郭中山,王 峰,楊占奇,王鐵峰

(1.清華大學(xué) 化工系，北京 100084; 2.國(guó)家能源集團(tuán)寧夏煤業(yè)有限責(zé)任公司，寧夏 銀川 750411)

以費(fèi)托合成為核心的煤間接液化技術(shù)，可以將煤轉(zhuǎn)化為不含S,N和芳烴的優(yōu)質(zhì)石腦油、柴油和潤(rùn)滑油基礎(chǔ)油等優(yōu)質(zhì)產(chǎn)品[1-7]，特別是柴油十六烷值高達(dá)70以上，可滿足國(guó)V以上車用柴油排放標(biāo)準(zhǔn)要求。該路線已成為我國(guó)緩解石油短缺和煤炭清潔化利用的首選技術(shù)。

費(fèi)托合成是實(shí)現(xiàn)將煤、天然氣或生物質(zhì)轉(zhuǎn)化為液體燃料的關(guān)鍵技術(shù)，其核心包括費(fèi)托合成催化劑和反應(yīng)器[8-9]。自1934年，德國(guó)魯爾化學(xué)公司首次實(shí)現(xiàn)以煤為原料經(jīng)費(fèi)托合成生產(chǎn)液體燃料以來，各國(guó)研究者投入大量精力對(duì)費(fèi)托合成過程進(jìn)行了系統(tǒng)深入的研究[10-13]，成功開發(fā)出多種費(fèi)托合成技術(shù)。按照反應(yīng)溫度分為低溫(<260 ℃)、中溫(260～275 ℃)和高溫費(fèi)托合成(310～350 ℃)，需要與之匹配的反應(yīng)器和催化劑[14]。目前，采用低溫費(fèi)托合成技術(shù)在國(guó)外建成多套鈷基費(fèi)托合成工業(yè)裝置，如采用漿態(tài)床餾分油SSPD(Sasol Slurry Phase Distillate)技術(shù)建成的 Oryx天然氣合成油廠[15]，采用中間餾分油SMDS(The Shell Middle Distillate Synthesis)技術(shù)建成的Las Raffan天然氣合成油廠[16]。國(guó)內(nèi)山東兗礦集團(tuán)漿態(tài)床鐵基低溫費(fèi)托合成技術(shù)也實(shí)現(xiàn)工業(yè)化[17-19]，中科合成油技術(shù)有限公司漿態(tài)床鐵基中溫費(fèi)托合成技術(shù)實(shí)現(xiàn)工業(yè)化[20]。高溫費(fèi)托合成技術(shù)只有Sasol公司實(shí)現(xiàn)工業(yè)化。除此之外，近幾年基于微反應(yīng)器的費(fèi)托合成技術(shù)受到廣泛重視，各國(guó)研究者在催化劑開發(fā)、微反應(yīng)器研制和工業(yè)應(yīng)用等方面取得重要進(jìn)展[21-22]。

盡管各國(guó)對(duì)費(fèi)托合成技術(shù)進(jìn)行了大量研究，并實(shí)現(xiàn)工業(yè)化，但是工程化設(shè)計(jì)和工業(yè)運(yùn)行數(shù)據(jù)報(bào)道并不多。國(guó)家能源集團(tuán)寧煤400萬(wàn)t/a煤炭間接液化廠擁有世界上規(guī)模最大的煤基費(fèi)托合成裝置，該裝置采用中科合成油技術(shù)公司的中溫費(fèi)托合成漿態(tài)床技術(shù)設(shè)計(jì)和建設(shè)[23]。盡管在此之前采用該技術(shù)在國(guó)內(nèi)建成3套16萬(wàn)t/a裝置，其中2套長(zhǎng)周期運(yùn)行對(duì)該技術(shù)進(jìn)行了驗(yàn)證和完善。但該技術(shù)大規(guī)模應(yīng)用為首次，由于裝置工藝設(shè)計(jì)復(fù)雜、技術(shù)創(chuàng)新點(diǎn)多，在實(shí)際實(shí)施和運(yùn)行過程中遇到一系列工程和技術(shù)問題。

1 費(fèi)托合成裝置簡(jiǎn)介

費(fèi)托合成是國(guó)家能源集團(tuán)寧夏煤業(yè)400萬(wàn)t/a煤炭間接液化公司的核心裝置，主要將合成氣轉(zhuǎn)化為中間產(chǎn)物，然后通過加氫精制和加氫裂化生產(chǎn)石腦油和柴油產(chǎn)品。項(xiàng)目設(shè)計(jì)年產(chǎn)油品405.2萬(wàn)t，其中柴油273.3萬(wàn)t、石腦油98.3萬(wàn)t、液化石油氣33.6萬(wàn)t。

費(fèi)托合成裝置由工藝流程和參數(shù)完全相同的兩條生產(chǎn)線組成，單條生產(chǎn)線包含催化劑還原單元、費(fèi)托合成單元、蠟過濾單元和尾氣脫碳單元各1個(gè)。催化劑還原單元主要由2個(gè)并列的還原反應(yīng)器組成。費(fèi)托合成單元主要由4個(gè)并列漿態(tài)床反應(yīng)器及配套的產(chǎn)物分離系統(tǒng)組成。1個(gè)還原反應(yīng)器匹配2個(gè)費(fèi)托合成反應(yīng)器。圖1為單條生產(chǎn)線工藝流程簡(jiǎn)圖。具體工藝流程為:來自精脫硫單元合成氣、氫氣與合成尾氣和脫碳尾氣混合后，從底部送入漿態(tài)床反應(yīng)器中，在260～275 ℃、2.9 MPa的工藝條件下，在鐵基費(fèi)托合成催化劑的表面，發(fā)生費(fèi)托合成反應(yīng)。反應(yīng)生成的較輕組分以高溫油氣形式從反應(yīng)器頂部流出，通過逐級(jí)冷卻分離得到重油、輕油、合成水及合成尾氣。重油和輕油送入餾分油汽提塔，合成水送入合成水處理單元回收含氧有機(jī)化合物。合成尾氣一部分返回反應(yīng)器繼續(xù)參與反應(yīng)，一部分作為反吹氣用于反吹反應(yīng)器內(nèi)部的蠟過濾器，剩余部分被送至脫碳單元脫CO2。生成的蠟通過設(shè)置在反應(yīng)器內(nèi)部的蠟過濾器引出反應(yīng)器，經(jīng)過減壓后被送至餾分油汽提塔。汽提塔用2.3 MPa的過熱蒸汽對(duì)輕油、重油和蠟進(jìn)行汽提分餾。分餾出的石腦油送至低溫油洗單元，重油送至加氫精制單元，蠟送至蠟過濾單元。蠟過濾單元采用葉片式過濾器，利用白土和硅藻土吸附和攔截作用，將蠟中鐵離子含量降至5 mg/L后送入加氫精制單元，與重油和來自低溫油洗的石腦油一并加氫處理。

圖1 油品合成單元工藝流程Fig.1 Process of Fischer-Tropsch synthesis

脫碳單元采用低供熱源變壓再生脫碳工藝將合成尾氣中的CO2質(zhì)量分?jǐn)?shù)降至1.5%以內(nèi)。脫碳尾氣一部分循環(huán)回反應(yīng)器，一部分送入低溫油洗單元。低溫油洗單元利用低溫高壓吸收、高溫低壓解吸和蒸餾技術(shù)，將尾氣分離得到LPG、石腦油和干氣。干氣送入尾氣處理單元回收氫氣，向全廠提供純度99.9%的氫氣。

與已建成投產(chǎn)的煤炭間接液化工廠相比，本裝置具有以下特點(diǎn):① 單臺(tái)費(fèi)托合成反應(yīng)器規(guī)模大，反應(yīng)器直徑9.6 m，高60 m;② 配置復(fù)雜，4臺(tái)并列費(fèi)托反應(yīng)器對(duì)應(yīng)一個(gè)尾氣脫碳單元和兩臺(tái)還原反應(yīng)器;③ 多臺(tái)費(fèi)托合成反應(yīng)器協(xié)同運(yùn)行、系統(tǒng)公用、管網(wǎng)互通，開停車操作困難;④ 費(fèi)托反應(yīng)器之間、反應(yīng)器和下游裝置間相互影響、相互干擾較大，降低了系統(tǒng)運(yùn)行穩(wěn)定性。

2 裝置運(yùn)行與標(biāo)定

費(fèi)托合成裝置于2016年11月在國(guó)家能源集團(tuán)寧夏煤業(yè)集團(tuán)首次試車運(yùn)行。為了考察新建費(fèi)托合成裝置的生產(chǎn)負(fù)荷和性能是否達(dá)到設(shè)計(jì)指標(biāo)，中國(guó)石油化工聯(lián)合會(huì)于2017年5月對(duì)單系列費(fèi)托成裝置進(jìn)行了72 h標(biāo)定。在72 h標(biāo)定期間，費(fèi)托合成裝置所有設(shè)備運(yùn)轉(zhuǎn)正常，新鮮合成氣平均流量125.25×104m3/h(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài))，生產(chǎn)油品15 861 t。4個(gè)漿態(tài)床反應(yīng)器的負(fù)荷分別為設(shè)計(jì)值的84.8%,89.9%,87.9%和102.5%，平均負(fù)荷為91.3%，平均噸油品消耗合成氣為 5 686 m3(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài))，略高于設(shè)計(jì)值。主要原因是尾氣轉(zhuǎn)化裝置未投用，低溫油洗單元干氣直接送入燃料氣管網(wǎng)，未回收氫氣。若投用尾氣轉(zhuǎn)化裝置，并將生產(chǎn)的氫氣送回費(fèi)托合成裝置，噸油品消耗有效合成氣將進(jìn)一步降低，可到達(dá)噸油品消耗合成氣5 398 m3(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài))。

表1 油品合成單元標(biāo)定結(jié)果
Table 1 Calibration results of Fischer-Tropsch synthesis units

性能指標(biāo)標(biāo)定值設(shè)計(jì)值轉(zhuǎn)化率(H2+CO)/%91.69≥80CH4選擇性/%2.90<4.0CO2選擇性/%14.6114.57C+3選擇性/%96.15—C5+選擇性/%92.82≥88.0噸油合成氣量/m3(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài))5 6865 461噸油合成水/t1.121.24噸油蒸汽/t4.534.52

3 裝置運(yùn)行優(yōu)化與改造

費(fèi)托合成裝置的規(guī)模是從16萬(wàn)t/a直接放大到400萬(wàn)t/a，單個(gè)漿態(tài)床反應(yīng)器的處理能力從16萬(wàn)t/a提高到50萬(wàn)t/a，直徑從5.8 m增加到9.6 m，脫碳裝置的處理能力從7.0×104m3/h提升到58.0×104m3/h，放大倍數(shù)為8.28倍，單臺(tái)循環(huán)壓縮機(jī)的合成氣處理量為84.5×104m3/h。盡管對(duì)工藝和設(shè)備布置進(jìn)行了詳細(xì)研究和優(yōu)化，但由于首次大規(guī)模應(yīng)用，缺少經(jīng)驗(yàn)，在設(shè)計(jì)過程中對(duì)單套反應(yīng)器工程放大效應(yīng)評(píng)估不足，造成旋風(fēng)分離器、換熱分離器、汽提塔、換熱器及配套機(jī)泵等無(wú)法與實(shí)際運(yùn)行工況相匹配。

3.1 高溫油氣分離

圖2為高溫油氣分離工藝流程圖。費(fèi)托反應(yīng)生成的輕質(zhì)烴類化合物、CO2、合成水等，及未反應(yīng)的合成氣離開漿態(tài)床層后進(jìn)入旋風(fēng)分離器，分離出較大的液滴、催化劑后，以高溫油氣形式從費(fèi)托合成反應(yīng)器的頂部流出，然后進(jìn)入換熱分離器與入反應(yīng)器的合成氣換熱冷卻。凝結(jié)的液相重油從換熱分離器底部流出，進(jìn)入汽提塔。氣相經(jīng)空氣冷卻器冷卻后，進(jìn)入輕質(zhì)油分離器進(jìn)行氣液分離;分離出的氣相大部分循環(huán)回費(fèi)托合成反應(yīng)器繼續(xù)參與反應(yīng)，一部分送至脫碳單元脫CO2。脫碳單元出來的氣相分兩股，一股返回到漿態(tài)床反應(yīng)器，一股送入低溫油洗單元。液相進(jìn)入油水分離器進(jìn)行氣、油和水的三相分離。輕油送入汽提塔，分離出的合成水送入合成水處理單元。

高溫油氣分離工藝中有兩個(gè)關(guān)鍵設(shè)備:旋風(fēng)分離器和換熱分離器。旋風(fēng)分離器設(shè)置在漿態(tài)床反應(yīng)器內(nèi)頂部，目的是將高溫油氣離開反應(yīng)器前，將其夾帶的蠟油液滴、細(xì)催化劑顆粒和粉末與油氣分離，避免油蠟和催化劑進(jìn)入分離系統(tǒng)堵塞設(shè)備及管線。換熱分離器主要功能是對(duì)流出反應(yīng)器的高溫油氣進(jìn)行換熱降溫，分離出重油，同時(shí)對(duì)入反應(yīng)器的反應(yīng)氣進(jìn)行加熱，回收熱量。

圖2 高溫分油氣分離工藝流程Fig.2 Process of high temperature oil-gas separation

換熱分離器采用換熱和分離合二為一的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)，內(nèi)部上端為換熱模塊，下端為分離模塊，從而實(shí)現(xiàn)將高溫油氣換熱降溫和氣液分離功能融為一體。圖3為換熱分離器結(jié)構(gòu)示意。其工作原理如下:來自反應(yīng)器的高溫油氣進(jìn)入換熱分離器內(nèi)部板式換熱模塊殼程，與流經(jīng)管程的反應(yīng)氣進(jìn)行逆流換熱。冷卻后的高溫油氣進(jìn)入下部分離模塊的折流環(huán)。高速流動(dòng)的油氣碰到折流環(huán)后，被冷凝下來的液體減速后，依靠自身重力的作用，沿著分離模塊的板壁流入下部收集槽，進(jìn)入換熱分離器底部并送出。而未完全分離的液滴再經(jīng)過分離模塊兩側(cè)的擴(kuò)壓分離時(shí)進(jìn)一步分離，這里主要利用油氣的速度差、密度差進(jìn)行分離。未凝結(jié)的油氣離開分離模塊后，沿?fù)Q熱分離分離器內(nèi)壁向上流動(dòng)，并從其上側(cè)面流出。

圖3 換熱分離器結(jié)構(gòu)示意Fig.3 Structure of heat-exchange separator

在實(shí)際運(yùn)行過程中，旋風(fēng)分離器前后壓差較小，換熱分離器運(yùn)行關(guān)鍵參數(shù)逐漸偏離設(shè)計(jì)值。表2為裝置運(yùn)行3 000 h后，換熱分離器關(guān)鍵參數(shù)設(shè)計(jì)值與實(shí)際值的對(duì)比分析結(jié)果。由表2可知，冷熱流體進(jìn)出口溫差(95～115 ℃)遠(yuǎn)低于設(shè)計(jì)值(139 ℃)，而熱流體進(jìn)出口溫差相反。熱流體進(jìn)出口壓降達(dá)到設(shè)計(jì)值的4.2倍，且熱流體出口溫度也隨壓降的升高而上升，最高達(dá)到175 ℃，超過設(shè)計(jì)值45 ℃。導(dǎo)致大量重油被帶入輕質(zhì)油分離系統(tǒng)，在空冷管束中沉積導(dǎo)致其堵塞，輕油泵超負(fù)荷運(yùn)行(實(shí)際量最高時(shí)是設(shè)計(jì)值的6倍)等問題。另外，換熱分離器換熱效率降低，導(dǎo)致進(jìn)入空冷器的油氣溫度由設(shè)計(jì)值120 ℃增加到150 ℃，造成油氣空冷器、輕油加熱器、重油加熱器及輕油泵機(jī)泵等設(shè)備能耗大幅增加，初步測(cè)算滿負(fù)荷工況下每年能耗損失約1億元。

表2 換熱分離器實(shí)測(cè)值與設(shè)計(jì)值對(duì)比
Table 2 Comparison of designed and measured values of the heat-exchange separator

參量熱流體設(shè)計(jì)值實(shí)際值冷流體設(shè)計(jì)值實(shí)際值入口溫度/℃2702658070出口溫度/℃125148219175進(jìn)出口溫差/℃14511713995入口壓力/MPa2.752.903.103.10出口壓力/MPa2.702.693.073.07進(jìn)出口壓降/MPa0.050.210.030.03

為探明導(dǎo)致?lián)Q熱分離器失常的原因，對(duì)換熱分離器內(nèi)部進(jìn)行檢查，發(fā)現(xiàn)催化劑顆粒/粉末與凝結(jié)的油蠟形成黏結(jié)物沉積在換熱板表面，尤其沉積在下部分離模塊的絲網(wǎng)和折流板上。為進(jìn)一步查找原因，分析了反應(yīng)器出口高溫油氣的催化劑含量，發(fā)現(xiàn)其達(dá)到300 mg/m3以上，是設(shè)計(jì)值的3倍。綜合上述現(xiàn)象，認(rèn)為費(fèi)托合成反應(yīng)器中旋風(fēng)分離器氣固分離效果差，導(dǎo)致大量細(xì)催化劑顆粒隨高溫油氣進(jìn)入換熱分離器內(nèi)部。高溫油氣與入反應(yīng)器的反應(yīng)氣換熱降溫后，催化劑與油蠟形成黏結(jié)物，沉積在換熱板之間，導(dǎo)致?lián)Q熱模塊和分離模塊阻塞換熱和分離效率下降，使得出口油氣溫度升高，并伴隨換熱分離器熱流體進(jìn)出口壓差增大，造成換熱模塊破裂，高溫油氣“短路”，進(jìn)一步惡化換熱分離效果。最終導(dǎo)致?lián)Q熱分離器操作困難，重油無(wú)法被分離下來而隨油氣進(jìn)入輕質(zhì)油分離系統(tǒng)。

針對(duì)以上問題，從提高旋風(fēng)分離器的分離效率和改變換熱分離器結(jié)構(gòu)兩方面入手，改善高溫油氣分離效率。衡量旋風(fēng)分離器效果的一個(gè)重要參數(shù)就是旋風(fēng)效率。增加入口氣體流速是提高旋風(fēng)分離器的效率的重要手段之一[25]。主要通過增加旋風(fēng)分離器數(shù)量，減小其尺寸，提高入口油氣氣速，從而達(dá)到提高分離效率的目的。原反應(yīng)器頂部設(shè)置10個(gè)旋風(fēng)分離器，入口速度約為9.63 m/s;改造后反應(yīng)器頂部旋風(fēng)分離器個(gè)數(shù)增加4倍并減小尺寸，旋風(fēng)分離器入口速度提高至19.46 m/s，采用Shepherd和Lapple法[26]計(jì)算旋風(fēng)分離器的壓降約為30 kPa;最終確定將旋風(fēng)分離器壓降控制在30～50 kPa，入口氣相流速提高2倍，顯著減少了高溫油氣中夾帶的催化劑顆粒量，避免了換熱分離器的堵塞。

同時(shí)，拆除了分離模塊下部四周的絲網(wǎng)，確保換熱分離器熱流體進(jìn)出口壓差接近正常范圍;調(diào)整外側(cè)多孔板間距，將孔板間距增大一倍，減少高溫油氣阻力，降低設(shè)備被催化劑堵塞風(fēng)險(xiǎn)。分離模塊下部的折流板更換為高效TP波紋板，縮小板間隙，并增加尺寸，分離模塊的波紋板面積比原來增加了0.95 m2。

通過技術(shù)改造，換熱分離器熱流體出口溫度由145 ℃降低至130 ℃，進(jìn)出口壓差由0.21 MPa降低至0.09 MPa。旋風(fēng)分離器分離效率得到改善，高溫油氣夾帶催化劑量明顯減少，各項(xiàng)運(yùn)行指標(biāo)已接近設(shè)計(jì)值，實(shí)現(xiàn)了重油、輕油和和合成水的有效分離。

3.2 汽提塔

來自費(fèi)托合成反應(yīng)器的輕油、重油和蠟在汽提塔內(nèi)經(jīng)充分傳質(zhì)、傳熱后，進(jìn)行蠟、重油、輕油、水、氣分離。圖4為餾分油汽提部分工藝流程簡(jiǎn)圖。塔頂分離出的釋放氣、石腦油送至低溫油洗單元，中段分離出的重油送至加氫精制單元，塔底蠟送至蠟過濾單元。在正常操作條件下，以2.3 MPa蒸汽為汽提介質(zhì)，經(jīng)過汽提和分餾得到輕油、重油和蠟。同時(shí)，將各餾分中溶解的輕組分解析出來，滿足下游油品加工裝置要求。汽提塔操作穩(wěn)定性受換熱分離器運(yùn)行狀況影響，當(dāng)換熱分離器操作發(fā)生波動(dòng)，重油容易帶水或分離不出重油，進(jìn)而引起汽提塔塔底溫度出現(xiàn)波動(dòng)，造成蠟帶輕組分使蠟泵氣蝕不能正常運(yùn)行，送至蠟原料罐時(shí)還會(huì)使原料罐有超壓的風(fēng)險(xiǎn)。

圖4 汽提塔工藝流程Fig.4 Process of the stripping tower

導(dǎo)致上述問題的主要原因是汽提塔未設(shè)置輔助加熱設(shè)備，完全依靠進(jìn)汽提塔的3股物料的熱量實(shí)現(xiàn)費(fèi)托合成油再分餾，導(dǎo)致裝置實(shí)際操作彈性非常有限。在原設(shè)計(jì)工藝中，費(fèi)托合成反應(yīng)器無(wú)法在投料開車階段進(jìn)行催化劑還原，而還原反應(yīng)器每次還原的催化劑的量只有費(fèi)托合成反應(yīng)器滿負(fù)荷運(yùn)行時(shí)催化劑保有量的25%，導(dǎo)致每次開車時(shí)費(fèi)托合成單元經(jīng)歷較長(zhǎng)時(shí)間達(dá)到滿負(fù)荷，導(dǎo)致投料開車初期汽提塔無(wú)法建立物料和熱量平衡，尤其當(dāng)費(fèi)托合成產(chǎn)品結(jié)構(gòu)發(fā)生變化時(shí)，維持裝置熱量平衡變得十分困難。

費(fèi)托合成裝置投用后，中間產(chǎn)物產(chǎn)品結(jié)構(gòu)與設(shè)計(jì)值相比，出現(xiàn)較大偏移。圖5為費(fèi)托合成裝置實(shí)際產(chǎn)品結(jié)構(gòu)與設(shè)計(jì)值對(duì)比結(jié)果。由圖5可知，輕油和重油產(chǎn)量增加，而蠟產(chǎn)量降低。原設(shè)計(jì)輕油泵、輕油加熱器、重油加熱器無(wú)法滿足實(shí)際工況，導(dǎo)致輕油無(wú)法及時(shí)輸出，蠟產(chǎn)量減少無(wú)法給重油提供足夠的熱量，重油進(jìn)汽提塔溫度偏低，使得汽提塔無(wú)法建立能量平衡。另外，換熱分離器分離效果差，底部送出的重油帶水，進(jìn)一步惡化了汽提塔運(yùn)行狀況。

圖5 費(fèi)托合成產(chǎn)物設(shè)計(jì)值與實(shí)測(cè)值對(duì)比Fig.5 Comparison of the designed and measured values of Fischer-Tropsch synthesis products

針對(duì)以上問題，主要從控制分離器中重油溫度和提高汽提塔重油進(jìn)料溫度兩個(gè)方面進(jìn)行調(diào)整。一方面，通過對(duì)重質(zhì)油中的水含量分析，確定換熱分離器中水的平衡分壓控制在0.26～0.32 MPa時(shí)，合成水不凝結(jié)，且輕質(zhì)油中不含重油。同時(shí)將換熱分離器底部重油溫度控制在128～135 ℃。另一方面，增加重油加熱器換熱面積，由原設(shè)計(jì)的142 m2增加至580 m2，保證重油進(jìn)入汽提塔的溫度不小于170 ℃。通過以上手段，實(shí)現(xiàn)了汽提塔熱量再平衡，塔底釜溫維持在200 ℃以上。

3.3 費(fèi)托合成反應(yīng)器與脫碳單元匹配

費(fèi)托合成尾氣中除了未反應(yīng)完的合成氣和生成的C1～C8的低碳烴(既有烷烴也有烯烴)外，還有CO2，其中CO2摩爾分?jǐn)?shù)約15%，低碳烴摩爾分?jǐn)?shù)約20%。脫碳單元的作用是將循環(huán)回反應(yīng)器的合成尾氣中的CO2脫除至≤2.0%，以保持費(fèi)托合成反應(yīng)器入口反應(yīng)氣中CO2含量處于合理的水平，保證反應(yīng)氣轉(zhuǎn)化深度達(dá)到設(shè)計(jì)值。由于費(fèi)托合成尾氣中含有約20%低碳烴，為盡量減少烴類損失，本裝置選擇熱鉀堿法脫碳工藝。本裝置為4臺(tái)費(fèi)托合成反應(yīng)器對(duì)應(yīng)一套尾氣脫碳裝置。在這種工藝中，4臺(tái)費(fèi)托合成反應(yīng)器的合成尾氣平行進(jìn)入脫碳裝置，造成費(fèi)托反應(yīng)器出口壓力不僅與負(fù)荷、催化劑性能、循環(huán)氣量有關(guān)系，還與脫碳系統(tǒng)入口壓力相關(guān)。另外，2臺(tái)費(fèi)托合成反應(yīng)器配置1臺(tái)還原反應(yīng)器，決定了4臺(tái)反應(yīng)器內(nèi)的催化劑性能無(wú)法保持一致，因此各費(fèi)托合成反應(yīng)器出口壓力也難以一致。在實(shí)際生產(chǎn)過程中，反應(yīng)器新添加合成催化劑后，催化劑活性好，合成氣轉(zhuǎn)化率高，尾氣中CO2含量也較高，但與其他反應(yīng)器相比，進(jìn)入脫碳裝置的合成尾氣壓力偏低。在脫碳裝置入口壓力一定的條件下，送往脫碳單元的合成尾氣量相對(duì)減少，影響裝置的操作。

為解決該問題，將各費(fèi)托合成反應(yīng)器出口壓力控制在2.3 MPa，再通過調(diào)節(jié)各反應(yīng)器循環(huán)氣壓縮機(jī)一段進(jìn)氣量控制各反應(yīng)器送入脫碳單元的合成尾氣流量。當(dāng)合成尾氣中CO2含量較低時(shí)，適當(dāng)減少該系列循環(huán)氣壓縮機(jī)一段進(jìn)口氣量，在壓縮機(jī)轉(zhuǎn)速不變的情況下，一段進(jìn)氣量降低，壓縮機(jī)二段進(jìn)氣會(huì)自動(dòng)增加，從而實(shí)現(xiàn)了調(diào)控該系列送入脫碳裝置的合成尾氣量，改善了裝置運(yùn)行穩(wěn)定性。

4 結(jié)論和展望

將煤炭高效轉(zhuǎn)化為清潔燃料和化工品是我國(guó)煤炭資源利用的一個(gè)重要方式。國(guó)家能源集團(tuán)寧煤400萬(wàn)t/a煤間接液化項(xiàng)目建成投產(chǎn)填補(bǔ)了國(guó)內(nèi)在大型煤炭間接液化方面的空白，通過近兩年的技術(shù)攻關(guān)和改造，解決了很多制約裝置安全穩(wěn)定運(yùn)行的技術(shù)瓶頸，但距離優(yōu)質(zhì)高效運(yùn)行還有一定距離。下一步將圍繞提高費(fèi)托反應(yīng)器頂部旋風(fēng)分離器分離效果，優(yōu)化高溫油氣分離工藝，降低能耗，突破費(fèi)托合成裝置系列多、操作復(fù)雜等難題開展技術(shù)攻關(guān)，降低了裝置能耗。

同時(shí)，國(guó)內(nèi)間接液化技術(shù)在大型化后的系統(tǒng)協(xié)同優(yōu)化、產(chǎn)物高效分離、關(guān)鍵設(shè)備的國(guó)產(chǎn)化等方面還需要進(jìn)行研究和攻關(guān)，主要包括:

(1)強(qiáng)化煤炭間接液化過程放大中遇到的工程技術(shù)基礎(chǔ)研究，集中力量解決我國(guó)煤制油大型裝備設(shè)計(jì)、制造與安裝的關(guān)鍵技術(shù)問題，如單臺(tái)合成反應(yīng)器產(chǎn)能提升，包括大型反應(yīng)器優(yōu)化和工程放大以及匹配的高效催化劑等。

(2)煤制油項(xiàng)目產(chǎn)品結(jié)構(gòu)單一，經(jīng)濟(jì)效益受國(guó)際油價(jià)波動(dòng)影響嚴(yán)重。隨著國(guó)內(nèi)外能源市場(chǎng)的急劇變化，現(xiàn)有費(fèi)托油品加工裝置的產(chǎn)品結(jié)構(gòu)已不能適應(yīng)市場(chǎng)的需求。開發(fā)多樣性的產(chǎn)品加工技術(shù)，優(yōu)化產(chǎn)品結(jié)構(gòu)，形成以生產(chǎn)柴油為基礎(chǔ)，聯(lián)產(chǎn)基礎(chǔ)潤(rùn)滑油、特種燃料、中高熔點(diǎn)蠟、α-烯烴等高附加值化學(xué)品的集成工藝路線勢(shì)在必行。

(3)催化劑是提高裝置穩(wěn)定運(yùn)行和產(chǎn)品收率，降至生產(chǎn)成本的關(guān)鍵因素。目前費(fèi)托合成催化劑性能有待提升，提高與反應(yīng)器匹配性，使得裝置效益最大化，須加快新一代自主知識(shí)產(chǎn)權(quán)高性能鐵基催化劑的研發(fā)工作，開發(fā)壽命更長(zhǎng)、噸催化劑產(chǎn)油量更高的工業(yè)催化劑。