採用提供基於氣化多聯產和烴精煉設施的增強一體化高效工藝方案及相關方法的高能效裝置與流程

2023-08-06 16:41:26 1

本發明總體上涉及節能和溫室氣體減少，並且涉及基於氣化的多聯產裝置，該多聯產裝置採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於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：

對於以下產業來說，用於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；以及用於發電、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，並且其本身是燃料。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。

氣化的優點在於，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，其可用於生產甲醇和氫氣，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(髒的)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、以及甲醇和氨製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餘物轉化為合成氣的有效手段。合成氣被用於產生電力、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，並且仍然是豐富、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，該燃料用於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要求採用任何剩餘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乾淨的合成氣(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，並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。在那段時間裡，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於照明和烹飪的家用煤氣，隨後家用煤氣被電和天然氣替代。雖然它也已經用於鼓風爐，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℃下發生脫水或乾燥過程。通常，所得蒸汽混合到氣流中，並且如果溫度足夠高，則可參與隨後的化學反應，特別是水煤氣反應。在約200-300℃下發生裂解(或脫揮發)過程。釋放揮發物並產生炭，導致煤的重量損失高達70％。該過程取決於碳質材料的性質，並且決定了炭的結構和組成，該炭隨後進行氣化反應。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，其為隨後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餘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。在更複雜的反應器中，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於商業用途。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。灰分或在乾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並且優選不結塊，使得其將形成可滲透床，儘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，需要藉助於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，並且當氣體被迫通過該床時，大多數複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，並且將大部分熱量轉移到在床的頂部增加的氣化劑中，獲得了逆流型水平的能量效率。由於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。灰分被乾燥去除或作為去流化的重質燒結塊。在幹灰氣化器中，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，並且適用於較高等級的煤。燃料生產量高於固定床，但不如夾帶流氣化器高。由於碳質材料的洗提，轉化效率可能相當低。固體的回收或隨後的燃燒可用於增加轉化率。對於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)將乾粉狀固體、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雲(dense cloud)中發生。大多數類型的煤適合於這種類型的氣化器，這是因為操作溫度高並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，氧氣需求高於其他類型的氣化器。由於操作溫度遠高於灰分熔化溫度，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幹飛灰或「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，而是用於氣化的氧氣的生產。

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。無機殘餘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、汙水汙泥、柳枝稷、丟棄的玉米種子、玉米秸稈、以及其他作物殘餘物。

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後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並且更有效。甚至可使用燃料電池，但是這些對於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。

合成氣不僅可用於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於功率等級的更大控制，導致更高效且更清潔的操作。合成氣還可用於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於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，氣化也用於電力、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示範設備自20世紀70年代初開始運行，並且在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，並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，並且通常用於小型商業和建築應用中。

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於(例如)驅動用於灌溉的水泵或者用於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，如果合成氣足夠乾淨，則其可用於燃氣發動機、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淨電力生產較低或者是負的，並且成本可能更高。

不管最終的燃料形式如何，氣化本身和隨後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，並且可間接地導致CO2排放；並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。儘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，並且可用於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、凝結液淨化設備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，在用於動力、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」的這些氣態產物隨後在發電設備塊中用作燃料，並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之後，其在節能器(economizer)BE1中相對於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並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，並且其處理由上遊的氣化單元或設備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。每個系列均具有位於反應段81中並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、以及位於分離段82中並且通常包括(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，並且可引起下遊的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，或者形成於HCN/COS水解單元83中。合成氣在酸性氣體去除設備52中被處理後，其被傳送到氫氣回收設備53用於高純氫氣的生產，或者其被傳送到發電設備58用於蒸汽生產和發電。

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，並且反應器流出物102通過凝結液反應器流出物熱交換器(condensate-reactor effluent heat exchanger)BE4中的經過冷淨化的凝結液流(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收集由於雜質水解反應器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於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於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並未最佳地得以解決。

氫氣回收設備：在用於生產動力、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。然後將進料在(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)，並且其在這樣的壓力下可獲得，該壓力等於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的下遊，該透過物首先被冷卻，並且使其在透過物分離罐(未示出)中不含液體。然後，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的下遊，氣體首先在水冷卻器C3中冷卻，然後在急冷水冷卻器(未示出)中冷卻。然後使離開透過物壓縮機並經過冷卻器(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後進入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，並且其可在最終用戶(例如煉油廠)所需的壓力下獲得。

關於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後，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，然後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並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鹼溶液(NaOH)從而增強氨汽提。塔頂(overhead column)的溫度應保持為遠高於80℃，以避免由於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，並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，然後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，並在升溫條件(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，然後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底部的流出水不適於作為補給/鍋爐水而再處理。由於生物處理的原因，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。

凝結液淨化設備：碳基原料氣化多產品生產設施50包括凝結液收集和淨化設備55，其收集和淨化來自整個設施50的凝結液。參見圖11，凝結液淨化設備55將淨化的凝結液儲存在凝結液存儲罐121中，並將淨化的凝結液送到發電設備58，以產生用於蒸汽和發電的鍋爐進料水(BFW)。因此，凝結液淨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，並使用空氣冷卻器(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。然後在凝結液淨化單元123中淨化該凝結液。對於在碳基原料氣化多產品生產設施中淨化的凝結液，通過中和胺進行處理從而調節pH值，然後儲存在凝結液存儲罐121中。此後，將這種凝結液泵送到發電設備，以製造鍋爐/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。將這些酸性氣流合併，並且輸送到胺酸氣體分離罐從而分離出夾帶的水。為了提高用於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。然後其流向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℃。

然後將胺酸性氣體和SWS 117廢氣合併，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後端，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併反應。

工藝氣體被鍋爐進料水冷卻，從而產生飽和HP蒸汽。部分蒸汽用於加熱再熱器中的工藝氣體，並且剩餘部分在被供給到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，並且在產生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後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於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，硫被冷凝並且通過第二液硫封而被排出到收集容器中。在第一階段之後，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。在第二轉化器階段後，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並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後的驟冷水調溫冷卻器中，循環水由約74℃冷卻到42℃，並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，並且僅僅約10％-20％的存在於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/富交換器中被加熱並被送到再生塔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和殘餘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，並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℃，此後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。然後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，從而將殘餘的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，然後進入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，之後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)吸取環境空氣並生產近乎純的氧氣和氮氣流。氧氣用於氣化器單元(GU)和硫回收單元(SRU)中，並且氮氣用於SRU和動力塊(Power Block)中。總的來說，需要約770tph的35℃和80巴的氧氣，並且對於用於氣化設備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。

用於多產品生產設施的碳基原料氣化設備已經成為用於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；以及用於發電、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並減少基於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」為了滿足未來對於更大的功率和產熱量的、用於化學工業的更多的合成氣生產、以及/或者用於石油精煉的更多氫氣的需要。

本發明人還認識到，對於這些工業來說，有益的是通過提高能效並且將基於能量的溫室氣體排放減少30％以上，使包括許多用於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、並且具備滿足由於未來生產能力的擴大的可改進性。

本發明人進一步認識到，需要對用於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，汙染更少，可在不同設備的特定操作模式下操作，並且在未來擴展時易於改進。

為此，本發明人已經認識到需要對用於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並且由於基於能量的GHG排放導致的汙染更少，並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於生產(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，並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，並且基於能量的GHG排放顯著減少了約30％以上。

技術實現要素：

鑑於上述內容，本發明的各種實施方案有利地提供了基於氣化的多聯產設施/裝置，該設施/裝置具有顯著更高的能量效率並且降低了基於加熱能量的熱效能(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、更高的用於化學工業的合成氣的產量、以及/或者用於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、汙染更少、可在不同設備的特定操作模式下操作、並且在未來擴展時易於改進。

本發明的各種實施方案有利地包括各種能量管理系統，這些能量管理系統採用了各種先進的基於熱耦合工藝的方案，這些方案使得碳基原料氣化多聯產裝置的能量減少約30％以上並且減少了大約30％以上的基於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造，並且通過由能量降低以及降低的基於能量的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、以及由於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於氣化的多聯產裝置和/或多聯產設施，該基於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並減少由於基於能量的GHG排放而導致的汙染更少，並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/或氣化系統的基於氣化的多聯產裝置。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，包括用於提供氫氣回收、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於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，並且任選地包括其他系統(其包括空氣分離系統、凝結液淨化系統、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：通常位於且通常包含於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增加到(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)凝結液淨化設備、但在酸性氣體去除設備中被分離為兩個分支的淨化的冷凝結液流。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，並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，隨後兩個分支合併在一起。通過第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，所得的經過淨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並具有增加的熱負荷的經過淨化的冷凝結液流，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並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淨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，並冷卻來自酸性水汽提塔的廢水塔底流。

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，並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)增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，並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，並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，並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並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淨化設備或設施的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，並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淨化設備或設施的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能，並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，並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，並冷卻貧溶劑塔底流。

本發明的各種實施方案也包括另外的或可替代的、集成程度較低並且/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淨化設備或設施的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，並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淨化的冷凝結液流的至少一部分而與凝結液淨化設備或設施一體化，並且凝結液淨化設備或設施、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淨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衝器，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；並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)的廢水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))水系統或迴路、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迴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並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，並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迴路(該調溫水迴路作為緩衝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，並且來自酸性水汽提塔的廢水塔底流提供熱能以加熱氧氣進料的第二分支，同時該廢水塔底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淨化設備或設施的至少一部分經過淨化的冷凝結液流、以及來自雜質水解反應器的反應器流出的塔底流，從而為經過淨化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能並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淨化的冷凝結液流而與凝結液淨化設備或設施一體化；該凝結液淨化設備或設施、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淨化的凝結液流而與氣化設備或設施一體化，並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衝器，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；並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)的廢水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、高壓調溫水迴路、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迴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並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，並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迴路(該調溫水迴路作為緩衝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，並且來自酸性水汽提塔的廢水塔底流提供熱能以加熱氧氣進料的第二分支，同時該廢水塔底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，並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(其通向凝結液淨化設備或設施)、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並冷卻該熱凝結液流；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，並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於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淨化設備或設施的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能並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並冷卻貧溶劑塔底流。

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淨化的冷凝結液流的至少一部分從而與凝結液淨化設備或設施一體化；凝結液淨化設備或設施、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淨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衝器，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；並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)的廢水塔底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；並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，並且在提供熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料之後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，反應段和分離段位於同一平面布置圖中，並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；並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淨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淨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淨化設備或設施中的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能、並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於反應段中，並且第五工藝-工藝熱交換器單元位於酸性氣體去除設備或設施的分離段中，並且在經過淨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後，第一和第二分支被合併為單一的經過淨化的冷管道流，並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淨化設備或設施的經過淨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淨化的冷管道流從而至少與凝結液淨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衝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，反應段和分離段位於同一平面布置圖中並在不同的工藝區域；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；並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淨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淨化的冷凝結液流的第一分支；並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淨化設備或設施中的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能，並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於酸性氣體去除設備或設施的分離段中，並且在經過淨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後，第一和第二分支被合併為單一的經過淨化的冷管道流，並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淨化設備或設施的經過淨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淨化的冷管道流從而至少與凝結液淨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衝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；並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並通過第四工藝-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淨化設備或設施的經過淨化的冷凝結液流的至少一部分，從而為至少一部分經過淨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淨化的冷凝結液流的至少一部分從而與凝結液淨化設備或設施一體化；凝結液淨化設備或設施、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淨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衝器，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；並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)的廢水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進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支，並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，反應段和分離段位於同一平面布置圖中，並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淨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淨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；並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淨化設備或設施的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能並冷卻反應器流出的塔底流，並且在經過淨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後，第一和第二分支被合併為單一的經過淨化的冷管道流，並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淨化設備或設施的經過淨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淨化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液淨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衝器，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，並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)的廢水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進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；並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，反應段和分離段位於不同平面布置圖中並在不同的工藝區域；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淨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淨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；並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淨化設備或設施中的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能，並冷卻反應器流出的塔底流，並且在經過淨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後，第一和第二分支被合併為單一的經過淨化的冷管道流，並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淨化設備或設施的經過淨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淨化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液淨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衝器，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，並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)的廢水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進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；並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，反應段和分離段位於同一平面布置圖中，並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；並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淨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淨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(其通向凝結液淨化設備或設施)、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並冷卻該熱凝結液流；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淨化設備或設施(其通向第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元)中的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能、並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，並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於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，並冷卻貧溶劑塔底流。

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淨化設備或設施的經過淨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)接收的單一的經過淨化的冷管道流從而與酸性水汽提設備或設施、凝結液淨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衝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，並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)的廢水塔底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；並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後，為進入雜質水解反應器的粗合成氣進料提供熱能並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，反應段和分離段位於不同平面布置圖中並在不同的工藝區域；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；並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淨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淨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(其通向凝結液淨化設備或設施)、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並冷卻該熱凝結液流；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淨化設備或設施(其通向第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元)的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能並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，並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於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，並冷卻貧溶劑塔底流，其中在經過淨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後，第一和第二分支被合併為單一的經過淨化的冷管道流，並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淨化設備或設施的經過淨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淨化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液淨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衝器，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，並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)的廢水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進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；並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後，為進入雜質水解反應器的粗合成氣進料提供熱能並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(其用於清潔來自經處理的合成氣中的水滴，由此提供乾淨的經處理的合成氣)和軟化水罐的分離段，反應段和分離段位於同一平面布置圖中，並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；並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淨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淨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(其通向凝結液淨化設備或設施)、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並冷卻該熱凝結液流；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淨化設備或設施(其通向第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元)的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能並冷卻反應器流出的塔底流，其中在經過淨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後，第一和第二分支被合併為單一的經過淨化的冷管道流，並且被第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元接收。

用於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，並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於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，並冷卻貧溶劑塔底流。

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淨化設備或設施的經過淨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淨化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液淨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衝器，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，並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)的廢水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進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；並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後，為進入雜質水解反應器的粗合成氣進料提供熱能並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(其用於清潔來自經處理的合成氣中的水滴)和軟化水罐的分離段，反應段和分離段位於不同的平面布置圖中並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；並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(其通向凝結液淨化設備或設施)、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並冷卻該熱凝結液流；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淨化設備或設施(其通向第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元)中的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能、並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於反應段中，並且第五工藝-工藝熱交換器單元位於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，並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於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，並冷卻貧溶劑塔底流。

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淨化設備或設施的經過淨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淨化的冷管道流而與酸性水汽提設備或設施、凝結液淨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衝器，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，並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)的廢水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進入氣化反應器中的氧氣進料的第二分支；並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後，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，並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；並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淨化設備或設施的經過淨化的冷凝結液流的至少一部分，從而為經過淨化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，其中在經過淨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後，第一和第二分支被合併為單一的經過淨化的冷管道流，並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淨化的冷凝結液流的至少一部分從而與凝結液淨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淨化設備或設施的經過淨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淨化的冷管道流從而至少與凝結液淨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衝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；並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；並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淨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淨化的冷凝結液流的第一分支；並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淨化設備或設施的經過淨化的冷凝結液流的至少一部分，從而為經過淨化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，在經過淨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後，第一和第二分支被合併為單一的經過淨化的冷管道流，並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，並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淨化的冷凝結液流的至少一部分從而與凝結液淨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淨化設備或設施的經過淨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淨化的冷管道流從而至少與凝結液淨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衝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；並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；並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；並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；並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並與之一體化。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，並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，並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，並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，並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淨化單元、設備或設施的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的至少一部分提供熱能，並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淨化單元、設備或設施中的經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能，並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淨化設備的經過淨化的冷凝結液流(該經過淨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，從而為經過淨化的冷凝結液流增加熱負荷並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淨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並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淨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廢水塔底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，並冷卻來自酸性水汽提塔的廢水塔底流；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並且冷卻熱凝結液流。

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並與之一體化，酸性氣體去除設備包括酸性氣體雜質吸收塔、溶解再生塔、酸性氣體去除系統能量管理系統以及用於清潔來自合成氣的水滴以提供乾淨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並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，並冷卻貧溶劑塔底流。

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。

根據另一個實施方案提供了一種裝置，其通過將基於氣化的多聯產設施或其他多聯產系統與烴精煉設施或其他烴精煉系統一體化從而管理廢熱回收。該裝置包括根據一個或多個基於工藝的熱耦合方案構造的一體化站點能量管理系統，該方案包括在基於氣化的多聯產設施或系統(其限定為基於氣化的多聯產系統)與烴精煉設施或系統(其限定為烴精煉系統)之間的一種或多種熱耦合布置方式。該基於氣化的多聯產系統包括以下中的一者或多者：限定為酸性氣體去除系統的酸性氣體去除設備或系統，其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，酸性氣體去除系統具有包括溶劑再生塔的分離段；以及限定為氣化系統的氣化設備或系統，其構造為由碳基原料產生粗合成氣進料。烴精煉系統包括限定為芳烴系統的芳烴設備或系統，該芳烴系統具有二甲苯產物分離段，其包含以下中的一者或兩者：提取塔和抽餘液塔。該一體化站點能量管理系統包括在芳烴系統的二甲苯產物分離段和酸性氣體去除系統的分離段之間延伸的熱水系統，從而將廢熱能從二甲苯產物分離段輸送至酸性氣體去除系統的分離段、以及以下中的一者或多者：第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元，其被設置和構造為接收來自熱水系統的熱水流的第一部分，並且被設置和構造為接收提取塔的塔頂蒸氣流，以將來自提取塔的塔頂蒸氣流的熱能交換到熱水流的第一部分，由此添加熱負荷到熱水流的第一部分並且冷卻提取塔的塔頂蒸氣流；以及第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元，其被設置和構造為接收來自熱水系統的熱水流的第二部分，並且被設置和構造為接收抽餘液塔的塔頂蒸氣流，以將來自抽餘液塔的塔頂蒸氣流的熱能交換到熱水流的第二部分，從而添加熱負荷到熱水流的第二部分並且冷卻抽餘液塔的塔頂蒸氣流。

一體化站點能量管理系統還包括：限定為溶劑再生塔再沸器的酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，該溶劑再生塔再沸器被設置和構造為接收熱水流，該熱水流具有通過第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元、或第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元、或者第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元以及第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元這兩者而交換至熱水流的熱能，以限定增加的熱能，並且接收提取自溶劑再生塔的溶劑再生塔塔板的溶劑再生塔塔板液流，以將增加的熱能的至少一部分提供給溶劑再生塔塔板液流，從而使提取的溶劑再生塔塔板液流再沸，並且相應地從熱水流中除去增加的熱能的至少一部分，由此冷卻熱水流。

增加的熱能可包括：在提取塔的塔頂蒸氣流經過提取塔塔頂蒸氣凝結器之後，通過第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元而由提取塔的塔頂蒸氣流交換到熱水流的第一部分的熱能；在抽餘液塔的塔頂蒸氣流經過抽餘液塔塔頂蒸氣凝結器之後，通過第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元而由抽餘液塔的塔頂蒸氣流交換到熱水流的第二部分的熱能；或者在提取塔的塔頂蒸氣流經過提取塔塔頂蒸氣凝結器之後，通過第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元而由提取塔的塔頂蒸氣流交換到熱水流的第一部分的熱能；以及在抽餘液塔的塔頂蒸氣流經過抽餘液塔塔頂蒸氣凝結器之後，通過第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元而由抽餘液塔的塔頂蒸氣流交換到熱水流的第二部分的熱能。

溶劑再生塔塔板液流可為第一溶劑再生塔塔板液流，其中溶劑再生塔塔板為第一溶劑再生塔塔板，其中溶劑再生塔再沸器為第一溶劑再生塔再沸器，並且其中一體化站點能量管理系統還包括：限定為第二溶劑再生塔再沸器的熱效能熱交換器單元，該第二溶劑再生塔再沸器被設置和構造為接收提取自第一溶劑再生塔塔板、或者第二溶劑再生塔塔板、或者第一溶劑再生塔塔板和第二溶劑再生塔塔板這兩者的第二溶劑再生塔塔板液流，並且接收來自基於氣化的多聯產設施的發電設備、效能提供設備(utility provider)、或者聯合熱電設備中的一者或多者的低壓蒸汽流，以加熱提取的第二溶劑再生塔塔板液流，從而將提取的第二溶劑再生塔塔板液流再沸至預定的溫度或溫度範圍。

熱水流的第一部分可為熱水流的第一分支，並且熱水流的第二部分可為熱水流的第二分支。一體化站點能量管理系統可還包括：用於提取塔的第一塔頂蒸氣凝結器，其被設置在提取塔和第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元之間並與它們流體連通，第一塔頂蒸氣凝結器被構造為當第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元不向提取塔的塔頂蒸氣流提供至少預定量的冷卻負荷時，第一塔頂蒸氣凝結器向提取塔的塔頂蒸氣流提供補充冷卻；第一回流罐，其被設置和構造為在提取塔的塔頂蒸氣流被第一塔頂蒸氣凝結器和第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元中的一者或這兩者的組合冷凝之後，接收提取塔的塔頂蒸氣流；用於抽餘液塔的第二塔頂蒸氣凝結器，其被設置在抽餘液塔和第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元之間並與它們流體連通，第二塔頂蒸氣凝結器被構造為當第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元不向抽餘液塔的塔頂蒸氣流提供至少預定量的冷卻負荷時，第二塔頂蒸氣凝結器向抽餘液塔的塔頂蒸氣流提供補充冷卻；以及第二回流罐，其被設置和構造為當抽餘液塔的塔頂蒸氣流被第二塔頂蒸氣凝結器和第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元中的一者或這兩者的組合冷凝之後，接收抽餘液塔的塔頂蒸氣流。

一體化站點能量管理系統可還包括設置在溶劑再生塔再沸器下遊的酸性氣體去除設備調溫冷卻器，用以在熱水流離開溶劑再生塔再沸器之後接收該熱水流，從而從該熱水流中除去增加的熱能的任何殘餘部分。

一體化站點能量管理系統可還包括：限定為汽化器的有機蘭金循環(ORC)系統工藝-工藝熱交換器單元，該汽化器被設置為接收離開溶劑再生塔再沸器之後攜帶增加的熱能的殘餘部分的熱水流，從而向用於有機蘭金循環系統的有機蘭金循環系統渦輪或膨脹機的異丁烷進料流至少提供至少一些增加的熱能的殘餘部分，從而用以產生電力並進一步冷卻熱水流。

一體化站點能量管理系統可還包括：冷卻單元，其設置在汽化器的下遊並用以接收熱水流，從而除去由經過汽化器之後的熱水流攜帶的增加的熱能的任何殘餘部分，然後熱水流進入到熱水系統罐中。

根據本發明的另一個實施方案提供了一種裝置，其通過基於氣化的多聯產設施或其他多聯產系統與烴精煉設施或其他烴精煉系統的一體化從而管理廢熱回收，該裝置包括：根據一種或多種基於工藝的熱耦合方案布置的一體化站點能量管理系統，該熱偶合方案包括基於氣化的多聯產設施或系統(其限定為基於氣化的多聯產系統)和烴精煉設施系統(其限定為烴精煉系統)之間的多種熱耦合布置方式。該基於氣化的多聯產系統包括：限定為酸性氣體去除系統的酸性氣體去除設備或系統，其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，酸性氣體去除系統具有包括溶劑再生塔的分離段；以及限定為包括氣化反應器的氣化系統的氣化設備或系統，該氣化反應器構造為由碳基原料產生粗合成氣進料。

烴精煉系統包括限定為芳烴系統的芳烴設備或系統，該芳烴系統具有包括提取塔和抽餘液塔的二甲苯產物分離段。一體化站點能量管理系統包括在酸性氣體去除系統的分離段和芳烴系統的二甲苯產物分離段之間延伸的熱水系統。一體化站點能量管理系統還包括：第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元，其被設置和構造為接收來自熱水系統的熱水流的至少第一分支，並且被設置和構造為接收通過用於提取塔的塔頂蒸氣流凝結器之後的提取塔的塔頂蒸氣流，以將來自提取塔的塔頂蒸氣流的熱能交換到熱水流的第一分支，由此向熱水流的第一部分添加熱負荷，並且冷卻和/或冷凝提取塔的塔頂蒸氣流；第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元，其被設置和構造為接收來自熱水系統的熱水流的第二分支，並且被設置和構造為接收通過用於抽餘液塔的塔頂蒸氣流凝結器之後的抽餘液塔的塔頂蒸氣流，以將來自抽餘液塔的塔頂蒸氣流的熱能交換到熱水流的第二分支，由此向熱水流的第二部分添加熱負荷，並且冷卻和/或冷凝抽餘液塔的塔頂蒸氣流；第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收由氣化系統處接收的熱凝結液流以及來自氣化系統中的粗合成氣進料，從而向粗合成氣進料提供熱能並且冷卻來自氣化系統的熱凝結液流；第二酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收由氣化系統處接收的熱凝結液流以及來自酸性氣體雜質吸收塔中的經處理的合成氣進料，從而向經處理的合成氣進料提供熱能並且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的至少一部分，從而向富溶劑塔底流提供熱能並且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，該溶劑再生塔再沸器被設置和構造為接收熱水流，該熱水流具有通過限定了增加的熱能的第一和第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元而交換至其中的熱能，並且接收提取自溶劑再生塔的溶劑再生塔塔板的溶劑再生塔塔板液流，以將增加的熱能的至少一部分提供給溶劑再生塔塔板液流，從而使提取的溶劑再生塔塔板液流再沸，並且相應地從熱水流中除去增加的熱能的至少一部分，由此冷卻熱水流；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淨化設備或設施的經過淨化的冷凝結液流的第一分支、以及來自溶劑再生塔的溶劑再生塔塔頂流，從而向經過淨化的冷凝結液流的第一分支提供熱能並且冷卻溶劑再生塔塔頂流；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淨化設備或設施的經過淨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，從而向經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能並且冷卻反應器流出的塔底流；第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收由氣化系統處接收的熱凝結液流以及來自軟化水罐的軟化水流，從而向軟化水流提供熱能並且進一步冷卻來自氣化系統的熱凝結液流；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，從而提供熱能並且冷卻貧溶劑塔底流；第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收經過淨化的冷凝結液流以及酸性水汽提塔的塔頂流，從而添加熱負荷到經過淨化的冷凝結液流並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，其被設置為接收經過淨化的冷凝結液流(其具有來自酸性水汽提塔的塔頂流的增加的熱負荷)，以及接收進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支，從而向氧氣進料的第一分支提供熱能，並且除去添加到經過淨化的冷凝結液流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，從而向進入氣化反應器的氧氣進料的第二分支提供熱能，並且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以及進入氣化反應器的氧氣進料，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料，並且冷卻熱凝結液流。

溶劑再生塔塔板液流可為第一溶劑再生塔塔板液流，其中溶劑再生塔塔板為第一溶劑再生塔塔板，其中溶劑再生塔再沸器為第一溶劑再生塔再沸器，並且其中一體化站點能量管理系統還包括：限定為第二溶劑再生塔再沸器的熱效能熱交換器單元，該第二溶劑再生塔再沸器被設置和構造為接收提取自第一溶劑再生塔塔板、或者第二溶劑再生塔塔板、或者第一溶劑再生塔塔板和第二溶劑再生塔塔板這兩者的第二溶劑再生塔塔板液流，並且設置和構造為接收來自基於氣化的多聯產設施的發電設備、效能提供設備、或者聯合熱電設備中的一者或多者的低壓蒸汽流，以加熱提取的第二溶劑再生塔塔板液流，從而將提取的第二溶劑再生塔塔板液流再沸至預定的溫度或溫度範圍。

一體化站點能量管理系統可還包括：用於提取塔的第一塔頂蒸氣凝結器，其被設置在提取塔和第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元之間並與它們流體連通，第一塔頂蒸氣凝結器被構造為當第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元不向提取塔的塔頂蒸氣流提供至少預定量的冷卻負荷時，第一塔頂蒸氣凝結器向提取塔的塔頂蒸氣流提供補充冷卻；第一回流罐，其被設置和構造為在提取塔的塔頂蒸氣流被第一塔頂蒸氣凝結器和第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元中的一者或這兩者的組合冷凝之後，接收提取塔的塔頂蒸氣流；用於抽餘液塔的第二塔頂蒸氣凝結器，其被設置在抽餘液塔和第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元之間並與它們流體連通，第二塔頂蒸氣凝結器被構造為當第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元不向抽餘液塔的塔頂蒸氣流提供至少預定量的冷卻負荷時，第二塔頂蒸氣凝結器向抽餘液塔的塔頂蒸氣流提供補充冷卻；以及第二回流罐，其被設置和構造為在抽餘液塔的塔頂蒸氣流被第二塔頂蒸氣凝結器和第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元中的一者或這兩者的組合冷凝之後，接收抽餘液塔的塔頂蒸氣流。

一體化站點能量管理系統可還包括設置在溶劑再生塔再沸器下遊的酸性氣體去除設備調溫冷卻器，用以在熱水流離開溶劑再生塔再沸器之後接收該熱水流，從而從該熱水流中除去增加的熱能的任何殘餘部分。

一體化站點能量管理系統可還包括：限定為汽化器的有機蘭金循環(ORC)系統工藝-工藝熱交換器單元，該汽化器被設置為接收離開溶劑再生塔再沸器之後攜帶增加的熱能的殘餘部分的熱水流，從而向用於有機蘭金循環系統的有機蘭金循環系統渦輪或膨脹機的異丁烷進料流至少提供至少一些增加的熱能的殘餘部分，從而用以產生電力並進一步冷卻熱水流。

一體化站點能量管理系統可還包括：冷卻單元，其設置在汽化器的下遊並用以接收熱水流，從而除去由經過汽化器之後的熱水流攜帶的增加的熱能的任何殘餘部分，然後熱水流進入到熱水系統罐中。

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於能量的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，來自凝結液淨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於彼此的分配，包括效能儲存罐(例如，軟化水罐)的最佳分配。

有利地是，預期對於熱電聯產行業有利的是，使用於多產品生產的基於氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基於能量的GHG排放降低(降低幅度為約30％)，同時保持由於未來對更多發電的擴展而需要的可操作性和可更新性；對於石油煉製、化工和石油化工行業有利的是，使用於多產品生產的基於氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基於能量的GHG排放降低(降低幅度為約30％)，同時保持由於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；對於聯合發電、煉油、化工和石油化工行業有利的是，使用於多產品生產的基於氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基於能量的GHG排放降低(降低幅度為約30％)，同時保持由於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於彼此的分配，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％，並且酸性氣體去除設備熱效能消耗減少約21％。

有利地是，預期對於熱電聯產行業有利的是，通過至少將氣化設備熱效能消耗減少65％，從而使基於氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基於能量的GHG排放降低，同時保持由於涉及設備一體化而需要的可操作性和由於未來對更多發電的擴展而需要的可更新性；並且對於石油煉製、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％，從而使基於氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基於能量的GHG排放降低，同時保持由於涉及設備一體化而需要的可操作性以及由於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於彼此的分配，包括效能儲存罐的最佳分配。

有利地是，預期對於熱電聯產行業有利的是，通過至少將氫氣回收設備熱效能消耗降低100％，從而使基於氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基於能量的GHG排放降低，同時保持由於涉及設備一體化而需要的可操作性和由於未來對更多發電的擴展而需要的可更新性；並且對於石油煉製、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％，從而使基於氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基於能量的GHG排放降低，同時保持由於涉及設備一體化而需要的可操作性以及由於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於彼此的分配，包括效能儲存罐的最佳分配。

有利地是，預期對於熱電聯產行業有利的是，通過至少將酸性氣體去除設備熱效能消耗降低21％，從而使基於氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基於能量的GHG排放降低，同時保持由於涉及設備一體化而需要的可操作性和由於未來對更多發電的擴展而需要的可更新性；並且對於石油煉製、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％，從而使基於氣化的設施具有顯著更高的能效以及改善的基於能量的GHG排放降低，同時保持由於涉及設備一體化而需要的可操作性以及由於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於彼此的分配，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，上述特徵、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，並且能夠對上面所簡要歸納的本發明進行更詳細的描述，這些附圖構造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範圍的限制，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為常規凝結液淨化設備的示意圖。

圖12為示出根據本發明實施方案的凝結液淨化設備用一體化工藝方案的示意圖。

圖13為示出單獨的原油精煉設施的示意圖。

圖14為示出基於氣化的多聯產設施和原油精煉設施的一體化站點的示意圖。

圖15為示出用於油精煉設施的芳烴設備的二甲苯產物分離段的示意圖。

圖16為示出用於油精煉設施的芳烴設備的二甲苯產物分離段的示意圖。

圖17A為示出根據本發明實施方案的根據用於一體化站點的第一能效熱耦合方案而改良的酸性氣體去除設備的分離段的示意圖。

圖17B為示出根據本發明實施方案的根據用於一體化站點的第一能效熱耦合方案而改良的芳烴設備的二甲苯產物分離段的示意圖。

圖18A為示出根據本發明實施方案的根據用於包括用於發電的有機蘭金循環的一體化站點的第二能效熱耦合方案而改良的酸性氣體去除設備的分離段的示意圖。

圖18B為示出根據本發明實施方案的根據用於一體化站點的第二能效熱耦合方案而改良的芳烴設備的二甲苯產物分離段的示意圖。

圖19為示出根據本發明實施方案的用於發電的有機蘭金循環的示意圖，該有機蘭金循環與圖18A的酸性氣體去除設備的分離段相接。

圖20為示出根據本發明實施方案的根據用於一體化站點的第三能效熱耦合方案而改良的氣化設備的示意圖。

圖21為示出根據本發明實施方案的根據第三能效熱耦合方案而改良的酸性氣體去除設備的示意圖。

圖22為示出根據本發明實施方案的根據用於一體化站點的第三能效熱耦合方案而改良的氫氣回收設備的示意圖。

圖23為示出根據本發明實施方案的根據用於一體化站點的第三能效熱耦合方案而改良的酸性水汽提設備的示意圖。

圖24為示出根據本發明實施方案的根據用於一體化站點的第三能效熱耦合方案而改良的凝結液淨化設備的示意圖。

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，並不旨在將本發明限於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，並且能將本發明的範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。

儘管已經採用了特定術語，但是術語本身通常僅用於描述性意義，並且除非另有說明，否則不用於限制的目的。例如，根據上下文，關於多聯產裝置、系統和設施以及烴精煉裝置、系統和設施的討論，單數或複數形式的術語裝置、系統和設施可互換使用。另外，根據上下文，關於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，單數或複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採用這樣的連接裝置，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，除非用素數表示其採取了另一種形式。

採用高能效工藝方案和方法的高能效的基於氣化的多聯產裝置

對於所有工業來說，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，由於溫室氣體(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。對於以下應用，用於多產品生產設施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，對於這些工業來說有益的是，基於所採用的一體化方案，通過實現更好的能量效率並使基於能量的GHG排放減少30％以上，如此使得由許多一體化設備組成的用於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，並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於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、汙染更少、在不同設備的特定操作模式下可運行並且在未來擴展時可改進的系統。用於多聯產設施(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並且使由於基於能量的GHG排放導致的汙染更少、並且在它/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於能量的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於能量的GHG排放的顯著減少，其減少幅度達約30％，這相當於大型塑料設備的熱效能能量消耗和基於能量的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，該裝置採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

在圖4、6、8、10以及12中詳細描述的先進一體化工藝方案的例子、以及在圖13-24中描述的方案獲得了熱效能和基於能量的GHG排放的顯著減少。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％，並且酸性氣體去除設備的熱效能消耗能夠降低21％。

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尤其能夠使能量和基於能量的GHG排放顯著減少約30％，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和凝結液淨化設備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；增加熱交換器(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；凝結液淨化設備的熱交換器(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於彼此的分配，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於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並減少基於能量的GHG排放，雖然小於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，但是可通過少於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於彼此的分配。

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工藝方案的可操作性和可改進性，該示例性工藝方案可提供期望能效或效率的各種水平。

參見圖1，在用於多聯產設施50的典型的工業規模的碳基氣化工藝/設備中，用於比較目的，設施50消耗約300MW的熱效能。這是能源密集型設施，其消耗了用於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於能量的GHG汙染設備是氣化設備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，並且氫氣設備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。在用於比較的基於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％。這種減少程度相當於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，用於多聯產設施50的氣化51'、酸性氣體去除52'、氫氣回收53'和酸性水汽提54'以及凝結液淨化55'的核心設備的進一步優化的平面布置圖能夠提供相對於基於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)；將凝結液淨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或凝結液淨化設備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並使之與氣化設備51'緊密對齊，並且將效能冷卻器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，並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。將凝結液淨化設備熱交換器BE2和效能冷卻器C7移動到酸性氣體去除設備52'，並且C7的冷卻負荷增加。由於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，並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。由於增加的熱交換器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於能量的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'、凝結液淨化設備55'和發電設備58一體化；並且被修改為包括與酸性氣體去除設備52'一體化的流143，從而相對於常規碳基原料氣化多聯產設施50，有助於提供約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，並且重新結合在一起作為凝結液流74)的組合用作緩衝流，該緩衝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，然後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℃，並且將塔頂流118的溫度從約151℃降至約100℃，然後通過熱交換器單元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用於將氧氣進料流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℃並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之後，重新結合成平均溫度為約126.5℃的氧體進料流73，之後氧體進料流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℃，然後進入氣化反應器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℃，之後熱凝結液流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(稍後描述)。

參見圖7和圖8，在本示例性的一體化工藝方案中，將用於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位於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'的入口段併到達熱交換器E2，以加熱氧氣主流的第二分支72，然後通向來自空氣分離設備57的反應器61，此後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，凝結液淨化設備55'包括凝結液儲存罐121、大氣凝結液閃蒸罐112和凝結液淨化器單元123。用於加熱軟化水125並冷卻熱LPS凝結液流75的熱交換器BE2從凝結液淨化設備55中移除並位於酸性氣體去除設備52'的反應段81中(圖6)。用於冷卻通向凝結液淨化單元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，來自凝結液淨化設備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通向重新布置於酸性氣體去除設備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，其用於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用於在熱凝結液流75進入凝結液淨化設備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，吸收塔-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、用於溶劑再生塔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℃，並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。然後，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，並通向凝結液淨化裝置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℃。然後，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℃。然後，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預處理之後由增加的熱交換器E5接收。

根據所示的構造，然後溫度為約78℃的熱凝結液流75進入水冷卻器C7，其中約24MW的剩餘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℃，然後被輸送到凝結液淨化設備55'的儲存罐121。根據酸性氣體去除設備52'和凝結液淨化設備55'的各自構造，可根據確定為用於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'中或凝結液淨化設備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℃之後，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℃。

然後，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，利用凝結液淨化設備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)，然後使用水冷卻器C8(熱負荷約57MW)使其最終達到約47℃的目標溫度，然後流出物塔底流102進入吸收塔92。位於水冷卻器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，該酸性水是由於通過水冷卻器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℃並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通向吸收塔92的塔頂部分並被冷卻至約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℃，並且然後通過急冷水冷卻器C10(熱負荷為約23.4MW)進一步冷卻至約46℃，並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，或者來自位於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重新布置於酸性氣體去除設備52'。無論為何種構造，來自軟化水罐141的冷流125離開該軟化水罐141/在約34℃下進入分離段82，冷流125在熱交換器單元C9'(熱負荷為約87.25MW)中被加熱到約81℃，並將來自溶劑再生塔93的貧溶劑流105從約86℃冷卻至約54℃。然後，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℃，並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，來自凝結液淨化設備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℃，並且第二分支/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℃，然後使用冷卻水在C12(熱負荷為約9.5MW)中將酸性氣體142進一步冷卻至約53℃，隨後酸性氣體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。然後，凝結液流109的這兩個分支/分流103、110匯合(合併)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'，其中合併的冷凝結液流74被用作緩衝流，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，並被用於在熱交換器單元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，然後分支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，但是由於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並由冷卻效能單元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，並用作第二/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，然後分支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，但是由於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並由冷卻效能單元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，並用作第二/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提供了先進設備構造的例子，該先進設備構造轉換用於一體化站點的整個能量系統，該一體化站點包括基於氣化的多聯產設施或系統以及烴精煉設施或系統，該先進設備構造的例子可包括位於基於氣化的多聯產設施或系統的若干設備之間的熱耦合布置、以及位於酸性氣體去除設備或系統和芳烴設備或系統之間的熱耦合布置。

採用提供基於氣化的多聯產設施和烴精煉設施的增強一體化的高能效工藝方案及相關方法的高能效裝置

圖13-24提供了這樣的裝置的實施方案的說明性例子，該裝置包括應用先進能效工藝方案和熱耦合布置、以及構造和應用操作方法的示例性能量管理系統，其中所述先進能效工藝方案和熱耦合布置用於提供基於氣化的多聯產設施和烴精煉設施的增強一體化，並顯著減少的能量消耗和基於能量的GHG氣體排放。

大多數油精煉設施包括芳烴設備。苯、甲苯和二甲苯等芳烴主要是通過使用「連續催化劑再生重整」技術並通過被稱為石腦油的油精煉產物的催化重整來生產的。使用芳烴聯合設施(complex)/設備將石腦油和/或裂解汽油轉化為基礎的石油化學品中間體，例如芳烴的苯、甲苯和二甲苯(BTX)。二甲苯產物(也被稱為混合二甲苯)包含不同的具有8個碳原子的芳烴異構體(以下稱為「C8芳香族異構體」)。這些包括對二甲苯、鄰二甲苯(o-xylene)、間二甲苯、鄰二甲苯(orthoxylene)和乙基苯。可以說，最重要的產品是對二甲苯(PX)，其用於生產聚酯纖維、樹脂和膜。PX用作聚對苯二甲酸乙二醇酯(PET)生產中的結構單元，PET用於塑料瓶和大量的合成纖維的製造中。用於PX分離的「Eluxyl」工藝通常被認為是典型PX設備的核心。

圖1中示出了典型現有技術中的基於氣化的多聯產設施50，其通常包括整體煤氣化聯合循環(IGCC)技術。IGCC技術利用氣化器從而將煤、原油或其他碳基燃料轉化為合成的氣體(合成氣)。這種多聯產設施50還通常產生電力、蒸汽、氫氣以及氮氣等，這些將與鄰近的煉油站點共享/輸出給鄰近的煉油站點。

在圖13、14中示出了典型的現有技術中的原油精煉廠/設施2161。如圖14所示，例如油精煉設施2162等較新的「煉油廠」位於與多聯產設施50等典型現有技術中的基於氣化的多聯產設施相鄰的位置。諸如油精煉設施/煉油廠2161、2162之類的油和其他烴精煉設施通常具有許多設備，例如大氣蒸餾和真空蒸餾設備、石腦油和柴油加氫處理設備、加氫裂化設備、流體催化裂化設備、氣體飽和設備、催化重整設備、焦化設備以及粘度破壞設備等。大多數這樣的煉油廠2161、2162還包括芳烴設備2163。

本發明人認識到，這種典型的現有技術中的煉油廠/設施2161、2162通常平均消耗約600MW的加熱效能或Q(h)，並且平均消耗約900MW的冷卻效能或Q(c)。本發明人還認識到，現有技術中的基於氣化的多聯產設施50通常平均消耗大約300MW的加熱效能。

因此，對於(例如)將油精煉設施2162和基於氣化的多聯產裝置50一體化的一體化煉油站點2160(圖14)等一體化煉油站點，其可具有約900MW的總站點加熱效能消耗、以及約900MW的總站點冷卻效能消耗。

此外，本發明人認識到，對於在(例如)獨立的基於氣化的多聯產設施和(例如)獨立的原油精煉廠/設施之間的先進熱耦合布置方式，其可帶來各自的加熱效能和冷卻效能消耗的有價值的減少，從而顯著地降低能量成本和基於能量的GHG排放。

因此，本發明人還認識到，需要改進(例如)獨立的基於氣化的多聯產設施與(例如)獨立的原油精煉廠/設施的各種一體化構造，並且需要增強將(例如)獨立的基於氣化的多聯產設施一體化與(例如)獨立的原油精煉廠/設施一體化而得到的一體化構造，其採用了這種先進的熱耦合布置方式。

此外，本發明人還進一步認識到，這樣的一體化構造或構造和操作方法對於工業是非常有利的，該構造或構造和操作方法可在煉油廠/設施和基於氣化的多聯產設施之間採用先進且最優的熱耦合布置方式，從而使加熱效能消耗和相關成本顯著減少，並且取決於所採用的具體熱耦合布置方式，相應地使對於各個基於氣化的多聯產設施的能量以及基於能量的GHG排放降低幅度達約52％。

鑑於此，本發明的各實施方案有利地提供了這樣的裝置，該裝置通過基於氣化的多聯產設施與烴精煉廠或其他類型的設施的一體化從而管理廢熱回收，其包括將(例如)獨立的基於氣化的多聯產設施與(例如)獨立的原油精煉廠/設施一體化的增強的一體化構造，以及對各種一體化構造進行改進/改良、或者最初便開始建設一體化構造的方法，所述一體化構造將(例如)獨立的基於氣化的多聯產設施與(例如)獨立的原油精煉廠/設施一體化，這種一體化構造採用了先進的並且/或者最佳的熱耦合布置方式。

本發明的各種實施方案也能夠通過基於氣化的多聯產設施與烴精煉設施的一體化從而有利地提供用於管理廢熱回收的裝置，或者本發明的各種實施方案能夠可替代地提供所述裝置，所述各種實施方案在獨立的基於氣化的多聯產設施與獨立的原油精煉設施之間採用了先進的並且/或者最佳的熱耦合布置方式，從而可帶來各自的加熱效能和冷卻效能消耗的有價值的減少，從而顯著地降低基於能量的GHG排放。

本發明的各種實施方案也能夠通過基於氣化的多聯產設施與烴精煉設施的一體化從而有利地提供用於管理廢熱回收的裝置，或者本發明的各種實施方案能夠可替代地提供所述裝置，所述各種實施方案包括在基於氣化的多聯產設施的各酸性氣體去除設備的分離段與典型的油精煉設施的各典型的芳烴設備的二甲苯分離段之間的相應的獨特熱耦合布置方式，其能夠顯著減少基於氣化的多聯產設施的酸性氣體去除設備的分離段和/或其他段/設備的熱效能需求，並且顯著減少二甲苯設備的分離段和/或二甲苯/芳烴設備的其他部分的冷效能或冷卻效能要求。這些效能消耗的減少不僅能夠有利地大幅節省效能費用，還能夠顯著降低GHG排放。

本發明的各種實施方案也能夠通過基於氣化的多聯產設施與烴精煉設施的一體化從而有利地提供用於管理廢熱回收的裝置，或者本發明的各種實施方案能夠可替代地提供所述裝置，所述各種實施方案包括了各種一體化構造，這些一體化構造在基於氣化的多聯產設施以及油或其他烴的精煉廠/設施之間採用了先進的並且/或者最佳的熱耦合布置方式，從而使得在基於氣化的多聯產設施的各個構造中，所要求的加熱效能消耗以及基於相應的加熱效能能量的GHG排放均減少高達約(近似)52％。在最優的構造/熱耦合布置方式中，對於根據最優構造/熱耦合布置方式而構造的多聯產設施，該裝置能夠使加熱效能消耗以及基於加熱效能能量的GHG排放實現為約52％的最優減少幅度。

更具體地，本發明的示例性實施方案提供了第一工藝方案，其提供了通過基於氣化的多聯產設施或其他多聯產系統與烴精煉設施或其他烴精煉系統的一體化從而管理廢熱回收的裝置，該裝置可包括根據基於多聯產設施或其他系統以及烴精煉設施或其他系統之間的各種先進工藝和/或最優工藝的熱耦合方案而構造的一體化站點能量管理系統。

烴精煉設施或系統可包括烴精煉系統(例如烴精煉設施)、能量管理系統，能量管理系統本身可以由芳烴(例如芳烴設備)能量管理系統和/或烴精煉設施或系統的其他裝置/系統構成，或者可以包括或細分為芳烴(例如芳烴設備)能量管理系統和/或烴精煉設施或系統的其他裝置/系統。芳烴系統能量管理系統可進一步被細分為二甲苯產物段能量管理系統和/或二甲苯產物分離段能量管理系統。

多聯產設施或系統可包括多聯產系統(例如多聯產設施)能量管理系統，其本身可以由氣化系統(例如氣化設備)能量管理系統和/或酸性氣體去除系統(例如酸性氣體去除設備)能量管理系統構成，或者其本身可包括或者細分為氣化系統(例如氣化設備)能量管理系統和/或酸性氣體去除系統(例如酸性氣體去除設備)能量管理系統，該酸性氣體去除系統(例如酸性氣體去除設備)能量管理系統可由用於反應器和分離段的能量管理系統(子系統)構成，或細分為用於反應器和分離段的能量管理系統(子系統)。

一體化站點能量管理系統可包括：與芳烴設備或系統、二甲苯產物段、二甲苯產物分離段(子區段)和/或它們的其他區段或子區段相關聯的各能量管理系統的至少一部分；以及與氣化設備或系統相關聯的各能量管理系統的至少一部分；和/或酸性氣體去除設備或系統和/或其分離段，其單獨地並且/或者共同地形成和/或改進為包括各種先進的和/或最優的熱耦合布置方式。

一體化站點能量管理系統可包括各種一體化站點工藝方案，其包括各種先進和/或最優的熱耦合布置方式。一體化站點工藝方案可採用一個或多個新添加或再利用/重新布置的工藝-工藝熱交換器單元和/或效能冷卻單元，以替換或補充一個或多個加熱效能-工藝熱交換器和/或冷卻單元，從而提高加熱和/或冷卻效能要求的降低水平、並使基於加熱和/或冷卻效能能量的GHG排放相應降低。一體化站點工藝方案還可採用一個或多個增加的高壓熱水(例如，調溫水)系統，例如開放和/或閉合迴路，或其他熱水、蒸汽和/或油系統，或它們的組合，這些增加的系統通常用作在多聯產設施或系統和烴精煉設施或系統的兩個或更多個區段之間的緩衝器，其本身可包括或另外使用增加的管道或其他導管(如果不存在的話)，從而與新增加的、再利用的、和/或重新布置的工藝-工藝熱交換器和/或效能冷卻單元相連接。

例如，各示例性一體化站點能量管理系統可包括以下中的一者或多者：熱水(例如調溫水)系統(迴路)，以及在芳烴設備或系統的二甲苯產物分離段以及酸性氣體去除設備或系統的分離段之間運行的相關管道或其他導管。一體化站點能量管理系統可以包括第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元，其被設置和構造為接收接收來自熱水系統的熱水流的至少第一部分(或第一分支)，並且被設置和構造為接收提取塔的塔頂蒸氣流(通常是接收通過用於提取塔的塔頂蒸氣凝結器之後的提取塔的塔頂蒸氣流)，從而當熱水流的至少第一部分(或第一分支)通過時，將熱能添加到熱水流的至少第一部分(或第一分支)，並冷卻和/或冷凝提取塔的塔頂蒸氣流。

一體化站點能量管理系統還可以或可替代地包括第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元，其被設置和構造為接收來自熱水系統的熱水流的至少第二部分(或第二分支)，並且被設置和構造為接收抽餘液塔的塔頂蒸氣(通常是接受通過用於抽餘液塔的塔頂蒸氣凝結器之後的抽餘液塔的塔頂蒸氣)，從而當熱水流的至少第二部分(或第二分支)時，將熱能添加到熱水流的至少第二部分(或第二分支)，並冷卻和/或冷凝抽餘液塔的塔頂蒸氣流。

一體化站點能量管理系統還可以包括限定為溶劑再生塔再沸器的酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，該溶劑再生塔再沸器被設置和構造為接收具有增加的熱能的熱水流，該熱能對應於如下熱能：(例如)通常是在提取塔的塔頂蒸氣流經過提取塔塔頂蒸氣凝結器之後，通過第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元從而由提取塔的塔頂蒸氣流交換到熱水流的至少第一部分(或第一分支)的熱能；(例如)通常是在抽餘液塔的塔頂蒸氣流經過抽餘液塔塔頂蒸氣凝結器之後，通過第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元從而由抽餘液塔的塔頂蒸氣流交換到熱水流的至少第二部分(或第二分支)的熱能；或者對應於由第一和第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元分別添加到熱水流的至少第一部分(或第一分支)和至少第二部分(第二分支)這兩者的熱能(當這種情況發生時)。溶劑再生塔再沸器也被設置和構造為接收提取自溶劑再生塔的溶劑再生塔塔板的溶劑再生塔塔板液流，從而給所提取的溶劑再生塔塔板液流提供增加的熱能的至少一部分，以使所提取的溶劑再生塔塔板液流再沸並且相應地除去增加的熱能的至少一部分，由此冷卻熱水流。

一體化站點能量管理系統也可以包括第二酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為在熱水流離開溶劑再生塔再沸器之後接收具有增加的熱能的殘餘部分的熱水流，從而將增加的熱能的殘餘部分的至少一部分提供至用於有機蘭金循環系統的有機蘭金循環系統渦輪或膨脹機的異丁烷進料流，並且進一步冷卻熱水流。

一體化站點能量管理系統也可以包括冷卻單元，其被設置為在熱水流經過溶劑再生塔再沸器之後接收溶劑再生塔再沸器下遊的熱水流，並且如果一體化站點能量管理系統包括第二酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，則該冷卻單元還被設置為在熱水流進入熱水系統罐之前從熱水流中除去所增加的熱能的任何殘餘部分。

本發明的另一個實施方案包括第二工藝方案，其具有第一工藝方案的特徵和發電能力。根據第二工藝方案，一體化站點能量管理系統包括限定為汽化器有機蘭金循環(ORC)系統工藝-工藝熱交換器單元，該汽化器被設置為接收離開溶劑再生塔再沸器之後的攜帶增加的熱能的殘餘部分的熱水流，從而提供至少一些所增加的熱能的殘餘部分給用於有機蘭金循環系統的有機蘭金循環系統渦輪或膨脹機的異丁烷進料流，以用來產生電力並進一步冷卻熱水流。一體化站點能量管理系統還可以包括設置在汽化器下遊的冷卻單元，用以接收熱水流，從而除去熱水流在經過汽化器之後攜帶的所增加的熱能的任何殘餘部分，然後熱水流進入熱水系統罐。

本發明的另一個示例性實施方案包括第三工藝方案，其通過將基於氣化的多聯產設施或其他多聯產系統與烴精煉設施或其他烴精煉系統一體化，從而提供用於管理廢熱回收的更完整且更高效的裝置。根據該示例性實施方案，該裝置包括根據一個或多個基於工藝的熱耦合方案構造的一體化站點能量管理系統，該一個或多個基於工藝的熱耦合方案包括基於氣化的多聯產設施或系統(限定為基於氣化的多聯產系統)與烴精煉設施或系統(限定為烴精煉系統)之間的多個熱耦合布置方式。基於氣化的多聯產系統包括：限定為酸性氣體去除系統的酸性氣體去除設備或系統，該酸性氣體去除系統被構造為從粗合成氣進料中除去酸性雜質，從而提供經處理的合成氣進料，該酸性氣體去除系統具有包括溶劑再生塔的分離段；和限定為氣化系統的氣化設備或系統，該氣化系統包括氣化反應器，該氣化反應器被構造為由碳基原料生產粗合成氣進料。烴精煉系統包括限定為芳烴系統的芳烴設備或系統，該芳烴系統具有包括提取塔和抽餘液塔的二甲苯產物分離段。一體化站點能量管理系統有利地包括在酸性氣體去除系統的分離段與芳烴系統的二甲苯產物分離段之間延伸的熱水系統。

根據該示例性工藝方案，一體化站點能量管理系統還可以包括第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元，其被設置和構造為接收來自熱水系統的熱水流的至少第一分支，並且被設置和構造為接收經過用於提取塔的塔頂蒸氣凝結器之後的提取塔的塔頂蒸氣流，以將來自提取塔的塔頂蒸氣流的熱能交換到熱水流的第一分支，從而添加熱負荷到熱水流的第一分支，並冷卻和/或冷凝提取塔的塔頂蒸氣流；第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元，其被設置和構造為接收來自熱水系統的熱水流的至少第二分支，並且被設置和構造為接收經過用於抽餘液塔的塔頂蒸氣凝結器之後的抽餘液塔的塔頂蒸氣流，以將來自抽餘液塔的塔頂蒸氣流的熱能交換到熱水流的第二分支，從而添加熱負荷到熱水流的第二分支，並冷卻和/或冷凝抽餘液塔的塔頂蒸氣流。

一體化站點能量管理系統還可以包括：用於提取塔的第一塔頂蒸氣凝結器，其被設置在提取塔和第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元之間並與它們流體連通；以及第一回流罐，其被設置和構造為在提取塔的塔頂蒸氣流被第一塔頂蒸氣凝結器和第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元中的一者或這兩者的組合冷凝之後，接收提取塔的塔頂蒸氣流；用於抽餘液塔的第二塔頂蒸氣凝結器，其被設置在抽餘液塔和第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元之間並與它們流體連通；以及第二回流罐，其被設置和構造為當抽餘液塔的塔頂蒸氣流被第二塔頂蒸氣凝結器和第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元中的一者或這兩者的組合冷凝之後，接收抽餘液塔的塔頂蒸氣流。根據該示例性構造，第一塔頂蒸氣凝結器被構造為當第一二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元不向提取塔的塔頂蒸氣流提供至少預定量的冷卻負荷時，第一塔頂蒸氣凝結器向提取塔的塔頂蒸氣流提供補充冷卻；第二塔頂蒸氣凝結器被構造為當第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元不向抽餘液塔的塔頂蒸氣流提供至少預定量的冷卻負荷時，第二塔頂蒸氣凝結器向抽餘液塔的塔頂蒸氣流提供補充冷卻。

一體化站點能量管理系統還可以包括：第一酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收由氣化系統處接收的熱凝結液流以及來自氣化系統中的粗合成氣進料，從而向粗合成氣進料提供熱能並且冷卻來自氣化系統的熱凝結液流；第二酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收由氣化系統處接收的熱凝結液流以及來自酸性氣體雜質吸收塔中的經處理的合成氣進料，從而向經處理的合成氣進料提供熱能並且進一步冷卻來自氣化系統中的熱凝結液流；以及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的至少一部分，從而向富溶劑塔底流提供熱能並且冷卻反應器流出的塔底流。

一體化站點能量管理系統還可以包括限定為溶劑再生塔再沸器第四酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，該溶劑再生塔再沸器被設置和構造為接收熱水流，該熱水流具有通過限定了增加的熱能的第一和第二二甲苯產物分離段工藝-工藝熱交換器單元而交換至其中的熱能，並且接收提取自溶劑再生塔的溶劑再生塔塔板的溶劑再生塔塔板液流，以將增加的熱能的至少一部分提供給溶劑再生塔塔板液流，從而使提取的溶劑再生塔塔板液流再沸，並且相應地從熱水流中除去增加的熱能的至少一部分，由此冷卻熱水流。

一體化站點能量管理系統還可以包括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淨化設備或設施的經過淨化的冷凝結液流的第一分支、以及來自溶劑再生塔的溶劑再生塔塔頂流，從而向經過淨化的冷凝結液流的第一分支提供熱能並且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淨化設備或設施的經過淨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，從而向經過淨化的冷凝結液流的第二分支提供熱能並且冷卻反應器流出的塔底流。

一體化站點能量管理系統還可以還包括：第一氣化系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收經過淨化的冷凝結液流以及酸性水汽提塔的塔頂流，從而向經過淨化的冷凝結液流添加熱負荷並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，其被設置為接收經過淨化的冷凝結液流(其具有來自酸性水汽提塔的塔頂流的增加的熱負荷)，以及接收進入氣化反應器的氧氣進料的第一分支，從而向氧氣進料的第一分支提供熱能，並且除去添加到經過淨化的冷凝結液流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，從而向進入氣化反應器的氧氣進料的第二分支提供熱能，並且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，其被設置為接收來自發電設備的熱凝結液流以及進入氣化反應器的氧氣進料，從而提供熱能以加熱進入氣化反應器的氧氣進料，並且冷卻熱凝結液流，以供用於酸性氣體去除系統中。

根據示例性構造，溶劑再生塔塔板液流為第一溶劑再生塔塔板液流，溶劑再生塔塔板為第一溶劑再生塔塔板，並且其中溶劑再生塔再沸器為第一溶劑再生塔再沸器，該裝置還包括限定為第二溶劑再生塔再沸器的熱效能熱交換器單元，該第二溶劑再生塔再沸器被設置和構造為接收提取自第一溶劑再生塔塔板、第二溶劑再生塔塔板、或者提取自這兩者的第二溶劑再生塔塔板液流，並且被設置和構造為接收來自基於氣化的多聯產設施的發電設備、效能提供設備、或者聯合熱電設備中的一者或多者的低壓蒸汽流，以加熱提取的第二溶劑再生塔塔板液流，從而將提取的第二溶劑再生塔塔板液流再沸至預定的溫度或溫度範圍。

根據另一個示例性構造，一體化站點能量管理系統可還包括或可替代地包括設置在溶劑再生塔再沸器下遊的酸性氣體去除設備調溫冷卻器，用以在熱水流離開溶劑再生塔再沸器之後接收該熱水流，從而從該熱水流中除去增加的熱能的任何殘餘部分。

根據又另一個示例性構造，一體化站點能量管理系統可還包括或可替代地包括：限定為汽化器的有機蘭金循環(ORC)系統工藝-工藝熱交換器單元，該汽化器被設置為接收離開溶劑再生塔再沸器之後攜帶增加的熱能的殘餘部分的熱水流，從而向用於有機蘭金循環系統的有機蘭金循環系統渦輪或膨脹機的異丁烷進料流至少提供至少一些增加的熱能的殘餘部分，從而用以產生電力並進一步冷卻熱水流。根據該實施方案，一體化站點能量管理系統可包括設置在汽化器下遊的冷卻單元，以接收熱水流從而除去在經過汽化器之後由熱水流攜帶的增加的熱能的任何殘餘部分，然後熱水流進入熱水系統罐。

根據第三工藝方案，一體化站點能量管理系統可以還包括第七酸性氣體去除系統工藝-工藝熱交換器單元，其被設置為接收由氣化系統處接收的熱凝結液流以及來自軟化水罐的軟化水流，從而提供熱能給軟化水流並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流和來自溶劑再生塔的貧溶劑塔底流，從而與其他常規安裝的熱交換器單元、冷卻單元和效能加熱單元一起提供熱能並且冷卻貧溶劑塔底流。

本發明的各種實施方案提供了先進的設備構造，其將用於一體化站點的整個能量系統轉變為更有效、更少汙染、在不同設備的具體操作模式下可操作、並且在未來擴展時具有可改進性，該一體化站點包括基於氣化的多聯產設施或系統以及烴精煉設施或系統，其可包括在基於氣化的多聯產設施或系統的幾個設備之間的熱耦合布置、以及酸性氣體去除設備或系統與芳烴設備或系統之間的熱耦合布置。本發明的各種實施方案提供了一體化站點，其包括能產生二甲苯產物的芳烴設備或系統，以及能夠產生電力、氫氣、硫磺、蒸汽、合成氣和急冷水的基於氣化的多聯產設施或系統，其通常包括氣化設備、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。可使得這些設備(或設施)更加的能量一體化，從而使它/它們具有顯著更高的能效，以及更少的由基於能量的GHG排放所致的汙染，並且具有可操性以及在它/它們未來擴展時具有可改進性。

如前所述，典型的現有技術的烴精煉廠可消耗600MW的加熱效能能量或Q(h)、以及600MW的冷卻效能或Q(c)，並且引入了整體煤氣化聯合循環(IGCC)技術的典型的現有技術中基於氣化的多聯產設施可消耗300MW的加熱效能能量。

為了幫助工業界實現基於氣化的多聯產設施的加熱效能消耗和基於能量的GHG排放減少高達52％，通過將典型的獨立的基於氣化的多聯產設施與典型的獨立的烴精煉設施一體化，從而提供用於管理廢熱回收的裝置的各種實施方案。該裝置可以包括一體化站點能量管理系統，其可包括多聯產設施能量管理系統和/或烴精煉系統/設施能量管理系統。一體化站點能量管理系統整體、並且/或者多聯產系統/設施能量管理和烴精煉系統/設施能量管理系統單獨地可包括並提供多聯產系統/設施與烴精煉系統/設施、和/或其各個區段、設備或系統之間的各種先進的/最優的熱耦合方案。多聯產系統/設施能量管理系統可包括酸性氣體去除系統/設備能量管理系統和/或氣化系統/設備能量管理系統，其可彼此單獨地或共同地與涉及烴精煉系統/設施、設備水平能量管理系統、或甚至區段水平能量管理系統的能量管理系統一同發揮其功能。烴精煉系統/設施能量管理系統可以包括二甲苯/芳烴系統/設備能量管理系統和/或與各個區段(即，例如二甲苯產物分離段)相關聯的單獨的能量管理系統。

根據各種實施方案，酸性氣體去除系統/設備能量管理系統和/或多聯產設施/系統能量管理系統可包括一個或多個工藝-工藝熱交換器單元，其替代或補充一個或更多的加熱/冷卻效能-工藝熱交換器單元以及適當的工藝流管道連接/路徑，從而提供各種構造/熱耦合布置方式，這些構造/熱耦合布置方式被設計為實現加熱和/或冷卻效能要求的增強的和/或最優的減少，以及實現相應的基於加熱和/或冷卻效能的GHG排放的減少。在其最優構造/熱耦合布置方式中，這些減少可包括加熱效能消耗減少達約52％，並且基於加熱效能能量的GHG排放減少達約52％。

另外，本發明的各種實施方案可提供用於將基於氣化的多聯產系統/設施與烴精煉系統/設施一體化的裝置，其包括在基於氣化的多聯產系統/設施的各個酸性氣體去除系統/設備的分離段與典型的烴(例如油)精煉系統/設施的各典型的芳烴系統/設備的二甲苯產物分離段之間的獨特的相應熱耦合布置方式。這可有利地大幅減少酸性氣體去除設備的分離段和/或基於氣化的多聯產設施的其他段/設備的熱效能要求，並且大幅減少二甲苯設備的分離段和/或二甲苯設備的其他區段的冷效能或冷卻效能要求。

圖15-16示出了二甲苯產物/芳烴設備2163的典型的二甲苯產物分離段2165、2166的兩個實施例。二甲苯產物分離段2165、2166均包括吸收段2171、提取塔2173和抽餘液塔2175、用作再沸器的熱效能交換器2177、2179、空氣冷卻器C14、C15以及回流罐2181、2133。二甲苯產物分離段2165還包括抽餘液側餾分罐(Raffinate side cut drum)2191，並且二甲苯產物分離段2166包括解吸劑罐2193。

參見圖15，根據二甲苯產物/芳烴設備2163的典型二甲苯產物分離段2165的第一實施例，提取塔2173的塔頂流2221通過空氣冷卻器C14(熱負荷為約33MW)而從156℃冷卻至133℃，再流向回流罐2181。回流罐2181中的液體可以是二甲苯產物(例如，粗對二甲苯)的形式，並且氣體物質可以是廢氣的形式，可從其中提取出甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和丁烷的混合物。一部分液體物質可返回到提取塔2173的上段或塔板，並且可獲取一部分液體物質從而提供可用的二甲苯產物。類似地，抽餘液塔2175的塔頂流2222通過空氣冷卻器C15(熱負荷為約91MW)而從162℃冷卻至130℃，再流向回流罐2183。回流罐2183中的氣體物質可以是能從其中提取的廢氣的形式。然而，回流罐2183中的液體物質返回到抽餘液塔2175的上段或塔板。

參見圖16，根據二甲苯產物/芳烴設備2163的典型二甲苯產物分離段2166的第二實施例，提取塔2173的塔頂流2221通過空氣冷卻器C14(熱負荷為約33MW)而從156℃冷卻至133℃，再流向回流罐2181。回流罐2181中的液體可返回到提取塔2173的上段或塔板，並且氣體物質可以是能從其中提取的廢氣的形式。在這種構造中，提取塔的塔底流在經過熱交換單元而被提取並且被冷卻並將熱量交換至提取塔2173的進料之後，從而可提供二甲苯產物，例如間二甲苯。類似地，抽餘液塔2175的塔頂流2222通過空氣冷卻器C15(熱負荷為約91MW)而從162℃冷卻至130℃，再流向回流罐2183。回流罐2183中的氣體物質可以是能從其中提取的廢氣的形式。然而，回流罐2183中的液體物質返回到抽餘液塔2175的上段或塔板。

圖17A-24至少示出了包括一體化站點能量管理系統的裝置的示例性實施例的技術上重要的部分，該一體化站點能量管理系統通過採用三個示例性的高能效的基於氣化的多聯產系統/設施和原油精煉系統/工廠/設施的熱耦合工藝方案，從而將基於氣化的多聯產系統(例如多聯產設施50)與烴精煉系統/工廠/設施(例如原油精煉設施2162)一體化。這些所示的示例性高能效工藝方案提供了基於氣化的多聯產設施50的酸性氣體去除系統(例如酸性氣體去除設備2052、2052'、2052」)的分離段與原油精煉設施2162的二甲苯/芳烴系統(例如芳烴設備2163)的示例性二甲苯產物分離段的增強的一體化和熱耦合，以及/或者基於氣化的多聯產設施50的氣化系統(例如氣化設備2051)的一部分與原油精煉設施2162的芳烴設備2163的示例性二甲苯產物分離段2165'的增強的一體化和熱耦合。注意，為了示例性目的，提供了關於二甲苯加工設備2163的分離段2165'和原油精煉設施2162的討論。本領域普通技術人員將認識到，如果將二甲苯產物分離段2165'修改為包括圖17B、18B所示的增加部件，則關於二甲苯產物分離段2165'的討論同樣適用於二甲苯產物分離段2166。本領域普通技術人員還將認識到，其他區段、設備、設施和站點構造以及不同區段、設備、設施和一體化站點的採用也在本發明的範圍內。

例如，圖17A-17B示出了用於一體化站點能量管理系統的第一先進的高能效工藝方案，其在多聯產設施50的酸性氣體去除設備2052的分離段82(圖17A)中的溶劑再生塔93與烴精煉設施2162的芳烴設備2163的二甲苯分離段2165'(圖17B)之間提供了先進的熱耦合布置方式。

例如，圖18A-19示出了用於一體化站點能量管理系統的第二先進的高能效工藝方案，其提供了與第一工藝方案的熱耦合布置方式類似的先進的熱耦合布置方式，不同之處在於，根據第二工藝方案，對於在酸性氣體去除設備2052(圖17A)的分離段82中示出的第一工藝方案的熱耦合布置的一部分，其已經被修改為包括與用於發電的有機(例如異丁烷)蘭金循環(ORC)系統2231的熱耦合，如本領域普通技術人員所理解的，其在特定壓力和操作條件下使用特定的有機物質，並經過改造從而實現與用於原油和/或其他烴精煉以及基於氣化的多聯產的兩大設施50、2162的設備的一體化區段之間的最佳匹配。在酸性氣體去除設備2052'的分離段82中示出了所實施的這種改造的例子(圖18A)。

例如，圖20-24示出了用於一體化站點能量管理系統的第三先進的高能效方案，其在進入用於氣化設備2051的氣化反應器61的氧氣進料、與用於基於氣化的多聯產設施50的酸性氣體去除設備2052"的分離段82中酸性水汽提設備溶劑再生塔93之間提供了先進的熱耦合布置方式，其包括最佳的設施內和設施間的熱量一體化，與這種多聯產設施50的當前現有技術設計相比，可將其加熱效能消耗和基於能量的GHG排放節省至少52％以上。

在圖17A-17B中詳細描述的能效「一體化站點」工藝方案#1可有利地將酸性氣體去除設備50、多聯產設施50、以及一體化站點2160的總加熱負荷或Q(h)降低約86MW，而不需要在基於氣化的多聯產設施50中實施任何其他額外的節能方案。以更標準化的術語表述，相比於常規構造的酸性氣體去除設備或系統(例如，基於氣化的多聯產設施或系統50的酸性氣體去除設備或系統52)所要求的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相應產生的基於能量的GHG排放，該工藝方案#1在所要求的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相應產生的基於能量的GHG排放方面減少(節省)了約38％。相比於常規構造的基於氣化的多聯產設施50，該工藝方案在加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相關的基於能量的GHG排放方面減少(節省)了約29％；並且相比於常規構造的基於氣化的多聯產設施50和原油精煉設施2162所要求的總的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相關的基於能量的GHG排放，該工藝方案在所要求的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相關的基於能量的GHG排放方面所實現的總站點減少(節省)幅度達約10％。另外，在正常操作條件下，該工藝方案甚至在包括增加的38MW冷卻單元(例如，調溫冷卻器C16)的情況下，還可有利地使組合的多聯產設施50和原油精煉設施2162的總淨冷卻負荷或Q(c)減少約48MW。

在該示例性工藝方案中，多聯產設施50的酸性氣體去除設備2052的分離段82以及煉油廠2162的二甲苯/芳烴設備2163的分離段2065'各自被修改為包括新創建或增加的用於提供熱水(例如調溫水)流2203的高壓熱水(例如調溫水)系統2201的管道和其他部件，其在酸性氣體去除設備2052的分離段82與二甲苯/芳烴設備2163的二甲苯產物分離段2065'之間形成迴路。酸性氣體去除設備2052的分離段82也被修改為包括增加的熱交換器單元E7，其作為用於酸性氣體去除設備2052的溶劑再生塔93的再沸器。分離段82、或可替代的二甲苯產物分離段2165'、或這兩者的組合已被修改為包括增加的調溫冷卻器C16、典型的高壓調溫水和/或熱水系統罐2205、以及泵2207，其為熱水系統2201的一部分。二甲苯產物分離段2065'也被修改為包括增加的工藝-工藝熱交換器單元E11、E12中的至少一者，但優選包括這兩者，其設置為取代冷卻單元C14、C15的功能。

注意，本領域普通技術人員將認識到，所提及的熱水系統2201的熱水流2203不會將流體的組成限制為熱水或調溫水，而是可以包括蒸汽，或甚至相對冷的水，這取決於熱水系統2201的各個管道內的流2203的特定壓力和溫度。另外，本領域普通技術人員將認識到，熱水系統2201可如本領域普通技術人員所理解的那樣被熱油系統取代，因此熱油系統也在本發明的範圍內。

圖17A示出了包括反應器段81和分離段82的酸性氣體去除設備2052的增強設計結構的示例性構造，其包括：一體化系統或站點能量管理系統的一部分；示例性的基於氣化的多聯產系統或設施能量管理系統；和/或示例性的酸性氣體去除系統或設備能量管理系統，取決於所利用的管理分類的等級，包括熱水系統2201的一部分以及增加的熱交換器單元E7。

根據酸性氣體去除設備52(圖5)的分離段82的典型常規構造，通過使用接收蒸汽熱的熱效能蒸汽加熱器單元而實現溶劑再生塔93中的溶劑的再沸，從而用作再沸器H5(熱負荷為約209MW)，其中該蒸汽熱來自發電設備58或其他效能設備和/或(一個或多個)聯合熱電設備。

再次參見圖17A及圖17B，與在圖5中示出的典型常規構造相對比，根據酸性氣體去除設備2052、尤其是酸性氣體去除設備2052的分離段82的所示出實施方案的示意性設計結構，通過兩個溶劑再生塔再沸器E7、H5從而代替實現了溶劑再生塔93的再沸。注意，再沸器E7和H5可各自表示具有單一輸入和輸出的單個熱交換單元、具有多個輸入和輸出的單個熱交換單元、和/或熱交換器單元的群集(cluster)或陣列，其接收來自單一來源或多個來源的熱水、蒸汽或油。

第二/第一再沸器E7(熱負荷為約86MW)可以是被設置和構造為用作第一再沸器E7的常規熱交換器單元的形式。酸性氣體去除設備分離段82被修改為包括用作再沸器E7(熱負荷為約86MW)的熱交換器單元E7，其被設置和構造為接收熱水流2203、以及提取自溶劑再生塔93的溶劑再生塔塔板的第二/第一溶劑再生塔塔板液流145，從而使溶劑再生塔塔板液流145再沸。

經由新建立/增加的高壓熱水系統2201的相應的熱水管線或管道組(未單獨示出)，再沸器E7接收來自相鄰的芳烴設備2163的二甲苯產物分離段2165'的熱水流2203(通常的溫度為約151℃)，從而加熱提取自溶劑再生塔93的第二/第一溶劑再生塔塔板液流145，其中，該高壓熱水系統2201連接至再沸器E7或以其他方式與之對接。由再沸器E7接收的熱水系統2201的熱水流2203的一部分由芳烴設備2163的二甲苯產物分離段2165'通向酸性氣體去除設備2052的分離段82。

如下所述，由再沸器E7接收的熱水流2203的這部分具有分別來自提取塔2173的塔頂蒸氣流2221和抽餘液塔2175的塔頂蒸氣流2222的增加的熱負荷。熱水流2203離開再沸器E7時的溫度為約133℃，然後其通向調溫冷卻器C16(熱負荷為38MW)並被其接收，熱水流2203在調溫冷卻器C16中由約133℃冷卻至約125℃，再進入熱水系統罐2205。通過相應的熱水管線或管道(未單獨示出)，再沸器E7還接收提取自溶劑再生塔93的溶劑再生塔塔板的溶劑再生塔塔板液流145，從而將第一溶劑再生塔塔板液流從約128℃的溫度加熱到約136℃的溫度，然後返回至溶劑再生塔93。

具有約123MW的熱負荷的相應的第一/第二再沸器H5可以是常規熱效能加熱器的形式，但是其熱負荷從約209MW減小到約123MW。再沸器H5接收(例如)來自發電設備58或其他效能設備和/或聯合熱電設備的蒸汽熱，從而通過相應的熱水管線或管道(未單獨示出)加熱並接收提取自溶劑再生塔93的第二溶劑再生塔塔板(即，不同於第一溶劑再生塔塔板的部分或單獨的塔板)的第一/第二溶劑再生塔塔板液流145'，從而將溶劑再生塔塔板液流145'從128℃加熱到136℃，然後返回至溶劑再生塔93。

根據具有位於酸性氣體去除設備2052中的水罐2205和泵22，的示例性構造，通過泵2207將來自熱水系統罐2205的熱水流2203泵送到二甲苯產物分離段2165'。

參見圖17B，通過來自二甲苯產物分離段2165'的提取塔2173和/或抽餘液塔2175的廢熱，將熱水流2203加熱至約151℃。根據該所示示例性實施例的設計構造，來自酸性氣體去除設備2052的熱水流2203被最優地分成兩個路徑(leg)或分支2211、2212。第一分支2211與增加的熱交換器單元E11(熱負荷為33MW)對接並從其中流過，其中該熱交換器單元E11位於或鄰近於提取塔2173的塔頂段。熱交換器單元E11還與來自提取塔2173的塔頂蒸氣流2221對接並接收該塔頂蒸氣流2221，塔頂蒸氣流2221流過該熱交換器單元E11並流向回流罐2181。通過在熱水流2203的第一分支2211和塔頂蒸氣流2221之間的熱交換，塔頂蒸氣流2221被冷凝並從156℃冷卻到133℃，並且熱水流2203的第一分支2211從125℃被加熱到約151℃。各流經由相應的管道組(未單獨示出)而連接到熱交換器單元E11。

類似地，根據該所示示例性實施例的設計構造，熱水流2203的第二分支2212與增加的熱交換器單元E12(熱負荷為91MW)對接並從其中流過，該熱交換器單元E12位於或鄰近於抽餘液塔2175的塔頂段。熱交換器單元E12還與來自抽餘液塔2175的塔頂蒸氣流2222對接並接收該塔頂蒸氣流2222，塔頂蒸氣流2222流過熱交換器單元E12並流向回流罐2183。通過該熱交換，塔頂蒸氣流2222被冷凝並從162℃冷卻到130℃，並且熱水流2203的第二分支2212從125℃被加熱到約151℃。各流經由相應的管道組(未單獨示出)而連接到熱交換器單元E11。

注意，本領域普通技術人員將認識到，提及流和流的分支也相應地提及了包含所述流的管道或其他形式的導管。另外，涉及到與熱交換器單元對接、被其接收、或流過熱交換器單元或流入和/或流出另一部分的流的一個或多個部分的標註、討論或其他形式的公開將被本領域普通技術人員理解為：公開了包含所述各流體的各管道，並且公開了通過使用常規的界面或本領域普通技術人員所認識的其他連接設備(如緊固件、插頭、或其他連接器)而連接至各熱交換器單元或其他部分的各管道。

根據用於該示例性實施例的該設計構造，如前所述，二甲苯產物分離段2165'包括空氣冷卻器C14(熱負荷為0MW)，其在正常操作下被略過或失效。空氣冷卻器C14通常留在適當地方或位置從而協助冷卻塔頂蒸氣流2221。對於圖示為通常位於熱交換單元E11和提取塔2173之間的空氣冷卻器C14，在根據需要的非正常操作下，例如，當用於冷卻熱水流2203的溶劑再生塔(系列)93的一部分離線、或者其在低於提供充分冷卻所需水平的低水平下運行時，或者當水泵2207或熱水系統2201離線或發生運行故障時，空氣冷卻器C14可施加所需的全部熱負荷來冷卻塔頂蒸氣流2221。

另外，根據該設計構造，二甲苯產物分離段2165'也包括空氣冷卻器C15(熱負荷為0MW)，其在正常操作下被略過或失效。空氣冷卻器C15通常留在適當地方或位置從而協助冷卻塔頂蒸氣流2222。對於圖示為通常位於熱交換單元E12和抽餘液塔2175之間的空氣冷卻器C15，在根據需要的非正常操作下，例如，當用於冷卻熱水流2203的溶劑再生塔(系列)93的一部分離線、或者其在低於提供充分冷卻所需水平的低水平下運行時，或者當水泵2207或熱水系統2201離線或發生運行故障時，空氣冷卻器C15可施加所需的全部熱負荷來冷卻塔頂蒸氣流2221。

根據所示的示例性實施方案的設計構造，在提取塔2173的塔頂蒸氣流2221和抽餘液塔2175的塔頂蒸氣流2222被冷卻之後，熱水流2203的兩個分支2211、2212重新併入到溫度為約151℃的一個熱水流2203中，然後該熱水流2203通向增加的熱交換器單元E7(圖17A)，如上所述，該熱交換器單元E7被設置並構造為用於酸性氣體去除設備2052的分離段82的溶劑再生塔93的再沸器E7。

在圖18A、18B和41中詳細描述的能效「一體化站點」工藝方案#2中，可有利地將常規構造的酸性氣體去除設備2052'、常規構造的基於氣化的多聯產設施50、以及常規構造的一體化站點2160的總加熱負荷或Q(h)降低約86MW，而不需要改造基於氣化的多聯產設施50中的任何其他額外的節能方案。以更標準化的術語表述，相比於基於氣化的多聯產設施或系統50的常規構造的酸性氣體去除設備或系統52所要求的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相應產生的基於能量的GHG排放，該工藝方案#2在所要求的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相應產生的基於能量的GHG排放方面減少(節省)了約38％。相比於常規構造的基於氣化的多聯產設施50，該工藝方案在加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相關的基於能量的GHG排放方面減少(節省)了約29％；並且相比於常規構造的基於氣化的多聯產設施50和原油精煉設施2162所要求的總的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相關的基於能量的GHG排放，該工藝方案在所要求的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相關的基於能量的GHG排放方面所實現的總站點減少(節省)幅度達約10％。另外，在正常操作條件下，該工藝方案甚至在包括有機蘭金循環(ORC)系統2231的情況下，還可有利地使組合的基於氣化的多聯產設施50和原油精煉設施2162的總淨冷卻負荷或Q(c)減少約48MW。

幾乎在所有方面中，該高能效一體化站點工藝方案大體上採用了與上述高能效一體化工藝方案#1類似的熱耦合方法，但有一個主要的區別。根據工藝方案#1，在熱水流2203於再沸器E7處留下(例如)約86MW的熱能並離開/通過再沸器E7之後，酸性氣體設備2052(圖17A)的分離段82採用了調溫冷卻器或其他空氣冷卻器C16(熱負荷為約38MW)將熱水流2203冷卻，然後熱水流2203通向熱水系統罐2205。

再次參見圖18A，根據下面更詳細描述的該第二示例性工藝方案的設計構造，酸性氣體去除設備2052的分離段82包含ORC系統2231，ORC系統2231被構造為在功能上替代調溫冷卻器C16。具體而言，ORC系統2231被設置和構造為接收以約133℃的溫度離開或以其他方式通過再沸器E7之後的通常為高壓的熱水(例如調溫水)流2203，從而將熱水流2203從約133℃冷卻到約125℃，然後熱水流2203返回到熱水系統罐2205。另外，根據該示例性實施方案的該設計構造，調溫冷卻器C16優選保留，或者被設置在適當位置，或者至少用於調溫冷卻器C16的溫度傳感器被設置在ORC系統2231的下遊，從而在ORC系統2231不能將熱水流2203冷卻至約125℃的溫度時提供補充或備用冷卻。否則，調溫冷卻器C16具有0MW的熱負荷，並且其功能被略過或以其他方式不工作。

有利地，ORC系統2231可在正常操作下有效地提供冷卻熱水流2203所需的約38MW的熱(冷卻)負荷，然後該熱水流2203返回到熱水系統罐2205；並且有效地提供從熱水流2203的廢熱能產生的約4.4MW的電能，而不是被調溫冷卻器C16浪費。注意，儘管下述的汽化器2237以及/或者ORC系統2231的其他部分圖示為位於酸性氣體去除設備2052的分離段82內，但是本領域普通技術人員將認識到，其可被設置在可供替代的位置處，包括二甲苯產物分離段2265'，前提是汽化器2237在再沸器E7和熱水系統罐2205之間保持其功能，或者如果熱水系統不包括熱水系統罐2205時，汽化器2237在再沸器E7和熱水系統泵2207之間保持其功能，從而接收熱水流2203。

圖19示出了ORC系統2231與多聯產設施50和原油精煉設施2162之間的熱耦合布置方式(或者更具體而言，酸性氣體去除設備2052'的分離段82和二甲苯/芳烴設備2163的二甲苯產物分離段2165'之間的熱耦合布置方式)的其餘部分的一體化的示例性具體操作條件。根據ORC系統2231的示例性實施方案，ORC系統2231為迴路形式，該迴路包括：有機流體(例如，異丁烷流2233)管道陣列(未單獨示出)，其在迴路內為異丁烷流2233提供通道；ORC系統泵2235；ORC系統汽化器2237；和ORC系統渦輪/膨脹機2239；以及ORC系統水冷卻器2240。

根據該示例性一體化方案的設計構造，起始溫度為約25℃且起始壓力為3.5巴的異丁烷流2233由ORC系統泵2235接收並被其泵至約20巴的壓力，然後其進入ORC系統汽化器2237並以液體形式被其接收，異丁烷流2233在ORC系統汽化器2237中被氣化或以其他方式蒸發。此時溫度為約99℃且壓力為19.7巴的呈高壓、過熱蒸汽形式的異丁烷流2233沿著迴路進入ORC系統燃氣渦輪機/膨脹機2239，其中蒸氣在ORC系統燃氣渦輪機/膨脹機2239內膨脹從而產生約4.4MW的電能。異丁烷流2233以約49℃的溫度和3.8巴的壓力離開ORC系統渦輪機/膨脹機2239，並沿著迴路行進到ORC系統水冷卻器2240(熱負荷為約34MW)並被其接收，在ORC系統水冷卻器2240中，異丁烷流2233的溫度和壓力降低至約25℃和3.5巴的起始溫度和壓力。

ORC系統汽化器2237是熱交換器單元2237的一種形式。通常在熱水流2203首先通過再沸器E7並在其中存儲一部分廢熱(熱負荷)之後，熱交換單元2237還接收熱水流2203，該熱水流2203流向熱水系統罐2205，該再沸器E7用於加熱(再沸)溶劑再生塔塔板液流145。熱水流2203以約133℃的溫度被熱交換器單元2237接收，並在其中被冷卻到約125℃，然後其進入熱水系統罐2205並由其接收。熱交換單元2237(熱負荷為約38MW)利用該殘餘的廢熱能從而使異丁烷流2233從25℃過熱(蒸發)至99℃，同時異丁烷流2233幾乎沒有壓力損失，其中該殘餘的廢熱能最初從新的或增加的二甲苯產物分離段熱交換器單元E11、E12取得，並仍然保持在熱水流2203中。

對於圖20-24中詳細描述的高能效「一體化站點」工藝方案#3，相比於常規的基於氣化的多聯產系統或設施50，該工藝方案在所要求的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相關的基於能量的GHG排放方面有益地減少(節省)了約52％；並且相比於常規構造的基於氣化的多聯產設施50和原油精煉設施2162，該工藝方案在所要求的加熱效能、相關的加熱效能成本、以及相關的基於能量的GHG排放方面有益地減少了約17％。另外，在正常操作條件下，該工藝方案甚至在包括增加的38MW冷卻單元(例如，調溫冷卻器或其他冷卻單元C16)的情況下，還可有利地使基於氣化的多聯產設施50和原油精煉設施2162的總淨冷卻負荷或Q(c)減少約48MW。

這是通過如下方式實現的：提供先進的設施內和設施間的熱一體化，其包括在基於氣化的多聯產系統或設施50中的氣化設備2051和酸性氣體去除設備2052」、酸性水汽提設備2054、凝結液淨化設備2055、空氣分離設備57以及發電設備58之間的各種熱耦合布置方式；在基於氣化的多聯產系統或設施50中的酸性氣體去除設備2052」和氫氣回收設備2053、酸性水汽提設備2054、凝結液淨化設備2055和發電設備58之間的先進的熱耦合布置方式；以及在酸性氣體去除設備2052」與烴精煉系統或設施2162中的二甲苯產物/芳烴設備2163的相鄰分離段2165'之間的先進熱耦合布置方式。

更具體而言，用於一體化站點能量管理系統的第三先進的高能效方案的各種系統在以下各部分之間提供了先進的熱耦合布置方式：氣化反應器氧氣進料分支71與合併自凝結液淨化設備熱凝結液流103、110的凝結液淨化設備熱凝結液流74之間；經由熱凝結液流74在氣化反應器氧氣進料分支71與酸性水汽提塔塔頂流118之間；氣化反應器氧氣進料分支72與酸性水汽提塔塔底流119之間；氣化反應器氧氣進料73與發電設備熱凝結液流75之間；經由熱凝結液流75在氣化反應器氧氣進料73與酸性氣體去除設備反應器合成氣氣體進料101之間；經由熱凝結液流75在氣化反應器氧氣進料73與經過氫氣回收設備處理的合成氣進料115之間；酸性氣體去除設備反應器合成氣進料101與熱凝結液流75之間；經過處理的合成氣進料115與熱凝結液流75之間；酸性氣體去除設備反應器塔底流102與吸收塔塔底流107的一部分之間；酸性氣體去除設備再生塔塔底流105和軟化水流125之間；經由熱水系統2201在酸性氣體去除設備溶劑再生塔塔板液流145與二甲苯產物分離段提取塔2173的塔頂流2221和抽餘液塔2175的塔頂流2222之間；經由熱水系統2201在溶劑再生塔塔板液流145和ORC系統異丁烷流2233之間；以及酸性氣體去除設備再生塔塔頂流142與凝結液淨化設備熱凝結液流110之間。

該工藝方案提供了：對常規氣化設備設計的添加/改進，以包括添加了三個增加的熱交換器單元E1-E3並與酸性水汽提設備一體化；以及對常規的酸性氣體去除設備設計的添加/改進，以包括：五個熱交換器單元E4、E5、E6、E7、E8的添加；冷卻單元C9向熱交換器單元C9'的轉換；膜預處理單元111從氫氣回收設備轉移至酸性氣體去除設備反應段；以及熱交換單元BE2和冷卻單元C7轉移到酸性氣體去除設備反應段。該工藝方案還提供了：包括在酸性氣體去除設備2052」和二甲苯產物分離段2165'之間延伸的熱水系統2231；包括新的冷卻單元C16和/或ORC系統2233，以及對常規二甲苯產物分離設備設計的添加/改進，以包括添加的兩個新的熱交換器單元E11、E12。該工藝方案進一步停用了氫回收設備熱效能加熱器H2；停用了酸性水汽提設備塔底流冷卻單元C5和C6；並且用熱交換單元C5替代酸性水汽提設備塔頂流冷卻單元C4。

為了比較的目的，該工藝方案大體上類似於圖4、6、8、10和12中詳述的工藝方案，該工藝方案已被修改為包括兩個再沸器E7、H5，(例如)如圖4和6所示，從而採用第二/第一再沸器H5(其利用來自效能設備的蒸汽流的熱能)以及第一/第二再沸器E7(其利用來自氣化設備51'的塔底流143的熱能)，從而使一對溶劑再生塔塔板液流145和145'再沸。

然而，根據該一體化的工藝方案，再沸器E7並未利用來自煙氣洗滌塔68的塔底流143的熱能，而是利用由新的熱水系統2201的新產生的高壓熱水流2203、以及相關管道、管以及其他部件而攜帶的增加的熱能(增加的熱負荷)。這是除了之前描述的針對所有其他氣化設備和酸性氣體去除設備的修改之外的補充，但是其是在沒有進行先前所述的根據示例性實施方案的溶劑再生塔再沸壓力修改的情況下完成的。

先前所述的新的熱水系統2201提供了用於構建熱耦合布置方式的方法，該熱耦合布置方式位於溶劑再生塔93的溶劑再生塔再沸器E7與塔頂流熱交換器單元E11、E12之間，其中該溶劑再生塔再沸器E7通常設置在多聯產設施50的酸性氣體去除設備2052」的分離段82中(例如，參見圖17A、18A、21)，該塔頂流熱交換器單元E11、E12位於烴精煉設施2161、2162的二甲苯產物/芳烴設備2163的二甲苯產物分離段2165'(例如參見圖15、17B、18B)或分離段2166(例如參見圖16)等(如果類似地修改)中，並且塔頂流熱交換器單元E11、E12用作並替代提取塔2173的塔頂流冷卻器C15和抽餘液塔2175的塔頂流冷卻器C16。

參見圖20，示例性氣化系統或設備2051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，並且重新結合在一起作為凝結液流74)的組合用作緩衝流，該緩衝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，然後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℃，並且將塔頂流118的溫度從約151℃降至約100℃，然後通過熱交換器單元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用於將氧氣進料流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℃並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之後，重新結合成平均溫度為約126.5℃的氧體進料流73，之後氧體進料流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℃，然後進入氣化反應器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℃，之後熱凝結液流75進入酸性氣體去除設備2052」的反應段81(圖21)。

參見圖21，在該示例性的一體化工藝方案中，酸性氣體去除設備2052'(圖6)包括合成氣分離膜預處理罐111，其用於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，它們可以分離。在任一構造中，反應段81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、重新布置的軟化水熱交換器BE2、增加的粗合成氣進料熱交換器E4、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用於在熱凝結液流75進入凝結液淨化設備2055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，吸收塔-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、用於溶劑再生塔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。

在該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在氣化設備或系統2051中由約156℃被冷卻至約150℃，並進入酸性氣體去除設備2052」(圖20)。熱凝結液流75首先在約156℃的溫度下通向氣化設備2051，以通過熱交換器單元E3將進入氣化反應器61的氧氣進料73加熱，然後，熱凝結液流75通向酸性氣體去除設備反應段81，並通向凝結液淨化設備2055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或系統2052」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℃。熱凝結液流75在約133.5℃下離開熱交換器單元E4，然後通向熱交換器BE2(熱負荷為約30.2MW)，以將軟化水流125從約81℃加熱到約110℃，並冷卻至約95.5℃。然後，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2053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預處理之後由增加的熱交換器E5接收。

根據所示的構造，然後溫度為約78℃的熱凝結液流75進入水冷卻器C7(其熱負荷為約24MW)，其中約24MW的剩餘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℃，然後被輸送到凝結液淨化設備儲存罐121。根據用於控制結構響應時間的最佳位置，將水冷卻器C7設置在酸性氣體去除設備或系統2052」中或凝結液淨化設備2055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℃之後，合成氣進料101進入熱交換器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℃。

然後，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，利用凝結液淨化設備的凝結液流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℃，然後使用水冷卻器C8(熱負荷約57MW)使其最終達到約47℃的目標溫度，然後流出物塔底流102進入吸收塔92。位於水冷卻器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，該酸性水是由於通過水冷卻器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℃並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通向吸收塔92的塔頂部分並被冷卻至約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℃，並且然後通過急冷水冷卻器C10(熱負荷為約23.4MW)進一步冷卻至約46℃，並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或系統2052的分離段82，或者來自位於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重新布置於酸性氣體去除設備或系統2052」。無論為何種構造，來自軟化水罐141的冷流125離開該軟化水罐141/在約34℃下進入分離段82，冷流125在熱交換器單元C9'(熱負荷為約87.25MW)中被加熱到約81℃，並將來自溶劑再生塔93的貧溶劑流105從約86℃冷卻至約54℃。然後，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℃，並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，來自凝結液淨化設備2055(圖24)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℃，並且第二分支/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頂流142從約111℃冷卻至約61.4℃，然後使用冷卻水在C12(熱負荷為約9.5MW)中將酸性氣體142進一步冷卻至約53℃，隨後酸性氣體142離開酸性氣體去除設備2052」，該酸性氣體去除設備2052」通向硫回收設備56。然後，凝結液流109的這兩個分支/分流103、110匯合(合併)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2052」的分離段82進入至氣化設備2051，其中合併的冷凝結液流74被用作緩衝流，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，並被用於在熱交換器單元E1中加熱進入氣化反應器61的氧氣進料71(如上所述)。

二甲苯產物分離段2165'(圖17B、18B)包含至少一個，但更通常包含兩個增加的工藝-工藝熱交換器單元E11、E12，其被設置為在功能上替代冷卻單元C14、C15。在示例性一體化工藝方案中，酸性氣體去除設備或系統2052」的分離段82進一步包含新創建或增加的高壓熱水(例如調溫水)系統2201的一部分，其提供熱水(例如調溫水)流2203，在酸性氣體去除設備2052」的分離段82和二甲苯/芳烴設備2163的二甲苯產物分離段2165'之間形成迴路(參見圖17B、18B)。注意，本領域普通技術人員將認識到，所提及的熱水系統2201的熱水流2203不會將流體的組成限制為熱水或調溫水，而是可以包括蒸汽，或甚至相對冷的水，這取決於熱水系統2201的各個管道內的流2203的特定壓力和溫度。另外，本領域普通技術人員將認識到，熱水系統2201可如本領域普通技術人員所理解的那樣被熱油系統取代，因此熱油系統也在本發明的範圍內。

在該示例性一體化工藝方案中，通過兩個溶劑再生塔再沸器E7、H5從而實現了溶劑再生塔93的再沸。注意，再沸器E7和H5可各自表示具有單一輸入和輸出的單個熱交換單元、具有多個輸入和輸出的單個熱交換單元、和/或熱交換器單元的群集或陣列，其接收來自單一來源或多個來源的熱水、蒸汽或油。相應地，酸性氣體去除設備分離段82被修改為包括用作再沸器E7(熱負荷為約86MW)的熱交換器單元E7，其被設置和構造為接收熱水流2203、以及提取自溶劑再生塔93的溶劑再生塔塔板的第二/第一溶劑再生塔塔板液流145，從而使溶劑再生塔塔板液流145再沸。經由新建立/增加的高壓熱水系統2201的相應的熱水管線或管道組(未單獨示出)，再沸器E7接收來自相鄰的芳烴設備2163的二甲苯產物分離段2165'的熱水流2203(通常的溫度為約151℃)，從而加熱提取自溶劑再生塔93的溶劑再生塔塔板液流145，其中，該高壓熱水系統2201連接至再沸器E7或以其他方式與之對接。由再沸器E7接收的熱水流2203的一部分由芳烴設備2163的二甲苯產物分離段2165'通向酸性氣體去除設備205」的分離段82。

如下所述，由再沸器E7接收的熱水流2203的這部分具有分別來自提取塔2173的塔頂蒸氣流2221和抽餘液塔2175的塔頂蒸氣流2222的增加的熱負荷。通過相應的熱水管線或管道(未單獨示出)，再沸器E7還接收提取自溶劑再生塔93的第二/第一溶劑再生塔塔板的溶劑再生塔塔板液流145，從而將第一溶劑再生塔塔板液流從約128℃的溫度加熱到約136℃的溫度，然後返回至溶劑再生塔93。提供再沸器E7從而降低低壓蒸汽或其他效能加熱器H5的加熱負荷，該效能加熱器H5用作相應的第一/第二再沸器H5。

具有約123MW的熱負荷的相應的再沸器H5可以是常規熱效能加熱器(例如，再沸器H5)的形式，但是其熱負荷從約209MW減小到約123MW。再沸器H5被設置在鄰近溶劑再生塔的分離段82內，並構造為接收(例如)來自發電設備58或其他效能設備和/或聯合熱電設備的蒸汽熱，從而通過相應的熱水管線或管道(未單獨示出)加熱提取自溶劑再生塔93的第二溶劑再生塔塔板(即，不同於第一溶劑再生塔塔板的部分或單獨的塔板)的第一/第二溶劑再生塔塔板液流145'，從而將溶劑再生塔塔板液流145'從128℃加熱到136℃，然後返回至溶劑再生塔93。

根據第一構造，分離段82、或可替代的二甲苯產物分離段2165'、或這兩者的組合已被修改為包括增加的調溫冷卻器C16、高壓調溫熱水系統罐2205、以及高壓熱水系統泵2207，其為熱水系統2201的一部分。調溫冷卻器C16(熱負荷為約38MW)被設置和構造為在熱水流2203將增加的熱負荷的至少一部分儲存於再沸器E7中之後接收熱水流2203，從而冷卻熱水流2203。熱水流2203在約133℃的溫度下離開再沸器E7，其通向調溫冷卻器C16(熱負荷為38MW)並被其接收，熱水流2203在調溫冷卻器C16中由約133℃被冷卻至約125℃，然後進入熱水系統罐2205。

可替代地，分離段82、或者二甲苯產物分離段2165'、或者這兩者的組合已被修改為包括ORC系統2231(圖19)，其包括用作汽化器2237(正常條件下熱負荷為約38MW)的熱交換器單元2237，其被設置和構造為接收有機流體(例如，異丁烷流2233)以及在再沸器E7中儲存了至少一部分增加的熱負荷之後的熱水流2203，從而將異丁烷流2233加熱至約99℃的汽化溫度，並且將熱水流2203冷卻至約125℃，然後熱水流2203進入熱水系統罐2205，在該過程中產生約4.4MW的電力。

根據該示例性構造，分離段82還包括調溫冷卻器C16，但是其在正常條件下具有0MW的熱負荷，並且在當汽化器2237所提供的冷卻負荷不足以將熱水流2203冷卻到125℃的期望溫度，或者當ORC系統2231失效時，調溫冷卻器C16提供高達38MW的熱負荷以冷卻熱水流2203。

熱水流2203通過泵2207從熱水系統罐2205被泵送到相鄰原油精煉設施2162的相鄰芳烴設備2163的二甲苯產物分離段2165'，從而繼續熱水流2203的上述循環，收集來自提取塔2173的塔頂流2221和抽餘液塔2175的塔頂流2222的可用熱負荷，並通過再沸器E7將該熱負荷應用於溶劑再生塔塔板液流145。

根據該示例性一體化工藝方案，用於多聯產設施50的氣化核心設備/系統2051、酸性氣體去除核心設備/系統2052」、氫氣回收核心設備/系統2053、以及酸性水汽提核心設備/系統2054和凝結液淨化核心設備/系統2055的最優平面布置圖可有利地為優於常規氣化設施的主要優點。

參見圖22，在該示例性的一體化工藝方案中，將用於從合成氣115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2053中所要求的熱效能的需要。氣體分離膜預處理單元111和相應的合成氣流加熱器E5位於酸性氣體去除設備反應段81中(圖21)。

參見圖23，在示例性的一體化工藝方案中，酸性水汽提設備2054在與氣化設備2051一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2054通向氣化設備2051的入口段併到達熱交換器E2，以加熱氧氣主流的第二分支72，然後通向來自空氣分離設備57的反應器61，此後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從而將來自酸性氣體去除設備2052」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2051的氧氣進料的第一分支71(圖20)。

參見圖24，用於加熱軟化水125和熱LPS凝結液流75的熱交換器BE2從凝結液淨化設備55中移除(圖11)並位於酸性氣體去除設備或系統的反應段81中(圖24)。用於冷卻通向凝結液淨化單元123的熱凝結液75的水冷卻器C7也被移至酸性氣體去除設備或系統反應段81。凝結液淨化設備冷凝結液109在53℃下進入酸性氣體去除設備或系統分離段82，而不是酸性氣體去除設備反應段81(圖21)。如圖21以及圖24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通向重新布置於酸性氣體去除設備的分離段82的反應器流出物流冷卻器BE4，而第二分支110通向溶劑再生塔塔頂流冷卻器E8。

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範圍內進行各種修改和改變。另外，雖然已經採用了特定術語，但是這些術語僅用於描述性的意義，而不是為了限制的目的。例如，當描述來自凝結液淨化設備或設施的經過淨化的冷凝結液流被分成兩個流時，應當理解的是，儘管以單數含義示出，但是附圖中所示的許多部分可以並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並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，並且在「氧氣進料」被分流，並且來自酸性水汽提塔(或一系列汽提塔)的塔頂流或廢水塔底流(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於描述蒸汽-熱水系統的短語「調溫水流」、「調溫水系統」和「調溫水迴路」，「調溫水」並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，由於各種熱交換器之一中的交換熱，「調溫水」並不意味著液態水，或者不排除流經「調溫水系統(迴路)」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「調溫水迴路」，但是該迴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，儘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；並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，並未在附圖中示出和/或在說明書中描述實際實施的所有特徵。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複雜且耗時的，但是儘管如此，對於受益於本公開文件的普通技術人員，這樣的設計、製作、製造和控制的進行不需要過度的實驗。

本申請要求Noureldin於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(採用先進的工藝方案和相關方法的基於氣化的高能效多聯產裝置)」的美國臨時專利申請序列號62/018,604的優先權和權益，該美國臨時專利申請與Noureldin於2011年5月2日提交的標題為「Energy-Efficient and Environmentally Advanced Configurations for Naptha Hydrotreating Process(用於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13/099,144相關，其全部內容通過引用併入本文。本申請還涉及：Noureldin於本申請的同一天(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(採用先進工藝方案和相關方法的高能效的基於氣化的多聯產裝置)」的美國專利申請序列No.14/692,633；由Noureldin於本申請的同一天(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(採用涉及氣化設備的高能效工藝方案和相關方法的基於氣化的高能效多聯產裝置)」的美國專利申請序列號14/692,657；以及由Noureldin於本申請的同一天(2015年4月21日)提交的標題為「Energy Efficient Gasification-Based Multi Generation Apparatus Employing Energy Efficient Acid Gas Removal Plant-Directed Process Schemes and Related Methods(採用涉及酸性氣體去除設備的高能效工藝方案和相關方法的基於氣化的高能效多聯產裝置)」的美國專利申請序列號14/692,666所有這些專利均通過引用整體併入本文。