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(utilizingwasteheatrecoveredfromnaturalgasliquidfractionationplants)”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电力和饮用水的转换(naturalgasliquidfractionationplantwasteheatconversiontosimultaneouspowerandpotablewaterusingkalinacycleandmodifiedmulti-effect-distillationsystem)”的美国申请号15/842,205的优先权，其全部内容通过引用结合于此。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，例如公用设施单元、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过程可能产生不会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。概述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：度量单位缩写摄氏度℃兆瓦mw一百万mm英热单位(britishthermalunit)btu小时h磅/平方英寸(压力)psi千克(质量)kg秒s立方米/天m3/天华氏度f表1此处描述的主题的某些方面可以作为一种系统实施。在一种示例性实施方式中，所述系统包括与天然气凝液(ngl)分馏装置的多个热源连接的废热回收换热器网络。换热器网络被配置成将在多个热源处产生的热量中的至少一部分传递至流过第一换热器网络的第一缓冲流体和第二缓冲流体。所述系统包括被配置成产生电力的第一子系统。该第一子系统与废热回收换热器热连接。所述系统包括被配置成由半咸水产生饮用水的第二子系统。该第二子系统与废热回收换热器热连接。在可与示例性实施方式结合的一个方面，所述系统包括控制系统，其连接至换热器网络和第一子系统，或换热器网络和第二子系统，或换热器网络、第一子系统和第二子系统。控制系统被配置成使流体在ngl分馏装置、换热器网络、第一子系统或第二子系统中的一个或二者之间流动。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，流体包括ngl分馏装置流股或缓冲流体中的一种或多种。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，多个热源包括：ngl分馏装置的第一多个子单元，该第一多个子单元包括脱乙烷塔段、丙烷脱水段、脱丙烷塔段、丁烷脱水器段和脱丁烷塔段；ngl分馏装置的第二多个子单元，该第二多个子单元包括脱戊烷塔段、胺-二异丙醇(adip)再生段、天然气脱色段、丙烷蒸气回收段和丙烷产物制冷段；以及ngl分馏装置的第三多个子单元，该第三多个子单元包括丙烷产物过冷段、丁烷产物制冷段、乙烷生产段和里德蒸气压(reidvaporpressure，rvp)控制段。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，换热器网络包括多个换热器。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，多个换热器包括第一子组，所述第一子组包括多个换热器中与ngl分馏装置的第一多个子单元热连接的一个或多个换热器。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，第一子组包括：第一换热器，其与脱乙烷塔段热连接并且被配置成利用由来自脱乙烷塔段的脱乙烷塔制冷压缩机出口流股携带的热量来加热第一缓冲流股；第二换热器，其与丙烷脱水段热连接并且被配置成利用由来自丙烷脱水段的丙烷脱水出口流股携带的热量来加热第二缓冲流股；第四换热器，其与脱丙烷塔段热连接并且被配置成利用由来自脱丙烷塔段的脱丙烷塔塔顶出口流股携带的热量来加热第三缓冲流股；第五换热器，其与丁烷脱水器段热连接并且被配置成利用由丁烷脱水器出口流股携带的热量来加热第四缓冲流股；第六换热器，其与脱丁烷塔段热连接并且被配置成利用由来自脱丁烷塔段的脱丁烷塔塔顶出口流股携带的热量来加热第五缓冲流股；以及第七换热器，其与脱丁烷塔段热连接并且被配置成利用由来自脱丁烷塔段的脱丁烷塔塔底出口流股携带的热量来加热第六缓冲流股。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，多个换热器包括第二子组，所述第二子组包括多个换热器中与ngl分馏装置的第二多个子单元热连接的一个或多个换热器。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，第二子组包括：第八换热器，其与脱戊烷塔段热连接并且被配置成利用由来自脱戊烷塔段的脱戊烷塔塔顶出口流股携带的热量来加热第七缓冲流股；第九换热器，其与adip再生段热连接并且被配置成利用由adip再生段塔顶出口流股携带的热量来加热第八缓冲流股；第十换热器，其与adip再生段热连接并且被配置成利用由adip再生段塔底出口流股携带的热量来加热第九缓冲流股；第十一换热器，其与天然气脱色段热连接并且被配置成利用由天然气脱色段预闪蒸罐顶部出口流股携带的热量来加热第十缓冲流股；第十二换热器，其与天然气脱色段热连接并且被配置成利用由天然气脱色塔塔顶出口流股携带的热量来加热第十一缓冲流股；第十三换热器，其与丙烷蒸气回收段热连接并且被配置成利用由丙烷蒸气回收压缩机出口流股携带的热量来加热第十二缓冲流股；以及第十四换热器，其与丙烷产物制冷段热连接并且被配置成利用由来自丙烷产物制冷段的丙烷制冷压缩机出口流股携带的热量来加热第十三缓冲流股。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，多个换热器包括第三子组，所述第三子组包括多个换热器中与ngl分馏装置的第三多个子单元热连接的一个或多个换热器。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，第三子组包括：第十五换热器，其与丙烷产物过冷段热连接并且被配置成利用由来自丙烷产物过冷段的丙烷主压缩机出口流股携带的热量来加热第十四缓冲流股；第十六换热器，其与丁烷产物制冷段热连接并且被配置成利用由来自丁烷产物制冷段的丁烷制冷压缩机出口流股携带的热量来加热第十五缓冲流股；第十七换热器，其与乙烷生产段热连接并且被配置成利用由乙烷干燥器出口流股携带的热量来加热第十六缓冲流股；以及第十八换热器，其与rvp控制段热连接并且被配置成利用由rvp控制塔塔顶出口流股携带的热量来加热第十七缓冲流股。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，缓冲流股是第一类型的第一缓冲流股。多个换热器包括第三换热器，其与脱戊烷塔段热连接并且被配置成利用由脱丙烷塔塔顶出口流股携带的热量来加热不同于第一类型的第二类型的第二缓冲流股。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，第一类型的第一缓冲流股包括油，并且第二类型的第二缓冲流股包括水。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，所述系统包括用于储存第一缓冲流股的第一储罐以及用于第二缓冲流股的第二储罐。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，控制系统被配置成使第一缓冲流股或第二缓冲流股或二者从各自的储罐流动到换热器网络。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，第一子系统包括卡林那循环系统，其被配置成利用由第一缓冲流股携带的热量中的至少一部分来产生电力。在可与前述方面中任一个结合的另一个方面，第二子系统包括改良多效蒸馏(med)系统，其被配置成利用由第三换热器携带的热量中的至少一部分来生产饮用水。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给出。根据该描述、附图和权利要求书，所述主题的其他特征、方面和优点将变得明显。附图简述图1a一种低品位废热回收系统的一个示例的示意图。图1b是一种ngl分馏装置中的脱乙烷塔段废热回收系统的示意图。图1c是一种ngl分馏装置中的丙烷脱水器段废热回收系统的示意图。图1d是一种ngl分馏装置中的脱丙烷塔段废热回收系统的示意图。图1e是一种ngl分馏装置中的丁烷脱水器段废热回收系统的示意图。图1f是一种ngl分馏装置中的脱丁烷塔段废热回收系统的示意图。图1g是一种ngl分馏装置中的脱戊烷塔段废热回收系统的示意图。图1h是一种ngl分馏装置中的adip再生段废热回收系统的示意图。图1i是一种ngl分馏装置中的天然气脱色段废热回收系统的示意图。图1j是一种ngl分馏装置中的丙烷罐蒸气回收段废热回收系统的示意图。图1k是一种ngl分馏装置中的丙烷产物制冷段废热回收系统的示意图。图1l是一种ngl分馏装置中的丙烷产物过冷段废热回收系统的示意图。图1m是一种ngl分馏装置中的丁烷产物制冷段废热回收系统的示意图。图1n是一种ngl分馏装置中的乙烷生产段废热回收系统的示意图。图1o是一种ngl分馏装置中的天然汽油蒸气压控制段废热回收系统的示意图。图1p是包括一种卡林那循环的示意图。图1q是一种包括多个生产线的med阶段的示意图。详述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)。污染天然气的物质中的一些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行业中的若干多用途使用。ngl分馏装置使用以下过程或段：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(通常也称为流股)，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、再生塔塔顶(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提高组分的沸点。通过使用在不同压力和温度下运行的塔，ngl分馏装置能够从ngl分馏进料中分离出乙烷、丙烷、丁烷、戊烷或它们的组合(具有或没有更重的相关烃)。脱乙烷从c2+ngl中分离出乙烷，其中c2是指含有两个碳原子的分子(乙烷)，并且其中c2+是指含有具有两个以上碳原子的分子的混合物，例如含有c2、c3、c4、c5的ngl可以缩写为“c2+ngl”。脱丙烷和脱丁烷分别从c3+ngl和c4+ngl中分别分离出丙烷和丁烷。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。另外，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采用约45个蒸馏塔板、在脱丙烷塔中采用约50个塔板并且在脱丁烷塔中采用约55个塔板。分馏段可以从气体装置(gasplant)接收含c2+ngl的原料气(所述气体装置是对原料气进行调节和脱硫的上游装置)，并且产生作为最终产物的销售气体如c1/c2混合物，其中c1为约90％。来自气体装置的c2+ngl可以在ngl分馏装置中进一步加工以进行c2+回收。进料从进料计量或缓冲单元(surgeunit)计量(或两者)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泵回到塔的顶部。乙烷气体在节能器中温热，然后送至用户。来自脱乙烷塔再沸器的塔底产物为c3+ngl，其被送至脱丙烷塔模块。脱丙烷塔模块(或脱丙烷塔)c3+ngl从脱乙烷塔模块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。使用冷却器将气体冷凝。将丙烷冷凝物收集在回流罐中。将液态丙烷中的一些作为回流泵回至塔。其余的丙烷经过处理或作为未处理产物送至用户。然后将来自脱丙烷塔再沸器的塔底产物c4+送至脱丁烷塔模块。脱丁烷塔模块(或脱丁烷塔)c4+进入脱丁烷塔模块以进行分馏。分离出的丁烷作为塔顶气体离开塔。使用冷却器将气体冷凝。将丁烷冷凝物收集在回流罐中。将液态丁烷中的一些作为回流泵送回到塔。其余的丁烷经过处理或作为未处理产物送至用户。来自脱丁烷塔再沸器的塔底产物c5+天然气(ng)进入rvp控制段(也可以称为再蒸馏单元)，在后面部分将会对其进行更详细地讨论。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)、硫化羰(cos)和硫醇硫(rsh)。然后，将产物干燥以除去任何水。将所有输出的产物进行处理，而未经处理的产物可以去向其他行业。如后面所述的，丙烷接受adip处理、meroxtm(honeywelluop；desplaines,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处理从丙烷中萃取h2s和cos。通过与酸性丙烷接触，adip溶液吸收h2s和cos。adip溶液首先在萃取塔中与酸性丙烷接触。在萃取塔中，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，在那里丙烷与adip溶液接触以萃取更多的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。然后将丙烷送至之后描述的merox处理。吸收了h2s和cos的富adip离开萃取塔的底部并被再生为贫adip以进行再利用。再生塔具有适合酸性气体去除的温度和压力。当富adip进入再生塔时，夹带的酸性气体被汽提。当酸性气体作为塔顶产物离开再生塔时，任何游离水被除去以防止酸形成。然后将酸性气体送去燃烧。贫adip离开萃取塔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流回通过系统，以改善丙烷和adip之间的接触，这改善了h2s和cos的萃取。c3/c4merox处理段merox处理从c3/c4产物中除去硫醇硫。使用氢氧化钠(naoh)(也被称为商品名苛性钠)(以下称为“烧碱”)和merox的溶液除去硫醇。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烧碱溶液提供。对于c3和c4的merox处理是类似的。两种产物用烧碱预洗以除去任何剩余痕量的h2s、cos和co2。这防止损害在merox处理中使用的烧碱。在预洗后，产物流动至萃取塔，在那里具有merox催化剂的烧碱溶液与产物接触。烧碱/催化剂溶液将硫醇转化为硫醇盐。脱硫的产物(其是酸性气体贫乏的)作为塔顶产物离开萃取塔，并将任何剩余的烧碱分离。烧碱离开两种产物萃取塔的底部，其富含硫醇盐。该富烧碱被再生为贫烧碱以重新使用。c3/c4萃取段共用一个共同的烧碱再生段，即氧化器。在进入氧化器的底部之前，富烧碱注入merox催化剂以保持适当的催化剂浓度，将其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、烧碱和空气的混合物作为塔顶产物离开氧化器。从再生的烧碱中分离出空气、二硫化物气体和二硫化物油。将再生的烧碱泵送至c3/c4萃取塔。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烧碱。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之前，脱水通过吸附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。一个脱水器在运行，而另一个进行再生。再生由以下步骤组成：加热筛床以除去水分，然后在重新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，该分子筛床吸附水分(即结合至其表面)。干燥c3/c4产物从脱水器的顶部流动至制冷。天然汽油(ng)加工段ng加工包括rvp控制段、脱色段和脱戊烷段。rvp控制段里德蒸气压(rvp)控制段(或再蒸馏单元)是分馏塔，其接收来自脱丁烷塔塔底的c5+ng。rvp控制段收集戊烷产物。rvp控制段可以用于在戊烷产物被送至戊烷储罐之前调节在再蒸馏分馏塔塔顶处的戊烷产物的rvp。rvp是烃的气化能力的量度。rvp(有时称为挥发度)是汽油调和中的一种重要规格。rvp控制段通过去除少量的戊烷而使ng的rvp稳定。根据操作需求，可以完全或部分地绕开rvp控制段。来自脱丁烷塔塔底馏分的ng进入rvp塔，在那里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，将塔顶气体用冷却器冷凝，并将一部分冷凝物作为回流泵回到塔。将剩余的戊烷冷却并送去储存。如果rvp塔塔底产物(ng)符合颜色规格，则将其送去储存。如果不符合，则将其送去脱色。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。脱色塔进料可以是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另外的天然汽油，以维持己烷加(c6+)产物供应。如果需要脱色，则ng首先通过预闪蒸罐。大部分的较轻ng组分气化并作为塔顶馏出物离开该罐。较重的ng组分连同有色体一起留下并被进料至脱色塔，在那里分离剩余的有色体。ng作为塔顶气体离开脱色塔，并被冷凝和收集在ng产物罐中，其中一些作为回流被泵送回塔。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)或冷却并送去储存在进料产物缓冲单元中。有色体作为塔底产物离开脱色塔，并被泵送至进料和缓冲单元以被注入到原油管线中。脱戊烷段脱戊烷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或者石化装置的下游。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，则可以从炼油厂输入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。将剩余的戊烷冷却并送去储存。将塔底馏分中的轻质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+送去储存。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。表2在表2中，“负荷/生产线”表示每个流股的热负荷，其以百万btu/小时(mmbtu/h)/加工生产线计。典型的ngl分馏装置包括三至四个加工生产线。本公开内容中描述的系统可以与ngl分馏装置整合，以使分馏装置更加能量高效或更少污染性或两者兼备。特别地，可以采用能量转换系统以从ngl分馏装置回收低品位废热。低品位废热的特征在于，在低品位热蒸汽的源和沉(散热器，sink)之间的温差为65℃至232℃(150°f至450°f)。ngl分馏装置是一种有吸引力的用于与能源转换系统整合的选择，因为由该装置产生大量的低品位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温度的温度。来自ngl分馏装置的低品位废热可以用于商品如无碳发电、冷却能力产生、由海水的饮用水生产或其组合。低品位废热的特征在于在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分馏装置的低品位废热可以用于提供装置内低于环境温度的冷却，从而减少装置的电力或燃料(或两者)的消耗。来自ngl分馏装置的低品位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，低品位废热可以用于将水淡化，并为装置和附近社区生产饮用水。由于可从ngl分馏装置获得一定量的低品位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，选择ngl分馏装置进行低品位废热回收。在本公开内容中描述的能量转换系统可以作为改造整合到现有的ngl分级装置中，或者可以是新建的ngl分馏装置的一部分。对现有ngl分馏装置的改造使得能够以低资本投资获得由此处描述的能量转换系统提供的无碳发电和燃料节省优势。例如，此处描述的能量转换系统可以产生基本上35mw至40mw(例如37mw)的无碳电力、基本上100,000至150,000m3/天(例如120,000m3/天)的淡化水和基本上350mmbtu/h和400mmbtu/h(例如388mmbtu/h)的用于装置内或社区利用或两者的冷却能力中的一种或多种或全部。如后面描述的，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(organicrankinecycle,orc)系统、独特的氨-水混合物卡林那(kalina)循环系统、定制的改良高斯瓦米(goswami)循环系统、单制冷剂特定性蒸气压缩-喷射器-膨胀器三循环系统或它们中的一种或多种的组合。在以下段落中描述了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)到相对较不热的流体流股的设备。换热器可以用于加热和冷却应用，例如，冰箱、空调或此类冷却应用。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。逆流式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，第一组容纳要被加热或冷却的流体；第二组容纳负责触发热交换的流体，换句话说，通过吸收热量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内部的流体而加热第一组的流体。在设计这种类型的交换器时，必须注意确定适当的管壁厚度和管径，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。板式换热器包括结合在一起的薄板，其间具有少量空间，通常由橡胶垫圈保持。表面积大，并且每个矩形板的角的特征为具有开口，通过该开口流体可以在板之间流动，在其流动时从这些板提取热量。流体通道本身交替热液体和冷液体，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，所以将离开的流体用于加热进入的流体，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离开的流体传递到进入的流体。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相对侧。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相应的热负荷(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。该热量的量可以根据热流股和冷流股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、热流股比热和进入换热器的热流股入口温度与来自换热器的热流股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，假设这些单元没有向环境的热损失，特别地在这些单元是良好绝缘的情况下，这两个量可以认为是相等的。可以以瓦(w)、兆瓦(mw)、百万英热单位/小时(btu/h)或百万千卡/小时(kcal/h)来衡量换热器的热负荷。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流过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门。在一些实施方式中，流动控制系统可以手动操作。例如，操作员可以设置每个泵的流量，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。一旦操作员设置了在整个ngl分馏装置上分布的所有流动控制系统的流量和阀门的打开或关闭位置，流动控制系统便可以使流股在装置内或装置之间在恒流条件例如恒定体积速率或其他流动条件下流动。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，通过改变泵流量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操作流动控制系统。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执行操作(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设置在整个ngl分馏装置上分布的所有流动控制系统的流量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流过的管道。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用于减小流量的信号、用于打开阀门以释放压力的信号、用于关闭过程流股流动的信号或其他信号。在一些实施方式中，此处描述的技术可以使用废热回收网络来实施，该废热回收网络包括分布在ngl分馏装置和公用设施装置中的特定区域中的18个换热器单元，以加热高压缓冲流股。在一些实施方式中，第1缓冲流股是热油。加热的油用于使用定制的卡林那循环来产生电力。在一些实施方式中，第2缓冲流股是高压水。经加热的水用于使用med系统由盐水产生饮用水。卡林那循环与网络中的18个换热器单元中的17个连接，并使用第1缓冲流股。med系统与第18换热器单元连接，并使用第2缓冲流股。在一些实施方式中，从ngl分馏装置的流股中回收的热量可以用于单独地运行卡林那循环或单独地运行med系统。在一些实施方式中，热量可以用于运行卡林那循环和med系统二者。在一些实施方式中，第一缓冲流股和第二缓冲流股包括相同的流体，并且被储存并从相同的储罐/储存单元流出。可以实施这些技术以将第1缓冲流体的温度从115°f至125°f(例如，约120°f)的温度升高到170°f至180°f(例如，约176°f)。然后，使用第1缓冲流体流股来驱动定制的卡林那循环系统，以产生35mw至40mw(例如34.3mw)的电力。第1缓冲流体流股温度在卡林那循环系统中被降低到115°f至125°f(例如120°f)，然后使流股流回到第1缓冲流体储罐1105。可以实施这些技术以将第2缓冲流体的温度从115°f至125°f(例如，约120°f)的温度升高到130°f至140°f(例如，约136°f)的温度。然后，使用经加热的第2缓冲流体流股来驱动改良med系统，以产生约23,000m3/天的饮用水。热的第2缓冲流体流股温度在med系统中被降低到115°f至125°f(例如120°f)，并且使该流股流回到第2缓冲流体储罐1109。图1a是一种低品位废热回收系统的一个示例的示意图。该示意图包括用于储存第1类型的缓冲流体(例如，油、加压水或其他缓冲流体)的储罐1105。该示意图还包括用于储存第2类型的缓冲流体(例如，加压水、油或此类缓冲流体)的储罐1109。使来自第一缓冲流体储罐1105和第二缓冲流体储罐1109的缓冲流体流动到换热器网络1107，在一些实施方式中，该换热器网络1107可以包括之后详细描述的18个换热器(例如，换热器11a、11b、11c、11d、11e、11f、11g、11h、11i、11j、11k、11l、11m、11n、11o、11p、11q、11r)。使缓冲流体流过换热器网络1107，并通过ngl分馏装置(后面描述)中的流股将其加热。如后面所述的，使用经加热的来自储罐1105的缓冲流体在卡林那循环系统1111中产生电力，并且使用经加热的来自储罐1109的缓冲流体在改良med系统1113中产生饮用水。然后，将这些缓冲流体返回到它们各自的储罐。在一些实施方式中，废热回收系统可以被实施为仅包括卡林那循环系统1111或改良med系统1113。在一些实施方式中，可以使用单个储罐来代替储罐1105和储罐1109。图1b是一种ngl分馏装置中的脱乙烷塔段废热回收系统的示意图。第1换热器11a位于ngl分馏装置的脱乙烷塔段中。在一些实施方式中，储罐1105中的缓冲流体是温度为115°f至125°f(例如，120°f)的热油。热油流股从储罐1105流动到第1换热器11a，以冷却脱乙烷塔制冷压缩机出口流股。相应地，热油流股的温度升高到175°f至185°f(例如，182°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第1换热器11a的总热负荷为475mmbtu/h至485mmmmbtu/h(例如，约479mmbtu/h)。图1c是一种ngl分馏装置中的丙烷脱水器段废热回收系统的示意图。第2换热器11b位于ngl分馏装置的丙烷脱水器段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第2换热器11b以冷却丙烷脱水器出口流股。相应地，热油流股的温度升高到385°f至395°f(例如，390°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第2换热器11b的总热负荷为90mmbtu/h至100mmbtu/h(例如，约96mmbtu/h)。图1d是一种ngl分馏装置中的脱丙烷塔段废热回收系统的示意图。第3换热器11c位于ngl分馏装置的脱丙烷塔段中。在一些实施方式中，储罐1109中的缓冲流体是温度为115°f至125°f(例如，120°f)的加压水。加压水从储罐1109流动到第3换热器11c，以冷却脱丙烷塔塔顶出口流股。相应地，加压水流股的温度升高到130°f至140°f(例如，136°f)。使经加热的加压水流股流动到med系统1113(后面描述)的第一生产线。第3换热器11c的总热负荷为740mmbtu/h至750mmbtu/h(例如，约745mmbtu/h)。第4换热器11d位于ngl分馏装置的脱丙烷塔段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第4换热器11d，以冷却脱丙烷塔塔顶出口流股。相应地，热油流股的温度升高到130°f至140°f(例如，136°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第4换热器11d的总热负荷为200mmbtu/h至210mmbtu/h(例如，约206mmbtu/h)。图1e是一种ngl分馏装置中的丁烷脱水器段废热回收系统的示意图。第5换热器11e位于ngl分馏装置的丁烷脱水器段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第5换热器11e以冷却丁烷脱水器出口流股。相应地，热油流股的温度升高到385°f至395°f(例如，390°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第5换热器11e的总热负荷为40mmbtu/h至50mmbtu/h(例如，约47mmbtu/h)。图1f是一种ngl分馏装置中的脱丁烷塔段废热回收系统的示意图。第6换热器11f位于ngl分馏装置的脱丁烷塔段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第6换热器11f，以冷却脱丁烷塔塔顶出口流股。相应地，热油流股的温度升高到150°f至160°f(例如，152°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第6换热器11f的总热负荷为580mmbtu/h至590mmbtu/h(例如，约587mmbtu/h)。第7换热器11g位于ngl分馏装置的脱丁烷塔段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第7换热器11g，以冷却脱丁烷塔塔底出口流股。相应地，热油流股的温度升高到255°f至265°f(例如，261°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第7换热器11g的总热负荷为50mmbtu/h至60mmbtu/h(例如，约56mmbtu/h)。图1g是一种ngl分馏装置中的脱戊烷塔段废热回收系统的示意图。第8换热器11h位于ngl分馏装置的脱戊烷塔段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第8换热器11h以冷却脱戊烷塔塔顶出口流股。相应地，热油流股的温度升高到160°f至170°f(例如，165°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第8换热器11h的总热负荷为95mmbtu/h至105mmbtu/h(例如，约100mmbtu/h)。图1h是一种ngl分馏装置中的adip再生段废热回收系统的示意图。第9换热器11i位于ngl分馏装置的adip再生段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第9换热器11i，以冷却adip再生段塔顶出口流股。相应地，热油流股的温度升高到220°f至230°f(例如，227°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第9换热器11i的总热负荷为15mmbtu/h至25mmbtu/h(例如，约18mmbtu/h)。第10换热器11j位于ngl分馏装置的adip再生段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第10换热器11j，以冷却adip再生段塔底出口流股。相应地，热油流股的温度升高到165°f至175°f(例如，171°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第10换热器11j的总热负荷为215mmbtu/h至225mmbtu/h(例如，约219mmbtu/h)。图1i是一种ngl分馏装置中的天然气脱色段废热回收系统的示意图。第11换热器11k位于ngl分馏装置的天然气脱色段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第11换热器11k，以冷却天然气脱色段预闪蒸罐顶部出口流股。相应地，热油流股的温度升高到205°f至215°f(例如，211°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第11换热器11k的总热负荷为100mmbtu/h至110mmbtu/h(例如，约107mmbtu/h)。第12换热器11l位于ngl分馏装置的天然气脱色段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第12换热器11l，以冷却天然气脱色塔塔顶出口流股。相应地，热油流股的温度升高到225°f至235°f(例如，229°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第12换热器11l的总热负荷为50mmbtu/h至60mmbtu/h(例如，约53mmbtu/h)。图1j是一种ngl分馏装置中的丙烷罐蒸气回收段废热回收系统的示意图。第13换热器11m位于ngl分馏装置的丙烷罐蒸气回收段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第13换热器11m，以冷却丙烷蒸气回收压缩机出口流股。相应地，热油流股的温度升高到255°f至265°f(例如，263°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第13换热器11m的总热负荷为25mmbtu/h至35mmbtu/h(例如，约29mmbtu/h)。图1k是一种ngl分馏装置中的丙烷产物制冷段废热回收系统的示意图。第14换热器11n位于ngl分馏装置的丙烷产物制冷段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第14换热器11n以冷却丙烷制冷压缩机出口流股。相应地，热油流股的温度升高到185°f至195°f(例如，192°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第14换热器11n的总热负荷为75mmbtu/h至85mmbtu/h(例如，约81mmbtu/h)。图1l是一种ngl分馏装置中的丙烷产物过冷段废热回收系统的示意图。第15换热器11o位于ngl分馏装置的丙烷产物过冷段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第15换热器11o以冷却丙烷主压缩机出口流股。相应地，热油流股的温度升高到235°f至245°f(例如，237°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第15换热器11o的总热负荷为60mmbtu/h至70mmbtu/h(例如，约65mmbtu/h)。图1m是一种ngl分馏装置中的丁烷产物制冷段废热回收系统的示意图。第16换热器11p位于ngl分馏装置的丁烷产物制冷段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第16换热器11p以冷却丁烷制冷压缩机出口流股。相应地，热油流股的温度升高到140°f至150°f(例如，147°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第16换热器11p的总热负荷为45mmbtu/h至55mmbtu/h(例如，约49mmbtu/h)。图1n是一种ngl分馏装置中的乙烷生产段废热回收系统的示意图。第17换热器11q位于ngl分馏装置的乙烷生产段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第17换热器11q以冷却乙烷干燥器出口流股。相应地，热油流股的温度升高到405°f至415°f(例如，410°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第17换热器11q的总热负荷为15mmbtu/h至25mmbtu/h(例如，约22mmbtu/h)。图1o是一种ngl分馏装置中的天然汽油蒸气压控制段废热回收系统的示意图。第18换热器11r位于ngl分馏装置的天然汽油蒸气压控制段中。在一些实施方式中，热油从储罐1105流动到第18换热器11r以冷却rvp控制塔塔顶出口流股。相应地，热油流股的温度升高到205°f至215°f(例如，211°f)。经加热的油流股流动至收集集管以与其他热油流股汇合，从而流动至卡林那循环系统1111。第18换热器11r的总热负荷为30mmbtu/h至40mmbtu/h(例如，约36mmbtu/h)。图1p是一种卡林那循环1111的示意图。在一些实施方式中，卡林那循环1111可以实施为使用在包括四个换热器(例如，换热器1112a、1112b、1112c和1112d)的换热器网络中处于限定压力的氨和水流股的特定混合物(例如，比率为70％对30％的氨与水流股的混合物)来产生30mw至40mw(例如，33.3mw)的电力。将氨-水混合物分成在约18巴下的两个分支。利用来自从换热器网络1107流动至卡林那循环1111的缓冲流体的约2200mmbtu/h至2300mmbtu/h(例如，2250mmbtu/h)的废热以及来自卡林那循环分离器底部流股的约200mmbtu/h至250mmbtu/h(例如，约228mmbtu/h)的热能将这两个分支加热并且部分气化。该4卡林那循环换热器网络配置是并联配置，其中在用于氨-水流股路径的每一个分支中有两个串联的换热器。第一卡林那换热器1112a的热负荷为约980mmbtu/h至990mmbtu/h(例如，987mmbtu/h)。第二卡林那换热器1112b的热负荷为约1045mmbtu/h至1055mmbtu/h(例如，1050mmbtu/h)。第三卡林那换热器1112c的热负荷为约210mmbtu/h至220mmbtu/h(例如，214mmbtu/h)。第四卡林那换热器1112d的热负荷为约220mmbtu/h至230mmbtu/h(例如，228mmbtu/h)。将氨-水液体流股在四个卡林那换热器中部分气化并分离为增加氨的浓缩蒸气流股。使该增加氨的浓缩蒸气流股流动到在高压下的涡轮机，在那里其膨胀至约5巴至10巴(例如，约7.6)的较低压力，从而产生约30mw至40mw(例如，33.3mw)的电力。使用水冷却器将温度为约90°f至100°f(例如，约95°f)的流股冷凝。在液压泵中使用来自分离器的增加水浓度的液体流股以产生至多约5mw(例如，约1.0mw)的电力。然后将两个氨-水蒸气流股合并到一起成为一个流股，将该流股在热负荷为约2100mmbtu/h至2200mmbtu/h(例如，约2147mmbtu/h)的水冷却器中使用温度为约70°f至80°f(例如，约77°f)的水流股冷凝以继续循环，如图1p中所示。在一些实施方式中，使用温度为约190°f至200°f(例如，约193°f)的热油缓冲流股将氨-水液体进料(压力为约10巴至20巴(例如，约18巴)并且温度为约80°f至90°f(例如，约87°f))预热并部分气化。然后，使热油温度流回到储罐1105，以继续如之前所述的在ngl分馏装置中的废热回收循环。图1q示出了一种包括三个生产线的第一med阶段1113。第一生产线1120a可以包括串联连接的4个效果器(effect)。第二生产线1120b可以包括串联连接的3个效果器。第三生产线1120c可以包括串联连接的两个效果器。在该实施方式中的生产线数量和效果器数量是示例。med系统1113可以实施为包括一个或多个阶段，其中每个阶段具有更少或更多的生产线，每个生产线具有更少或更多的效果器。图1q中所示的布置代表效果器之间的热负荷和合理温度下降之间的最佳匹配，这使得由可用废热最佳地生产水。在所有生产线中，med系统给水被分配到第一效果器的换热器上。在第三换热器11c(图1d)中加热的高压第二缓冲流体将其能量释放到所分配的给水以蒸发该给水中的一部分。然后，所产生的蒸气在第二效果器的换热器中冷凝，从而在该效果器中蒸发更多的水。然后清除来自第一效果器的卤水。在第二效果器处，蒸发的给水继续为第三效果器供能，其中将所得卤水从该效果器的底部排出。此过程继续到在每个阶段的每个生产线内的最后一个效果器，其中相应产生的蒸气进入冷凝器段以通过充当冷却剂的进入咸水被冷凝。然后将预热咸水中的一部分作为给水送到各个效果器。咸水温度可以为25℃至35℃(例如，约28℃)，并且给水温度可以为30℃至40℃(例如，约35℃)。从一个效果器到下一个效果器的温度下降可以为3℃至7℃(例如5℃)。在一些实施方式中，在med系统中包括蒸汽增压单元，以更好地利用废热流股来增加淡水产量。蒸汽增压单元包括由med系统的输出废热源供能的蒸发器。将由蒸汽增压单元产生的蒸气引入到med系统的合适效果器中。在med系统中包括蒸汽增压单元可以将生产率提高到整个蒸汽增压单元上的温度下降所允许的程度。在一些实施方式中，在med系统中可以包括一个或多个闪蒸室，以提高med系统的效率，由废热提取更多的能量，以及以利用提取的能量来产生流股，从而增加淡水产量。在这样的实施方式中，来自med系统的出口源继续通过液-液换热器来加热给水，该液-液换热器被来自最后一个闪蒸室的出口卤水流股稍微加热。经加热的给水通过一系列的闪蒸室。然后，将由闪蒸的每个阶段产生的蒸气注入到med系统的效果器中，以进一步增压。通过确定废热负荷温度特征与每个生产线中使用的效果器数量之间的最佳匹配，对可以使用med系统产生的水的量进行优化。因此，已经描述了所述主题的具体实施方式。其他实施方式在所附权利要求的范围内。当前第1页12当前第1页12