるプラントを通して直列に流すことができる。例えば、加熱緩衝流体を、最初にベンゼン抽出ユニットへ、次にサワーウォータストリッパプラントへ、次に硫黄回収プラントへ、次にアミン再生プラントへ、次にガス分離プラントへ流すことができる。別の実施では、ガス分離プラント内で、加熱緩衝流体を、最初に脱エタン塔交換器、次にＣ３／Ｃ４スプリッタ交換器を通って流してもよい。第１０の熱交換器に存在する加熱緩衝流体を、緩衝流体タンクへ流すことができる。次いで、緩衝流体タンクからの緩衝流体を、異なるプラントへ流して廃熱回収及び再利用サイクルを再開できる。

図１Ｖ乃至図１Ｗは、原油精製施設のナフサ水素処理プラント８１４を示す。ナフサスプリッタ塔底ストリームは、単一ストリームとしてプラントへ流入し、複数の流れに分割される、又は熱回収を促進するために複数の流れとしてプラントへ流入する。図１Ｕに示すように、ディーゼルストリッパ塔頂ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば７．４６ＭＷ）を有する熱交換器Ａでナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ディーゼルストリッパ塔頂ストリームは、さらなる処理のためにディーゼル水素処理プラント８００へ戻される。

図１Ｐに示すように、ラフィネ―ト塔頂ストリームは、約５ＭＷと１５ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば８．５ＭＷ）を有する熱交換器Ｂでナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。第１の熱交換器及び熱交換器Ｂは、ラフィネート塔頂ストリームの流れに関して互いに直列に連結されており、この場合、第１の熱交換器は熱交換器Ｂの下流にある。図１Ｐに示すように、ラフィネート塔頂ストリームの冷却要件を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される代替の流路が、ラフィネート塔の作動に必要なラフィネート塔頂ストリームの冷却要件のすべてを充たすからである。ラフィネ―ト塔頂ストリームは、さらなる処理のためにキシレン分離ユニット８２０へ戻される。

実施によっては、ラフィネート塔頂ストリームを、異なるプラントを通して直列に流すことができる。例えば、ラフィネート塔頂ストリームは、最初に緩衝流体熱交換器を、次にナフサ水素処理プラントを通過して流れる。

図１Ｓ（図１Ｓ−１と１Ｓ−２とを集合的に表す）（具体的には１Ｓ−１）に示すように、プロダクトストリッパ塔頂ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば３．３８ＭＷ）を有する熱交換器Ｃで第３のナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ディーゼルストリッパ塔底ストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラント８１２へ戻される。

図１Ｑに示すように、ディーゼル生成物ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば６．６ＭＷ）を有する熱交換器Ｄで第４のナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ディーゼル生成物ストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラント８１２へ戻される。

図１Ｔに示すように、ケロシン生成物ストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷの間の範囲の熱デューティ（例えば５．４ＭＷ）を有する熱交換器Ｅで第５のナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境へ放出されたであろう熱を取り込むことができる。ケロシン生成物ストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラント８１２へ戻される。

図１Ｓ（具体的には、図１Ｓ−２）に示すように、ケロシンポンプアラウンドストリームは、約１ＭＷと１０ＭＷとの間の範囲の熱デューティ（例えば５．７ＭＷ）を有する熱交換器Ｆで、第６のナフサスプリッタ塔底ストリームを直接的に加熱することができる。別のプロセスストリームへ熱を直接的に移動させることにより、環境に放出されたであろう熱を取り込むことができる。ケロシンポンプアラウンドストリームは、さらなる処理のために水素化分解プラント８１２へ戻される。

図１Ｖと１Ｗの両方に示すように、ナフサスプリッタ向けに入力する熱を０ＭＷとすることができる。というのは、この構成で開示される代替の流路がナフサスプリッタの作動に必要な熱負荷のすべてを充たすからである。代替の実施の形態では、ナフサスプリッタ向けに入力される蒸気熱を削減できる。というのは、この構成で開示される代替の流路が、ナフサスプリッタの作動に必要な熱負荷を部分的に充たすからである。

図１Ｐ乃至図１ＡＣに示すように、ナフサ水素処理プラントからのナフサスプリッタ塔底ストリームは、芳香族炭化水素複合施設のキシレン生成物分離ユニット、水素化分解プラント及びディーゼル水素処理プラントからの複数の第２のストリームによって直接的に加熱される。熱交換器Ａ、熱交換器Ｂ、熱交換器Ｃ、熱交換器Ｄ、熱交換器Ｅ、および熱交換器Ｆは、ナフサスプリッタ塔底ストリームに関して互いに並列に連結される。

芳香族炭化水素複合施設のキシレン生成物分離ユニットと水素化分解プラントとの両方からの間接的な廃熱の回収及び再利用、並びに、芳香族炭化水素複合施設と、ディーゼル水素処理プラントと、水素化分解プラントとからの直接的な廃熱の回収及び再利用は、アミン再生プラント、ベンゼン抽出ユニット、ナフサ水素処理プラント、サワーウォータストリッパプラント、硫黄回収プラント、ガス分離プラント、又はそれらの組み合わせを加熱するための熱エネルギーを削減する、又はなくすことができる。その量は、例えば約１６６ＭＷである。

要約すると、本開示は、一般的である中質原油セミコンバージョン精製所において、低品位廃熱資源の特定部分によりエネルギー効率を高めるために総合的に扱われる、エネルギー消費削減のための、具体的で、直接的又は間接的な、プラント間の統合、並びに、プラント内及びプラント間のハイブリッド統合の構成及び関連するプロセススキームについて述べている。本開示は、また、統合された中質原油セミコンバージョン精製所及び芳香族炭化水素複合施設が低品位廃棄物源の特定部分によりエネルギー効率を高めるために総合的に扱われる、エネルギー消費削減のための、具体的で、直接的又は間接的なプラント間の統合の構成及び関連するプロセススキームについても述べている。

工業生産の経済性、世界のエネルギー供給の限界、環境保全の現実はすべての産業にとって懸念材料である。地球環境は、部分的にはＧＨＧが大気中に放出されたことにより、地球温暖化という悪影響を受けていると考えられている。ここに記載された内容の実施は、これらの懸念の一部を緩和し、場合によっては、ＧＨＧ排出量の削減に困難を伴う特定の製油施設の閉鎖を防ぐことができる。本開示に記載された技術を実施することで、低品位廃熱資源の特定部分を回収及び再利用することにより、製油施設又は製油施設の特定のプラントを、全体として、より効率的に、そして汚染を少なくすることができる。

以上、このように本主題の特定の実施について説明した。その他の実施は、以下に続く特許請求項の範囲に含まれる。

８００ ディーゼル水素処理プラントのストリップ区画
８０２ 硫黄回収プラントのテールガス（排ガス）処理
８０４ ガス分離プラント
８０６ アミン再生プラントの分離部
８１０ サワーウォータストリッパプラント
８１２、８１６ 水素化分解プラント分離ユニット
８１４ ナフサ水素処理プラントの生成物スプリット部・ナフサスプリッタ熱交換器ネットワーク（ＨＥＮ）詳細
８１８ 芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出プラント
８２０ 芳香族炭化水素プラント・キシレン生成物分離ユニット
１〜１０ 第１〜１０の熱交換器
Ａ〜Ｆ 熱交換器Ａ〜Ｆ

Claims (25)

1. 原油精製施設で実施される方法であって：
   原油精製施設における第１の複数のプラント内の第１の複数のストリームを、前記原油精製施設における第２の複数のプラント内の第２の複数のストリームを利用し、前記第１の複数のストリームのうちの少なくとも１つのストリームと、前記第２の複数のストリームのうちの少なくとも１つのストリームとを受容する複数の熱交換器を用いて加熱するステップを備える、
   原油精製施設で実施される方法。
2. 前記第１の複数のプラントは、アミン再生プラント、芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニット、サワーウォータストリッパプラント、硫黄回収プラント、ガス分離プラントを備え、
   前記第２の複数のプラントは、芳香族炭化水素プラントキシレン生成物分離ユニット、水素化分解プラント、ディーゼル水素処理プラントを備える、
   請求項１の方法。
3. 前記第１の複数のストリームを加熱するステップは、前記第２の複数のストリームを用いて、前記第１の複数のストリームを直接的に加熱するステップを備える、
   請求項２の方法。
4. 前記ストリームを直接的に加熱するステップは：
   第１の熱交換器において、前記芳香族炭化水素プラントキシレン生成物分離ユニット内のラフィネート塔頂ストリームの分岐を用いて前記アミン再生プラント内の酸性ガス再生塔底ストリームを加熱するステップと；
   第２の熱交換器において、前記ディーゼル水素処理プラント内のディーゼルストリッパ塔底ストリームを用いて前記サワーウォータストリッパプラント内の前記ストリッパ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   第３の熱交換器において、前記芳香族炭化水素プラントキシレン生成物分離ユニットにおいて抽出塔頂ストリームの分岐を用いて前記ストリッパ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   第４の熱交換器において、第１段の低温高圧分離器への供給ストリームを用いて、前記硫黄回収プラント内のアミン再生塔底ストリームの分岐を加熱するステップと：
   第５の熱交換器において、前記第２の熱交換器を出た前記ディーゼルストリッパ塔底ストリームを用いて、前記ガス分離プラント内のＣ３／Ｃ４スプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   第６の熱交換器において、前記第５の熱交換器を出た前記ディーゼルストリッパ塔底ストリームを用いて、前記ガス分離プラント内の脱エタン塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   第７の熱交換器において、前記ラフィネート塔頂ストリームの分岐を用いて、前記芳香族炭化水素施設ベンゼン抽出ユニット内のベンゼン塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   第８の熱交換器において、前記水素化分解プラント内の第２段の低温高圧分離器への供給ストリームを用いて、前記芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニット内のラフィネート塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   を備える、
   請求項３の方法。
5. 前記第１の熱交換器と前記第７の熱交換器とは、互いに並列に流体的に連結され、前記第２の熱交換器と前記第５の熱交換器と前記第６の熱交換器とは、互いに直列に流体的に連結され、前記第２の熱交換器と前記第３の熱交換器とは互いに並列に流体的に連結される、
   請求項４の方法。
6. 前記ストリームを直接的に加熱するステップは：
   熱交換器Ａにおいて、前記ディーゼル水素処理プラントのディーゼルストリッパ塔頂ストリームを用いて前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   熱交換器Ｂにおいて、前記ラフィネート塔頂ストリームを用いて、前記芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニット内のナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   熱交換器Ｃにおいて、前記水素化分解プラントの生成物ストリッパストリームを用いて前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   熱交換器Ｄにおいて、前記水素化分解プラントのディーゼル生成物ストリームを用いて、前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   熱交換器Ｅにおいて、前記水素化分解プラントの前記主分留塔からのケロシン生成物冷却ストリームを用いて、前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   熱交換器Ｆにおいて、前記水素化分解プラントのケロシンポンプアラウンドストリームを用いて、前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
   を備える、
   請求項４の方法。
7. 前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐は、前記熱交換器Ａ、前記熱交換器Ｂ、前記熱交換器Ｃ、前記熱交換器Ｄ、前記熱交換器Ｅ及び前記熱交換器Ｆに並行に流れる、
   請求項６の方法。
8. 前記熱交換器Ａ、前記熱交換器Ｂ、前記熱交換器Ｃ、前記熱交換器Ｄ、前記熱交換器Ｅ及び前記熱交換器Ｆは互いに並列に流体的に連結され、前記熱交換器Ｂと、前記第１の熱交換器と前記第７の熱交換器との組み合わせとは、互いに直列に流体的に連結される、
   請求項５の方法。
9. 前記加熱されたナフサスプリッタ塔底ストリームの分枝を前記芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニットへ流すステップと；
   前記加熱されたサワーウォータストリッパストリームの分岐を前記サワーウォータストリッパプラントへ流すステップと；
   前記加熱されたＣ３／Ｃ４スプリッタ塔底ストリーム及び前記脱エタン塔底ストリームを前記ガス分離プラントへ流すステップと；
   前記加熱された前記アミン再生塔底ストリームの分岐を前記硫黄回収プラントへ流すステップと；
   前記加熱された酸性ガス再生塔底ストリームの分枝を前記アミン再生プラントへ流すステップと；
   をさらに備える、
   請求項６の方法。
10. 前記第１の複数のストリームを加熱するステップは、前記第２の複数のストリームを用いて、前記第１の複数のストリームを間接的に加熱するステップを備える、
    請求項２の方法。
11. 前記緩衝流体は、油又は水のうちの少なくとも一方を含む、
    請求項１０の方法。
12. 前記第１の複数のストリームを加熱するステップは、前記第２の複数のストリームを用いて緩衝流体を通して前記第１の複数のストリームを間接的に加熱するステップを備える、
    請求項１０の方法。
13. 前記第１の複数のストリームを、前記緩衝流体を通して間接的に加熱するステップは：
    第１の熱交換器において、ラフィネート塔頂ストリームを用いて前記緩衝流体の分岐を加熱するステップと；
    第２の熱交換器において、前記芳香族炭化水素プラントキシレン生成物分離ユニットの抽出塔頂ストリームを用いて、前記緩衝流体の分岐を加熱するステップと；
    第３の熱交換器において、前記水素化分解プラント内の低温高圧分離器への第１段の反応供給ストリームを用いて、前記緩衝流体の分岐を加熱するステップと；
    緩衝流体回収ヘッダ内に、前記加熱された緩衝流体の分岐を収集するステップと；
    を備える、
    請求項１２の方法。
14. 前記第１の熱交換器、前記第２の熱交換器及び前記第３の熱交換器は、互いに並列に流体的に連結される、
    請求項１３の方法。
15. 前記ストリームを直接的に加熱するステップをさらに備え、
    前記ストリームを直接的に加熱するステップは：
    熱交換器Ａにおいて、前記ディーゼル水素処理プラントのディーゼルストリッパ塔頂ストリームを用いて、前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
    熱交換器Ｂにおいて、前記ラフィネート塔頂ストリームの分岐を用いて、前記芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニット内のナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
    熱交換器Ｃにおいて、前記水素化分解プラントの生成物ストリッパストリームを用いて前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
    熱交換器Ｄにおいて、前記水素化分解プラントのディーゼル生成物ストリームを用いて、前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
    熱交換器Ｅにおいて、前記水素化分解プラントの前記主分留塔からのケロシン生成物冷却ストリームを用いて、前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
    熱交換器Ｆにおいて、前記水素化分解プラントのケロシンポンプアラウンドストリームを用いて、前記ナフサスプリッタ塔底ストリームの分岐を加熱するステップと；
    を備える、
    請求項１４の方法。
16. 前記ナフサスプリッタ底部ストリームの前記分岐が、前記熱交換器Ａ、前記熱交換器Ｂ、前記熱交換器Ｃ、前記熱交換器Ｄ、前記熱交換器Ｅ及び前記熱交換器Ｆに並行に流れる、
    請求項１５の方法。
17. 前記熱交換器Ａ、前記熱交換器Ｂ、前記熱交換器Ｃ、前記熱交換器Ｄ、前記熱交換器Ｅ及び前記熱交換器Ｆは、流体的に互いに並列に連結される、
    請求項１５の方法。
18. 前記ラフィネート塔頂ストリームは、追加の冷却を必要としない、
    請求項１５の方法。
19. 前記ラフィネート塔頂ストリームの一部は、前記第１の熱交換器を用いて間接的に加熱することにより冷却され、前記ラフィネート塔頂ストリームの一部は、前記熱交換器Ｂを用いて直接的に加熱することにより冷却される、
    請求項１８の方法。
20. 前記緩衝流体回収ヘッダから前記芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニット、前記サワーウォータストリッパプラント、前記硫黄回収プラント、前記アミン再生プラント及びガス分離プラントへ、加熱緩衝流体を流すステップであって；
    第４の熱交換器において、前記芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニット内のベンゼン塔底ストリームを、前記加熱緩衝流体の分岐を用いて加熱するステップと；
    第５の熱交換器において、前記芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニット内のラフィネートスプリッタ塔底ストリームを、前記加熱緩衝流体の分岐を用いて加熱するステップと；
    第６の熱交換器において、前記サワーウォータストリッパプラント内のサワーウォータストリッパ塔底ストリームを、前記加熱緩衝流体の分岐を用いて加熱するステップと；
    第７の熱交換器において、前記硫黄回収プラント内のアミン再生塔底ストリームを、前記加熱緩衝流体の分岐を用いて加熱するステップと；
    第８の熱交換器において、前記アミン再生プラント内の酸性ガス再生塔底ストリームを、前記加熱緩衝流体の分岐を用いて加熱するステップと；
    第９の熱交換器において、前記ガス分離プラント内のＣ３／Ｃ４スプリッタ塔底ストリームを、前記加熱緩衝流体の分岐を用いて加熱するステップと；
    第１０の熱交換器において、前記ガス分離プラント内の脱エタン塔底ストリームを、前記加熱された緩衝流体の分岐を用いて加熱するステップと；
    をさらに備える、
    請求項１６の方法。
21. 前記加熱緩衝流体は、最初に前記芳香族炭化水素複合施設ベンゼン抽出ユニットへ、次に前記サワーウォータストリッパプラントへ、次に前記硫黄回収プラントへ、次に前記アミン再生プラントへ、次に前記ガス分離プラントへ流される、
    請求項２０の方法。
22. 前記第１０の熱交換器を出た前記加熱緩衝流体を、緩衝流体タンクへ流すステップ；
    をさらに備える、
    請求項２１の方法。
23. 前記抽出塔頂ストリームの冷却要件は実質的に０ＭＷである、
    請求項１３の方法。
24. 原油精製施設で実施されるシステムであって、請求項１に記載の方法を実施するように構成される、システム。
25. 前記システムが流量制御システムを備える、
    請求項２４のシステム。

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