煤制油費托合成產物烯烴分離工藝研究

李 俊

(山西潞安煤基清潔能源有限責任公司，山西 長治 046100)

煤制油費托合成產物烯烴分離工藝研究

李 俊

(山西潞安煤基清潔能源有限責任公司，山西 長治 046100)

高溫費托合成工藝產品中不但有大量油品，而且有大量的α-烯烴產品。重點介紹了高溫費托合成產物中α-烯烴分離工藝技術的研究，使烯烴產品進行有效的分離，同時降低運行成本，產生更大的經濟效益。

費托產品；分離工藝；熱源的選擇

引 言

石油是當前世界所使用的最主要燃料，為經濟和社會的發展提供強大動力。石油作為不可再生資源，面臨著日趨枯竭的危機。從世界范圍看，煤的儲量遠超過石油儲量。將煤以高效潔凈的工藝轉化為液體油品，會有效地緩解油品供應的緊張狀況。因此，通過煤炭間接液化技術——費托(F-T)合成生產液體油品日趨受到關注[1]。

現有煤炭間接液化技術主要以生產各種液體油品為目的，煤基合成油品經加工后得到優質的液體油品，產品中基本不含硫、氮及二烯烴等雜質，但其生產成本高于石油煉制生產的汽油和柴油，無法充分發揮煤基合成油的優勢，經濟合理性差。

高溫費托合成過程主要產品為汽油、柴油和α-烯烴。對高溫費托產品，開發出以油品、烯烴等化學品為目標產品的精細化工產品深加工技術，以化補油，增強費托合成的油品在市場上與石化行業油品的競爭力，對于緩解我國能源供應緊張局面、提高煤炭的清潔高效利用、減少對環境影響具有重要的意義[2]。

1 α-烯烴的應用

烯烴是石油化工行業非常重要的基礎原料，在石油化工中占有重要的地位。而其中α-烯烴作為一種重要的有機原料和中間體產品，被廣泛應用于聚乙烯共聚單體、表面活性劑、潤滑油、增塑劑和精細化學品。

我國的α-烯烴生產方法主要以蠟裂解為主。其中，蠟裂解裝置產品雜質較多，僅適合用于合成潤滑油、烷基苯等。

費托合成產物中富含大量的烯烴，且基本不含硫、氮及二烯烴等，經精餾分離可得到各種富含α-烯烴的窄餾分組分，精制后可得到α-烯烴。

α-烯烴按其碳鏈長度有不同的應用。較低碳鏈α-烯烴，如C4(丁烯-1)、C6(己烯-1)，用作HDPE和LLDPE生產用共聚單體；C8～C12可以聚合生產高品質的聚α-烯烴(PAO)四類潤滑油；C12～C16用于生產洗滌劑；C14～C18用于生產AOS；C16～C18用于生產造紙上漿劑；大于C18的α-烯烴直接用于潤滑劑和鉆井液。α-烯烴還可用于生產其余多種精細化學品和功能化學品中間體，有制乳化劑、潤滑油添加劑、防銹劑等用途。

因此，分離出高濃度的不同碳鏈長度的烯烴具有長足的意義和廣闊的市場前景。

2 α-烯烴原料性質及產品規格

費托合成產物中的較輕組分主要碳數分布如表1。其中，α-烯烴質量分數約51%。

表1 碳數分布

通過精餾分離得到窄碳數分布的混合烴XT0、XT1、XT2及XT3(>C18)。主規格見表2。

3 α-烯烴精餾分離工藝的選擇

3.1 分離塔序的選擇

表2 產品規格

精餾分離得到多種產品，需要進行分離塔序選擇。各種組分分離難度均差別不大，主要在依次分離及等摩爾分離2種塔序進行選擇優化。2種分離塔序流程模擬見圖1和第30頁圖2。

在進行工藝模擬、優化塔序選擇過程中發現，若第1個塔先得到XT0及XT1混合油，塔底得到XT2及>C18混合油，雖存在重復蒸餾XT0產品現象，但可以利用最后一個塔的>C18產品的熱源，作為XT0及XT1分離的熱源。經模擬計算，雖換熱器有所增加，但能耗減少顯著，見表3。

圖1 依次分離塔序流程模擬

項目依次分離塔序等摩爾分離塔序使用地點熱負荷/kW熱負荷/kWT101再沸21642177T102再沸(僅開工)1042758T103再沸24862509小計(未含開工量)56924686

比較2種流程，等摩爾分離塔序比依次分離塔序節約能耗約5 692 kW-4 686 kW=1 006 kW，折蒸汽約1.7 t/h。蒸汽價格按照120元/t，則年可節約運行成本約1.7×120×0.8=163萬元/a。選擇等摩爾分離塔序是比較合適的。

3.2 操作壓力的選擇

原料碳數分布在C5～C22，餾程范圍63.5 ℃～367 ℃，終餾點已達367 ℃。第一塔塔頂得到XT0+XT1的混合油，若采用常壓操作，再沸溫度將達到340 ℃，需要采用高品質熱源作為塔底重沸(加熱爐)；同樣，第三塔分離得到XT2產品及>C18產品，也需要采用高品質熱源作為塔底重沸(加熱爐)。因此，若按常壓操作，則需要設2臺加熱爐供兩塔底重沸，經濟上不劃算。而且，塔底溫度過高，將顯著增加結焦的可能性。

鑒于此，第一塔及第三塔將采用減壓操作，并且采用壓降相對較小的填料塔。減壓操作各組分間的相對揮發度更高，更有利于分離，減少能耗。

3.3 加熱方式的選擇

1) 熱源的選擇

第一塔底重沸溫度均在255 ℃以上，第三塔塔底重沸溫度接近300 ℃，再沸溫度仍較高。目前，廠區可以提供的高壓蒸汽規格為9.8 MPaG、520 ℃、飽和溫度310 ℃。若采用高壓蒸汽作為熱源，壓力過高，設備成本過高(系統管廊、再沸器等)，同時也是潛在的危險源。

而若直接采用加熱爐作為塔底油的再沸熱源，2套裝置共計9個塔，將存在需要設置9個加熱爐的問題，從安全、占地、節能等角度考慮都是不適宜的。

鑒于以上原因，擬采用導熱油作為本項目的熱源。由于2套裝置為聯合布置，因此共設有一臺導熱油爐。其中，導熱油的循環溫度為300 ℃～340 ℃。

圖2 等摩爾分離塔序流程模擬

2) 導熱油的加熱方式

本項目采用的導熱油溫度較高，采用蒸汽加熱導熱油是不適宜的。

主要原因如下：1) 廠區提供的高壓蒸汽規格為9.8 MPaG、飽和溫度310 ℃，不足以作為導熱油的熱源。2) 即使能夠提供更高品位的蒸汽作為導熱油的加熱方式，但由于導熱油的循環量比較大，因此需要很大的換熱器，且設備材質需用不銹鋼，這無疑大大增加了設備投資。3) 用蒸汽作為導熱油的加熱方式也很少見，中間多增加一個蒸汽熱量至導熱油的環節，能耗損失加大。

因此，蒸汽加熱方是不可行的，也不經濟。

燃氣加熱導熱油和電加熱導熱油的運行成本比較如下：

2套裝置總熱負荷為4.686 MW。

若用燃氣加熱導熱油，燃氣用量標準狀態674 m3/h，單價2.65元/m3，總費用674×2.65=1 786.1元/h；

若用電加熱導熱油，電耗量4 686/0.95=4 933(kW·h)/h(取95%傳熱效率)，單價1元/(kW·h)，總費用4 933×1=4 933元/h。

從以上分析可知，燃氣加熱導熱油成本低、經濟合理。

因此，選擇采用燃料氣加熱導熱油，導熱油再作為各再沸器的熱源。

4 結論

1) 根據原料的組成及分離要求，采用等摩爾分離流程，能降低烯烴分離能耗約1 006 kW，節約企業年運行成本約163萬，效益顯著。

2) 采用多塔負壓操作，提高待分離組分的相對揮發度，減少運行能耗。采用導熱油爐作為塔器再沸熱源，節約加熱爐投資，同時減小高碳數組分結焦的可能性，有利于企業長周期穩定運行。

[1] 孫啟文，以油品、烯烴和化學品為目標產品的高溫費托合成煤液化技術[C].北京：2010中國國際煤化工發展論壇，2010.

[2] 郭琳，李文英，張宗森，等.高、低溫費托合成聯產中烯烴的加工利用[J].太原理工大學學報，2012，43(3)：309-313.

Study on separation process of coal-to-oil Fischer Tropsch synthesis of olefins

LI Jun

(Shanxi Lu’an Coal-based Clean Energy Co., Ltd., Changzhi Shanxi 046100, China)

High-temperature Fischer Tropsch synthesis products not only have a lot of oil, but also have a large number of α-olefin products. This paper focuses on α-olefin separation process technology of high-temperature Fischer Tropsch synthesis products, so as to effectively separate olefin products, and gain greater economic benefits by reducing operating costs.

Fischer Tropsch products; separation process; heat source selection

2017-03-26

李 俊，男，1984年出生，2008年畢業于東北林業大學，助理工程師，本科，主要研究方向：煤化工。

10.16525/j.cnki.cn14-1109/tq.2017.04.09

TQ529

A

1004-7050(2017)04-0028-03

綜述與論壇