臧慶安，劉艷升，張洪濤

(國家能源集團(tuán)化工部，北京 100011)

隨著我國國民經(jīng)濟(jì)的飛速發(fā)展，對石油和化工原材料的需求逐年增長，傳統(tǒng)上以石油為主體的煉油和石油化工對石油進(jìn)口的依存度逐年增加?；谖覈蜌鈪T乏、煤炭相對豐富的資源稟賦特點(diǎn)，隨著石油進(jìn)口依存度迅速提高，我國能源安全已成為不可回避的現(xiàn)實(shí)問題。尋求石油替代資源、開發(fā)新能源形式、改革原料供給結(jié)構(gòu)是我國擺脫國際市場掣肘、保持國民經(jīng)濟(jì)可持續(xù)發(fā)展的緊要任務(wù)。

煤化工可生產(chǎn)幾乎所有種類的石油產(chǎn)品。我國的煤和天然氣資源均比石油資源豐富，其中煤資源占能源消費(fèi)結(jié)構(gòu)的約70%[1-6]，盡管煤化工相對于石油加工存在技術(shù)成熟度低的缺點(diǎn)，但依據(jù)國情在我國卻成為最為適合的石油替代資源。21世紀(jì)煤化工技術(shù)的發(fā)展直接關(guān)系到我國的能源戰(zhàn)略安全和基本有機(jī)化工原料的供給，并且其經(jīng)濟(jì)意義不可估量[7]。實(shí)現(xiàn)煤炭潔凈、高效、經(jīng)濟(jì)的綜合利用具有重大的現(xiàn)實(shí)和戰(zhàn)略意義。

為了發(fā)展我國的煤制油技術(shù)與工程，在綜合調(diào)研國內(nèi)外煤制油技術(shù)的基礎(chǔ)上，煤直接液化項(xiàng)目博采眾長，由中國石化工程建設(shè)公司進(jìn)行設(shè)計(jì)，建成了目前世界最大的煤制油項(xiàng)目——煤直接液化示范工程，并于2008年12月31日打通全部流程，生產(chǎn)出合格的液化油燃料。

本研究以該項(xiàng)目標(biāo)定報(bào)告數(shù)據(jù)為基準(zhǔn)，選擇適宜的熱力學(xué)物性模型，應(yīng)用Aspen One軟件中的Hysys軟件，模擬煤液化油高壓和中壓閃蒸分離過程，并分析高壓和中壓閃蒸分離工藝的操作效果。

1 煤直接液化技術(shù)簡介

直接液化工藝特征是洗精煤從廠外經(jīng)皮帶機(jī)輸送入備煤裝置并加工成煤液化裝置所需的煤粉；催化劑原料在催化劑制備裝置加工，生產(chǎn)的催化劑固體與供氫溶劑制成液態(tài)催化劑油煤漿送至煤液化裝置。煤粉、催化劑以及供氫溶劑，在高溫、高壓、臨氫條件和催化劑作用下發(fā)生裂化反應(yīng)生成煤液化油，然后再通過加氫穩(wěn)定、加氫改質(zhì)、精制等過程，脫除煤液化油中氮、氧、硫等雜原子并提高油的品質(zhì)。煤直接液化過程包括備煤、催化劑制備、液化和加氫提質(zhì)等單元。直接液化工藝流程示意見圖1。

圖1 煤直接液化工藝流程示意

2 煤直接液化產(chǎn)物分離工藝特點(diǎn)

2.1 煤液化產(chǎn)物分離工藝流程

圖2為煤直接液化反應(yīng)產(chǎn)物的分離工藝流程示意。反應(yīng)生成物(煤直接液化油)作為熱高壓分離(簡稱高分)罐(D201)的進(jìn)料，閃蒸進(jìn)行初步分離，其頂部物流進(jìn)入溫高分罐(D202)進(jìn)行深度分離，罐底物流進(jìn)入熱中壓分離(簡稱中分)罐(D205)；在熱中分分離后，罐頂物流與溫高分罐(D202)罐底物流混合并經(jīng)換熱器換熱后進(jìn)入溫中分罐(D206)，溫中分罐罐底物流部分作為急冷油由泵打入進(jìn)料流股中，部分作為常壓塔進(jìn)料(中端進(jìn)料口)，熱中分罐罐底物流亦作為常壓塔進(jìn)料(底端進(jìn)料口)；溫高分罐罐頂物流經(jīng)換熱后進(jìn)入冷高分罐(D203)冷凝分離，其未凝氣相進(jìn)入膜分離裝置回收循環(huán)氫，液相物流進(jìn)入冷中分罐(D207)，溫中分罐(D206)罐頂物流經(jīng)換熱后也進(jìn)入冷中分罐(D207)，在冷中分罐(D207)罐頂分離出液化氣，罐底物流進(jìn)入常壓塔(頂端進(jìn)料口)。

圖2 煤直接液化反應(yīng)產(chǎn)物分離流程示意

2.2 液化產(chǎn)物分離流程特點(diǎn)

反應(yīng)產(chǎn)物分離流程具有以下工藝特點(diǎn)：①采用優(yōu)質(zhì)供氫溶劑，確保裝置長期穩(wěn)定運(yùn)轉(zhuǎn)。煤液化的循環(huán)溶劑是由常、減壓塔的不同餾分混合而成，各餾分的摻混比例不同會對循環(huán)溶劑的性質(zhì)，以及油煤漿的黏度、液化反應(yīng)性能等都產(chǎn)生巨大的影響。②采用減壓蒸餾分離固液物相。煤液化反應(yīng)生成物中，除了含有液化生成油外，還含有大量的固體殘?jiān)?包括灰、未轉(zhuǎn)化的煤和催化劑)以及瀝青類。因此，對煤液化反應(yīng)生成物的固液分離，是煤液化工藝的一個(gè)重要部分。

3 液化產(chǎn)物分離流程模擬與分析

高壓、含固、含氫、油品體系的熱力學(xué)物性以及相平衡性質(zhì)的預(yù)測一直以來是熱力學(xué)研究的難點(diǎn)。首先液化油液相中氫溶解度存在不均衡現(xiàn)象；其次，煤液化油的不飽和度極高，其中富含大量的芳烴、烯烴、焦質(zhì)、瀝青質(zhì)以及殘?zhí)康?，傳統(tǒng)飽和度高的石油餾分特征化模型對煤液化油的適用性欠佳，目前，尚未形成可靠的針對煤液化油的計(jì)算模型和計(jì)算經(jīng)驗(yàn)。另一方面，煤液化油體系內(nèi)部含有大量的高熱容固體，占減壓渣油的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為48%～50%，這些固體與體系中的組分，尤其是水，對氣液相平衡的影響目前未見文獻(xiàn)報(bào)道，但有一點(diǎn)可以肯定，固體雖然很難揮發(fā)，但其熱容遠(yuǎn)高于液體。在相平衡的計(jì)算中，如果不考慮固體的存在，則由于固體吸熱和放熱，會使平衡汽化計(jì)算得到的汽化率增加以及平衡冷凝計(jì)算得到的汽化率降低，或者汽化溫度發(fā)生變化。另外，在停留時(shí)間相對較短的單元容器中的氣液操作，平衡冷凝計(jì)算結(jié)果將出現(xiàn)氣相溫度低于液相溫度的情況，例如熱中分罐(D205)的標(biāo)定結(jié)果中氣相溫度為403.67 ℃，液相溫度為407.08 ℃，兩者相差3.41 ℃。

現(xiàn)代平衡級分離過程采用相平衡計(jì)算，此時(shí)平衡溫度按照407.08 ℃計(jì)算，則汽化率增加，若按403.67 ℃計(jì)算，則汽化率降低。熱中分罐(D205)的溫度變化將對常壓塔3股進(jìn)料(中壓油煤漿、溫中壓油、冷中壓油)的流量影響較大，嚴(yán)重影響常、減壓塔的操作以及重液化油的拔出率。

高壓、含氫油品體系的熱力學(xué)模型方法和石油物性關(guān)聯(lián)選擇對于流程模擬計(jì)算的可靠性是最重要的內(nèi)容。對于任何新體系的流程模擬計(jì)算，首要的工作是選擇、修正和開發(fā)適宜的熱力學(xué)物性方法。

3.1 適宜相平衡預(yù)測方法的選擇

對于油品分離體系，流程模擬軟件首推的熱力學(xué)相平衡模型為普遍化關(guān)聯(lián)和兩參數(shù)狀態(tài)方程。而高壓含氫、干氣、液化氣和復(fù)雜餾分的體系，所有流程模擬軟件均推薦采用普遍化關(guān)聯(lián)：Chao-Seader模型(不含氫)和Grayson-Streed模型(含氫)。對于低壓體系，推薦采用Brown K10模型。對于高壓輕烴體系，普遍推薦兩參數(shù)SRK和PR狀態(tài)方程。

楊春雪等[2]已經(jīng)證明了Aspen軟件的Grayson-Streed模型不適于煤液化高壓體系的預(yù)測，因此本研究僅考察PROⅡ軟件和Hysys軟件中的適用普遍化關(guān)聯(lián)和兩參數(shù)狀態(tài)方程?？蛇x的熱力學(xué)模型如表1所示。

表1 選用的熱力學(xué)相平衡模型

3.2 裝置產(chǎn)物流率的計(jì)算

表2為裝置氣體產(chǎn)物的組成，表3為裝置液體產(chǎn)物的密度和餾程。

表2 裝置氣體產(chǎn)物組成 φ，%

表3 裝置液體產(chǎn)物的密度和餾程

此外，煤液化反應(yīng)過程進(jìn)水量為13 651.0 kg/h；減壓渣油中固體質(zhì)量分?jǐn)?shù)為46.03%，按照減壓渣油產(chǎn)量143 194.0 kg/h計(jì)，折算出反應(yīng)器夾帶的固體量為65 912 kg/h。但在實(shí)際過程中，從D201到D207，閃蒸過程的壓力變化極大，霧沫夾帶嚴(yán)重，從第二液化反應(yīng)器實(shí)際夾帶的固體量高于65 912 kg/h，且具體值無法估計(jì)。

按照流程物料走向，依據(jù)各氣體產(chǎn)物的組成(見表2)和各油品的餾程(見表3)，應(yīng)用流程模擬軟件得到的結(jié)果如表4所示，構(gòu)成了流程模擬計(jì)算的基礎(chǔ)。

表4 反應(yīng)產(chǎn)物分離后的物流流率 kg/h

3.3 高分和中分工段的模擬計(jì)算

就煤直接液化工藝來講，與煉油過程的催化裂化、延遲焦化過程工藝更為相近，其反應(yīng)具有高溫的特點(diǎn)。高分和中分工段快速中止反應(yīng)、防止生焦和最大程度為油品分餾過程提供熱源，提高裝置的液化油收率和氫氣的回收率是操作的核心，因此可靠的模擬計(jì)算是重要基礎(chǔ)。

3.3.1 模型選擇就本研究的目標(biāo)來講，對高分和中分工段的模擬計(jì)算需要確定以下3方面：①可靠性最高的流程模擬軟件及其熱力學(xué)模型；②冷中壓油、溫中壓油和中壓油煤漿的常壓塔進(jìn)料量及其物流餾程；③高分和中分工段的工藝條件對液化油總收率的影響。

高分和中分工段的操作是在壓力2.7～18 MPa下對含氫、固體、氣體和嚴(yán)重不飽和的重質(zhì)油品進(jìn)行處理。適宜熱力學(xué)模型的選擇直接影響油品分餾塔操作的效果，決定常壓塔進(jìn)料的流量和組成，是液化油分離過程的關(guān)鍵。

不同流程模擬軟件針對某一體系采用相同熱力學(xué)模型時(shí)模擬出來的結(jié)果不同，這是因?yàn)檫@些流程模擬軟件在采用熱力學(xué)模型時(shí)都使用了自己的參數(shù)，因此在模擬煤液化常、減壓分餾部分時(shí)必須考察各種適宜的熱力學(xué)模型，并選擇最優(yōu)的熱力學(xué)模型，確保軟件模擬結(jié)果的準(zhǔn)確性。本研究采用Hysys和PROⅡ兩種常用的商業(yè)流程模擬軟件，對反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過熱高分、溫高分、冷高分、熱中分、溫中分和冷中分6個(gè)分離器后進(jìn)入常、減壓塔的步驟進(jìn)行模擬，考察熱力學(xué)模型的適用性。

以煤液化反應(yīng)器的反應(yīng)產(chǎn)物作為高分和中分工段的原料，規(guī)定6個(gè)分離器的操作條件為實(shí)際操作條件并保持不變，如表5所示，得到在Hysys和PROⅡ軟件模擬時(shí)采用不同熱力學(xué)模型(見表1)下的常壓塔3股物流(冷中壓油、溫中壓油和中壓油煤漿)的進(jìn)料量，并與實(shí)際值進(jìn)行比較，如表6所示，藉此選擇與實(shí)際結(jié)果較為接近的熱力學(xué)模型。

表5 分離的操作條件

表6 常壓塔3股物流進(jìn)料量實(shí)際值與模擬值的對比 kg/h

由表6可以看出：Hysys軟件中GS模型的結(jié)果中溫中壓油的進(jìn)料量為負(fù)值，這是絕對錯(cuò)誤的，因而可以將GS模型排除；另外Hysys中GS和PR以及PROⅡ中SRK，GSE，GS，IGS對冷中壓油的進(jìn)料模擬結(jié)果與實(shí)際值偏差較大；而對中壓油煤漿，各模型中Hysys的PRSV，SRK模擬結(jié)果與實(shí)際值最為接近；考察溫中壓油時(shí)，結(jié)果最好的是PROⅡ的SRK模型。綜合上述常壓塔3股物流的進(jìn)料量以及總進(jìn)料量的模擬結(jié)果，確定模擬結(jié)果最接近實(shí)際情況的熱力學(xué)模型為Hysys軟件中的PRSV和SRK。

圖3～圖5分別為冷中壓油、溫中壓油和中壓油煤漿3股常壓塔進(jìn)料的餾程模擬數(shù)據(jù)。由圖3～圖5可以看出，Hysys軟件在對煤液化油品進(jìn)行模擬計(jì)算上獨(dú)具特色，數(shù)據(jù)的連續(xù)性和一致性較PROⅡ軟件更好。因此本研究選用Hysys軟件的PRSV方程進(jìn)行高分和中分工段的工藝條件計(jì)算與優(yōu)化。

圖3 冷中壓油實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線

圖4 溫中壓油實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線

圖5 中壓油煤漿實(shí)沸點(diǎn)蒸餾曲線

3.3.2 模擬計(jì)算結(jié)果應(yīng)用PRSV狀態(tài)方程對高分和中分工段進(jìn)行模擬計(jì)算。

(1)對熱高分閃蒸過程中D201罐進(jìn)行模擬計(jì)算，結(jié)果見表7。標(biāo)定結(jié)果：煤液化油離開第二煤液化反應(yīng)器的溫度為461.30 ℃，經(jīng)與約98 t/h的溫中分油換熱冷卻，D201罐的操作溫度為416.30 ℃。

表7 D201罐的模擬結(jié)果

(2)對溫高分閃蒸過程中D202罐進(jìn)行模擬計(jì)算，結(jié)果見表8。標(biāo)定結(jié)果：離開熱高分罐(D201)的氣相物流溫度為415.58 ℃，經(jīng)過換熱器E201和E203兩級換熱后，D202罐的操作溫度為279.00 ℃?？紤]兩臺換熱器的壓降，D202罐的操作壓力為18.50 MPa。

表8 D202罐的模擬結(jié)果

E201和E203總的取熱負(fù)荷為70.96 GJ/h。由于未進(jìn)行換熱器計(jì)算，兩臺冷卻器各自的取熱負(fù)荷未進(jìn)行計(jì)算。

(3)對冷高分閃蒸過程中D203罐進(jìn)行模擬計(jì)算，結(jié)果見表9。標(biāo)定結(jié)果：離開溫高分罐(D202)的氣相物流溫度為279.00 ℃，經(jīng)過空氣冷卻器(A201)冷卻后，D203罐的操作壓力為18.30 MPa、溫度為54.20 ℃。A201的總?cè)嶝?fù)荷為73.95 GJ/h。

表9 D203罐的模擬結(jié)果

(4)對熱中分閃蒸過程中D205罐進(jìn)行模擬計(jì)算，結(jié)果見表10。標(biāo)定結(jié)果：離開熱高分罐(D201)的閃蒸罐罐底油經(jīng)過壓力從18.76 MPa降到2.70 MPa后，由于固體的大量存在(固體放熱和停留時(shí)間很短)，使得D205罐的氣相物流溫度與液相物流溫度產(chǎn)生差異，其中氣相物流溫度為403.00 ℃，液相物流溫度為407.72 ℃。

由表10可以看出，按照平衡級模擬操作溫度為407.72 ℃。模擬結(jié)果與實(shí)際操作的液相溫度十分接近。

表10 D205罐的模擬結(jié)果

(5)對溫中分閃蒸過程中D206罐進(jìn)行模擬計(jì)算，結(jié)果見表11。標(biāo)定結(jié)果：D206罐操作壓力為2.70 MPa，溫度為203.20 ℃。溫中壓油進(jìn)常壓塔的流量僅為30 t/h左右。

表11 D206罐的模擬結(jié)果

(6)對冷中分閃蒸過程中D207罐進(jìn)行模擬計(jì)算，結(jié)果見表12。標(biāo)定結(jié)果：D207罐操作壓力為1.79 MPa，溫度為52.40 ℃。冷中壓油的產(chǎn)量為52 t/h左右，液化氣的產(chǎn)量為9 t/h。

表12 D207罐的模擬結(jié)果

模擬得到的液化氣產(chǎn)量比實(shí)際值略高，冷中壓油的產(chǎn)量較實(shí)際標(biāo)定值高出1倍，這是由油品表征方法、含氫高壓體系輕烴熱力學(xué)模型的計(jì)算誤差、分析與標(biāo)定誤差、以及上游裝置計(jì)算偏差累計(jì)的結(jié)果4方面引起的，詳細(xì)說明如下：

①油品表征方法：當(dāng)前的油品特征化方法是基于飽和度極高的原油開發(fā)的，這些模型對于重芳烴含量高、H/C比低、烴飽和度低的煤液化油體系的適應(yīng)性較差，基礎(chǔ)研究工作上存在較大的缺口，因此對于煤液化油的油品特征化表征的研究是重要的基礎(chǔ)研究領(lǐng)域。

②高壓、含氫、含固體系的熱力學(xué)方法一直是熱力學(xué)研究的難點(diǎn)。Grayson-Streed模型雖然被廣泛推薦，但模型預(yù)測的精度對煤液化反應(yīng)過程的預(yù)測尚存在較大的偏差。在這一基礎(chǔ)研究領(lǐng)域，需要加大力度發(fā)展。

③分析標(biāo)定過程數(shù)據(jù)的一致性較差，采樣點(diǎn)少，許多關(guān)鍵的中間數(shù)據(jù)在設(shè)計(jì)中未予考慮和未設(shè)置采樣點(diǎn)，對工業(yè)規(guī)模的示范裝置操作分析的難度大大增加。

④D203罐和D207罐的模擬累積了上游全部的模擬誤差和工藝操作波動，尤其是對閃蒸過程霧沫夾帶目前尚無法考慮。按照所研究的體系、壓力級別和溫度范圍，閃蒸罐內(nèi)部的霧沫夾帶是十分顯著的。因此下游的操作結(jié)果誤差較大是全流程模擬計(jì)算的必然結(jié)果，尤其對于氫氣、干氣、輕油和液化氣等豐度極高的體系。

4 模擬結(jié)果在實(shí)際工藝中的應(yīng)用探討

高壓和中壓閃蒸分離工段是煤液化反應(yīng)與氫氣分離、液化氣分離和油品分離過程的中間環(huán)節(jié)，其操作效果直接關(guān)聯(lián)著循環(huán)氫的收率、干氣和液化氣的產(chǎn)率、液化輕油和液化重油的收率和全裝置的能耗，是煤液化產(chǎn)物分離過程的核心。

閃蒸過程的分離能力有限，僅為一個(gè)平衡級，其分離效果直接與汽(液)化率相關(guān)。汽(液)化率越高，其氣相組成與液相組成越相近，分離效果越差。對于工藝工程操作而言，汽(液)化率意味著產(chǎn)量，氣、液相組成的變化意味著分離效果不同，兩者互相矛盾，關(guān)鍵的調(diào)控變量是汽(液)化率。任何閃蒸操作過程的設(shè)計(jì)均需面對這一矛盾。

高壓和中壓閃蒸分離工段面臨著另一個(gè)重要矛盾是壓力級別的損失問題。就本研究考察的煤直接液化反應(yīng)而言，操作壓力為18.60 MPa。形成這一壓力的能耗極高，在產(chǎn)品分離過程中如何回收這樣高壓力級別裝置的能耗至關(guān)重要，但面臨著兩類分離技術(shù)對壓力級別要求的矛盾：氣體冷分離過程需要較高的壓力級別和較低的溫度，而油品的熱分離過程操作壓力越低和溫度越高越好(相對揮發(fā)度大)。因此如何設(shè)置閃蒸流程，需要幾級閃蒸過程，甚至反應(yīng)產(chǎn)物組成發(fā)生變化所需要的閃蒸流程組合也不相同，均需要具體問題具體分析。

作為大規(guī)模的工業(yè)示范裝置，現(xiàn)有流程操作的靈敏度太高，穩(wěn)定操作較為困難。

在本研究的流程模擬計(jì)算過程中，逐漸發(fā)現(xiàn)現(xiàn)有流程存在的問題。其中最重要的是D201的操作，其直接關(guān)聯(lián)著溫中壓急冷油的循環(huán)量和氫氣/干氣的循環(huán)量，以及固相與液化氣/油品的分離效果。

4.1 關(guān)于D201罐的操作

嚴(yán)格來講，D201罐是一個(gè)中間緩沖罐，其目的是通過溫中壓急冷油快速降低反應(yīng)溫度，終止副反應(yīng)引起的生焦問題，實(shí)現(xiàn)氣固分離、氣相和油相分離的復(fù)雜過程。按照原設(shè)計(jì)和當(dāng)前的操作，可使反應(yīng)油氣體系產(chǎn)生35～45 ℃的溫降。D201罐的操作溫度越高，越有利于后續(xù)油品分離，但存在著發(fā)生生焦副反應(yīng)的可能。

霧沫夾帶攜帶固體是D201罐最致命的問題，直接影響高分工段的操作。由于反應(yīng)部分夾帶的固體顆粒粒徑較小，密度較低，氣體與液體/固體完全分離極為困難。由于D201罐操作壓力無顯著變化，在此建議：D201罐宜采用較大直徑和高度的裝備，并且將溫中壓急冷油分成兩路：一路直接與反應(yīng)油氣混合終止反應(yīng)，另一路直接進(jìn)入D201罐作洗滌油，噴淋到閃蒸的氣相中。如此可以最大程度地降低霧沫夾帶所攜帶的固體進(jìn)入高分工段。

4.2 高分工段的H2回收率問題

高分工段運(yùn)行的主要目的是提純冷高分氣中的H2。這一過程由于僅有兩級分離，因而冷高分氣的純度不高，僅為86%左右，并且由于級數(shù)少而使得H2的回收率降低。如果說D201罐的液相中攜帶H2是必然，則H2轉(zhuǎn)移到中壓排放氣中是高分工段級數(shù)少造成的。增加閃蒸級數(shù)逐級冷凝，顯然可以降低轉(zhuǎn)移到中壓排放氣中H2的量，但會引起工藝復(fù)雜性提高。理想的解決方案是建一座高壓精餾塔，如采用10層左右的特殊塔板，可望將轉(zhuǎn)移到中壓排放氣中的H2量大幅降低，同時(shí)提高一級膜分離原料中H2的濃度，提高H2回收率。

4.3 中壓系統(tǒng)D205罐的操作

中壓系統(tǒng)D205罐內(nèi)發(fā)生降壓閃蒸過程，壓力從18.50 MPa直接降至2.70 MPa，產(chǎn)生巨大的壓差。由于體系管線系統(tǒng)物流富含固體顆粒，在降壓過程中的汽化提高了物流的管線流速，靠近D205罐前的進(jìn)料管線減薄是重要的安全問題，并且由于罐內(nèi)氣體的突然暴沸，會產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，并攜帶大量的固體顆粒進(jìn)入D206罐，嚴(yán)重影響下游操作。因此建議：采用液力透平回收動力，并在流體通過透平后管線擴(kuò)徑；在閃蒸罐內(nèi)增設(shè)脫霧沫夾帶結(jié)構(gòu)。

5 結(jié) 論

煤液化反應(yīng)產(chǎn)物油氣分離系統(tǒng)操作壓力和溫度高，構(gòu)成復(fù)雜；液化產(chǎn)物富含氫氣、干氣、液化氣、液化油和固體，導(dǎo)致難以直接測定反應(yīng)油氣的構(gòu)成，從而制約了對反應(yīng)和分離系統(tǒng)生產(chǎn)效果的分析。

針對煤制油體系在熱力學(xué)特性、物性研究尚不成熟的現(xiàn)狀，應(yīng)用煤液化裝置的標(biāo)定數(shù)據(jù)，對流程模擬軟件中的熱力學(xué)物性模型進(jìn)行了對比分析，發(fā)現(xiàn)高分和中分系統(tǒng)采用Hysys軟件中的PRSV模型模擬效果與實(shí)際較為吻合。應(yīng)用Hysys軟件對高分和中分工段6個(gè)閃蒸罐進(jìn)行了模擬計(jì)算，結(jié)果雖有偏差，但尚符合實(shí)際工程操作情況。對現(xiàn)有高分和中分分離工段進(jìn)行了分析，針對體系存在的問題，提出了技術(shù)改造的思路。