选择性平均值为
选择性达到92.8%，吨油消耗合成气5 686 m3(标准状态)，吨产物副产4.5 t中压蒸汽和1.1 t合成水，基本达到设计指标。摘 要:世界上规模最大的400万t/a煤基费托合成装置，于2016年11月首次试车运行,该装置采用中科合成油的中温费托合成技术建设，核心单元由8个年产50万t费托合成中间产物的浆态床反应器组成，具有设备系列多、规模大、配置复杂的特点。装置运行过程中暴露出高温油气分离效果差、产物汽提塔设计不合理、费托合成反应器与脱碳单元难匹配等突出问题。通过近2 a的技术攻关和优化改造，解决了大部分问题，实现了装置安全稳定运行。通过增加旋风分离器数量，减小其尺寸，提高入口油气气速，显著降低了高温油气中夹带的催化剂颗粒量，避免了换热分离器的堵塞，实现了重油、轻油和和合成水的有效分离;从控制换热分离器中重油温度和提高汽提塔重油进料温度两个方面进行优化操作。将换热分离器中水的平衡分压控制在0.26～0.32 MPa时，确保合成水不凝结，且轻质油中不含重油。同时将换热分离器底部重油温度控制在128～135 ℃。另一方面，确保重油进入汽提塔的温度不小于170 ℃，实现了汽提塔热量再平衡，塔底釜温维持在200 ℃以上，确保了汽提塔运行的安全性;将各费托合成反应器出口压力控制在2.3 MPa，并控制各循环气压缩机一段进气量，和提高压缩机二段进气量实现操作调控送入脱碳装置的合成尾气量，提高了费托合成反应器与脱碳单元匹配性，提高了系统运行的稳定性。装置运行标定结果为:CH4选择性为选择性平均值为选择性达到92.8%，吨油消耗合成气5 686 m3(标准状态)，吨产物副产4.5 t中压蒸汽和1.1 t合成水，基本达到设计指标。
以费托合成为核心的煤间接液化技术，可以将煤转化为不含S,N和芳烃的优质石脑油、柴油和润滑油基础油等优质产品[1-7]，特别是柴油十六烷值高达70以上，可满足国V以上车用柴油排放标准要求。该路线已成为我国缓解石油短缺和煤炭清洁化利用的首选技术。
费托合成是实现将煤、天然气或生物质转化为液体燃料的关键技术，其核心包括费托合成催化剂和反应器[8-9]。自1934年，德国鲁尔化学公司首次实现以煤为原料经费托合成生产液体燃料以来，各国研究者投入大量精力对费托合成过程进行了系统深入的研究[10-13]，成功开发出多种费托合成技术。按照反应温度分为低温(<260 ℃)、中温(260～275 ℃)和高温费托合成(310～350 ℃)，需要与之匹配的反应器和催化剂[14]。目前，采用低温费托合成技术在国外建成多套钴基费托合成工业装置，如采用浆态床馏分油SSPD(Sasol Slurry Phase Distillate)技术建成的 Oryx天然气合成油厂[15]，采用中间馏分油SMDS(The Shell Middle Distillate Synthesis)技术建成的Las Raffan天然气合成油厂[16]。国内山东兖矿集团浆态床铁基低温费托合成技术也实现工业化[17-19]，中科合成油技术有限公司浆态床铁基中温费托合成技术实现工业化[20]。高温费托合成技术只有Sasol公司实现工业化。除此之外，近几年基于微反应器的费托合成技术受到广泛重视，各国研究者在催化剂开发、微反应器研制和工业应用等方面取得重要进展[21-22]。
尽管各国对费托合成技术进行了大量研究，并实现工业化，但是工程化设计和工业运行数据报道并不多。国家能源集团宁煤400万t/a煤炭间接液化厂拥有世界上规模最大的煤基费托合成装置，该装置采用中科合成油技术公司的中温费托合成浆态床技术设计和建设[23]。尽管在此之前采用该技术在国内建成3套16万t/a装置，其中2套长周期运行对该技术进行了验证和完善。但该技术大规模应用为首次，由于装置工艺设计复杂、技术创新点多，在实际实施和运行过程中遇到一系列工程和技术问题。
费托合成是国家能源集团宁夏煤业400万t/a煤炭间接液化公司的核心装置，主要将合成气转化为中间产物，然后通过加氢精制和加氢裂化生产石脑油和柴油产品。项目设计年产油品405.2万t，其中柴油273.3万t、石脑油98.3万t、液化石油气33.6万t。
费托合成装置由工艺流程和参数完全相同的两条生产线组成，单条生产线包含催化剂还原单元、费托合成单元、蜡过滤单元和尾气脱碳单元各1个。催化剂还原单元主要由2个并列的还原反应器组成。费托合成单元主要由4个并列浆态床反应器及配套的产物分离系统组成。1个还原反应器匹配2个费托合成反应器。图1为单条生产线工艺流程简图。具体工艺流程为:来自精脱硫单元合成气、氢气与合成尾气和脱碳尾气混合后，从底部送入浆态床反应器中，在260～275 ℃、2.9 MPa的工艺条件下，在铁基费托合成催化剂的表面，发生费托合成反应。反应生成的较轻组分以高温油气形式从反应器顶部流出，通过逐级冷却分离得到重油、轻油、合成水及合成尾气。重油和轻油送入馏分油汽提塔，合成水送入合成水处理单元回收含氧有机化合物。合成尾气一部分返回反应器继续参与反应，一部分作为反吹气用于反吹反应器内部的蜡过滤器，剩余部分被送至脱碳单元脱CO2。生成的蜡通过设置在反应器内部的蜡过滤器引出反应器，经过减压后被送至馏分油汽提塔。汽提塔用2.3 MPa的过热蒸汽对轻油、重油和蜡进行汽提分馏。分馏出的石脑油送至低温油洗单元，重油送至加氢精制单元，蜡送至蜡过滤单元。蜡过滤单元采用叶片式过滤器，利用白土和硅藻土吸附和拦截作用，将蜡中铁离子含量降至5 mg/L后送入加氢精制单元，与重油和来自低温油洗的石脑油一并加氢处理。
图1 油品合成单元工艺流程
Fig.1 Process of Fischer-Tropsch synthesis
脱碳单元采用低供热源变压再生脱碳工艺将合成尾气中的CO2质量分数降至1.5%以内。脱碳尾气一部分循环回反应器，一部分送入低温油洗单元。低温油洗单元利用低温高压吸收、高温低压解吸和蒸馏技术，将尾气分离得到LPG、石脑油和干气。干气送入尾气处理单元回收氢气，向全厂提供纯度99.9%的氢气。
与已建成投产的煤炭间接液化工厂相比，本装置具有以下特点:① 单台费托合成反应器规模大，反应器直径9.6 m，高60 m;② 配置复杂，4台并列费托反应器对应一个尾气脱碳单元和两台还原反应器;③ 多台费托合成反应器协同运行、系统公用、管网互通，开停车操作困难;④ 费托反应器之间、反应器和下游装置间相互影响、相互干扰较大，降低了系统运行稳定性。
费托合成装置于2016年11月在国家能源集团宁夏煤业集团首次试车运行。为了考察新建费托合成装置的生产负荷和性能是否达到设计指标，中国石油化工联合会于2017年5月对单系列费托成装置进行了72 h标定。在72 h标定期间，费托合成装置所有设备运转正常，新鲜合成气平均流量125.25×104 m3/h(标准状态)，生产油品15 861 t。4个浆态床反应器的负荷分别为设计值的84.8%,89.9%,87.9%和102.5%，平均负荷为91.3%，平均吨油品消耗合成气为 5 686 m3(标准状态)，略高于设计值。主要原因是尾气转化装置未投用，低温油洗单元干气直接送入燃料气管网，未回收氢气。若投用尾气转化装置，并将生产的氢气送回费托合成装置，吨油品消耗有效合成气将进一步降低，可到达吨油品消耗合成气5 398 m3(标准状态)。
表1为单条生产线标定结果。由表1可知，甲烷质量选择性平均值为2.90%，优于设计值
质量选择性平均值为
质量选择性平均值为92.82%。吨产品副产4.53 t的2.8 MPa蒸汽，吨产品平均产1.12 t合成水，达到设计值。与国内外低温费托合成装置比较，本装置费托合成反应器的反应温度提高到260～275 ℃。通过提高反应温度，将副产的蒸汽压力等级由低温费托反应副产蒸汽1.0 MPa提升至2.5～3.0 MPa用于发电，平均发电量183 699 kW·h，从而提高了煤炭间接液化过程的整体能量利用效率。与文献报道的低温费托合成工艺相比[24]，本装置甲烷选择性降低1.4%。
表1 油品合成单元标定结果
Table 1 Calibration results of Fischer-Tropsch synthesis units
性能指标标定值设计值转化率(H2+CO)/%91.69≥80CH4选择性/%2.90<4.0CO2选择性/%14.6114.57C+3选择性/%96.15—C5+选择性/%92.82≥88.0吨油合成气量/m3(标准状态)5 6865 461吨油合成水/t1.121.24吨油蒸汽/t4.534.52
费托合成装置的规模是从16万t/a直接放大到400万t/a，单个浆态床反应器的处理能力从16万t/a提高到50万t/a，直径从5.8 m增加到9.6 m，脱碳装置的处理能力从7.0×104 m3/h提升到58.0×104 m3/h，放大倍数为8.28倍，单台循环压缩机的合成气处理量为84.5×104 m3/h。尽管对工艺和设备布置进行了详细研究和优化，但由于首次大规模应用，缺少经验，在设计过程中对单套反应器工程放大效应评估不足，造成旋风分离器、换热分离器、汽提塔、换热器及配套机泵等无法与实际运行工况相匹配。
图2为高温油气分离工艺流程图。费托反应生成的轻质烃类化合物、CO2、合成水等，及未反应的合成气离开浆态床层后进入旋风分离器，分离出较大的液滴、催化剂后，以高温油气形式从费托合成反应器的顶部流出，然后进入换热分离器与入反应器的合成气换热冷却。凝结的液相重油从换热分离器底部流出，进入汽提塔。气相经空气冷却器冷却后，进入轻质油分离器进行气液分离;分离出的气相大部分循环回费托合成反应器继续参与反应，一部分送至脱碳单元脱CO2。脱碳单元出来的气相分两股，一股返回到浆态床反应器，一股送入低温油洗单元。液相进入油水分离器进行气、油和水的三相分离。轻油送入汽提塔，分离出的合成水送入合成水处理单元。
高温油气分离工艺中有两个关键设备:旋风分离器和换热分离器。旋风分离器设置在浆态床反应器内顶部，目的是将高温油气离开反应器前，将其夹带的蜡油液滴、细催化剂颗粒和粉末与油气分离，避免油蜡和催化剂进入分离系统堵塞设备及管线。换热分离器主要功能是对流出反应器的高温油气进行换热降温，分离出重油，同时对入反应器的反应气进行加热，回收热量。
图2 高温分油气分离工艺流程
Fig.2 Process of high temperature oil-gas separation
换热分离器采用换热和分离合二为一的结构设计，内部上端为换热模块，下端为分离模块，从而实现将高温油气换热降温和气液分离功能融为一体。图3为换热分离器结构示意。其工作原理如下:来自反应器的高温油气进入换热分离器内部板式换热模块壳程，与流经管程的反应气进行逆流换热。冷却后的高温油气进入下部分离模块的折流环。高速流动的油气碰到折流环后，被冷凝下来的液体减速后，依靠自身重力的作用，沿着分离模块的板壁流入下部收集槽，进入换热分离器底部并送出。而未完全分离的液滴再经过分离模块两侧的扩压分离时进一步分离，这里主要利用油气的速度差、密度差进行分离。未凝结的油气离开分离模块后，沿换热分离分离器内壁向上流动，并从其上侧面流出。
图3 换热分离器结构示意
Fig.3 Structure of heat-exchange separator
在实际运行过程中，旋风分离器前后压差较小，换热分离器运行关键参数逐渐偏离设计值。表2为装置运行3 000 h后，换热分离器关键参数设计值与实际值的对比分析结果。由表2可知，冷热流体进出口温差(95～115 ℃)远低于设计值(139 ℃)，而热流体进出口温差相反。热流体进出口压降达到设计值的4.2倍，且热流体出口温度也随压降的升高而上升，最高达到175 ℃，超过设计值45 ℃。导致大量重油被带入轻质油分离系统，在空冷管束中沉积导致其堵塞，轻油泵超负荷运行(实际量最高时是设计值的6倍)等问题。另外，换热分离器换热效率降低，导致进入空冷器的油气温度由设计值120 ℃增加到150 ℃，造成油气空冷器、轻油加热器、重油加热器及轻油泵机泵等设备能耗大幅增加，初步测算满负荷工况下每年能耗损失约1亿元。
表2 换热分离器实测值与设计值对比
Table 2 Comparison of designed and measured values of the heat-exchange separator
参量热流体设计值实际值冷流体设计值实际值入口温度/℃2702658070出口温度/℃125148219175进出口温差/℃14511713995入口压力/MPa2.752.903.103.10出口压力/MPa2.702.693.073.07进出口压降/MPa0.050.210.030.03
为探明导致换热分离器失常的原因，对换热分离器内部进行检查，发现催化剂颗粒/粉末与凝结的油蜡形成黏结物沉积在换热板表面，尤其沉积在下部分离模块的丝网和折流板上。为进一步查找原因，分析了反应器出口高温油气的催化剂含量，发现其达到300 mg/m3以上，是设计值的3倍。综合上述现象，认为费托合成反应器中旋风分离器气固分离效果差，导致大量细催化剂颗粒随高温油气进入换热分离器内部。高温油气与入反应器的反应气换热降温后，催化剂与油蜡形成黏结物，沉积在换热板之间，导致换热模块和分离模块阻塞换热和分离效率下降，使得出口油气温度升高，并伴随换热分离器热流体进出口压差增大，造成换热模块破裂，高温油气“短路”，进一步恶化换热分离效果。最终导致换热分离器操作困难，重油无法被分离下来而随油气进入轻质油分离系统。
针对以上问题，从提高旋风分离器的分离效率和改变换热分离器结构两方面入手，改善高温油气分离效率。衡量旋风分离器效果的一个重要参数就是旋风效率。增加入口气体流速是提高旋风分离器的效率的重要手段之一[25]。主要通过增加旋风分离器数量，减小其尺寸，提高入口油气气速，从而达到提高分离效率的目的。原反应器顶部设置10个旋风分离器，入口速度约为9.63 m/s;改造后反应器顶部旋风分离器个数增加4倍并减小尺寸，旋风分离器入口速度提高至19.46 m/s，采用Shepherd和Lapple法[26]计算旋风分离器的压降约为30 kPa;最终确定将旋风分离器压降控制在30～50 kPa，入口气相流速提高2倍，显著减少了高温油气中夹带的催化剂颗粒量，避免了换热分离器的堵塞。
同时，拆除了分离模块下部四周的丝网，确保换热分离器热流体进出口压差接近正常范围;调整外侧多孔板间距，将孔板间距增大一倍，减少高温油气阻力，降低设备被催化剂堵塞风险。分离模块下部的折流板更换为高效TP波纹板，缩小板间隙，并增加尺寸，分离模块的波纹板面积比原来增加了0.95 m2。
通过技术改造，换热分离器热流体出口温度由145 ℃降低至130 ℃，进出口压差由0.21 MPa降低至0.09 MPa。旋风分离器分离效率得到改善，高温油气夹带催化剂量明显减少，各项运行指标已接近设计值，实现了重油、轻油和和合成水的有效分离。
来自费托合成反应器的轻油、重油和蜡在汽提塔内经充分传质、传热后，进行蜡、重油、轻油、水、气分离。图4为馏分油汽提部分工艺流程简图。塔顶分离出的释放气、石脑油送至低温油洗单元，中段分离出的重油送至加氢精制单元，塔底蜡送至蜡过滤单元。在正常操作条件下，以2.3 MPa蒸汽为汽提介质，经过汽提和分馏得到轻油、重油和蜡。同时，将各馏分中溶解的轻组分解析出来，满足下游油品加工装置要求。汽提塔操作稳定性受换热分离器运行状况影响，当换热分离器操作发生波动，重油容易带水或分离不出重油，进而引起汽提塔塔底温度出现波动，造成蜡带轻组分使蜡泵气蚀不能正常运行，送至蜡原料罐时还会使原料罐有超压的风险。
图4 汽提塔工艺流程
Fig.4 Process of the stripping tower
导致上述问题的主要原因是汽提塔未设置辅助加热设备，完全依靠进汽提塔的3股物料的热量实现费托合成油再分馏，导致装置实际操作弹性非常有限。在原设计工艺中，费托合成反应器无法在投料开车阶段进行催化剂还原，而还原反应器每次还原的催化剂的量只有费托合成反应器满负荷运行时催化剂保有量的25%，导致每次开车时费托合成单元经历较长时间达到满负荷，导致投料开车初期汽提塔无法建立物料和热量平衡，尤其当费托合成产品结构发生变化时，维持装置热量平衡变得十分困难。
费托合成装置投用后，中间产物产品结构与设计值相比，出现较大偏移。图5为费托合成装置实际产品结构与设计值对比结果。由图5可知，轻油和重油产量增加，而蜡产量降低。原设计轻油泵、轻油加热器、重油加热器无法满足实际工况，导致轻油无法及时输出，蜡产量减少无法给重油提供足够的热量，重油进汽提塔温度偏低，使得汽提塔无法建立能量平衡。另外，换热分离器分离效果差，底部送出的重油带水，进一步恶化了汽提塔运行状况。
图5 费托合成产物设计值与实测值对比
Fig.5 Comparison of the designed and measured values of Fischer-Tropsch synthesis products
针对以上问题，主要从控制分离器中重油温度和提高汽提塔重油进料温度两个方面进行调整。一方面，通过对重质油中的水含量分析，确定换热分离器中水的平衡分压控制在0.26～0.32 MPa时，合成水不凝结，且轻质油中不含重油。同时将换热分离器底部重油温度控制在128～135 ℃。另一方面，增加重油加热器换热面积，由原设计的142 m2增加至580 m2，保证重油进入汽提塔的温度不小于170 ℃。通过以上手段，实现了汽提塔热量再平衡，塔底釜温维持在200 ℃以上。
费托合成尾气中除了未反应完的合成气和生成的C1～C8的低碳烃(既有烷烃也有烯烃)外，还有CO2，其中CO2摩尔分数约15%，低碳烃摩尔分数约20%。脱碳单元的作用是将循环回反应器的合成尾气中的CO2脱除至≤2.0%，以保持费托合成反应器入口反应气中CO2含量处于合理的水平，保证反应气转化深度达到设计值。由于费托合成尾气中含有约20%低碳烃，为尽量减少烃类损失，本装置选择热钾碱法脱碳工艺。本装置为4台费托合成反应器对应一套尾气脱碳装置。在这种工艺中，4台费托合成反应器的合成尾气平行进入脱碳装置，造成费托反应器出口压力不仅与负荷、催化剂性能、循环气量有关系，还与脱碳系统入口压力相关。另外，2台费托合成反应器配置1台还原反应器，决定了4台反应器内的催化剂性能无法保持一致，因此各费托合成反应器出口压力也难以一致。在实际生产过程中，反应器新添加合成催化剂后，催化剂活性好，合成气转化率高，尾气中CO2含量也较高，但与其他反应器相比，进入脱碳装置的合成尾气压力偏低。在脱碳装置入口压力一定的条件下，送往脱碳单元的合成尾气量相对减少，影响装置的操作。
为解决该问题，将各费托合成反应器出口压力控制在2.3 MPa，再通过调节各反应器循环气压缩机一段进气量控制各反应器送入脱碳单元的合成尾气流量。当合成尾气中CO2含量较低时，适当减少该系列循环气压缩机一段进口气量，在压缩机转速不变的情况下，一段进气量降低，压缩机二段进气会自动增加，从而实现了调控该系列送入脱碳装置的合成尾气量，改善了装置运行稳定性。
将煤炭高效转化为清洁燃料和化工品是我国煤炭资源利用的一个重要方式。国家能源集团宁煤400万t/a煤间接液化项目建成投产填补了国内在大型煤炭间接液化方面的空白，通过近两年的技术攻关和改造，解决了很多制约装置安全稳定运行的技术瓶颈，但距离优质高效运行还有一定距离。下一步将围绕提高费托反应器顶部旋风分离器分离效果，优化高温油气分离工艺，降低能耗，突破费托合成装置系列多、操作复杂等难题开展技术攻关，降低了装置能耗。
同时，国内间接液化技术在大型化后的系统协同优化、产物高效分离、关键设备的国产化等方面还需要进行研究和攻关，主要包括:
(1)强化煤炭间接液化过程放大中遇到的工程技术基础研究，集中力量解决我国煤制油大型装备设计、制造与安装的关键技术问题，如单台合成反应器产能提升，包括大型反应器优化和工程放大以及匹配的高效催化剂等。
(2)煤制油项目产品结构单一，经济效益受国际油价波动影响严重。随着国内外能源市场的急剧变化，现有费托油品加工装置的产品结构已不能适应市场的需求。开发多样性的产品加工技术，优化产品结构，形成以生产柴油为基础，联产基础润滑油、特种燃料、中高熔点蜡、α-烯烃等高附加值化学品的集成工艺路线势在必行。
(3)催化剂是提高装置稳定运行和产品收率，降至生产成本的关键因素。目前费托合成催化剂性能有待提升，提高与反应器匹配性，使得装置效益最大化，须加快新一代自主知识产权高性能铁基催化剂的研发工作，开发寿命更长、吨催化剂产油量更高的工业催化剂。
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Abstract:The world’s largest coal-based Fischer-Tropsch synthesis plant with a capacity of 4 million tons per year was industrially applied by Ningxia Coal Industry,China Energy Group in 2016.The medium temperature Fischer-Tropsch synthesis technology from Synfuels China Technology Co.,Ltd.was first in a large-scale application.The Fischer-Tropsch synthesis unit consists of eight slurry bed reactors with an annual output of 500 thousand tons of intermediate products,and is characterized by many series of synthesis reactors,a large scale and complex configuration.Many problems were exposed during the test run of the plant,such as a low separation efficiency of high temperature oil gas and an unreasonable design of intermediate product stripper.Most of the problems have been solved,and the safe and stable operation of the plant has been realized through technical improvement and optimization in the past two years.The amount of catalyst particles in high-temperature oil-gas is significantly reduced by increasing the number of cyclones,reducing their size,and increasing the inlet oil-gas velocity.The blockage of heat-exchange separator is avoided,and the effective separation of heavy oil,light oil and synthetic water is realized.The optimization operation is carried out from two aspects.One is to keep control on the temperature of heavy oil in the heat exchanger separator.The other is to increase the temperature of heavy oil feed in the stripper.When the balanced partial pressure of water in the heat-exchange separator is controlled at 0.26-0.32 MPa,the synthetic water will not condense and the light oil will not contain heavy oil.At the same time,the temperature of heavy oil at the bottom of heat-exchange separator is controlled at 128-135 ℃.On the other hand,the temperature of heavy oil entering the stripper is not less than 170 ℃,and the heat rebalance of stripper has been realized.The temperature of bottom of the stripper keeps at above 200 ℃,and the safety of the stripper operation can be ensured.The outlet pressure of each Fischer-Tropsch synthesis reactor is controlled at 2.3 MPa,and the intake volume of the first section of each cycle gas compressor is controlled.The intake volume of the second section of the compressor is increased to realize the operation regulation of the synthetic tail gas volume to the de-carbonization device.These means improve the matching between the Fischer-Tropsch synthesis reactors and the de-carbonization unit,and the operation stability of the system.The operation results of the plant show that the average selectivities to 
are 2.90%,96.15% and 92.8%,respectively,and the average syngas consumption per ton oil is 5686 standard m3.The by-product steam with 2.8 MPa is 4.53 tons per ton of the Fischer-Tropsch intermediate products,and the synthetic water is 1.12 tons per ton of the Fischer-Tropsch intermediate.These results show that the design target has been achieved.
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