采用高能效酸性氣體去除設備相關的工藝方案以及相關方法的基于氣化的高能效多聯產裝置與流程

本發明總體上涉及節能和溫室氣體減少，并且涉及基于氣化的多聯產裝置，該多聯產裝置采用先進的能量一體化工藝方案和方法，該方案和方法通過先進的能量集成從而減少了基于氣化的多聯產裝置中的能量利用需求和溫室氣體排放。

背景技術：

對于以下產業來說，用于多產品生產設施的碳基原料氣化設備和設施已經成為有競爭力的選擇，這些產業為：合成氣；熱電聯供設備和公共設施；氫氣生產；硫生產；以及用于發電、煉油、氣-液轉化以及化學和石油化學工業應用的冷卻水生產。

氣化是將碳質材料轉化為一氧化碳、氫氣和二氧化碳的工藝。這通過使材料在高溫(>700℃)且沒有燃燒的情況下與受控量的氧氣和/或蒸汽反應來實現。所得的氣體混合物被稱為合成氣(合成的氣體)或發生爐煤氣，并且其本身是燃料。如果氣化的化合物由生物質獲得，則由氣化以及所得氣體的燃燒獲得的能量被認為是可再生能量的來源。

氣化的優點在于，使用合成氣可能比原始燃料的直接燃燒更有效，這是因為其可以在更高溫度下燃燒或者甚至在燃料電池中燃燒。合成氣可以直接在燃氣發動機中燃燒，其可用于生產甲醇和氫氣，或轉化為合成燃料。氣化還可以由原本會被丟棄材料(如可生物降解的廢料)開始。此外，高溫工藝可以精煉出諸如氯化物和鉀之類的腐蝕性灰分成分，從而能夠由原本會被視為有問題(臟的)的燃料生產出清潔氣體。目前在工業規模上使用化石燃料的氣化來發電。

發電者、煉油廠運營者、以及甲醇和氨制造商正在尋找更清潔、可靠且成熟的技術，從而使用煤、粗減壓渣油、生物質和其他碳基燃料來發電。氣化也是一種將低價值燃料和殘余物轉化為合成氣的有效手段。合成氣被用于產生電力、蒸汽、氫氣、硫和諸如甲醇和氨之類的基礎化學品。氣化還可以幫助解決工業綜合體中的可靠發電的挑戰。

傳統上，煤已經為大部分工業界供電一百多年，并且仍然是豐富、低成本的資源。然而，人們越來越關注碳排放及其對環境的影響。因此，環境法規要求：以更清潔、更有效的方式使用煤，從而解決世界對能量的不斷增長的需求。

整體煤氣化聯合循環或IGCC。整體IGCC是這樣的工藝：能夠將煤和其他碳基材料轉化為更清潔的燃料，該燃料用于更有效的發電以及化工和煉油設施的原材料。例如，氣化可將煤轉化為合成氣。合成氣也是碳捕捉物(carbon capture ready)，這意味著能夠捕捉高達90％的由煤產生的CO₂。為了進一步提高效率和產量，IGCC要求采用任何剩余的熱或蒸汽來為第二渦輪機提供動力。氣化還可以將重質煉油廠殘渣和石油焦變成干凈的合成氣(合成天然氣)，通過由殘渣轉化為能量和有價值的商品(如氧氣、氮氣和氫氣等)，從而從中創造更多的經濟價值。在某些天然氣價格較高的地區，它可以提供天然氣的替代來源。合成氣輸出具有足夠的能量值來為各種用戶提供動力，并且具有足夠的能量值來運行甲醇設備。

使用氣化方法來產生能量的工藝已經使用了180多年。在那段時間里，使用煤和泥炭為這些設備提供動力。最初，氣化方法在19世紀被開發用來產生用于照明和烹飪的家用煤氣，隨后家用煤氣被電和天然氣替代。雖然它也已經用于鼓風爐，但是自從20世紀20年代才在合成化學品的生產中起到了更大的作用。到1945年，存在了由氣化驅動的卡車、公共汽車和農業機械。

在氣化器中，碳質材料經歷幾個不同的過程。在約100℃下發生脫水或干燥過程。通常，所得蒸汽混合到氣流中，并且如果溫度足夠高，則可參與隨后的化學反應，特別是水煤氣反應。在約200-300℃下發生裂解(或脫揮發)過程。釋放揮發物并產生炭，導致煤的重量損失高達70％。該過程取決于碳質材料的性質，并且決定了炭的結構和組成，該炭隨后進行氣化反應。隨著(例如)揮發性產物和一些炭與氧氣反應從而主要形成二氧化碳和少量一氧化碳，發生了燃燒過程，其為隨后的氣化反應提供熱量。基本反應為：

C+O₂→CO₂。

通過以下反應，隨著焦炭與碳和蒸汽反應從而生產一氧化碳和氫氣，發生氣化過程：

C+H₂O→H₂+CO。

在氣化器中的溫度下，可逆的氣相水煤氣變換反應非常快速地達到平衡。這平衡了一氧化碳、蒸汽、二氧化碳和氫氣的濃度：

將有限量的氧氣或空氣引入至反應器中，從而使得一些有機材料被“燃燒”以產生一氧化碳和能量，該一氧化碳和能量進一步驅動了將其他有機材料轉化為氫氣和額外的二氧化碳的第二反應。當所形成的一氧化碳和來自有機材料的殘余的水反應形成甲烷和過量的二氧化碳時，發生進一步的反應。在反應器中，更大量地發生第三反應，這增加了反應氣體和有機材料的停留時間以及反應的熱和壓力。在更復雜的反應器中，使用催化劑來提高反應速率，使得體系在固定的停留時間移動至更接近反應平衡的狀態。

幾種類型的氣化器目前可用于商業用途。它們包括：逆流固定床氣化器、順流固定床氣化器、流化床氣化器、夾帶流(entrained flow)氣化器、等離子體氣化器和自由基氣化器。

在逆流固定床(“上抽式”)氣化器中，碳質燃料(例如，煤和生物質)的固定床通過“氣化劑”(例如蒸汽、氧氣和/或空氣)以逆流的構造流動。灰分或在干燥條件下除去或作為爐渣。氣化器通常需要燃料具有高機械強度并且優選不結塊，使得其將形成可滲透床，盡管近年來的發展已經在一定程度上減少了這些限制。這種類型的氣化器的產量相對較低。因為氣體出口中的溫度相對較低，所以熱效率較高。然而，在典型的操作溫度下，焦油和甲烷的生產量是顯著的，因此在使用前必須全面地清潔產物氣。焦油可以再循環到反應器中。

在精細的未凝結的生物質的氣化中，需要借助于風扇將空氣吹入反應器中。這產生非常高的氣化溫度(高達1000℃)。在氣化區域的上方，形成細且熱的焦炭的床，并且當氣體被迫通過該床時，大多數復雜的烴被分解成氫氣和一氧化碳的簡單成分。

在順流固定床(“下抽式”)氣化器中，氣化劑氣體與燃料以順流的構造流動，即向下流動，因此稱為“下抽式氣化器”。通過燃燒少量的燃料或從外部熱源來將熱量添加到床的上部。產生的氣體在高溫下離開氣化器，并且將大部分熱量轉移到在床的頂部附加的氣化劑中，獲得了逆流型水平的能量效率。由于在這種構造中所有焦油必須通過炭的熱床，然而焦油水平比逆流型中低得多。

在流化床反應器中，燃料在氧氣和蒸汽或空氣中流化。灰分被干燥去除或作為去流化的重質燒結塊。在干灰氣化器中，溫度相對較低，因此燃料必須是高度反應性的；低等級煤是特別合適的。融聚氣化器具有略高的溫度，并且適用于較高等級的煤。燃料生產量高于固定床，但不如夾帶流氣化器高。由于碳質材料的洗提，轉化效率可能相當低。固體的回收或隨后的燃燒可用于增加轉化率。對于形成會損壞成渣氣化器的壁的高度腐蝕性灰分的燃料，流化床氣化器是最有用的。通常含有高水平的腐蝕性灰分的生物質燃料是這種類型的氣化器的候選物。

在夾帶流氣化器中，利用氧氣(更少使用的是空氣)將干粉狀固體、霧化的液體燃料或燃料漿料以同向流動的方式氣化。氣化反應在非常細的顆粒的密云(dense cloud)中發生。大多數類型的煤適合于這種類型的氣化器，這是因為操作溫度高并且因為煤顆粒通常彼此很好地分離。這種類型的氣化器的高溫和高壓允許更高的生產量。然而，因為在根據現有技術清潔氣體之前，氣體必須冷卻，所以熱效率稍低。高溫還導致產物氣中不存在焦油和甲烷。然而，氧氣需求高于其他類型的氣化器。由于操作溫度遠高于灰分熔化溫度，所以所有夾帶流氣化器將大部分作為爐渣的灰分除去。

另外，會產生較少部分的灰分作為非常細的干飛灰或“黑色”的飛灰漿料。一些燃料(特別是特定類型的生物質)能夠形成對陶瓷內壁具有腐蝕性的爐渣，該陶瓷內壁保護氣化器外壁。然而，一些夾帶流型氣化器不具有陶瓷內壁，而是具有用部分固化的爐渣覆蓋的內部水或蒸汽冷卻壁。這些類型的氣化器不會出現與腐蝕性爐渣相關的問題。

一些燃料所具有的灰分具有非常高的灰分熔化溫度。在這些類型的燃料中，氣化前將石灰石添加物與燃料混合。此外，相對少量的石灰石通常會降低熔化溫度。在該氣化器中，燃料顆粒必須比其他類型的氣化器中的燃料顆粒小得多。因此，燃料必須被粉碎，這需要比其他類型的氣化器稍微多一些的能量。與夾帶流氣化有關的最大的能量消耗不是燃料的研磨，而是用于氣化的氧氣的生產。

在等離子體氣化器中，將高壓電流輸送到焊炬，從而產生高溫電弧。無機殘余物作為玻璃狀物質而被回收。

在各種類型的氣化器中使用大量不同的原料類型，每種原料類型具有以下不同的特性，包括尺寸、形狀、體積密度、水分含量、能量含量、化學組成、+灰分熔化特性、以及所有這些性質的均勻性。煤和石油焦炭通常用作全世界許多大型氣化設備的原料。另外，可以將各種生物質和廢物衍生原料氣化，包括木材顆粒和木屑、廢木材、塑料、鋁、城市固體廢物、垃圾衍生燃料、農業和工業廢物、污水污泥、柳枝稷、丟棄的玉米種子、玉米秸稈、以及其他作物殘余物。

與焚燒相比，廢物材料的氣化具有幾個優點。可以對合成氣而不是對燃燒后體積大得多的煙道氣進行必要且廣泛的煙道氣清潔。可以在發動機和燃氣輪機中產生電力，其比在焚燒中使用的蒸汽循環更便宜并且更有效。甚至可使用燃料電池，但是這些對于氣體的純度具有相當嚴格的要求。合成氣的化學處理可產生其他合成燃料而不是電力。一些氣化工藝在非常高的溫度下處理含重金屬的灰分，使得其以玻璃狀且化學穩定的形式被釋放。

廢物氣化技術的主要挑戰是達到可接受(正)的總電效率。通過在廢物預處理中、經常用作氣化劑的純氧的大量消耗中、以及在氣體清潔中的大量的電力消耗，將合成氣轉化為電力的高效率被抵消。在實施該工藝時的另一個挑戰是如何獲得長的維護間隔期，使得不需要每幾個月就關閉該設備以清潔反應器。

合成氣不僅可用于產熱以及產生機械動力和電力，而且還可作為許多化學品生產的原材料。與其他氣體燃料一樣，與固體燃料相比，合成氣的使用提供了對于功率等級的更大控制，導致更高效且更清潔的操作。合成氣還可用于進一步加工成液體燃料或化學品。

氣化器也為熱應用提供了靈活的選擇，這是因為它們可以改裝到諸如烤爐、熔爐、鍋爐等現有的氣體燃料裝置中，在這些裝置中合成氣可取代化石燃料。值得注意的是，通常認為合成氣的熱值為大約4-10MJ/m³。工業規模的氣化目前主要用于由諸如煤之類的化石燃料產生電，在該氣化中合成氣在燃氣輪機中燃燒。在工業上，氣化也用于電力、氨和液體燃料(例如，油)的生產中，如前所述，這些生產使用整體煤氣化聯合循環(IGCC)。IGCC被視為比常規技術更有效的CO₂捕獲方法。IGCC示范設備自20世紀70年代初開始運行，并且在20世紀90年代建造的一些設備現在準備進入商業服務。

在木材資源可持續使用的歐洲，已經安裝了250-1000kWe且新的零碳排放生物質氣化設備，其由木材產生無焦油的合成氣，并且在與具有熱回收的發電機連接的往復式發動機中燃燒。這種類型的設備通常被稱為木材生物質CHP單元，并且通常用于小型商業和建筑應用中。

柴油發動機可使用諸如合成氣之類的發生爐煤氣在雙燃料模式下運行。可實現在高負載下替代超過80％的柴油，以及在正常負載變化下替代70％-80％的柴油。火花點火發動機可在100％的氣化氣體中運行。來自發動機的機械能可用于(例如)驅動用于灌溉的水泵或者用于與發電用交流發電機耦合。

雖然小型氣化器已經存在超過100年，但是獲得即用型機器的來源很少。

原則上，幾乎可由包括生物質和塑料廢物在內的任何有機材料進行氣化，從而生產可燃燒的合成氣。或者，如果合成氣足夠干凈，則其可用于燃氣發動機、燃氣輪機或甚至燃料電池中的發電，或者有效地轉化為二甲醚、甲烷、或類似柴油的合成燃料。在許多氣化工藝中，金屬和礦物質等輸入材料的大多數無機組分保留在灰分中。在爐渣氣化等一些氣化方法中，這種灰分具有低浸出性的玻璃狀固體的形式，但是在爐渣氣化中的凈電力生產較低或者是負的，并且成本可能更高。

不管最終的燃料形式如何，氣化本身和隨后的處理既不直接排放也不捕獲諸如二氧化碳等的溫室氣體。在氣化和合成氣轉化過程中的電力消耗可能是大量的，并且可間接地導致CO₂排放；并且在成渣和等離子體氣化中，電力消耗甚至可能超過來自所生產的合成氣的電力產量。

值得注意的是，合成氣或衍生燃料燃燒排放的二氧化碳的量與初始燃料直接燃燒所排放的二氧化碳的量完全相同。然而，生物質氣化和燃燒可在可再生能量經濟中發揮重要作用，這是因為生物質的生產從大氣中除去的CO₂的量與由氣化和燃燒而排放的CO₂的量相同。盡管沼氣和生物柴油等其他生物燃料技術也是碳平衡的，但是原則上氣化可利用遠遠更多種的輸入材料，并且可用于生產遠遠更多種輸出燃料。

參見圖1，碳基原料氣化多聯產設施50通常包括核心設備，其包括以下所述的氣化設備51、酸性氣體去除設備52、氫氣回收設備53、酸性水汽提設備54、凝結液凈化設備55、硫回收設備56和空氣分離設備57，以及發電設備58。

氣化設備(GP)：在一個典型的例子中，在用于動力、蒸汽、氫氣和冷卻水生產的碳基原料氣化多聯產設施50中，氣化設備51可每小時將約500噸的減壓渣油(VR)或高硫燃料油(HSFO)進料轉化為一氧化碳(CO)、氫氣(H₂)和二氧化碳(CO₂)。統稱為“合成氣”的這些氣態產物隨后在發電設備塊中用作燃料，并且用作氫氣回收設備53的氫氣回收單元(HRU)的原料。氣化過程是非催化且自熱的過程，其中原料被氧氣和蒸汽部分氧化以產生合成氣。

參見3，來自氣化反應器61的約1300℃的合成氣在合成氣流出物冷卻器(syngas effluent cooler)63(SEC)中冷卻。在該SEC 63中，通過節能熱交換單元BE1將鍋爐進料水(boiler feed water)(BFW)加熱從而產生高壓(HP)蒸汽。當合成氣離開SEC 63之后，其在節能器(economizer)BE1中相對于BFW進一步冷卻。離開節能器BE1時，合成氣仍然包含碳和灰分顆粒，因此將其傳送到煙氣去除單元(Soot Ash Removal Unit)65(SARU)。為了在SARU 65中除去所有合成氣固體含量，使合成氣在兩階段水洗中進行接觸。第一階段67稱為煙氣驟冷塔(soot quench)，第二階段68為煙氣洗滌塔(soot scrubber)。經處理的合成氣離開煙氣洗滌塔68并輸送至酸性氣體去除設備52。SARU 65還包括煙氣分離器69和煙氣過濾器70。

在氣化設備51內，通過從離開SEC 63的熱合成氣中回收熱量，從而產生高壓蒸汽。使用冷卻器C1、C2將氣化設備中的其他熱流空氣冷卻至其目標溫度。通過在使用效能熱交換器單元(utility heat exchanger unit)H1的設備中產生的高壓蒸汽流將氣化所需的氧氣預熱。

酸性氣體去除設備：酸性氣體去除(AGRP)設備52是任何碳基原料氣化多產品生產設施(例如動力、蒸汽、氫氣、硫和冷卻水的生產)的主要部分，并且其處理由上游的氣化單元或設備51所產生的合成氣。

參見圖5，AGRP 52通常包括幾個相同的系列(trains)，其包括具有備用的反應段81和分離段82，從而保證期望的碳基原料氣化設施的可用性水平。注意，圖中僅示出一個系列。每個系列均具有位于反應段81中并且通常包括雜質水解(催化)反應器85的HCN/COS(HCN和/或COS)水解單元83、以及位于分離段82中并且通常包括(例如)雜質吸收塔92、溶劑再生塔93和富集收縮器(enrichment contractor)94的Sulfinol-M單元91。HCN/COS水解單元83除去諸如氫氰化物(HCN)和硫化羰(COS)等雜質。這些雜質在氣化設備51中形成，并且可引起下游的Sulfinol-M單元91中的胺降解。Sulfinol-M單元91為再生胺工藝，從而從氣流中除去H₂S、CO₂、COS、硫醇以及有機硫化物/二硫化物。這些有害雜質或者在氣化設備51中的合成氣流中，或者形成于HCN/COS水解單元83中。合成氣在酸性氣體去除設備52中被處理后，其被傳送到氫氣回收設備53用于高純氫氣的生產，或者其被傳送到發電設備58用于蒸汽生產和發電。

在酸性氣體去除設備52中，來自氣化設備51的合成氣進料101通過反應器進料流出物熱交換器(reactor feed-effluent heat exchanger)BE3中的反應器流出物(reactor effluent)102進行預熱，并且反應器流出物102通過凝結液反應器流出物熱交換器(condensate-reactor effluent heat exchanger)BE4中的經過冷凈化的凝結液流(cold polished condensate stream)103進行進一步的冷卻，該BE4由HCN/COS水解主催化反應器85的102處的塔底流流出物(bottom stream effluent)回收熱。在進入雜質吸收塔92之前，通過反應器流出物-凝結液熱交換器BE4和冷卻器/急冷器C8，HCN/COS合成氣分離(KO)罐95收集由于雜質水解反應器85的流出物塔底流102的溫度下降而凝結的酸性水。

在富溶劑-貧溶劑塔底流熱交換器BE5中，熱回收也利用在來自Sulfinol-M再生塔單元93的貧溶劑塔底流105和主吸收塔段92的富溶劑塔底流106之間。通過熱效能(hot utility)熱交換器單元H3、H4、H5，諸如高壓蒸汽和低壓蒸汽等的熱效能被用于進一步加熱生產用蒸汽至它們的目標溫度。通過冷效能交換器C8、C9、C10、C11、C12，諸如空氣、冷卻水以及冷凍水等的冷效能被用于冷卻工藝水蒸汽至其期望的目標溫度。

然而，本發明人認識到，雖然在氣體加工工業中在獨立的基礎上除去酸性氣體的技術是成熟的，但是在公共領域中，其與氣化、發電、以及凝結處理設備的能量集成并未最佳地得以解決。

氫氣回收設備：在用于生產動力、蒸汽、氫氣和冷凍水的碳基原料氣化多產品生產設施50中，氫氣回收設備(HRP)53對離開酸性氣體去除設備52的處理過的合成氣進行提質。設備53通常包括膜預處理段111、氣體分離膜單元112、壓縮機113、以及變壓吸附(PSA)單元114。

參見圖7，進入HRP 53的合成氣首先在膜預處理單元111中進行處理。在該膜預處理單元111中，經處理的合成氣進料中的所有液體在其進料過濾器聚結器(未示出)中被去除。然后將進料在(例如)蒸汽加熱器H2中加熱至氣體分離膜單元112的操作溫度。氣體分離膜單元112將可獲得的進料氣體分離成兩個氣流。一個氣流可在高壓下獲得，另一個氣流可在低壓下獲得。離開氣體分離膜單元112的高壓氣流被稱為未透過物(non-permeate)，并且其在這樣的壓力下可獲得，該壓力等于進料中的壓力減去管道和膜組件中的摩擦損失。該未透過物直接供給發電設備58。離開氣體分離膜單元112的低壓氣流被稱為“透過物”。已選擇透過物設計壓力，使得進入膜112的進料氣體存在最佳分離(即，氫氣富集)。

在膜112的下游，該透過物首先被冷卻，并且使其在透過物分離罐(未示出)中不含液體。然后，透過物流向透過物壓縮機113，從而將該富氫氣流加壓至這樣的水平，使得在向最終用戶(例如精煉廠)提供氫氣之前足以使該富氫氣流通過PSA單元114。

在透過物壓縮機113的下游，氣體首先在水冷卻器C3中冷卻，然后在急冷水冷卻器(未示出)中冷卻。然后使離開透過物壓縮機并經過冷卻器(未示出)的氣流在PSA進料分離罐(未示出)中不含液體。離開PSA進料分離罐的氣體然后進入PSA單元114。該PSA單元114將透過物氣體分離成高純度氫氣流和PSA尾氣流。PSA尾氣用作發電設備58中的發電用燃料。高純度氫氣流是該氫氣回收設備53的最終產物，并且其可在最終用戶(例如煉油廠)所需的壓力下獲得。

關于HRP 53中的能量需求，存在通過使用冷效能和熱效能從而由冷卻單元C3而冷卻的熱流以及通過蒸汽加熱器H2而加熱的冷流。因此需要加熱負荷(hot duties)和冷卻負荷(cooling duties)。在使經處理的合成氣不含液體之后，利用低壓蒸汽加熱來自AGRP的經處理的合成氣。常規設計中的透過物工藝蒸汽使用冷卻水來加以冷卻。首先使用冷卻水將離開透過物壓縮機113的氣流冷卻，然后使用急冷水進行急冷。

酸性水汽提設備(SWSP)：SWSP 54是任何碳基原料氣化的多產品生產設施50的不可缺少的部分。參見圖9，SWSP 54接收酸性水流，該酸性水流包括：氣化設備51的煙氣過濾器的煙氣水過濾的過量的濾出水；以及來自酸性氣體去除設備52、硫回收設備56和火炬單元(未示出)的凝結水和酸性水。這些液流被收集在酸性水/廢水汽提單元的廢水收集罐(未示出)中，該酸性水/廢水汽提單元包括酸性水汽提塔117。SWSP 54還接收在煙氣水閃蒸器中汽提并由此排放的酸性氣體。

在酸性水汽提塔117中，來自SWSP罐的酸性水用新鮮蒸汽逆流汽提。上升的蒸汽流從下降的酸性水流中剝離酸性組分，其主要是二氧化碳(CO₂)、硫化氫(H₂S)和氨(NH₃)。在汽提塔117底部的中間點處也添加苛性堿溶液(NaOH)從而增強氨汽提。塔頂(overhead column)的溫度應保持為遠高于80℃，以避免由于NH₄HS和NH₄HCO₃鹽/固體的形成而造成的塔的上段的堵塞。凝結的酸性氣流離開頂部，并且汽提的廢水流在底部離開。

來自汽提塔117和來自煙氣水閃蒸器(未示出)的塔頂蒸氣在汽提塔廢氣空氣冷卻器(未示出)中部分凝結，然后被引導至汽提塔回流儲液器(未示出)。汽提塔廢氣空氣冷卻器的塔頂凝結器(未示出)將出口溫度保持為最低100℃，包括在環境溫度較低的季節。該溫度是在汽提塔廢氣空氣冷卻器中形成鹽和腐蝕的最佳條件。在汽提塔回流儲液器中，液體和未凝結蒸汽被分離。汽提塔回流泵(未示出)將液體輸送/泵送回塔頂部的精餾段。通過冷卻效能交換器C4的冷卻的所產生的酸性氣流(其具有低的水含量)被輸送到硫回收設備56，并在升溫條件(upset conditions)下被輸送到酸性火炬(sour flare)。

離開汽提塔117底部的廢水流通過廢水空氣冷卻器C5和廢水冷卻器C6進行冷卻，然后被輸送到效能設施界區(OSBL)以供在生物處理設備中進一步處理。廢水仍然包含溶解的灰分組分，這使得來自汽提塔117底部的流出水不適于作為補給/鍋爐水而再處理。由于生物處理的原因，考慮到空氣冷卻和閉環冷卻水(約45℃)的冷卻能力，廢水被冷卻到最低可達到的溫度。

凝結液凈化設備：碳基原料氣化多產品生產設施50包括凝結液收集和凈化設備55，其收集和凈化來自整個設施50的凝結液。參見圖11，凝結液凈化設備55將凈化的凝結液儲存在凝結液存儲罐121中，并將凈化的凝結液送到發電設備58，以產生用于蒸汽和發電的鍋爐進料水(BFW)。因此，凝結液凈化系統與碳基原料氣化多產品生產設施50中的所有全場工藝設備(site-wide process plants)相連接。

參見圖11，大氣凝結液閃蒸罐122收集碳基原料氣化多產品生產設施的凝結液，并使用空氣冷卻器(未示出)作為調溫蒸汽凝結器。進而，利用熱交換器BE2中的軟化水對由碳基原料氣化多產品生產設施50的各種單元收集的低壓(LP)凝結液進行冷卻。其由調溫冷卻器C7進一步冷卻。來自大氣凝結液閃蒸罐122的凝結液與收集自碳基原料氣化多產品生產設施50的各個其他單元的LP凝結液相混合。然后在凝結液凈化單元123中凈化該凝結液。對于在碳基原料氣化多產品生產設施中凈化的凝結液，通過中和胺進行處理從而調節pH值，然后儲存在凝結液存儲罐121中。此后，將這種凝結液泵送到發電設備，以制造鍋爐/節能器BE1/熱回收蒸汽發生器的進料水。

硫回收設備：再次參見圖1，如本領域普通技術人員所理解的，碳基原料氣化多產品生產設施50中的硫回收設備56(未詳細示出其組件)通過加工離開酸性氣體去除設備52的酸性氣流以及克勞斯(Claus)廢氣處理工藝而生產硫。將這些酸性氣流合并，并且輸送到胺酸氣體分離罐從而分離出夾帶的水。為了提高用于氨分解的主燃燒器溫度，將來自分離罐的酸性氣體分為供給主燃燒器的主流以及流到主燃燒室的次流。在進入主燃燒器之前，主要的胺酸性氣流流過胺氣預熱器，在胺氣預熱器中，通過HP蒸汽將胺酸形氣流加熱到240℃。來自酸性水汽提塔(SWS)117的廢氣流向SWS 117氣體分離罐，在該SWS 117氣體分離罐中，除去了全部的酸性水液體。然后其流向SWS117氣體預熱器，在該SWS117氣體預熱器中，氣體也通過HP蒸汽被加熱到約240℃。

然后將胺酸性氣體和SWS 117廢氣合并，從而成為克勞斯主燃燒器的進料氣體。向主燃燒器供應純氧以保持主燃燒室中的溫度足夠高。供應給燃燒器的氧氣完全足以實現原料氣中存在的所有烴和氨的徹底氧化。所述酸性氣體的次流被引入燃燒室的后端，從而在進入克勞斯廢熱鍋爐之前與來自前端的熱氣體混合并反應。

工藝氣體被鍋爐進料水冷卻，從而產生飽和HP蒸汽。部分蒸汽用于加熱再熱器中的工藝氣體，并且剩余部分在被供給到HP蒸汽網(grid)之前在焚燒爐段中的蒸汽過熱器中過熱。將工藝氣體引入第一硫凝結器中，在第一硫凝結器中其進一步冷卻，并且在產生LP蒸汽的同時，硫蒸氣冷凝。液態硫通過第一液硫封(sulfur lock)而被排出到硫收集容器中。通過凝結器設計和在凝結器中產生的LP蒸汽的壓力來確定工藝氣體出口溫度。

通過在包含高反應性催化劑的兩個隨后的轉化器中利用催化工藝，從而實現向硫的進一步轉化。在進入第一克勞斯轉化器之前，將工藝蒸汽在第一克勞斯再熱器中加熱到對于催化轉化的最佳溫度。第一轉化器的流出氣體被傳送到第二硫凝結器，在第二硫凝結器中，硫被冷凝并且通過第二液硫封而被排出到收集容器中。在第一階段之后，已經回收了約85％-90％的進料氣體中存在的硫。為了提高回收率，引入了第二轉化器階段，其由第二克勞斯再熱器、第二克勞斯轉化器以及第三硫凝結器組成。冷凝的硫通過第三液硫封而排出。在第二轉化器階段后，已經回收了約95％的硫。克勞斯尾氣通過聚結器而被輸送到“克勞斯廢氣處理”工藝段。

通過第四液硫封而排出任何產生的硫。通過冷卻氣體和冷凝硫而釋放的熱量導致產生LP蒸汽。在克勞斯段中產生的硫被輸送到硫脫氣段，該硫脫氣段降低了硫脫氣容器的汽提段中的硫化氫(H₂S)含量。提供硫收集容器從而獲得從硫凝結器排出的重力(gravity)。在進入收集容器之前，來自液硫封的硫在硫冷卻器中冷卻。在進入包含還原催化劑的轉化器之前，克勞斯尾氣在再加熱器中被再加熱至約210℃。在轉化器中，所有硫組分通過工藝氣體中的還原組分從而被催化轉化為H₂S。轉化器中的反應是放熱的，因此氣體溫度升高。

離開轉化器的工藝氣體在驟冷塔中通過用逆流水的直接接觸冷卻而冷卻至約43℃。工藝氣體中的水蒸汽被部分冷凝并與循環的冷卻水混合。過量的水(冷凝的水)被送至酸性水收集罐。來自驟冷塔的塔頂氣體被輸送到吸收塔92。在驟冷水空氣冷卻器以及隨后的驟冷水調溫冷卻器中，循環水由約74℃冷卻到42℃，并被送到驟冷塔的頂部。在吸收塔92中，工藝氣體與供應到塔頂部的40重量％的貧MDEA溶液逆流接觸。氣體中幾乎所有的H₂S都被除去，并且僅僅約10％-20％的存在于工藝氣體中的二氧化碳(CO₂)在溶劑中被共吸收。

離開吸收塔92的經處理的氣體(所謂的廢氣)被送到焚燒爐段。離開吸收塔92底部的富溶劑在貧/富交換器中被加熱并被送到再生塔93。在貧/富熱交換器中，通過來自再生塔93底部的熱的貧溶劑加熱冷的富溶劑。在再生塔93中，從溶劑中汽提H₂S和CO₂。所需的熱量通過再沸器來輸送，其中使用LP蒸汽使貧溶劑再沸騰。釋放的H₂S、CO₂和殘余蒸汽通過塔頂凝結器而由再生塔93頂部輸送到再生塔93回流罐。在該回流罐中，從酸性氣體中分離出冷凝水，并且氣體再循環到克勞斯段的前部。來自再生塔93底部的貧溶劑進入貧/富交換器。在貧溶劑調溫冷卻器中，利用冷卻水將貧溶劑進一步冷卻到約45℃，此后使一部分溶劑通過貧溶劑過濾器。為了獲得30℃的所需貧溶劑溫度，在貧溶劑急冷冷卻器中，用急冷水將貧溶劑進一步冷卻。然后將冷卻的貧溶劑作為回流輸送到吸收塔92。來自硫脫氣的尾氣和排出氣含有殘留的H₂S和其他硫化合物，這些不能直接排放到大氣中。因此，在850℃下將這些氣體在焚燒爐室中進行熱焚燒，從而將殘余的H₂S和硫化合物轉化為二氧化硫。通過在焚燒爐燃燒器中燃燒燃料氣體而獲得熱煙道氣，將待焚燒的氣體與該熱煙道氣混合而將其加熱。離開焚燒爐室的煙道氣首先在焚燒爐廢熱鍋爐中冷卻，然后進入HP蒸汽過熱器。在此，煙道氣被進一步冷卻至約300℃，由此使過剩的HP蒸汽過熱，之后煙道氣經由煙囪排放至大氣。

空氣分離設備：IGCC聯合體(complex)的空氣分離單元(ASU)57(未詳細示出)吸取環境空氣并生產近乎純的氧氣和氮氣流。氧氣用于氣化器單元(GU)和硫回收單元(SRU)中，并且氮氣用于SRU和動力塊(Power Block)中。總的來說，需要約770tph的35℃和80巴的氧氣，并且對于用于氣化設備51的約500tph減壓渣油進料，隨同一起產生約2500tph的氮氣。在碳基原料氣化多產品生產設施50中，經常在現場使用典型的雙塔(double-column)ASU 57。

用于多產品生產設施的碳基原料氣化設備已經成為用于如下應用的有競爭力的選擇，這些應用為：合成氣；熱電聯供；氫氣；硫；以及用于發電、煉油、氣-液轉化以及化學和石油化學工業應用的急冷水生產。

因此，本發明人認識到，對諸如聯合熱電、煉油以及化學品生產工業的許多工業來說，有益的是使碳基原料氣化多聯產設施具有顯著更高的能效并減少基于熱能效的溫室氣體排放，同時保持其操作性和“可改進性”，該“可改進性”為了滿足未來對于更大的功率和產熱量的、用于化學工業的更多的合成氣生產、以及/或者用于石油精煉的更多氫氣的需要。

本發明人還認識到，對于這些工業來說，有益的是通過提高能效并且將基于能量的溫室氣體排放減少30％以上，使包括許多用于多產品生產的一體化設備的這種非常重要的碳基原料氣化設施變得顯著地更加“綠色”，以期望更多的參與設備的一體化具備可操作性、并且具備滿足由于未來生產能力的擴大的可改進性。

本發明人進一步認識到，需要對用于多聯產設施的設備構造的碳基原料氣化的各種構造進行改造，從而使得包括若干設備和/或設施的整個多聯產設施能量系統變得更有效率，污染更少，可在不同設備的特定操作模式下操作，并且在未來擴展時易于改進。

為此，本發明人已經認識到需要對用于多聯產設施的碳基原料氣化的各種構造進行改造，以使其能量集成程度更高，從而具有顯著更高的能量效率并且由于基于能量的GHG排放導致的污染更少，并且具有可操作性和在未來擴展時的可改進性，其中該多聯產設施用于生產(例如)動力；氫氣；硫；蒸汽；合成氣；以及急冷水。這些設施可包括氣化、酸性氣體去除、氫氣回收、凝結處理、酸性水汽提、空氣分離、發電和硫回收設備或設施。

本發明人進一步認識到，需要改進碳基原料氣化多聯產設施的各種構造，該多聯產設施結合有新的能效構造，并且這些新的能效構造使得在多聯產設施中的碳基原料氣化設備中，能量顯著提高，并且基于能量的GHG排放顯著減少了約30％以上。

技術實現要素：

鑒于上述內容，本發明的各種實施方案有利地提供了基于氣化的多聯產設施/裝置，該設施/裝置具有顯著更高的能量效率并且降低了基于加熱能量的熱效能(heating energy-utility-based)的GHG排放，同時在未來存在對更高的發電和發熱量、更高的用于化學工業的合成氣的產量、以及/或者用于石油精煉的更大量的氫氣的擴展需求時，保持了其可操作性和“可改進性”。

本發明的各種實施方案還為多聯產設施的設備構造提供了碳基原料氣化的改進構造，該改進構造經設計使得整個多聯產設施能量系統更有效、污染更少、可在不同設備的特定操作模式下操作、并且在未來擴展時易于改進。

本發明的各種實施方案有利地包括各種能量管理系統，這些能量管理系統采用了各種先進的基于熱耦合工藝的方案，這些方案使得碳基原料氣化多聯產裝置的能量減少約30％以上并且減少了大約30％以上的基于加熱能量的熱效能的GHG排放，該碳基原料氣化多聯產裝置通常由多個提供多種產品生產的一體化設備構成，并且通過由能量降低以及降低的基于能量的GHG排放而帶來的更高能量效率使裝置顯著地更加“綠色”，從而期望具有更多的參與設備一體化的可操作性、以及由于未來生產能力的擴大而需要的可改進性。

本發明的各種實施方案提供了基于氣化的多聯產裝置和/或多聯產設施，該基于氣化的多聯產裝置和/或多聯產設施利用碳基原料來生產(例如)電力、氫氣、硫、蒸汽、合成氣以及急冷水，從而更好地實現能量集成以顯著提高能量效率并減少由于基于能量的GHG排放而導致的污染更少，并且在未來擴展時具有可操作性和可改進性。

更具體地，本發明的實施方案的例子提供了包括酸性氣體去除系統和/或氣化系統的基于氣化的多聯產裝置。另一個例子提供了酸性氣體去除系統和氣化系統，以及任選的一個或多個其他系統，包括用于提供氫氣回收、凝結液處理、酸性水汽提、空氣分離、發電以及硫回收的系統。其他例子提供了各個系統的各種組合，所述系統可以是設備或設施的形式，該設備或設施可以包括含有各種熱交換器網絡(HEN)構造的各種能量管理系統。

根據示例性的實施方案，氣化系統被構造為由碳基原料產生粗合成氣進料。氣化系統可以包括通常包含于氣化設備或設施中的氣化反應器、合成氣流體冷卻反應器、煙氣驟冷塔、煙氣分離器以及煙氣洗滌塔，并且任選地包括其他系統(其包括空氣分離系統、凝結液凈化系統、酸性水汽提系統、硫回收設備和/或氫氣回收系統)的至少一部分。

根據示例性的實施方案，酸性氣體去除系統被構造為從粗合成氣進料中除去包括氰化氫(HCN)、硫化羰(COS)、硫化氫(H₂S)、和/或二氧化碳(CO₂)的雜質，從而提供經處理的合成氣進料。酸性氣體去除系統可以包括：通常位于且通常包含于酸性氣體去除設備或設施內的水解/催化反應器(現場或離場)、酸性氣體雜質(H₂S、CO₂、COS)吸收塔、溶劑再生塔、膜預處理單元；以及酸性氣體去除系統能量管理系統。

氣化系統還可以包括氣化系統能量管理系統，該氣化系統能量管理系統包括附加到(另外)原本被視為功能性氣化設備結構的至少三個工藝-工藝熱交換器單元中的一個或多個，以及一個或多個再利用(repurposed)熱交換器單元。

第一增加的氣化系統工藝-工藝熱交換器單元(C4')可被設置為接收來自(例如)凝結液凈化設備、但在酸性氣體去除設備中被分離為兩個分支的凈化的冷凝結液流。分離液流的第一分支接收來自酸性氣體去除系統溶劑再生塔的塔頂流中增加的熱負荷，并且第二分支接收來自雜質水解反應器的塔底流中增加的熱負荷，隨后兩個分支合并在一起。通過第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，所得的經過凈化的冷凝結液流可以接收來自酸性水汽提塔的塔頂流的增加的熱負荷，同時將酸性水汽提塔的塔頂流冷卻，消除了對冷卻效能的需要。

第二增加的氣化系統工藝-工藝熱交換器單元(E1)可被設置為接收來自酸性水汽提塔的塔頂流并具有增加的熱負荷的經過凈化的冷凝結液流，以及進入氣化反應器(統稱為反應器或反應器組)中的氧氣進料的至少一部分(例如，第一分支)，從而為該氧氣進料的至少一部分提供熱能并且除去通過第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元添加至該經過凈化的冷凝結液流的至少一部分(但是更通常為全部)增加的熱負荷。

第三增加的氣化系統工藝-工藝熱交換器單元(E2)可被設置為接收來自酸性水汽提塔的(例如)未冷卻的塔底廢水流和進入氣化反應器的氧氣進料的至少一部分(例如，第二分支)，從而為進入氣化反應器中的氧氣進料的至少一部分(例如，第二分支)提供熱能，并冷卻來自酸性水汽提塔的塔底廢水流。

第四增加的氣化系統工藝-工藝熱交換器單元(E3)可被設置為接收(例如)來自發電系統的熱凝結液流和進入氣化反應器中的氧氣進料，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料，并冷卻來自發電系統的熱凝結液流。

酸性氣體去除系統能量管理系統可以包括(例如)附加至原本被視為功能性酸性氣體去除設備結構的至少五個工藝-工藝熱交換器單元中的一個或多個或全部，以及一個或多個再利用熱交換器單元。

第一增加的酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元(E4)可被設置為接收來自氣化系統的熱凝結液流和來自氣化系統的粗合成氣進料，從而為粗合成氣進料提供熱能，并冷卻來自氣化系統的熱凝結液流。

第二增加的酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元(E5)可被設置為接收來自氣化系統的熱凝結液流和來自酸性氣體雜質吸收塔中的經處理的合成氣進料，從而為經處理的合成氣進料提供熱能，并進一步冷卻來自氣化系統的熱凝結液流。

第三增加的酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元(E6)可被設置為接收來自雜質水解反應器的反應器流出物塔底流和來自酸性氣體雜質吸收塔的富溶劑塔底流的至少一部分(例如，第一分支)，從而為富溶劑塔底流提供熱能，并冷卻反應器流出物塔底流。

限定為溶劑再生塔再沸器的第四增加的酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元(E7)被設置為接收來自氣化系統中的煙氣洗滌塔塔底流的至少一部分以及從溶劑再生塔的溶劑流塔板中提取的溶劑再生塔塔板液流，從而提供熱能以使所述提取的溶劑再生塔塔板液流再沸并冷卻所述煙氣洗滌塔塔底流。

第五增加的酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元(E8)被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分(例如，第一分支)以及來自溶劑再生塔中的溶劑再生塔塔頂流，從而為經過凈化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，并冷卻溶劑再生塔塔頂流。

酸性氣體去除系統能量管理系統還可以包括或任選地包括第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元(BE4)，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的冷凝結液流的第二分支，以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能，并冷卻反應器流出的塔底流。

酸性氣體去除系統能量管理系統還可以包括或可選地包括第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元(BE2)，其被設置為接收來自氣化系統的熱凝結液流和來自軟化水罐的軟化水流，從而為該軟化水流提供熱能，并進一步冷卻來自氣化系統的熱凝結液流。

酸性氣體去除系統能量管理系統還可以包括或任選地包括第八酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元(C9’)，其被設置為接收來自軟化水罐的軟化水流和來自溶劑再生塔的貧溶劑塔底流，從而為軟化水系統提供熱能，并冷卻貧溶劑塔底流。

本發明的各種實施方案也包括另外的或可替代的、集成程度較低并且/或者能量效率較低的工藝方案。這些包括(例如)這樣的工藝方案：將酸性水汽提系統、設備或設施整合至氣化系統、設備或設施，由此氣化系統能量管理系統包括第三氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，被第三氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的進入氣化反應器中的氧氣進料的至少一部分基本上為進入氣化反應器的全部氧氣進料。

提供了另一種的或可替代的工藝方案，其中酸性氣體去除系統能量管理系統進一步包括第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分，以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，并冷卻反應器流出的塔底流。根據該工藝方案，氣化系統能量管理系統包括第一、第二、和第三氣化系統工藝-工藝熱交換器單元。根據該構造，酸性氣體去除設備或設施通過由第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分而與凝結液凈化設備或設施一體化，并且凝結液凈化設備或設施、酸性氣體去除設備或設施、酸性水汽提設備或設施至少通過由第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的凝結液流而與氣化設備或設施一體化，連接到發電設備或設施的第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器，以間接地收集來自雜質水解反應器的塔底流和酸性水汽提塔的塔頂流的熱能，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支；并且酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支。

提供另一種或替代的工藝方案，其中氣化系統能量管理系統包括第三氣化系統工藝-工藝熱交換器單元、高壓熱(調溫(tempered))水系統或回路、第五氣化系統工藝-工藝熱交換器單元(其被設置為接收來自調溫水回路的調溫水流以及酸性水汽提塔的塔頂流，從而為調溫水增加熱負荷并且冷卻酸性水汽提塔的塔頂流)和第六氣化系統工藝-工藝熱交換器單元(其被設置為接收來自酸性水汽提塔的塔頂流中的具有增加的熱負荷的調溫水流和進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支，從而為氧氣進料的第一分支提供熱能，并除去至少大部分添加至該調溫水流的增加的熱負荷的至少絕大部分)。根據該構造，酸性水汽提設備或設施至少通過調溫水回路(該調溫水回路作為緩沖器以收集來自酸性水汽提塔的塔頂流的熱負荷，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支)與氣化設備或設施一體化，并且來自酸性水汽提塔的塔底廢水流提供熱能以加熱氧氣進料的第二分支，同時該塔底廢水流通向生物處理單元、設備或設施，以提供熱能來加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除系統能量管理系統包括第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施的至少一部分經過凈化的冷凝結液流、以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能并冷卻反應器流出的塔底流，該氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元。根據該構造，酸性氣體去除設備或設施通過由第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的至少一部分經過凈化的冷凝結液流而與凝結液凈化設備或設施一體化；該凝結液凈化設備或設施、酸性氣體去除設備或設施、酸性水汽提設備或設施至少通過由第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的凝結液流而與氣化設備或設施一體化，并且通向發電設備或設施的第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器，以間接地收集來自雜質水解反應器的塔底流和酸性水汽提塔的塔頂流的熱能，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支；并且酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支。

提供另一種或替代的工藝方案，其中氣化系統能量管理系統包括第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元、高壓調溫水回路、第五氣化系統工藝-工藝熱交換器單元(其被設置為接收來自調溫水回路的調溫水流以及酸性水汽提塔的塔頂流，從而為調溫水增加熱負荷并且冷卻酸性水汽提塔的塔頂流)和第六氣化系統工藝-工藝熱交換器單元(其被設置為接收來自酸性水汽提塔的塔頂流中的具有增加的熱負荷的調溫水流和進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支，從而為氧氣進料的第一分支提供熱能，并除去至少大部分的添加至該調溫水流的增加的熱負荷)。根據該構造，酸性水汽提設備或設施至少通過調溫水回路(該調溫水回路作為緩沖器以收集來自酸性水汽提塔的塔頂流的熱負荷，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支)與氣化設備或設施一體化，并且來自酸性水汽提塔的塔底廢水流提供熱能以加熱氧氣進料的第二分支，同時該塔底廢水流通向生物處理單元、設備或設施，以提供熱能來加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括雜質水解反應器和軟化水罐，該氣化設備或設施包括與雜質水解反應器流體連通的煙氣洗滌塔，從而向其中提供粗合成氣進料，該氣化系統能量管理系統包括：第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，并且酸性氣體去除系統能量管理系統包括第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元的熱凝結液流(其通向凝結液凈化設備或設施)、以及來自煙氣洗滌塔的粗合成氣進料，從而為粗合成氣進料提供熱能并冷卻該熱凝結液流；以及第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收被第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流、以及來自軟化水罐的軟化水流，從而為軟化水流提供熱能，從而為氣化設備或設施提供鍋爐水進料，并進一步冷卻熱凝結液流；以及酸性氣體去除系統冷卻效能單元，其被設置為接收由第一和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流，從而進一步將熱凝結液流冷卻至用于在凝結液收集罐中收集的預選溫度。

酸性氣體去除系統能量管理系統還包括：第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分(其通向第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元)、以及來自雜質水解反應器的反應器流出物塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能并冷卻反應器流出物塔底流；以及第八酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自軟化水罐的軟化水流以及來自溶劑再生塔的貧溶劑塔底流，從而為軟化水提供熱能并冷卻貧溶劑塔底流。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施通過第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元所接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分從而與凝結液凈化設備或設施一體化；凝結液凈化設備或設施、酸性氣體去除設備或設施、酸性水氣體設備或設施至少通過由第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的凝結液流而與氣化設備或設施一體化，連接到發電設備或設施的第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器，以間接地收集來自雜質水解反應器的塔底流和酸性水汽提塔的塔頂流的熱能，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支；并且酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流與氣化設備或設施一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；并且氣化設備或設施進一步通過由第一和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的熱凝結液流從而與酸性氣體去除設備或設施一體化，從而為進入雜質水解反應器中的粗合成氣進料提供熱能，并且在提供熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料之后為軟化水流提供熱能。

提供另一種或替代的工藝方案，其中該酸性氣體去除設備或設施包括含有雜質水解反應器的反應段和含有酸性氣體雜質吸收塔和溶劑再生塔的分離段，反應段和分離段位于同一平面布置圖中，并在同一工藝區域中彼此相鄰；氣化系統能量管理系統包括以下中的至少一者：第一、第二和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；并且由酸性氣體去除系統的第五工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分包括從溶劑再生塔塔頂流接收熱能的經過凈化的冷凝結液流的第一分支。

另外，根據該工藝方案，酸性氣體去除系統能量管理系統包括第三和第五工藝-工藝熱交換器單元、第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，該第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施中的經過凈化的冷凝結液流的第二分支、以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能、并冷卻反應器流出的塔底流，其中第三和第六工藝-工藝熱交換器單元位于反應段中，并且第五工藝-工藝熱交換器單元位于酸性氣體去除設備或設施的分離段中，并且在經過凈化的冷管道流的第一和第二分支分別在第五和第六工藝-工藝熱交換器單元處接收熱能之后，第一和第二分支被合并為單一的經過凈化的冷管道流，并且被氣化設備或設施中的第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)和由一個或多個氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的單一的經過凈化的冷管道流從而至少與凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該一個或多個氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器來間接地收集來自酸性氣體去除設備或設施的溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，從而加熱至少一部分進入氣化反應器的氧氣進料。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括含有雜質水解反應器的反應段和含有酸性氣體雜質吸收塔和溶劑再生塔的分離段，反應段和分離段位于同一平面布置圖中并在不同的工藝區域；氣化系統能量管理系統包括以下中的至少一者：第一、第二和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；并且由酸性氣體去除系統的第五工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分包括從溶劑再生塔塔頂流接收熱能的經過凈化的冷凝結液流的第一分支；并且該酸性氣體去除系統能量管理系統包括第三和第五工藝-工藝熱交換器單元。

該酸性氣體去除系統能量管理系統還包括第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施中的經過凈化的冷凝結液流的第二分支，以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能，并冷卻反應器流出的塔底流，其中第三、第五和第六工藝-工藝熱交換器單元位于酸性氣體去除設備或設施的分離段中，并且在經過凈化的冷管道流的第一和第二分支分別在第五和第六工藝-工藝熱交換器單元處接收熱能之后，第一和第二分支被合并為單一的經過凈化的冷管道流，并且被氣化設備或設施中的第五氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)和由一個或多個氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的單一的經過凈化的冷管道流從而至少與凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該一個或多個氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器來間接地收集來自溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，從而加熱至少一部分進入氣化反應器的氧氣進料。

提供另一種或替代的工藝方案，其中氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；溶劑再生塔再沸器為第一溶劑再生塔再沸器；酸性氣體去除系統能量管理系統不包括第一溶劑再生塔再沸器；并且酸性氣體去除系統能量管理系統包括第二溶劑再生塔再沸器，其被設置為接收來自氣化系統并通過第四工藝-工藝熱交換器單元(其通向軟化水加熱器)的熱凝結液流、以及由溶劑再生塔的溶劑流塔板中提取的溶劑再生塔塔板液流，從而提供熱能以使所提取的溶劑再生塔塔板液流再沸；以及第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分，從而為至少一部分經過凈化的冷凝結液流提供熱能。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施通過由第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分從而與凝結液凈化設備或設施一體化；凝結液凈化設備或設施、酸性氣體去除設備或設施、酸性水汽提設備或設施至少通過由第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的凝結液流而與氣化設備或設施一體化，連接到發電設備或設施的第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器，以間接地收集來自雜質水解反應器的塔底流和酸性水汽提塔的塔頂流的熱能，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支；并且酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支，并且酸性氣體去除設備或設施通過熱凝結液流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱溶劑再生塔再沸器。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括含有雜質水解反應器的反應段和含有酸性氣體雜質吸收塔和溶劑再生塔的分離段，反應段和分離段位于同一平面布置圖中，并在同一工藝區域中彼此相鄰；氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；由酸性氣體去除系統的第五工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分包括由溶劑再生塔塔頂流接收熱能的經過凈化的冷凝結液流的第一分支；溶劑再生塔再沸器是第一溶劑再生塔再沸器；并且該酸性氣體去除系統能量管理系統不包括第一溶劑再生塔再沸器。

此外，酸性氣體去除系統能量管理系統可以包括：第二溶劑再生塔再沸器，其被設置為接收來自氣化系統的第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元的熱凝結液和從溶劑再生塔的溶劑流塔板中提取的溶劑再生塔塔板液流，從而提供熱能以使提取的溶劑再生塔塔板液流再沸；第三和第五工藝-工藝熱交換器單元；第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的冷凝結液流的第二分支、以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能并冷卻反應器流出的塔底流，并且在經過凈化的冷管道流的第一和第二分支分別在第五和第六工藝-工藝熱交換器單元處接收熱能之后，第一和第二分支被合并為單一的經過凈化的冷管道流，并且被第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)、以及被連接到發電設備或設施的第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的單一的經過凈化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器，以間接地收集來自酸性氣體去除設備或設施的溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，并收集來自酸性水汽提塔的塔頂流的熱能，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支；酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；并且酸性氣體去除設備或設施通過來自氣化設備或設施的熱凝結液流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱溶劑再生塔再沸器。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括含有雜質水解反應器的反應段和含有酸性氣體雜質吸收塔和溶劑再生塔的分離段，反應段和分離段位于不同平面布置圖中并在不同的工藝區域；氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；由酸性氣體去除系統的第五工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分包括從溶劑再生塔塔頂流接收熱能的經過凈化的冷凝結液流的第一分支；其中溶劑再生塔再沸器為第一溶劑再生塔再沸器；并且該酸性氣體去除系統能量管理系統不包括第一溶劑再生塔再沸器。此外，酸性氣體去除系統能量管理系統包括：第二溶劑再生塔再沸器，其被設置為接收來自氣化系統的第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元的熱凝結液和從溶劑再生塔的溶劑流塔板中提取的溶劑再生塔塔板液流，從而提供熱能以使提取的溶劑再生塔塔板液流再沸；第三和第五工藝-工藝熱交換器單元；第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施中的經過凈化的冷凝結液流的第二分支、以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能，并冷卻反應器流出的塔底流，并且在經過凈化的冷管道流的第一和第二分支分別在第五和第六工藝-工藝熱交換器單元處接收熱能之后，第一和第二分支被合并為單一的經過凈化的冷管道流，并且被第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)、以及被連接到發電設備或設施的第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的單一的經過凈化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器，以間接地收集來自酸性氣體去除設備或設施的溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，并收集來自酸性水汽提塔的塔頂流的熱能，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支；酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；并且酸性氣體去除設備或設施通過來自氣化設備或設施的熱凝結液流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱溶劑再生塔再沸器。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括含有雜質水解反應器的反應段和含有酸性氣體雜質吸收塔、溶劑再生塔和軟化水罐的分離段，反應段和分離段位于同一平面布置圖中，并在同一工藝區域中彼此相鄰；氣化設備或設施包括與雜質水解反應器流體連通的煙氣洗滌塔，從而向其中提供粗合成氣進料；氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；并且由酸性氣體去除系統的第五工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分包括從溶劑再生塔塔頂流接收熱能的經過凈化的冷凝結液流的第一分支。

另外，酸性氣體去除系統能量管理系統包括：第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元的熱凝結液流(其通向凝結液凈化設備或設施)、以及來自煙氣洗滌塔的粗合成氣進料，從而為粗合成氣進料提供熱能并冷卻該熱凝結液流；以及第三和第五工藝-工藝熱交換器單元；第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，該第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施(其通向第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元)中的經過凈化的冷凝結液流的第二分支、以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能、并冷卻反應器流出的塔底流；以及第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收被第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流、以及軟化水流，從而為軟化水流提供熱能，從而為氣化設備或設施提供鍋爐水進料，并進一步冷卻熱凝結液流；以及酸性氣體去除系統冷卻效能單元，其被設置為接收由第一和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流，從而進一步將熱凝結液流冷卻至用于在凝結液收集罐中收集的預選溫度；以及第八酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收軟化水流以及來自溶劑再生塔的貧溶劑塔底流，從而為軟化水系統提供熱能，并冷卻貧溶劑塔底流。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)和由第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元(其通向發電設備或設施)接收的單一的經過凈化的冷管道流從而與酸性水汽提設備或設施、凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器來間接地收集來自酸性氣體去除設備或設施的溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，并且從酸性水汽提塔的塔頂流中收集熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支。

此外，酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流而與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第二分支；并且氣化設備或設施通過由第一和第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的熱凝結液流與酸性氣體去除設備或設施進一步一體化，從而在提供熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料之后，為進入雜質水解反應器的粗合成氣進料提供熱能并為軟化水流提供熱能。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括含有雜質水解反應器的反應段和含有酸性氣體雜質吸收塔、溶劑再生塔和軟化水罐的分離段，反應段和分離段位于不同平面布置圖中并在不同的工藝區域；氣化設備或設施包括與雜質水解反應器流體連通的煙氣洗滌塔，從而向其中提供粗合成氣進料；氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；并且由酸性氣體去除系統的第五工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分包括從溶劑再生塔塔頂流接收熱能的經過凈化的冷凝結液流的第一分支。

另外，酸性氣體去除系統能量管理系統包括第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元的熱凝結液流(其通向凝結液凈化設備或設施)、以及來自煙氣洗滌塔的粗合成氣進料，從而為粗合成氣進料提供熱能并冷卻該熱凝結液流；第三和第五工藝-工藝熱交換器單元；以及第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施(其通向第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元)的經過凈化的冷凝結液流的第二分支、以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能并冷卻反應器流出的塔底流。

酸性氣體去除系統能量管理系統包括第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收被第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流、以及軟化水流，從而為軟化水流提供熱能，從而為氣化設備或設施提供鍋爐水進料，并進一步冷卻熱凝結液流；以及酸性氣體去除系統冷卻效能單元，其被設置為接收由第一和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流，從而進一步將熱凝結液流冷卻至用于在凝結液收集罐中收集的預選溫度；以及第八酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收軟化水流以及來自溶劑再生塔的貧溶劑塔底流，從而為軟化水系統提供熱能，并冷卻貧溶劑塔底流，其中在經過凈化的冷管道流的第一和第二分支分別在第五和第六工藝-工藝熱交換器單元處接收熱能之后，第一和第二分支被合并為單一的經過凈化的冷管道流，并且被第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)和被連接到發電設備或設施的第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的單一的經過凈化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器，以間接地收集來自酸性氣體去除設備或設施的溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，并收集來自酸性水汽提塔的塔頂流的熱能，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支；酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；并且氣化設備或設施通過由第一和第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的熱凝結液流與酸性氣體去除設備或設施進一步一體化，從而在提供熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料之后，為進入雜質水解反應器的粗合成氣進料提供熱能并為軟化水流提供熱能。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括含有雜質水解反應器的反應段和含有酸性氣體雜質吸收塔、溶劑再生塔、合成氣分離膜預處理罐(其用于清潔來自經處理的合成氣中的水滴，由此提供干凈的經處理的合成氣)和軟化水罐的分離段，反應段和分離段位于同一平面布置圖中，并在同一工藝區域中彼此相鄰；其中氣化設備或設施包括與雜質水解反應器流體連通的煙氣洗滌塔，從而向其中提供粗合成氣進料；氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；并且由酸性氣體去除系統的第五工藝-工藝熱交換器單元接收的凈化的冷凝結液流的至少一部分包括從溶劑再生塔塔頂流接收熱能的經過凈化的冷凝結液流的第一分支。

另外，酸性氣體去除系統能量管理系統包括第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元的熱凝結液流(其通向凝結液凈化設備或設施)、以及來自煙氣洗滌塔的粗合成氣進料，從而為粗合成氣進料提供熱能并冷卻該熱凝結液流；第二、第三和第五工藝-工藝熱交換器單元；以及第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施(其通向第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元)的經過凈化的冷凝結液流的第二分支、以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能并冷卻反應器流出的塔底流，其中在經過凈化的冷管道流的第一和第二分支分別在第五和第六工藝-工藝熱交換器單元處接收熱能之后，第一和第二分支被合并為單一的經過凈化的冷管道流，并且被第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收。

用于總系統能量管理系統的酸性氣體還包括第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收被第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流、以及軟化水流，從而為軟化水流提供熱能，從而為氣化設備或設施提供鍋爐水進料，并進一步冷卻熱凝結液流；以及酸性氣體去除系統冷卻效能單元，其被設置為接收由第一和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流，從而進一步將熱凝結液流冷卻至用于在凝結液收集罐中收集的預選溫度；以及第八酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收軟化水流以及來自溶劑再生塔的貧溶劑塔底流，從而為軟化水系統提供熱能，并冷卻貧溶劑塔底流。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)以及由被連接到發電設備或設施的第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的單一的經過凈化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器，以間接地收集來自酸性氣體去除設備或設施的溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，并收集來自酸性水汽提塔的塔頂流的熱能，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支；酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；并且酸性氣體去除設備或設施通過由第一、第二和第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的熱凝結液流與酸性氣體去除設備或設施進一步一體化，從而在提供熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料之后，為進入雜質水解反應器的粗合成氣進料提供熱能并為軟化水流提供熱能。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括含有雜質水解反應器的反應段和含有酸性氣體雜質吸收塔、溶劑再生塔、合成氣分離膜預處理罐(其用于清潔來自經處理的合成氣中的水滴)和軟化水罐的分離段，反應段和分離段位于不同的平面布置圖中并在不同的工藝區域中；其中氣化設備或設施包括與雜質水解反應器流體連通的煙氣洗滌塔，從而向其中提供粗合成氣進料；并且氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元。

另外，酸性氣體去除系統能量管理系統包括：第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元的熱凝結液流(其通向凝結液凈化設備或設施)、以及來自煙氣洗滌塔的粗合成氣進料，從而為粗合成氣進料提供熱能并冷卻該熱凝結液流；第二、第三和第五工藝-工藝熱交換器單元；以及第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施(其通向第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元)中的經過凈化的冷凝結液流的第二分支、以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能、并冷卻反應器流出的塔底流，其中第三和第六工藝-工藝熱交換器單元位于反應段中，并且第五工藝-工藝熱交換器單元位于酸性氣體去除設備或設施的分離段中。

酸性氣體去除系統能量管理系統還包括：第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收被第一接收酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流、以及軟化水流，從而為軟化水流提供熱能，從而為氣化設備或設施提供鍋爐進料水，并進一步冷卻熱凝結液流；酸性氣體去除系統冷卻效能單元，其被設置為接收被第一和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元至少部分冷卻的熱凝結液流，從而進一步將熱凝結液流冷卻至用于在凝結液收集罐中收集的預選溫度；以及第八酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收軟化水流以及來自溶劑再生塔的貧溶劑塔底流，從而為軟化水流提供熱能，并冷卻貧溶劑塔底流。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)以及被連接到發電設備或設施的第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的單一的經過凈化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器，以間接地收集來自酸性氣體去除設備或設施的溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，并收集來自酸性水汽提塔的塔頂流的熱能，從而加熱進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支；酸性水汽提設備或設施至少通過來自酸性水汽提塔(其通向生物處理單元、設備或設施)的塔底廢水流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；并且氣化設備或設施通過由第一、第二和第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的熱凝結液流與酸性氣體去除設備或設施進一步一體化，從而在提供熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料之后，為進入雜質水解反應器的粗合成氣進料提供熱能，為軟化水流提供熱能，并為經處理的合成氣進料提供熱能。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括雜質水解反應器、酸性氣體雜質吸收塔和溶劑再生塔；氣化系統能量管理系統包括以下中的至少一者或多者：第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；并且酸性氣體去除系統能量管理系統包括溶劑再生塔再沸器、第五工藝-工藝熱交換器單元和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分，從而為經過凈化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，其中在經過凈化的冷管道流的第一和第二分支分別在第五和第六工藝-工藝熱交換器單元處接收熱能之后，第一和第二分支被合并為單一的經過凈化的冷管道流，并且被氣化設備或設施接收。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施通過由第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分從而與凝結液凈化設備或設施一體化；酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)和由一個或多個氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的單一的經過凈化的冷管道流從而至少與凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該一個或多個氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器來間接地收集來自酸性氣體去除設備或設施的溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，從而加熱至少一部分進入氣化反應器的氧氣進料；并且酸性氣體去除設備或設施通過煙氣洗滌塔塔底流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱溶劑再生塔再沸器。

提供另一種另外的或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除設備或設施包括雜質水解反應器、酸性氣體雜質吸收塔和溶劑再生塔；氣化系統能量管理系統包括以下中的至少一者或多者：第一和第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元；酸性氣體去除系統能量管理系統不包括第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元；并且由酸性氣體去除系統的第五工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分包括從溶劑再生塔塔頂流接收熱能的經過凈化的冷凝結液流的第一分支；并且酸性氣體去除系統能量管理系統包括溶劑再生塔再沸器、第五工藝-工藝熱交換器單元、第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，該第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元被設置為接收來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分，從而為經過凈化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，在經過凈化的冷管道流的第一和第二分支分別在第五和第六工藝-工藝熱交換器單元處接收熱能之后，第一和第二分支被合并為單一的經過凈化的冷管道流，并且被氣化設備或設施接收；以及第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自氣化系統的粗合成氣進料和來自以下中的一個或多個的熱凝結液流：氣化設備或設施、發電設備或設施、相鄰的精煉設備以及相鄰的化工設備，并且為粗合成氣進料提供熱能且冷卻來自氣化系統的熱凝結液流。

根據該構造，酸性氣體去除設備或設施通過由第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收的經過凈化的冷凝結液流的至少一部分從而與凝結液凈化設備或設施一體化；酸性氣體去除設備或設施至少通過來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的凝結液流的第一和第二分支(該第一和第二分支被第五和第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元接收)和由一個或多個氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收的單一的經過凈化的冷管道流從而至少與凝結液凈化設備或設施以及氣化設備或設施一體化，該一個或多個氣化系統工藝-工藝熱交換器單元作為緩沖器來間接地收集來自酸性氣體去除設備或設施的溶劑再生塔塔頂流和雜質水解反應器的塔底流的熱能，從而加熱至少一部分進入氣化反應器的氧氣進料；并且酸性氣體去除設備或設施通過煙氣洗滌塔塔底流與氣化設備或設施進一步一體化，從而提供熱能以加熱溶劑再生塔再沸器。

根據該實施方案/工藝方案，所述溶劑再生塔的溶劑再生塔底部在約1.2巴(barg)至1.5巴之間的操作壓力下起運行，從而使所述溶劑再生塔的塔部分的壓降最小化。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除系統包括酸性氣體去除設備或設施，該酸性氣體去除設備或設施包括酸性氣體去除系統能量管理系統；其中所述裝置包括酸性氣體去除設備或設施；并且其中酸性氣體去除系統能量管理系統包括第一、第二、第三、第四和第五酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元。

提供另一種或替代的工藝方案，其中氣化系統包括氣化設備或設施，該氣化設備或設施包括氣化系統能量管理系統；其中所述裝置包括氣化設備或設施和酸性水汽提設備或設施，該酸性水汽提設備或設施包括酸性水汽提塔；并且其中氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元。

提供另一種或替代的工藝方案，其中酸性氣體去除系統包括酸性氣體去除設備或設施，該酸性氣體去除設備或設施包括酸性氣體去除系統能量管理系統；所述裝置包括酸性氣體去除設備或設施；酸性氣體去除系統能量管理系統包括第一、第二、第三、第四和第五酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元；氣化系統包括氣化設備或設施，該氣化設備或設施包括氣化系統能量管理系統；所述裝置包括氣化設備或設施和酸性水汽提設備或設施，該酸性水汽提設備或設施包括酸性水汽提塔；并且氣化系統能量管理系統包括第一、第二、第三和第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元。

根據該構造的另外的例子，所述溶劑再生塔的溶劑再生塔底部在約1.2巴至1.5巴之間的操作壓力下起運行，從而使所述溶劑再生塔的塔部分的壓降最小化。

提供另一種另外的或替代的工藝方案，其中碳基原料氣化多聯產裝置包括：酸性氣體去除系統，其被構造為從粗合成氣進料中去除酸性雜質，從而提供經處理的合成氣進料；以及氣化系統，其被構造為從碳基原料中產生粗合成氣進料；該氣化系統與包括酸性水汽提塔的酸性水汽提系統一體化、或包含包括酸性水汽提塔的酸性水汽提系統并與之一體化。根據該構造，所述酸性氣體去除系統可以包括酸性氣體雜質吸收塔、溶劑再生塔和酸性氣體去除系統能量管理系統。酸性氣體去除系統能量管理系統可以包括：第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自氣化系統中的熱凝結液流以及來自氣化系統的粗合成氣進料，從而為粗合成氣進料提供熱能，并冷卻來自氣化系統中的熱凝結液流；第二酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自氣化系統的熱凝結液流以及來自酸性氣體雜質吸收塔的經處理的合成氣進料，從而為經處理的合成氣進料提供熱能，并進一步冷卻來自氣化系統中的熱凝結液流；第三酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自雜質水解反應器中的反應器流出的塔底流以及來自酸性氣體雜質吸收塔中的富溶劑塔底流，從而為富溶劑塔底流提供熱能，并冷卻反應器流出的塔底流；限定為溶劑再生塔再沸器的第四酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自氣化系統中的煙氣洗滌塔塔底流以及從溶劑再生塔的溶劑流塔板中提取的溶劑再生塔塔板液流，從而提供熱能以使提取的溶劑再生塔塔板流再沸，并冷卻煙氣洗滌塔塔底流；第五酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化單元、設備或設施的經過凈化的冷凝結液流的第一部分以及來自溶劑再生塔的溶劑再生塔塔頂流，從而為經過凈化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，并冷卻溶劑再生塔塔頂流；以及第六酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自凝結液凈化單元、設備或設施中的經過凈化的冷凝結液流的第二部分，以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過凈化的冷凝結液流的第二分支提供熱能，并冷卻反應器流出的塔底流。

氣化系統可以包括氣化反應器、合成氣流體冷卻器反應器和包括煙氣驟冷塔、煙氣分離器、煙氣過濾器、煙氣洗滌塔的煙氣去除單元，以及氣化系統能量管理系統。該氣化系統能量管理系統可以包括：第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收凝結液凈化設備的經過凈化的冷凝結液流(該經過凈化的冷凝結液流在酸性氣體去除設備中被分為兩個分支，第一分支接收來自溶劑再生塔的塔頂流的增加的熱負荷，第二分支接收來自雜質水解反應器的塔底流的增加的熱負荷)以及酸性水汽提塔的塔頂流，從而為經過凈化的冷凝結液流增加熱負荷并且冷卻酸性水汽提塔的塔頂流；第二氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自酸性水汽提塔的塔頂流中的具有增加的熱負荷的經過凈化的冷凝結液流以及進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支，從而為氧氣進料的第一分支提供熱能并且通過第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元來去除添加到經過凈化的冷凝結液流中的增加的熱負荷的至少一部分；第三氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自酸性水汽提塔的塔底廢水流以及進入氣化反應器的氧氣進料的第二分支，從而為氣化反應器的氧氣進料的第二分支提供熱能，并冷卻來自酸性水汽提塔的塔底廢水流；以及第四氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收熱凝結液流和進入氣化反應器的氧氣進料，從而為進入氣化反應器的氧氣進料通過熱能并且冷卻熱凝結液流。

根據該構造的另外的例子，酸性氣體去除系統包括酸性氣體去除設備，酸性氣體去除設備包括雜質水解反應器、或與雜質水解反應器一體化、或包括雜質水解反應器并與之一體化，酸性氣體去除設備包括酸性氣體雜質吸收塔、溶劑再生塔、酸性氣體去除系統能量管理系統以及用于清潔來自合成氣的水滴以提供干凈的經處理的合成氣的合成氣分離膜預處理罐。根據該實施方案，酸性氣體去除系統能量管理系統還包括：第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自氣化系統的熱凝結液流以及來自軟化水罐的軟化水流，從而為軟化水提供熱能并且進一步冷卻來自氣化系統的熱凝結液流；以及第八酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收來自軟化水罐的軟化水以及來自溶劑再生塔的貧溶劑塔底流，從而為軟化水提供熱能，并冷卻貧溶劑塔底流。

根據上述構造中的任意構造的另一例子，所述溶劑再生塔的溶劑再生塔底部在約1.2巴至1.5巴之間的操作壓力下起運行，從而使所述溶劑再生塔的塔部分的壓降最小化。

本發明的各種實施方案有利地提供了工藝方案，該工藝方案在碳基原料氣化多聯產設施中實現了能量和基于能量的GHG的降低，該降低幅度高達約30％，該效果是通過(例如)以下各種組合實現的：氣化設施的五個核心設備的各種組合的智能一體化；酸性氣體去除設備的分離段溶劑再生塔的運行壓力的最佳操作；新的熱交換器的增加；一些加熱器和冷卻器的去除；核心設備之一的主要區段(例如，酸性氣體去除設備反應段)的最佳分配；核心設備的裝備之一(例如，來自氫氣回收設備的膜預處理單元)的最佳分配；核心設備的熱交換器之一(例如，來自凝結液凈化設備的熱交換器和冷卻單元)的最佳分配；以及設備內和設備之間的裝備/單元的獨特連接，其中在設備內和設備之間使用了先進的流路徑；以及氣化設施的設備相對于彼此的分配，包括效能儲存罐(例如，軟化水罐)的最佳分配。

有利地是，預期對于熱電聯產行業是有利的是，使用于多產品生產的基于氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低(降低幅度為約30％)，同時保持由于未來對更多發電的擴展而需要的可操作性和可更新性；對于石油煉制、化工和石油化工行業有利的是，使用于多產品生產的基于氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低(降低幅度為約30％)，同時保持由于未來對使用氫氣和合成氣的更多的化工品生產的擴展而需要的可操作性和可更新性；對于聯合發電、煉油、化工和石油化工行業有利的是，使用于多產品生產的基于氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低(降低幅度為約30％)，同時保持由于未來對發電和化學品生產的擴展而需要的可操作性和可更新性，根據本發明的各種實施方案，這些是通過如下方面實現的：氣化設施的五個核心設備中的工藝方案智能一體化；酸性氣體去除設備的分離段溶劑再生塔的運行壓力的最佳操作；新的熱交換器的增加；一些加熱器和冷卻器的去除；設備之一的主要區段的最佳分配；一個設備的裝備的最佳分配；一個設備的熱交換器的最佳分配、以及設備內和設備之間的獨特連接(其中在設備內和設備之間使用了先進的流路徑)；以及氣化設施的設備相對于彼此的分配，包括效能儲存罐的最佳分配。

根據一個或多個工藝方案，氣化設備熱效能的消耗有利地減少約65％，氫氣回收設備熱效能消耗減少100％，并且酸性氣體去除設備熱效能消耗減少約21％。

有利地是，預期對于熱電聯產行業是有利的是，通過至少將氣化設備熱效能消耗減少65％，從而使基于氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同時保持由于涉及設備一體化而需要的可操作性和由于未來對更多發電的擴展而需要的可更新性；并且對于石油煉制、化工和石油化工行業有利的是，通過至少將氣化設備熱效能消耗減少65％，從而使基于氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同時保持由于涉及設備一體化而需要的可操作性以及由于未來的擴展而需要的可更新性；根據本發明的各種實施方案，這些是通過如下方面實現的：氣化設施的五個核心設備中的工藝方案智能一體化；酸性氣體去除設備的分離段溶劑再生塔的運行壓力的最佳操作；新的熱交換器的增加；一些加熱器和冷卻器的去除；設備之一的主要區段的最佳分配；一個設備的裝備的最佳分配；一個設備的熱交換器的最佳分配、以及設備內和設備之間的獨特連接(其中在設備內和設備之間使用了先進的流路徑)；以及氣化設施的設備相對于彼此的分配，包括效能儲存罐的最佳分配。

有利地是，預期對于熱電聯產行業是有利的是，通過至少將氫氣回收設備熱效能消耗降低100％，從而使基于氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同時保持由于涉及設備一體化而需要的可操作性和由于未來對更多發電的擴展而需要的可更新性；并且對于石油煉制、化工和石油化工行業有利的是，通過至少將氫氣回收設備熱效能消耗降低100％，從而使基于氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同時保持由于涉及設備一體化而需要的可操作性以及由于未來的擴展而需要的可更新性；根據本發明的各種實施方案，這些是通過如下方面實現的：氣化設施的五個核心設備中的工藝方案智能一體化；酸性氣體去除設備的分離段溶劑再生塔的運行壓力的最佳操作；新的熱交換器的增加；一些加熱器和冷卻器的去除；設備之一的主要區段的最佳分配；一個設備的裝備的最佳分配；一個設備的熱交換器的最佳分配、以及設備內和設備之間的獨特連接(其中在設備內和設備之間使用了先進的流路徑)；以及氣化設施的設備相對于彼此的分配，包括效能儲存罐的最佳分配。

根據本發明的各種實施方案，有利地是，預期對于熱電聯產行業是有利的是，通過至少將酸性氣體去除設備熱效能消耗降低21％，從而使基于氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同時保持由于涉及設備一體化而需要的可操作性和由于未來對更多發電的擴展而需要的可更新性；并且對于石油煉制、化工和石油化工行業有利的是，通過至少將酸性氣體去除設備熱效能消耗降低21％，從而使基于氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同時保持由于涉及設備一體化而需要的可操作性以及由于未來的擴展而需要的可更新性；這些是通過如下方面實現的：氣化設施的五個核心設備中的工藝方案智能一體化；酸性氣體去除設備的分離段溶劑再生塔的運行壓力的最佳操作；新的熱交換器的增加；一些加熱器和冷卻器的去除；設備之一的主要區段的最佳分配；一個設備的裝備的最佳分配；一個設備的熱交換器的最佳分配、以及設備內和設備之間的獨特連接(其中在設備內和設備之間使用了先進的流路徑)；以及氣化設施的設備相對于彼此的分配，包括效能儲存罐的最佳分配。

附圖說明

參照附圖所示出的本發明實施方案，上述特征、方面和本發明的優勢以及其他方面將變得顯而易見且更詳細地理解，并且能夠對上面所簡要歸納的本發明進行更詳細的描述，這些附圖構成了本說明書的一部分。然而應當注意的是，附圖僅僅示出了本發明的一些實施方案，因此，不應被視為是對本發明的范圍的限制，因為本發明可允許其他同等有效的實施方案。

圖1為碳基原料氣化多聯產裝置的總體結構的示意圖。

圖2為示出根據本發明實施方案的改進碳基原料氣化多聯產發生裝置的一些部分以提供更高的能量效率的步驟的方框流程圖。

圖3為常規氣化設備的示意圖。

圖4為示出根據本發明實施方案的氣化設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖5為常規酸性氣體去除設備的示意圖。

圖6為示出根據本發明實施方案的酸性氣體去除設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖7為常規氫氣回收設備的示意圖。

圖8為示出根據本發明實施方案的氫氣回收設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖9為常規酸性水汽提設備的示意圖。

圖10為示出根據本發明實施方案的酸性水汽提設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖11為常規凝結液凈化設備的示意圖。

圖12為示出根據本發明實施方案的凝結液凈化設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖13為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖14為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖15為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖16為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖17為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖18為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖19為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖20為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖21為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖22為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖23為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖24為示出根據本發明的實施方案的酸性氣體設備用一體化工藝方案的示意圖。

具體實施方式

下面將結合附圖對本發明進行更詳細的描述，這些附圖示出了本發明實施方案。然而，本發明將以許多不同方式體現，并不旨在將本發明限于在此所列的這些實施方案。相反，提供這些實施方案從而使本領域技術人員能夠徹底和完全地理解本說明書，并且能將本發明的范圍傳達給本領域技術人員。全文中類似的數字表示類似的元件。如果使用了素數(prime number)，其表示替代實施方案中的類似元件。

盡管已經采用了特定術語，但是術語本身通常僅用于描述性意義，并且除非另有說明，否則不用于限制的目的。例如，根據上下文，關于多聯產裝置、系統和設施以及烴精煉裝置、系統和設施的討論，單數或復數形式的術語裝置、系統和設施可互換使用。另外，根據上下文，關于酸性氣體去除系統和設備、氣化系統和設備以及二甲苯/芳香烴系統和設備等的討論，單數或復數形式的術語系統和設備可互換使用。術語約和大約可互換使用。根據所使用的上下文，本領域普通技術人員將認識到，它們指的是公差(tolerances)和/或操作窗口。

另外，所示出的具體的熱交換器單元的流溫度、熱負荷、相應的冷液流的冷卻負荷、加熱單元的加熱負荷和/或單元的冷卻負荷(代表值的快照(snapshot))僅僅是為了增強示例性的說明。本領域的普通技術人員將認識到，無論熱交換器單元的流溫度、熱負荷、相應的冷液流的冷卻負荷、加熱單元的加熱負荷和/或單元的冷卻負荷的數值之前是否有術語“約”或“大約”，其均在一定的公差和/或操作窗口內運行。

除非另有說明，否則當提及特定的液流時，應視為至少描述了攜帶該液流所需的常規管道布置。除非另有說明，否則如本領域普通技術人員所理解的，當提及接收特定液流或者與特定液流相連時，應當視為描述了至少采用這樣的連接裝置，該連接裝置與攜帶該液流的管道布置的相鄰部分相連接。

圖中的點線/虛線表示在各個設備、設施或其他系統中的新的管線或連接或其實施方式。蒸汽加熱器用“H”和其數字表示，水冷卻器/空氣冷卻器/急冷水冷卻器用“C”和其數字表示，除非用素數表示其采取了另一種形式。

采用高能效工藝方案和方法的高能效的基于氣化的多聯產裝置

對于所有工業來說，工業生產的經濟性、全球能量供應的限制以及環境保護的現實受到持續關注。世界科學界的大多數人認為，由于溫室氣體(GHG)排放到大氣中導致的全球變暖現象對世界環境產生了不利影響。對于以下應用，用于多產品生產設施50的碳基原料氣化已經成為具有競爭性的選擇，這些應用為：合成氣；聯合熱電；氫氣；硫；發電用急冷水生產；煉油；氣液轉化；化學和石油化學工業。

本發明人已經認識到，對于這些工業來說有益的是，基于所采用的一體化方案，通過實現更好的能量效率并使基于能量的GHG排放減少30％以上，如此使得由許多一體化設備組成的用于多產品生產的碳基原料氣化設施變得明顯更為“綠色”，以期望在涉及更多設備一體化時仍具有可操作性，并且在未來的生產能力擴展時具有可改進性。

本發明的各種實施方案提供用于多聯產設施的設備構造的碳基原料氣化，該構造將包括若干設備的整個多聯產設施能量系統轉化為更有效率、污染更少、在不同設備的特定操作模式下可運行并且在未來擴展時可改進的系統。用于多聯產設施(其能夠生產電力、氫氣、硫、蒸汽、合成氣以及急冷水)的各種碳基原料氣化通常包括氣化設備、酸性氣體去除設備、氫氣回收設備、凝結液處理設備、酸性水汽提設備、空氣分離設備、發電設備和硫回收設備。可使這些設備(或設施)更加能量一體化，從而使得它/它們具有顯著更高的能量效率并且使由于基于能量的GHG排放導致的污染更少、并且在它/它們未來擴展時具有可操作性和可改進性。

本發明的一個或多個實施方案通過新的能效構造的組合實現能量和基于能量的GHG的減少，從而能夠在碳基原料氣化多聯產設施中實現能量和基于能量的GHG排放的顯著減少，其減少幅度達約30％，這相當于大型塑料設備的熱效能能量消耗和基于能量的GHG排放。

包括氣化系統和酸性氣體去除系統能量管理系統的示例性多聯產裝置，該裝置采用了涉及一體化的氣化和酸性氣體去除設備的高能效先進工藝方案、構造和應用方法

圖4、6、8、10和12中詳細描述了所示出的工藝方案實施例的最先進的一體化工藝方案實施例，并且圖13-24中描述的一體化程度較低的工藝方案在加熱效能和基于能量的GHG排放方面顯著降低。根據這種構造組合，氣化設備的熱效能消耗能夠降低65％。氫氣回收設備的熱效能消耗能夠降低100％，并且酸性氣體去除設備的熱效能消耗能夠降低21％。

特別地，在碳基原料-氣化多聯產設施50中，最先進的一體化工藝方案特別的能夠獲得顯著的高達約30％的能量和基于能量的GHG降低，這是通過(例如)以下各種組合實現的：氣化設施的五個核心設備(例如，氣化設備51、酸性氣體去除設備52、氫氣回收設備53、酸性水汽提設備54和凝結液凈化設備55)的各種組合的智能一體化；酸性氣體去除設備的分離段82溶劑再生塔93的操作壓力的最佳操作；附加熱交換器(例如，E1-E8)的添加；一些加熱器和冷卻器(例如，H2、H4、C5、C6)的去除；核心設備之一的主要區段(例如，酸性氣體去除設備反應段81)的最佳分配；氫氣回收設備的裝備(例如，膜預處理單元111)的最佳分配；凝結液凈化設備的熱交換器(例如，BE2、C7)的最佳分配；以及設備內和設備之間的裝備/單元的獨特連接，其中在設備內和設備之間使用了先進的流路徑；以及氣化設施的設備相對于彼此的分配，包括效能儲存罐(例如，軟化水罐)的最佳分配。

本發明的各實施方案也提供了用于碳基原料氣化多聯產設施全站點熱效能優化的其他獨特工藝方案，其設計為增強能量回收并減少基于能量的GHG排放，雖然小于氣化設施的設備之間的特定目標最優智能能源一體化方案，但是可通過少于上述所有的獨特配置而實現：酸性氣體去除設備的分離段溶劑再生塔的操作壓力；增加的熱交換器；某些加熱器和冷卻器的去除；設備的區段的分配；設備裝備的最佳分配；設備熱交換器的最佳分配；設備內和設備之間的裝備/單元的獨特連接，其中在設備內和設備之間使用了先進的流路徑；以及多聯產氣化裝置的設備相對于彼此的分配。

注意的是，通過同時考慮各個工藝方案中質量和能量的未來擴展，從而實現一個或多個示例性處理方案的可操作性和可改進性，該示例性處理方案可提供期望能效或效率的各種水平。

參見圖1，在用于多聯產設施50的典型的工業規模的碳基氣化工藝/設備中，用于比較目的，設施50消耗約300MW的熱效能。這是能源密集型設施，其消耗了用于生產塑料的大型化工設備所需能源的3到4倍。這種常規的碳基原料氣化多聯產設施50具有合理的一體化水平。在任何碳基原料氣化多聯產設施中，高熱效能消耗設備和最大的基于能量的GHG污染設備是氣化設備51、酸性氣體去除設備52和氫氣回收設備53。在使用碳基原料(例如，需要12000噸/天的石油焦炭)產生氫氣、蒸汽和電、合成氣和硫的這種典型的碳基原料氣化多聯產設施50中，酸性氣體去除設備52消耗約245MW的熱效能；氣化設備51消耗約40MW，并且氫氣設備53消耗約15MW的熱效能。

圖4、6、8、10和12中示出了第一示例性的一體化高能效工藝方案的開發，該方案提供了各種先進的熱偶排列且改進了多聯產設施50的各種設備。在用于比較的基于氣化的多聯產發電設施50中，該第一示例性工藝方案被設計為節約大約90MW的熱效能，或者節約整個氣化設施的熱效能消耗的約30％。這種減少程度相當于大型塑料設備熱效能的能量消耗量。根據本示例性一體化工藝方案，用于多聯產設施50的氣化51'、酸性氣體去除52'、氫氣回收53'和酸性水汽提54'以及凝結液凈化55'的核心設備的進一步優化的平面布置圖能夠提供相對于基于氣化的常規多聯產設備的顯著優點。

參見圖2，在本發明第一示例性的一體化高能效工藝方案的實施方案中(該實施方案使整個經過改進的多聯產設施50的節能量達30％)，其具有圖4、6、8、10和12中示出的改進作為實現的一部分：去除經氫氣回收設備處理的合成氣的加熱器H2和酸性氣體富溶劑加熱器H4，使其不運行或者以其他方式去除(方框131)；去除酸性水汽提塔廢水冷卻器C5、C6，使其不運行或以其他方式去除(方框132)；將凝結液凈化設備軟化水加熱器熱交換器BE2和凝結液效能冷卻器C7移動到酸性氣體去除設備52'(方框133)；將氫氣回收設備膜預處理單元111移動到酸性氣體去除設備52'(方框134)；將酸性氣體去除設備貧溶劑效能冷卻器C9轉化成工藝-工藝熱交換器單元C9'(方框135)；將軟化水罐從發電設備58或凝結液凈化設備55'移動到酸性氣體去除設備(方框136)；移動酸性水汽提塔117和塔頂流效能冷卻器C4并使之與氣化設備51'緊密對齊，并且將效能冷卻器C4轉換為工藝-工藝熱交換器單元C4'(方框137)；以及將增加的熱交換器單元E1-E3添加到氣化設備，并且將增加的熱交換器單元E4-E8添加到酸性氣體去除設備(方框138)。

特別地，用增加的熱交換器E1、E2、E3替代或補充效能加熱器H1。效能加熱器H2由增加的熱交換器E5代替。通過增加的熱交換器E4降低了效能加熱器H3所需的加熱負荷。效能加熱器H4由增加的熱交換器E6代替。通過增加的熱交換器E7降低了效能加熱器H5的加熱負荷。通過增加的熱交換器E7降低了圍繞冷卻器C2的氣化設備煙氣洗滌塔泵的冷卻要求。酸性水汽提設備效能冷卻器C5、C6由增加的熱交換器E3代替。將凝結液凈化設備熱交換器BE2和效能冷卻器C7移動到酸性氣體去除設備52'，并且C7的冷卻負荷增加。由于E6的添加，也增加了酸性氣體去除設備效能冷卻器C8的冷卻負荷，并且通過增加的熱交換器E4降低了熱交換器BE2的負荷。通過用熱交換器C9'替換效能冷卻器C9，減少了酸性氣體去除設備效能冷卻器C10、C11的所要求的冷卻效能。由于增加的熱交換器E8，降低了酸性氣體去除設備效能冷卻器C12的冷卻負荷。

圖3和圖4示出了常規氣化設備51(圖3)和氣化設備5'(圖4)，該氣化設備5'經過改進以提供根據示例性的一體化工藝方案的先進熱耦合布置(圖4)。所示的示例性氣化設備51'修改為包括所添加的三個熱交換器E1-E3和相應的流71-75以及流119的一部分，以有利地減少氣化反應器效能加熱器H1所要求的熱負荷，從而與常規氣化設備51相比，將氣化設備51'的所要求的熱效能消耗及其基于能量的GHG排放減少約65％；流75還與酸性氣體去除設備52'、氫氣回收設備53'、硫回收設備54'、凝結液凈化設備55'和發電設備58一體化；并且被修改為包括與酸性氣體去除設備52'一體化的流143，從而相對于常規碳基原料氣化多聯產設施50，有助于提供約90MW的節能，或節約總熱效能消耗量的30％。

參見圖4，示例性氣化設備51'包括三個增加的熱交換器單元E1、E2和E3，從而在氧氣被分配到氣化反應器61之前加熱主氧氣管線/集管。第一新熱交換器單元E1(熱負荷約8.35MW)使用流103和110(流103和110首先分別通過酸性氣體去除設備熱交換器單元BE4和E8，并且重新結合在一起作為凝結液流74)的組合用作緩沖流，該緩沖流在進入最終目的地發電設備58之前，加熱在空氣分離設備57處產生的氣化反應器氧氣進料流73的第一分支71，然后通過氣化反應器加熱器H1，該氣化反應器加熱器H1通向氣化反應器61。

最初約77℃的凝結液流74首先通過酸性水汽提塔塔頂流熱交換器單元C4'(熱負荷為約8.35MW)以攜帶/帶走酸性水汽提塔117的塔頂流118的可用過量熱負荷，使凝結液流74的溫度從77℃升至127℃，并且將塔頂流118的溫度從約151℃降至約100℃，然后通過熱交換器單元E1。約127℃的凝結液流74通過熱交換器單元E1(熱負荷為約8.35MW)，在該熱交換器單元E1中，凝結液流74用于將氧氣進料流73的第一分支71的溫度從約35℃增加到約117℃，而凝結液流74的溫度降回至77℃。氧氣進料流73的第二氧氣分支72同樣為約35℃并且最終也通向氣化反應器61，通過熱交換器單元E2(熱負荷為約12.43MW)將第二氧氣分支72加熱到134℃，即，使用酸性水汽提塔117的塔底流119，將第二氧氣分支72從約35℃加熱至約134℃，其中熱交換器單元E2同時通向生物處理系統。熱交換器單元E2還將塔底流119從約158℃冷卻至約45℃。

兩個氧體進料流分支71、72在分別通過熱交換器單元E1、E2之后，重新結合成平均溫度為約126.5℃的氧體進料流73，之后氧體進料流73被第三熱交換器單元E3(熱負荷為約5.1MW)從約126.5℃加熱至149℃，該第三熱交換器單元E3通向效能加熱器H1(熱負荷為約13.9MW)，在該效能加熱器H1中，氧體進料流73的溫度從約149℃升至約210℃，然后進入氣化反應器61。熱交換器單元E3接收來自氣化設備58的熱凝結液流75，將熱凝結液流75從約156℃冷卻到約153℃，之后熱凝結液流75進入酸性氣體去除設備52'的反應段81(圖5)。

圖5和圖6分別示出了常規酸性氣體去除設備52(圖5)和酸性氣體去除設備52'(圖6)，該酸性氣體去除設備52'經過修改以提供根據示例性的一體化工藝方案的先進熱耦合布置(稍后描述)。

參見圖7和圖8，在本示例性的一體化工藝方案中，將用于從合成氣中分離出水滴的氫氣回收設備的氣體分離膜預處理罐/單元111和合成氣流加熱器H2拆除、去除或以其他方式使其不運行，完全消除了對氫氣回收設備53'中所要求的熱效能的需要(圖7-8)。氣體分離膜預處理單元111和相應的合成氣流加熱器E5位于酸性氣體去除設備反應段81中(圖6)。

參見圖9和圖10，在示例性的一體化工藝方案中，酸性水汽提設備54'在與氣化設備51'一體化時不需要任何冷卻效能。來自酸性水汽提塔117的塔底流119的路線為從酸性水汽提設備54'通向氣化設備51'的入口段并到達熱交換器E2，以加熱氧氣主流的第二分支72，然后通向來自空氣分離設備57的反應器61，此后進入生物處理設備存儲罐(未示出)。使用酸性水汽提塔117的塔頂流118來將來自酸性氣體去除設備52'的凝結液流74的溫度從約77℃升至約127℃，以使其能夠加熱進入氣化設備51'的氧氣進料的第一分支71(圖4)。

參見圖11和圖12，在示例性的一體化工藝方案中，凝結液凈化設備55'包括凝結液儲存罐121、大氣凝結液閃蒸罐112和凝結液凈化器單元123。用于加熱軟化水125并冷卻熱LPS凝結液流75的熱交換器BE2從凝結液凈化設備55中移除并位于酸性氣體去除設備52'的反應段81中(圖6)。用于冷卻通向凝結液凈化單元123的熱凝結液的水冷卻器C7也被移至酸性氣體去除設備反應段81。根據示例性的一體化工藝方案，來自凝結液凈化設備55'的53℃的冷凝結液109進入酸性氣體去除設備分離段82，而不是酸性氣體去除設備反應段81，或者除了進入酸性氣體去除設備反應段81之外還進入酸性氣體去除設備分離段82(圖6和12)。如圖12以及圖6進一步所示，冷凝結液流109分成兩個分支103、110，其中第一分支103通向重新布置于酸性氣體去除設備52'的分離段82的反應器流出物流/吸收塔進料熱交換器單元(冷卻器)BE4，而第二分支110通向增加的溶劑再生塔塔頂流熱交換器單元E8。

參見圖5和圖6，在示例性的一體化工藝方案中，酸性氣體去除設備52'(圖6)包括合成氣分離膜預處理罐111，其用于清潔經處理的合成氣流115。反應段/區域81和分離段/區域82在平面布置圖中的一個區段/區域中組合在一起(完全相鄰)，或者在可替代的構造中，它們可以至少在某種程度上物理分離。在任一構造中，反應段81通常包括：反應器85、進料-流出物熱交換器BE3、高壓蒸汽加熱器H3、重新布置的膜預處理單元111、增加的粗合成氣進料熱交換器E4、重新布置的軟化水熱交換器BE2、增加的經處理的合成氣熱交換器E5和重新布置的熱凝結液流冷卻器C7(該重新布置的熱凝結液流冷卻器C7用于在熱凝結液流75進入凝結液凈化設備55'的罐123之前將其冷卻)以及相應的液流和管和/或管道。在組合構造中，吸收器-進料熱交換器BE4、增加的熱交換器E6和任選的冷卻單元C8可以被認為是在反應段81內，而下面緊接著列出的其他部分被認為是在分離段82中。在分離構造中，分離段82通常包括：增加的熱交換器E6、熱交換器單元BE4、冷卻單元C8、酸性水分離罐95、吸收器塔單元95、重新規劃的服務冷卻器C9'、水冷卻器C10和C11、熱交換器單元BE5、軟化水罐141、閃蒸罐、酸性氣體富集收縮器94、再生塔93、用于溶劑再生塔93的新的第二再沸器E7、原始的LPS效能再沸單元H5、增加的熱交換器單元E8和酸性氣體冷卻單元12，以及相關的液流和相應的管和/或管道。

根據示例性的一體化工藝方案，來自發電設備58的熱凝結液流75在氣化設備51'中由約156℃被冷卻至約150℃，并進入酸性氣體去除設備52'(圖4)。熱凝結液流75首先在約156℃的溫度下通向氣化設備51'，以在增加的熱交換器單元E3(熱負荷為5.1MW)中將進入氣化反應器61的氧氣進料73加熱，從而加熱進入氣化反應器61的主氧氣流/集管73。然后，離開熱交換器單元E3的熱凝結液流75通向酸性氣體去除設備52'的反應段81，并通向凝結液凈化裝置55'的儲存罐121。

當熱凝結液75在約150℃的溫度下進入酸性氣體去除設備52'時，熱凝結液75首先通過增加的熱交換器E4(熱負荷為約13.7MW)，以將進入反應器85的合成氣進料101從約125℃加熱至約138℃。然后，在約133.5℃下離開熱交換器單元E4的熱凝結液流75通向熱交換器BE2(熱負荷為約30.2MW)，以將進入發電設備58的軟化水流125從約81℃加熱到約110℃。然后，在約95.5℃的溫度下離開熱交換器單元BE2的熱凝結液流75通向增加的熱交換器單元E5(熱負荷為約14.3MW)，以將進入氫氣回收裝置53'的經處理的合成氣進料115從約55℃加熱至約70℃，該經處理的合成氣進料115在被預處理單元111預處理之后由增加的熱交換器E5接收。

根據所示的構造，然后溫度為約78℃的熱凝結液流75進入水冷卻器C7，其中約24MW的剩余熱負荷被損失到環境中。在水冷卻器C7中，熱凝結液流75被冷卻到約50℃，然后被輸送到凝結液凈化設備55'的儲存罐121。根據酸性氣體去除設備52'和凝結液凈化設備55'的各自構造，可根據確定為用于控制結構響應時間的最佳位置而將水冷卻器C7設置在酸性氣體去除設備52'中或凝結液凈化設備55'中。

在示例性的一體化工藝方案中，使用合成氣進料出口流101，在BE3(熱負荷為約55.8MW)中，將酸性氣體去除設備反應器塔底出口(流出物)流102從約200℃冷卻至約145℃。在熱交換器單元BE3中將合成氣進料101從約138℃加熱到約192℃之后，合成氣進料101進入加熱效能熱交換器H3(熱負荷為約6.2MW)，在該加熱效能熱交換器H3中，使用HHP蒸汽將其進一步加熱到約200℃的所需的反應器進料溫度。使用來自酸性氣體去除設備吸收塔塔底(富溶劑)流106的分支107，在增加的熱交換器單元E6(熱負荷為約14.5MW)中將離開BE3的約145℃的反應器流出物流102進一步從約145℃冷卻至約130.7℃。

然后，反應器流出物流102進入熱交換器單元BE4(熱負荷為約68.4MW)，在該熱交換器單元BE4中，利用凝結液凈化設備55'的凝結液流109的第一分支103將反應器流出物流102從約130.7℃冷卻至約114.5℃(圖12)，然后使用水冷卻器C8(熱負荷約57MW)使其最終達到約47℃的目標溫度，然后流出物塔底流102進入吸收塔92。位于水冷卻器C8和吸收塔92之間的通路中的合成氣分離(KO)罐95收集酸性水，該酸性水是由于通過水冷卻器C8的反應器流出物流102的溫度降低而冷凝的。

在示例性的一體化工藝方案中，富溶劑流106的第二分支108通過熱交換器單元BE5(熱負荷為約137.9MW)，在該熱交換器單元BE5中，通過來自溶劑再生塔93的塔底流105將第二分支108從66℃加熱到大約125℃并通向酸性氣體富集收縮器94。溶劑再生塔93的塔底流105以約135.5℃的溫度被熱交換器單元BE5接收，同時熱交換器單元BE5通向吸收器92的塔頂部分，該塔頂部分在BE5中被冷卻至約85.5℃。溶劑再生塔93的溶劑(塔底流)105進一步通過重新規劃的服務冷卻器C9(其被熱交換器單元C9'替換或用作熱交換器單元C9'(熱負荷為約87.2MW))，在C9中，通過軟化水流125將溶劑(塔底流)105進一步冷卻至約54℃，并且然后通過急冷水冷卻器C10(熱負荷為約23.4MW)進一步冷卻至約46℃，并且通過急冷水冷卻器C11(熱負荷為約3.3MW)更進一步冷卻到約40℃。

根據該示例性構造，在熱交換器單元C9'中通過軟化水流125將塔底流105冷卻，該塔底流105的路徑穿過酸性氣體去除設備52'的分離段82，或者來自位于酸性氣體去除設備分離段82內的軟化水罐141，該軟化水罐141通向發電設備58。在示例性的一體化工藝方案中，軟化水罐141重新布置于酸性氣體去除設備52'。無論為何種構造，來自軟化水罐141的冷液流125離開該軟化水罐141/在約34℃下進入分離段82，冷液流125在熱交換器單元C9'(熱負荷為約87.25MW)中被加熱到約81℃，并將來自溶劑再生塔93的貧溶劑流105從約86℃冷卻至約54℃。然后，81℃的流125進入反應段81，以在熱交換器BE2(熱負荷為約30.2MW)中將熱凝結液75從約133.5℃冷卻至約95.5℃，并在作為鍋爐進料水進入發電設備58之前被加熱至110℃。

如上所述，在示例性的一體化工藝方案中，來自凝結液凈化設備55'(圖12)的約53℃的凝結液流109被分成兩個分支103、110。第一分支/分流103通向熱交換器單元BE4(熱負荷為約68.4MW)，該BE4被設置成將流出物流102從約130.7℃冷卻到約114.5℃，并且第二分支/分流110通向增加的熱交換器單元E8(熱負荷為約56.8MW)，其被設置成將溶劑再生塔酸性氣體塔底流142從約111℃冷卻至約61.4℃，然后使用冷卻水在C12(熱負荷為約9.5MW)中將酸性氣體142進一步冷卻至約53℃，隨后酸性氣體142離開酸性氣體去除設備52'，該酸性氣體去除設備52'通向硫回收設備56。然后，凝結液流109的這兩個分支/分流103、110匯合(合并)以形成具有約77℃的溫度的“熱”凝結液流74，其從酸性氣體去除設備52'的分離段82進入至氣化設備51'，其中合并的冷凝結液流74被用作緩沖流，其在再規劃/替代的酸性水汽提塔塔頂流熱交換器單元C4'處獲得額外的熱負荷，并被用于在熱交換器單元E1中加熱進入氣化反應器61的氧氣進料71(如上所述)。

在本示例性的一體化工藝方案中，氣化設備煙氣洗滌塔68的塔底流144的分支143以約143℃的溫度通向酸性氣體去除設備分離段82，以在增加的熱交換器E7(熱負荷為約22.6MW)中用作熱效能，該增加的熱交換器E7用作第二/第一再沸單元(再沸器)E7，以將從溶劑再生塔93的溶劑流塔板中提取的溶劑再生塔塔板流145再沸，然后分支143以約135℃的溫度回流至氣化設備51'，在氣化設備51'中，通過圍繞煙氣洗滌塔泵的冷卻器C2(圖4)將分支143進一步冷卻到約123℃的期望溫度，但是由于在增加的熱交換器單元(第二/第一再沸器)E7內的熱能交換，熱負荷從約48.8MW降低到約26.2MW。注意的是，根據本示例性工藝方案，通往煙氣驟冷塔67并由冷卻效能單元C1(36.6MW)冷卻的塔底流144的另一分支146的通路構造保持不變。

增加的熱交換器單元E7利用氣化設備煙氣洗滌塔68的塔底流144的分支143的熱能，并用作第二/第一再沸器單元(再沸器)E7(熱負荷為約22.6MW)，以將從溶劑再生塔93的溶劑流塔板中提取的溶劑再生塔塔板流145從約123℃的溫度再沸至約136℃的返回溫度。第二/第一再沸器單元(再沸器)E7有利地與第一/第二再沸器H5聯合工作，該第一/第二再沸器H5利用通常來自熱蒸汽效能的LPS熱量，從而將第一/第二塔板流從123℃的溫度沸騰至約136℃的溫度，該第一/第二再沸器H5的熱負荷為約186.4MW，該熱負荷為約209MW減去由(例如)第二/第一再沸器E7在相同的塔板水平處提供的約22.6MW的熱負荷。注意的是，根據示例性構造，已經將內部塔板設計進行了修改，以使溶劑再生塔93的塔部分的壓降最小化。此外，溶劑再生塔93的底部的運行壓力任選地設定在約1.2巴和1.5巴之間。

在本示例性的一體化工藝方案中，氣化設備煙氣洗滌塔68的塔底流144的分支143以約143℃的溫度通向酸性氣體去除設備分離段82，以在增加的熱交換器E7(熱負荷為約22.6MW)中用作熱效能，該增加的熱交換器E7用作第二/第一再沸單元(再沸器)E7，以將從溶劑再生塔93的溶劑流塔板中提取的溶劑再生塔塔板流145再沸，然后分支143以約135℃的溫度回流至氣化設備51'，在氣化設備51'中，通過圍繞煙氣洗滌塔泵的冷卻器C2(圖4)將分支143進一步冷卻到約123℃的期望溫度，但是由于在增加的熱交換器單元(第二/第一再沸器)E7內的熱能交換，熱負荷從約48.8MW降低到約26.2MW。注意的是，根據本示例性工藝方案，通往煙氣驟冷塔67并由冷卻效能單元C1(36.6MW)冷卻的塔底流144的另一分支146的通路構造保持不變。

增加的熱交換器單元E7利用氣化設備煙氣洗滌塔68的塔底流144的分支143的熱能，并用作第二/第一再沸器單元(再沸器)E7(熱負荷為約22.6MW)，以將從溶劑再生塔93的溶劑流塔板中提取的溶劑再生塔塔板流145從約123℃的溫度再沸至約136℃的返回溫度。第二/第一再沸器單元(再沸器)E7有利地與第一/第二再沸器H5聯合工作，該第一/第二再沸器H5利用通常來自熱蒸汽效能的LPS熱量，從而將第一/第二塔板流從123℃的溫度沸騰至約136℃的溫度，該第一/第二再沸器H5的熱負荷為約186.4MW，該熱負荷為約209MW減去由(例如)第二/第一再沸器E7在相同的塔板水平處提供的約22.6MW的熱負荷。注意的是，根據示例性構造，已經將內部塔板設計進行了修改，以使溶劑再生塔93的塔部分的壓降最小化。此外，溶劑再生塔93的底部的運行壓力任選地設定在約1.2巴和1.5巴之間。

圖13-24提供了包括示例性能量管理系統的裝置的實施方案的示意性實例，其中所述示例性能量管理系統采用了各種先進的高能效工藝方案，這些工藝方案可以獨立地進行調整，但是預期這樣會使能量消耗和基于能量的GHG排放的降低程度小于具有圖4、6、8、10和12中示出的各種構造的上述更充分一體化的方案。可以由示例性的更充分一體化的工藝方案產生許多具有不同構造的一體化水平更低的工藝方案。

采用高能效酸性氣體去除設備相關的工藝方案以及相關方法的基于氣化的高能效多聯產裝置

圖13-24提供了多聯產裝置的實施方案的示例性實例，所述裝置包括示例性酸性氣體去除系統能量管理系統，其采用了一體化的酸性氣體去除設備相關的先進工藝方案、結構與相關使用方法。

圖23中詳細示出的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#1能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置有利地節約大約13％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，該示例性的一體化工藝方案能夠使酸性氣體去除設備的加熱效能消耗節約大約5.6％，并且根據稍后討論的示例性構造，能夠使氣化設備的加熱效能消耗減少65％。

在該示例性工藝方案中，酸性氣體去除設備652包括增加的熱交換器單元E10(或如果重新規劃的話，則為熱交換器單元BE2)、增加的熱交換器單元E4以及熱凝結液流冷卻器C7，該熱凝結液流冷卻器C7用來冷卻熱凝結液流75，之后熱凝結液流75進入凝結液凈化設備罐121。另外，該示例性的基于酸性氣體去除設備的工藝方案考慮了氣化設備相關的工藝方案#4(參見圖19)和/或氣化設備工藝方案的一體化水平最高的版本(參見圖4)。

具體而言，根據示例性構造，熱凝結液流75通向氣化設備451，首先通向增加的熱交換器單元E3(熱負荷為5.1MW)，從而加熱進入氣化反應器61的主氧氣流/集管73，之后該主氧氣流/集管73進入酸性氣體去除設備反應段81，以在增加的熱交換器單元E4(熱負荷為13.7MW)中加熱進入反應器85的合成氣流101，然后在熱交換器單元E10(熱負荷為30.2MW)中加熱軟化水流125，之后在水冷卻器C7(熱負荷為38.3MW)中冷卻該軟化水流125。

在該示例性一體化工藝方案中，約156℃的熱凝結液流75首先通向氣化設備451，以加熱進入氣化反應器61的氧氣進料73，然后在150℃下，再次通向酸性氣體去除設備反應段81，從而在增加的熱交換器單元E4中將進入酸性氣體去除設備反應器85的合成氣進料101從125℃加熱至138℃。然后，從熱交換器單元E4中出來的熱凝結液流在133.5℃下通向增加的熱交換器單元E10，以將軟化水流125從81℃加熱至110℃。然后該熱凝結液流75冷卻至95.5℃并通向水冷卻器C7，然后50℃的熱凝結液流75通向凝結液凈化設備儲存罐。

在該示例性一體化工藝方案中，34℃的軟化水罐141位于酸性氣體去除設備652處，并且冷液流進入酸性氣體去除設備分離段82，首先通過在服務冷卻器單元C9'(熱負荷為87.25MW)中將分離段82的貧溶劑105(約86℃)冷卻至54℃，從而將冷液流加熱至81℃，然后進入酸性氣體去除設備反應段81，從而在熱交換器單元E10(熱負荷為30.2MW)中將133.5℃的熱凝結流75冷卻至95.5℃，然后進入110℃的發電設備58作為鍋爐進料水。

圖14中詳細示出的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#2能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置節約大約4.87％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，該工藝方案能夠使酸性氣體去除設備的加熱效能消耗節約大約6％。

在該示例性一體化工藝方案中，酸性氣體去除設備752的反應段81和分離段82位于在同一工藝區域中相鄰的設施的平面布置圖中。根據高能效工藝方案#7的示例性實施方案，來自凝結液凈化設備55的53℃的凝結液流109被分成兩個分支103、110。第一分支/分流103通向BE4(熱負荷為68.4MW)，從而在酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102通過增加的熱交換器E6(熱負荷為14.5MW)以將其溫度從145℃降低至130.7℃之后，將酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102從130.7℃冷卻至114.5℃。第二分支/分流110通向增加的熱交換器單元E8(熱負荷為56.8MW)，從而將酸性氣體142從111℃冷卻至61.4℃，然后在冷卻單元C12(熱負荷為9.5MW)中使用冷卻水將酸性氣體142進一步冷卻至53℃，然后將酸性氣體142送至硫回收設備56。然后凝結液流109的這兩個分支/分流103、110被匯合為約77℃的流74，以進入至發電設備58。

在該示例性一體化工藝方案中，圖14中詳細示出的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#2能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置節約大約4.87％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，該工藝方案能夠使酸性氣體去除設備的加熱效能消耗節約大約6％。在該示例性一體化工藝方案中，出于某種原因，酸性氣體去除設備反應段81和分離段82不位于設施/裝置的平面布置圖中和/或不在同一工藝區域中。在這種情況下，熱交換器單元E6和BE4位于分離段82中而不位于反應段81中。

圖15中詳細示出的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#3能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置節約大約4.87％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，與酸性氣體去除設備相關的工藝方案#2一樣，該工藝方案能夠使酸性氣體去除設備的加熱效能消耗節約大約6％。在該示例性一體化工藝方案中，來自凝結液凈化設備55的53℃的凝結液流109被分成兩個分支103、110，其中第一分支/分流110通向熱交換器單元BE4(熱負荷為68.4MW)，從而在酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102通過增加的熱交換器E6(熱負荷為14.5MW)以將其溫度從145℃降低至130.7℃之后，將酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102從130.7℃冷卻至114.5℃。第二分支/分流110通向增加的熱交換器單元E8(熱負荷為56.8MW)，從而將酸性氣體142從111℃冷卻至61.4℃，然后在冷卻單元C12(熱負荷為9.5MW)中使用冷卻水將酸性氣體142進一步冷卻至53℃，然后將酸性氣體142送至硫回收設備56。凝結液流109的這兩個分支/分流103、110然后匯合，以在77℃下進入發電設備58或氣化設備51'、251、451。

圖16中詳細示出的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#4能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置節約大約12.3％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，該工藝方案能夠使氣化設備51中的加熱效能節約大約65％(參見圖3)，并且使酸性氣體去除設備52的加熱效能節約4.4％(參見圖5)。該示例性一體化工藝方案能夠與氣化設備相關的工藝方案#4一起使用。

在該示例性一體化工藝方案中，熱凝結液流75首先通向氣化設備熱交換器單元E3(熱負荷為5.1MW)，從而加熱進入氣化反應器61的主氧氣流/集管73，之后該主氧氣流/集管73進入酸性氣體去除設備952的分離段82，從而將溶劑再生塔塔板液流145從131℃加熱至139℃。熱凝結液流75首先通向約156℃的氣化設備451，從而在增加的熱交換器單元E3中，加熱進入氣化反應器61的氧氣進料73的至少一部分，并且其再通向150℃的酸性氣體去除設備分離段82。在增加的熱交換器E7(熱負荷為10.7MW)中將流75冷卻。來自增加的熱交換器E7的熱凝結液流出口溫度為137℃。然后該熱凝結液流通向凝結液凈化設備55'，從而在水加熱器熱交換器BE2(熱負荷為33.2MW)中加熱軟化水，然后熱凝結液流在水冷卻器C7(熱負荷為38.3MW)中被冷卻至50℃。

圖17和18中詳細示出的基本上相同的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#5和#6，它們能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置節約大約17％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，這些酸性氣體去除設備相關的工藝方案能夠使氣化設備451中的加熱效能節約大約65％(參見圖19)，并且使酸性氣體去除設備52的加熱效能節約10.4％(參見圖5)。注意，根據一個或多個示例性實施方案，這些工藝方案中的任一個或兩個工藝方案能夠容易地與基于氣化設備的工藝方案#4組合(參見圖19)，以提供額外的總能量節省，并且額外的導管和/或熱交換器單元能夠容易地并入基于酸性氣體去除設備的工藝方案#3和/或#4(參見圖15、16)，以改造這些來自設備(852、952)的酸性氣體。

在這兩個相關的示例性方案的第一個方案中，如圖17所示，反應段/區域81和分離段/區域82在平面布置圖中的一個區段/區域中組合在一起(完全相鄰)；并且在第二個方案中，如圖18所示，反應段/區域81和分離段/區域82分離為：包括反應器85、進料-流出物熱交換器BE3和蒸汽加熱器H3的反應段81、和包括熱交換器單元E6、BE4的分離段82。

在這兩個工藝方案#5和#6中，來自凝結液凈化設備55'的53℃的凝結液流109被分成兩個分支103、110。第一分支/分流103通向熱交換器單元BE4(熱負荷為68.4MW)，從而在酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102通過增加的熱交換器E6(熱負荷為14.5MW)以將其溫度從145℃降低至130.7℃之后，將酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102從130.7℃冷卻至114.5℃。第二分支/分流110通向增加的熱交換器單元E8(熱負荷為56.8MW)，從而將酸性氣體142從111℃冷卻至61.4℃，然后在C12(熱負荷為9.5MW)中使用冷卻水將酸性氣體142進一步冷卻至53℃，然后將酸性氣體142送至硫回收設備56。然后，凝結液流109的這兩個分支/分流103、110匯合，以在77℃下進入氣化設備51'、251、451。

根據示例性構造，這些酸性氣體去除設備相關的工藝方案#5和/或#6可以并入或被并入基于氣化設備的工藝方案#4中。根據該構造，熱凝結液流75首先通向氣化設備熱交換器E3(熱負荷為5.1MW)，從而加熱進入氣化反應器61的主氧氣流/集管73，之后該主氧氣流/集管73在150℃下進入酸性氣體去除設備分離段82，從而將溶劑再生塔93富(塔板)液流從131℃加熱至139℃。流75在增加的熱交換器E7(熱負荷為10.7MW)中被冷卻。來自增加的熱交換器E7的熱凝結液流出口溫度為137℃。然后該熱凝結液流通向凝結液凈化設備55，從而在熱交換器BE2(熱負荷為33.2MW)中加熱軟化水，然后該流75在水冷卻器C7(熱負荷為38.3MW)中被冷卻至50℃。

圖19和20中詳細示出的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#7和#8是基本上相同的，但是方案#12認為酸性氣體去除設備1252的反應段81和分離段82在同一區域中并且/或者是相鄰的，而方案13認為該反應段81和分離段82不是相鄰的。這些高能效酸性氣體去除設備相關的工藝方案能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置節約大約18％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，這些酸性氣體去除設備相關的工藝方案能夠使氣化設備251(參見圖15)和/或451(參見圖19)中的加熱效能節約大約65％，并且使酸性氣體去除設備52(參見圖5)的加熱效能節約11.6％。

具體而言，在第一個方案中，如圖19所示，反應段/區域81和分離段/區域82在平面布置圖中的一個區段/區域中組合在一起(完全相鄰)。在第二個方案中，如圖20所示，反應段/區域81和分離段/區域82分離，使得反應段81包括反應器85、進料-流出物熱交換器BE3、水加熱器熱交換器BE2、增加的熱交換器單元E4、和進入凝結液凈化設備罐之前的熱凝結液流冷卻器C7，當然還有蒸汽加熱器H3。

酸性氣體去除設備分離段82包括冷卻單元C8、增加的熱交換器E4(熱負荷為14.5MW)，該熱交換器E4使用酸性氣體去除塔底流/富溶劑流106的分支107來冷卻酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102。該分離段82還包括服務冷卻器單元C9'(熱負荷為87.2MW)以及接收冷凝結液流110的增加的酸性氣體熱交換器E8(熱負荷為56.8MW)。

來自凝結液凈化設備55'的53℃的凝結液流109被分成兩個分支103、110。第一分支/分流103通向熱交換器單元BE4(熱負荷為68.4MW)，從而在增加的熱交換器E6將酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102從130.7℃冷卻至114.5℃之后，將酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102冷卻，并且第二分支/分流110通向增加的熱交換器單元E8(熱負荷為56.8MW)，從而將酸性氣體142從111℃冷卻至61.4℃，然后在C12(熱負荷為9.5MW)中使用冷卻水將酸性氣體142進一步冷卻至53℃，然后將酸性氣體142送至硫回收設備56中。然后，將凝結液流109的這兩個分支/分流103、110匯合，以在77℃下進入氣化設備51'、251、451。

約156℃的熱凝結液流75首先通向氣化設備熱交換器單元E3(熱負荷為5.1MW)，從而加熱進入氣化反應器61的主氧氣流/集管73，之后該主氧氣流/集管73在約150℃下進入酸性氣體去除設備反應段81，從而在增加的熱交換器E4(熱負荷為13.7MW)中將進入反應器85的合成氣流101從125℃加熱至138℃。然后，來自熱交換器E4的133.5℃的熱凝結液75通向增加的熱交換器單元BE2(或E10)(熱負荷為30.2MW)，從而將軟化水125從81℃加熱至110℃。熱凝結液流75的由95.5℃至50℃的剩余熱負荷在水冷卻器C7(熱負荷為38.3MW)中損失，然后流75通向凝結液凈化設備儲存罐121。

在這些示例性的酸性氣體去除設備相關的工藝方案中，34℃的軟化水罐141優選位于酸性氣體去除設備1252、1352處或與其相鄰，并且冷液流125進入酸性氣體去除設備分離段82，并且首先在服務冷卻器單元C9'(熱負荷為87.25MW)中通過將分離段82的貧溶劑105(約86℃)冷卻至54℃從而使冷液流125被加熱至81℃，然后進入至酸性氣體去除設備反應段81，從而在水加熱器熱交換器BE2(熱負荷為30.2MW)中將133.5℃的熱凝結流75冷卻至95.5℃，然后在110℃下作為鍋爐進料水進入發電設備58。

在熱交換器單元BE3中，使用138℃的增加的熱交換器單元E4的合成氣進料出口流101從而將酸性氣體去除設備反應器流出物102從200℃冷卻至145℃。在H3(熱負荷為6.2MW)中，通過使用HHP蒸汽，將已在熱交換器單元BE3中被加熱并以192℃離開熱交換器單元BE3的合成氣進料101再次加熱至其所需的反應器進料溫度200℃。使用來自富溶劑流106的分支107，在增加的熱交換器E6中將以145℃離開熱交換器單元E3的反應器流出物流102再次由145℃冷卻至130.7℃，并且在熱交換器BE4中通過使用凝結液流將反應器流出物流102由130.7℃冷卻至114.5℃，然后使用水冷卻器C8使其最終到達其目標溫度47℃。

圖21和22中詳細示出的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#9和#10能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置有益地節約大約23％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，這些酸性氣體去除設備相關的工藝方案能夠使氣化設備251(參見圖15)和/或451(參見圖19)中的加熱效能節約大約65％，使酸性氣體去除設備52(參見圖5)的加熱效能節約11.6％，并且使氫氣回收設備53(參見圖7)的加熱效能節約100％，這是通過由熱交換器單元E5提供給合成氣的熱能實現的。另外，這些高能效構造基本上是相同的，不同之處在于：酸性氣體去除設備工藝方案#9認為酸性氣體去除設備1452、1552的反應段81和分離段82在同一區域中并且/或者是相鄰的，而酸性氣體去除設備相關的工藝方案#10認為所述反應段81和分離段82不相鄰。

在圖21中示出的這些工藝方案中的第一個工藝方案中，酸性氣體去除設備1452包括用于清潔合成氣115中的水滴的合成氣分離膜預處理罐111。反應段/區域81和分離段/區域82在平面布置圖中的一個區段/區域中組合在一起(完全相鄰)。在圖22中示出的這些工藝方案的第二個工藝方案中，能夠將反應段81和分離段82分離，使得反應段81包括反應器85、進料-流出物熱交換器BE3、膜預處理單元111、水加熱器熱交換器BE2、增加的熱交換器單元E4、重新規劃的BE2(或者如果不被重新定位，則為增加的熱交換器單元E10)和進入凝結液凈化設備罐之前的熱凝結液流冷卻器C7，當然還有蒸汽加熱器H3。

在這兩個示例性的一體化工藝方案中，在E5中，通過使用離開水加熱器熱交換器BE2(熱負荷為30.5MW，用于加熱軟化水)的熱凝結液流將進入氫氣回收設備氣體分離膜單元112的合成氣115從55℃加熱至70℃。酸性氣體去除設備分離段82包括冷卻單元C8和熱交換器BE4，增加的熱交換器E6(熱負荷為14.5MW)，其使用酸性氣體去除塔底流/富溶劑流106的分支107，從而冷卻酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102。酸性氣體去除設備分離段82還包括服務冷卻器C9'(熱負荷為87.2MW)和熱交換器E8(熱負荷為56.8MW)。

來自凝結液凈化設備55'的53℃的凝結液流109被分成兩個分支103、110。在增加的熱交換器E6將酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102從130.7℃冷卻至114.5℃之后，第一分支/分流103通向熱交換器單元BE4(熱負荷為68.4MW)，從而冷卻酸性氣體去除設備反應器出口(塔底)流102，并且第二分支/分流110通向增加的熱交換器單元E8(熱負荷為56.8MW)，從而將酸性氣體142從111℃冷卻至61.4℃，然后在C12(熱負荷為9.5MW)中使用冷卻水將酸性氣體142進一步冷卻至53℃，然后將酸性氣體142送至硫回收設備56中。然后，將凝結液流109的這兩個分支/分流103、110匯合，以在77℃下進入氣化設備51'。

在這些示例性的工藝方案中，溫度為約156℃的熱凝結液流75首先通向氣化設備熱交換器E3(熱負荷為5.1MW)，從而加熱進入氣化反應器61的主氧氣流/集管73，之后該主氧氣流/集管73在約150℃的溫度下進入酸性氣體去除設備反應段81，從而在增加的熱交換器單元E4(熱負荷為13.7MW)中將進入反應器85的合成氣流101從125℃加熱至138℃。然后，來自熱交換器E4的133.5℃的熱凝結液75通向水加熱器熱交換器BE2(熱負荷為30.2MW)，從而將軟化水125從81℃加熱至110℃。然后，熱凝結液流75冷卻至95.5℃，并且通向熱交換器單元E5(熱負荷為14.3MW)以將經過了預處理的合成氣由55℃加熱至70℃。熱凝結液流的由78℃至50℃的剩余熱負荷在水冷卻器C7(熱負荷為24MW)中損失，然后熱凝結液流通向凝結液凈化設備儲存罐。

在這些示例性的工藝方案中，34℃的軟化水罐位于酸性氣體去除設備1452、1552處或與其相鄰，并且冷液流125進入酸性氣體去除設備分離段82，并且首先在服務冷卻器單元C9'(熱負荷為87.25MW)中通過將分離段82的貧溶劑105(約86℃)冷卻至54℃從而使冷液流125被加熱至81℃，然后進入至酸性氣體去除設備反應段81，從而在水加熱器熱交換器BE2(熱負荷為30.2MW)中將133.5℃的熱凝結流75冷卻至95.5℃，然后在110℃下作為鍋爐進料水進入發電設備58。

另外，在這些示例性的工藝方案中，在熱交換器單元BE3中，使用138℃的增加的熱交換器單元E4的合成氣進料出口流101從而將酸性氣體去除設備反應器流出物102從200℃冷卻至145℃。在H3(熱負荷為6.2MW)中，通過使用HHP蒸汽，將已在熱交換器單元BE3中被加熱并以192℃離開熱交換器單元BE3的合成氣進料101再次加熱至其所需的反應器進料溫度200℃。使用來自富溶劑流106的分支107，在增加的熱交換器E6中將以145℃離開熱交換器單元E3的反應器流出物流102再次由145℃冷卻至130.7℃，并且在熱交換器BE4中通過使用凝結液流將反應器流出物流102由130.7℃冷卻至114.5℃，然后使用水冷卻器C8使其最終到達其目標溫度47℃。

圖23中詳細示出的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#11能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置節約大約12.5％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，該工藝方案能夠使酸性氣體去除設備的熱效能消耗節約大約15％。在該示例性的一體化工藝方案中，酸性氣體去除設備1652的反應段/區域81和分離段/區域82在平面布置圖中的一個區段/區域中組合在一起(完全相鄰)，或在其他實施方案中，能夠將它們分離，使得反應段81包括反應器85和進料-流出物熱交換器BE3，并且分離段82包括冷卻單元C8、BE4、增加的熱交換器E6、增加的第二溶劑再生塔再沸器熱交換器E7、以及增加的酸性氣體熱交換器E8。

根據示例性的構造，在熱交換器單元BE3中，使用125℃的合成氣進料從而將酸性氣體去除設備反應器流出物102從200℃冷卻至145℃。在H3(熱負荷為19.9MW)中，通過使用HHP蒸汽，將已在熱交換器單元BE3中被加熱并以180℃離開熱交換器單元BE3的合成氣進料101再次加熱至其所需的反應器進料溫度200℃。使用酸性氣體去除塔底流/富溶劑流106的分支107，在增加的熱交換器E6(熱負荷為14.5MW)中將以145℃離開熱交換器單元E3的反應器流出物流102由145℃冷卻至130.7℃。

來自凝結液凈化設備55的53℃的凝結液流109被分成兩個分支103、110。第一分支/分流103通向熱交換器單元BE4(熱負荷為68.4MW)，從而將反應器流出物流102從130.7℃進一步冷卻至114.5℃，然后使用水冷卻器C8(熱負荷為57MW)而使反應器流出物流102最終達到其目標溫度47℃。凝結液流109的第二分支/分流110通向增加的熱交換器單元E8(熱負荷為56.8MW)，從而將酸性氣體142從111℃冷卻至61.4℃，然后在C12(熱負荷為9.5MW)中使用冷卻水將酸性氣體142進一步冷卻至53℃，然后將酸性氣體142送至硫回收設備56中。然后，將凝結液流109的這兩個分支/分流103、110匯合，以在77℃下進入氣化設備51'。

根據示例性的構造，增加的第二溶劑再生塔再沸器E7(熱負荷為22.6MW)使用來自氣化設備51、51'的143℃的煙氣洗滌塔塔底流143作為加熱效能，然后煙氣洗滌塔塔底流143以135℃的溫度返回至氣化設備51、51'，并通過煙氣洗滌塔塔底水冷卻器C1冷卻至期望溫度49℃，并且在冷卻器C2周圍的煙氣洗滌塔泵中平行冷卻至123℃。另外地或可替代地，能夠將溶劑再生塔塔底的運行壓力設定為在1.2巴至1.5巴之間運行，由溶劑再生塔93的溶劑塔板中提取出的用于加熱的溶劑流塔板流為約128℃，并且返回溫度為約136℃。根據示例性的構造，內部塔板設計使塔的壓降最小化。

圖24中詳細示出的高能效“酸性氣體去除設備相關的”工藝方案#12能夠使碳基原料氣化多聯產設施/裝置節約大約17％的加熱效能消耗和GHG排放。另外，該工藝方案能夠使酸性氣體去除設備的加熱效能消耗節約大約21％。在該示例性的一體化工藝方案中，酸性氣體去除設備1752的反應段/區域81和分離段/區域82在平面布置圖中的一個區段/區域中組合在一起(完全相鄰)，或在其他實施方案中，能夠將它們分離，使得反應段81包括反應器85、進料-流出物熱交換器BE3以及增加的熱交換器單元E4；并且分離段82包括冷卻單元C8、BE4、增加的熱交換器E6、增加的第二溶劑再生塔再沸器熱交換器E7、以及增加的酸性氣體熱交換器E8。

根據示例性的構造，156℃的熱凝結液流75通向酸性氣體去除設備反應段81，從而在增加的熱交換器單元E4'(熱負荷為13.7MW)中將進入反應器85的合成氣流101從125℃加熱至138℃。然后從熱交換器E4'中流出的139.5℃的熱凝結液流通向E2，以加熱軟化水加熱器BE2，然后該熱凝結液流通向凝結液凈化設備儲存罐121。

在熱交換器單元BE3中，使用125℃的合成氣進料將酸性氣體去除設備反應器流出物102從200℃冷卻至145℃。在熱交換器單元BE3中被加熱的合成氣進料101在180℃下離開熱交換器單元BE3，并且在H3(熱負荷為19.9MW)中，通過使用HHP蒸汽再次將合成氣進料101加熱至其所需的反應器進料溫度200℃。在增加的熱交換器E6(熱負荷為14.5MW)中，使用酸性氣體去除塔底流/富溶劑流106的分支107將以145℃離開熱交換器單元BE3的反應器流出的液流102從145℃冷卻至130.7℃。

來自凝結液凈化設備55的53℃的凝結液流109被分成兩個分支103、110。第一分支/分流103通向熱交換器單元BE4(熱負荷為68.4MW)，從而將反應器流出的液流102從130.7℃進一步冷卻至114.5℃，然后使用水冷卻器C8(熱負荷為57MW)使反應器流出的液流102最終達到其目標溫度47℃。凝結液流109的第二分支/分流110通向增加的熱交換器單元E8(熱負荷為56.8MW)，從而將酸性氣體142從111℃冷卻至61.4℃，然后在C12(熱負荷為9.5MW)中使用冷卻水將酸性氣體142進一步冷卻至53℃，然后將酸性氣體142送至硫回收設備56中。然后，將凝結液流109的這兩個分支/分流103、110匯合，以在77℃下進入氣化設備51'。

根據該示例性的構造，增加的第二溶劑再生塔再沸器E7(熱負荷為22.6MW)使用來自氣化設備51、51'的143℃的煙氣洗滌塔塔底流143作為加熱效能，然后該煙氣洗滌塔塔底流143在135℃下返回至氣化設備51、51'中，用于通過煙氣洗滌塔塔底水冷卻器C1冷卻至期望溫度49℃，并且在冷卻器C2周圍的煙氣洗滌塔泵中平行冷卻至123℃。

另外地或可替代地，能夠將溶劑再生塔塔底的運行壓力設定為在1.2巴至1.5巴之間運行，由溶劑再生塔93的溶劑塔板中提取出的用于加熱的溶劑流塔板流為約128℃，并且返回溫度為約136℃。根據示例性的構造，內部塔板設計使塔的壓降最小化。

本發明已經具體參考示出的實施方案進行了相當詳細地描述。然而，顯而易見的是，可以在如前述說明書中所描述的本發明的精神和范圍內進行各種修改和改變。另外，雖然已經采用了特定術語，但是這些術語僅用于描述性的意義，而不是為了限制的目的。例如，當描述來自凝結液凈化設備或設施的經過凈化的冷凝結液流被分成兩個流時，應當理解的是，盡管以單數含義示出，但是附圖中所示的許多部分可以并且通常以多個這種部分的“系列”來提供，而不是單個部分，因此可以以凝結液流的第一和第二分支的組提供。另一個例子包括來自空氣分離設備并進入氣化反應器的氧氣進料。反應器可以包括一系列這樣的氣化反應器，每個氣化反應器都接收氧氣進料，并且在“氧氣進料”被分流，并且來自酸性水汽提塔(或一系列汽提塔)的塔頂流或塔底廢水流(或多個流)為氧氣進料的分流部分提供單獨的加熱負荷的情況下，這種分流部分可以各自包括成組的分流部分，該分流部分或接收酸性水汽提塔的分開的塔頂流和塔底流、或者接收來自一系列汽提塔的分開的塔頂流和塔底流、或其組合。另一例子包括使用用于描述蒸汽-熱水系統的短語“調溫水流”、“調溫水系統”和“調溫水回路”，“調溫水”并不意味著與冷卻水混合以“調溫”調溫水流的溫度，但也不排除這種情況。另外，由于各種熱交換器之一中的交換熱，“調溫水”并不意味著液態水，或者不排除流經“調溫水系統(回路)”的蒸汽。另外，雖然可以在單一一組部分、部分組、工藝流和/或工藝流的組之間示出了“調溫水回路”，但是該回路可以或可以不與其他部分和/或工藝流界面連接。

另外，如上所述，盡管示出了具體的溫度、熱交換器單元的熱負荷、相應的冷流的冷卻負荷、加熱單元的加熱負荷和/或單元的冷卻負荷，但是本領域普通技術人員會認識到各種具體的溫度、熱交換器單元的熱負荷、相應的冷流的冷卻負荷、加熱單元的加熱負荷和/或單元的冷卻負荷在一定的操作窗口內運行；并且這些快照值和操作窗口與相應的壓力、液流流速、熱容量流速或其他存儲的熱能屬性相關。

此外，通過示例性示意圖描述了示出的裝置/場地、設施、設備、區段、系統和/或工藝方案的一個或多個具體實施方案。為了提供這些方案/實施方案的更簡明的描述，并未在附圖中示出和/或在說明書中描述實際實施的所有特征。應當理解，在任何這樣的實際實施的開發中，必須做出具體的決定以實現開發者的具體目標，諸如符合與系統相關的限制、與業務相關的限制、與操作和控制相關的限制、以及裝置/場地相關的限制，這些限制在每種實施中均可能會不同。此外，應當注意，這樣的開發工作可能是復雜且耗時的，但是盡管如此，對于受益于本公開文件的普通技術人員，這樣的設計、制作、制造和控制的進行不需要過度的實驗。

本申請要求Noureldin于2014年6月28日提交的標題為“Energy Efficient Gasification Based Multi Generation Apparatus Employing Advanced Process Schemes and Related Methods(采用先進的工藝方案和相關方法的基于氣化的高能效多聯產裝置)”的美國臨時專利申請序列號No.62/018,604的優先權和權益，該美國臨時專利申請與Noureldin于2011年5月2日提交的標題為“Energy-Efficient and Environmentally Advanced Configurations for Naptha Hydrotreating Process(用于石腦油加氫處理工藝的高能效且環保的先進構造)”的美國專利申請序列號No.13/099,144相關，其全部內容通過引用并入本文。本申請還與以下專利相關：由Noureldin于本申請的同一天(2015年4月21日)提交的標題為“Energy Efficient Gasification Based Multi Generation Apparatus Employing Advanced Process Schemes and Related Methods(采用先進工藝方案和相關方法的基于氣化的高能效多聯產裝置)”的美國專利申請序列號No.14/692,633；由Noureldin于本申請的同一天(2015年4月21日)提交的標題為“Energy Efficient Gasification-Based Multi Generation Apparatus Employing Energy Efficient Gasification Plant-Directed Process Schemes and Related Methods(采用涉及氣化設備的高能效工藝方案和相關方法的基于氣化的高能效多聯產裝置)”的美國專利申請序列號No.14/692,657；以及由Noureldin于本申請的同一天(2015年4月21日)提交的標題為“Energy Efficient Apparatus Employing Energy Efficient Process Schemes Providing Enhanced Integration of Gasification-Based Multi-Generation and Hydrocarbon Refining Facilities and Related Methods(采用了提供基于氣化的多聯產和烴精煉設施的增強一體化以及相關方法的高能效裝置)”的美國專利申請序列號No.14/692,673，所有這些專利的全部內容均通過引用并入本文。