合成气制液体燃料.docx
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合成气制液体燃料
化学
合成气制液体燃料
学院：
化学与化工
专业：
化工1201班
姓名：
张小琴
学号：
1215010105
时间：
2015.10.8
合成气制液体燃料工艺描述
煤间接液化
间接液化是先把煤炭在高温下与氧气和水蒸气反应，使煤炭全部气化、转化成合成气,然后再在催化剂的作用下合成为液体燃料的工艺技术。
间接液化首先将原料煤与氧气、水蒸汽反应将煤全部气化，制得的粗煤气经变换、脱硫、脱碳制成洁净的合成气（CO+H）2，合成气在催化剂作用下发生合成反应生成烃类，烃类经进一步加工可以生产汽油、柴油和LPG等产品。
在煤炭液化的加工过程中，煤炭中含有的硫等有害元素以及无机矿物质（燃烧后转化成灰分）均可脱除，硫还可以硫磺的形态得到回收，而液体产品品质较一般油产品更优质。
煤间接液化技术的发展
煤间接液化中的合成技术是由德国科学家FransFischer和HansTropsch于1923首先发现的并以他们名字的第一字母即F-T命名的，简称F-T合成或费-托合成。
依靠间接液化技术，不但可以从煤炭中提炼汽油、柴油、煤油等普通石油制品，而且还可以提炼出航空燃油、润滑油等高品质石油制品以及烯烃、石蜡等多种高附加值的产品。
自从Fischer和Tropsch发现在碱化的铁催化剂上可生成烃类化合物以来，费-托合成技术就伴随着世界原油价格的波动以及政治因素而盛衰不定。
费-托合
成率先在德国开始工业化应用，1934年鲁尔化学公司建成了第一座间接液化生产装置，产量为7万吨/年，到1944年，德国共有9个工厂共57万吨/年的生产能力。
在同一时期，日本、法国、中国也有6套装置建成。
二十世纪五十年代初，中东大油田的发现使间接液化技术的开发和应用陷入低潮，但南非是例外。
南非因其推行的种族隔离政策而遭到世界各国的石油禁运，促使南非下决心从根本上解决能源供应问题。
考虑到南非的煤炭质量较差，不适宜进行直接液化，经过反复论证和方案比较，最终选择了使用煤炭间接液化的方法生产石油和石油制品。
SASOLI厂于1955年开工生产，主要生产燃料和化学品。
20世纪70年代的能源危机促使SASOL建设两座更大的煤基费-托装置，设计目标是生产燃料。
当工厂在1980和1982年建成投产的时候，原油的价格已经超过了30美元/桶。
此时SASOL勺三座工厂的综合产能已经大约为760万吨/年。
由于SASOL生产规模较大，尽管经历了原油价格的波动但仍保持赢利。
南非不仅打破了石油禁运，而且成为了世界上第一个将煤炭液化费-托合成技术工业化的国家。
1992和1993年，又有两座基于天然气的费-托合成工厂建成，分别是南非Mossgass100万吨/年和壳牌在马来西亚Bintulu的50万吨/年的工厂。
F-T合成的主要化学反应
F-T合成的主反应：
CO+3H2=CH4+H2O
CO+2H2=CH3OH
2CO+4H2=C2H5OH+H2O
生成烷烃：
nCO+（2n+1）H2=CnH2n+2+nH2O生成烯烃：
nCO+（2n）H2=CnH2n+nH2O另外还有一些副反应，如：
生成甲烷生成甲醇生成乙醇
积炭反应：
2CO=C+CO2
除了以上6个反应以外，还有生成更高碳数的醇以及醛、酮、酸、酯等含氧化合物的副反应。
费-托合成催化剂
合成催化剂主要由CoFe、Ni、Ru等周期表第VIII族金属制成，为了提高催化剂的活性、稳定性和选择性，除主成分外还要加入一些辅助成分，如金属氧化物或盐类。
大部分催化剂都需要载体，如氧化铝、二氧化硅、高岭土或硅藻土等。
合成催化剂制备后只有经CO+H或H2还原活化后才具有活性。
目前，世界上使用较成熟的间接液化催化剂主要有铁系和钻系两大类，SASOL使用的主要
是铁系催化剂。
在SASOL固定床和浆态床反应器中使用的是沉淀铁催化剂，在
流化床反应器中使用的是熔铁催化剂。
F-T合成反应器
SASOL自1955年首次使用固定床反应器实现商业化生产以来，紧紧抓住反应器技术和催化剂技术开发这两个关键环节，通过近五十年的持之以恒的研究和开发，在煤间接液化费-托合成工艺开发中走出了一条具有SASOL特色的道路。
迄今已拥有在世界上最为完整的固定床、循环流化床、固定流化床和浆态床商业化反应器的系列技术。
1固定床反应器（Arge反应器）
固定床反应器首先由鲁尔化学（Ruhrchemir）和鲁齐（Lurge）两家公司合作开发而成，简称Arge反应器。
1955年第一个商业化Arge反应器在南非建成投产。
反应器直径3米，由2052根管子组成，管内径5厘米，长12米，体积40m3管外为沸腾水，通过水的蒸发移走管内的反应热，产生蒸汽。
管内装填
了挤出式铁催化剂。
反应器的操作条件是225°C,2.6MPa。
大约占产品50%勺液蜡顺催化剂床层流下。
基于SASO的中试试验结果，一个操作压力4.5MPa的Arge反应器在1987年投入使用。
管子和反应器的尺寸和Arge反应器基本一致。
通常多管固定床反应器的径向温差为大约2〜4°C。
轴向温度差为15〜20°Co为防止催化剂失活和积碳，绝不可以超过最高反应温度，因为积碳可导致催化剂破碎和反应管堵塞，甚至需要更换催化剂。
固定床中铁催化剂的使用温度不能超过260°C,因为过高的温度会造成积碳并堵塞反应器。
为生产蜡，一般操作温度在230°C左右。
最大的反应器的设计能力是1500桶/天。
固定床反应器的优点有：
易于操作、由于液体产品顺催化剂床层流下，催化剂和液体产品分离容易，适于费-托蜡生产。
由于合成气净化厂工作不稳定而剩余的少量的H2S可由催化剂床层的上部吸附，床层的其它部分不受影响。
固定床反应器也有不少缺点：
反应器制造昂贵。
高气速流过催化剂床层所导致的高压降和所要求的尾气循环，提高了气体压缩成本。
费-托合成受扩散控制要求使用小催化剂颗粒，这导致了较高的床层压降。
由于管程的压降最高可达0.7MPa，反应器管束所承受的应力相当大。
大直径的反应器所需要的管材厚度非常大，从而造成反应器放大昂贵。
另外，装填了催化剂的管子不能承受太大的操作温变化。
根据所需要的产品组成，需要定期更换铁基催化剂；所以需要特殊的可拆卸的网格，从而使反应器设计十分复杂。
重新装填催化剂也是一个枯燥和费时的工作，需要许多的维护工作，导致相当长的停车时间；这也干扰了工厂的正常运行。
2浆态床反应器
德国人在上世纪的40和50年代曾经研究过三相鼓泡床反应器，但是没有商业化。
SASOL勺研发部门在二十世纪七十年代中期开始了对浆态床反应器的研究。
1990年研发有了突破性进展，一个简单而高效的蜡分离装置成功地通过了测试。
100桶/天的中试装置于1990年正式开车。
SASOI于1993年5月实现ID=5m20m高，产能为2500桶/天的浆态床反应器的开工。
SASOL勺三相浆态床反应器（SlurryPhaseReactor）可以使用铁催化剂生产蜡、燃料和溶剂。
压力2.0MPa,温度高于200r。
反应器内装有正在鼓泡的液态反应产物（主要为费-托产品蜡）和悬浮在其中的催化剂颗粒。
SASO1浆态
床技术的核心和创新是其拥有专利的蜡产物和催化剂实现分离的工艺；此技术避免了传统反应器中昂贵的停车更换催化剂步骤。
浆态床反应器可连续运转两年，中间仅维护性停车一次。
反应器设计简单。
SASO浆态床技术的另一专利技术是把反应器出口气体中所夹带的“浆”有效地分离出来。
浆态床反应器和固定床相比要简单许多，它消除了后者的大部分缺点。
浆态床的床层压降比固定床大大降低，从而气体压缩成本也比固定床低很多。
可简易地实现催化剂的在线添加和移走。
浆态床所需要的催化剂总量远低于同等条件下的固定床，同时每单位产品的催化剂消耗量也降低了70%。
由于混合充分，浆态
床反应器的等温性能比固定床好，从而可以在较高的温度下运转，而不必担心催化剂失活、积碳和破碎。
在较高的平均转化率下，控制产品的选择性也成为可能，这就使浆态床反应器特别适合高活性的催化剂，SASO现有的浆态床反应器的产能是2500桶/天，2003年为卡塔尔和尼日利亚设计的是ID=9.6m、17000桶/天的商业性反应器。
SASO认为设计使用Co催化剂的能力达到22300桶/天的反应器也是可行的，这在经济规模方面具有很大的优势。
3循环流化床反应器
1955年前后，萨索尔在其第一个工厂（SasolI）中对美国Kellogg公司开发的循环流化床反应器（CFB进行了第一阶段的500倍的放大。
放大后的反应器内径为2.3米，46米高，生产能力1500桶/天。
此后克服了许多困难，多次修改设计和催化剂配方，这种后来命名为Synthol的反应器成功地运行了30年。
后来SASO通过增加压力和尺寸，反应器的处理能力提高了3倍。
1980年
在SASO11I、1982年在SASOIUI分别建设了8台ID=3.6m、生产能力达到6500桶/天的Synthol反应器。
使用高密度的铁基催化剂。
循环流化床的压降低于固定床，因此其气体压缩成本较低。
由于高气速造成的快速循环和返混，循环流化床的反应段近乎处于等温状态，催化剂床层的温差一般小于2°C。
循环流化床中，循环回路中的温度的波动范围为30°C左右。
循环流化床的一个重要的特点是可以加入新催化剂，也可以移走旧催化剂。
循环流化床也有一些缺点：
操作复杂；新鲜和循环物料在200°C和2.5MPa条件下进入反应器底部并夹带起部分从竖管和滑阀流下来的350。
C的催化剂。
在催化剂沉积区域，催化剂和气体实现分离。
气体出旋风分离器而催化剂由于线速度降低从气体中分离出来并回到分离器中。
从尾气中分离细小的催化剂颗粒比较困难。
一般使用旋风分离器实现该分离，效率一般高于99.9%。
但由于通过分离器的高质量流率，即使0.1%的催化剂也是很大的量。
所以这些反应器一般在分离器下游配备了油洗涤器来脱除这些细小的颗粒。
这就增加了设备成本并降低了系统的热效率。
另外在非常高线速度的部位，由碳化铁颗粒所引起的磨损要求使用陶瓷衬里来保护反应器壁，这也增加了反应器成本和停车时间。
Synthol反应器一般在2.5MPa和340°C的条件下操作。
4固定流化床反应器
鉴于循环流化床反应器的局限和缺陷，SASO开发成功了固定流化床反应器，并命名为SASOLAdvaneedSynthol（简称为SAS反应器。
固定流化床反应器由以下部分组成：
含气体分布器的容器；催化剂流化床；床层内的冷却管；以及从气体产物中分离夹带催化剂的旋风分离器。
固定流化床操作比较简单。
气体从反应器底部通过分布器进入并通过流化床。
床层内催化剂颗粒处于湍流状态但整体保持静止不动。
和商业循环流化床相比,它们具有类似的选择性和更高的转化率。
因此，固定流化床在SASOL得到了
进一步的发展，一个内径1米的演示装置在1983年开车。
在同等的生产规模下，固定流化床比循环流化床制造成本更低，这是因为它体积小而且不需要昂贵的支承结构。
由于SAS反应器可以安放在裙座上，它的支撑结构的成本仅为循环流化床的5%。
因为气体线速较低，基本上消除了磨蚀从而也不需要定期的检查和维护。
SAS反应器中的压降较低，压缩成本也低。
积碳也不再是问题。
SASft化剂
的用量大约是Synthol的50%。
由于反应热随反应压力的增加而增加，所以盘管冷却面积的增加使操作压力可高达40巴，大大地增加了反应器的生产能力。
间接液化工艺
1SASOL工艺
萨索尔（Sasol）是南非煤炭、石油和天然气股份有限公司（SouthAfrieanCoal,OilandGasCorp.）的简称。
南非缺乏石油资源但却蕴藏有大量煤炭资源。
为了解决当地石油的需求问题，于1951年筹建了SASO公司。
1955年建成了第一座由煤生产液体运输燃料的SASOL-1厂。
建设由美国凯洛格（M.W.KelloggCO.）公司及原西德的阿奇公司（Arge即ArbeitGemeinshaftLurgiundRuhrehemie）承包。
阿奇建造的五台固定床反应器作为第一段，年产量为53,000t初级产品，开洛格建造了两套流化床反应器（Synthol），设计年产液体燃料166000t，在SASOL-1厂成功的经验上，1974年开始，南非在赛昆达地区开工建设了SASOL-II厂，并于1980年建成投产。
1979年又在赛昆达地区建设了SASOL-III厂，规模与II厂相同，造气能力大约是SASOL-1厂的8倍。
随着时代的变迁和技术的进步，SASO1三个厂的生产设备、生产能力和产品结构都发生了很大的变化。
目前三个厂年用煤4590万t，其中I厂650万t/年，II厂和III厂3940万t/年。
主要产品是汽油、柴油、蜡、氨、烯烃、聚合物、醇、醛等113种，总产量达760万t，其中油品大约占60%。
2SHELL公司的SMD合成工艺
多年来，荷兰皇家Shell石油公司一直在进行从煤或天然气基合成气制取发动机燃料的研究开发工作。
尤其对一氧化碳加氢反应的Sehulz-Flory聚合动力学的规律性进行了深入的研究，认为在链增长的alpha值高的条件下，可以高选择性和高收率地合成高分子长链烷烃，同时也大大降低了低碳气态烃的生成。
在1985年第五次合成燃料研讨会上，该公司宣布已开发成功F-T合成两段法的
新技术—SMDS（ShellMiddleDistillateSynthesis）工艺，并通过中试装置的长期运转。
SMD合成工艺由一氧化碳加氢合成高分子石蜡烃一HPS（HeavyParaffinSynthesis）过程和石蜡烃加氢裂化或加氢异构化—HPC（HeavyParaffin
Coversion）制取发动机燃料两段构成。
Shell公司的报告指出，若利用廉价的天然气制取的合成气（H2/C0=2.0）为原料，采用SMDS工艺制取汽油、煤油和柴油产品，其热效率可达60%，而且经济上优于其他F-T合成技术。
Shell公司采用自己开发的热稳定性较好的钴系催化剂高选择性地合成了长链石蜡烃（〜C50），其链增长alpha值可控制在0.80〜0.94之间。
HPS技术采用管式固定床反应器。
为了提高转化率，合成过程分两段进行。
第一段安排了3个反应器。
第二段只设一个反应器。
每一段设有单独的循环气体压缩机。
大约总产量的85%在第一段生成，其余15%在第二段生成。
反应系统操作参数如下：
合成气组成H2/CO=2.0,反应压力2.0MPa〜4.0MPa,反应温度200C〜240E,全过程CO专化率：
95%单程单段CO转化率40%
3中科院山西煤化所浆态床合成技术的开发
自上世纪70年代末开始，中科院山西煤化所一直从事间接液化技术的开发，并取得了令人瞩目的成绩。
除了系列催化剂的开发外，还对固定床和浆态床合成技术进行了较系统的研究。
80年代初提出了将传统的F-T合成与沸石分子筛特殊形选作用相结合的两段法合成（简称MFT）,先后完成了实验室小试，工业单管模试中间试验（百吨级）和工业性试验（2000吨/年）。
除了MFT合成工艺之外，其后，山西煤化所还开发了浆态床一固定床两段法工艺，简称SMFT合成。
多年来山西煤化所对铁系和钴系催化剂进行了较系统的研究。
共沉淀Fe-Cu催化剂（编号为ICC-IA）自1990年以来一直在实验室中进行固定床试验，主要目的是获得动力学参数。
Fe-Mn催化剂（ICC-IIA、ICC-IIB）和钻催化剂（ICC-IIIA、ICC-IIIB、ICC-IIIC）的研究集中在催化剂的优化和动力学研究以及过程模拟。
其中ICC-I型催化剂用于重质馏分工艺，ICC-II型催化剂用于轻质馏分工艺。
ICC-IA催化剂已经定型，实现了中试放大生产，并进行了充分的中试验证，完成了累计4000小时的中试工艺试验，稳定运转1500小时，满负荷运转达800小时。
ICC-IIA型催化剂也已经实现中试放大生产，在实验室进行了长期运转试验，最长连续运转达4800小时。
此外，中科院山西煤化所还对ICC-IIIA钻催化剂进行了研究和开发。
目前，用于浆态床的ICC-IA和ICC-IIA催化剂成本大幅度下降，成品率明显提高，催化剂性能尤其是产品选择性得到明显提高，在实验室模拟验证浆态床装置上，催化剂与液体产物的分离和催化剂磨损问题得到根本性的解决，从而从技术上突破了煤基合成油过程的技术经济瓶颈。
4美国Mobil公司MTG
固定床工艺采用两/二甲醚混合物再在由于氧化铝催化剂与
美国Mobil公司于上世纪70年代发现了甲醇在ZSM-5分子筛催化剂作用下可以高选择性转化为汽油，并与德国Uhde公司合作开发了甲醇转化制汽油（MTG工艺。
国外公司所开发的工艺包括固定床和流化床两种工艺。
步法，甲醇首先在氧化铝催化剂作用下转化为二甲醚，甲醇ZSM-5分子筛催化剂作用下进一步转化为汽油为主的产物。
ZSM-5分子筛催化剂在寿命和工艺条件方面存在较大差异，致使工艺路线长，涉及到的设备和催化剂品种多，过程控制较为烦琐。
Mobil/Uhde的固定床工艺于上世纪八十年代在新西兰建成商业装置并成功运行。
流化床则存在催化剂跑损量大、工程放大难度高等问题而没有建成商业装置。
固定床绝热反应器一步法甲醇转化制汽油工艺包含三个部分，分别是：
甲醇
转化部分，产物分离部分，以及粗汽油加工部分。
甲醇转化部分的工艺流程见图1,主要技术参数和指标见表2。
压缩、循环卜
q尾气驰放
1勺
r
■
1
甲醇
MTG反应
q冷却分离
q汽油、LPG
图1固定床绝热反应器一步法甲醇转化制汽油工艺流程示意图
表2反应工艺主要技术参数和技术指标
项目
指标
反应压力（Mpa）
1.6
反应温度「C）
315〜430
甲醇重量空速（h-1）
WHVS=1.0〜1.6
甲醇转化率（%）
100
汽油收率（以甲醇质量计，%）
33〜36
LPG收率（以甲醇质量计，%）
5〜8
催化剂单程寿命（以处理甲醇能力计，吨/吨）
三500
预期总寿命（以处理甲醇能力计，吨/吨）
三10000
吨汽油消耗催化剂（kg）
0.3
原料甲醇经预热气化，与循环气体混合，达到反应温度后，进入装有JX6021催化剂的MT（反应器，在催化剂的作用下转化为以C5-C1C为主的烃类混合产品和
水。
反应器出口物料经冷却分离后，得到粗汽油，LPG^干气。
干气主要是甲烷,乙烷，以及少量的氢气、CO等，部分干气作为驰放气离开系统，部分经压缩后
循环，与甲醇混合后重新进入反应器。
分离部分的工艺流程见图2。
由于粗汽油中含有6wt%-7wt%勺均四甲苯（该物质在常温下为固体，在油品中的溶解度v2.3wt%），直接使用会对汽车发动机造成损坏，因此必须将其在油品中的含量降至2%^下。
解决方法如下:
粗汽油经蒸馏切割，分为轻汽油和重汽油两部分。
重汽油采用加氢处理，将其中的均四甲苯通过脱烷基的方法脱除（该加氢部分主要工艺参数和技术指标见表3）。
加氢后油品重新与轻汽油混合，成为合格产品汽油。
粗汽油加工工艺流
程见图3。
图3粗汽油加工工艺流程示意图
表3重汽油加氢主要工艺参数和技术指标
项目
指标
反应压力（Mpa）
3.5
反应温度「C）
550〜580
重汽油空速（h"1）
0.5h"1
氢油比
800〜1000
原料均四甲苯含量（%）
三30
加氢油均四甲苯含量（%）
三7
催化剂单程寿命（天）
三60
预期总寿命（天）
三300
固定床绝热反应器一步法甲醇转化制汽油工艺生产的汽油产品具有良好的性能，其主要特点是具有低烯烃含量（5〜15%、低苯含量（V0.5%）、无硫等特
点，汽油辛烷值大于93（RON。
详细检测报告见表4。
表4产品汽油主要性能指标
研究法辛烷值（RON）
93
10%蒸发温度，C
48.7
50%蒸发温度，C
120.7
90%蒸发温度，C
171.8
蒸气压/Kpa
91.6
实际胶质mg/100mL
无
诱导期min
>480
硫含量/%（质量分数）
<0.0007
硫醇硫含量/%（质量分数）
0.0003
铜片腐蚀（50C,3h）/级
1a
水溶性酸或碱
中性
机械杂质
无
烯烃含量％（v/v）
<20
苯含量%（v/v）
<0.5
芳烃含量%（v/v）
30〜55
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