采用提供基于气化多联产和烃精炼设施的增强一体化高效工艺方案及相关方法的高能效装置

摘要

本申请提供了高能效的基于气化的多联产装置、设施或系统，以及改进现有的基于气化的多联产装置和各种常规的热耦合布置的方法。本申请还提供了用于通过基于气化的多联产设施或其他多联产系统与烃精炼设施或其他烃精炼系统的一体化来管理废热回收的装置、以及提供相应一体化的方法。示例性装置包括根据一个或多个基于工艺的热耦合方案布置的一体化站点能量管理系统，其包括基于气化的多联产设施或系统与烃精炼设施或系统之间的一个或多个热耦合布置。基于气化的多联产系统或设施可以包括酸性气体去除设备或系统，其被构造为从粗合成气进料中去除酸性杂质，从而提供经处理的合成气进料，酸性气体去除系统含有包括溶剂再生塔的分离段，以及可以包括气化设备或系统，其被构造为从碳基原料生产所述粗合成气进料。烃精炼系统或设施可以包括含有二甲苯产物分离段芳烃设备或系统，该二甲苯产物分离段包含以下中的一者或两者：提取塔和抽余液塔。一体化站点能量管理系统可以包括在酸性气体去除系统或设备的分离段与芳烃系统或设备的二甲苯产物分离段之间延伸的热水系统，以及多个提供各种先进的热耦合布置的增加的热交换器单元。

说明书

技术领域

本发明总体上涉及节能和温室气体减少，并且涉及基于气化的多联产装置，该多联产装置采用先进的能量一体化工艺方案和方法，该方案和方法通过先进的能量集成从而减少了基于气化的多联产装置中的能量利用需求和温室气体排放。

背景技术

对于以下产业来说，用于多产品生产设施的碳基原料气化设备和设施已经成为有竞争力的选择，这些产业为：合成气；热电联供设备和公共设施；氢气生产；硫生产；以及用于发电、炼油、气-液转化以及化学和石油化学工业应用的冷却水生产。

气化是将碳质材料转化为一氧化碳、氢气和二氧化碳的工艺。这通过使材料在高温(>700℃)且没有燃烧的情况下与受控量的氧气和/或蒸汽反应来实现。所得的气体混合物被称为合成气(合成的气体)或发生炉煤气，并且其本身是燃料。如果气化的化合物由生物质获得，则由气化以及所得气体的燃烧获得的能量被认为是可再生能量的来源。

气化的优点在于，使用合成气可能比原始燃料的直接燃烧更有效，这是因为其可以在更高温度下燃烧或者甚至在燃料电池中燃烧。合成气可以直接在燃气发动机中燃烧，其可用于生产甲醇和氢气，或转化为合成燃料。气化还可以由原本会被丢弃材料(如可生物降解的废料)开始。此外，高温工艺可以精炼出诸如氯化物和钾之类的腐蚀性灰分成分，从而能够由原本会被视为有问题(脏的)的燃料生产出清洁气体。目前在工业规模上使用化石燃料的气化来发电。

发电者、炼油厂运营者、以及甲醇和氨制造商正在寻找更清洁、可靠且成熟的技术，从而使用煤、粗减压渣油、生物质和其他碳基燃料来发电。气化也是一种将低价值燃料和残余物转化为合成气的有效手段。合成气被用于产生电力、蒸汽、氢气、硫和诸如甲醇和氨之类的基础化学品。气化还可以帮助解决工业综合体中的可靠发电的挑战。

传统上，煤已经为大部分工业界供电一百多年，并且仍然是丰富、低成本的资源。然而，人们越来越关注碳排放及其对环境的影响。因此，环境法规要求：以更清洁、更有效的方式使用煤，从而解决世界对能量的不断增长的需求。

整体煤气化联合循环或IGCC。整体IGCC是这样的工艺：能够将煤和其他碳基材料转化为更清洁的燃料，该燃料用于更有效的发电以及化工和炼油设施的原材料。例如，气化可将煤转化为合成气。合成气也是碳捕捉物(carbon capture ready)，这意味着能够捕捉高达90％的由煤产生的CO₂。为了进一步提高效率和产量，IGCC要求采用任何剩余的热或蒸汽来为第二涡轮机提供动力。气化还可以将重质炼油厂残渣和石油焦变成干净的合成气(合成天然气)，通过由残渣转化为能量和有价值的商品(如氧气、氮气和氢气等)，从而从中创造更多的经济价值。在某些天然气价格较高的地区，它可以提供天然气的替代来源。合成气输出具有足够的能量值来为各种用户提供动力，并且具有足够的能量值来运行甲醇设备。

使用气化方法来产生能量的工艺已经使用了180多年。在那段时间里，使用煤和泥炭为这些设备提供动力。最初，气化方法在19世纪被开发用来产生用于照明和烹饪的家用煤气，随后家用煤气被电和天然气替代。虽然它也已经用于鼓风炉，但是自从20世纪20年代才在合成化学品的生产中起到了更大的作用。到1945年，存在了由气化驱动的卡车、公共汽车和农业机械。

在气化器中，碳质材料经历几个不同的过程。在约100℃下发生脱水或干燥过程。通常，所得蒸汽混合到气流中，并且如果温度足够高，则可参与随后的化学反应，特别是水煤气反应。在约200-300℃下发生裂解(或脱挥发)过程。释放挥发物并产生炭，导致煤的重量损失高达70％。该过程取决于碳质材料的性质，并且决定了炭的结构和组成，该炭随后进行气化反应。随着(例如)挥发性产物和一些炭与氧气反应从而主要形成二氧化碳和少量一氧化碳，发生了燃烧过程，其为随后的气化反应提供热量。基本反应为：

C+O₂→CO₂。

通过以下反应，随着焦炭与碳和蒸汽反应从而生产一氧化碳和氢气，发生气化过程：

C+H₂O→H₂+CO。

在气化器中的温度下，可逆的气相水煤气变换反应非常快速地达到平衡。这平衡了一氧化碳、蒸汽、二氧化碳和氢气的浓度：

将有限量的氧气或空气引入至反应器中，从而使得一些有机材料被“燃烧”以产生一氧化碳和能量，该一氧化碳和能量进一步驱动了将其他有机材料转化为氢气和额外的二氧化碳的第二反应。当所形成的一氧化碳和来自有机材料的残余的水反应形成甲烷和过量的二氧化碳时，发生进一步的反应。在反应器中，更大量地发生第三反应，这增加了反应气体和有机材料的停留时间以及反应的热和压力。在更复杂的反应器中，使用催化剂来提高反应速率，使得体系在固定的停留时间移动至更接近反应平衡的状态。

几种类型的气化器目前可用于商业用途。它们包括：逆流固定床气化器、顺流固定床气化器、流化床气化器、夹带流(entrained flow)气化器、等离子体气化器和自由基气化器。

在逆流固定床(“上抽式”)气化器中，碳质燃料(例如，煤和生物质)的固定床通过“气化剂”(例如蒸汽、氧气和/或空气)以逆流的构造流动。灰分或在干燥条件下除去或作为炉渣。气化器通常需要燃料具有高机械强度并且优选不结块，使得其将形成可渗透床，尽管近年来的发展已经在一定程度上减少了这些限制。这种类型的气化器的产量相对较低。因为气体出口中的温度相对较低，所以热效率较高。然而，在典型的操作温度下，焦油和甲烷的生产量是显著的，因此在使用前必须全面地清洁产物气。焦油可以再循环到反应器中。

在精细的未凝结的生物质的气化中，需要借助于风扇将空气吹入反应器中。这产生非常高的气化温度(高达1000℃)。在气化区域的上方，形成细且热的焦炭的床，并且当气体被迫通过该床时，大多数复杂的烃被分解成氢气和一氧化碳的简单成分。

在顺流固定床(“下抽式”)气化器中，气化剂气体与燃料以顺流的构造流动，即向下流动，因此称为“下抽式气化器”。通过燃烧少量的燃料或从外部热源来将热量添加到床的上部。产生的气体在高温下离开气化器，并且将大部分热量转移到在床的顶部增加的气化剂中，获得了逆流型水平的能量效率。由于在这种构造中所有焦油必须通过炭的热床，然而焦油水平比逆流型中低得多。

在流化床反应器中，燃料在氧气和蒸汽或空气中流化。灰分被干燥去除或作为去流化的重质烧结块。在干灰气化器中，温度相对较低，因此燃料必须是高度反应性的；低等级煤是特别合适的。融聚气化器具有略高的温度，并且适用于较高等级的煤。燃料生产量高于固定床，但不如夹带流气化器高。由于碳质材料的洗提，转化效率可能相当低。固体的回收或随后的燃烧可用于增加转化率。对于形成会损坏成渣气化器的壁的高度腐蚀性灰分的燃料，流化床气化器是最有用的。通常含有高水平的腐蚀性灰分的生物质燃料是这种类型的气化器的候选物。

在夹带流气化器中，利用氧气(更少使用的是空气)将干粉状固体、雾化的液体燃料或燃料浆料以同向流动的方式气化。气化反应在非常细的颗粒的密云(dense cloud)中发生。大多数类型的煤适合于这种类型的气化器，这是因为操作温度高并且因为煤颗粒通常彼此很好地分离。这种类型的气化器的高温和高压允许更高的生产量。然而，因为在根据现有技术清洁气体之前，气体必须冷却，所以热效率稍低。高温还导致产物气中不存在焦油和甲烷。然而，氧气需求高于其他类型的气化器。由于操作温度远高于灰分熔化温度，所以所有夹带流气化器将大部分作为炉渣的灰分除去。

另外，会产生较少部分的灰分作为非常细的干飞灰或“黑色”的飞灰浆料。一些燃料(特别是特定类型的生物质)能够形成对陶瓷内壁具有腐蚀性的炉渣，该陶瓷内壁保护气化器外壁。然而，一些夹带流型气化器不具有陶瓷内壁，而是具有用部分固化的炉渣覆盖的内部水或蒸汽冷却壁。这些类型的气化器不会出现与腐蚀性炉渣相关的问题。

一些燃料所具有的灰分具有非常高的灰分熔化温度。在这些类型的燃料中，气化前将石灰石添加物与燃料混合。此外，相对少量的石灰石通常会降低熔化温度。在该气化器中，燃料颗粒必须比其他类型的气化器中的燃料颗粒小得多。因此，燃料必须被粉碎，这需要比其他类型的气化器稍微多一些的能量。与夹带流气化有关的最大的能量消耗不是燃料的研磨，而是用于气化的氧气的生产。

在等离子体气化器中，将高压电流输送到焊炬，从而产生高温电弧。无机残余物作为玻璃状物质而被回收。

在各种类型的气化器中使用大量不同的原料类型，每种原料类型具有以下不同的特性，包括尺寸、形状、体积密度、水分含量、能量含量、化学组成、+灰分熔化特性、以及所有这些性质的均匀性。煤和石油焦炭通常用作全世界许多大型气化设备的原料。另外，可以将各种生物质和废物衍生原料气化，包括木材颗粒和木屑、废木材、塑料、铝、城市固体废物、垃圾衍生燃料、农业和工业废物、污水污泥、柳枝稷、丢弃的玉米种子、玉米秸秆、以及其他作物残余物。

与焚烧相比，废物材料的气化具有几个优点。可以对合成气而不是对燃烧后体积大得多的烟道气进行必要且广泛的烟道气清洁。可以在发动机和燃气轮机中产生电力，其比在焚烧中使用的蒸汽循环更便宜并且更有效。甚至可使用燃料电池，但是这些对于气体的纯度具有相当严格的要求。合成气的化学处理可产生其他合成燃料而不是电力。一些气化工艺在非常高的温度下处理含重金属的灰分，使得其以玻璃状且化学稳定的形式被释放。

废物气化技术的主要挑战是达到可接受(正)的总电效率。通过在废物预处理中、经常用作气化剂的纯氧的大量消耗中、以及在气体清洁中的大量的电力消耗，将合成气转化为电力的高效率被抵消。在实施该工艺时的另一个挑战是如何获得长的维护间隔期，使得不需要每几个月就关闭该设备以清洁反应器。

合成气不仅可用于产热以及产生机械动力和电力，而且还可作为许多化学品生产的原材料。与其他气体燃料一样，与固体燃料相比，合成气的使用提供了对于功率等级的更大控制，导致更高效且更清洁的操作。合成气还可用于进一步加工成液体燃料或化学品。

气化器也为热应用提供了灵活的选择，这是因为它们可以改装到诸如烤炉、熔炉、锅炉等现有的气体燃料装置中，在这些装置中合成气可取代化石燃料。值得注意的是，通常认为合成气的热值为大约4-10MJ/m³。工业规模的气化目前主要用于由诸如煤之类的化石燃料产生电，在该气化中合成气在燃气轮机中燃烧。在工业上，气化也用于电力、氨和液体燃料(例如，油)的生产中，如前所述，这些生产使用整体煤气化联合循环(IGCC)。IGCC被视为比常规技术更有效的CO₂捕获方法。IGCC示范设备自20世纪70年代初开始运行，并且在20世纪90年代建造的一些设备现在准备进入商业服务。

在木材资源可持续使用的欧洲，已经安装了250-1000kWe且新的零碳排放生物质气化设备，其由木材产生无焦油的合成气，并且在与具有热回收的发电机连接的往复式发动机中燃烧。这种类型的设备通常被称为木材生物质CHP单元，并且通常用于小型商业和建筑应用中。

柴油发动机可使用诸如合成气之类的发生炉煤气在双燃料模式下运行。可实现在高负载下替代超过80％的柴油，以及在正常负载变化下替代70％-80％的柴油。火花点火发动机可在100％的气化气体中运行。来自发动机的机械能可用于(例如)驱动用于灌溉的水泵或者用于与发电用交流发电机耦合。

虽然小型气化器已经存在超过100年，但是获得即用型机器的来源很少。

原则上，几乎可由包括生物质和塑料废物在内的任何有机材料进行气化，从而生产可燃烧的合成气。或者，如果合成气足够干净，则其可用于燃气发动机、燃气轮机或甚至燃料电池中的发电，或者有效地转化为二甲醚、甲烷、或类似柴油的合成燃料。在许多气化工艺中，金属和矿物质等输入材料的大多数无机组分保留在灰分中。在炉渣气化等一些气化方法中，这种灰分具有低浸出性的玻璃状固体的形式，但是在炉渣气化中的净电力生产较低或者是负的，并且成本可能更高。

不管最终的燃料形式如何，气化本身和随后的处理既不直接排放也不捕获诸如二氧化碳等的温室气体。在气化和合成气转化过程中的电力消耗可能是大量的，并且可间接地导致CO₂排放；并且在成渣和等离子体气化中，电力消耗甚至可能超过来自所生产的合成气的电力产量。

值得注意的是，合成气或衍生燃料燃烧排放的二氧化碳的量与初始燃料直接燃烧所排放的二氧化碳的量完全相同。然而，生物质气化和燃烧可在可再生能量经济中发挥重要作用，这是因为生物质的生产从大气中除去的CO₂的量与由气化和燃烧而排放的CO₂的量相同。尽管沼气和生物柴油等其他生物燃料技术也是碳平衡的，但是原则上气化可利用远远更多种的输入材料，并且可用于生产远远更多种输出燃料。

参见图1，碳基原料气化多联产设施50通常包括核心设备，其包括以下所述的气化设备51、酸性气体去除设备52、氢气回收设备53、酸性水汽提设备54、凝结液净化设备55、硫回收设备56和空气分离设备57，以及发电设备58。

气化设备(GP)：在一个典型的例子中，在用于动力、蒸汽、氢气和冷却水生产的碳基原料气化多联产设施50中，气化设备51可每小时将约500吨的减压渣油(VR)或高硫燃料油(HSFO)进料转化为一氧化碳(CO)、氢气(H₂)和二氧化碳(CO₂)。统称为“合成气”的这些气态产物随后在发电设备块中用作燃料，并且用作氢气回收设备53的氢气回收单元(HRU)的原料。气化过程是非催化且自热的过程，其中原料被氧气和蒸汽部分氧化以产生合成气。

参见3，来自气化反应器61的约1300℃的合成气在合成气流出物冷却器(syngaseffluent cooler)63(SEC)中冷却。在该SEC 63中，通过节能热交换单元BE1将锅炉进料水(boiler feed water)(BFW)加热从而产生高压(HP)蒸汽。当合成气离开SEC 63之后，其在节能器(economizer)BE1中相对于BFW进一步冷却。离开节能器BE1时，合成气仍然包含碳和灰分颗粒，因此将其传送到烟气去除单元(Soot Ash Removal Unit)65(SARU)。为了在SARU65中除去所有合成气固体含量，使合成气在两阶段水洗中进行接触。第一阶段67称为烟气骤冷塔(soot quench)，第二阶段68为烟气洗涤塔(soot scrubber)。经处理的合成气离开烟气洗涤塔68并输送至酸性气体去除设备52。SARU 65还包括烟气分离器69和烟气过滤器70。

在气化设备51内，通过从离开SEC 63的热合成气中回收热量，从而产生高压蒸汽。使用冷却器C1、C2将气化设备中的其他热流空气冷却至其目标温度。通过在使用效能热交换器单元(utility heat exchanger unit)H1的设备中产生的高压蒸汽流将气化所需的氧气预热。

酸性气体去除设备：酸性气体去除(AGRP)设备52是任何碳基原料气化多产品生产设施(例如动力、蒸汽、氢气、硫和冷却水的生产)的主要部分，并且其处理由上游的气化单元或设备51所产生的合成气。

参见图5，AGRP 52通常包括几个相同的系列(trains)，其包括具有备用的反应段81和分离段82，从而保证期望的碳基原料气化设施的可用性水平。注意，图中仅示出一个系列。每个系列均具有位于反应段81中并且通常包括杂质水解(催化)反应器85的HCN/COS(HCN和/或COS)水解单元83、以及位于分离段82中并且通常包括(例如)杂质吸收塔92、溶剂再生塔93和富集收缩器(enrichment contractor)94的Sulfinol-M单元91。HCN/COS水解单元83除去诸如氢氰化物(HCN)和硫化羰(COS)等杂质。这些杂质在气化设备51中形成，并且可引起下游的Sulfinol-M单元91中的胺降解。Sulfinol-M单元91为再生胺工艺，从而从气流中除去H₂S、CO₂、COS、硫醇以及有机硫化物/二硫化物。这些有害杂质或者在气化设备51中的合成气流中，或者形成于HCN/COS水解单元83中。合成气在酸性气体去除设备52中被处理后，其被传送到氢气回收设备53用于高纯氢气的生产，或者其被传送到发电设备58用于蒸汽生产和发电。

在酸性气体去除设备52中，来自气化设备51的合成气进料101通过反应器进料流出物热交换器(reactor feed-effluent heat exchanger)BE3中的反应器流出物(reactoreffluent)102进行预热，并且反应器流出物102通过凝结液反应器流出物热交换器(condensate-reactor effluent heat exchanger)BE4中的经过冷净化的凝结液流(coldpolished condensate stream)103进行进一步的冷却，该BE4由HCN/COS水解主催化反应器85的102处的塔底流流出物(bottom stream effluent)回收热。在进入杂质吸收塔92之前，通过反应器流出物-凝结液热交换器BE4和冷却器/急冷器C8，HCN/COS合成气分离(KO)罐95收集由于杂质水解反应器85的流出物塔底流102的温度下降而凝结的酸性水。

在富溶剂-贫溶剂塔底流热交换器BE5中，热回收也利用在来自Sulfinol-M再生塔单元93的贫溶剂塔底流105和主吸收塔段92的富溶剂塔底流106之间。通过热效能(hotutility)热交换器单元H3、H4、H5，诸如高压蒸汽和低压蒸汽等的热效能被用于进一步加热生产用蒸汽至它们的目标温度。通过冷效能交换器C8、C9、C10、C11、C12，诸如空气、冷却水以及冷冻水等的冷效能被用于冷却工艺水蒸汽至其期望的目标温度。

然而，本发明人认识到，虽然在气体加工工业中在独立的基础上除去酸性气体的技术是成熟的，但是在公共领域中，其与气化、发电、以及凝结处理设备的能量集成并未最佳地得以解决。

氢气回收设备：在用于生产动力、蒸汽、氢气和冷冻水的碳基原料气化多产品生产设施50中，氢气回收设备(HRP)53对离开酸性气体去除设备52的处理过的合成气进行提质。设备53通常包括膜预处理段111、气体分离膜单元112、压缩机113、以及变压吸附(PSA)单元114。

参见图7，进入HRP 53的合成气首先在膜预处理单元111中进行处理。在该膜预处理单元111中，经处理的合成气进料中的所有液体在其进料过滤器聚结器(未示出)中被去除。然后将进料在(例如)蒸汽加热器H2中加热至气体分离膜单元112的操作温度。气体分离膜单元112将可获得的进料气体分离成两个气流。一个气流可在高压下获得，另一个气流可在低压下获得。离开气体分离膜单元112的高压气流被称为未透过物(non-permeate)，并且其在这样的压力下可获得，该压力等于进料中的压力减去管道和膜组件中的摩擦损失。该未透过物直接供给发电设备58。离开气体分离膜单元112的低压气流被称为“透过物”。已选择透过物设计压力，使得进入膜112的进料气体存在最佳分离(即，氢气富集)。

在膜112的下游，该透过物首先被冷却，并且使其在透过物分离罐(未示出)中不含液体。然后，透过物流向透过物压缩机113，从而将该富氢气流加压至这样的水平，使得在向最终用户(例如精炼厂)提供氢气之前足以使该富氢气流通过PSA单元114。

在透过物压缩机113的下游，气体首先在水冷却器C3中冷却，然后在急冷水冷却器(未示出)中冷却。然后使离开透过物压缩机并经过冷却器(未示出)的气流在PSA进料分离罐(未示出)中不含液体。离开PSA进料分离罐的气体然后进入PSA单元114。该PSA单元114将透过物气体分离成高纯度氢气流和PSA尾气流。PSA尾气用作发电设备58中的发电用燃料。高纯度氢气流是该氢气回收设备53的最终产物，并且其可在最终用户(例如炼油厂)所需的压力下获得。

关于HRP 53中的能量需求，存在通过使用冷效能和热效能从而由冷却单元C3而冷却的热流以及通过蒸汽加热器H2而加热的冷流。因此需要加热负荷(hot duties)和冷却负荷(cooling duties)。在使经处理的合成气不含液体之后，利用低压蒸汽加热来自AGRP的经处理的合成气。常规设计中的透过物工艺蒸汽使用冷却水来加以冷却。首先使用冷却水将离开透过物压缩机113的气流冷却，然后使用急冷水进行急冷。

酸性水汽提设备(SWSP)：SWSP>

在酸性水汽提塔117中，来自SWSP罐的酸性水用新鲜蒸汽逆流汽提。上升的蒸汽流从下降的酸性水流中剥离酸性组分，其主要是二氧化碳(CO₂)、硫化氢(H₂S)和氨(NH₃)。在汽提塔117底部的中间点处也添加苛性碱溶液(NaOH)从而增强氨汽提。塔顶(overheadcolumn)的温度应保持为远高于80℃，以避免由于NH₄HS和NH₄HCO₃盐/固体的形成而造成的塔的上段的堵塞。凝结的酸性气流离开顶部，并且汽提的废水流在底部离开。

来自汽提塔117和来自烟气水闪蒸器(未示出)的塔顶蒸气在汽提塔废气空气冷却器(未示出)中部分凝结，然后被引导至汽提塔回流储液器(未示出)。汽提塔废气空气冷却器的塔顶凝结器(未示出)将出口温度保持为最低100℃，包括在环境温度较低的季节。该温度是在汽提塔废气空气冷却器中形成盐和腐蚀的最佳条件。在汽提塔回流储液器中，液体和未凝结蒸汽被分离。汽提塔回流泵(未示出)将液体输送/泵送回塔顶部的精馏段。通过冷却效能交换器C4的冷却的所产生的酸性气流(其具有低的水含量)被输送到硫回收设备56，并在升温条件(upset conditions)下被输送到酸性火炬(sour flare)。

离开汽提塔117底部的废水流通过废水空气冷却器C5和废水冷却器C6进行冷却，然后被输送到效能设施界区(OSBL)以供在生物处理设备中进一步处理。废水仍然包含溶解的灰分组分，这使得来自汽提塔117底部的流出水不适于作为补给/锅炉水而再处理。由于生物处理的原因，考虑到空气冷却和闭环冷却水(约45℃)的冷却能力，废水被冷却到最低可达到的温度。

凝结液净化设备：碳基原料气化多产品生产设施50包括凝结液收集和净化设备55，其收集和净化来自整个设施50的凝结液。参见图11，凝结液净化设备55将净化的凝结液储存在凝结液存储罐121中，并将净化的凝结液送到发电设备58，以产生用于蒸汽和发电的锅炉进料水(BFW)。因此，凝结液净化系统与碳基原料气化多产品生产设施50中的所有全场工艺设备(site-wide>

参见图11，大气凝结液闪蒸罐122收集碳基原料气化多产品生产设施的凝结液，并使用空气冷却器(未示出)作为调温蒸汽凝结器。进而，利用热交换器BE2中的软化水对由碳基原料气化多产品生产设施50的各种单元收集的低压(LP)凝结液进行冷却。其由调温冷却器C7进一步冷却。来自大气凝结液闪蒸罐122的凝结液与收集自碳基原料气化多产品生产设施50的各个其他单元的LP凝结液相混合。然后在凝结液净化单元123中净化该凝结液。对于在碳基原料气化多产品生产设施中净化的凝结液，通过中和胺进行处理从而调节pH值，然后储存在凝结液存储罐121中。此后，将这种凝结液泵送到发电设备，以制造锅炉/节能器BE1/热回收蒸汽发生器的进料水。

硫回收设备：再次参见图1，如本领域普通技术人员所理解的，碳基原料气化多产品生产设施50中的硫回收设备56(未详细示出其组件)通过加工离开酸性气体去除设备52的酸性气流以及克劳斯(Claus)废气处理工艺而生产硫。将这些酸性气流合并，并且输送到胺酸气体分离罐从而分离出夹带的水。为了提高用于氨分解的主燃烧器温度，将来自分离罐的酸性气体分为供给主燃烧器的主流以及流到主燃烧室的次流。在进入主燃烧器之前，主要的胺酸性气流流过胺气预热器，在胺气预热器中，通过HP蒸汽将胺酸形气流加热到240℃。来自酸性水汽提塔(SWS)117的废气流向SWS>

然后将胺酸性气体和SWS 117废气合并，从而成为克劳斯主燃烧器的进料气体。向主燃烧器供应纯氧以保持主燃烧室中的温度足够高。供应给燃烧器的氧气完全足以实现原料气中存在的所有烃和氨的彻底氧化。所述酸性气体的次流被引入燃烧室的后端，从而在进入克劳斯废热锅炉之前与来自前端的热气体混合并反应。

工艺气体被锅炉进料水冷却，从而产生饱和HP蒸汽。部分蒸汽用于加热再热器中的工艺气体，并且剩余部分在被供给到HP蒸汽网(grid)之前在焚烧炉段中的蒸汽过热器中过热。将工艺气体引入第一硫凝结器中，在第一硫凝结器中其进一步冷却，并且在产生LP蒸汽的同时，硫蒸气冷凝。液态硫通过第一液硫封(sulfur lock)而被排出到硫收集容器中。通过凝结器设计和在凝结器中产生的LP蒸汽的压力来确定工艺气体出口温度。

通过在包含高反应性催化剂的两个随后的转化器中利用催化工艺，从而实现向硫的进一步转化。在进入第一克劳斯转化器之前，将工艺蒸汽在第一克劳斯再热器中加热到对于催化转化的最佳温度。第一转化器的流出气体被传送到第二硫凝结器，在第二硫凝结器中，硫被冷凝并且通过第二液硫封而被排出到收集容器中。在第一阶段之后，已经回收了约85％-90％的进料气体中存在的硫。为了提高回收率，引入了第二转化器阶段，其由第二克劳斯再热器、第二克劳斯转化器以及第三硫凝结器组成。冷凝的硫通过第三液硫封而排出。在第二转化器阶段后，已经回收了约95％的硫。克劳斯尾气通过聚结器而被输送到“克劳斯废气处理”工艺段。

通过第四液硫封而排出任何产生的硫。通过冷却气体和冷凝硫而释放的热量导致产生LP蒸汽。在克劳斯段中产生的硫被输送到硫脱气段，该硫脱气段降低了硫脱气容器的汽提段中的硫化氢(H₂S)含量。提供硫收集容器从而获得从硫凝结器排出的重力(gravity)。在进入收集容器之前，来自液硫封的硫在硫冷却器中冷却。在进入包含还原催化剂的转化器之前，克劳斯尾气在再加热器中被再加热至约210℃。在转化器中，所有硫组分通过工艺气体中的还原组分从而被催化转化为H₂S。转化器中的反应是放热的，因此气体温度升高。

离开转化器的工艺气体在骤冷塔中通过用逆流水的直接接触冷却而冷却至约43℃。工艺气体中的水蒸汽被部分冷凝并与循环的冷却水混合。过量的水(冷凝的水)被送至酸性水收集罐。来自骤冷塔的塔顶气体被输送到吸收塔92。在骤冷水空气冷却器以及随后的骤冷水调温冷却器中，循环水由约74℃冷却到42℃，并被送到骤冷塔的顶部。在吸收塔92中，工艺气体与供应到塔顶部的40重量％的贫MDEA溶液逆流接触。气体中几乎所有的H₂S都被除去，并且仅仅约10％-20％的存在于工艺气体中的二氧化碳(CO₂)在溶剂中被共吸收。

离开吸收塔92的经处理的气体(所谓的废气)被送到焚烧炉段。离开吸收塔92底部的富溶剂在贫/富交换器中被加热并被送到再生塔93。在贫/富热交换器中，通过来自再生塔93底部的热的贫溶剂加热冷的富溶剂。在再生塔93中，从溶剂中汽提H₂S和CO₂。所需的热量通过再沸器来输送，其中使用LP蒸汽使贫溶剂再沸腾。释放的H₂S、CO₂和残余蒸汽通过塔顶凝结器而由再生塔93顶部输送到再生塔93回流罐。在该回流罐中，从酸性气体中分离出冷凝水，并且气体再循环到克劳斯段的前部。来自再生塔93底部的贫溶剂进入贫/富交换器。在贫溶剂调温冷却器中，利用冷却水将贫溶剂进一步冷却到约45℃，此后使一部分溶剂通过贫溶剂过滤器。为了获得30℃的所需贫溶剂温度，在贫溶剂急冷冷却器中，用急冷水将贫溶剂进一步冷却。然后将冷却的贫溶剂作为回流输送到吸收塔92。来自硫脱气的尾气和排出气含有残留的H₂S和其他硫化合物，这些不能直接排放到大气中。因此，在850℃下将这些气体在焚烧炉室中进行热焚烧，从而将残余的H₂S和硫化合物转化为二氧化硫。通过在焚烧炉燃烧器中燃烧燃料气体而获得热烟道气，将待焚烧的气体与该热烟道气混合而将其加热。离开焚烧炉室的烟道气首先在焚烧炉废热锅炉中冷却，然后进入HP蒸汽过热器。在此，烟道气被进一步冷却至约300℃，由此使过剩的HP蒸汽过热，之后烟道气经由烟囱排放至大气。

空气分离设备：IGCC联合体(complex)的空气分离单元(ASU)57(未详细示出)吸取环境空气并生产近乎纯的氧气和氮气流。氧气用于气化器单元(GU)和硫回收单元(SRU)中，并且氮气用于SRU和动力块(Power>

用于多产品生产设施的碳基原料气化设备已经成为用于如下应用的有竞争力的选择，这些应用为：合成气；热电联供；氢气；硫；以及用于发电、炼油、气-液转化以及化学和石油化学工业应用的急冷水生产。

因此，本发明人认识到，对诸如联合热电、炼油以及化学品生产工业的许多工业来说，有益的是使碳基原料气化多联产设施具有显著更高的能效并减少基于热能效的温室气体排放，同时保持其操作性和“可改进性”，该“可改进性”为了满足未来对于更大的功率和产热量的、用于化学工业的更多的合成气生产、以及/或者用于石油精炼的更多氢气的需要。

本发明人还认识到，对于这些工业来说，有益的是通过提高能效并且将基于能量的温室气体排放减少30％以上，使包括许多用于多产品生产的一体化设备的这种非常重要的碳基原料气化设施变得显著地更加“绿色”，以期望更多的参与设备的一体化具备可操作性、并且具备满足由于未来生产能力的扩大的可改进性。

本发明人进一步认识到，需要对用于多联产设施的设备构造的碳基原料气化的各种构造进行改造，从而使得包括若干设备和/或设施的整个多联产设施能量系统变得更有效率，污染更少，可在不同设备的特定操作模式下操作，并且在未来扩展时易于改进。

为此，本发明人已经认识到需要对用于多联产设施的碳基原料气化的各种构造进行改造，以使其能量集成程度更高，从而具有显著更高的能量效率并且由于基于能量的GHG排放导致的污染更少，并且具有可操作性和在未来扩展时的可改进性，其中该多联产设施用于生产(例如)动力；氢气；硫；蒸汽；合成气；以及急冷水。这些设施可包括气化、酸性气体去除、氢气回收、凝结处理、酸性水汽提、空气分离、发电和硫回收设备或设施。

本发明人进一步认识到，需要改进碳基原料气化多联产设施的各种构造，该多联产设施结合有新的能效构造，并且这些新的能效构造使得在多联产设施中的碳基原料气化设备中，能量显著提高，并且基于能量的GHG排放显著减少了约30％以上。

发明内容

鉴于上述内容，本发明的各种实施方案有利地提供了基于气化的多联产设施/装置，该设施/装置具有显著更高的能量效率并且降低了基于加热能量的热效能(heatingenergy-utility-based)的GHG排放，同时在未来存在对更高的发电和发热量、更高的用于化学工业的合成气的产量、以及/或者用于石油精炼的更大量的氢气的扩展需求时，保持了其可操作性和“可改进性”。

本发明的各种实施方案还为多联产设施的设备构造提供了碳基原料气化的改进构造，该改进构造经设计使得整个多联产设施能量系统更有效、污染更少、可在不同设备的特定操作模式下操作、并且在未来扩展时易于改进。

本发明的各种实施方案有利地包括各种能量管理系统，这些能量管理系统采用了各种先进的基于热耦合工艺的方案，这些方案使得碳基原料气化多联产装置的能量减少约30％以上并且减少了大约30％以上的基于加热能量的热效能的GHG排放，该碳基原料气化多联产装置通常由多个提供多种产品生产的一体化设备构造，并且通过由能量降低以及降低的基于能量的GHG排放而带来的更高能量效率使装置显著地更加“绿色”，从而期望具有更多的参与设备一体化的可操作性、以及由于未来生产能力的扩大而需要的可改进性。

本发明的各种实施方案提供了基于气化的多联产装置和/或多联产设施，该基于气化的多联产装置和/或多联产设施利用碳基原料来生产(例如)电力、氢气、硫、蒸汽、合成气以及急冷水，从而更好地实现能量集成以显著提高能量效率并减少由于基于能量的GHG排放而导致的污染更少，并且在未来扩展时具有可操作性和可改进性。

更具体地，本发明的实施方案的例子提供了包括酸性气体去除系统和/或气化系统的基于气化的多联产装置。另一个例子提供了酸性气体去除系统和气化系统，以及任选的一个或多个其他系统，包括用于提供氢气回收、凝结液处理、酸性水汽提、空气分离、发电以及硫回收的系统。其他例子提供了各个系统的各种组合，所述系统可以是设备或设施的形式，该设备或设施可以包括含有各种热交换器网络(HEN)构造的各种能量管理系统。

根据示例性的实施方案，气化系统被构造为由碳基原料产生粗合成气进料。气化系统可以包括通常包含于气化设备或设施中的气化反应器、合成气流体冷却反应器、烟气骤冷塔、烟气分离器以及烟气洗涤塔，并且任选地包括其他系统(其包括空气分离系统、凝结液净化系统、酸性水汽提系统、硫回收设备和/或氢气回收系统)的至少一部分。

根据示例性的实施方案，酸性气体去除系统被构造为从粗合成气进料中除去包括氰化氢(HCN)、硫化羰(COS)、硫化氢(H₂S)、和/或二氧化碳(CO₂)的杂质，从而提供经处理的合成气进料。酸性气体去除系统可以包括：通常位于且通常包含于酸性气体去除设备或设施内的水解/催化反应器(现场或离场)、酸性气体杂质(H₂S、CO₂、COS)吸收塔、溶剂再生塔、膜预处理单元；以及酸性气体去除系统能量管理系统。

气化系统还可以包括气化系统能量管理系统，该气化系统能量管理系统包括增加到(另外)原本被视为功能性气化设备结构的至少三个工艺-工艺热交换器单元中的一个或多个，以及一个或多个再利用(repurposed)热交换器单元。

第一增加的气化系统工艺-工艺热交换器单元(C4')可被设置为接收来自(例如)凝结液净化设备、但在酸性气体去除设备中被分离为两个分支的净化的冷凝结液流。分离液流的第一分支接收来自酸性气体去除系统溶剂再生塔的塔顶流中增加的热负荷，并且第二分支接收来自杂质水解反应器的塔底流中增加的热负荷，随后两个分支合并在一起。通过第一气化系统工艺-工艺热交换器单元，所得的经过净化的冷凝结液流可以接收来自酸性水汽提塔的塔顶流的增加的热负荷，同时将酸性水汽提塔的塔顶流冷却，消除了对冷却效能的需要。

第二增加的气化系统工艺-工艺热交换器单元(E1)可被设置为接收来自酸性水汽提塔的塔顶流并具有增加的热负荷的经过净化的冷凝结液流，以及进入气化反应器(统称为反应器或反应器组)中的氧气进料的至少一部分(例如，第一分支)，从而为该氧气进料的至少一部分提供热能并且除去通过第一气化系统工艺-工艺热交换器单元添加至该经过净化的冷凝结液流的至少一部分(但是更通常为全部)增加的热负荷。

第三增加的气化系统工艺-工艺热交换器单元(E2)可被设置为接收来自酸性水汽提塔的(例如)未冷却的塔底废水流和进入气化反应器的氧气进料的至少一部分(例如，第二分支)，从而为进入气化反应器中的氧气进料的至少一部分(例如，第二分支)提供热能，并冷却来自酸性水汽提塔的废水塔底流。

第四增加的气化系统工艺-工艺热交换器单元(E3)可被设置为接收(例如)来自发电系统的热凝结液流和进入气化反应器中的氧气进料，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料，并冷却来自发电系统的热凝结液流。

酸性气体去除系统能量管理系统可以包括(例如)增加至原本被视为功能性酸性气体去除设备结构的至少五个工艺-工艺热交换器单元中的一个或多个或全部，以及一个或多个再利用热交换器单元。

第一增加的酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元(E4)可被设置为接收来自气化系统的热凝结液流和来自气化系统的粗合成气进料，从而为粗合成气进料提供热能，并冷却来自气化系统的热凝结液流。

第二增加的酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元(E5)可被设置为接收来自气化系统的热凝结液流和来自酸性气体杂质吸收塔中的经处理的合成气进料，从而为经处理的合成气进料提供热能，并进一步冷却来自气化系统的热凝结液流。

第三增加的酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元(E6)可被设置为接收来自杂质水解反应器的反应器流出物塔底流和来自酸性气体杂质吸收塔的富溶剂塔底流的至少一部分(例如，第一分支)，从而为富溶剂塔底流提供热能，并冷却反应器流出物塔底流。

限定为溶剂再生塔再沸器的第四增加的酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元(E7)被设置为接收来自气化系统中的烟气洗涤塔塔底流的至少一部分以及从溶剂再生塔的溶剂流塔板中提取的溶剂再生塔塔板液流，从而提供热能以使所述提取的溶剂再生塔塔板液流再沸并冷却所述烟气洗涤塔塔底流。

第五增加的酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元(E8)被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的至少一部分(例如，第一分支)以及来自溶剂再生塔中的溶剂再生塔塔顶流，从而为经过净化的冷凝结液流的至少一部分提供热能，并冷却溶剂再生塔塔顶流。

酸性气体去除系统能量管理系统还可以包括或任选地包括第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元(BE4)，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的第二分支，以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能，并冷却反应器流出的塔底流。

酸性气体去除系统能量管理系统还可以包括或可选地包括第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元(BE2)，其被设置为接收来自气化系统的热凝结液流和来自软化水罐的软化水流，从而为该软化水流提供热能，并进一步冷却来自气化系统的热凝结液流。

酸性气体去除系统能量管理系统还可以包括或任选地包括第八酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元(C9’)，其被设置为接收来自软化水罐的软化水流和来自溶剂再生塔的贫溶剂塔底流，从而为软化水系统提供热能，并冷却贫溶剂塔底流。

本发明的各种实施方案也包括另外的或可替代的、集成程度较低并且/或者能量效率较低的工艺方案。这些包括(例如)这样的工艺方案：将酸性水汽提系统、设备或设施整合至气化系统、设备或设施，由此气化系统能量管理系统包括第三气化系统工艺-工艺热交换器单元，被第三气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的进入气化反应器中的氧气进料的至少一部分基本上为进入气化反应器的全部氧气进料。

提供了另一种的或可替代的工艺方案，其中酸性气体去除系统能量管理系统还包括第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的至少一部分，以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的至少一部分提供热能，并冷却反应器流出的塔底流。根据该工艺方案，气化系统能量管理系统包括第一、第二、和第三气化系统工艺-工艺热交换器单元。根据该构造，酸性气体去除设备或设施通过由第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分而与凝结液净化设备或设施一体化，并且凝结液净化设备或设施、酸性气体去除设备或设施、酸性水汽提设备或设施至少通过由第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的凝结液流而与气化设备或设施一体化，连接到发电设备或设施的第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器，以间接地收集来自杂质水解反应器的塔底流和酸性水汽提塔的塔顶流的热能，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支；并且酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支。

提供另一种或替代的工艺方案，其中气化系统能量管理系统包括第三气化系统工艺-工艺热交换器单元、高压热(调温(tempered))水系统或回路、第五气化系统工艺-工艺热交换器单元(其被设置为接收来自调温水回路的调温水流以及酸性水汽提塔的塔顶流，从而为调温水增加热负荷并且冷却酸性水汽提塔的塔顶流)和第六气化系统工艺-工艺热交换器单元(其被设置为接收来自酸性水汽提塔的塔顶流中的具有增加的热负荷的调温水流和进入气化反应器的氧气进料的第一分支，从而为氧气进料的第一分支提供热能，并除去至少大部分添加至该调温水流的增加的热负荷的至少绝大部分)。根据该构造，酸性水汽提设备或设施至少通过调温水回路(该调温水回路作为缓冲器以收集来自酸性水汽提塔的塔顶流的热负荷，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支)与气化设备或设施一体化，并且来自酸性水汽提塔的废水塔底流提供热能以加热氧气进料的第二分支，同时该废水塔底流通向生物处理单元、设备或设施，以提供热能来加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除系统能量管理系统包括第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的至少一部分经过净化的冷凝结液流、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的至少一部分提供热能并冷却反应器流出的塔底流，该气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元。根据该构造，酸性气体去除设备或设施通过由第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的至少一部分经过净化的冷凝结液流而与凝结液净化设备或设施一体化；该凝结液净化设备或设施、酸性气体去除设备或设施、酸性水汽提设备或设施至少通过由第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的凝结液流而与气化设备或设施一体化，并且通向发电设备或设施的第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器，以间接地收集来自杂质水解反应器的塔底流和酸性水汽提塔的塔顶流的热能，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支；并且酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支。

提供另一种或替代的工艺方案，其中气化系统能量管理系统包括第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元、高压调温水回路、第五气化系统工艺-工艺热交换器单元(其被设置为接收来自调温水回路的调温水流以及酸性水汽提塔的塔顶流，从而为调温水增加热负荷并且冷却酸性水汽提塔的塔顶流)和第六气化系统工艺-工艺热交换器单元(其被设置为接收来自酸性水汽提塔的塔顶流中的具有增加的热负荷的调温水流和进入气化反应器的氧气进料的第一分支，从而为氧气进料的第一分支提供热能，并除去至少大部分的添加至该调温水流的增加的热负荷)。根据该构造，酸性水汽提设备或设施至少通过调温水回路(该调温水回路作为缓冲器以收集来自酸性水汽提塔的塔顶流的热负荷，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支)与气化设备或设施一体化，并且来自酸性水汽提塔的废水塔底流提供热能以加热氧气进料的第二分支，同时该废水塔底流通向生物处理单元、设备或设施，以提供热能来加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括杂质水解反应器和软化水罐，该气化设备或设施包括与杂质水解反应器流体连通的烟气洗涤塔，从而向其中提供粗合成气进料，该气化系统能量管理系统包括：第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元，并且酸性气体去除系统能量管理系统包括第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自第四气化系统工艺-工艺热交换器单元的热凝结液流(其通向凝结液净化设备或设施)、以及来自烟气洗涤塔的粗合成气进料，从而为粗合成气进料提供热能并冷却该热凝结液流；以及第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收被第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流、以及来自软化水罐的软化水流，从而为软化水流提供热能，从而为气化设备或设施提供锅炉水进料，并进一步冷却热凝结液流；以及酸性气体去除系统冷却效能单元，其被设置为接收由第一和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流，从而进一步将热凝结液流冷却至用于在凝结液收集罐中收集的预选温度。

酸性气体去除系统能量管理系统还包括：第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的至少一部分(其通向第一气化系统工艺-工艺热交换器单元)、以及来自杂质水解反应器的反应器流出物塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的至少一部分提供热能并冷却反应器流出物塔底流；以及第八酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自软化水罐的软化水流以及来自溶剂再生塔的贫溶剂塔底流，从而为软化水提供热能并冷却贫溶剂塔底流。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施通过第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元所接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分从而与凝结液净化设备或设施一体化；凝结液净化设备或设施、酸性气体去除设备或设施、酸性水气体设备或设施至少通过由第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的凝结液流而与气化设备或设施一体化，连接到发电设备或设施的第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器，以间接地收集来自杂质水解反应器的塔底流和酸性水汽提塔的塔顶流的热能，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支；并且酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流与气化设备或设施一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支；并且气化设备或设施进一步通过由第一和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的热凝结液流从而与酸性气体去除设备或设施一体化，从而为进入杂质水解反应器中的粗合成气进料提供热能，并且在提供热能以加热进入气化反应器的氧气进料之后为软化水流提供热能。

提供另一种或替代的工艺方案，其中该酸性气体去除设备或设施包括含有杂质水解反应器的反应段和含有酸性气体杂质吸收塔和溶剂再生塔的分离段，反应段和分离段位于同一平面布置图中，并在同一工艺区域中彼此相邻；气化系统能量管理系统包括以下中的至少一者：第一、第二和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元；并且由酸性气体去除系统的第五工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分包括从溶剂再生塔塔顶流接收热能的经过净化的冷凝结液流的第一分支。

另外，根据该工艺方案，酸性气体去除系统能量管理系统包括第三和第五工艺-工艺热交换器单元、第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，该第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元被设置为接收来自凝结液净化设备或设施中的经过净化的冷凝结液流的第二分支、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能、并冷却反应器流出的塔底流，其中第三和第六工艺-工艺热交换器单元位于反应段中，并且第五工艺-工艺热交换器单元位于酸性气体去除设备或设施的分离段中，并且在经过净化的冷管道流的第一和第二分支分别在第五和第六工艺-工艺热交换器单元处接收热能之后，第一和第二分支被合并为单一的经过净化的冷管道流，并且被气化设备或设施中的第一气化系统工艺-工艺热交换器单元接收。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)和由一个或多个气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的单一的经过净化的冷管道流从而至少与凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该一个或多个气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器来间接地收集来自酸性气体去除设备或设施的溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，从而加热至少一部分进入气化反应器的氧气进料。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括含有杂质水解反应器的反应段和含有酸性气体杂质吸收塔和溶剂再生塔的分离段，反应段和分离段位于同一平面布置图中并在不同的工艺区域；气化系统能量管理系统包括以下中的至少一者：第一、第二和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元；并且由酸性气体去除系统的第五工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分包括从溶剂再生塔塔顶流接收热能的经过净化的冷凝结液流的第一分支；并且该酸性气体去除系统能量管理系统包括第三和第五工艺-工艺热交换器单元。

该酸性气体去除系统能量管理系统还包括第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施中的经过净化的冷凝结液流的第二分支，以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能，并冷却反应器流出的塔底流，其中第三、第五和第六工艺-工艺热交换器单元位于酸性气体去除设备或设施的分离段中，并且在经过净化的冷管道流的第一和第二分支分别在第五和第六工艺-工艺热交换器单元处接收热能之后，第一和第二分支被合并为单一的经过净化的冷管道流，并且被气化设备或设施中的第五气化系统工艺-工艺热交换器单元接收。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)和由一个或多个气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的单一的经过净化的冷管道流从而至少与凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该一个或多个气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器来间接地收集来自溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，从而加热至少一部分进入气化反应器的氧气进料。

提供另一种或替代的工艺方案，其中气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元；溶剂再生塔再沸器为第一溶剂再生塔再沸器；酸性气体去除系统能量管理系统不包括第一溶剂再生塔再沸器；并且酸性气体去除系统能量管理系统包括第二溶剂再生塔再沸器，其被设置为接收来自气化系统并通过第四工艺-工艺热交换器单元(其通向软化水加热器)的热凝结液流、以及由溶剂再生塔的溶剂流塔板中提取的溶剂再生塔塔板液流，从而提供热能以使所提取的溶剂再生塔塔板液流再沸；以及第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的至少一部分，从而为至少一部分经过净化的冷凝结液流提供热能。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施通过由第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分从而与凝结液净化设备或设施一体化；凝结液净化设备或设施、酸性气体去除设备或设施、酸性水汽提设备或设施至少通过由第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的凝结液流而与气化设备或设施一体化，连接到发电设备或设施的第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器，以间接地收集来自杂质水解反应器的塔底流和酸性水汽提塔的塔顶流的热能，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支；并且酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支，并且酸性气体去除设备或设施通过热凝结液流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热溶剂再生塔再沸器。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括含有杂质水解反应器的反应段和含有酸性气体杂质吸收塔和溶剂再生塔的分离段，反应段和分离段位于同一平面布置图中，并在同一工艺区域中彼此相邻；气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元；由酸性气体去除系统的第五工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分包括由溶剂再生塔塔顶流接收热能的经过净化的冷凝结液流的第一分支；溶剂再生塔再沸器是第一溶剂再生塔再沸器；并且该酸性气体去除系统能量管理系统不包括第一溶剂再生塔再沸器。

此外，酸性气体去除系统能量管理系统包括：第二溶剂再生塔再沸器，其被设置为接收来自气化系统的第四气化系统工艺-工艺热交换器单元的热凝结液和从溶剂再生塔的溶剂流塔板中提取的溶剂再生塔塔板液流，从而提供热能以使提取的溶剂再生塔塔板液流再沸；第三和第五工艺-工艺热交换器单元；第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的第二分支、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能并冷却反应器流出的塔底流，并且在经过净化的冷管道流的第一和第二分支分别在第五和第六工艺-工艺热交换器单元处接收热能之后，第一和第二分支被合并为单一的经过净化的冷管道流，并且被第一气化系统工艺-工艺热交换器单元接收。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)、以及被连接到发电设备或设施的第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的单一的经过净化的冷管道流而与酸性水汽提设备或设施、凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器，以间接地收集来自酸性气体去除设备或设施的溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，并收集来自酸性水汽提塔的塔顶流的热能，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支；酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支；并且酸性气体去除设备或设施通过来自气化设备或设施的热凝结液流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热溶剂再生塔再沸器。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括含有杂质水解反应器的反应段和含有酸性气体杂质吸收塔和溶剂再生塔的分离段，反应段和分离段位于不同平面布置图中并在不同的工艺区域；气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元；由酸性气体去除系统的第五工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分包括从溶剂再生塔塔顶流接收热能的经过净化的冷凝结液流的第一分支；其中溶剂再生塔再沸器为第一溶剂再生塔再沸器；并且该酸性气体去除系统能量管理系统不包括第一溶剂再生塔再沸器。此外，酸性气体去除系统能量管理系统包括：第二溶剂再生塔再沸器，其被设置为接收来自气化系统的第四气化系统工艺-工艺热交换器单元的热凝结液和从溶剂再生塔的溶剂流塔板中提取的溶剂再生塔塔板液流，从而提供热能以使提取的溶剂再生塔塔板液流再沸；第三和第五工艺-工艺热交换器单元；第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施中的经过净化的冷凝结液流的第二分支、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能，并冷却反应器流出的塔底流，并且在经过净化的冷管道流的第一和第二分支分别在第五和第六工艺-工艺热交换器单元处接收热能之后，第一和第二分支被合并为单一的经过净化的冷管道流，并且被第一气化系统工艺-工艺热交换器单元接收。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)、以及被连接到发电设备或设施的第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的单一的经过净化的冷管道流而与酸性水汽提设备或设施、凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器，以间接地收集来自酸性气体去除设备或设施的溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，并收集来自酸性水汽提塔的塔顶流的热能，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支；酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支；并且酸性气体去除设备或设施通过来自气化设备或设施的热凝结液流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热溶剂再生塔再沸器。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括含有杂质水解反应器的反应段和含有酸性气体杂质吸收塔、溶剂再生塔和软化水罐的分离段，反应段和分离段位于同一平面布置图中，并在同一工艺区域中彼此相邻；气化设备或设施包括与杂质水解反应器流体连通的烟气洗涤塔，从而向其中提供粗合成气进料；气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元；并且由酸性气体去除系统的第五工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分包括从溶剂再生塔塔顶流接收热能的经过净化的冷凝结液流的第一分支。

另外，酸性气体去除系统能量管理系统包括：第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自第四气化系统工艺-工艺热交换器单元的热凝结液流(其通向凝结液净化设备或设施)、以及来自烟气洗涤塔的粗合成气进料，从而为粗合成气进料提供热能并冷却该热凝结液流；以及第三和第五工艺-工艺热交换器单元；第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，该第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元被设置为接收来自凝结液净化设备或设施(其通向第一气化系统工艺-工艺热交换器单元)中的经过净化的冷凝结液流的第二分支、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能、并冷却反应器流出的塔底流；以及第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收被第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流、以及软化水流，从而为软化水流提供热能，从而为气化设备或设施提供锅炉水进料，并进一步冷却热凝结液流；以及酸性气体去除系统冷却效能单元，其被设置为接收由第一和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流，从而进一步将热凝结液流冷却至用于在凝结液收集罐中收集的预选温度；以及第八酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收软化水流以及来自溶剂再生塔的贫溶剂塔底流，从而为软化水系统提供热能，并冷却贫溶剂塔底流。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)和由第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元(其通向发电设备或设施)接收的单一的经过净化的冷管道流从而与酸性水汽提设备或设施、凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器来间接地收集来自酸性气体去除设备或设施的溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，并且从酸性水汽提塔的塔顶流中收集热能以加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支。

此外，酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流而与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器的氧气进料的第二分支；并且气化设备或设施通过由第一和第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的热凝结液流与酸性气体去除设备或设施进一步一体化，从而在提供热能以加热进入气化反应器的氧气进料之后，为进入杂质水解反应器的粗合成气进料提供热能并为软化水流提供热能。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括含有杂质水解反应器的反应段和含有酸性气体杂质吸收塔、溶剂再生塔和软化水罐的分离段，反应段和分离段位于不同平面布置图中并在不同的工艺区域；气化设备或设施包括与杂质水解反应器流体连通的烟气洗涤塔，从而向其中提供粗合成气进料；气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元；并且由酸性气体去除系统的第五工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分包括从溶剂再生塔塔顶流接收热能的经过净化的冷凝结液流的第一分支。

另外，酸性气体去除系统能量管理系统包括第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自第四气化系统工艺-工艺热交换器单元的热凝结液流(其通向凝结液净化设备或设施)、以及来自烟气洗涤塔的粗合成气进料，从而为粗合成气进料提供热能并冷却该热凝结液流；第三和第五工艺-工艺热交换器单元；以及第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施(其通向第一气化系统工艺-工艺热交换器单元)的经过净化的冷凝结液流的第二分支、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能并冷却反应器流出的塔底流。

酸性气体去除系统能量管理系统包括第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收被第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流、以及软化水流，从而为软化水流提供热能，从而为气化设备或设施提供锅炉水进料，并进一步冷却热凝结液流；以及酸性气体去除系统冷却效能单元，其被设置为接收由第一和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流，从而进一步将热凝结液流冷却至用于在凝结液收集罐中收集的预选温度；以及第八酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收软化水流以及来自溶剂再生塔的贫溶剂塔底流，从而为软化水系统提供热能，并冷却贫溶剂塔底流，其中在经过净化的冷管道流的第一和第二分支分别在第五和第六工艺-工艺热交换器单元处接收热能之后，第一和第二分支被合并为单一的经过净化的冷管道流，并且被第一气化系统工艺-工艺热交换器单元接收。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)和被连接到发电设备或设施的第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的单一的经过净化的冷管道流而与酸性水汽提设备或设施、凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器，以间接地收集来自酸性气体去除设备或设施的溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，并收集来自酸性水汽提塔的塔顶流的热能，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支；酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支；并且气化设备或设施通过由第一和第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的热凝结液流与酸性气体去除设备或设施进一步一体化，从而在提供热能以加热进入气化反应器的氧气进料之后，为进入杂质水解反应器的粗合成气进料提供热能并为软化水流提供热能。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括含有杂质水解反应器的反应段和含有酸性气体杂质吸收塔、溶剂再生塔、合成气分离膜预处理罐(其用于清洁来自经处理的合成气中的水滴，由此提供干净的经处理的合成气)和软化水罐的分离段，反应段和分离段位于同一平面布置图中，并在同一工艺区域中彼此相邻；其中气化设备或设施包括与杂质水解反应器流体连通的烟气洗涤塔，从而向其中提供粗合成气进料；气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元；并且由酸性气体去除系统的第五工艺-工艺热交换器单元接收的净化的冷凝结液流的至少一部分包括从溶剂再生塔塔顶流接收热能的经过净化的冷凝结液流的第一分支。

另外，酸性气体去除系统能量管理系统包括第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自第四气化系统工艺-工艺热交换器单元的热凝结液流(其通向凝结液净化设备或设施)、以及来自烟气洗涤塔的粗合成气进料，从而为粗合成气进料提供热能并冷却该热凝结液流；第二、第三和第五工艺-工艺热交换器单元；以及第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施(其通向第一气化系统工艺-工艺热交换器单元)的经过净化的冷凝结液流的第二分支、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能并冷却反应器流出的塔底流，其中在经过净化的冷管道流的第一和第二分支分别在第五和第六工艺-工艺热交换器单元处接收热能之后，第一和第二分支被合并为单一的经过净化的冷管道流，并且被第一气化系统工艺-工艺热交换器单元接收。

用于总系统能量管理系统的酸性气体还包括第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收被第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流、以及软化水流，从而为软化水流提供热能，从而为气化设备或设施提供锅炉水进料，并进一步冷却热凝结液流；以及酸性气体去除系统冷却效能单元，其被设置为接收由第一和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流，从而进一步将热凝结液流冷却至用于在凝结液收集罐中收集的预选温度；以及第八酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收软化水流以及来自溶剂再生塔的贫溶剂塔底流，从而为软化水系统提供热能，并冷却贫溶剂塔底流。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)以及由被连接到发电设备或设施的第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的单一的经过净化的冷管道流而与酸性水汽提设备或设施、凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器，以间接地收集来自酸性气体去除设备或设施的溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，并收集来自酸性水汽提塔的塔顶流的热能，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支；酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支；并且酸性气体去除设备或设施通过由第一、第二和第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的热凝结液流与酸性气体去除设备或设施进一步一体化，从而在提供热能以加热进入气化反应器的氧气进料之后，为进入杂质水解反应器的粗合成气进料提供热能并为软化水流提供热能。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括含有杂质水解反应器的反应段和含有酸性气体杂质吸收塔、溶剂再生塔、合成气分离膜预处理罐(其用于清洁来自经处理的合成气中的水滴)和软化水罐的分离段，反应段和分离段位于不同的平面布置图中并在不同的工艺区域中；其中气化设备或设施包括与杂质水解反应器流体连通的烟气洗涤塔，从而向其中提供粗合成气进料；并且气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元。

另外，酸性气体去除系统能量管理系统包括：第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自第四气化系统工艺-工艺热交换器单元的热凝结液流(其通向凝结液净化设备或设施)、以及来自烟气洗涤塔的粗合成气进料，从而为粗合成气进料提供热能并冷却该热凝结液流；第二、第三和第五工艺-工艺热交换器单元；以及第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施(其通向第一气化系统工艺-工艺热交换器单元)中的经过净化的冷凝结液流的第二分支、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能、并冷却反应器流出的塔底流，其中第三和第六工艺-工艺热交换器单元位于反应段中，并且第五工艺-工艺热交换器单元位于酸性气体去除设备或设施的分离段中。

酸性气体去除系统能量管理系统还包括：第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收被第一接收酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流、以及软化水流，从而为软化水流提供热能，从而为气化设备或设施提供锅炉进料水，并进一步冷却热凝结液流；酸性气体去除系统冷却效能单元，其被设置为接收被第一和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元至少部分冷却的热凝结液流，从而进一步将热凝结液流冷却至用于在凝结液收集罐中收集的预选温度；以及第八酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收软化水流以及来自溶剂再生塔的贫溶剂塔底流，从而为软化水流提供热能，并冷却贫溶剂塔底流。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)以及被连接到发电设备或设施的第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的单一的经过净化的冷管道流而与酸性水汽提设备或设施、凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器，以间接地收集来自酸性气体去除设备或设施的溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，并收集来自酸性水汽提塔的塔顶流的热能，从而加热进入气化反应器的氧气进料的第一分支；酸性水汽提设备或设施至少通过来自酸性水汽提塔(其通向生物处理单元、设备或设施)的废水塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热进入气化反应器中的氧气进料的第二分支；并且气化设备或设施通过由第一、第二和第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的热凝结液流与酸性气体去除设备或设施进一步一体化，从而在提供热能以加热进入气化反应器的氧气进料之后，为进入杂质水解反应器的粗合成气进料提供热能，为软化水流提供热能，并为经处理的合成气进料提供热能。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括杂质水解反应器、酸性气体杂质吸收塔和溶剂再生塔；气化系统能量管理系统包括以下中的至少一者或多者：第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元；并且酸性气体去除系统能量管理系统包括溶剂再生塔再沸器、第五工艺-工艺热交换器单元和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的至少一部分，从而为经过净化的冷凝结液流的至少一部分提供热能，其中在经过净化的冷管道流的第一和第二分支分别在第五和第六工艺-工艺热交换器单元处接收热能之后，第一和第二分支被合并为单一的经过净化的冷管道流，并且被气化设备或设施接收。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施通过由第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分从而与凝结液净化设备或设施一体化；酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)和由一个或多个气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的单一的经过净化的冷管道流从而至少与凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该一个或多个气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器来间接地收集来自酸性气体去除设备或设施的溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，从而加热至少一部分进入气化反应器的氧气进料；并且酸性气体去除设备或设施通过烟气洗涤塔塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热溶剂再生塔再沸器。

提供另一种另外的或替代的工艺方案，其中酸性气体去除设备或设施包括杂质水解反应器、酸性气体杂质吸收塔和溶剂再生塔；气化系统能量管理系统包括以下中的至少一者或多者：第一和第二气化系统工艺-工艺热交换器单元；酸性气体去除系统能量管理系统不包括第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元；并且由酸性气体去除系统的第五工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分包括从溶剂再生塔塔顶流接收热能的经过净化的冷凝结液流的第一分支；并且酸性气体去除系统能量管理系统包括溶剂再生塔再沸器、第五工艺-工艺热交换器单元、第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，该第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的至少一部分，从而为经过净化的冷凝结液流的至少一部分提供热能，在经过净化的冷管道流的第一和第二分支分别在第五和第六工艺-工艺热交换器单元处接收热能之后，第一和第二分支被合并为单一的经过净化的冷管道流，并且被气化设备或设施接收；以及第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自气化系统的粗合成气进料和来自以下中的一个或多个的热凝结液流：气化设备或设施、发电设备或设施、相邻的精炼设备以及相邻的化工设备，并且为粗合成气进料提供热能且冷却来自气化系统的热凝结液流。

根据该构造，酸性气体去除设备或设施通过由第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收的经过净化的冷凝结液流的至少一部分从而与凝结液净化设备或设施一体化；酸性气体去除设备或设施至少通过来自凝结液净化设备或设施的经过净化的凝结液流的第一和第二分支(该第一和第二分支被第五和第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元接收)和由一个或多个气化系统工艺-工艺热交换器单元接收的单一的经过净化的冷管道流从而至少与凝结液净化设备或设施以及气化设备或设施一体化，该一个或多个气化系统工艺-工艺热交换器单元作为缓冲器来间接地收集来自酸性气体去除设备或设施的溶剂再生塔塔顶流和杂质水解反应器的塔底流的热能，从而加热至少一部分进入气化反应器的氧气进料；并且酸性气体去除设备或设施通过烟气洗涤塔塔底流与气化设备或设施进一步一体化，从而提供热能以加热溶剂再生塔再沸器。

根据该实施方案/工艺方案，所述溶剂再生塔的溶剂再生塔底部在约1.2巴(barg)至1.5巴之间的操作压力下起运行，从而使所述溶剂再生塔的塔部分的压降最小化。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除系统包括酸性气体去除设备或设施，该酸性气体去除设备或设施包括酸性气体去除系统能量管理系统；其中所述装置包括酸性气体去除设备或设施；并且其中酸性气体去除系统能量管理系统包括第一、第二、第三、第四和第五酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元。

提供另一种或替代的工艺方案，其中气化系统包括气化设备或设施，该气化设备或设施包括气化系统能量管理系统；其中所述装置包括气化设备或设施和酸性水汽提设备或设施，该酸性水汽提设备或设施包括酸性水汽提塔；并且其中气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元。

提供另一种或替代的工艺方案，其中酸性气体去除系统包括酸性气体去除设备或设施，该酸性气体去除设备或设施包括酸性气体去除系统能量管理系统；所述装置包括酸性气体去除设备或设施；酸性气体去除系统能量管理系统包括第一、第二、第三、第四和第五酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元；气化系统包括气化设备或设施，该气化设备或设施包括气化系统能量管理系统；所述装置包括气化设备或设施和酸性水汽提设备或设施，该酸性水汽提设备或设施包括酸性水汽提塔；并且气化系统能量管理系统包括第一、第二、第三和第四气化系统工艺-工艺热交换器单元。

根据该构造的另外的例子，所述溶剂再生塔的溶剂再生塔底部在约1.2巴至1.5巴之间的操作压力下起运行，从而使所述溶剂再生塔的塔部分的压降最小化。

提供另一种另外的或替代的工艺方案，其中碳基原料气化多联产装置包括：酸性气体去除系统，其被构造为从粗合成气进料中去除酸性杂质，从而提供经处理的合成气进料；以及气化系统，其被构造为从碳基原料中产生粗合成气进料；该气化系统与包括酸性水汽提塔的酸性水汽提系统一体化、或包含包括酸性水汽提塔的酸性水汽提系统并与之一体化。根据该构造，所述酸性气体去除系统可以包括酸性气体杂质吸收塔、溶剂再生塔和酸性气体去除系统能量管理系统。酸性气体去除系统能量管理系统可以包括：第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自气化系统中的热凝结液流以及来自气化系统的粗合成气进料，从而为粗合成气进料提供热能，并冷却来自气化系统中的热凝结液流；第二酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自气化系统的热凝结液流以及来自酸性气体杂质吸收塔的经处理的合成气进料，从而为经处理的合成气进料提供热能，并进一步冷却来自气化系统中的热凝结液流；第三酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自杂质水解反应器中的反应器流出的塔底流以及来自酸性气体杂质吸收塔中的富溶剂塔底流，从而为富溶剂塔底流提供热能，并冷却反应器流出的塔底流；限定为溶剂再生塔再沸器的第四酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自气化系统中的烟气洗涤塔塔底流以及从溶剂再生塔的溶剂流塔板中提取的溶剂再生塔塔板液流，从而提供热能以使提取的溶剂再生塔塔板流再沸，并冷却烟气洗涤塔塔底流；第五酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化单元、设备或设施的经过净化的冷凝结液流的第一部分以及来自溶剂再生塔的溶剂再生塔塔顶流，从而为经过净化的冷凝结液流的至少一部分提供热能，并冷却溶剂再生塔塔顶流；以及第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化单元、设备或设施中的经过净化的冷凝结液流的第二部分，以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而为经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能，并冷却反应器流出的塔底流。

气化系统可以包括气化反应器、合成气流体冷却器反应器和包括烟气骤冷塔、烟气分离器、烟气过滤器、烟气洗涤塔的烟气去除单元，以及气化系统能量管理系统。该气化系统能量管理系统可以包括：第一气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收凝结液净化设备的经过净化的冷凝结液流(该经过净化的冷凝结液流在酸性气体去除设备中被分为两个分支，第一分支接收来自溶剂再生塔的塔顶流的增加的热负荷，第二分支接收来自杂质水解反应器的塔底流的增加的热负荷)以及酸性水汽提塔的塔顶流，从而为经过净化的冷凝结液流增加热负荷并且冷却酸性水汽提塔的塔顶流；第二气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自酸性水汽提塔的塔顶流中的具有增加的热负荷的经过净化的冷凝结液流以及进入气化反应器的氧气进料的第一分支，从而为氧气进料的第一分支提供热能并且通过第一气化系统工艺-工艺热交换器单元来去除添加到经过净化的冷凝结液流中的增加的热负荷的至少一部分；第三气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自酸性水汽提塔的废水塔底流以及进入气化反应器的氧气进料的第二分支，从而为气化反应器的氧气进料的第二分支提供热能，并冷却来自酸性水汽提塔的废水塔底流；以及第四气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收热凝结液流和进入气化反应器的氧气进料，从而为进入气化反应器的氧气进料通过热能并且冷却热凝结液流。

根据该构造的另外的例子，酸性气体去除系统包括酸性气体去除设备，酸性气体去除设备包括杂质水解反应器、或与杂质水解反应器一体化、或包括杂质水解反应器并与之一体化，酸性气体去除设备包括酸性气体杂质吸收塔、溶解再生塔、酸性气体去除系统能量管理系统以及用于清洁来自合成气的水滴以提供干净的经处理的合成气的合成气分离膜预处理罐。根据该实施方案，酸性气体去除系统能量管理系统还包括：第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自气化系统的热凝结液流以及来自软化水罐的软化水流，从而为软化水提供热能并且进一步冷却来自气化系统的热凝结液流；以及第八酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自软化水罐的软化水以及来自溶剂再生塔的贫溶剂塔底流，从而为软化水提供热能，并冷却贫溶剂塔底流。

根据上述构造中的任意构造的另一例子，所述溶剂再生塔的溶剂再生塔底部在约1.2巴至1.5巴之间的操作压力下起运行，从而使所述溶剂再生塔的塔部分的压降最小化。

根据另一个实施方案提供了一种装置，其通过将基于气化的多联产设施或其他多联产系统与烃精炼设施或其他烃精炼系统一体化从而管理废热回收。该装置包括根据一个或多个基于工艺的热耦合方案构造的一体化站点能量管理系统，该方案包括在基于气化的多联产设施或系统(其限定为基于气化的多联产系统)与烃精炼设施或系统(其限定为烃精炼系统)之间的一种或多种热耦合布置方式。该基于气化的多联产系统包括以下中的一者或多者：限定为酸性气体去除系统的酸性气体去除设备或系统，其构造为从粗合成气进料中去除酸性杂质，从而提供经处理的合成气进料，酸性气体去除系统具有包括溶剂再生塔的分离段；以及限定为气化系统的气化设备或系统，其构造为由碳基原料产生粗合成气进料。烃精炼系统包括限定为芳烃系统的芳烃设备或系统，该芳烃系统具有二甲苯产物分离段，其包含以下中的一者或两者：提取塔和抽余液塔。该一体化站点能量管理系统包括在芳烃系统的二甲苯产物分离段和酸性气体去除系统的分离段之间延伸的热水系统，从而将废热能从二甲苯产物分离段输送至酸性气体去除系统的分离段、以及以下中的一者或多者：第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元，其被设置和构造为接收来自热水系统的热水流的第一部分，并且被设置和构造为接收提取塔的塔顶蒸气流，以将来自提取塔的塔顶蒸气流的热能交换到热水流的第一部分，由此添加热负荷到热水流的第一部分并且冷却提取塔的塔顶蒸气流；以及第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元，其被设置和构造为接收来自热水系统的热水流的第二部分，并且被设置和构造为接收抽余液塔的塔顶蒸气流，以将来自抽余液塔的塔顶蒸气流的热能交换到热水流的第二部分，从而添加热负荷到热水流的第二部分并且冷却抽余液塔的塔顶蒸气流。

一体化站点能量管理系统还包括：限定为溶剂再生塔再沸器的酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，该溶剂再生塔再沸器被设置和构造为接收热水流，该热水流具有通过第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元、或第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元、或者第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元以及第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元这两者而交换至热水流的热能，以限定增加的热能，并且接收提取自溶剂再生塔的溶剂再生塔塔板的溶剂再生塔塔板液流，以将增加的热能的至少一部分提供给溶剂再生塔塔板液流，从而使提取的溶剂再生塔塔板液流再沸，并且相应地从热水流中除去增加的热能的至少一部分，由此冷却热水流。

增加的热能可包括：在提取塔的塔顶蒸气流经过提取塔塔顶蒸气凝结器之后，通过第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元而由提取塔的塔顶蒸气流交换到热水流的第一部分的热能；在抽余液塔的塔顶蒸气流经过抽余液塔塔顶蒸气凝结器之后，通过第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元而由抽余液塔的塔顶蒸气流交换到热水流的第二部分的热能；或者在提取塔的塔顶蒸气流经过提取塔塔顶蒸气凝结器之后，通过第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元而由提取塔的塔顶蒸气流交换到热水流的第一部分的热能；以及在抽余液塔的塔顶蒸气流经过抽余液塔塔顶蒸气凝结器之后，通过第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元而由抽余液塔的塔顶蒸气流交换到热水流的第二部分的热能。

溶剂再生塔塔板液流可为第一溶剂再生塔塔板液流，其中溶剂再生塔塔板为第一溶剂再生塔塔板，其中溶剂再生塔再沸器为第一溶剂再生塔再沸器，并且其中一体化站点能量管理系统还包括：限定为第二溶剂再生塔再沸器的热效能热交换器单元，该第二溶剂再生塔再沸器被设置和构造为接收提取自第一溶剂再生塔塔板、或者第二溶剂再生塔塔板、或者第一溶剂再生塔塔板和第二溶剂再生塔塔板这两者的第二溶剂再生塔塔板液流，并且接收来自基于气化的多联产设施的发电设备、效能提供设备(utility provider)、或者联合热电设备中的一者或多者的低压蒸汽流，以加热提取的第二溶剂再生塔塔板液流，从而将提取的第二溶剂再生塔塔板液流再沸至预定的温度或温度范围。

热水流的第一部分可为热水流的第一分支，并且热水流的第二部分可为热水流的第二分支。一体化站点能量管理系统可还包括：用于提取塔的第一塔顶蒸气凝结器，其被设置在提取塔和第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元之间并与它们流体连通，第一塔顶蒸气凝结器被构造为当第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元不向提取塔的塔顶蒸气流提供至少预定量的冷却负荷时，第一塔顶蒸气凝结器向提取塔的塔顶蒸气流提供补充冷却；第一回流罐，其被设置和构造为在提取塔的塔顶蒸气流被第一塔顶蒸气凝结器和第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元中的一者或这两者的组合冷凝之后，接收提取塔的塔顶蒸气流；用于抽余液塔的第二塔顶蒸气凝结器，其被设置在抽余液塔和第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元之间并与它们流体连通，第二塔顶蒸气凝结器被构造为当第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元不向抽余液塔的塔顶蒸气流提供至少预定量的冷却负荷时，第二塔顶蒸气凝结器向抽余液塔的塔顶蒸气流提供补充冷却；以及第二回流罐，其被设置和构造为当抽余液塔的塔顶蒸气流被第二塔顶蒸气凝结器和第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元中的一者或这两者的组合冷凝之后，接收抽余液塔的塔顶蒸气流。

一体化站点能量管理系统可还包括设置在溶剂再生塔再沸器下游的酸性气体去除设备调温冷却器，用以在热水流离开溶剂再生塔再沸器之后接收该热水流，从而从该热水流中除去增加的热能的任何残余部分。

一体化站点能量管理系统可还包括：限定为汽化器的有机兰金循环(ORC)系统工艺-工艺热交换器单元，该汽化器被设置为接收离开溶剂再生塔再沸器之后携带增加的热能的残余部分的热水流，从而向用于有机兰金循环系统的有机兰金循环系统涡轮或膨胀机的异丁烷进料流至少提供至少一些增加的热能的残余部分，从而用以产生电力并进一步冷却热水流。

一体化站点能量管理系统可还包括：冷却单元，其设置在汽化器的下游并用以接收热水流，从而除去由经过汽化器之后的热水流携带的增加的热能的任何残余部分，然后热水流进入到热水系统罐中。

根据本发明的另一个实施方案提供了一种装置，其通过基于气化的多联产设施或其他多联产系统与烃精炼设施或其他烃精炼系统的一体化从而管理废热回收，该装置包括：根据一种或多种基于工艺的热耦合方案布置的一体化站点能量管理系统，该热偶合方案包括基于气化的多联产设施或系统(其限定为基于气化的多联产系统)和烃精炼设施系统(其限定为烃精炼系统)之间的多种热耦合布置方式。该基于气化的多联产系统包括：限定为酸性气体去除系统的酸性气体去除设备或系统，其构造为从粗合成气进料中去除酸性杂质，从而提供经处理的合成气进料，酸性气体去除系统具有包括溶剂再生塔的分离段；以及限定为包括气化反应器的气化系统的气化设备或系统，该气化反应器构造为由碳基原料产生粗合成气进料。

烃精炼系统包括限定为芳烃系统的芳烃设备或系统，该芳烃系统具有包括提取塔和抽余液塔的二甲苯产物分离段。一体化站点能量管理系统包括在酸性气体去除系统的分离段和芳烃系统的二甲苯产物分离段之间延伸的热水系统。一体化站点能量管理系统还包括：第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元，其被设置和构造为接收来自热水系统的热水流的至少第一分支，并且被设置和构造为接收通过用于提取塔的塔顶蒸气流凝结器之后的提取塔的塔顶蒸气流，以将来自提取塔的塔顶蒸气流的热能交换到热水流的第一分支，由此向热水流的第一部分添加热负荷，并且冷却和/或冷凝提取塔的塔顶蒸气流；第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元，其被设置和构造为接收来自热水系统的热水流的第二分支，并且被设置和构造为接收通过用于抽余液塔的塔顶蒸气流凝结器之后的抽余液塔的塔顶蒸气流，以将来自抽余液塔的塔顶蒸气流的热能交换到热水流的第二分支，由此向热水流的第二部分添加热负荷，并且冷却和/或冷凝抽余液塔的塔顶蒸气流；第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收由气化系统处接收的热凝结液流以及来自气化系统中的粗合成气进料，从而向粗合成气进料提供热能并且冷却来自气化系统的热凝结液流；第二酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收由气化系统处接收的热凝结液流以及来自酸性气体杂质吸收塔中的经处理的合成气进料，从而向经处理的合成气进料提供热能并且进一步冷却来自气化系统中的热凝结液流；第三酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流以及来自酸性气体杂质吸收塔中的富溶剂塔底流的至少一部分，从而向富溶剂塔底流提供热能并且冷却反应器流出的塔底流；限定为溶剂再生塔再沸器的第四酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，该溶剂再生塔再沸器被设置和构造为接收热水流，该热水流具有通过限定了增加的热能的第一和第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元而交换至其中的热能，并且接收提取自溶剂再生塔的溶剂再生塔塔板的溶剂再生塔塔板液流，以将增加的热能的至少一部分提供给溶剂再生塔塔板液流，从而使提取的溶剂再生塔塔板液流再沸，并且相应地从热水流中除去增加的热能的至少一部分，由此冷却热水流；第五酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的第一分支、以及来自溶剂再生塔的溶剂再生塔塔顶流，从而向经过净化的冷凝结液流的第一分支提供热能并且冷却溶剂再生塔塔顶流；第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的第二分支、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而向经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能并且冷却反应器流出的塔底流；第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收由气化系统处接收的热凝结液流以及来自软化水罐的软化水流，从而向软化水流提供热能并且进一步冷却来自气化系统的热凝结液流；第八酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自软化水罐的软化水流以及来自溶剂再生塔的贫溶剂塔底流，从而提供热能并且冷却贫溶剂塔底流；第一气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收经过净化的冷凝结液流以及酸性水汽提塔的塔顶流，从而添加热负荷到经过净化的冷凝结液流并且冷却酸性水汽提塔的塔顶流；第二气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收经过净化的冷凝结液流(其具有来自酸性水汽提塔的塔顶流的增加的热负荷)，以及接收进入气化反应器的氧气进料的第一分支，从而向氧气进料的第一分支提供热能，并且除去添加到经过净化的冷凝结液流的增加的热负荷的至少一部分；第三气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自酸性水汽提塔的塔底废水流以及进入气化反应器的氧气进料的第二分支，从而向进入气化反应器的氧气进料的第二分支提供热能，并且冷却来自酸性水汽提塔的塔底废水流；以及第四气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收热凝结液流以及进入气化反应器的氧气进料，从而提供热能以加热进入气化反应器的氧气进料，并且冷却热凝结液流。

溶剂再生塔塔板液流可为第一溶剂再生塔塔板液流，其中溶剂再生塔塔板为第一溶剂再生塔塔板，其中溶剂再生塔再沸器为第一溶剂再生塔再沸器，并且其中一体化站点能量管理系统还包括：限定为第二溶剂再生塔再沸器的热效能热交换器单元，该第二溶剂再生塔再沸器被设置和构造为接收提取自第一溶剂再生塔塔板、或者第二溶剂再生塔塔板、或者第一溶剂再生塔塔板和第二溶剂再生塔塔板这两者的第二溶剂再生塔塔板液流，并且设置和构造为接收来自基于气化的多联产设施的发电设备、效能提供设备、或者联合热电设备中的一者或多者的低压蒸汽流，以加热提取的第二溶剂再生塔塔板液流，从而将提取的第二溶剂再生塔塔板液流再沸至预定的温度或温度范围。

一体化站点能量管理系统可还包括：用于提取塔的第一塔顶蒸气凝结器，其被设置在提取塔和第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元之间并与它们流体连通，第一塔顶蒸气凝结器被构造为当第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元不向提取塔的塔顶蒸气流提供至少预定量的冷却负荷时，第一塔顶蒸气凝结器向提取塔的塔顶蒸气流提供补充冷却；第一回流罐，其被设置和构造为在提取塔的塔顶蒸气流被第一塔顶蒸气凝结器和第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元中的一者或这两者的组合冷凝之后，接收提取塔的塔顶蒸气流；用于抽余液塔的第二塔顶蒸气凝结器，其被设置在抽余液塔和第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元之间并与它们流体连通，第二塔顶蒸气凝结器被构造为当第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元不向抽余液塔的塔顶蒸气流提供至少预定量的冷却负荷时，第二塔顶蒸气凝结器向抽余液塔的塔顶蒸气流提供补充冷却；以及第二回流罐，其被设置和构造为在抽余液塔的塔顶蒸气流被第二塔顶蒸气凝结器和第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元中的一者或这两者的组合冷凝之后，接收抽余液塔的塔顶蒸气流。

一体化站点能量管理系统可还包括设置在溶剂再生塔再沸器下游的酸性气体去除设备调温冷却器，用以在热水流离开溶剂再生塔再沸器之后接收该热水流，从而从该热水流中除去增加的热能的任何残余部分。

一体化站点能量管理系统可还包括：限定为汽化器的有机兰金循环(ORC)系统工艺-工艺热交换器单元，该汽化器被设置为接收离开溶剂再生塔再沸器之后携带增加的热能的残余部分的热水流，从而向用于有机兰金循环系统的有机兰金循环系统涡轮或膨胀机的异丁烷进料流至少提供至少一些增加的热能的残余部分，从而用以产生电力并进一步冷却热水流。

一体化站点能量管理系统可还包括：冷却单元，其设置在汽化器的下游并用以接收热水流，从而除去由经过汽化器之后的热水流携带的增加的热能的任何残余部分，然后热水流进入到热水系统罐中。

本发明的各种实施方案有利地提供了工艺方案，该工艺方案在碳基原料气化多联产设施中实现了能量和基于能量的GHG的降低，该降低幅度高达约30％，该效果是通过(例如)以下各种组合实现的：气化设施的五个核心设备的各种组合的智能一体化；酸性气体去除设备的分离段溶剂再生塔的运行压力的最佳操作；新的热交换器的增加；一些加热器和冷却器的去除；核心设备之一的主要区段(例如，酸性气体去除设备反应段)的最佳分配；核心设备的装备之一(例如，来自氢气回收设备的膜预处理单元)的最佳分配；核心设备的热交换器之一(例如，来自凝结液净化设备的热交换器和冷却单元)的最佳分配；以及设备内和设备之间的装备/单元的独特连接，其中在设备内和设备之间使用了先进的流路径；以及气化设施的设备相对于彼此的分配，包括效能储存罐(例如，软化水罐)的最佳分配。

有利地是，预期对于热电联产行业有利的是，使用于多产品生产的基于气化的设施具有显著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低(降低幅度为约30％)，同时保持由于未来对更多发电的扩展而需要的可操作性和可更新性；对于石油炼制、化工和石油化工行业有利的是，使用于多产品生产的基于气化的设施具有显著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低(降低幅度为约30％)，同时保持由于未来对使用氢气和合成气的更多的化工品生产的扩展而需要的可操作性和可更新性；对于联合发电、炼油、化工和石油化工行业有利的是，使用于多产品生产的基于气化的设施具有显著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低(降低幅度为约30％)，同时保持由于未来对发电和化学品生产的扩展而需要的可操作性和可更新性，根据本发明的各种实施方案，这些是通过如下方面实现的：气化设施的五个核心设备中的工艺方案智能一体化；酸性气体去除设备的分离段溶剂再生塔的运行压力的最佳操作；新的热交换器的增加；一些加热器和冷却器的去除；设备之一的主要区段的最佳分配；一个设备的装备的最佳分配；一个设备的热交换器的最佳分配、以及设备内和设备之间的独特连接(其中在设备内和设备之间使用了先进的流路径)；以及气化设施的设备相对于彼此的分配，包括效能储存罐的最佳分配。

根据一个或多个工艺方案，气化设备热效能的消耗有利地减少约65％，氢气回收设备热效能消耗减少100％，并且酸性气体去除设备热效能消耗减少约21％。

有利地是，预期对于热电联产行业有利的是，通过至少将气化设备热效能消耗减少65％，从而使基于气化的设施具有显著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同时保持由于涉及设备一体化而需要的可操作性和由于未来对更多发电的扩展而需要的可更新性；并且对于石油炼制、化工和石油化工行业有利的是，通过至少将气化设备热效能消耗减少65％，从而使基于气化的设施具有显著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同时保持由于涉及设备一体化而需要的可操作性以及由于未来的扩展而需要的可更新性；根据本发明的各种实施方案，这些是通过如下方面实现的：气化设施的五个核心设备中的工艺方案智能一体化；酸性气体去除设备的分离段溶剂再生塔的运行压力的最佳操作；新的热交换器的增加；一些加热器和冷却器的去除；设备之一的主要区段的最佳分配；一个设备的装备的最佳分配；一个设备的热交换器的最佳分配、以及设备内和设备之间的独特连接(其中在设备内和设备之间使用了先进的流路径)；以及气化设施的设备相对于彼此的分配，包括效能储存罐的最佳分配。

有利地是，预期对于热电联产行业有利的是，通过至少将氢气回收设备热效能消耗降低100％，从而使基于气化的设施具有显著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同时保持由于涉及设备一体化而需要的可操作性和由于未来对更多发电的扩展而需要的可更新性；并且对于石油炼制、化工和石油化工行业有利的是，通过至少将氢气回收设备热效能消耗降低100％，从而使基于气化的设施具有显著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同时保持由于涉及设备一体化而需要的可操作性以及由于未来的扩展而需要的可更新性；根据本发明的各种实施方案，这些是通过如下方面实现的：气化设施的五个核心设备中的工艺方案智能一体化；酸性气体去除设备的分离段溶剂再生塔的运行压力的最佳操作；新的热交换器的增加；一些加热器和冷却器的去除；设备之一的主要区段的最佳分配；一个设备的装备的最佳分配；一个设备的热交换器的最佳分配、以及设备内和设备之间的独特连接(其中在设备内和设备之间使用了先进的流路径)；以及气化设施的设备相对于彼此的分配，包括效能储存罐的最佳分配。

有利地是，预期对于热电联产行业有利的是，通过至少将酸性气体去除设备热效能消耗降低21％，从而使基于气化的设施具有显著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同时保持由于涉及设备一体化而需要的可操作性和由于未来对更多发电的扩展而需要的可更新性；并且对于石油炼制、化工和石油化工行业有利的是，通过至少将酸性气体去除设备热效能消耗降低21％，从而使基于气化的设施具有显著更高的能效以及改善的基于能量的GHG排放降低，同时保持由于涉及设备一体化而需要的可操作性以及由于未来的扩展而需要的可更新性；根据本发明的各种实施方案，这些是通过如下方面实现的：气化设施的五个核心设备中的工艺方案智能一体化；酸性气体去除设备的分离段溶剂再生塔的运行压力的最佳操作；新的热交换器的增加；一些加热器和冷却器的去除；设备之一的主要区段的最佳分配；一个设备的装备的最佳分配；一个设备的热交换器的最佳分配、以及设备内和设备之间的独特连接(其中在设备内和设备之间使用了先进的流路径)；以及气化设施的设备相对于彼此的分配，包括效能储存罐的最佳分配。

附图说明

参照附图所示出的本发明实施方案，上述特征、方面和本发明的优势以及其他方面将变得显而易见且更详细地理解，并且能够对上面所简要归纳的本发明进行更详细的描述，这些附图构造了本说明书的一部分。然而应当注意的是，附图仅仅示出了本发明的一些实施方案，因此，不应被视为是对本发明的范围的限制，因为本发明可允许其他同等有效的实施方案。

图1为碳基原料气化多联产装置的总体结构的示意图。

图2为示出根据本发明实施方案的改进碳基原料气化多联产发生装置的一些部分以提供更高的能量效率的步骤的方框流程图。

图3为常规气化设备的示意图。

图4为示出根据本发明实施方案的气化设备用一体化工艺方案的示意图。

图5为常规酸性气体去除设备的示意图。

图6为示出根据本发明实施方案的酸性气体去除设备用一体化工艺方案的示意图。

图7为常规氢气回收设备的示意图。

图8为示出根据本发明实施方案的氢气回收设备用一体化工艺方案的示意图。

图9为常规酸性水汽提设备的示意图。

图10为示出根据本发明实施方案的酸性水汽提设备用一体化工艺方案的示意图。

图11为常规凝结液净化设备的示意图。

图12为示出根据本发明实施方案的凝结液净化设备用一体化工艺方案的示意图。

图13为示出单独的原油精炼设施的示意图。

图14为示出基于气化的多联产设施和原油精炼设施的一体化站点的示意图。

图15为示出用于油精炼设施的芳烃设备的二甲苯产物分离段的示意图。

图16为示出用于油精炼设施的芳烃设备的二甲苯产物分离段的示意图。

图17A为示出根据本发明实施方案的根据用于一体化站点的第一能效热耦合方案而改良的酸性气体去除设备的分离段的示意图。

图17B为示出根据本发明实施方案的根据用于一体化站点的第一能效热耦合方案而改良的芳烃设备的二甲苯产物分离段的示意图。

图18A为示出根据本发明实施方案的根据用于包括用于发电的有机兰金循环的一体化站点的第二能效热耦合方案而改良的酸性气体去除设备的分离段的示意图。

图18B为示出根据本发明实施方案的根据用于一体化站点的第二能效热耦合方案而改良的芳烃设备的二甲苯产物分离段的示意图。

图19为示出根据本发明实施方案的用于发电的有机兰金循环的示意图，该有机兰金循环与图18A的酸性气体去除设备的分离段相接。

图20为示出根据本发明实施方案的根据用于一体化站点的第三能效热耦合方案而改良的气化设备的示意图。

图21为示出根据本发明实施方案的根据第三能效热耦合方案而改良的酸性气体去除设备的示意图。

图22为示出根据本发明实施方案的根据用于一体化站点的第三能效热耦合方案而改良的氢气回收设备的示意图。

图23为示出根据本发明实施方案的根据用于一体化站点的第三能效热耦合方案而改良的酸性水汽提设备的示意图。

图24为示出根据本发明实施方案的根据用于一体化站点的第三能效热耦合方案而改良的凝结液净化设备的示意图。

具体实施方式

下面将结合附图对本发明进行更详细的描述，这些附图示出了本发明实施方案。然而，本发明将以许多不同方式体现，并不旨在将本发明限于在此所列的这些实施方案。相反，提供这些实施方案从而使本领域技术人员能够彻底和完全地理解本说明书，并且能将本发明的范围传达给本领域技术人员。全文中类似的数字表示类似的元件。如果使用了素数(prime number)，其表示替代实施方案中的类似元件。

尽管已经采用了特定术语，但是术语本身通常仅用于描述性意义，并且除非另有说明，否则不用于限制的目的。例如，根据上下文，关于多联产装置、系统和设施以及烃精炼装置、系统和设施的讨论，单数或复数形式的术语装置、系统和设施可互换使用。另外，根据上下文，关于酸性气体去除系统和设备、气化系统和设备以及二甲苯/芳香烃系统和设备等的讨论，单数或复数形式的术语系统和设备可互换使用。术语约和大约可互换使用。根据所使用的上下文，本领域普通技术人员将认识到，它们指的是公差(tolerances)和/或操作窗口。

另外，所示出的具体的热交换器单元的流温度、热负荷、相应的冷液流的冷却负荷、加热单元的加热负荷和/或单元的冷却负荷(代表值的快照(snapshot))仅仅是为了增强示例性的说明。本领域的普通技术人员将认识到，无论热交换器单元的流温度、热负荷、相应的冷液流的冷却负荷、加热单元的加热负荷和/或单元的冷却负荷的数值之前是否有术语“约”或“大约”，其均在一定的公差和/或操作窗口内运行。

除非另有说明，否则当提及特定的液流时，应视为至少描述了携带该液流所需的常规管道布置。除非另有说明，否则如本领域普通技术人员所理解的，当提及接收特定液流或者与特定液流相连时，应当视为描述了至少采用这样的连接装置，该连接装置与携带该液流的管道布置的相邻部分相连接。

图中的点线/虚线表示在各个设备、设施或其他系统中的新的管线或连接或其实施方式。蒸汽加热器用“H”和其数字表示，水冷却器/空气冷却器/急冷水冷却器用“C”和其数字表示，除非用素数表示其采取了另一种形式。

采用高能效工艺方案和方法的高能效的基于气化的多联产装置

对于所有工业来说，工业生产的经济性、全球能量供应的限制以及环境保护的现实受到持续关注。世界科学界的大多数人认为，由于温室气体(GHG)排放到大气中导致的全球变暖现象对世界环境产生了不利影响。对于以下应用，用于多产品生产设施50的碳基原料气化已经成为具有竞争性的选择，这些应用为：合成气；联合热电；氢气；硫；发电用急冷水生产；炼油；气液转化；化学和石油化学工业。

本发明人已经认识到，对于这些工业来说有益的是，基于所采用的一体化方案，通过实现更好的能量效率并使基于能量的GHG排放减少30％以上，如此使得由许多一体化设备组成的用于多产品生产的碳基原料气化设施变得明显更为“绿色”，以期望在涉及更多设备一体化时仍具有可操作性，并且在未来的生产能力扩展时具有可改进性。

本发明的各种实施方案提供用于多联产设施的设备构造的碳基原料气化，该构造将包括若干设备的整个多联产设施能量系统转化为更有效率、污染更少、在不同设备的特定操作模式下可运行并且在未来扩展时可改进的系统。用于多联产设施(其能够生产电力、氢气、硫、蒸汽、合成气以及急冷水)的各种碳基原料气化通常包括气化设备、酸性气体去除设备、氢气回收设备、凝结液处理设备、酸性水汽提设备、空气分离设备、发电设备和硫回收设备。可使这些设备(或设施)更加能量一体化，从而使得它/它们具有显著更高的能量效率并且使由于基于能量的GHG排放导致的污染更少、并且在它/它们未来扩展时具有可操作性和可改进性。

本发明的一个或多个实施方案通过新的能效构造的组合实现能量和基于能量的GHG的减少，从而能够在碳基原料气化多联产设施中实现能量和基于能量的GHG排放的显著减少，其减少幅度达约30％，这相当于大型塑料设备的热效能能量消耗和基于能量的GHG排放。

包括气化系统和酸性气体去除系统能量管理系统的示例性多联产装置，该装置采用了涉及一体化的气化和酸性气体去除设备的高能效先进工艺方案、构造和应用方法

在图4、6、8、10以及12中详细描述的先进一体化工艺方案的例子、以及在图13-24中描述的方案获得了热效能和基于能量的GHG排放的显著减少。根据这种构造组合，气化设备的热效能消耗能够降低65％。氢气回收设备的热效能消耗能够降低100％，并且酸性气体去除设备的热效能消耗能够降低21％。

在碳基原料气化多联产设施50中，最先进的一体化工艺方案尤其能够使能量和基于能量的GHG排放显著减少约30％，这是通过(例如)以下各种组合实现的：气化设施的五个核心设备(例如，气化设备51、酸性气体去除设备52、氢气回收设备53、酸性水汽提设备54和凝结液净化设备55)的各种组合的智能一体化；酸性气体去除设备的分离段82溶剂再生塔93的操作压力的最佳操作；增加热交换器(例如，E1-E8)的添加；一些加热器和冷却器(例如，H2、H4、C5、C6)的去除；核心设备之一的主要区段(例如，酸性气体去除设备反应段81)的最佳分配；氢气回收设备的装备(例如，膜预处理单元111)的最佳分配；凝结液净化设备的热交换器(例如，BE2、C7)的最佳分配；以及设备内和设备之间的装备/单元的独特连接，其中在设备内和设备之间使用了先进的流路径；以及气化设施的设备相对于彼此的分配，包括效能储存罐(例如，软化水罐)的最佳分配。

本发明的各实施方案也提供了用于碳基原料气化多联产设施全站点热效能优化的其他独特工艺方案，其设计为增强能量回收并减少基于能量的GHG排放，虽然小于气化设施的设备之间的特定目标最优智能能源一体化方案，但是可通过少于上述所有的独特配置而实现：酸性气体去除设备的分离段溶剂再生塔的操作压力；增加的热交换器；某些加热器和冷却器的去除；设备的区段的分配；设备装备的最佳分配；设备热交换器的最佳分配；设备内和设备之间的装备/单元的独特连接，其中在设备内和设备之间使用了先进的流路径；以及多联产气化装置的设备相对于彼此的分配。

注意的是，通过同时考虑各个工艺方案中质量和能量的未来扩展，从而实现一个或多个示例性工艺方案的可操作性和可改进性，该示例性工艺方案可提供期望能效或效率的各种水平。

参见图1，在用于多联产设施50的典型的工业规模的碳基气化工艺/设备中，用于比较目的，设施50消耗约300MW的热效能。这是能源密集型设施，其消耗了用于生产塑料的大型化工设备所需能源的3到4倍。这种常规的碳基原料气化多联产设施50具有合理的一体化水平。在任何碳基原料气化多联产设施中，高热效能消耗设备和最大的基于能量的GHG污染设备是气化设备51、酸性气体去除设备52和氢气回收设备53。在使用碳基原料(例如，需要12000吨/天的石油焦炭)产生氢气、蒸汽和电、合成气和硫的这种典型的碳基原料气化多联产设施50中，酸性气体去除设备52消耗约245MW的热效能；气化设备51消耗约40MW，并且氢气设备53消耗约15MW的热效能。

图4、6、8、10和12中示出了第一示例性的一体化高能效工艺方案的开发，该方案提供了各种先进的热偶排列且改进了多联产设施50的各种设备。在用于比较的基于气化的多联产发电设施50中，该第一示例性工艺方案被设计为节约大约90MW的热效能，或者节约整个气化设施的热效能消耗的约30％。这种减少程度相当于大型塑料设备热效能的能量消耗量。根据本示例性一体化工艺方案，用于多联产设施50的气化51'、酸性气体去除52'、氢气回收53'和酸性水汽提54'以及凝结液净化55'的核心设备的进一步优化的平面布置图能够提供相对于基于气化的常规多联产设备的显著优点。

参见图2，在本发明第一示例性的一体化高能效工艺方案的实施方案中(该实施方案使整个经过改进的多联产设施50的节能量达30％)，其具有图4、6、8、10和12中示出的改进作为实现的一部分：去除经氢气回收设备处理的合成气的加热器H2和酸性气体富溶剂加热器H4，使其不运行或者以其他方式去除(方框131)；去除酸性水汽提塔废水冷却器C5、C6，使其不运行或以其他方式去除(方框132)；将凝结液净化设备软化水加热器热交换器BE2和凝结液效能冷却器C7移动到酸性气体去除设备52'(方框133)；将氢气回收设备膜预处理单元111移动到酸性气体去除设备52'(方框134)；将酸性气体去除设备贫溶剂效能冷却器C9转化成工艺-工艺热交换器单元C9'(方框135)；将软化水罐从发电设备58或凝结液净化设备55'移动到酸性气体去除设备(方框136)；移动酸性水汽提塔117和塔顶流效能冷却器C4并使之与气化设备51'紧密对齐，并且将效能冷却器C4转换为工艺-工艺热交换器单元C4'(方框137)；以及将增加的热交换器单元E1-E3添加到气化设备，并且将增加的热交换器单元E4-E8添加到酸性气体去除设备(方框138)。

特别地，用增加的热交换器E1、E2、E3替代或补充效能加热器H1。效能加热器H2由增加的热交换器E5代替。通过增加的热交换器E4降低了效能加热器H3所需的加热负荷。效能加热器H4由增加的热交换器E6代替。通过增加的热交换器E7降低了效能加热器H5的加热负荷。通过增加的热交换器E7降低了围绕冷却器C2的气化设备烟气洗涤塔泵的冷却要求。酸性水汽提设备效能冷却器C5、C6由增加的热交换器E3代替。将凝结液净化设备热交换器BE2和效能冷却器C7移动到酸性气体去除设备52'，并且C7的冷却负荷增加。由于E6的添加，也增加了酸性气体去除设备效能冷却器C8的冷却负荷，并且通过增加的热交换器E4降低了热交换器BE2的负荷。通过用热交换器C9'替换效能冷却器C9，减少了酸性气体去除设备效能冷却器C10、C11的所要求的冷却效能。由于增加的热交换器E8，降低了酸性气体去除设备效能冷却器C12的冷却负荷。

图3和图4示出了常规气化设备51(图3)和气化设备5'(图4)，该气化设备5'经过改进以提供根据示例性的一体化工艺方案的先进热耦合布置(图4)。所示的示例性气化设备51'修改为包括所添加的三个热交换器E1-E3和相应的流71-75以及流119的一部分，以有利地减少气化反应器效能加热器H1所要求的热负荷，从而与常规气化设备51相比，将气化设备51'的所要求的热效能消耗及其基于能量的GHG排放减少约65％；流75还与酸性气体去除设备52'、氢气回收设备53'、硫回收设备54'、凝结液净化设备55'和发电设备58一体化；并且被修改为包括与酸性气体去除设备52'一体化的流143，从而相对于常规碳基原料气化多联产设施50，有助于提供约90MW的节能，或节约总热效能消耗量的30％。

参见图4，示例性气化设备51'包括三个增加的热交换器单元E1、E2和E3，从而在氧气被分配到气化反应器61之前加热主氧气管线/集管。第一新热交换器单元E1(热负荷约8.35MW)使用流103和110(流103和110首先分别通过酸性气体去除设备热交换器单元BE4和E8，并且重新结合在一起作为凝结液流74)的组合用作缓冲流，该缓冲流在进入最终目的地发电设备58之前，加热在空气分离设备57处产生的气化反应器氧气进料流73的第一分支71，然后通过气化反应器加热器H1，该气化反应器加热器H1通向气化反应器61。

最初约77℃的凝结液流74首先通过酸性水汽提塔塔顶流热交换器单元C4'(热负荷为约8.35MW)以携带/带走酸性水汽提塔117的塔顶流118的可用过量热负荷，使凝结液流74的温度从77℃升至127℃，并且将塔顶流118的温度从约151℃降至约100℃，然后通过热交换器单元E1。约127℃的凝结液流74通过热交换器单元E1(热负荷为约8.35MW)，在该热交换器单元E1中，凝结液流74用于将氧气进料流73的第一分支71的温度从约35℃增加到约117℃，而凝结液流74的温度降回至77℃。氧气进料流73的第二氧气分支72同样为约35℃并且最终也通向气化反应器61，通过热交换器单元E2(热负荷为约12.43MW)将第二氧气分支72加热到134℃，即，使用酸性水汽提塔117的塔底流119，将第二氧气分支72从约35℃加热至约134℃，其中热交换器单元E2同时通向生物处理系统。热交换器单元E2还将塔底流119从约158℃冷却至约45℃。

两个氧体进料流分支71、72在分别通过热交换器单元E1、E2之后，重新结合成平均温度为约126.5℃的氧体进料流73，之后氧体进料流73被第三热交换器单元E3(热负荷为约5.1MW)从约126.5℃加热至149℃，该第三热交换器单元E3通向效能加热器H1(热负荷为约13.9MW)，在该效能加热器H1中，氧体进料流73的温度从约149℃升至约210℃，然后进入气化反应器61。热交换器单元E3接收来自气化设备58的热凝结液流75，将热凝结液流75从约156℃冷却到约153℃，之后热凝结液流75进入酸性气体去除设备52'的反应段81(图5)。

图5和图6分别示出了常规酸性气体去除设备52(图5)和酸性气体去除设备52'(图6)，该酸性气体去除设备52'经过修改以提供根据示例性的一体化工艺方案的先进热耦合布置(稍后描述)。

参见图7和图8，在本示例性的一体化工艺方案中，将用于从合成气中分离出水滴的氢气回收设备的气体分离膜预处理罐/单元111和合成气流加热器H2拆除、去除或以其他方式使其不运行，完全消除了对氢气回收设备53'中所要求的热效能的需要(图7-8)。气体分离膜预处理单元111和相应的合成气流加热器E5位于酸性气体去除设备反应段81中(图6)。

参见图9和图10，在示例性的一体化工艺方案中，酸性水汽提设备54'在与气化设备51'一体化时不需要任何冷却效能。来自酸性水汽提塔117的塔底流119的路线为从酸性水汽提设备54'通向气化设备51'的入口段并到达热交换器E2，以加热氧气主流的第二分支72，然后通向来自空气分离设备57的反应器61，此后进入生物处理设备存储罐(未示出)。使用酸性水汽提塔117的塔顶流118来将来自酸性气体去除设备52'的凝结液流74的温度从约77℃升至约127℃，以使其能够加热进入气化设备51'的氧气进料的第一分支71(图4)。

参见图11和图12，在示例性的一体化工艺方案中，凝结液净化设备55'包括凝结液储存罐121、大气凝结液闪蒸罐112和凝结液净化器单元123。用于加热软化水125并冷却热LPS凝结液流75的热交换器BE2从凝结液净化设备55中移除并位于酸性气体去除设备52'的反应段81中(图6)。用于冷却通向凝结液净化单元123的热凝结液的水冷却器C7也被移至酸性气体去除设备反应段81。根据示例性的一体化工艺方案，来自凝结液净化设备55'的53℃的冷凝结液109进入酸性气体去除设备分离段82，而不是酸性气体去除设备反应段81，或者除了进入酸性气体去除设备反应段81之外还进入酸性气体去除设备分离段82(图6和12)。如图12以及图6进一步所示，冷凝结液流109分成两个分支103、110，其中第一分支103通向重新布置于酸性气体去除设备52'的分离段82的反应器流出物流/吸收塔进料热交换器单元(冷却器)BE4，而第二分支110通向增加的溶剂再生塔塔顶流热交换器单元E8。

参见图5和图6，在示例性的一体化工艺方案中，酸性气体去除设备52'(图6)包括合成气分离膜预处理罐111，其用于清洁经处理的合成气流115。反应段/区域81和分离段/区域82在平面布置图中的一个区段/区域中组合在一起(完全相邻)，或者在可替代的构造中，它们可以至少在某种程度上物理分离。在任一构造中，反应段81通常包括：反应器85、进料-流出物热交换器BE3、高压蒸汽加热器H3、重新布置的膜预处理单元111、增加的粗合成气进料热交换器E4、重新布置的软化水热交换器BE2、增加的经处理的合成气热交换器E5和重新布置的热凝结液流冷却器C7(该重新布置的热凝结液流冷却器C7用于在热凝结液流75进入凝结液净化设备55'的罐123之前将其冷却)以及相应的液流和管和/或管道。在组合构造中，吸收塔-进料热交换器BE4、增加的热交换器E6和任选的冷却单元C8可以被认为是在反应段81内，而下面紧接着列出的其他部分被认为是在分离段82中。在分离构造中，分离段82通常包括：增加的热交换器E6、热交换器单元BE4、冷却单元C8、酸性水分离罐95、吸收塔单元95、重新规划的服务冷却器C9'、水冷却器C10和C11、热交换器单元BE5、软化水罐141、闪蒸罐、酸性气体富集收缩器94、再生塔93、用于溶剂再生塔93的新的第二再沸器E7、原始的LPS效能再沸单元H5、增加的热交换器单元E8和酸性气体冷却单元12，以及相关的液流和相应的管和/或管道。

根据示例性的一体化工艺方案，来自发电设备58的热凝结液流75在气化设备51'中由约156℃被冷却至约150℃，并进入酸性气体去除设备52'(图4)。热凝结液流75首先在约156℃的温度下通向气化设备51'，以在增加的热交换器单元E3(热负荷为5.1MW)中将进入气化反应器61的氧气进料73加热，从而加热进入气化反应器61的主氧气流/集管73。然后，离开热交换器单元E3的热凝结液流75通向酸性气体去除设备52'的反应段81，并通向凝结液净化装置55'的储存罐121。

当热凝结液75在约150℃的温度下进入酸性气体去除设备52'时，热凝结液75首先通过增加的热交换器E4(热负荷为约13.7MW)，以将进入反应器85的合成气进料101从约125℃加热至约138℃。然后，在约133.5℃下离开热交换器单元E4的热凝结液流75通向热交换器BE2(热负荷为约30.2MW)，以将进入发电设备58的软化水流125从约81℃加热到约110℃。然后，在约95.5℃的温度下离开热交换器单元BE2的热凝结液流75通向增加的热交换器单元E5(热负荷为约14.3MW)，以将进入氢气回收装置53'的经处理的合成气进料115从约55℃加热至约70℃，该经处理的合成气进料115在被预处理单元111预处理之后由增加的热交换器E5接收。

根据所示的构造，然后温度为约78℃的热凝结液流75进入水冷却器C7，其中约24MW的剩余热负荷被损失到环境中。在水冷却器C7中，热凝结液流75被冷却到约50℃，然后被输送到凝结液净化设备55'的储存罐121。根据酸性气体去除设备52'和凝结液净化设备55'的各自构造，可根据确定为用于控制结构响应时间的最佳位置而将水冷却器C7设置在酸性气体去除设备52'中或凝结液净化设备55'中。

在示例性的一体化工艺方案中，使用合成气进料出口流101，在BE3(热负荷为约55.8MW)中，将酸性气体去除设备反应器塔底出口(流出物)流102从约200℃冷却至约145℃。在热交换器单元BE3中将合成气进料101从约138℃加热到约192℃之后，合成气进料101进入加热效能热交换器H3(热负荷为约6.2MW)，在该加热效能热交换器H3中，使用HHP蒸汽将其进一步加热到约200℃的所需的反应器进料温度。使用来自酸性气体去除设备吸收塔塔底(富溶剂)流106的分支107，在增加的热交换器单元E6(热负荷为约14.5MW)中将离开BE3的约145℃的反应器流出物流102进一步从约145℃冷却至约130.7℃。

然后，反应器流出物流102进入热交换器单元BE4(热负荷为约68.4MW)，在该热交换器单元BE4中，利用凝结液净化设备55'的凝结液流109的第一分支103将反应器流出物流102从约130.7℃冷却至约114.5℃(图12)，然后使用水冷却器C8(热负荷约57MW)使其最终达到约47℃的目标温度，然后流出物塔底流102进入吸收塔92。位于水冷却器C8和吸收塔92之间的通路中的合成气分离(KO)罐95收集酸性水，该酸性水是由于通过水冷却器C8的反应器流出物流102的温度降低而冷凝的。

在示例性的一体化工艺方案中，富溶剂流106的第二分支108通过热交换器单元BE5(热负荷为约137.9MW)，在该热交换器单元BE5中，通过来自溶剂再生塔93的塔底流105将第二分支108从66℃加热到大约125℃并通向酸性气体富集收缩器94。溶剂再生塔93的塔底流105以约135.5℃的温度被热交换器单元BE5接收，同时热交换器单元BE5通向吸收塔92的塔顶部分并被冷却至约85.5℃。溶剂再生塔93的溶剂(塔底流)105进一步通过重新规划的服务冷却器C9(其被热交换器单元C9'替换或用作热交换器单元C9'(热负荷为约87.2MW))，在C9中，通过软化水流125将溶剂(塔底流)105进一步冷却至约54℃，并且然后通过急冷水冷却器C10(热负荷为约23.4MW)进一步冷却至约46℃，并且通过急冷水冷却器C11(热负荷为约3.3MW)更进一步冷却到约40℃。

根据该示例性构造，在热交换器单元C9'中通过软化水流125将塔底流105冷却，该塔底流105的路径穿过酸性气体去除设备52'的分离段82，或者来自位于酸性气体去除设备分离段82内的软化水罐141，该软化水罐141通向发电设备58。在示例性的一体化工艺方案中，软化水罐141重新布置于酸性气体去除设备52'。无论为何种构造，来自软化水罐141的冷流125离开该软化水罐141/在约34℃下进入分离段82，冷流125在热交换器单元C9'(热负荷为约87.25MW)中被加热到约81℃，并将来自溶剂再生塔93的贫溶剂流105从约86℃冷却至约54℃。然后，81℃的流125进入反应段81，以在热交换器BE2(热负荷为约30.2MW)中将热凝结液75从约133.5℃冷却至约95.5℃，并在作为锅炉进料水进入发电设备58之前被加热至110℃。

如上所述，在示例性的一体化工艺方案中，来自凝结液净化设备55'(图12)的约53℃的凝结液流109被分成两个分支103、110。第一分支/分流103通向热交换器单元BE4(热负荷为约68.4MW)，该BE4被设置成将流出物流102从约130.7℃冷却到约114.5℃，并且第二分支/分流110通向增加的热交换器单元E8(热负荷为约56.8MW)，其被设置成将溶剂再生塔酸性气体塔底流142从约111℃冷却至约61.4℃，然后使用冷却水在C12(热负荷为约9.5MW)中将酸性气体142进一步冷却至约53℃，随后酸性气体142离开酸性气体去除设备52'，该酸性气体去除设备52'通向硫回收设备56。然后，凝结液流109的这两个分支/分流103、110汇合(合并)以形成具有约77℃的温度的“热”凝结液流74，其从酸性气体去除设备52'的分离段82进入至气化设备51'，其中合并的冷凝结液流74被用作缓冲流，其在再规划/替代的酸性水汽提塔塔顶流热交换器单元C4'处获得额外的热负荷，并被用于在热交换器单元E1中加热进入气化反应器61的氧气进料71(如上所述)。

在本示例性的一体化工艺方案中，气化设备烟气洗涤塔68的塔底流144的分支143以约143℃的温度通向酸性气体去除设备分离段82，以在增加的热交换器E7(热负荷为约22.6MW)中用作热效能，该增加的热交换器E7用作第二/第一再沸单元(再沸器)E7，以将从溶剂再生塔93的溶剂流塔板中提取的溶剂再生塔塔板流145再沸，然后分支143以约135℃的温度回流至气化设备51'，在气化设备51'中，通过围绕烟气洗涤塔泵的冷却器C2(图4)将分支143进一步冷却到约123℃的期望温度，但是由于在增加的热交换器单元(第二/第一再沸器)E7内的热能交换，热负荷从约48.8MW降低到约26.2MW。注意的是，根据本示例性工艺方案，通往烟气骤冷塔67并由冷却效能单元C1(36.6MW)冷却的塔底流144的另一分支146的通路构造保持不变。

增加的热交换器单元E7利用气化设备烟气洗涤塔68的塔底流144的分支143的热能，并用作第二/第一再沸器单元(再沸器)E7(热负荷为约22.6MW)，以将从溶剂再生塔93的溶剂流塔板中提取的溶剂再生塔塔板流145从约123℃的温度再沸至约136℃的返回温度。第二/第一再沸器单元(再沸器)E7有利地与第一/第二再沸器H5联合工作，该第一/第二再沸器H5利用通常来自热蒸汽效能的LPS热量，从而将第一/第二塔板流从123℃的温度沸腾至约136℃的温度，该第一/第二再沸器H5的热负荷为约186.4MW，该热负荷为约209MW减去由(例如)第二/第一再沸器E7在相同的塔板水平处提供的约22.6MW的热负荷。注意的是，根据示例性构造，已经将内部塔板设计进行了修改，以使溶剂再生塔93的塔部分的压降最小化。此外，溶剂再生塔93的底部的运行压力任选地设定在约1.2巴和1.5巴之间。

在本示例性的一体化工艺方案中，气化设备烟气洗涤塔68的塔底流144的分支143以约143℃的温度通向酸性气体去除设备分离段82，以在增加的热交换器E7(热负荷为约22.6MW)中用作热效能，该增加的热交换器E7用作第二/第一再沸单元(再沸器)E7，以将从溶剂再生塔93的溶剂流塔板中提取的溶剂再生塔塔板流145再沸，然后分支143以约135℃的温度回流至气化设备51'，在气化设备51'中，通过围绕烟气洗涤塔泵的冷却器C2(图4)将分支143进一步冷却到约123℃的期望温度，但是由于在增加的热交换器单元(第二/第一再沸器)E7内的热能交换，热负荷从约48.8MW降低到约26.2MW。注意的是，根据本示例性工艺方案，通往烟气骤冷塔67并由冷却效能单元C1(36.6MW)冷却的塔底流144的另一分支146的通路构造保持不变。

增加的热交换器单元E7利用气化设备烟气洗涤塔68的塔底流144的分支143的热能，并用作第二/第一再沸器单元(再沸器)E7(热负荷为约22.6MW)，以将从溶剂再生塔93的溶剂流塔板中提取的溶剂再生塔塔板流145从约123℃的温度再沸至约136℃的返回温度。第二/第一再沸器单元(再沸器)E7有利地与第一/第二再沸器H5联合工作，该第一/第二再沸器H5利用通常来自热蒸汽效能的LPS热量，从而将第一/第二塔板流从123℃的温度沸腾至约136℃的温度，该第一/第二再沸器H5的热负荷为约186.4MW，该热负荷为约209MW减去由(例如)第二/第一再沸器E7在相同的塔板水平处提供的约22.6MW的热负荷。注意的是，根据示例性构造，已经将内部塔板设计进行了修改，以使溶剂再生塔93的塔部分的压降最小化。此外，溶剂再生塔93的底部的运行压力任选地设定在约1.2巴和1.5巴之间。

图13-24提供了先进设备构造的例子，该先进设备构造转换用于一体化站点的整个能量系统，该一体化站点包括基于气化的多联产设施或系统以及烃精炼设施或系统，该先进设备构造的例子可包括位于基于气化的多联产设施或系统的若干设备之间的热耦合布置、以及位于酸性气体去除设备或系统和芳烃设备或系统之间的热耦合布置。

采用提供基于气化的多联产设施和烃精炼设施的增强一体化的高能效工艺方案及相关方法的高能效装置

图13-24提供了这样的装置的实施方案的说明性例子，该装置包括应用先进能效工艺方案和热耦合布置、以及构造和应用操作方法的示例性能量管理系统，其中所述先进能效工艺方案和热耦合布置用于提供基于气化的多联产设施和烃精炼设施的增强一体化，并显著减少的能量消耗和基于能量的GHG气体排放。

大多数油精炼设施包括芳烃设备。苯、甲苯和二甲苯等芳烃主要是通过使用“连续催化剂再生重整”技术并通过被称为石脑油的油精炼产物的催化重整来生产的。使用芳烃联合设施(complex)/设备将石脑油和/或裂解汽油转化为基础的石油化学品中间体，例如芳烃的苯、甲苯和二甲苯(BTX)。二甲苯产物(也被称为混合二甲苯)包含不同的具有8个碳原子的芳烃异构体(以下称为“C₈芳香族异构体”)。这些包括对二甲苯、邻二甲苯(o-xylene)、间二甲苯、邻二甲苯(orthoxylene)和乙基苯。可以说，最重要的产品是对二甲苯(PX)，其用于生产聚酯纤维、树脂和膜。PX用作聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)生产中的结构单元，PET用于塑料瓶和大量的合成纤维的制造中。用于PX分离的“Eluxyl”工艺通常被认为是典型PX设备的核心。

图1中示出了典型现有技术中的基于气化的多联产设施50，其通常包括整体煤气化联合循环(IGCC)技术。IGCC技术利用气化器从而将煤、原油或其他碳基燃料转化为合成的气体(合成气)。这种多联产设施50还通常产生电力、蒸汽、氢气以及氮气等，这些将与邻近的炼油站点共享/输出给邻近的炼油站点。

在图13、14中示出了典型的现有技术中的原油精炼厂/设施2161。如图14所示，例如油精炼设施2162等较新的“炼油厂”位于与多联产设施50等典型现有技术中的基于气化的多联产设施相邻的位置。诸如油精炼设施/炼油厂2161、2162之类的油和其他烃精炼设施通常具有许多设备，例如大气蒸馏和真空蒸馏设备、石脑油和柴油加氢处理设备、加氢裂化设备、流体催化裂化设备、气体饱和设备、催化重整设备、焦化设备以及粘度破坏设备等。大多数这样的炼油厂2161、2162还包括芳烃设备2163。

本发明人认识到，这种典型的现有技术中的炼油厂/设施2161、2162通常平均消耗约600MW的加热效能或Q(h)，并且平均消耗约900MW的冷却效能或Q(c)。本发明人还认识到，现有技术中的基于气化的多联产设施50通常平均消耗大约300MW的加热效能。

因此，对于(例如)将油精炼设施2162和基于气化的多联产装置50一体化的一体化炼油站点2160(图14)等一体化炼油站点，其可具有约900MW的总站点加热效能消耗、以及约900MW的总站点冷却效能消耗。

此外，本发明人认识到，对于在(例如)独立的基于气化的多联产设施和(例如)独立的原油精炼厂/设施之间的先进热耦合布置方式，其可带来各自的加热效能和冷却效能消耗的有价值的减少，从而显著地降低能量成本和基于能量的GHG排放。

因此，本发明人还认识到，需要改进(例如)独立的基于气化的多联产设施与(例如)独立的原油精炼厂/设施的各种一体化构造，并且需要增强将(例如)独立的基于气化的多联产设施一体化与(例如)独立的原油精炼厂/设施一体化而得到的一体化构造，其采用了这种先进的热耦合布置方式。

此外，本发明人还进一步认识到，这样的一体化构造或构造和操作方法对于工业是非常有利的，该构造或构造和操作方法可在炼油厂/设施和基于气化的多联产设施之间采用先进且最优的热耦合布置方式，从而使加热效能消耗和相关成本显著减少，并且取决于所采用的具体热耦合布置方式，相应地使对于各个基于气化的多联产设施的能量以及基于能量的GHG排放降低幅度达约52％。

鉴于此，本发明的各实施方案有利地提供了这样的装置，该装置通过基于气化的多联产设施与烃精炼厂或其他类型的设施的一体化从而管理废热回收，其包括将(例如)独立的基于气化的多联产设施与(例如)独立的原油精炼厂/设施一体化的增强的一体化构造，以及对各种一体化构造进行改进/改良、或者最初便开始建设一体化构造的方法，所述一体化构造将(例如)独立的基于气化的多联产设施与(例如)独立的原油精炼厂/设施一体化，这种一体化构造采用了先进的并且/或者最佳的热耦合布置方式。

本发明的各种实施方案也能够通过基于气化的多联产设施与烃精炼设施的一体化从而有利地提供用于管理废热回收的装置，或者本发明的各种实施方案能够可替代地提供所述装置，所述各种实施方案在独立的基于气化的多联产设施与独立的原油精炼设施之间采用了先进的并且/或者最佳的热耦合布置方式，从而可带来各自的加热效能和冷却效能消耗的有价值的减少，从而显著地降低基于能量的GHG排放。

本发明的各种实施方案也能够通过基于气化的多联产设施与烃精炼设施的一体化从而有利地提供用于管理废热回收的装置，或者本发明的各种实施方案能够可替代地提供所述装置，所述各种实施方案包括在基于气化的多联产设施的各酸性气体去除设备的分离段与典型的油精炼设施的各典型的芳烃设备的二甲苯分离段之间的相应的独特热耦合布置方式，其能够显著减少基于气化的多联产设施的酸性气体去除设备的分离段和/或其他段/设备的热效能需求，并且显著减少二甲苯设备的分离段和/或二甲苯/芳烃设备的其他部分的冷效能或冷却效能要求。这些效能消耗的减少不仅能够有利地大幅节省效能费用，还能够显著降低GHG排放。

本发明的各种实施方案也能够通过基于气化的多联产设施与烃精炼设施的一体化从而有利地提供用于管理废热回收的装置，或者本发明的各种实施方案能够可替代地提供所述装置，所述各种实施方案包括了各种一体化构造，这些一体化构造在基于气化的多联产设施以及油或其他烃的精炼厂/设施之间采用了先进的并且/或者最佳的热耦合布置方式，从而使得在基于气化的多联产设施的各个构造中，所要求的加热效能消耗以及基于相应的加热效能能量的GHG排放均减少高达约(近似)52％。在最优的构造/热耦合布置方式中，对于根据最优构造/热耦合布置方式而构造的多联产设施，该装置能够使加热效能消耗以及基于加热效能能量的GHG排放实现为约52％的最优减少幅度。

更具体地，本发明的示例性实施方案提供了第一工艺方案，其提供了通过基于气化的多联产设施或其他多联产系统与烃精炼设施或其他烃精炼系统的一体化从而管理废热回收的装置，该装置可包括根据基于多联产设施或其他系统以及烃精炼设施或其他系统之间的各种先进工艺和/或最优工艺的热耦合方案而构造的一体化站点能量管理系统。

烃精炼设施或系统可包括烃精炼系统(例如烃精炼设施)、能量管理系统，能量管理系统本身可以由芳烃(例如芳烃设备)能量管理系统和/或烃精炼设施或系统的其他装置/系统构成，或者可以包括或细分为芳烃(例如芳烃设备)能量管理系统和/或烃精炼设施或系统的其他装置/系统。芳烃系统能量管理系统可进一步被细分为二甲苯产物段能量管理系统和/或二甲苯产物分离段能量管理系统。

多联产设施或系统可包括多联产系统(例如多联产设施)能量管理系统，其本身可以由气化系统(例如气化设备)能量管理系统和/或酸性气体去除系统(例如酸性气体去除设备)能量管理系统构成，或者其本身可包括或者细分为气化系统(例如气化设备)能量管理系统和/或酸性气体去除系统(例如酸性气体去除设备)能量管理系统，该酸性气体去除系统(例如酸性气体去除设备)能量管理系统可由用于反应器和分离段的能量管理系统(子系统)构成，或细分为用于反应器和分离段的能量管理系统(子系统)。

一体化站点能量管理系统可包括：与芳烃设备或系统、二甲苯产物段、二甲苯产物分离段(子区段)和/或它们的其他区段或子区段相关联的各能量管理系统的至少一部分；以及与气化设备或系统相关联的各能量管理系统的至少一部分；和/或酸性气体去除设备或系统和/或其分离段，其单独地并且/或者共同地形成和/或改进为包括各种先进的和/或最优的热耦合布置方式。

一体化站点能量管理系统可包括各种一体化站点工艺方案，其包括各种先进和/或最优的热耦合布置方式。一体化站点工艺方案可采用一个或多个新添加或再利用/重新布置的工艺-工艺热交换器单元和/或效能冷却单元，以替换或补充一个或多个加热效能-工艺热交换器和/或冷却单元，从而提高加热和/或冷却效能要求的降低水平、并使基于加热和/或冷却效能能量的GHG排放相应降低。一体化站点工艺方案还可采用一个或多个增加的高压热水(例如，调温水)系统，例如开放和/或闭合回路，或其他热水、蒸汽和/或油系统，或它们的组合，这些增加的系统通常用作在多联产设施或系统和烃精炼设施或系统的两个或更多个区段之间的缓冲器，其本身可包括或另外使用增加的管道或其他导管(如果不存在的话)，从而与新增加的、再利用的、和/或重新布置的工艺-工艺热交换器和/或效能冷却单元相连接。

例如，各示例性一体化站点能量管理系统可包括以下中的一者或多者：热水(例如调温水)系统(回路)，以及在芳烃设备或系统的二甲苯产物分离段以及酸性气体去除设备或系统的分离段之间运行的相关管道或其他导管。一体化站点能量管理系统可以包括第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元，其被设置和构造为接收接收来自热水系统的热水流的至少第一部分(或第一分支)，并且被设置和构造为接收提取塔的塔顶蒸气流(通常是接收通过用于提取塔的塔顶蒸气凝结器之后的提取塔的塔顶蒸气流)，从而当热水流的至少第一部分(或第一分支)通过时，将热能添加到热水流的至少第一部分(或第一分支)，并冷却和/或冷凝提取塔的塔顶蒸气流。

一体化站点能量管理系统还可以或可替代地包括第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元，其被设置和构造为接收来自热水系统的热水流的至少第二部分(或第二分支)，并且被设置和构造为接收抽余液塔的塔顶蒸气(通常是接受通过用于抽余液塔的塔顶蒸气凝结器之后的抽余液塔的塔顶蒸气)，从而当热水流的至少第二部分(或第二分支)时，将热能添加到热水流的至少第二部分(或第二分支)，并冷却和/或冷凝抽余液塔的塔顶蒸气流。

一体化站点能量管理系统还可以包括限定为溶剂再生塔再沸器的酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，该溶剂再生塔再沸器被设置和构造为接收具有增加的热能的热水流，该热能对应于如下热能：(例如)通常是在提取塔的塔顶蒸气流经过提取塔塔顶蒸气凝结器之后，通过第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元从而由提取塔的塔顶蒸气流交换到热水流的至少第一部分(或第一分支)的热能；(例如)通常是在抽余液塔的塔顶蒸气流经过抽余液塔塔顶蒸气凝结器之后，通过第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元从而由抽余液塔的塔顶蒸气流交换到热水流的至少第二部分(或第二分支)的热能；或者对应于由第一和第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元分别添加到热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)这两者的热能(当这种情况发生时)。溶剂再生塔再沸器也被设置和构造为接收提取自溶剂再生塔的溶剂再生塔塔板的溶剂再生塔塔板液流，从而给所提取的溶剂再生塔塔板液流提供增加的热能的至少一部分，以使所提取的溶剂再生塔塔板液流再沸并且相应地除去增加的热能的至少一部分，由此冷却热水流。

一体化站点能量管理系统也可以包括第二酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为在热水流离开溶剂再生塔再沸器之后接收具有增加的热能的残余部分的热水流，从而将增加的热能的残余部分的至少一部分提供至用于有机兰金循环系统的有机兰金循环系统涡轮或膨胀机的异丁烷进料流，并且进一步冷却热水流。

一体化站点能量管理系统也可以包括冷却单元，其被设置为在热水流经过溶剂再生塔再沸器之后接收溶剂再生塔再沸器下游的热水流，并且如果一体化站点能量管理系统包括第二酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，则该冷却单元还被设置为在热水流进入热水系统罐之前从热水流中除去所增加的热能的任何残余部分。

本发明的另一个实施方案包括第二工艺方案，其具有第一工艺方案的特征和发电能力。根据第二工艺方案，一体化站点能量管理系统包括限定为汽化器有机兰金循环(ORC)系统工艺-工艺热交换器单元，该汽化器被设置为接收离开溶剂再生塔再沸器之后的携带增加的热能的残余部分的热水流，从而提供至少一些所增加的热能的残余部分给用于有机兰金循环系统的有机兰金循环系统涡轮或膨胀机的异丁烷进料流，以用来产生电力并进一步冷却热水流。一体化站点能量管理系统还可以包括设置在汽化器下游的冷却单元，用以接收热水流，从而除去热水流在经过汽化器之后携带的所增加的热能的任何残余部分，然后热水流进入热水系统罐。

本发明的另一个示例性实施方案包括第三工艺方案，其通过将基于气化的多联产设施或其他多联产系统与烃精炼设施或其他烃精炼系统一体化，从而提供用于管理废热回收的更完整且更高效的装置。根据该示例性实施方案，该装置包括根据一个或多个基于工艺的热耦合方案构造的一体化站点能量管理系统，该一个或多个基于工艺的热耦合方案包括基于气化的多联产设施或系统(限定为基于气化的多联产系统)与烃精炼设施或系统(限定为烃精炼系统)之间的多个热耦合布置方式。基于气化的多联产系统包括：限定为酸性气体去除系统的酸性气体去除设备或系统，该酸性气体去除系统被构造为从粗合成气进料中除去酸性杂质，从而提供经处理的合成气进料，该酸性气体去除系统具有包括溶剂再生塔的分离段；和限定为气化系统的气化设备或系统，该气化系统包括气化反应器，该气化反应器被构造为由碳基原料生产粗合成气进料。烃精炼系统包括限定为芳烃系统的芳烃设备或系统，该芳烃系统具有包括提取塔和抽余液塔的二甲苯产物分离段。一体化站点能量管理系统有利地包括在酸性气体去除系统的分离段与芳烃系统的二甲苯产物分离段之间延伸的热水系统。

根据该示例性工艺方案，一体化站点能量管理系统还可以包括第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元，其被设置和构造为接收来自热水系统的热水流的至少第一分支，并且被设置和构造为接收经过用于提取塔的塔顶蒸气凝结器之后的提取塔的塔顶蒸气流，以将来自提取塔的塔顶蒸气流的热能交换到热水流的第一分支，从而添加热负荷到热水流的第一分支，并冷却和/或冷凝提取塔的塔顶蒸气流；第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元，其被设置和构造为接收来自热水系统的热水流的至少第二分支，并且被设置和构造为接收经过用于抽余液塔的塔顶蒸气凝结器之后的抽余液塔的塔顶蒸气流，以将来自抽余液塔的塔顶蒸气流的热能交换到热水流的第二分支，从而添加热负荷到热水流的第二分支，并冷却和/或冷凝抽余液塔的塔顶蒸气流。

一体化站点能量管理系统还可以包括：用于提取塔的第一塔顶蒸气凝结器，其被设置在提取塔和第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元之间并与它们流体连通；以及第一回流罐，其被设置和构造为在提取塔的塔顶蒸气流被第一塔顶蒸气凝结器和第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元中的一者或这两者的组合冷凝之后，接收提取塔的塔顶蒸气流；用于抽余液塔的第二塔顶蒸气凝结器，其被设置在抽余液塔和第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元之间并与它们流体连通；以及第二回流罐，其被设置和构造为当抽余液塔的塔顶蒸气流被第二塔顶蒸气凝结器和第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元中的一者或这两者的组合冷凝之后，接收抽余液塔的塔顶蒸气流。根据该示例性构造，第一塔顶蒸气凝结器被构造为当第一二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元不向提取塔的塔顶蒸气流提供至少预定量的冷却负荷时，第一塔顶蒸气凝结器向提取塔的塔顶蒸气流提供补充冷却；第二塔顶蒸气凝结器被构造为当第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元不向抽余液塔的塔顶蒸气流提供至少预定量的冷却负荷时，第二塔顶蒸气凝结器向抽余液塔的塔顶蒸气流提供补充冷却。

一体化站点能量管理系统还可以包括：第一酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收由气化系统处接收的热凝结液流以及来自气化系统中的粗合成气进料，从而向粗合成气进料提供热能并且冷却来自气化系统的热凝结液流；第二酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收由气化系统处接收的热凝结液流以及来自酸性气体杂质吸收塔中的经处理的合成气进料，从而向经处理的合成气进料提供热能并且进一步冷却来自气化系统中的热凝结液流；以及第三酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流以及来自酸性气体杂质吸收塔中的富溶剂塔底流的至少一部分，从而向富溶剂塔底流提供热能并且冷却反应器流出的塔底流。

一体化站点能量管理系统还可以包括限定为溶剂再生塔再沸器第四酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，该溶剂再生塔再沸器被设置和构造为接收热水流，该热水流具有通过限定了增加的热能的第一和第二二甲苯产物分离段工艺-工艺热交换器单元而交换至其中的热能，并且接收提取自溶剂再生塔的溶剂再生塔塔板的溶剂再生塔塔板液流，以将增加的热能的至少一部分提供给溶剂再生塔塔板液流，从而使提取的溶剂再生塔塔板液流再沸，并且相应地从热水流中除去增加的热能的至少一部分，由此冷却热水流。

一体化站点能量管理系统还可以包括第五酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的第一分支、以及来自溶剂再生塔的溶剂再生塔塔顶流，从而向经过净化的冷凝结液流的第一分支提供热能并且冷却溶剂再生塔塔顶流；以及第六酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流的第二分支、以及来自杂质水解反应器的反应器流出的塔底流，从而向经过净化的冷凝结液流的第二分支提供热能并且冷却反应器流出的塔底流。

一体化站点能量管理系统还可以还包括：第一气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收经过净化的冷凝结液流以及酸性水汽提塔的塔顶流，从而向经过净化的冷凝结液流添加热负荷并且冷却酸性水汽提塔的塔顶流；第二气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收经过净化的冷凝结液流(其具有来自酸性水汽提塔的塔顶流的增加的热负荷)，以及接收进入气化反应器的氧气进料的第一分支，从而向氧气进料的第一分支提供热能，并且除去添加到经过净化的冷凝结液流的增加的热负荷的至少一部分；第三气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自酸性水汽提塔的塔底废水流以及进入气化反应器的氧气进料的第二分支，从而向进入气化反应器的氧气进料的第二分支提供热能，并且冷却来自酸性水汽提塔的塔底废水流；以及第四气化系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自发电设备的热凝结液流以及进入气化反应器的氧气进料，从而提供热能以加热进入气化反应器的氧气进料，并且冷却热凝结液流，以供用于酸性气体去除系统中。

根据示例性构造，溶剂再生塔塔板液流为第一溶剂再生塔塔板液流，溶剂再生塔塔板为第一溶剂再生塔塔板，并且其中溶剂再生塔再沸器为第一溶剂再生塔再沸器，该装置还包括限定为第二溶剂再生塔再沸器的热效能热交换器单元，该第二溶剂再生塔再沸器被设置和构造为接收提取自第一溶剂再生塔塔板、第二溶剂再生塔塔板、或者提取自这两者的第二溶剂再生塔塔板液流，并且被设置和构造为接收来自基于气化的多联产设施的发电设备、效能提供设备、或者联合热电设备中的一者或多者的低压蒸汽流，以加热提取的第二溶剂再生塔塔板液流，从而将提取的第二溶剂再生塔塔板液流再沸至预定的温度或温度范围。

根据另一个示例性构造，一体化站点能量管理系统可还包括或可替代地包括设置在溶剂再生塔再沸器下游的酸性气体去除设备调温冷却器，用以在热水流离开溶剂再生塔再沸器之后接收该热水流，从而从该热水流中除去增加的热能的任何残余部分。

根据又另一个示例性构造，一体化站点能量管理系统可还包括或可替代地包括：限定为汽化器的有机兰金循环(ORC)系统工艺-工艺热交换器单元，该汽化器被设置为接收离开溶剂再生塔再沸器之后携带增加的热能的残余部分的热水流，从而向用于有机兰金循环系统的有机兰金循环系统涡轮或膨胀机的异丁烷进料流至少提供至少一些增加的热能的残余部分，从而用以产生电力并进一步冷却热水流。根据该实施方案，一体化站点能量管理系统可包括设置在汽化器下游的冷却单元，以接收热水流从而除去在经过汽化器之后由热水流携带的增加的热能的任何残余部分，然后热水流进入热水系统罐。

根据第三工艺方案，一体化站点能量管理系统可以还包括第七酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收由气化系统处接收的热凝结液流以及来自软化水罐的软化水流，从而提供热能给软化水流并且进一步冷却来自气化系统的热凝结液流；以及第八酸性气体去除系统工艺-工艺热交换器单元，其被设置为接收来自软化水罐的软化水流和来自溶剂再生塔的贫溶剂塔底流，从而与其他常规安装的热交换器单元、冷却单元和效能加热单元一起提供热能并且冷却贫溶剂塔底流。

本发明的各种实施方案提供了先进的设备构造，其将用于一体化站点的整个能量系统转变为更有效、更少污染、在不同设备的具体操作模式下可操作、并且在未来扩展时具有可改进性，该一体化站点包括基于气化的多联产设施或系统以及烃精炼设施或系统，其可包括在基于气化的多联产设施或系统的几个设备之间的热耦合布置、以及酸性气体去除设备或系统与芳烃设备或系统之间的热耦合布置。本发明的各种实施方案提供了一体化站点，其包括能产生二甲苯产物的芳烃设备或系统，以及能够产生电力、氢气、硫磺、蒸汽、合成气和急冷水的基于气化的多联产设施或系统，其通常包括气化设备、酸性气体去除设备、氢气回收设备、凝结液处理设备、酸性水汽提设备、空气分离设备、发电设备和硫回收设备。可使得这些设备(或设施)更加的能量一体化，从而使它/它们具有显著更高的能效，以及更少的由基于能量的GHG排放所致的污染，并且具有可操性以及在它/它们未来扩展时具有可改进性。

如前所述，典型的现有技术的烃精炼厂可消耗600MW的加热效能能量或Q(h)、以及600MW的冷却效能或Q(c)，并且引入了整体煤气化联合循环(IGCC)技术的典型的现有技术中基于气化的多联产设施可消耗300MW的加热效能能量。

为了帮助工业界实现基于气化的多联产设施的加热效能消耗和基于能量的GHG排放减少高达52％，通过将典型的独立的基于气化的多联产设施与典型的独立的烃精炼设施一体化，从而提供用于管理废热回收的装置的各种实施方案。该装置可以包括一体化站点能量管理系统，其可包括多联产设施能量管理系统和/或烃精炼系统/设施能量管理系统。一体化站点能量管理系统整体、并且/或者多联产系统/设施能量管理和烃精炼系统/设施能量管理系统单独地可包括并提供多联产系统/设施与烃精炼系统/设施、和/或其各个区段、设备或系统之间的各种先进的/最优的热耦合方案。多联产系统/设施能量管理系统可包括酸性气体去除系统/设备能量管理系统和/或气化系统/设备能量管理系统，其可彼此单独地或共同地与涉及烃精炼系统/设施、设备水平能量管理系统、或甚至区段水平能量管理系统的能量管理系统一同发挥其功能。烃精炼系统/设施能量管理系统可以包括二甲苯/芳烃系统/设备能量管理系统和/或与各个区段(即，例如二甲苯产物分离段)相关联的单独的能量管理系统。

根据各种实施方案，酸性气体去除系统/设备能量管理系统和/或多联产设施/系统能量管理系统可包括一个或多个工艺-工艺热交换器单元，其替代或补充一个或更多的加热/冷却效能-工艺热交换器单元以及适当的工艺流管道连接/路径，从而提供各种构造/热耦合布置方式，这些构造/热耦合布置方式被设计为实现加热和/或冷却效能要求的增强的和/或最优的减少，以及实现相应的基于加热和/或冷却效能的GHG排放的减少。在其最优构造/热耦合布置方式中，这些减少可包括加热效能消耗减少达约52％，并且基于加热效能能量的GHG排放减少达约52％。

另外，本发明的各种实施方案可提供用于将基于气化的多联产系统/设施与烃精炼系统/设施一体化的装置，其包括在基于气化的多联产系统/设施的各个酸性气体去除系统/设备的分离段与典型的烃(例如油)精炼系统/设施的各典型的芳烃系统/设备的二甲苯产物分离段之间的独特的相应热耦合布置方式。这可有利地大幅减少酸性气体去除设备的分离段和/或基于气化的多联产设施的其他段/设备的热效能要求，并且大幅减少二甲苯设备的分离段和/或二甲苯设备的其他区段的冷效能或冷却效能要求。

图15-16示出了二甲苯产物/芳烃设备2163的典型的二甲苯产物分离段2165、2166的两个实施例。二甲苯产物分离段2165、2166均包括吸收段2171、提取塔2173和抽余液塔2175、用作再沸器的热效能交换器2177、2179、空气冷却器C14、C15以及回流罐2181、2133。二甲苯产物分离段2165还包括抽余液侧馏分罐(Raffinate side cut drum)2191，并且二甲苯产物分离段2166包括解吸剂罐2193。

参见图15，根据二甲苯产物/芳烃设备2163的典型二甲苯产物分离段2165的第一实施例，提取塔2173的塔顶流2221通过空气冷却器C14(热负荷为约33MW)而从156℃冷却至133℃，再流向回流罐2181。回流罐2181中的液体可以是二甲苯产物(例如，粗对二甲苯)的形式，并且气体物质可以是废气的形式，可从其中提取出甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和丁烷的混合物。一部分液体物质可返回到提取塔2173的上段或塔板，并且可获取一部分液体物质从而提供可用的二甲苯产物。类似地，抽余液塔2175的塔顶流2222通过空气冷却器C15(热负荷为约91MW)而从162℃冷却至130℃，再流向回流罐2183。回流罐2183中的气体物质可以是能从其中提取的废气的形式。然而，回流罐2183中的液体物质返回到抽余液塔2175的上段或塔板。

参见图16，根据二甲苯产物/芳烃设备2163的典型二甲苯产物分离段2166的第二实施例，提取塔2173的塔顶流2221通过空气冷却器C14(热负荷为约33MW)而从156℃冷却至133℃，再流向回流罐2181。回流罐2181中的液体可返回到提取塔2173的上段或塔板，并且气体物质可以是能从其中提取的废气的形式。在这种构造中，提取塔的塔底流在经过热交换单元而被提取并且被冷却并将热量交换至提取塔2173的进料之后，从而可提供二甲苯产物，例如间二甲苯。类似地，抽余液塔2175的塔顶流2222通过空气冷却器C15(热负荷为约91MW)而从162℃冷却至130℃，再流向回流罐2183。回流罐2183中的气体物质可以是能从其中提取的废气的形式。然而，回流罐2183中的液体物质返回到抽余液塔2175的上段或塔板。

图17A-24至少示出了包括一体化站点能量管理系统的装置的示例性实施例的技术上重要的部分，该一体化站点能量管理系统通过采用三个示例性的高能效的基于气化的多联产系统/设施和原油精炼系统/工厂/设施的热耦合工艺方案，从而将基于气化的多联产系统(例如多联产设施50)与烃精炼系统/工厂/设施(例如原油精炼设施2162)一体化。这些所示的示例性高能效工艺方案提供了基于气化的多联产设施50的酸性气体去除系统(例如酸性气体去除设备2052、2052'、2052”)的分离段与原油精炼设施2162的二甲苯/芳烃系统(例如芳烃设备2163)的示例性二甲苯产物分离段的增强的一体化和热耦合，以及/或者基于气化的多联产设施50的气化系统(例如气化设备2051)的一部分与原油精炼设施2162的芳烃设备2163的示例性二甲苯产物分离段2165'的增强的一体化和热耦合。注意，为了示例性目的，提供了关于二甲苯加工设备2163的分离段2165'和原油精炼设施2162的讨论。本领域普通技术人员将认识到，如果将二甲苯产物分离段2165'修改为包括图17B、18B所示的增加部件，则关于二甲苯产物分离段2165'的讨论同样适用于二甲苯产物分离段2166。本领域普通技术人员还将认识到，其他区段、设备、设施和站点构造以及不同区段、设备、设施和一体化站点的采用也在本发明的范围内。

例如，图17A-17B示出了用于一体化站点能量管理系统的第一先进的高能效工艺方案，其在多联产设施50的酸性气体去除设备2052的分离段82(图17A)中的溶剂再生塔93与烃精炼设施2162的芳烃设备2163的二甲苯分离段2165'(图17B)之间提供了先进的热耦合布置方式。

例如，图18A-19示出了用于一体化站点能量管理系统的第二先进的高能效工艺方案，其提供了与第一工艺方案的热耦合布置方式类似的先进的热耦合布置方式，不同之处在于，根据第二工艺方案，对于在酸性气体去除设备2052(图17A)的分离段82中示出的第一工艺方案的热耦合布置的一部分，其已经被修改为包括与用于发电的有机(例如异丁烷)兰金循环(ORC)系统2231的热耦合，如本领域普通技术人员所理解的，其在特定压力和操作条件下使用特定的有机物质，并经过改造从而实现与用于原油和/或其他烃精炼以及基于气化的多联产的两大设施50、2162的设备的一体化区段之间的最佳匹配。在酸性气体去除设备2052'的分离段82中示出了所实施的这种改造的例子(图18A)。

例如，图20-24示出了用于一体化站点能量管理系统的第三先进的高能效方案，其在进入用于气化设备2051的气化反应器61的氧气进料、与用于基于气化的多联产设施50的酸性气体去除设备2052"的分离段82中酸性水汽提设备溶剂再生塔93之间提供了先进的热耦合布置方式，其包括最佳的设施内和设施间的热量一体化，与这种多联产设施50的当前现有技术设计相比，可将其加热效能消耗和基于能量的GHG排放节省至少52％以上。

在图17A-17B中详细描述的能效“一体化站点”工艺方案#1可有利地将酸性气体去除设备50、多联产设施50、以及一体化站点2160的总加热负荷或Q(h)降低约86MW，而不需要在基于气化的多联产设施50中实施任何其他额外的节能方案。以更标准化的术语表述，相比于常规构造的酸性气体去除设备或系统(例如，基于气化的多联产设施或系统50的酸性气体去除设备或系统52)所要求的加热效能、相关的加热效能成本、以及相应产生的基于能量的GHG排放，该工艺方案#1在所要求的加热效能、相关的加热效能成本、以及相应产生的基于能量的GHG排放方面减少(节省)了约38％。相比于常规构造的基于气化的多联产设施50，该工艺方案在加热效能、相关的加热效能成本、以及相关的基于能量的GHG排放方面减少(节省)了约29％；并且相比于常规构造的基于气化的多联产设施50和原油精炼设施2162所要求的总的加热效能、相关的加热效能成本、以及相关的基于能量的GHG排放，该工艺方案在所要求的加热效能、相关的加热效能成本、以及相关的基于能量的GHG排放方面所实现的总站点减少(节省)幅度达约10％。另外，在正常操作条件下，该工艺方案甚至在包括增加的38MW冷却单元(例如，调温冷却器C16)的情况下，还可有利地使组合的多联产设施50和原油精炼设施2162的总净冷却负荷或Q(c)减少约48MW。

在该示例性工艺方案中，多联产设施50的酸性气体去除设备2052的分离段82以及炼油厂2162的二甲苯/芳烃设备2163的分离段2065'各自被修改为包括新创建或增加的用于提供热水(例如调温水)流2203的高压热水(例如调温水)系统2201的管道和其他部件，其在酸性气体去除设备2052的分离段82与二甲苯/芳烃设备2163的二甲苯产物分离段2065'之间形成回路。酸性气体去除设备2052的分离段82也被修改为包括增加的热交换器单元E7，其作为用于酸性气体去除设备2052的溶剂再生塔93的再沸器。分离段82、或可替代的二甲苯产物分离段2165'、或这两者的组合已被修改为包括增加的调温冷却器C16、典型的高压调温水和/或热水系统罐2205、以及泵2207，其为热水系统2201的一部分。二甲苯产物分离段2065'也被修改为包括增加的工艺-工艺热交换器单元E11、E12中的至少一者，但优选包括这两者，其设置为取代冷却单元C14、C15的功能。

注意，本领域普通技术人员将认识到，所提及的热水系统2201的热水流2203不会将流体的组成限制为热水或调温水，而是可以包括蒸汽，或甚至相对冷的水，这取决于热水系统2201的各个管道内的流2203的特定压力和温度。另外，本领域普通技术人员将认识到，热水系统2201可如本领域普通技术人员所理解的那样被热油系统取代，因此热油系统也在本发明的范围内。

图17A示出了包括反应器段81和分离段82的酸性气体去除设备2052的增强设计结构的示例性构造，其包括：一体化系统或站点能量管理系统的一部分；示例性的基于气化的多联产系统或设施能量管理系统；和/或示例性的酸性气体去除系统或设备能量管理系统，取决于所利用的管理分类的等级，包括热水系统2201的一部分以及增加的热交换器单元E7。

根据酸性气体去除设备52(图5)的分离段82的典型常规构造，通过使用接收蒸汽热的热效能蒸汽加热器单元而实现溶剂再生塔93中的溶剂的再沸，从而用作再沸器H5(热负荷为约209MW)，其中该蒸汽热来自发电设备58或其他效能设备和/或(一个或多个)联合热电设备。

再次参见图17A及图17B，与在图5中示出的典型常规构造相对比，根据酸性气体去除设备2052、尤其是酸性气体去除设备2052的分离段82的所示出实施方案的示意性设计结构，通过两个溶剂再生塔再沸器E7、H5从而代替实现了溶剂再生塔93的再沸。注意，再沸器E7和H5可各自表示具有单一输入和输出的单个热交换单元、具有多个输入和输出的单个热交换单元、和/或热交换器单元的群集(cluster)或阵列，其接收来自单一来源或多个来源的热水、蒸汽或油。

第二/第一再沸器E7(热负荷为约86MW)可以是被设置和构造为用作第一再沸器E7的常规热交换器单元的形式。酸性气体去除设备分离段82被修改为包括用作再沸器E7(热负荷为约86MW)的热交换器单元E7，其被设置和构造为接收热水流2203、以及提取自溶剂再生塔93的溶剂再生塔塔板的第二/第一溶剂再生塔塔板液流145，从而使溶剂再生塔塔板液流145再沸。

经由新建立/增加的高压热水系统2201的相应的热水管线或管道组(未单独示出)，再沸器E7接收来自相邻的芳烃设备2163的二甲苯产物分离段2165'的热水流2203(通常的温度为约151℃)，从而加热提取自溶剂再生塔93的第二/第一溶剂再生塔塔板液流145，其中，该高压热水系统2201连接至再沸器E7或以其他方式与之对接。由再沸器E7接收的热水系统2201的热水流2203的一部分由芳烃设备2163的二甲苯产物分离段2165'通向酸性气体去除设备2052的分离段82。

如下所述，由再沸器E7接收的热水流2203的这部分具有分别来自提取塔2173的塔顶蒸气流2221和抽余液塔2175的塔顶蒸气流2222的增加的热负荷。热水流2203离开再沸器E7时的温度为约133℃，然后其通向调温冷却器C16(热负荷为38MW)并被其接收，热水流2203在调温冷却器C16中由约133℃冷却至约125℃，再进入热水系统罐2205。通过相应的热水管线或管道(未单独示出)，再沸器E7还接收提取自溶剂再生塔93的溶剂再生塔塔板的溶剂再生塔塔板液流145，从而将第一溶剂再生塔塔板液流从约128℃的温度加热到约136℃的温度，然后返回至溶剂再生塔93。

具有约123MW的热负荷的相应的第一/第二再沸器H5可以是常规热效能加热器的形式，但是其热负荷从约209MW减小到约123MW。再沸器H5接收(例如)来自发电设备58或其他效能设备和/或联合热电设备的蒸汽热，从而通过相应的热水管线或管道(未单独示出)加热并接收提取自溶剂再生塔93的第二溶剂再生塔塔板(即，不同于第一溶剂再生塔塔板的部分或单独的塔板)的第一/第二溶剂再生塔塔板液流145'，从而将溶剂再生塔塔板液流145'从128℃加热到136℃，然后返回至溶剂再生塔93。

根据具有位于酸性气体去除设备2052中的水罐2205和泵22，的示例性构造，通过泵2207将来自热水系统罐2205的热水流2203泵送到二甲苯产物分离段2165'。

参见图17B，通过来自二甲苯产物分离段2165'的提取塔2173和/或抽余液塔2175的废热，将热水流2203加热至约151℃。根据该所示示例性实施例的设计构造，来自酸性气体去除设备2052的热水流2203被最优地分成两个路径(leg)或分支2211、2212。第一分支2211与增加的热交换器单元E11(热负荷为33MW)对接并从其中流过，其中该热交换器单元E11位于或邻近于提取塔2173的塔顶段。热交换器单元E11还与来自提取塔2173的塔顶蒸气流2221对接并接收该塔顶蒸气流2221，塔顶蒸气流2221流过该热交换器单元E11并流向回流罐2181。通过在热水流2203的第一分支2211和塔顶蒸气流2221之间的热交换，塔顶蒸气流2221被冷凝并从156℃冷却到133℃，并且热水流2203的第一分支2211从125℃被加热到约151℃。各流经由相应的管道组(未单独示出)而连接到热交换器单元E11。

类似地，根据该所示示例性实施例的设计构造，热水流2203的第二分支2212与增加的热交换器单元E12(热负荷为91MW)对接并从其中流过，该热交换器单元E12位于或邻近于抽余液塔2175的塔顶段。热交换器单元E12还与来自抽余液塔2175的塔顶蒸气流2222对接并接收该塔顶蒸气流2222，塔顶蒸气流2222流过热交换器单元E12并流向回流罐2183。通过该热交换，塔顶蒸气流2222被冷凝并从162℃冷却到130℃，并且热水流2203的第二分支2212从125℃被加热到约151℃。各流经由相应的管道组(未单独示出)而连接到热交换器单元E11。

注意，本领域普通技术人员将认识到，提及流和流的分支也相应地提及了包含所述流的管道或其他形式的导管。另外，涉及到与热交换器单元对接、被其接收、或流过热交换器单元或流入和/或流出另一部分的流的一个或多个部分的标注、讨论或其他形式的公开将被本领域普通技术人员理解为：公开了包含所述各流体的各管道，并且公开了通过使用常规的界面或本领域普通技术人员所认识的其他连接设备(如紧固件、插头、或其他连接器)而连接至各热交换器单元或其他部分的各管道。

根据用于该示例性实施例的该设计构造，如前所述，二甲苯产物分离段2165'包括空气冷却器C14(热负荷为0MW)，其在正常操作下被略过或失效。空气冷却器C14通常留在适当地方或位置从而协助冷却塔顶蒸气流2221。对于图示为通常位于热交换单元E11和提取塔2173之间的空气冷却器C14，在根据需要的非正常操作下，例如，当用于冷却热水流2203的溶剂再生塔(系列)93的一部分离线、或者其在低于提供充分冷却所需水平的低水平下运行时，或者当水泵2207或热水系统2201离线或发生运行故障时，空气冷却器C14可施加所需的全部热负荷来冷却塔顶蒸气流2221。

另外，根据该设计构造，二甲苯产物分离段2165'也包括空气冷却器C15(热负荷为0MW)，其在正常操作下被略过或失效。空气冷却器C15通常留在适当地方或位置从而协助冷却塔顶蒸气流2222。对于图示为通常位于热交换单元E12和抽余液塔2175之间的空气冷却器C15，在根据需要的非正常操作下，例如，当用于冷却热水流2203的溶剂再生塔(系列)93的一部分离线、或者其在低于提供充分冷却所需水平的低水平下运行时，或者当水泵2207或热水系统2201离线或发生运行故障时，空气冷却器C15可施加所需的全部热负荷来冷却塔顶蒸气流2221。

根据所示的示例性实施方案的设计构造，在提取塔2173的塔顶蒸气流2221和抽余液塔2175的塔顶蒸气流2222被冷却之后，热水流2203的两个分支2211、2212重新并入到温度为约151℃的一个热水流2203中，然后该热水流2203通向增加的热交换器单元E7(图17A)，如上所述，该热交换器单元E7被设置并构造为用于酸性气体去除设备2052的分离段82的溶剂再生塔93的再沸器E7。

在图18A、18B和41中详细描述的能效“一体化站点”工艺方案#2中，可有利地将常规构造的酸性气体去除设备2052'、常规构造的基于气化的多联产设施50、以及常规构造的一体化站点2160的总加热负荷或Q(h)降低约86MW，而不需要改造基于气化的多联产设施50中的任何其他额外的节能方案。以更标准化的术语表述，相比于基于气化的多联产设施或系统50的常规构造的酸性气体去除设备或系统52所要求的加热效能、相关的加热效能成本、以及相应产生的基于能量的GHG排放，该工艺方案#2在所要求的加热效能、相关的加热效能成本、以及相应产生的基于能量的GHG排放方面减少(节省)了约38％。相比于常规构造的基于气化的多联产设施50，该工艺方案在加热效能、相关的加热效能成本、以及相关的基于能量的GHG排放方面减少(节省)了约29％；并且相比于常规构造的基于气化的多联产设施50和原油精炼设施2162所要求的总的加热效能、相关的加热效能成本、以及相关的基于能量的GHG排放，该工艺方案在所要求的加热效能、相关的加热效能成本、以及相关的基于能量的GHG排放方面所实现的总站点减少(节省)幅度达约10％。另外，在正常操作条件下，该工艺方案甚至在包括有机兰金循环(ORC)系统2231的情况下，还可有利地使组合的基于气化的多联产设施50和原油精炼设施2162的总净冷却负荷或Q(c)减少约48MW。

几乎在所有方面中，该高能效一体化站点工艺方案大体上采用了与上述高能效一体化工艺方案#1类似的热耦合方法，但有一个主要的区别。根据工艺方案#1，在热水流2203于再沸器E7处留下(例如)约86MW的热能并离开/通过再沸器E7之后，酸性气体设备2052(图17A)的分离段82采用了调温冷却器或其他空气冷却器C16(热负荷为约38MW)将热水流2203冷却，然后热水流2203通向热水系统罐2205。

再次参见图18A，根据下面更详细描述的该第二示例性工艺方案的设计构造，酸性气体去除设备2052的分离段82包含ORC系统2231，ORC系统2231被构造为在功能上替代调温冷却器C16。具体而言，ORC系统2231被设置和构造为接收以约133℃的温度离开或以其他方式通过再沸器E7之后的通常为高压的热水(例如调温水)流2203，从而将热水流2203从约133℃冷却到约125℃，然后热水流2203返回到热水系统罐2205。另外，根据该示例性实施方案的该设计构造，调温冷却器C16优选保留，或者被设置在适当位置，或者至少用于调温冷却器C16的温度传感器被设置在ORC系统2231的下游，从而在ORC系统2231不能将热水流2203冷却至约125℃的温度时提供补充或备用冷却。否则，调温冷却器C16具有0MW的热负荷，并且其功能被略过或以其他方式不工作。

有利地，ORC系统2231可在正常操作下有效地提供冷却热水流2203所需的约38MW的热(冷却)负荷，然后该热水流2203返回到热水系统罐2205；并且有效地提供从热水流2203的废热能产生的约4.4MW的电能，而不是被调温冷却器C16浪费。注意，尽管下述的汽化器2237以及/或者ORC系统2231的其他部分图示为位于酸性气体去除设备2052的分离段82内，但是本领域普通技术人员将认识到，其可被设置在可供替代的位置处，包括二甲苯产物分离段2265'，前提是汽化器2237在再沸器E7和热水系统罐2205之间保持其功能，或者如果热水系统不包括热水系统罐2205时，汽化器2237在再沸器E7和热水系统泵2207之间保持其功能，从而接收热水流2203。

图19示出了ORC系统2231与多联产设施50和原油精炼设施2162之间的热耦合布置方式(或者更具体而言，酸性气体去除设备2052'的分离段82和二甲苯/芳烃设备2163的二甲苯产物分离段2165'之间的热耦合布置方式)的其余部分的一体化的示例性具体操作条件。根据ORC系统2231的示例性实施方案，ORC系统2231为回路形式，该回路包括：有机流体(例如，异丁烷流2233)管道阵列(未单独示出)，其在回路内为异丁烷流2233提供通道；ORC系统泵2235；ORC系统汽化器2237；和ORC系统涡轮/膨胀机2239；以及ORC系统水冷却器2240。

根据该示例性一体化方案的设计构造，起始温度为约25℃且起始压力为3.5巴的异丁烷流2233由ORC系统泵2235接收并被其泵至约20巴的压力，然后其进入ORC系统汽化器2237并以液体形式被其接收，异丁烷流2233在ORC系统汽化器2237中被气化或以其他方式蒸发。此时温度为约99℃且压力为19.7巴的呈高压、过热蒸汽形式的异丁烷流2233沿着回路进入ORC系统燃气涡轮机/膨胀机2239，其中蒸气在ORC系统燃气涡轮机/膨胀机2239内膨胀从而产生约4.4MW的电能。异丁烷流2233以约49℃的温度和3.8巴的压力离开ORC系统涡轮机/膨胀机2239，并沿着回路行进到ORC系统水冷却器2240(热负荷为约34MW)并被其接收，在ORC系统水冷却器2240中，异丁烷流2233的温度和压力降低至约25℃和3.5巴的起始温度和压力。

ORC系统汽化器2237是热交换器单元2237的一种形式。通常在热水流2203首先通过再沸器E7并在其中存储一部分废热(热负荷)之后，热交换单元2237还接收热水流2203，该热水流2203流向热水系统罐2205，该再沸器E7用于加热(再沸)溶剂再生塔塔板液流145。热水流2203以约133℃的温度被热交换器单元2237接收，并在其中被冷却到约125℃，然后其进入热水系统罐2205并由其接收。热交换单元2237(热负荷为约38MW)利用该残余的废热能从而使异丁烷流2233从25℃过热(蒸发)至99℃，同时异丁烷流2233几乎没有压力损失，其中该残余的废热能最初从新的或增加的二甲苯产物分离段热交换器单元E11、E12取得，并仍然保持在热水流2203中。

对于图20-24中详细描述的高能效“一体化站点”工艺方案#3，相比于常规的基于气化的多联产系统或设施50，该工艺方案在所要求的加热效能、相关的加热效能成本、以及相关的基于能量的GHG排放方面有益地减少(节省)了约52％；并且相比于常规构造的基于气化的多联产设施50和原油精炼设施2162，该工艺方案在所要求的加热效能、相关的加热效能成本、以及相关的基于能量的GHG排放方面有益地减少了约17％。另外，在正常操作条件下，该工艺方案甚至在包括增加的38MW冷却单元(例如，调温冷却器或其他冷却单元C16)的情况下，还可有利地使基于气化的多联产设施50和原油精炼设施2162的总净冷却负荷或Q(c)减少约48MW。

这是通过如下方式实现的：提供先进的设施内和设施间的热一体化，其包括在基于气化的多联产系统或设施50中的气化设备2051和酸性气体去除设备2052”、酸性水汽提设备2054、凝结液净化设备2055、空气分离设备57以及发电设备58之间的各种热耦合布置方式；在基于气化的多联产系统或设施50中的酸性气体去除设备2052”和氢气回收设备2053、酸性水汽提设备2054、凝结液净化设备2055和发电设备58之间的先进的热耦合布置方式；以及在酸性气体去除设备2052”与烃精炼系统或设施2162中的二甲苯产物/芳烃设备2163的相邻分离段2165'之间的先进热耦合布置方式。

更具体而言，用于一体化站点能量管理系统的第三先进的高能效方案的各种系统在以下各部分之间提供了先进的热耦合布置方式：气化反应器氧气进料分支71与合并自凝结液净化设备热凝结液流103、110的凝结液净化设备热凝结液流74之间；经由热凝结液流74在气化反应器氧气进料分支71与酸性水汽提塔塔顶流118之间；气化反应器氧气进料分支72与酸性水汽提塔塔底流119之间；气化反应器氧气进料73与发电设备热凝结液流75之间；经由热凝结液流75在气化反应器氧气进料73与酸性气体去除设备反应器合成气气体进料101之间；经由热凝结液流75在气化反应器氧气进料73与经过氢气回收设备处理的合成气进料115之间；酸性气体去除设备反应器合成气进料101与热凝结液流75之间；经过处理的合成气进料115与热凝结液流75之间；酸性气体去除设备反应器塔底流102与吸收塔塔底流107的一部分之间；酸性气体去除设备再生塔塔底流105和软化水流125之间；经由热水系统2201在酸性气体去除设备溶剂再生塔塔板液流145与二甲苯产物分离段提取塔2173的塔顶流2221和抽余液塔2175的塔顶流2222之间；经由热水系统2201在溶剂再生塔塔板液流145和ORC系统异丁烷流2233之间；以及酸性气体去除设备再生塔塔顶流142与凝结液净化设备热凝结液流110之间。

该工艺方案提供了：对常规气化设备设计的添加/改进，以包括添加了三个增加的热交换器单元E1-E3并与酸性水汽提设备一体化；以及对常规的酸性气体去除设备设计的添加/改进，以包括：五个热交换器单元E4、E5、E6、E7、E8的添加；冷却单元C9向热交换器单元C9'的转换；膜预处理单元111从氢气回收设备转移至酸性气体去除设备反应段；以及热交换单元BE2和冷却单元C7转移到酸性气体去除设备反应段。该工艺方案还提供了：包括在酸性气体去除设备2052”和二甲苯产物分离段2165'之间延伸的热水系统2231；包括新的冷却单元C16和/或ORC系统2233，以及对常规二甲苯产物分离设备设计的添加/改进，以包括添加的两个新的热交换器单元E11、E12。该工艺方案进一步停用了氢回收设备热效能加热器H2；停用了酸性水汽提设备塔底流冷却单元C5和C6；并且用热交换单元C5替代酸性水汽提设备塔顶流冷却单元C4。

为了比较的目的，该工艺方案大体上类似于图4、6、8、10和12中详述的工艺方案，该工艺方案已被修改为包括两个再沸器E7、H5，(例如)如图4和6所示，从而采用第二/第一再沸器H5(其利用来自效能设备的蒸汽流的热能)以及第一/第二再沸器E7(其利用来自气化设备51'的塔底流143的热能)，从而使一对溶剂再生塔塔板液流145和145'再沸。

然而，根据该一体化的工艺方案，再沸器E7并未利用来自烟气洗涤塔68的塔底流143的热能，而是利用由新的热水系统2201的新产生的高压热水流2203、以及相关管道、管以及其他部件而携带的增加的热能(增加的热负荷)。这是除了之前描述的针对所有其他气化设备和酸性气体去除设备的修改之外的补充，但是其是在没有进行先前所述的根据示例性实施方案的溶剂再生塔再沸压力修改的情况下完成的。

先前所述的新的热水系统2201提供了用于构建热耦合布置方式的方法，该热耦合布置方式位于溶剂再生塔93的溶剂再生塔再沸器E7与塔顶流热交换器单元E11、E12之间，其中该溶剂再生塔再沸器E7通常设置在多联产设施50的酸性气体去除设备2052”的分离段82中(例如，参见图17A、18A、21)，该塔顶流热交换器单元E11、E12位于烃精炼设施2161、2162的二甲苯产物/芳烃设备2163的二甲苯产物分离段2165'(例如参见图15、17B、18B)或分离段2166(例如参见图16)等(如果类似地修改)中，并且塔顶流热交换器单元E11、E12用作并替代提取塔2173的塔顶流冷却器C15和抽余液塔2175的塔顶流冷却器C16。

参见图20，示例性气化系统或设备2051包括三个增加的热交换器单元E1、E2和E3，从而在氧气被分配到气化反应器61之前加热主氧气管线/集管。第一新热交换器单元E1使用流103和110(流103和110首先分别通过酸性气体去除设备热交换器单元BE4和E8，并且重新结合在一起作为凝结液流74)的组合用作缓冲流，该缓冲流在进入最终目的地发电设备58之前，加热在空气分离设备57处产生的气化反应器氧气进料流73的第一分支71，然后通过气化反应器加热器H1，该气化反应器加热器H1通向气化反应器61。

最初约77℃的凝结液流74首先通过酸性水汽提塔塔顶流热交换器单元C4'(热负荷为约8.35MW)以携带/带走酸性水汽提塔117的塔顶流118的可用过量热负荷，使凝结液流74的温度从77℃升至127℃，并且将塔顶流118的温度从约151℃降至约100℃，然后通过热交换器单元E1。约127℃的凝结液流74通过热交换器单元E1(热负荷为约8.35MW)，在该热交换器单元E1中，凝结液流74用于将氧气进料流73的第一分支71的温度从约35℃增加到约117℃，而凝结液流74的温度降回至77℃。氧气进料流73的第二氧气分支72同样为约35℃并且最终也通向气化反应器61，通过热交换器单元E2(热负荷为约12.43MW)将第二氧气分支72加热到134℃，即，使用酸性水汽提塔117的塔底流119，将第二氧气分支72从约35℃加热至约134℃，其中热交换器单元E2同时通向生物处理系统。热交换器单元E2还将塔底流119从约158℃冷却至约45℃。

两个氧体进料流分支71、72在分别通过热交换器单元E1、E2之后，重新结合成平均温度为约126.5℃的氧体进料流73，之后氧体进料流73被第三热交换器单元E3(热负荷为约5.1MW)从约126.5℃加热至149℃，该第三热交换器单元E3通向效能加热器H1(热负荷为约13.9MW)，在该效能加热器H1中，氧体进料流73的温度从约149℃升至约210℃，然后进入气化反应器61。热交换器单元E3接收来自气化设备58的热凝结液流75，将热凝结液流75从约156℃冷却到约153℃，之后热凝结液流75进入酸性气体去除设备2052”的反应段81(图21)。

参见图21，在该示例性的一体化工艺方案中，酸性气体去除设备2052'(图6)包括合成气分离膜预处理罐111，其用于清洁经处理的合成气流115。反应段/区域81和分离段/区域82在平面布置图中的一个区段/区域中组合在一起(完全相邻)，或者在可替代的构造中，它们可以分离。在任一构造中，反应段81包括：反应器85、进料-流出物热交换器BE3、高压蒸汽加热器H3、重新布置的膜预处理单元111、重新布置的软化水热交换器BE2、增加的粗合成气进料热交换器E4、增加的经处理的合成气热交换器E5和重新布置的热凝结液流冷却器C7(该重新布置的热凝结液流冷却器C7用于在热凝结液流75进入凝结液净化设备2055的罐123之前将其冷却)以及相应的液流和管和/或管道。在组合构造中，吸收塔-进料热交换器BE4、增加的热交换器E6和任选的冷却单元C8可以被认为是在反应段81内，而下面紧接着列出的其他部分被认为是在分离段82中。在分离构造中，分离段82通常包括：增加的热交换器E6、热交换器单元BE4、冷却单元C8、酸性水分离罐95、吸收塔单元95、重新规划的服务冷却器C9'、水冷却器C10和C11、热交换器单元BE5、软化水罐141、闪蒸罐、酸性气体富集收缩器94、再生塔93、用于溶剂再生塔93的新的第二再沸器E7、原始的LPS效能再沸单元H5、增加的热交换器单元E8和酸性气体冷却单元12，以及相关的液流和相应的管和/或管道。

在该示例性的一体化工艺方案，来自发电设备58的热凝结液流75在气化设备或系统2051中由约156℃被冷却至约150℃，并进入酸性气体去除设备2052”(图20)。热凝结液流75首先在约156℃的温度下通向气化设备2051，以通过热交换器单元E3将进入气化反应器61的氧气进料73加热，然后，热凝结液流75通向酸性气体去除设备反应段81，并通向凝结液净化设备2055的储存罐121。

当热凝结液75在约150℃的温度下进入酸性气体去除设备或系统2052”时，热凝结液75首先通过增加的热交换器E4(热负荷为约13.7MW)，以将进入反应器85的合成气进料101从约125℃加热至约138℃。热凝结液流75在约133.5℃下离开热交换器单元E4，然后通向热交换器BE2(热负荷为约30.2MW)，以将软化水流125从约81℃加热到约110℃，并冷却至约95.5℃。然后，热凝结液流75通向增加的热交换器单元E5(热负荷为约14.3MW)，以将进入氢气回收装置2053的经处理的合成气进料115从约55℃加热至约70℃，该经处理的合成气进料115在被预处理单元111预处理之后由增加的热交换器E5接收。

根据所示的构造，然后温度为约78℃的热凝结液流75进入水冷却器C7(其热负荷为约24MW)，其中约24MW的剩余热负荷被损失到环境中。在水冷却器C7中，热凝结液流75被冷却到约50℃，然后被输送到凝结液净化设备储存罐121。根据用于控制结构响应时间的最佳位置，将水冷却器C7设置在酸性气体去除设备或系统2052”中或凝结液净化设备2055中。

在示例性的一体化工艺方案中，使用合成气进料出口流101，在BE3(热负荷为约55.8MW)中，将酸性气体去除设备反应器塔底出口(流出物)流102从约200℃冷却至约145℃。在热交换器单元BE3中将合成气进料101从约138℃加热到约192℃之后，合成气进料101进入热交换器H3(热负荷为约6.2MW)，在该加热效能热交换器H3中，使用HHP蒸汽将其进一步加热到约200℃的所需的反应器进料温度。使用来自酸性气体去除设备吸收塔塔底(富溶剂)流106的分支107，在增加的热交换器单元E6(热负荷为约14.5MW)中将离开BE3的约145℃的反应器流出物流102进一步从约145℃冷却至约130.7℃。

然后，反应器流出物流102进入热交换器单元BE4(热负荷为约68.4MW)，在该热交换器单元BE4中，利用凝结液净化设备的凝结液流109的第一分支103将反应器流出物流102从约130.7℃冷却至约114.5℃，然后使用水冷却器C8(热负荷约57MW)使其最终达到约47℃的目标温度，然后流出物塔底流102进入吸收塔92。位于水冷却器C8和吸收塔92之间的通路中的合成气分离(KO)罐95收集酸性水，该酸性水是由于通过水冷却器C8的反应器流出物流102的温度降低而冷凝的。

在示例性的一体化工艺方案中，富溶剂流106的第二分支108通过热交换器单元BE5(热负荷为约137.9MW)，在该热交换器单元BE5中，通过来自溶剂再生塔93的塔底流105将第二分支108从66℃加热到大约125℃并通向酸性气体富集收缩器94。溶剂再生塔93的塔底流105以约135.5℃的温度被热交换器单元BE5接收，同时热交换器单元BE5通向吸收塔92的塔顶部分并被冷却至约85.5℃。溶剂再生塔93的溶剂(塔底流)105进一步通过重新规划的服务冷却器C9(其被热交换器单元C9'替换或用作热交换器单元C9'(热负荷为约87.2MW))，在C9中，通过软化水流125将溶剂(塔底流)105进一步冷却至约54℃，并且然后通过急冷水冷却器C10(热负荷为约23.4MW)进一步冷却至约46℃，并且通过急冷水冷却器C11(热负荷为约3.3MW)更进一步冷却到约40℃。

根据该示例性构造，在热交换器单元C9'中通过软化水流125将塔底流105冷却，该塔底流105的路径穿过酸性气体去除设备或系统2052的分离段82，或者来自位于酸性气体去除设备分离段82内的软化水罐141，该软化水罐141通向发电设备58。在示例性的一体化工艺方案中，软化水罐141重新布置于酸性气体去除设备或系统2052”。无论为何种构造，来自软化水罐141的冷流125离开该软化水罐141/在约34℃下进入分离段82，冷流125在热交换器单元C9'(热负荷为约87.25MW)中被加热到约81℃，并将来自溶剂再生塔93的贫溶剂流105从约86℃冷却至约54℃。然后，81℃的流125进入反应段81，以在热交换器BE2(热负荷为约30.2MW)中将热凝结液75从约133.5℃冷却至约95.5℃，并在作为锅炉进料水进入发电设备58之前被加热至110℃。

如上所述，在示例性的一体化工艺方案中，来自凝结液净化设备2055(图24)的约53℃的凝结液流109被分成两个分支103、110。第一分支/分流103通向热交换器单元BE4(热负荷为约68.4MW)，该BE4被设置成将流出物流102从约130.7℃冷却到约114.5℃，并且第二分支/分流110通向增加的热交换器单元E8(热负荷为约56.8MW)，其被设置成将溶剂再生塔酸性气体塔顶流142从约111℃冷却至约61.4℃，然后使用冷却水在C12(热负荷为约9.5MW)中将酸性气体142进一步冷却至约53℃，随后酸性气体142离开酸性气体去除设备2052”，该酸性气体去除设备2052”通向硫回收设备56。然后，凝结液流109的这两个分支/分流103、110汇合(合并)以形成具有约77℃的温度的“热”凝结液流74，其从酸性气体去除设备2052”的分离段82进入至气化设备2051，其中合并的冷凝结液流74被用作缓冲流，其在再规划/替代的酸性水汽提塔塔顶流热交换器单元C4'处获得额外的热负荷，并被用于在热交换器单元E1中加热进入气化反应器61的氧气进料71(如上所述)。

二甲苯产物分离段2165'(图17B、18B)包含至少一个，但更通常包含两个增加的工艺-工艺热交换器单元E11、E12，其被设置为在功能上替代冷却单元C14、C15。在示例性一体化工艺方案中，酸性气体去除设备或系统2052”的分离段82进一步包含新创建或增加的高压热水(例如调温水)系统2201的一部分，其提供热水(例如调温水)流2203，在酸性气体去除设备2052”的分离段82和二甲苯/芳烃设备2163的二甲苯产物分离段2165'之间形成回路(参见图17B、18B)。注意，本领域普通技术人员将认识到，所提及的热水系统2201的热水流2203不会将流体的组成限制为热水或调温水，而是可以包括蒸汽，或甚至相对冷的水，这取决于热水系统2201的各个管道内的流2203的特定压力和温度。另外，本领域普通技术人员将认识到，热水系统2201可如本领域普通技术人员所理解的那样被热油系统取代，因此热油系统也在本发明的范围内。

在该示例性一体化工艺方案中，通过两个溶剂再生塔再沸器E7、H5从而实现了溶剂再生塔93的再沸。注意，再沸器E7和H5可各自表示具有单一输入和输出的单个热交换单元、具有多个输入和输出的单个热交换单元、和/或热交换器单元的群集或阵列，其接收来自单一来源或多个来源的热水、蒸汽或油。相应地，酸性气体去除设备分离段82被修改为包括用作再沸器E7(热负荷为约86MW)的热交换器单元E7，其被设置和构造为接收热水流2203、以及提取自溶剂再生塔93的溶剂再生塔塔板的第二/第一溶剂再生塔塔板液流145，从而使溶剂再生塔塔板液流145再沸。经由新建立/增加的高压热水系统2201的相应的热水管线或管道组(未单独示出)，再沸器E7接收来自相邻的芳烃设备2163的二甲苯产物分离段2165'的热水流2203(通常的温度为约151℃)，从而加热提取自溶剂再生塔93的溶剂再生塔塔板液流145，其中，该高压热水系统2201连接至再沸器E7或以其他方式与之对接。由再沸器E7接收的热水流2203的一部分由芳烃设备2163的二甲苯产物分离段2165'通向酸性气体去除设备205”的分离段82。

如下所述，由再沸器E7接收的热水流2203的这部分具有分别来自提取塔2173的塔顶蒸气流2221和抽余液塔2175的塔顶蒸气流2222的增加的热负荷。通过相应的热水管线或管道(未单独示出)，再沸器E7还接收提取自溶剂再生塔93的第二/第一溶剂再生塔塔板的溶剂再生塔塔板液流145，从而将第一溶剂再生塔塔板液流从约128℃的温度加热到约136℃的温度，然后返回至溶剂再生塔93。提供再沸器E7从而降低低压蒸汽或其他效能加热器H5的加热负荷，该效能加热器H5用作相应的第一/第二再沸器H5。

具有约123MW的热负荷的相应的再沸器H5可以是常规热效能加热器(例如，再沸器H5)的形式，但是其热负荷从约209MW减小到约123MW。再沸器H5被设置在邻近溶剂再生塔的分离段82内，并构造为接收(例如)来自发电设备58或其他效能设备和/或联合热电设备的蒸汽热，从而通过相应的热水管线或管道(未单独示出)加热提取自溶剂再生塔93的第二溶剂再生塔塔板(即，不同于第一溶剂再生塔塔板的部分或单独的塔板)的第一/第二溶剂再生塔塔板液流145'，从而将溶剂再生塔塔板液流145'从128℃加热到136℃，然后返回至溶剂再生塔93。

根据第一构造，分离段82、或可替代的二甲苯产物分离段2165'、或这两者的组合已被修改为包括增加的调温冷却器C16、高压调温热水系统罐2205、以及高压热水系统泵2207，其为热水系统2201的一部分。调温冷却器C16(热负荷为约38MW)被设置和构造为在热水流2203将增加的热负荷的至少一部分储存于再沸器E7中之后接收热水流2203，从而冷却热水流2203。热水流2203在约133℃的温度下离开再沸器E7，其通向调温冷却器C16(热负荷为38MW)并被其接收，热水流2203在调温冷却器C16中由约133℃被冷却至约125℃，然后进入热水系统罐2205。

可替代地，分离段82、或者二甲苯产物分离段2165'、或者这两者的组合已被修改为包括ORC系统2231(图19)，其包括用作汽化器2237(正常条件下热负荷为约38MW)的热交换器单元2237，其被设置和构造为接收有机流体(例如，异丁烷流2233)以及在再沸器E7中储存了至少一部分增加的热负荷之后的热水流2203，从而将异丁烷流2233加热至约99℃的汽化温度，并且将热水流2203冷却至约125℃，然后热水流2203进入热水系统罐2205，在该过程中产生约4.4MW的电力。

根据该示例性构造，分离段82还包括调温冷却器C16，但是其在正常条件下具有0MW的热负荷，并且在当汽化器2237所提供的冷却负荷不足以将热水流2203冷却到125℃的期望温度，或者当ORC系统2231失效时，调温冷却器C16提供高达38MW的热负荷以冷却热水流2203。

热水流2203通过泵2207从热水系统罐2205被泵送到相邻原油精炼设施2162的相邻芳烃设备2163的二甲苯产物分离段2165'，从而继续热水流2203的上述循环，收集来自提取塔2173的塔顶流2221和抽余液塔2175的塔顶流2222的可用热负荷，并通过再沸器E7将该热负荷应用于溶剂再生塔塔板液流145。

根据该示例性一体化工艺方案，用于多联产设施50的气化核心设备/系统2051、酸性气体去除核心设备/系统2052”、氢气回收核心设备/系统2053、以及酸性水汽提核心设备/系统2054和凝结液净化核心设备/系统2055的最优平面布置图可有利地为优于常规气化设施的主要优点。

参见图22，在该示例性的一体化工艺方案中，将用于从合成气115中分离出水滴的氢气回收设备的气体分离膜预处理罐/单元111和合成气流加热器H2拆除、去除或以其他方式使其不运行，完全消除了对氢气回收设备2053中所要求的热效能的需要。气体分离膜预处理单元111和相应的合成气流加热器E5位于酸性气体去除设备反应段81中(图21)。

参见图23，在示例性的一体化工艺方案中，酸性水汽提设备2054在与气化设备2051一体化时不需要任何冷却效能。来自酸性水汽提塔117的塔底流119的路线为从酸性水汽提设备2054通向气化设备2051的入口段并到达热交换器E2，以加热氧气主流的第二分支72，然后通向来自空气分离设备57的反应器61，此后进入生物处理设备存储罐(未示出)。使用酸性水汽提塔117的塔顶流118从而将来自酸性气体去除设备2052”的凝结液流74的温度从约77℃升至约127℃，以使其能够加热进入气化设备2051的氧气进料的第一分支71(图20)。

参见图24，用于加热软化水125和热LPS凝结液流75的热交换器BE2从凝结液净化设备55中移除(图11)并位于酸性气体去除设备或系统的反应段81中(图24)。用于冷却通向凝结液净化单元123的热凝结液75的水冷却器C7也被移至酸性气体去除设备或系统反应段81。凝结液净化设备冷凝结液109在53℃下进入酸性气体去除设备或系统分离段82，而不是酸性气体去除设备反应段81(图21)。如图21以及图24进一步所示，冷凝结液流109分成两个分支103、110，其中第一分支103通向重新布置于酸性气体去除设备的分离段82的反应器流出物流冷却器BE4，而第二分支110通向溶剂再生塔塔顶流冷却器E8。

本发明已经具体参考示出的实施方案进行了相当详细地描述。然而，显而易见的是，可以在如前述说明书中所描述的本发明的精神和范围内进行各种修改和改变。另外，虽然已经采用了特定术语，但是这些术语仅用于描述性的意义，而不是为了限制的目的。例如，当描述来自凝结液净化设备或设施的经过净化的冷凝结液流被分成两个流时，应当理解的是，尽管以单数含义示出，但是附图中所示的许多部分可以并且通常以多个这种部分的“系列”来提供，而不是单个部分，因此可以以凝结液流的第一和第二分支的组提供。另一个例子包括来自空气分离设备并进入气化反应器的氧气进料。反应器可以包括一系列这样的气化反应器，每个气化反应器都接收氧气进料，并且在“氧气进料”被分流，并且来自酸性水汽提塔(或一系列汽提塔)的塔顶流或废水塔底流(或多个流)为氧气进料的分流部分提供单独的加热负荷的情况下，这种分流部分可以各自包括成组的分流部分，该分流部分或接收酸性水汽提塔的分开的塔顶流和塔底流、或者接收来自一系列汽提塔的分开的塔顶流和塔底流、或其组合。另一例子包括使用用于描述蒸汽-热水系统的短语“调温水流”、“调温水系统”和“调温水回路”，“调温水”并不意味着与冷却水混合以“调温”调温水流的温度，但也不排除这种情况。另外，由于各种热交换器之一中的交换热，“调温水”并不意味着液态水，或者不排除流经“调温水系统(回路)”的蒸汽。另外，虽然可以在单一一组部分、部分组、工艺流和/或工艺流的组之间示出了“调温水回路”，但是该回路可以或可以不与其他部分和/或工艺流界面连接。

另外，如上所述，尽管示出了具体的温度、热交换器单元的热负荷、相应的冷流的冷却负荷、加热单元的加热负荷和/或单元的冷却负荷，但是本领域普通技术人员会认识到各种具体的温度、热交换器单元的热负荷、相应的冷流的冷却负荷、加热单元的加热负荷和/或单元的冷却负荷在一定的操作窗口内运行；并且这些快照值和操作窗口与相应的压力、液流流速、热容量流速或其他存储的热能属性相关。

此外，通过示例性示意图描述了示出的装置/场地、设施、设备、区段、系统和/或工艺方案的一个或多个具体实施方案。为了提供这些方案/实施方案的更简明的描述，并未在附图中示出和/或在说明书中描述实际实施的所有特征。应当理解，在任何这样的实际实施的开发中，必须做出具体的决定以实现开发者的具体目标，诸如符合与系统相关的限制、与业务相关的限制、与操作和控制相关的限制、以及装置/场地相关的限制，这些限制在每种实施中均可能会不同。此外，应当注意，这样的开发工作可能是复杂且耗时的，但是尽管如此，对于受益于本公开文件的普通技术人员，这样的设计、制作、制造和控制的进行不需要过度的实验。

本申请要求Noureldin于2014年6月28日提交的标题为“Energy EfficientGasification Based Multi Generation Apparatus Employing Advanced ProcessSchemes and Related Methods(采用先进的工艺方案和相关方法的基于气化的高能效多联产装置)”的美国临时专利申请序列号62/018,604的优先权和权益，该美国临时专利申请与Noureldin于2011年5月2日提交的标题为“Energy-Efficient and EnvironmentallyAdvanced Configurations for Naptha Hydrotreating Process(用于石脑油加氢处理工艺的高能效且环保的先进构造)”的美国专利申请序列号13/099,144相关，其全部内容通过引用并入本文。本申请还涉及：Noureldin于本申请的同一天(2015年4月21日)提交的标题为“Energy Efficient Gasification Based Multi Generation Apparatus EmployingAdvanced Process Schemes and Related Methods(采用先进工艺方案和相关方法的高能效的基于气化的多联产装置)”的美国专利申请序列No.14/692,633；由Noureldin于本申请的同一天(2015年4月21日)提交的标题为“Energy Efficient Gasification Based MultiGeneration Apparatus Employing Energy Efficient Gasification Plant-DirectedProcess Schemes and Related Methods(采用涉及气化设备的高能效工艺方案和相关方法的基于气化的高能效多联产装置)”的美国专利申请序列号14/692,657；以及由Noureldin于本申请的同一天(2015年4月21日)提交的标题为“Energy EfficientGasification-Based Multi Generation Apparatus Employing Energy Efficient AcidGas Removal Plant-Directed Process Schemes and Related Methods(采用涉及酸性气体去除设备的高能效工艺方案和相关方法的基于气化的高能效多联产装置)”的美国专利申请序列号14/692,666所有这些专利均通过引用整体并入本文。