采用高能效酸性气体去除设备相关的工艺方案以及相关方法的基于气化的高能效多联产装置

摘要

本发明提供了基于气化的高能效多联产装置、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偶联布置的方法。示例性的基于气化的多联产装置包括：酸性气体去除系统，其被构造为去除来自粗合成气进料的酸性杂质，从而提供经处理的合成气进料，并且包括酸性气体去除设备或设施；气化系统，其被构造为由碳基原料产生粗合成气进料，并且包括气化设备或设施；以及凝结液净化设备或设施。该酸性气体去除系统包括酸性气体杂质吸收塔、溶剂再生塔、杂质水解反应器和酸性气体去除系统能量管理系统。该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所述凝结液净化设备或设施中的经过净化的冷凝结液流的至少一部分，从而为所述经过净化的冷凝结液流的至少一部分提供热能。该气化系统包括气化反应器和气化系统能量管理系统。该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所述经过净化的冷凝结液流的所述至少一部分与所述凝结液净化设备或设施一体化。

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附加的气化剂中，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成，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附加到(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塔底废水流。

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)附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进一步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)的塔底废水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塔底废水流提供热能以加热氧气进料的第二分支，同时该塔底废水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)的塔底废水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塔底废水流提供热能以加热氧气进料的第二分支，同时该塔底废水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)的塔底废水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)的塔底废水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可以包括：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)的塔底废水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)的塔底废水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)的塔底废水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)的塔底废水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)的塔底废水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)的塔底废水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、溶剂再生塔、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。

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是有利的是，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是有利的是，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是有利的是，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。

根据本发明的各种实施方案，有利地是，预期对于热电联产行业是有利的是，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；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，这些附图构成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为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图14为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图15为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图16为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图17为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图18为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图19为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图20为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图21为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图22为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图23为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

图24为示出根据本发明的实施方案的酸性气体设备用一体化工艺方案的示意图。

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

图4、6、8、10和12中详细描述了所示出的工艺方案实施例的最先进的一体化工艺方案实施例，并且图13-24中描述的一体化程度较低的工艺方案在加热效能和基于能量的GHG排放方面显著降低。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％。

特别地，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特别的能够获得显著的高达约30％的能量和基于能量的GHG降低，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；附加热交换器(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处理方案的可操作性和可改进性，该示例性处理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，吸收器-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、吸收器塔单元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通向吸收器92的塔顶部分，该塔顶部分在BE5中被冷却至约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的冷液流125离开该软化水罐141/在约34℃下进入分离段82，冷液流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提供了包括示例性能量管理系统的装置的实施方案的示意性实例，其中所述示例性能量管理系统采用了各种先进的高能效工艺方案，这些工艺方案可以独立地进行调整，但是预期这样会使能量消耗和基于能量的GHG排放的降低程度小于具有图4、6、8、10和12中示出的各种构造的上述更充分一体化的方案。可以由示例性的更充分一体化的工艺方案产生许多具有不同构造的一体化水平更低的工艺方案。

采用高能效酸性气体去除设备相关的工艺方案以及相关方法的基于气化的高能效多联产装置

图13-24提供了多联产装置的实施方案的示例性实例，所述装置包括示例性酸性气体去除系统能量管理系统，其采用了一体化的酸性气体去除设备相关的先进工艺方案、结构与相关使用方法。

图23中详细示出的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#1能够使碳基原料气化多联产设施/装置有利地节约大约13％的加热效能消耗和GHG排放。另外，该示例性的一体化工艺方案能够使酸性气体去除设备的加热效能消耗节约大约5.6％，并且根据稍后讨论的示例性构造，能够使气化设备的加热效能消耗减少65％。

在该示例性工艺方案中，酸性气体去除设备652包括增加的热交换器单元E10(或如果重新规划的话，则为热交换器单元BE2)、增加的热交换器单元E4以及热凝结液流冷却器C7，该热凝结液流冷却器C7用来冷却热凝结液流75，之后热凝结液流75进入凝结液净化设备罐121。另外，该示例性的基于酸性气体去除设备的工艺方案考虑了气化设备相关的工艺方案#4(参见图19)和/或气化设备工艺方案的一体化水平最高的版本(参见图4)。

具体而言，根据示例性构造，热凝结液流75通向气化设备451，首先通向增加的热交换器单元E3(热负荷为5.1MW)，从而加热进入气化反应器61的主氧气流/集管73，之后该主氧气流/集管73进入酸性气体去除设备反应段81，以在增加的热交换器单元E4(热负荷为13.7MW)中加热进入反应器85的合成气流101，然后在热交换器单元E10(热负荷为30.2MW)中加热软化水流125，之后在水冷却器C7(热负荷为38.3MW)中冷却该软化水流125。

在该示例性一体化工艺方案中，约156℃的热凝结液流75首先通向气化设备451，以加热进入气化反应器61的氧气进料73，然后在150℃下，再次通向酸性气体去除设备反应段81，从而在增加的热交换器单元E4中将进入酸性气体去除设备反应器85的合成气进料101从125℃加热至138℃。然后，从热交换器单元E4中出来的热凝结液流在133.5℃下通向增加的热交换器单元E10，以将软化水流125从81℃加热至110℃。然后该热凝结液流75冷却至95.5℃并通向水冷却器C7，然后50℃的热凝结液流75通向凝结液净化设备储存罐。

在该示例性一体化工艺方案中，34℃的软化水罐141位于酸性气体去除设备652处，并且冷液流进入酸性气体去除设备分离段82，首先通过在服务冷却器单元C9'(热负荷为87.25MW)中将分离段82的贫溶剂105(约86℃)冷却至54℃，从而将冷液流加热至81℃，然后进入酸性气体去除设备反应段81，从而在热交换器单元E10(热负荷为30.2MW)中将133.5℃的热凝结流75冷却至95.5℃，然后进入110℃的发电设备58作为锅炉进料水。

图14中详细示出的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#2能够使碳基原料气化多联产设施/装置节约大约4.87％的加热效能消耗和GHG排放。另外，该工艺方案能够使酸性气体去除设备的加热效能消耗节约大约6％。

在该示例性一体化工艺方案中，酸性气体去除设备752的反应段81和分离段82位于在同一工艺区域中相邻的设施的平面布置图中。根据高能效工艺方案#7的示例性实施方案，来自凝结液净化设备55的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BE4(热负荷为68.4MW)，从而在酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102通过增加的热交换器E6(热负荷为14.5MW)以将其温度从145℃降低至130.7℃之后，将酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102从130.7℃冷却至114.5℃。第二分支/分流110通向增加的热交换器单元E8(热负荷为56.8MW)，从而将酸性气体142从111℃冷却至61.4℃，然后在冷却单元C12(热负荷为9.5MW)中使用冷却水将酸性气体142进一步冷却至53℃，然后将酸性气体142送至硫回收设备56。然后凝结液流109的这两个分支/分流103、110被汇合为约77℃的流74，以进入至发电设备58。

在该示例性一体化工艺方案中，图14中详细示出的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#2能够使碳基原料气化多联产设施/装置节约大约4.87％的加热效能消耗和GHG排放。另外，该工艺方案能够使酸性气体去除设备的加热效能消耗节约大约6％。在该示例性一体化工艺方案中，出于某种原因，酸性气体去除设备反应段81和分离段82不位于设施/装置的平面布置图中和/或不在同一工艺区域中。在这种情况下，热交换器单元E6和BE4位于分离段82中而不位于反应段81中。

图15中详细示出的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#3能够使碳基原料气化多联产设施/装置节约大约4.87％的加热效能消耗和GHG排放。另外，与酸性气体去除设备相关的工艺方案#2一样，该工艺方案能够使酸性气体去除设备的加热效能消耗节约大约6％。在该示例性一体化工艺方案中，来自凝结液净化设备55的53℃的凝结液流109被分成两个分支103、110，其中第一分支/分流110通向热交换器单元BE4(热负荷为68.4MW)，从而在酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102通过增加的热交换器E6(热负荷为14.5MW)以将其温度从145℃降低至130.7℃之后，将酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102从130.7℃冷却至114.5℃。第二分支/分流110通向增加的热交换器单元E8(热负荷为56.8MW)，从而将酸性气体142从111℃冷却至61.4℃，然后在冷却单元C12(热负荷为9.5MW)中使用冷却水将酸性气体142进一步冷却至53℃，然后将酸性气体142送至硫回收设备56。凝结液流109的这两个分支/分流103、110然后汇合，以在77℃下进入发电设备58或气化设备51'、251、451。

图16中详细示出的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#4能够使碳基原料气化多联产设施/装置节约大约12.3％的加热效能消耗和GHG排放。另外，该工艺方案能够使气化设备51中的加热效能节约大约65％(参见图3)，并且使酸性气体去除设备52的加热效能节约4.4％(参见图5)。该示例性一体化工艺方案能够与气化设备相关的工艺方案#4一起使用。

在该示例性一体化工艺方案中，热凝结液流75首先通向气化设备热交换器单元E3(热负荷为5.1MW)，从而加热进入气化反应器61的主氧气流/集管73，之后该主氧气流/集管73进入酸性气体去除设备952的分离段82，从而将溶剂再生塔塔板液流145从131℃加热至139℃。热凝结液流75首先通向约156℃的气化设备451，从而在增加的热交换器单元E3中，加热进入气化反应器61的氧气进料73的至少一部分，并且其再通向150℃的酸性气体去除设备分离段82。在增加的热交换器E7(热负荷为10.7MW)中将流75冷却。来自增加的热交换器E7的热凝结液流出口温度为137℃。然后该热凝结液流通向凝结液净化设备55'，从而在水加热器热交换器BE2(热负荷为33.2MW)中加热软化水，然后热凝结液流在水冷却器C7(热负荷为38.3MW)中被冷却至50℃。

图17和18中详细示出的基本上相同的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#5和#6，它们能够使碳基原料气化多联产设施/装置节约大约17％的加热效能消耗和GHG排放。另外，这些酸性气体去除设备相关的工艺方案能够使气化设备451中的加热效能节约大约65％(参见图19)，并且使酸性气体去除设备52的加热效能节约10.4％(参见图5)。注意，根据一个或多个示例性实施方案，这些工艺方案中的任一个或两个工艺方案能够容易地与基于气化设备的工艺方案#4组合(参见图19)，以提供额外的总能量节省，并且额外的导管和/或热交换器单元能够容易地并入基于酸性气体去除设备的工艺方案#3和/或#4(参见图15、16)，以改造这些来自设备(852、952)的酸性气体。

在这两个相关的示例性方案的第一个方案中，如图17所示，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)；并且在第二个方案中，如图18所示，反应段/区域81和分离段/区域82分离为：包括反应器85、进料-流出物热交换器BE3和蒸汽加热器H3的反应段81、和包括热交换器单元E6、BE4的分离段82。

在这两个工艺方案#5和#6中，来自凝结液净化设备55'的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68.4MW)，从而在酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102通过增加的热交换器E6(热负荷为14.5MW)以将其温度从145℃降低至130.7℃之后，将酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102从130.7℃冷却至114.5℃。第二分支/分流110通向增加的热交换器单元E8(热负荷为56.8MW)，从而将酸性气体142从111℃冷却至61.4℃，然后在C12(热负荷为9.5MW)中使用冷却水将酸性气体142进一步冷却至53℃，然后将酸性气体142送至硫回收设备56。然后，凝结液流109的这两个分支/分流103、110汇合，以在77℃下进入气化设备51'、251、451。

根据示例性构造，这些酸性气体去除设备相关的工艺方案#5和/或#6可以并入或被并入基于气化设备的工艺方案#4中。根据该构造，热凝结液流75首先通向气化设备热交换器E3(热负荷为5.1MW)，从而加热进入气化反应器61的主氧气流/集管73，之后该主氧气流/集管73在150℃下进入酸性气体去除设备分离段82，从而将溶剂再生塔93富(塔板)液流从131℃加热至139℃。流75在增加的热交换器E7(热负荷为10.7MW)中被冷却。来自增加的热交换器E7的热凝结液流出口温度为137℃。然后该热凝结液流通向凝结液净化设备55，从而在热交换器BE2(热负荷为33.2MW)中加热软化水，然后该流75在水冷却器C7(热负荷为38.3MW)中被冷却至50℃。

图19和20中详细示出的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#7和#8是基本上相同的，但是方案#12认为酸性气体去除设备1252的反应段81和分离段82在同一区域中并且/或者是相邻的，而方案13认为该反应段81和分离段82不是相邻的。这些高能效酸性气体去除设备相关的工艺方案能够使碳基原料气化多联产设施/装置节约大约18％的加热效能消耗和GHG排放。另外，这些酸性气体去除设备相关的工艺方案能够使气化设备251(参见图15)和/或451(参见图19)中的加热效能节约大约65％，并且使酸性气体去除设备52(参见图5)的加热效能节约11.6％。

具体而言，在第一个方案中，如图19所示，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)。在第二个方案中，如图20所示，反应段/区域81和分离段/区域82分离，使得反应段81包括反应器85、进料-流出物热交换器BE3、水加热器热交换器BE2、增加的热交换器单元E4、和进入凝结液净化设备罐之前的热凝结液流冷却器C7，当然还有蒸汽加热器H3。

酸性气体去除设备分离段82包括冷却单元C8、增加的热交换器E4(热负荷为14.5MW)，该热交换器E4使用酸性气体去除塔底流/富溶剂流106的分支107来冷却酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102。该分离段82还包括服务冷却器单元C9'(热负荷为87.2MW)以及接收冷凝结液流110的增加的酸性气体热交换器E8(热负荷为56.8MW)。

来自凝结液净化设备55'的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68.4MW)，从而在增加的热交换器E6将酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102从130.7℃冷却至114.5℃之后，将酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102冷却，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56.8MW)，从而将酸性气体142从111℃冷却至61.4℃，然后在C12(热负荷为9.5MW)中使用冷却水将酸性气体142进一步冷却至53℃，然后将酸性气体142送至硫回收设备56中。然后，将凝结液流109的这两个分支/分流103、110汇合，以在77℃下进入气化设备51'、251、451。

约156℃的热凝结液流75首先通向气化设备热交换器单元E3(热负荷为5.1MW)，从而加热进入气化反应器61的主氧气流/集管73，之后该主氧气流/集管73在约150℃下进入酸性气体去除设备反应段81，从而在增加的热交换器E4(热负荷为13.7MW)中将进入反应器85的合成气流101从125℃加热至138℃。然后，来自热交换器E4的133.5℃的热凝结液75通向增加的热交换器单元BE2(或E10)(热负荷为30.2MW)，从而将软化水125从81℃加热至110℃。热凝结液流75的由95.5℃至50℃的剩余热负荷在水冷却器C7(热负荷为38.3MW)中损失，然后流75通向凝结液净化设备储存罐121。

在这些示例性的酸性气体去除设备相关的工艺方案中，34℃的软化水罐141优选位于酸性气体去除设备1252、1352处或与其相邻，并且冷液流125进入酸性气体去除设备分离段82，并且首先在服务冷却器单元C9'(热负荷为87.25MW)中通过将分离段82的贫溶剂105(约86℃)冷却至54℃从而使冷液流125被加热至81℃，然后进入至酸性气体去除设备反应段81，从而在水加热器热交换器BE2(热负荷为30.2MW)中将133.5℃的热凝结流75冷却至95.5℃，然后在110℃下作为锅炉进料水进入发电设备58。

在热交换器单元BE3中，使用138℃的增加的热交换器单元E4的合成气进料出口流101从而将酸性气体去除设备反应器流出物102从200℃冷却至145℃。在H3(热负荷为6.2MW)中，通过使用HHP蒸汽，将已在热交换器单元BE3中被加热并以192℃离开热交换器单元BE3的合成气进料101再次加热至其所需的反应器进料温度200℃。使用来自富溶剂流106的分支107，在增加的热交换器E6中将以145℃离开热交换器单元E3的反应器流出物流102再次由145℃冷却至130.7℃，并且在热交换器BE4中通过使用凝结液流将反应器流出物流102由130.7℃冷却至114.5℃，然后使用水冷却器C8使其最终到达其目标温度47℃。

图21和22中详细示出的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#9和#10能够使碳基原料气化多联产设施/装置有益地节约大约23％的加热效能消耗和GHG排放。另外，这些酸性气体去除设备相关的工艺方案能够使气化设备251(参见图15)和/或451(参见图19)中的加热效能节约大约65％，使酸性气体去除设备52(参见图5)的加热效能节约11.6％，并且使氢气回收设备53(参见图7)的加热效能节约100％，这是通过由热交换器单元E5提供给合成气的热能实现的。另外，这些高能效构造基本上是相同的，不同之处在于：酸性气体去除设备工艺方案#9认为酸性气体去除设备1452、1552的反应段81和分离段82在同一区域中并且/或者是相邻的，而酸性气体去除设备相关的工艺方案#10认为所述反应段81和分离段82不相邻。

在图21中示出的这些工艺方案中的第一个工艺方案中，酸性气体去除设备1452包括用于清洁合成气115中的水滴的合成气分离膜预处理罐111。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)。在图22中示出的这些工艺方案的第二个工艺方案中，能够将反应段81和分离段82分离，使得反应段81包括反应器85、进料-流出物热交换器BE3、膜预处理单元111、水加热器热交换器BE2、增加的热交换器单元E4、重新规划的BE2(或者如果不被重新定位，则为增加的热交换器单元E10)和进入凝结液净化设备罐之前的热凝结液流冷却器C7，当然还有蒸汽加热器H3。

在这两个示例性的一体化工艺方案中，在E5中，通过使用离开水加热器热交换器BE2(热负荷为30.5MW，用于加热软化水)的热凝结液流将进入氢气回收设备气体分离膜单元112的合成气115从55℃加热至70℃。酸性气体去除设备分离段82包括冷却单元C8和热交换器BE4，增加的热交换器E6(热负荷为14.5MW)，其使用酸性气体去除塔底流/富溶剂流106的分支107，从而冷却酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102。酸性气体去除设备分离段82还包括服务冷却器C9'(热负荷为87.2MW)和热交换器E8(热负荷为56.8MW)。

来自凝结液净化设备55'的53℃的凝结液流109被分成两个分支103、110。在增加的热交换器E6将酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102从130.7℃冷却至114.5℃之后，第一分支/分流103通向热交换器单元BE4(热负荷为68.4MW)，从而冷却酸性气体去除设备反应器出口(塔底)流102，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56.8MW)，从而将酸性气体142从111℃冷却至61.4℃，然后在C12(热负荷为9.5MW)中使用冷却水将酸性气体142进一步冷却至53℃，然后将酸性气体142送至硫回收设备56中。然后，将凝结液流109的这两个分支/分流103、110汇合，以在77℃下进入气化设备51'。

在这些示例性的工艺方案中，温度为约156℃的热凝结液流75首先通向气化设备热交换器E3(热负荷为5.1MW)，从而加热进入气化反应器61的主氧气流/集管73，之后该主氧气流/集管73在约150℃的温度下进入酸性气体去除设备反应段81，从而在增加的热交换器单元E4(热负荷为13.7MW)中将进入反应器85的合成气流101从125℃加热至138℃。然后，来自热交换器E4的133.5℃的热凝结液75通向水加热器热交换器BE2(热负荷为30.2MW)，从而将软化水125从81℃加热至110℃。然后，热凝结液流75冷却至95.5℃，并且通向热交换器单元E5(热负荷为14.3MW)以将经过了预处理的合成气由55℃加热至70℃。热凝结液流的由78℃至50℃的剩余热负荷在水冷却器C7(热负荷为24MW)中损失，然后热凝结液流通向凝结液净化设备储存罐。

在这些示例性的工艺方案中，34℃的软化水罐位于酸性气体去除设备1452、1552处或与其相邻，并且冷液流125进入酸性气体去除设备分离段82，并且首先在服务冷却器单元C9'(热负荷为87.25MW)中通过将分离段82的贫溶剂105(约86℃)冷却至54℃从而使冷液流125被加热至81℃，然后进入至酸性气体去除设备反应段81，从而在水加热器热交换器BE2(热负荷为30.2MW)中将133.5℃的热凝结流75冷却至95.5℃，然后在110℃下作为锅炉进料水进入发电设备58。

另外，在这些示例性的工艺方案中，在热交换器单元BE3中，使用138℃的增加的热交换器单元E4的合成气进料出口流101从而将酸性气体去除设备反应器流出物102从200℃冷却至145℃。在H3(热负荷为6.2MW)中，通过使用HHP蒸汽，将已在热交换器单元BE3中被加热并以192℃离开热交换器单元BE3的合成气进料101再次加热至其所需的反应器进料温度200℃。使用来自富溶剂流106的分支107，在增加的热交换器E6中将以145℃离开热交换器单元E3的反应器流出物流102再次由145℃冷却至130.7℃，并且在热交换器BE4中通过使用凝结液流将反应器流出物流102由130.7℃冷却至114.5℃，然后使用水冷却器C8使其最终到达其目标温度47℃。

图23中详细示出的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#11能够使碳基原料气化多联产设施/装置节约大约12.5％的加热效能消耗和GHG排放。另外，该工艺方案能够使酸性气体去除设备的热效能消耗节约大约15％。在该示例性的一体化工艺方案中，酸性气体去除设备1652的反应段/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)，或在其他实施方案中，能够将它们分离，使得反应段81包括反应器85和进料-流出物热交换器BE3，并且分离段82包括冷却单元C8、BE4、增加的热交换器E6、增加的第二溶剂再生塔再沸器热交换器E7、以及增加的酸性气体热交换器E8。

根据示例性的构造，在热交换器单元BE3中，使用125℃的合成气进料从而将酸性气体去除设备反应器流出物102从200℃冷却至145℃。在H3(热负荷为19.9MW)中，通过使用HHP蒸汽，将已在热交换器单元BE3中被加热并以180℃离开热交换器单元BE3的合成气进料101再次加热至其所需的反应器进料温度200℃。使用酸性气体去除塔底流/富溶剂流106的分支107，在增加的热交换器E6(热负荷为14.5MW)中将以145℃离开热交换器单元E3的反应器流出物流102由145℃冷却至130.7℃。

来自凝结液净化设备55的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68.4MW)，从而将反应器流出物流102从130.7℃进一步冷却至114.5℃，然后使用水冷却器C8(热负荷为57MW)而使反应器流出物流102最终达到其目标温度47℃。凝结液流109的第二分支/分流110通向增加的热交换器单元E8(热负荷为56.8MW)，从而将酸性气体142从111℃冷却至61.4℃，然后在C12(热负荷为9.5MW)中使用冷却水将酸性气体142进一步冷却至53℃，然后将酸性气体142送至硫回收设备56中。然后，将凝结液流109的这两个分支/分流103、110汇合，以在77℃下进入气化设备51'。

根据示例性的构造，增加的第二溶剂再生塔再沸器E7(热负荷为22.6MW)使用来自气化设备51、51'的143℃的烟气洗涤塔塔底流143作为加热效能，然后烟气洗涤塔塔底流143以135℃的温度返回至气化设备51、51'，并通过烟气洗涤塔塔底水冷却器C1冷却至期望温度49℃，并且在冷却器C2周围的烟气洗涤塔泵中平行冷却至123℃。另外地或可替代地，能够将溶剂再生塔塔底的运行压力设定为在1.2巴至1.5巴之间运行，由溶剂再生塔93的溶剂塔板中提取出的用于加热的溶剂流塔板流为约128℃，并且返回温度为约136℃。根据示例性的构造，内部塔板设计使塔的压降最小化。

图24中详细示出的高能效“酸性气体去除设备相关的”工艺方案#12能够使碳基原料气化多联产设施/装置节约大约17％的加热效能消耗和GHG排放。另外，该工艺方案能够使酸性气体去除设备的加热效能消耗节约大约21％。在该示例性的一体化工艺方案中，酸性气体去除设备1752的反应段/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)，或在其他实施方案中，能够将它们分离，使得反应段81包括反应器85、进料-流出物热交换器BE3以及增加的热交换器单元E4；并且分离段82包括冷却单元C8、BE4、增加的热交换器E6、增加的第二溶剂再生塔再沸器热交换器E7、以及增加的酸性气体热交换器E8。

根据示例性的构造，156℃的热凝结液流75通向酸性气体去除设备反应段81，从而在增加的热交换器单元E4'(热负荷为13.7MW)中将进入反应器85的合成气流101从125℃加热至138℃。然后从热交换器E4'中流出的139.5℃的热凝结液流通向E2，以加热软化水加热器BE2，然后该热凝结液流通向凝结液净化设备储存罐121。

在热交换器单元BE3中，使用125℃的合成气进料将酸性气体去除设备反应器流出物102从200℃冷却至145℃。在热交换器单元BE3中被加热的合成气进料101在180℃下离开热交换器单元BE3，并且在H3(热负荷为19.9MW)中，通过使用HHP蒸汽再次将合成气进料101加热至其所需的反应器进料温度200℃。在增加的热交换器E6(热负荷为14.5MW)中，使用酸性气体去除塔底流/富溶剂流106的分支107将以145℃离开热交换器单元BE3的反应器流出的液流102从145℃冷却至130.7℃。

来自凝结液净化设备55的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68.4MW)，从而将反应器流出的液流102从130.7℃进一步冷却至114.5℃，然后使用水冷却器C8(热负荷为57MW)使反应器流出的液流102最终达到其目标温度47℃。凝结液流109的第二分支/分流110通向增加的热交换器单元E8(热负荷为56.8MW)，从而将酸性气体142从111℃冷却至61.4℃，然后在C12(热负荷为9.5MW)中使用冷却水将酸性气体142进一步冷却至53℃，然后将酸性气体142送至硫回收设备56中。然后，将凝结液流109的这两个分支/分流103、110汇合，以在77℃下进入气化设备51'。

根据该示例性的构造，增加的第二溶剂再生塔再沸器E7(热负荷为22.6MW)使用来自气化设备51、51'的143℃的烟气洗涤塔塔底流143作为加热效能，然后该烟气洗涤塔塔底流143在135℃下返回至气化设备51、51'中，用于通过烟气洗涤塔塔底水冷却器C1冷却至期望温度49℃，并且在冷却器C2周围的烟气洗涤塔泵中平行冷却至123℃。

另外地或可替代地，能够将溶剂再生塔塔底的运行压力设定为在1.2巴至1.5巴之间运行，由溶剂再生塔93的溶剂塔板中提取出的用于加热的溶剂流塔板流为约128℃，并且返回温度为约136℃。根据示例性的构造，内部塔板设计使塔的压降最小化。

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)的塔顶流或塔底废水流(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No.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 andEnvironmentally Advanced 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No.13/099,144相关，其全部内容通过引用并入本文。本申请还与以下专利相关：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 Advanced Process Schemes and Related Methods(采用先进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“EnergyEfficient Gasification-Based Multi Generation Apparatus Employing EnergyEfficient Gasification Plant-Directed Process 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No.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 Efficient Apparatus Employing Energy Efficient ProcessSchemes Providing Enhanced Integration of Gasification-Based Multi-Generationand Hydrocarbon Refining Facilities and Related Methods(采用了提供基于气化的多联产和烃精炼设施的增强一体化以及相关方法的高能效装置)”的美国专利申请序列号No.14/692,673，所有这些专利的全部内容均通过引用并入本文。