CN111286356B - 一种高温费托合成生产烃类的*** - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种高温费托合成生产烃类的***，包括费托合成单元、反应水分离单元、催化剂还原单元；催化剂还原单元为间歇操作单元，以合成单元尾气作为还原气体加入少量的合成气调节氢碳比，与流化床还原反应器内的费托合成催化剂发生催化剂还原反应；流化床还原反应器出口的气体除去固体后冷却至常温进入气液分离器得到气相和液相，分离得到的气相去深冷分离单元回收气体中的气态烃，分离得到液相又分为反应水和费托油品；还原后的催化剂送入费托合成反应单元。与现有技术相比，本发明还原单元几乎不用新鲜还原气，省掉还原循环压缩机，具有消耗低、能效高、产品多样性高、整个装置的抗风险能力高等优点。

Description

一种高温费托合成生产烃类的***
技术领域
本发明涉及费托合成技术领域，尤其是涉及一种高温费托合成生产烃类的***。
背景技术
随着以石油为基础的液体燃料需求量的增大及石油资源可用储量的减少，由煤等固体燃料生产可用的液体燃料的方法越来越受到人们的重视。
目前，以煤为原料生产液体燃料的方法有直接液化和间接液化两种方法。其中间接液化又分为低温费托合成和高温费托合成两种技术，低温费托合成一般采用浆态床反应器，反应温度在220-260℃；高温费托合成一般采用流化床反应器，反应温度为330-360℃，费托合成反应方程式为:
nCO+(n+m/2)H2＝CnHm+nH2O+165kJ/molCO (1)
CO+H2O＝CO2+H2+40kJ/molCO (2)
其中式(2)水煤气变换反应为费托合成反应的副反应。
低温浆态床反应器主要优点是反应温和，易于控制，产品为直链的高碳数烷烃，更适合生产柴油、石蜡。相对来讲高温费托合成产物的碳链更短，产物中不饱和烃含量较高，反应水中含氧有机物浓度也更高，非常适合生产附加值较高的化学品，较高的反应温度也更有利于与热量的回收利用，可以副产高品质的中、高压蒸汽。高温费托合成采用流化床反应器设计和操作都比较复杂，床层在移热元件的存在下如何保证床层的均匀分布以及气固分离是设计的最大难点。除反应器结构外，催化剂颗粒密度、粒度分布、气体密度、粘度等指标都会对床层的分布产生直接影响，需要大量的基础研究和大型模型试验积累设计数据。
本专利发明人已发表专利ZL200510026967.8提出了流化床反应器高温费托合成的方法，但存在以下不足：1、没有明确催化剂还原的流程、方法及反应水的分离方法；没有提出产品的特点及产品方案，而产品优势是高温费托合成区别于低温费托合成的主要优势。2、反应器出口气体直接进入激冷塔洗涤冷却，热量全部通过冷却水进入大气环境，能效低且环境不友好；激冷塔设置循环冷却器使激冷塔***操作更加复杂且加大了能耗。
本专利发明人已发表专利ZL200510026968.2提出了一种颗粒状铁基费托合成催化剂的工业还原方法，与本发明相比原专利需要消耗大量的新鲜还原气，还需要能耗较高的还原循环压缩机。
发明内容
本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的能耗高、还原气消耗高、催化剂的还原方法缺失、无法长时间稳定运行等缺陷而提供一种高温费托合成生产烃类的***。
本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
一种高温费托合成生产烃类的***，包括使合成气进行费托合成反应的费托合成单元、将反应过程中生成的反应水进行分离的反应水分离单元、以及将催化剂还原的催化剂还原单元；
所述的费托合成反应单元中，以H2和CO为主要成分的新鲜合成气与合成循环气混合，并经过合成气预热器加热到温度不低于100℃后进入流化床费托合成反应器，在费托合成催化剂的作用下发生费托合成反应，反应温度300～500℃、压力为1.0～5.0MPa，操作线速0.3～1.0m/s；从所述的流化床费托合成反应器出来的高温气体经过反应器内设置的高效气固分离元件分离夹带的催化剂，然后进入废热锅炉回收热量；
经过废热锅炉回收热量后的高温气体经过激冷塔洗涤冷却后送入三相分离器进行分离得到水相、油相和气相；所述的油相作为轻油产品送去产品加工单元，所述的水相经过减压后送入反应水分离单元，所述的气相排出部分驰放气后，其余的气相作为合成循环气经过合成循环压缩机返回至流化床费托合成反应器的入口。
气相中排出的驰放气可以用作还原单元还原气体，也可以直接通过深冷分离回收甲烷、C2-C4烯烃等烃类产品后作为燃料气进行利用。
所述的废热锅炉为立式换热器结构，从流化床费托合成反应器出来的高温气体和锅炉水在废热锅炉中换热产生饱和蒸汽；所述高温气体走管程，气体走向为从上向下，所述的废热锅炉至少设有两个，其中一个为备用设备。
所述的激冷塔为板式塔，最下层的塔板下设置塔中积液槽收集重油作为激冷塔循环液；经过废热锅炉回收热量后的高温气体进入激冷塔后，采用激冷塔塔釜采出的重油产品喷淋洗涤，和/或采用激冷塔循环液在塔板上洗涤。
所述的轻油产品和重油产品中烯烃的含量高于50％，并且烯烃主要成分为α烯烃。
所述的费托合成反应单元中，所述的驰放气回收甲烷、C2-C4烯烃的方法为深冷分离或者低温油洗结合深冷分离。
所述催化剂还原单元为间歇操作单元，以合成单元驰放气作为还原气原料进入流化床还原反应器，与流化床还原反应器内的费托合成催化剂发生催化剂还原反应，反应温度260～500℃，压力为0～5.0MPa，操作线速0.1～1.0m/s，合成单元驰放气体量满足还原所需的空速要求，无需压缩机进行气体循环；需要说明的是装置初始开车时没有合成驰放气，首批催化剂直接在合成反应器中通过合成气还原。
所述的流化床还原反应器出口的气体除去固体后冷却至常温进入气液分离器进行气液分离，得到气相和水相，分离得到的气相通过深冷分离回收气态烃，分离得到的液相为反应水和费托合成液体烃；还原后的催化剂送入费托合成反应单元。
以合成单元驰放气作为还原气体，可以完全满足还原单元的空速、线速要求，减少了新鲜还原气体的消耗，节省了还原循环压缩机的能耗。需要说明的是装置初始开车时首批催化剂直接在合成反应器中用合成气还原。
所述的流化床还原反应器内的反应温度控制方法为通过控制流化床还原反应器的入口气体温度、控制反应器内部换热元件带走反应热或控制反应器入口的H2/CO比值三种方法中的一种或几种组合；所述的流化床费托合成反应器内通过锅炉水在反应器内的移热元件和汽包之间的循环取走反应热，通过控制汽包压力控制反应器内温度。
优选地，通过将新鲜原料气和驰放气混合调节流化床还原反应器入口气体的H2/CO比值为大于15，流化床还原反应器入口气体的H2/CO更优选为20。
通过新鲜原料气和驰放气混合控制反应器内的温度满足要求，节省了换热元件，降低了移热元件对床层的扰动。
所述的流化床还原反应器和流化床费托合成反应器的催化剂装填和卸料通过重力自流或气体密相输送实现，流化床反应器的催化剂加料口与催化剂装料罐通过催化剂进料管连接，流化床反应器的催化剂出料口与催化剂收集罐通过催化剂排出管连接；通过设备高度差重力自流将催化剂从催化剂装料罐输送至流化床反应器，通过气体密相输送将催化剂从流化床反应器输送至催化剂收集罐，所述的气体密相输送过程中输送流体为高压气体，输送流体的流速为0.5-4m/s。
所述的催化剂还原单元和费托合成单元产生的反应水均进入反应水分离单元进行脱气、脱油后送入反应水精馏塔进行精馏分离，所述的反应水精馏塔塔顶采出产品为高浓度含氧有机物，塔釜采出含少量有机酸的废水送污水处理。
所述的反应水精馏塔为填料塔或板式塔，优选为板式塔；所述的反应水中含氧有机物的质量百分含量为4％-15％；所述的反应水精馏塔塔顶采出的高浓度含氧有机物的组分包括甲醛、甲醇、乙醛、乙醇、丙醛、丙酮、丙醇，含水量为10-50％；所述的反应水精馏塔塔釜采出的废水中有机酸含量小于0.5％，该有机酸的主要成分为乙酸。
所述的新鲜合成气中H2/CO比在1～6之间；所述的催化剂为铁基费托合成催化剂或者钴基费托合成催化剂。
所述的流化床费托合成反应器和流化床还原反应器内的气固分离元件均为若干个的并联的旋风分离器，每个旋风分离器均为双进口旋风分离器，所述旋风分离器的底部连接颗粒***管将分离的催化剂固体返回至该流化床费托合成反应器的主反应区，并且所述的颗粒***管下端设有翼阀。本发明的流化床费托合成反应器的气固分离元件作弹性大，分离效率高。
与现有技术相比，本发明具有以下优点：
(1)与低温费托合成技术相比，本发明的高温费托产品可以生产燃油、高端润滑油等油品，也能生产乙烯、乙醇等大宗化学品，油品中的α烯烃还可以加工成高碳醇等高价值精细化学品，实现了煤化工产品的多样性，提高了费托合成装置抗风险能力。
(2)本发明改进了传统废热锅炉的设计，现有的费托合成工艺中，从费托合成反应器出来的高温气体中含有固体，采用锅炉回收热量，会导致锅炉堵塞，造成***无法长时间稳定运行；本发明将废热锅炉改为立式，反应气体在废热锅炉中走管程，方向下行，从而避免沉降的颗粒留在换热器内堵塞管路，解决了废热锅炉容易堵塞的问题，克服了技术偏见；本发明既巧妙地回收了热量，又保证了工艺的运行安全，工艺可以长期稳定运行，使***的能量充分利用，能耗降低；
(3)本发明还配套改善了费托合成反应气的降温除尘工艺，现有的费托合成工艺中，反应后的高温气体需要降温，但是却无法采用废热锅炉回收热量，因此采用后续的激冷塔使高温气体降温，因此激冷塔需要循环冷却器提供冷量，使激冷塔***操作更加复杂且加大了能耗；本发明中由于先采用独特设计的废热锅炉回收了一部分反应热，使得激冷塔可以不采用循环冷却器的方式进行洗涤降温，简化激冷塔操作，降低了激冷塔的能耗。
(4)本发明采用采用塔中循环液进行洗涤和冷却，塔中集液槽内的循环液固含量更低，不会造成激冷塔堵塞，提高操作稳定性。
(5)本发明设计了催化剂还原单元，将费托合成反应器和还原反应器有机结合实现了合成单元驰放气的再利用，节省了新鲜气和传统还原方法中还原循环压缩机的能耗。费托合成工艺能否成功运行的关键因素之一为催化剂及其还原；本发明的催化剂还原单元有利于费托合成反应的连续进行，实现和合成单元催化剂的在线置换；与现有的催化剂还原单元相比，现有的催化剂还原单元采用新鲜的还原气去还原催化剂，因为流化床需要保持较高的空速从而满足流化床的操作要求，实际上催化剂还原消耗的还原气体的量比较少，大部分的氢气需要通过循环压缩机循环回来，造成能耗较高，而本发明通过实验发现，费托合成单元的驰放气既含有还原气体、同时本身就具有较高的压力，符合还原单元的进料要求，因此本发明创造性地将驰放气作为还原单元的还原气，大大简化了还原单元。由于低温费托合成尾气氢碳比低于4，氧化态的二氧化碳含量较高，约为20％，容易夹带液体烃，不适合作为还原气体，本发明的高温费托合成单元尾气一般在40左右，二氧化碳含量低于10％，均为干气，合成尾气中烃类含量与使用新鲜还原气+循环气的烃类含量相当，适合作为还原气体。
附图说明
图1为本发明的催化剂还原单元的工艺流程图；
图2为本发明的费托合成单元的工艺流程图；
图3为本发明的反应水精馏单元的工艺流程图；
图中，1为流化床还原反应器；2为还原气体分布器；3为翼阀；4为还原旋风气固分离器；5为催化剂装料槽；6为还原气体预热器；7为反应器出口气固过滤器；8为还原冷却器；9为气液分离器；10为还原后催化剂中间槽；11为装料槽气固过滤器；13为流化床费托合成反应器；14为合成气体分布器；15为移热冷管；16为合成旋风气固分离器；17为反应气加热器；18为废催化剂收集槽；19为废催化剂收集槽气固过滤器；20为汽包；21为汽包水循环泵；22为合成循环压缩机；23为激冷塔；24为激冷塔循环泵；25为重油冷却器；26为液固过滤器；27为重油中间槽；28为重油喷淋泵；29为冷却器；30为三相分离器；31为废热锅炉；32为塔中积液槽；33为气气换热器；34为脱气塔；35为反应水换热器；36为废水输送泵；37为反应水精馏塔；38为塔底再沸器；39为塔顶冷凝器；40为回流槽；41为塔顶回流泵；(1)为新鲜合成气流股，(2)为合成循环气流股，(3)为驰放气流股，(4)为重油产品流股，(5)为轻油产品流股，(6)为反应水流股，(7)为汽包副产蒸汽流股，(8)为废热锅炉副产蒸汽流股，(9)为反应器出口气体流股，(10)为回收热量后的高温气体流股；(11)为重油流股，(12)为费托合成反应水，(13)为精馏塔塔釜采出流股，(14)为精馏塔塔顶流股。
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明进行详细说明。以下实施例将有助于本领域的技术人员进一步理解本发明，但不以任何形式限制本发明。应当指出的是，对本领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干变形和改进。这些都属于本发明的保护范围。
一种高温费托合成生产烃类的方法，具体生产工艺如下：
(1)以合成单元驰放气为还原气体加热到一定温度后进入流化床还原反应器1，在260℃以上发生催化剂还原反应：反应温度260～500℃，压力为0～5.0MPa，操作线速0.1～1.0m/s。流化床还原反应器1出口气体经过反应器出口气固过滤器7除去固体，然后进入还原冷却器8冷却至常温，再进入气液分离器9进行气液分离，分离液体后的气体进行深冷分离回收气态烃；还原好的催化剂输送至催化剂装料槽5，根据需要给流化床费托合成反应器13补充催化剂；需要说明的是装置初始开车时没有合成驰放气，首批催化剂还原直接在合成反应器中用合成气进行还原；流化床还原反应器1内的气固分离元件包括若干个的并联的还原旋风气固分离器4，每个还原旋风气固分离器4均为双进口旋风分离器，旋风分离器的底部连接颗粒***管将分离的催化剂固体返回至该流化床费托合成反应器的主反应区，并且所述的颗粒***管下端设有翼阀3。本发明的流化床费托合成反应器的气固分离元件作弹性大，分离效率高，流化床还原反应器1内无移热冷管，通过反应器入口的H2/CO比值的方法控制反应器内的温度。
(2)以H2和CO为主要成分的新鲜合成气与合成循环气混合后，并经一级或多级换热器加热到温度不低于100℃，进入流化床费托合成反应器13，在费托合成催化剂的作用下发生费托合成反应：反应温度300～500℃、压力为1.0～5.0MPa，操作线速0.3～1.0m/s；
(3)在流化床费托合成反应器13内，通过设置在反应器底部的气体分布装置保证气体流化床的流体分布良好：通过内换热冷管移走热量并副产蒸汽：通过顶部的内置的旋风气固分离设备分离出口气体中夹带的催化剂颗粒：每隔一段时间后需对催化剂进行在线的部分排放和部分添加以保证催化剂浓度、活性和平均选择性稳定：反应器内催化剂的在线添加和排放的实现，除需要还原后催化剂中间槽外和还需要一个废催化剂收集槽，还原后催化剂中间槽和废催化剂收集槽的气相出口设置一个或多个过滤器以捕集催化剂排放气体中夹带的颗粒，添加或排放的催化剂量可以用称重仪表或料位计进行计量：流化床费托合成反应器13内的合成旋风气固分离器16与流化床还原反应器1的气固分离内构件类似。
(4)从流化床费托合成反应器13出来的高温气体先经过一个废热锅炉31，通过气体与锅炉水换热产生蒸汽的方式回收部分热量，高温气体可以走管程或壳程，为防止固体堵塞以走壳程最佳，高温气体走壳程时废热锅炉壳程内设置气体吹扫装置，定期清洗沉降固体，防止堵塞及换热效率下降；
(5)废热锅炉换热后的气体进入除尘冷却单元，除去高温气体中所夹带的催化剂颗粒并回收部分高温冷凝的重油产品，生成的重油产品经过滤减压后送到产品加工单元；
(6)从除尘冷却单元出来的气体经一级或多级换热器冷却后，送到一个三相分离器30对水相、油相和气相进行分离，油相经减压后作为轻油产品送去产品加工单元，水相减压后送反应水精馏单元回收其中的含氧有机物，在还原单元不运行时气相进深冷分离回收气态烃，在还原单元开车时作为还原原料气使用，大部分通过合成循环压缩机循环回合成反应器，驰放气中回收的有效成分主要是LNG(甲烷)、C2-C4烯烃等高附加值产品。
(7)合成产生的反应水经过脱气、脱油后送反应水精馏塔进行精馏分离出含氧有机物，进精馏塔之前反应水首先与塔釜外排的废水换热，之后再进入精馏塔，精馏塔塔顶采出产品为高浓度的含氧有机物，塔釜含少量有机酸的废水经换热冷却后送污水处理。
本发明采用的催化剂是通常的铁基、钴基费托合成催化剂，所述催化剂应能满足在流化床反应器内长期连续稳定运行；新鲜合成气以H2和CO为主，控制合成反应器入口H2/CO比在1～6之间。合成单元的驰放气主要成分如下表：
组分 含量mol％
氢气 40～45
一氧化碳 0.5～2
二氧化碳 5～10
氩气 0.5～1
氮气 1～3
甲烷 10～20
C2+ 20～25
表中驰放气成分完全满足催化剂还原要求，还原后期可以加入少许合成气降低还原气体氢碳比对催化剂进行还原调整。
流化床费托合成反应器13包含气体分布元件、气固旋风分离元件、内部移热元件，流化床还原反应器根据还原气体的组成不同可以不包含移热元件。
流化床还原反应器1的温度控制根据还原气体组成及还原不同阶段催化剂活性的不同可以通过控制入口气体的温度、调节反应器入口H2/CO比值两种手段的来实现；流化床费托合成反应器13温度控制主要通过反应器内部换热元件实现锅炉水带走反应热，锅炉水在汽包和移热元件间循环，通过控制汽包压力串级控制反应器温度。
流化床还原反应器1以及流化床费托合成反应器13的催化剂装料和卸料通过重力自流或气体密相输送，还原后催化剂装料槽5送往流化反应器通过设备高度差重力自流的方式，输送过程中储罐和反应器之间要保持正压差，并且输送管道可以设置输送风防止管道堵塞；流化床反应器送往储罐主要通过气体密相输送，密相输送催化剂输送速度主要靠催化剂流化床反应器和储罐之间的差压来调节，控制输送流体的流速在0.5-4m/s为最佳，过低的流速容易造成催化剂沉降堵塞，过高的速度会造成管道快速磨蚀；所述的高压气体是高压惰性气(如氮气)或合成气。
流化床费托合成反应器13的入口原料气的预热方式根据工艺操作要求及换热网络优化设计予以确定，以保证首次开车顺利及稳定运行过程中能量综合利用效率最高。
废热锅炉31以生产饱和蒸汽为主，流化床费托合成反应器13出口的高温气体可以走管程也可以走壳程，以走管程为最佳，应气体在废热锅炉中走管程，方向下行，避免沉降的颗粒留在换热器内堵塞管路；高温气体走壳程时壳程设置间歇吹扫装置，确保沉降的固体颗粒及时得到清理。高温气体走管程时废锅应设置一开一备切换使用，便于检修清理。
废热锅炉31如需提高热量的回收利用效率需要降低副产蒸汽的压力；相反降低热量回收利用效率可副产压力较高的高品质蒸汽，根据实际工艺要求及装置的经济性合理优化废锅的操作压力。
本发明在催化剂还原单元和费托合成单元产生的轻油以及费托合成单元产生的重油中以烯烃尤其是市场上稀缺的高附加值α烯烃为主，烯烃含量高于50％。
费托合成单元的驰放气回收有效成分的方法可以是深冷分离、低温油洗结合深冷分离，分离要求以满足甲烷、C2-C4烯烃下游加工要求为标准。
其中，与费托合成单元连接的除尘冷却单元可以采用以下两种方式之一：(1)激冷塔洗涤冷却方式：(2)气固分离后冷却方式。优选激冷塔洗涤冷却方式。
1)激冷塔洗涤冷却方式：
激冷塔32为板式塔(填料塔易被沉降固体堵塞)，激冷塔洗涤冷却方式的除尘冷却单元至少由激冷塔32、激冷塔循环泵24和重油喷淋泵28组成，气体除尘通过激冷塔内通过产品重油喷淋洗涤及激冷塔循环液在塔盘上再次洗涤，冷却通过低温重油喷淋来实现。激冷塔循环液是设置的最后一块塔板下的塔中积液槽32收集的重油，也可以用塔釜的重油循环，因为塔中集液槽固含量更低，因此塔中积液槽重油循环最佳。
2)气固分离后冷却方式
采用气固分离后冷却方式的除尘冷却单元至少由气固分离设备、冷却器、气液分离器组成：气固分离设备可以是电除尘器、气固过滤器、气固惯性分离器的一种或几种结合；冷却器可以是空冷器或水冷器及二者结合使用，气液分离器至少有一个三相分离器来分离尾气、水相、油相。
催化剂还原单元和费托合成单元产生的反应水中有机物含量4％-15％；反应水精馏塔37可以是填料塔，也可以是板式塔，大型设备优选板式塔；塔顶含氧有机物主要包括甲醛、甲醇、乙醛、乙醇、丙醛、丙酮、丙醇等，组成以丙酮、乙醇、正丙醇为主，含水量根据后续加工要求一般控制在10-50％，塔釜含酸废水有机酸含量小于0.5％，主要以乙酸为主；塔顶含氧有机物可以直接深度分离为各种单组分产品，也可以将醛酮混合还原为醇类产品后再进行分离，塔顶产品的深度分离为现有技术，在此不做赘述。
本发明提供了一种能够长时间稳定连续运行的利用流化床反应器进行高温费托合成的方法，通过增加废锅回收反应器出口气体热量，本方法的高温费托产品可以生产燃油、高端润滑油等油品，也能生产乙烯、乙醇等大宗化学品，油品中的α烯烃还可以加工成高碳醇等高价值精细化学品。
本发明的具体工艺流程如图1、图2和图3所示，以下结合工艺流程图对本发明的采用的装置进行具体说明：
如图1所示，催化剂还原单元为间歇操作，还原气体以合成驰放气为主，最终将催化剂还原为可供费托合成反应直接使用的催化剂，还原产物主要是水和烃类，每批催化剂的处理过程可分为四个步骤，即加料、还原、调整和卸料。
来自界区外的新鲜催化剂计量后装入催化剂装料槽5，调节催化剂装料槽5的压力，打开催化剂装料槽5和流化床还原反应器1连接管线上的插板阀，给还原反应器加装催化剂。
来自合成工段的驰放气作为还原气经还原气体预热器6升温预热后进入流化床还原反应器1。还原反应器为流化床反应器，进入流化床还原反应器1的气体首先经过一个还原气体分布器2进行气体的均布，使流化床还原反应器1内的催化剂流化均匀。如需要，流化床还原反应器1通过控制气体预热器6的出口温度来控制还原反应温度在260～500℃。根据流化床还原反应器1的操作温度、操作压力和入口流量确定气体入口线速操作在0.1～0.7m/s。气固混合物经过一个内置的还原旋风气固分离器4将绝大部分催化剂颗粒捕集下来。
还原气体分布器1出口气体进入反应器出口气固过滤器7进一步分离气体中夹带的催化剂，过滤后的不含固体颗粒的气体进入还原冷却器8，冷却到40～60℃，进入气液分离器9。在气液分离器9中，气相去深冷分离回收气态烃，根据合成单元驰放气压力控制还原反应器压力为0～5.0MPa；油相(如有)送油品加工单元；水相送反应水精馏单元。一批催化剂还原结束后，调节还原后催化剂加料槽压力，打开还原反应器上的插板阀，流化床还原反应器1内流化态的催化剂会流到催化剂装料槽5中，气体通过设置在加料槽排气管道上的装料槽气固过滤器11分离夹带的催化剂后进入火炬***。需要说明的是装置初始开车时没有合成驰放气用于还原，首批催化剂可以直接在合成反应器内用合成气还原。
正常情况下图2高温费托合成单元为连续操作，来自界区外的的新鲜合成气与来自三相分离器30并经合成循环压缩机22压缩的循环尾气混合组成反应气，然后进入气气换热器33与激冷塔出口气体换热，反应气体被预热到140℃后再进入合成气体预热器17升温至160℃以上，进入流化床费托合成反应器13。进入流化床费托合成反应器13的气体首先经过一个合成气体分布器14进行气体的均布，使流化床费托合成反应器13内的催化剂流化均匀。流化床费托合成反应器13通过内置的多程移热冷管15将反应热移走而保证反应温度在300～500℃。根据流化床费托合成反应器器13的操作温度、操作压力和入口流量确定气体入口线速操作在0.3～0.7m/s。合成气在流化床费托合成反应器13内发生费托合成反应，气固混合物经过一个内置的合成旋风气固分离器16将绝大部分催化剂颗粒捕集下来。在换热冷管内走的冷却介质为用汽包水循环泵21强制循环的锅炉给水，换热后的水汽混合物进入汽包20副产中、高压蒸汽。锅炉水的加入方式不仅可以从汽包的上部加入，还可从汽包水循环泵21的入口直接加入，可以实现紧急情况下迅速降温的需求。
流化床费托合成反应器床层密相区催化剂的负载体积浓度为10～30％。为了保证反应器内催化剂的活性、选择性和装载量基本保持稳定，需要定期进行催化剂的在线添加和排放。还原后催化剂加料槽11中的新鲜催化剂通过重力流入到流化床费托合成反应器13中，通过调节还原后催化剂加料槽11压力，保证还原后催化剂加料槽11和流化床费托合成反应器13之间的差压来保证催化剂的加入速度。流化床费托合成反应器13内催化剂需要通过定期排放维持反应的稳定，通过调节废催化剂收集槽18压力，保证流化床费托合成反应器13和废催化剂收集槽18之间的差压来调节催化剂的卸料速度。废催化剂收集槽18排气管道设置了废催化剂收集槽气固过滤器19来捕集气体中的颗粒。还原后催化剂加料槽和废催化剂收集槽均有称重仪表准确称重，确保催化剂负荷基本不变。
流化床费托合成反应器出口气体进入废热锅炉31进一步热量回收，生产饱和蒸汽，经废热锅炉后气体送激冷塔23进行洗涤冷却，激冷塔23为板式塔，气体从激冷塔23下部进入，首先通过来自重油中间槽27的液体的喷淋洗涤，并防止塔釜浆液中的催化剂颗粒沉降，最下一块塔板设有弓形塔中积液槽32，积液槽内液体经激冷塔循环泵24回流到第1块塔板上。经过塔盘上液体和重油中间槽液体冷却洗涤，出口气体基本上无催化剂颗粒夹带。出激冷塔23的气体进入气气换热器33与原料气进行换热回收部分热量，换热后的气体再经冷却器29进一步冷却到40℃，进入三相分离器30。在三相分离器30中，气相绝大部分作为循环气经合成循环压缩机22升压后与新鲜合成气混合后一起作为反应器入口的原料气，少部分作为驰放气用作还原单元还原气体，还原单元不运行时直接去深冷分离单元回收CH4、C2-C4烯烃，其余气体进入燃料气管网；水相送反应水精馏单元。气相中的循环气和新鲜合成气混合后先经过气气换热器33升温，然后经过反应气加热器17进一步升温，进入流化床费托合成反应器。
激冷塔塔釜液相经重油冷却器25冷却后送液固过滤器26进行过滤，除去重油中催化剂颗粒，过滤后重油进入重油中间槽27，重油中间槽一部分液体经重油喷淋泵28加压后送至激冷塔气体分布器以上塔中集液槽以下，对入塔气进行喷淋洗涤冷却，其余作为重油产品送油品加工单元。
正常情况下图3反应水精馏单元为连续操作，反应水进入脱气塔34进行减压脱气，脱除反应水中不凝气，脱气塔为填料塔，反应水经脱气塔后压力降至常压，减压后反应水与反应水精馏塔37塔釜出料换热，再进入反应水精馏塔37，塔釜再沸器38通过蒸汽加热提供精馏所需热量，塔顶出口气体经塔顶冷凝器39冷却后温度降至40～60℃，进入回流槽40，回流槽液相为高浓度含氧有机物，一部分作为回流液经塔顶回流泵41送至反应水精馏塔塔顶第一块塔板上，其余送含氧有机物储槽。塔釜含酸废水经换热冷却后送污水处理。
以下为本发明的具体实施过程：
实施例1
一种高温费托合成生产烃类的***，该***包括使合成气进行费托合成反应的费托合成单元、将反应过程中生成的反应水进行分离的反应水分离单元、以及将催化剂还原的催化剂还原单元。
1、还原单元
将流股(3)流量为54300Nm3/h的合成驰放气切入催化剂还原单元，流化床还原反应器1的压力维持为2.4MPa。将还原气体预热器6出口气体加热温度设置为380℃给还原反应气升温。设置催化剂装料槽10的压力为2.5MPa，打开催化剂装料槽10和流化床还原反应器1连接管线上的插板阀，给流化床还原反应器1加装催化剂。通过调整驰去深冷分离气体流量控制还原反应器压力稳定在2.4MPa，维持约30小时左右一批催化剂还原结束；催化剂还原结束后首先给还原后催化剂中间槽5充压至2.1MPa，打开流化床还原反应器1的插板阀，流化床还原反应器1内流化态的催化剂在压差作用下流到还原后催化剂加料槽5中，还原后催化剂加料槽5顶部排出气体经过装料槽气固过滤器11分离夹带的催化剂后进入火炬。还原反应器通过调节还原预热器6的出口温度来控制。
2、费托合成单元
本实施例中流化床费托合成反应器13的合成操作压力为2.6MPa，合成反应器操作温度350℃，给还原后催化剂中间槽5充压至2.7MPa，打开还原后催化剂中间槽5与流化床费托合成反应器13连接管线的插板阀，催化剂在重力作用下流到流化床费托合成反应器13中，新鲜合成气流股(1)流量为35.8万Nm3/h，合成循环气流股(2)流量为51.5万Nm3/h，新鲜合成气流股(1)和成循环气流股(2)混合进入合成气体预热器17预热至160℃进入流化床费托合成反应器13，通过合成气体分布器14后均匀进入合成反应器床层使催化剂均匀流化进行费托合成反应。锅炉水在汽包水循环泵21的作用下在移热冷管15和汽包20间循环将反应热带走，汽包副产蒸汽流股(7)副产蒸汽流量为178t/h，反应后的气体经过合成旋风气固分离器16分离夹带的催化剂颗粒后进入废热锅炉31，反应器出口气体流股(9)温度为350℃，通过废热锅炉31后的回收热量后的高温气体流股(10)温度为240℃，废热锅炉副产蒸汽流股(8)流量为72t/h。与废热锅炉31换热后的气体从激冷塔23下部气体分布器进入激冷塔23，先经过来自重油流股(11)流量为50t/h的重油喷淋洗涤脱除大部分的固体颗粒及重组分并冷却，然后继续上升，在塔板区与激冷塔循环泵24循环回塔内的重油进行传质传热，塔中积液槽32积存的液体部分用于塔顶循环，部分溢流回塔釜。激冷塔23塔顶出口气体温度为160℃，首先与合成气经过气气换热器33换热冷却至120℃，同时将入流化床费托合成反应器13的合成气预热到140℃，经过气气换热器33冷却后的反应后气体再进入第二冷却器29进一步冷却到40℃进入三相分离器30分离出反应水相、油相，大部分气体经过合成循环压缩机22循环回流化床费托合成反应器13，少部分气体作为驰放气流股(3)去深冷分离单元回收其中的甲烷6t/h；乙烯2.7t/h，丙烯6.3t/h；丁烯5.8t/h。如还原单元运行，则流股(3)先作为还原原料气参与催化剂还原反应后再去深冷分离。轻油产品流股(5)流量为41.0t/h去产品深加工单元，分离可以得到14t/h的α-烯烃，是PAO合成高端润滑油或合成高碳醇的优质原料。重油产品流股(4)流量1.7t/h去产品深加工单元，反应水流股(6)84.6t/h去反应水精馏单元。
本实施例中反应后出反应器物流最终冷却到40℃，共计释放热量177.0MW，通过废热锅炉31和气气换热器33换热回收热量84.6MW，能量回收率48％，如果将反应器放热计算在内，共计释放热量296.7MW，通过汽包20、废热锅炉31和气气换热器33换热回收热量204.1MW，能量回收率68.8％。
3、反应水精馏单元
费托合成反应水(12)(含少量还原单元反应水)流量为84.6t/h，温度为40℃，首先进入脱气塔34脱除溶解的二氧化碳、微量合成气等气体后进入反应水换热器35与反应水精馏塔37塔釜的116℃、80t/h的精馏塔塔釜采出流股(13)进行换热后进入反应水精馏塔37，精馏塔塔釜采出流股(13)主要为含酸废水；反应水精馏塔37通过塔底再沸器38提供热量，塔内气相与塔顶回流相在塔板(或填料)上传质传热，塔顶组分经过塔顶冷凝器39冷却变成液体后流入回流槽40，部分经塔顶回流泵41回流，精馏塔塔顶流股(14)含氧有机物流量为4t/h进入粗产品储槽。
与现有高温费托合成技术相比，本发明通过特殊设计的废锅回收了大部分的反应热，能效比更高；与现有低温费托合成技术相比，本发明产品以高附加值烯烃为主，除燃油之外还可以生产高附加值高端润滑油、烯烃等大宗化学品、高碳醇等精细化学品，实现了煤化工产品的多样性，提高了费托合成装置抗风险能力。
以上对本发明的具体实施例进行了描述。需要理解的是，本发明并不局限于上述特定实施方式，本领域技术人员可以在权利要求的范围内做出各种变形或修改，这并不影响本发明的实质内容。

Claims (7)

1.一种高温费托合成生产烃类的***，其特征在于，包括使合成气进行费托合成反应的费托合成单元、将反应过程中生成的反应水进行分离的反应水分离单元、以及将催化剂还原的催化剂还原单元；
所述的费托合成反应单元中，以H2和CO为主要成分的新鲜合成气与合成循环气混合，并经过合成气预热器加热到温度不低于100℃后进入流化床费托合成反应器（13），在费托合成催化剂的作用下发生费托合成反应，反应温度300～500℃、压力为1.0~5.0MPa，操作线速0.3~1.0m/s；从所述的流化床费托合成反应器（13）出来的高温气体经过废热锅炉（31）回收热量；
经过废热锅炉（31）回收热量后的高温气体经过激冷塔（23）洗涤冷却后送入三相分离器（30）进行分离得到水相、油相和气相；所述的油相作为轻油产品送去产品加工单元，所述的水相经过减压后送入反应水分离单元，所述的气相排出部分驰放气（3）后，其余的气相作为合成循环气经过合成循环压缩机（22）返回至流化床费托合成反应器（13）的入口；
当催化剂还原单元运行时，所述的驰放气（3）作为催化剂还原单元的还原原料气，当催化剂还原单元处于关闭状态时，所述的驰放气（3）通过深冷分离回收甲烷、C2-C4烯烃后作为燃料气进行利用；
所述的轻油产品和重油产品中烯烃的含量高于50%，并且烯烃主要成分为α烯烃；
所述催化剂还原单元为间歇操作单元，来自所述的费托合成反应单元的驰放气（3）进入流化床还原反应器（1）与流化床还原反应器（1）内的费托合成催化剂发生催化剂还原反应，反应温度260～500℃，压力为0~5.0MPa，操作线速0.1~1.0m/s，所述的流化床还原反应器（1）出口的气体除去固体后冷却至常温进入气液分离器（9）进行气液分离，得到气相和液相，分离得到的气相去深冷分离回收气态烃，分离得到的液相分离为反应水和费托合成烃；还原后的催化剂送入费托合成反应单元；
所述的流化床还原反应器（1）内的反应温度控制方法为通过控制新鲜原料气和驰放气（3）混合调节流化床还原反应器（1）入口气体的H2/CO比值大于15；所述的流化床费托合成反应器（13）内通过锅炉水在反应器内的移热元件和汽包（20）之间的循环取走反应热，通过控制汽包（20）压力控制反应器内温度。
2.根据权利要求1所述的一种高温费托合成生产烃类的***，其特征在于，所述的废热锅炉（31）为立式换热器结构，从流化床费托合成反应器（13）出来的高温气体和锅炉水在废热锅炉（31）中换热产生饱和蒸汽；所述高温气体走管程，气体走向为从上向下；所述的废热锅炉（31）至少设有两个，其中一个为备用设备。
3.根据权利要求2所述的一种高温费托合成生产烃类的***，其特征在于，所述的激冷塔（23）为板式塔，最下层的塔板下设置塔中积液槽收集重油作为激冷塔循环液；经过废热锅炉（31）回收热量后的高温气体进入激冷塔（23）后，采用激冷塔（23）塔釜采出的重油产品喷淋洗涤，和/或采用激冷塔循环液在塔板上洗涤。
4.根据权利要求1所述的一种高温费托合成生产烃类的***，其特征在于，所述的费托合成反应单元中，所述的驰放气回收甲烷、C2-C4烯烃的方法为深冷分离或者低温油洗结合深冷分离。
5.根据权利要求1所述的一种高温费托合成生产烃类的***，其特征在于，所述的流化床还原反应器（1）和流化床费托合成反应器（13）的催化剂装填和卸料分别通过重力自流和气体密相输送实现，流化床还原反应器（1）和流化床费托合成反应器（13）的催化剂加料口与催化剂装料罐通过催化剂进料管连接，流化床还原反应器（1）和流化床费托合成反应器（13）的催化剂出料口与催化剂收集罐通过催化剂排出管连接；通过设备高度差重力自流将催化剂从催化剂装料罐输送至流化床还原反应器（1）和流化床费托合成反应器（13），通过气体密相输送将催化剂从流化床还原反应器（1）和流化床费托合成反应器（13）输送至催化剂收集罐，所述的气体密相输送过程中输送流体为高压气体，输送流体的流速为0.5-4m/s。
6.根据权利要求1所述的一种高温费托合成生产烃类的***，其特征在于，所述的催化剂还原单元和费托合成单元产生的反应水均进入反应水分离单元进行脱气、脱油后送入反应水精馏塔（37）进行精馏分离，所述的反应水精馏塔（37）塔顶采出产品为高浓度含氧有机物，塔釜采出含有机酸的废水送污水处理。
7.根据权利要求6所述的一种高温费托合成生产烃类的***，其特征在于，所述的反应水精馏塔（37）为板式塔；所述的反应水中含氧有机物的质量百分含量为4%-15%；所述的反应水精馏塔（37）塔顶采出的高浓度含氧有机物的组分包括甲醛、甲醇、乙醛、乙醇、丙醛、丙酮、丙醇，含水量为10-50%；所述的反应水精馏塔（37）塔釜采出的废水中有机酸含量小于0.5%，该有机酸的主要成分为乙酸。
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