一煤液化工艺.doc

一、费托合成工艺说明! u/ Ot. z) * g 煤间接液化工艺是煤经气化生产合成气（H2+CO），合成气净化后经过费托合成反应生成烃类产品的过程。浆态床费托合成反应是煤间接液化工艺核心技术，合成装置的工艺过程是合成原料气在一定的压力和温度下进入浆态床反应器，在催化剂的作用下发生费托合成反应，生成轻质馏分油、重质馏分油、重质蜡、水及含氧化合物等一系列的产物。费托反应后的合成产品、尾气经过换热、分离和收集后大部分气体直接经过加压循环及循环使用。另一部分尾气和释放气送脱碳和油洗装置中脱除CO2并回收低碳烃。2 U x6 e$ U8 y8 z7 Y 浆态床煤基合成油工艺可以实现催化剂的在线补充和卸出，实现生产过程的连续操作。) E( |% C# e, l# oI费托（F-T）合成反应的化学方程式如下： # * X& % q6 H C nCO+（2n+1）H2 （-CH2-）n+nH2O+Q* i; O1 r0 n: k$ ( Z* i9 G同时发生水煤气变换反应：y4 $ n& w. A# d& . W& q CO+H2O CO2+H2+Q$ J& D. w- I9 L0 c$ v# J二、工艺流程简述/ Q0 S3 _$ A, h- P5 l 本装置由合成及分离部分、重质蜡精制部分、还原部分三部分组成。中国石油工程设计抚顺分公司负责合成及分离部分的设计，中科合成油技术有限公司负责重质蜡精制部分、还原部分的设计；本工艺流程叙述仅对合成及分离部分。& U% p4 |* R; h9 V+ c 合成及分离部分的工艺流程由反应系统、重质蜡分离系统、过滤反吹及反洗系统、浆态床反应器的取热系统等四部分组成。 ec2 2 d4 h% 1.反应系统/ E$ n) D |) p: ?( x2 u 来自低温甲醇洗装置2.5MPa（A）、40、总硫量0.05PPPm的新鲜原料气，经原料气4压缩机（780-K-1101）升压到3.4MPa（A）、79。与来自循环气压缩机（780-K-1102）的循环气3.4MPa（A）、64混合后分为两部分。一部分送到反吹气压缩机（780-K-1103），另一部分进入二次换热器（780-E-1102）壳程与合成气换热到138，再与来自PSA装置的一氧化碳气3.4MPa（）、130和油品加工装置的氢气3.4MPa（A）、130混和进入一次换热器（780-E-1101）壳程与合成气换热到216后分为两路。一路经合成气蒸汽加热器（780-E-1106）加热到230进入浆态床反应器（780-R-1101），另一路至重质蜡稳压罐（780-D-1112）补充重质蜡分离系统的压力。/ G: d5 w: y9 j: i8 F: _ 进入浆态床反应器（780-R-1101）的循环气以鼓泡的形式通过含有催化剂的浆态床层，进行费托合成反应。反应生成的轻质烃类化合物、合成水和未反应的合成气以气相形式从反应器的顶部导出，反映产生的重质烃类经重质蜡分离装置从反应器中部抽出。6 V9 c- ?. % ?/ z 从反应器顶部导出的反应产物2.96MPa（A）、240进入一次换热器（780-E-1101）管程与循环气换热到2.91MPa（A）、160，并冷凝出重质油，进入重质油分离器（780-D-1103）进行气液分离。* zb4 J5 X; w2 4 J/ Q 分离出的重质油减压到0.16MPa（A）后与来自重质蜡稳压罐（780-D-1112）的重质蜡释放气一起进入重质油减压罐（780-D-1108）。重质油减压罐的气相经释放气一次水冷器（780-E-1103）冷却到100，进入释放气二次水冷器（780-E-1105）冷却到40。然后送入油水分离器（780-D-1106）。8 |/ ( J9 g; N0 I 4 s 重质油减压罐（780-D-1108）的液相进入重质油泵（780-P-1102），升压到0.65MPa（）后送到油品加工装置，在非正常工况下，也可以经过重质油冷却器（780-E-1108）冷却到90后送到中间罐区。: 9 F4 o + e5 5 8 * O 重质油分离器（780-D-1103）的气相经过二次换热器（780-E-1102）管程与循环气换热到109，进入合成气空冷器（780-A-1101）冷却到50，再经过合成气水冷器（780-E-1104）冷却到2.73MPa（A）、40进入轻质油分离器1、2（780-D-1104、1105）进行气液分离。气相分成两部分，一部分送到循环气压缩机（780-K-1102），升压到3.4MPa（A）、64后与来自原料气压缩机（780-K-1101）的原料气混合作为循环气，另一部分送到脱碳装置。, , . b2 I0 T 轻质油分离器1、2（780-D-1104、1105）的液相减压到0.13MPa（A）后，进入油水分离器（780-D-1106）进行油水分离。分离出的轻质油经轻质油泵（780-P-1101），升压到0.63MPa（A）后送到中间罐区；合成水进入合成水缓冲罐（780-D-1113）后经合成水泵（780-P-1103），升压到0.73MPa（A）后送到中间罐区；释放气送到脱碳装置。3 Ju& : x* q% B9 i. z# k2.重质蜡分离系统: O3 a( n1 9 H. h; 从浆态床反应器（780-R-1101）浆液中分离出的重质蜡2.97MPa（A）、250，携带部分合成气进入重质蜡分离罐（780-D-1107）进行气液分离。气相进入重质蜡稳压罐（780-D-1112），通过稳压罐顶部排出部分释放气与重质蜡精制部分来的释放气混合后，进入重质油减压罐（780-D-1108），以维持重质蜡分离罐（780-D-1107）与浆态床反应器（780-R-1101）的压差。从重质蜡分离罐（780-D-1107）和重质蜡稳压罐（780-D-1112）底部流出的重质蜡减压到1.0MPa（A）后送到重质蜡精制部分。 J7 j- j3 z- & r8 T7 j! D& D* e3.过滤反吹及反洗系统! L1 aoQ- u8 A 进入反吹气压缩机（780-K-1103）的循环气，升压到3.8MPa（A）、93后经反吹气加热器（780-E-1107）加热到230，进入反吹气缓冲罐（780-D-1109），反吹气压力高于浆态床反应器压力0.40.5MPa，保持恒压备用。反吹气缓冲罐（780-D-1109）出口的气体分为三路，一路减压到3.3MPa（A）后，进入来自一次换热器（780-E-1101）壳程的循环气；一路打入反洗液缓冲罐（780-D-1111A、B）作为反清洗的动力；另一路作为反吹气体直接打入反应器。0 e8 Z! G9 W( Y( n9 a 浆态床反应器内过滤器液体反吹洗过程：来自油品加工装置的重质油1.5MPa(A)、218，依靠自压进入反洗罐（780-D-1110），然后通过自压进入反洗液缓冲罐（780-D-111A、B），用反吹气将反洗液体压入浆态床反应器过滤器系统完成液体清洗过程。4 O3 . B% b0 Y4.浆态床反应器的取热系统; k* H5 k4 D. G5 b. h 浆态床反应器通过上下两段换热系统将反应热移出。! P* d4 p3 f( u- E 从汽包（780-D-1102、1101）来的高温高压水1.65MPa（A）、201通过循环水泵（780-P-1104上、780-P-1105下）送入浆态床反应器（780-R-1101）上、下段换热器入口，换热器出口的汽水混合物返回汽包（780-D-1102、1101）。蒸汽在汽包（780-D-1102、1101）内分离后，一部分送入蒸汽管网，另一部分作为装置内重质油和重质蜡系统加热和伴热用。! S! G0 J: v, a9 y4 u3 g# d主要操作条件8 ; C5 c$ i9 n S; 合成及分离部分的主要工艺操作条件见下表：. ?( A; H1 t- * , q8 l* y e合成反应工艺条件表 x& u3 u8 q( _0 u0 m& X9 R 项目$ |! o4 3 N7 N5 O7 w设计值; D2 O5 n- c9 S2 ; F备注, w2 m7 l; s: W; A; x反应器操作温度（）3 A: 7 i/ V! C1 i( c2509 n3 4 U) N- D5 A# q5 n240260& h. . L b1 5 G6 S! U. s% u反应器操作压力（MPa）- K& L- M# s8 G9 f8 h, y3.0$ r; i+ Z* n% i- D; Q# T- 反应器入口压力/ d- u V4 p% D# u原料气H2/CO比4 q/ _; _) Z% B+ e E# B) w1.42.5/ o- C4 N # ?% 工艺过程中可调3 ?3 X4 x# ; q; x. m* p2 UE合成气总转化率（%）0 O# d: ! $ ) f* E6 e820 S/ M; C( O- U% Z0 O6 N8 c0 F由于原料气含甲烷量高转化率偏低& p2 ?% . 0 * $ U6 Z0 A& A循环比（体） 7 P+ c* L2 1 z% Y2.02.5B7 X, x. O9 z) Q7 U, z6 L/ m3 J由于原料气含甲烷量高循环比偏高3 W1 ; k( F3 D$ ( ( A2 M! J8 f# K. V. Q; R0 n; P: S( 三、副产品回收、利用和“三废”处理方案! rK1 G( * J& j9 X6 X& w1.副产品回收、利用/ o5 h, Q6 h, B f | 本装置所产副产品合成水23714kg/h，送入合成水处理单元处理，合成尾气、释放气去脱碳装置处理。% ? v- K4 H B: M* t# S! r E1 M2.“三废”处理方案* , j6 f2 ( I3 q4 f 装置的“三废”排放情况见下表。# % j! d8 pe; D$ J “三废”排放表5 l4 r$ l7 P1 Z; L$ Z0 C1 o 排放种类5 T6 l- q7 |% Z污染源& g2 K5 n / X排放方式. % R8 ) o4 g X排放量: K0 V9 M7 2 v& $ 主要有害成分2 5 M! Q7 g7 x ! 废气4 o# l$ v. , K( G& S3 g; E, W+ f烟气* WF# , U! x0 M燃气锅炉) D9 F4 h 烟囱高点排放（30m连续排放）& m& a S, p+ x12000Nm3/h! 2 |& o, B9 J1 x. kSO2 Q# r6 t. A2 p9 i4 e: rcd( W含烃气体1 K- I3 q: Y; j1 _3 H7 m$ x& Y各安全阀紧急放空阀( x c6 u% m+ w# g$ z- C9 3 U6 b5 Y9 v火炬总管（间断）* G- t4 i2 M6 b% + l, u最大379.765t/h% X4 Q w: W5 S; o Y3 & d6 N烃类: M: Q1 V1 p1 C. & p废水( + F8 D7 D$ ) 1 A5 d酸性水2 & a6 . Qc: u& U- l7 A+ I合成水缓冲罐2 |; Z% # F X# , a, T. A5 _* m压力排放至合成水处理单元（连续）% m. F9 U3 , d( 23.714t/h3 u9 t7 L# J: e! U9 b- 乙酸$ r N* C; v4 r( 含油污水 A1 e/ Z* q5 S机泵冷却水地面冲洗水0 pm/ h5 U, ?: B污水处理场（间断）V; d d9 d9 G7 最大6t/h8 W9 IT$ kY7 d# s9 ?石油类COD! d/ M, o0 C2 E5 % b. N! |3 z含盐污水8 3 X1 W6 - 0 Q汽包排污, L2 1 X* B_! d1 k! K2 3 l污水处理场（连续）3 d4 h1 x: vy6 h) c* I& s! D最大20t/h+ e, G9 Z6 T/ 7 # K石油类COD0 $ N. e8 t1 . T$ e% n; Y- z固体废物, l5 H6 m$ % E; D8 P/ C* N( q废催化剂1 b: 4 B1 b3 q! d5 Y. , 反应器1 ; V3 h& u3 + c5 V7 x6 q0 至催化剂厂回收. % m/ t0 D9 j; y: c432t/a& ?% G0 d& K+ Z: _& q% 2 NW# y1 D9 c% a! U, v, T宁夏沙索间接液化项目9 i I5 / P/ t b/ J1 建设项目概况3 b. ?) N! P+ M/ b% _1 m: |9 D% w8 g6 & S/ o1 F, E# E1.1 项目名称、地点、建设性质及建设周期0 W! V3 Q0 x/ A4 M l) c2 Y) f8 |6 F4 K 2 Z7 |8 1 （1）项目名称：宁夏沙索间接液化项目 z3 D; i1 f# y（2）建设地点：宁夏回族自治区宁东宁东能源煤化工基地8 T o* u1 C（3）建设性质：新建$ K vu2 W6 M1 ) O1.2 项目工程概况+ w( M5 d0 W u8 K# Dk! S& 8 v( P+ B. _) u( ! a1 c; J5 B（1）产品方案. $ x+ h7 J/ y3 t |- HLPG 2.42万t/a、石脑油65.55万t/a、柴油316.59万t/a及硫磺16.76万t/a。+ mW: : K; Q! c7 G3 S（2）项目投资! b( W( W9 # Y& |$ C* X: 本项目总投资5594096万元。$ |% . 4 M8 K Z6 e（3）项目占地、定员及操作时数3 u. D- $ O/ X7 O本项目占地334.4104m2，定员2050人，年操作时数为8160小时（340天）。 U c, w+ y6 J1 l8 p0 i& W（4）项目建设内容- R7 H ( l& I5 C工艺技术：该项目以清水营煤矿、梅花井煤矿为原料，拟采用SHELL粉煤气化、CO耐硫变换、克劳斯硫回收、低温甲醇洗酸性气体脱除、SASOL低温浆态床费托合成及Chevron加氢裂化等工艺技术生产柴油、石脑油、液化石油气产品，并回收硫磺作为副产品。 A; v$ X0 t( p KD# |! H项目建设内容为：! B4 $ W0 - D2 f. R1）主体工程2 Q$ i- U8 q# ; C( C+ t空分装置：10个系列，单套能力为96000Nm3/h氧气；+ jM4 j I4 Z; U) g9 X煤气化装置：18个系列，16开2备，5台（4开1备）磨机对应2台气化炉，3套煤气化装置公用1套初步水处理装置。整个煤气化装置每小时煤耗（Ar基）为2099t/h；$ T4 S4 K6 R$ l$ A一氧化碳变换装置：6个系列，处理总气量为410.1471万Nm3/h；0 s |7 2 g; K6 f硫回收装置：3个系列，正常工况下硫回收494t/d；& i X5 J9 i7 p) M* i酸性气体脱除装置：4条等同生产系列，总生产能力为4.36106Nm3/h；3 P$ g% ! W* , ICO2压缩装置：8个系列，7开1备，得到5.1MPaG等级的CO2 253856Nm3/h，8.1MPaG等级的CO2 306752Nm3/h；1 N) e2 n( q r; J酸水气提装置：分两个部分，分别为变换冷凝液汽提工序（2个系列）和酸水汽提工序（1个系列），可处理水量为933.9t/h；3 x4 H( D9 O0 f, I氢制备装置：回收5.41t/h的纯氢气，氢回收率为86%；. w! o|; S/ l9 qFT合成装置：2个系列，每系列3条FT合成线，每条线的能力为277t/h原料气，设计能力是1661t/h洁净合成气；& I$ S3 M# o) D) q0 a8 O# p; q产品生产装置：反应单元和循环气单元分2个系列，其它单元1个系列，设计能力是处理239t/h的FT蜡和249t/h的烃冷凝液，每小时得到3t/h液化石油气、80.3t/h石脑油以及388t/h的柴油产品；2 r* s/ W( j- h9 M. , |% P& F尾气外循环装置： 2个系列，由尾气压缩工序、尾气转换工序组成和二氧化碳脱除工序组成，生产能力为62104Nm3/h（CO+H2）。# Q+ o- i- |/ _2）储运工程9 T- p% m+ M, ) T) o9 N, _+ O# T1 p液体中间产品罐区：含1座2500m3轻柴油罐、1座2500m3重柴油罐、2座20000m3粗蜡罐、1座5000m3A系列成品蜡罐、1座10000m3A系列成品蜡罐、2座10000m3烃凝液罐及2座6000m3不合格产品蜡罐；% k( h& e: z, 液体产品罐区：含2座1000m3LPG罐、3座20000m3石脑油罐、4座50000m3柴油罐；# m5 d% U( n0 X. O% A1 d% R液体材料罐区：含2座5000m3甲醇罐、1座1000m3丙烯罐、座600m3盐酸罐、1座200m3液碱罐；& ?# + F k, S% j5 固体储运设施：包括原料煤及燃料煤在厂区内的储存系统（处理规模为2980t/h，60000t总储煤能力）、渣处理系统（煤气化炉渣173104t/a、锅炉渣14104t/a、10h储存量的临时渣库、位于厂外的15年储存量的渣场）、灰处理系统（气化炉灰83104t/a、锅炉灰76104t/a、位于厂外自然库容约1040万m3的灰场）、石灰石运输系统（2个石灰石筒仓，总贮存量9000t）。4 k0 B9 F+ Z/ x y* W3）公用工程; F, y- m- 0 x3 o! q冷冻站：4个系列，单系提供0冷冻量为1400kW、-20冷冻量为120kW、-40冷冻量为2185kW、10冷冻量为2960kW、40冷冻量为41640kW；o& s& K& B# g; g: J$ y2 ; x1 g火炬系统：含合成气火炬、烃类排放气火炬、酸性气总管、地面火炬，其中合成气火炬、烃类排放气火炬、酸性气火炬为高架火炬，共用一个塔架；6 C4 g# 0 M& T n% u$ a; CJ固体废物焚烧系统：固废处理量为280337kg/h，排渣量为2040kg/h，产灰量为815kg/h；+ c% V# u0 B3 l0 全厂给排水系统：含原水预处理系统（设计能力为4100m3/h）、除盐水站（除盐水设计能力2400m3/h，透平冷凝液设计能力5300m3/h、工艺冷凝液设计能力2000m3/h）、污水处理系统（含油污水处理设计能力50m3/h，生化污水处理设计能力1600m3/h，含氰污水处理设计能力170m3/h，回用水处理设计能力1500m3/h，高浓盐水蒸发设计能力230m3/h）、循环水系统（3个循环水系统，总循环能力为202000m3/h）、冲洗水处理站（6套处理装置，设计能力为100m3/h）；1 : m O$ _9 g0 r热电站：采用高压煤粉锅炉和蒸汽透平发电机组方案。设置8台520t/h高压煤粉锅炉，7开1备，配置2100MW中压蒸汽透平空冷发电机组。袋式除尘器除尘，石灰石-石膏法脱硫，SCR催化还原法脱硝；. v5 H6 P8 f9 |1 g5 p尾气锅炉：1台272t/h燃气锅炉，蒸汽参数5.1MPa（a），400；6 w8 l9 x. T/ M总图运输：厂区含十股铁路线的铁路装卸区、公路运输道路，货物总吞吐量约为2856.2万t/a。! V$ 0 P3 b9 d1 # |* Y1 M0 t4）其他设施( b/ U0 2 b; o/ / t配电设施、中央控制楼、全厂地下管网、厂内外工艺及热力管网、全厂通信、供热站（共设置5个换热站 ，每个制取193t/h采暖热水，供水温度95，回水温度70。）及余热发电（2台75MW余热利用低压凝汽式汽轮发电机组）。& 0 d e% u P) H, z9 FL5 V K4 A* b$ w$ Z, t2 f( v/ O7 Z1 2 p. ?$ F8 E, - x5 jH/ I: B+ u5 8 x% |8 u- H2 H5.2 清洁生产分析( N3 ?4 M% ! C! u. R( u5 - M4 y* 5 y5 L( T# Q8 / 0 X0 P9 P（1）原料的清洁生产分析( * s e j8 H! ?: w采用煤化程度较低的烟煤，依托的清水营、梅花井煤矿产煤发热量高，化学反应性强，热稳定性较高，灰熔点低，中到低灰含量，弱到中等结渣性，有害元素磷、氯、砷含量很低，是较好的动力用煤及化工用煤。原料符合清洁生产要求。2 f0 |8 D% 1 o1 C# Z# ?- |, O（2）工艺路线的清洁生产分析3 O W# e8 k8 o R; O h* z7 ( U本项目中各装置均采用较为先进的工艺，生产效率高、物耗能耗少、污染物排放量低、净化流程简单、对于环境影响小，分述如下：$ I9 I9 D/ u6 D: Y7 U空分装置采用分子筛净化空气、高效的两级精馏制取高纯度的氧气和氮气；5 a: C b! s& , C( Y- j% y: w8 t 煤气化装置采用Shell粉煤加压气化工艺；6 ; _7 anq2 D/ g+ p m- uCO变换采用Co-Mo系耐硫变换工艺，采用一段宽温耐硫变换串联一段低温耐硫变换工艺；- m7 0 y: W$ F酸性气体脱除采用低温甲醇洗工艺脱除原料气中的H2S、COS及CO2；2 _M! d0 x9 W, y制冷工艺采用丙烯作为制冷介质，原料来源方便且安全性较高；$ s& b8 HE8 w: VHFT合成采用南非SASOL公司的浆态床反应器的低温FT合成工艺（LTFT）；# e. Z8 q8 C6 W; K产品加工采用Chevron异构裂化的加氢裂化技术，将来自FT合成装置的FT蜡和烃凝液加工为最终产品柴油、石脑油和液化石油气。 i4 0 T& l6 n综合以上技术的使用，可以使本项目的工艺路线在清洁生产方面具有较高的水平。( f3 t& . T- & W( I（3）产品清洁生产分析( M% i% m% . H/ Q: m; V( C本项目的产品包括柴油、石脑油和LPG，其中以柴油为主。从能量转换角度而言，能效略低于发电、合成天然气及煤制甲醇及二甲醚，但由于我国石油资源贫乏而煤炭资源较为丰富，从能源赋存特点考虑，利用我国丰富的煤炭资源开发煤代油的技术及产业是解决我国能源问题的必经之路。综上分析，从清洁生产的角度而言，本项目以煤为原料生产石油产品总体上符合清洁生产要求。- t F+ / B4 |/ T（4）工艺主要节能措施) $ c( y, H: o s本项目采用优化的工艺路线和技术、最大化的装置规模和设备尺寸、优化的热能回收和利用方式、合理设置蒸汽管网压力等级并分级使用蒸汽、分级回收工艺装置余热、采用热电、热功联产及余热发电、充分回收和合理利用生产过程中的可燃尾气和可燃液体、在各工艺方案和工艺设备设计中采取相应的节能措施以节省能耗物耗，综合以上各措施，使本项目可有效节约能源，满足清洁生产的要求。 i7 L7 D8 l: E本项目以成品油为基准计算得综合能耗为110.953GJ/t，相当于3.78t标准煤或2.65吨标准燃料。8 - C2 v! l3 采用热电联产后，热电站年均全厂热效率达62.32%，年均热电比138.33%。相比热、电分产年节约标准煤17.13万吨，节能效益可观。7 vb S+ 1 j2 |本项目热电联产机组的供电煤耗率337g/kWh，低于2007年我国供电平均煤耗357g/kwh和五大电力集团2007年供电平均煤耗346g/kWh。# Q( GJ4 T5 C R$ a* m: K（5）工艺主要节水措施; D9 a/ b, 6 P7 T5 m B工艺装置节水措施：透平冷凝液及工艺冷凝液精制后回收，工艺酸水经酸水气提及污水处理站处理后回用，工艺装置排污水、地面冲洗水及冲洗雨水经污水处理后回用，煤气化采用干法除灰。1 u& ! q5 l$ q* g供热装置节水措施：透平及部分辅机采用空冷系统，辅机冷却水和工业水系统采用闭式冷却系统，锅炉机组设置旁路系统以在启动时回收工质，设备、管道排污水送至废水处理站处理后再利用，高、低压加热器事故疏放水回收利用。2 L$ E) t+ n& g) J! 5 , T本项目生产过程中所需新水量为4050m3/h，循环用水量188587m3/h，串联用水量26338m3/h，则重复利用水量为214925m3/h，总用水量218975m3/h。由此计算项目生产用水的重复利用率为98.15%，冷却水循环率为98.10，新水利用系数为0.99，污水回用率为0.988，每吨合成油品用水8.59m3。/ & ; D B# Ot综上所述，本项目在从原料、工艺路线、产品方案及节能节水措施方面看，可有效利用物料及能源，减少污染物的排放，符合清洁生产的要求。% f- ?+ a7 2 p3 N. M- R+ w1 Y) $ T; K分类，细分的话：煤制油，有直接液化和间接液化；间接液化又分费托合成，产品为汽柴油和化学品，和煤制气然后制甲醇再通过MTG制油品，以生产汽油为主。n, V2 ( _- Q! 9 X& V4 t1 * 6 I# # M1 2 n0 f8 j; 高温和低温费托选择哪个，先看两个方面：1目标产品是什么，2技术的发展以及工业化应用的成熟度。% q, L9 H& s! L- L+ & _M# u. S2 M- m0 S$ C3 $ Jo/ O对于第一点，高温主要生产汽油组分段，低碳烯烃（选择性较低温要高），氧化物-低碳醇为主，甲烷；低温，主要是柴油段，汽油段，润滑油基础油段，高等级的蜡，看催化剂和工艺选择，基本上饱和烃为主。所以要选什么工艺，先看产品定位。当然，目前国内普遍认为，对于煤制油工艺，先要有，再看产品定位，这我个人并不认同，因为思维方向弄反了。+ 2 _8 D- d: G2 P: V0 N+ j5 B9 e0 h6 e_6 X, j第二点，成熟度，世界范围看，高温低温两者都算成熟，中国范围看，低温更成熟。高温，就Sasol和兖矿在做，Sasol商业化运转很多年了，尤其固定流化床技术很不错，运行很稳定；兖矿，做过中试（从规模上还不能称之为示范），据说结果还行。Sasol当年建议中国选Sasol的高温固定流化床，中国人认为不是最先进的技术而不愿采纳，决定选择引进低温浆态床技术，还是个思维的问题。现在看看中国市场的需要（产品构成看），高温应该是适合中国实际情况需要的，尤其是在煤制烯烃蓬勃发展之前。% u: h2 N2 B( 3 1 M1 i低温，世界范围看，成熟，固定床，浆态床，目前运行得都很好。国内看，固定床不成熟（至少缺少工业示范），浆态床相对成熟（但还需时日看商业化厂的建设和运行），尤其内蒙伊泰的示范，目前看运行得不错。. ) RP0 o b! U6 l I& p2 x8 W2 b0 p要问哪个方法较好，没有定论，需要自己去评估，产品定位，技术提供者，固定投资，运行成本，等多方面考虑。在目前煤制烯烃红红火火，产能趋于过剩的情况下，长远看，更应该考虑低温而不是高温，因为油品市场容量巨大，很难出现过剩，就算过剩，煤制油的那点油，多了不多，少了不少。低温制油和电联产应该着重考虑。如果这个问题是若干年前提，那我更推荐高温，一个高温就能能提供中国市场需要的油，烯烃，天然气。由山东兖州矿业集团自主研发的高温流化床费托合成技术近日顺利通过了中国石油和化学工业协会组织的鉴定。 9 b# |+ e! c: k* Y6 g鉴定委员会认为，高温流化床费托合成技术首次将沉淀型铁基催化剂用于高温费托合成过程，催化剂性能好，属于首创；工艺流程先进合理，各项技术指标达到国际先进水平，为高温费托合成工业化示范项目的建设奠定了可靠的技术基础。1 w& Z2 w* e4 5 M K# E$ 煤炭液化有直接液化和间接液化两种方式，在间接液化技术中，催化剂是关键因素。传统的高温费托合成技术所采用的催化剂为熔融型铁基催化剂。高温流化床费托合成技术将沉淀型铁基催化剂应用于高温费托合成过程，为国内外首创，是兖矿集团继掌握低温费托合成技术后，在煤间接液化方面的又一项重大技术突破。2 R$ K, b. z# K) w截至目前，兖矿集团已成功研发了高温费托合成催化剂、流化床反应器、高温费托合成工艺、催化剂前处理工艺、反应水初分工艺等，共获得11项专利授权，其中国家发明专利9项，拥有完全的自主知识产权。首先对于铁催化剂来说，当催化剂组成、反应、温度固定时，WGS反应和FTS反应的竞争关系主要还是和合成气中的氢碳比有关，( c7 V . H1 c, J4 S* _费托合成： 2H2 +CO =CH2 + H2O，氢碳比为2* 1 Z& u8 U; C4 X, j& e$ z# r水煤气变换：CO + H2O = CO2 + H2，氢碳比为1$ Q: d; U; c8 j% r6 s# m根据化学催化反应转化有关规律，原料合成气中H2/CO越接近哪个反应，对那个反应越有利，因此，当原料气H2/CO接近2时，对FTS有利，接近1时，对WGS有利。, h7 k u: C6 R其次，催化剂组成改变，这两个反应的几率也不一样，比如铁氧化物较多时，有利于WGS，碳化铁物种较多时有利于FTS，催化剂中给电子助剂（如K）行量较多时可能会有利于WGS。5 T6 a6 x. U2 M* h9 R: J再者，反应条件改变，也会影响这两者的竞争，高温有利于WGS反应，低温有利于FTS反应。) c& . ?# a- S% I& 0 i/ E另外，即使对于铁催化剂，有时看到二氧化碳选择性高，也不要就想当然认为全是WGS反应的贡献，要考虑合成气比例、催化剂组成和反应条件，比如采用高氢碳比合成气，低温条件，发现二氧化碳选择性也比较高，这时二氧化碳的主要贡献可能是CO的岐化反应的贡献，特别是催化剂中K含量较多时，一方面K有助于一氧化碳离解，促进FTS反应，但另一方面，一氧化碳解离生成一个O，生成这个O就与一氧化碳反应生成了二氧化碳，这是二氧化碳的一个主要来源，如何判断呢，很简单，将尾气的氢碳比与合成气比较就可以判断。( X u& f/ u( _& r WGS反应存在对FTS反应最大的好处是消耗FTS产生的水，并释放H2。在催化剂表面FTS反应生产的水就近被WGS反应转化成H2，无疑对对FTS反应起到促进作用。/ a3 L, x L, HF% % y这的确没错，但要考虑到如果在合成反应器里让催化剂较多的去发生WGS反应，这无疑会降低催化剂上FTS反应的效率，从经济性角度考虑，我们应该尽可能多的让催化剂在合成反应器内去催化FTS反应，而把WGS反应去交给变换催化剂，毕竟变换的成本要远低于合成的成本，而且WGS不管在合成段进行还是在变换段进行，消耗一氧化碳生成二氧化碳的量都是一样的，因为FTS需要的氢碳比永远是2（或者多一点点）。Y6 2 A: D1 S* ?( H9 t; |2 d2 T煤基合成气的氢碳比在0.8左右，如果通过控制WGS反应速率来控制费托合成过程氢碳消耗比也在0.8左右，这样就可以省去合成气的变换工序。也许这是铁基催化剂适合煤制油的一个理论原因。另我迷惑的问题是为何煤制油合成气氢碳比一般控制在1.6左右？: S8 _! A3 j; w1 b关于这个问题，其实说得不太恰当，我上面也说，看似省了变换工序，其实是浪费了合成催化剂的效率，这样做其实是不经济的。铁基催化剂虽然适合煤为原料的合成气，但我们还是要尽可能的抑制WGS反应，那在有些地方为什么还是合成气进口比例为0.7-0.8左右呢，我觉得这是不得已而为之，我上面也说了，WGS反应的程度与反应条件有关，比如如果选择高温工艺（340度左右），那么这时WGS的程度较大，在合成段反正是要发生较多的WGS反应的，那还要在之前再加一段变换干嘛呢，所以干脆就选择0.7比例的合成气，经过合成段的WGS反应，氢碳比正好可以调节到接近FTS的合适比例。/ h) |- & H, R% S! y: 9 S2 _那有些时候为什么要选择1.6-1.7或者1.3-1.4比例呢，这也是跟工艺的选择有关，如果选择低温工艺，那么在250度以下，WGS的程度较弱，在合成段WGS所起到的调节氢碳比的作用较小，那么就选择在之前变换段调节氢碳比为1.6-1.7，如果选择所谓的中温工艺（270度-280度），那么WGS的程度适中，调节氢碳比的作用也适中，那么就选择适中的合成气氢碳比，比如1.3-1.4。$ g+ t: s6 l! S我上面只是谈了合成气比例随工艺条件的改变，还有铁催化剂组成的变化影响等等。5 n& l$ ; D( G+ S e! k ) g以上谈了些我自己的看法，可能有不恰当的地方，欢迎大家指正讨论。WGS反应存在对FTS反应最大的好处是消耗FTS产生的水，并释放H2。在催化剂表面FTS反应生产的水就近被WGS反应转化成H2，无疑对对FTS反应起到促进作用。+ z9 p$ U# W5 Q, 4 Y G这个是在H2/CO比率小于2的情况下比较适用，如果合成气的比率通过变换反应后接近2，那么在合成阶段即发生费托反应又发生WGS反应就会使的H2/CO2，如果这个比率加大虽然反应转化率会提高，但是甲烷等的选择性也会加大。目标产物的选择性会降低。我认为：对于不同的催化剂，不同的反应条件下，H2/CO比率其实不一定接近2最好，应该要找到一