費託催化劑的還原方法
2023-06-01 21:01:51 2
專利名稱：費託催化劑的還原方法
技術領域：
本發明涉及催化劑的活化方法，具體而言，涉及一種費託催化劑的還原方法。
背景技術：
費託合成是指由煤或天然氣製得的合成氣(H2+C0)在鐵、鈷、釕等金屬催化劑存在條件下合成烴類液體燃料的過程。採用漿態床反應器進行費託合成反應，具有氣、液、固三相混合均勻、壓降小、傳熱效果好、反應溫度容易控制、催化劑可在線更新等諸多優點，因此其成為研發及關注熱點。鐵系費託合成催化劑因具有優良的水煤氣變換反應活性、可使用低H2/CO比的煤基合成氣且不需事先變換即可直接用於漿態床費託合成反應及其廉價易得等優點而極具有工業應用價值。通常製備好的鐵基費託合成催化劑為氧化態，需要採用氫氣、一氧化碳或二者的混合氣活化處理後，才能使催化劑獲得進行費託合成反應穩定的活性相。在催化劑活化處理過程中，發生物相轉變，先後生成狗304、α-Fe，若活化氣中含有 C0，生成具有水煤氣變換反應的!^e3O4後，會部分轉化為具有費託活性的!^exC物相。a -Fe2O3 隨著活化處理條件和活化深度的不同而發生複雜的化學變化，不僅多相共存且具有動態特徵，催化劑的活性和選擇性也隨著預處理活化過程中控制氧化鐵和鐵碳化物的形成以及含量而改變。費託合成鐵系催化劑的活化主要影響因素包括活化溫度、壓力、活化氣組成、時間和氣劑比等參數。預處理活化條件不同，鐵催化劑的物相組成及費託合成反應性能的差別非常顯著。預處理活化條件對催化劑的活性、選擇性、穩定性和抗磨損等性能有顯著的影響。潛能再好的催化劑，如活化不好，活性不會高，甚至會導致反應運行的終止。鐵系催化劑對活化處理有嚴格的要求，因此合適的預處理活化條件的選擇是保證費託合成催化劑獲得理想的工業運行結果的先決條件。中國專利公告號為CmM7305C(申請號No. 200410012199. 6)的專利公開了一種漿態床催化劑的原位還原工藝，催化劑直接在費託合成反應器中活化，然後切換進氣條件後直接進行費託合成反應。其僅對一種漿態床催化劑原位還原工藝進行描述，並未涉及催化劑中壓還原循環工藝，另眾所周知，對於漿態床費託鐵系催化劑壽命上的局限性，需要時常進行在線更新，才能保證費託合成裝置長周期穩定運行，該專利未就催化劑在線更新進行描述。中國專利公告號為CN1297342C(申請號200410064575. 6)的專利公開了一種用於漿態床費託合成鐵基催化劑的分步還原方法，該發明僅提供了一種活化氣單程通過反應器催化劑的還原方法，活化氣有效組分較高，氧化態催化劑反應劇烈，對催化劑活化不利；活化氣單程通過漿態床反應器，入塔氣速較低，反應產物C02、H2O不能有效帶出反應器，CO2, H2O作為氧化劑對鐵系費託催化劑具有氧化作用，對催化劑活化不利；活化氣單程通過漿態床反應器，未反應的合成氣直接排出裝置，大大降低了氣體的利用率，造成資源的浪費。中國專利申請公布號為CN101868518A(申請號2008801(^982. 8)的專利申請公開了一種烴合成方法，該發明僅泛泛的描述了鐵系費託催化劑活化壓力範圍，並未對合成氣循環費託催化劑中壓活化進行闡述。
發明內容
本發明旨在提供一種費託催化劑的還原方法，以解決現有技術中的費託催化劑催化費託反應時吐轉化率、CO轉化率及合成氣轉化率偏低的技術問題。為了實現上述目的，根據本發明的一個方面，提供了一種費託催化劑的還原方法， 包括以下步驟1)原料氣脫硫，控制原料氣硫含量小於ο. 05μ g/g ；2)將費託催化劑與液體石蠟混合得均質化的催化劑漿液，用活化氣、惰性氣體或氮氣將催化劑漿液壓入還原反應器中；其中，活化氣為原料氣及循環氣的混合氣體，循環氣通過如下步驟形成還原反應器中的氣體排出後，經過冷卻後進入高溫高壓分離器進行閃蒸分離，分離出底部的高溫高壓分離器液相及頂部的高溫高壓分離器氣相，高溫高壓分離器氣相冷卻降溫後進入低溫高壓分離器進行氣液分離，分離出的部分低溫高壓分離器氣相作為循環氣；3)通過壓縮機將脫硫後的原料氣及循環氣壓入還原反應器中，控制還原反應器的壓力為2. 5 3. 2MPa，溫度為255°C 270°C，進行費託催化劑的還原反應。進一步地，步驟3)中控制還原反應器的壓力為2. 8 3. OMPa0進一步地，該費託催化劑的還原方法進一步包括還原完成後，調節活化氣的空塔氣速，使得還原完成後費託催化劑漿液處於不沉積的鼓泡狀態，當費託合成單元需要添加費託催化劑時，由活化氣、惰性氣體或氮氣將還原後的費託催化劑壓至費託合成單元中。進一步地，還原反應器的溫度通過蒸汽包控制，其中首先以15 30°C /h的升溫速率由室溫升至110°C 150°C，在此溫度恆溫3 5h ；然後以8 15°C /h的升溫速率升至 200 220°C ；，再以3 8°C /h的升溫速率升至240 250°C ；再以1 3°C /h的升溫速率升至255 270°C，在此溫度恆溫M 48h以還原費託催化劑；最後以8 15°C /h速率降溫至220 240°C。進一步地，在步驟幻中，催化劑漿液包括質量百分含量為10% 30%的費託催化劑及質量百分含量為90% 70%的液體石蠟。進一步地，在步驟3)中，活化氣中循環氣與原料氣的體積比為0 5 1。進一步地，循環氣與原料氣的體積比為2 2. 5 1。進一步地，步驟幻進一步包括脫硫後的原料氣與循環氣在反應氣混合罐混合得活化氣，活化氣經增壓機增壓，增壓後經壓縮機出口緩衝罐分離出活化氣中的雜質，分離雜質後進入分子篩罐脫水，脫水後經加熱器進入還原反應器，其中，原料氣進入反應氣混合罐時調節原料氣與還原反應器內催化劑的氣劑比至900 2100NL/h · kg，活化氣進入還原反應器時調節活化氣與還原反應器內催化劑的入塔氣劑比為3000 9000NL/h-kg,空塔氣速至 0. 10 0. 30m/s。進一步地，在閃蒸分離後使分離出的高溫高壓分離器液相進入高溫低壓分離器進行進一步氣液分離，進一步氣液分離得到的高溫低壓分離器氣相與低溫高壓分離器的液相一併進入低溫低壓分離器，分別對高溫低壓分離器液相、低溫低壓分離器液相、低溫高壓分離器外排氣相及低溫低壓分離器氣相進行計量。進一步地，原料氣為氫氣、和/或一氧化碳。應用本發明的技術方案，採用活化氣循環的方式，可以保持較高的入塔氣氣速，防止還原反應器內的費託催化劑沉積，並且未反應的活化氣可循環利用，提高了氣體的有效利用率，節約了資源；另外，本發明的費託催化劑的還原方法中，控制還原反應器的壓カ為
2.5 3. 2MPa，屬於活化氣循環中壓還原エ藝，此エ藝可實現較高入塔氣氣劑比對費託催化劑的活化，可有效帶出反應生成的對催化劑活化不利具有氧化作用的C02、H2O,利於催化劑活化反應向活化方向移動，使得活化更充分、活性相增多、活性位増加，與低壓循環活化得到的催化劑性能相比，具有較高的氫氣轉化率、CO轉化率及合成氣轉化率。
說明書附圖用來提供對本發明的進ー步理解，構成本發明的一部分，本發明的示意性實施例及其說明用於解釋本發明，並不構成對本發明的不當限定。在附圖中圖1示出了根據本發明實施例1的系統圖。
具體實施例方式需要說明的是，在不衝突的情況下，本發明中的實施例及實施例中的特徵可以相互組合。下面將參考附圖並結合實施例來詳細說明本發明。根據本發明ー種典型的實施方式，費託催化劑的還原方法包括以下步驟1)原料氣脫硫，控制原料氣硫含量小於0. 05μ g/g ；2)將費託催化劑與液體石蠟混合得均質化的催化劑漿液，用活化氣、惰性氣體或氮氣將催化劑漿液壓入還原反應器中；其中，活化氣為原料氣及循環氣的混合氣體，循環氣通過如下步驟形成還原反應器中的氣體排出後，經過冷卻後進入高溫高壓分離器進行閃蒸分離，分離出底部的高溫高壓分離器液相及頂部的高溫高壓分離器氣相，高溫高壓分離器氣相冷卻降溫後進入低溫高壓分離器進行氣液分離， 分離出的部分低溫高壓分離器氣相作為循環氣；幻通過壓縮機將脫硫後的原料氣及循環氣壓入還原反應器中，控制還原反應器的壓カ為2. 5 3. 2MPa,溫度為255°C 270°C，進行費託催化劑的還原反應。應用本技術方案，採用活化氣循環的方式，可以保持較高的入塔氣氣速，防止還原反應器內的費託催化劑沉積，並且未反應的活化氣可循環利用，提高了氣體的有效利用率，節約了資源；相較於合成氣單程通過流程來說，在保證同樣空塔氣速的情況下反應相對緩和，避免了一次通過流程中有效氣體分壓太高而造成的活化反應太過劇烈， 使得催化劑表層溫度過高而造成催化劑的燒結、塌陷、僅能表面活化而不能得到內部的深度活化等情況。另外，本發明的費託催化劑的還原方法中，控制還原反應器的壓カ為2. 5
3.2MPa，屬於活化氣循環中壓還原エ藝，此エ藝可實現較高入塔氣氣劑比對費託催化劑的活化，可有效帶出反應生成的對催化劑活化不利具有氧化作用的C02、H2O,利於催化劑活化反應向還原方向移動，使得活化更充分、活性相增多、活性位増加，與低壓循環活化得到的催化劑性能相比，具有較高的氫氣轉化率、CO轉化率及合成氣轉化率。優選地，步驟3)中控制還原反應器的壓カ為2. 8 3. OMPa，在此壓カ範圍內得到的催化劑性能最佳，催化費託合成反應時，氫氣轉化率、CO轉化率及合成氣轉化率最高。步驟3)進ー步可以包括脫硫後的原料氣與循環氣在反應氣混合罐混合得活化氣，活化氣經增壓機增壓，增壓後經壓縮機出口緩衝罐分離出活化氣中的雜質，分離雜質後進入分子篩罐脫水，脫水後經加熱器進入還原反應器，其中，原料氣進入反應氣混合罐時調節原料氣與還原反應器內催化劑的氣劑比至900 2100NL/h · kg,活化氣進入還原反應器時調節活化氣與還原反應器內催化劑的入塔氣氣劑比為3000 9000NL/h · kg，空塔氣速至0. 10 0. 30m/so根據本發明ー種典型的實施方式，該費託催化劑的還原方法進ー步包括調節活化氣的空塔氣速，使得還原完成後費託催化劑漿液處於不沉積的鼓泡狀態，當費託合成單元需要添加費託催化劑時，由活化氣、惰性氣體或氮氣將還原後的費託催化劑壓至費託合成単元中。優選為活化氣，優點是有利於整個系統物料平衡的計算；但當不進行系統物料衡算或存在其他特殊情況時，也可以採用系統外的惰性氣體或氮氣將還原後的費託催化劑壓至費託合成単元中。根據本發明ー種典型的實施方式，還原反應器的溫度通過蒸汽包控制，其中首先以15 30°C /h的升溫速率由室溫升至110°C 150°C，在此溫度恆溫3 5h ；然後以8 15°C /h的升溫速率升至200 220°C ；再以3 8°C /h的升溫速率升至240 250°C ；再以1 ;TC /h的升溫速率升至255 270°C，在此溫度恆溫M 48h以還原費託催化劑； 最後以8 15°C /h速率降溫至220 240°C。由於費託催化劑活化是ー個漸進過程，在程序升溫過程中相應溫度下進行緩慢的活化效果更好。在本發明中可以採用漿態床反應器通過中壓同溫水在上、下兩段去離子水內置換熱列管和外夾套加熱系統內的循環流動，使得在整個活化過程中，整個反應器內溫度分布均勻，有利於催化劑的內部均質活化，不會產生由於局部熱點而導致的催化劑結焦失活；同吋，通過汽包壓控很容易控制活化漿態床反應器溫度，容易實現催化劑活化的程序升溫過程。根據本發明ー種典型的實施方式，在步驟2、中，催化劑漿液包括質量百分含量為 10% 30%的費託催化劑及質量百分含量為90% 70%的液體石蠟。此種濃度的配比有利於混合好的催化劑向還原反應器的輸送而不產生管道沉積。上述反應中的原料氣可以為氫氣、和/或ー氧化碳。在步驟幻中，活化氣中循環氣與原料氣的體積比為0 5 1。此比例可以保證催化劑在還原反應器處於懸浮狀態而不沉積、且不被帶向後續系統。優選地， 循環氣與原料氣的體積比為2 2. 5 1，在此比例下反應器內空塔氣速適宜，催化劑的活化反應具有最好效果。根據本發明ー種典型的實施方式，在閃蒸分離後使分離出的高溫高壓分離器液相進入高溫低壓分離器進行進一步氣液分離，進一步氣液分離得到的高溫低壓分離器氣相與低溫高壓分離器的液相一併進入低溫低壓分離器，分別對高溫低壓分離器液相、低溫低壓分離器液相、低溫高壓分離器外排氣相及低溫低壓分離器氣相進行計量。完成上述合成氣循環費託催化劑中壓活化工藝，需要的裝置集成相對簡単、佔地面積小、操作也容易，為上述方法的實施提供了有利條件。下面將結合實施例說明本發明的有益效果。實施例1參見圖1，新鮮氣吐與新鮮氣CO經流量控制調節、進入新鮮氣混合罐1混合得到 H2/C0= 10/1 (ν/ν)的活化原料氣，活化原料氣進入精脫硫罐2脫除含有的微量硫等催化劑毒物，使得原料氣硫含量小於0. 05 μ g/g ；將沸點較高的市售液體石蠟自液體石蠟罐3泵入催化劑混合罐4中，氧化態鐵基催化劑由加料料鬥加入，啟動攪拌槳設定攪拌頻率為15HZ，通入活化氣進入容器內的氣體分布器，分布器產生不斷向上鼓泡的小氣泡將二者混合為均質化的催化劑質量百分含量為10 %的漿液，15 40分鐘後，將催化劑漿液壓入漿態床還原反應器5，並防止壓入反應器前催化劑的沉積。如此重複以上壓劑過程，分6批將共計31kg催化劑和液蠟壓入反應器5 內，並且最後將液體石蠟自混合罐壓入反應器，進行設備和管道清洗，並使得反應器液位到達擴徑段處的液位控制區。催化劑漿液壓入反應器5後，H2/C0= 10/1 (ν/ν)的活化原料氣進入反應氣混合罐 6後經增壓機7增壓逐步至活化系統壓カ3. OMPa，通過壓縮機出ロ緩衝罐8分離出氣體中的雜質後，進入分子篩罐9脫水後進入反應器5。原料氣進入反應氣混合罐時調節原料氣與還原反應器內催化劑的氣劑比至2043NL/h · kg，活化氣進入還原反應器時調節活化氣與還原反應器內催化劑的入塔氣氣劑比為6U9NL/h · kg，活化氣中循環氣與原料氣的比例為 2 1，空塔氣速至0.2m/s。費託催化劑還原反應器內具備催化劑活化條件。用泵將去離子水補充入反應器上、下兩段的內取熱列管和外夾套，並將蒸汽包10 液位加至70%後，通過電加熱器11及去離子水電加熱器12進行程序升溫，逐步提高活化氣溫度，升溫過程中還原反應器溫度由蒸汽包的壓カ來控制。其中在由室溫升至120°C的過程中，升溫速率控制在20°C /h，在此溫度恆溫4h ；然後以10°C /h的速率升至210°C後，再以 5°C /h的升溫速率升至245°C，再以2°C /h的升溫速率升至260°C恆溫24h活化催化劑，最後以10°C /h速率降溫至235°C，催化劑活化結束。未反應的活化氣及包括水和部分輕烴反應尾氣從漿態床反應器5頂部出反應器， 經過冷卻器13冷卻到一定溫度後進入高溫高壓分離器14，在高溫高壓分離器14進行閃蒸分離底部液相為重質油，頂部氣相為反應生成的合成水、輕質油、液態烴、氣態烴、ニ氧化碳及未反應合成氣的混合物；從高溫高壓分離器14閃蒸分離出來的氣相物流經冷卻器15降溫後，進入低溫高壓分離器16進行氣液分離。低溫高壓分離器16將氣相物流經壓控調節閥的後一部分作為尾氣排出裝置，大部分作為循環氣與新鮮活化原料氣混合再次被壓入漿態床反應器對催化劑進行活化；高溫高壓分離器14液相產物進入高溫低壓分離器17，經進 ー步氣液分離後，高溫低壓分離器的液相產品進入重質油罐計量，氣體進入低溫低壓分離器18 ；低溫高壓分離器16液相和高溫低壓分離器17的氣相進入低溫低壓分離器18，在低溫低壓分離器18中分為氣體、輕質油和合成水，輕質油和合成水手動排出裝置，再行計量。催化劑活化完成後，維持活化氣空塔氣速0. 2m/s,經加熱器加熱後的中壓合成氣將活化好的催化劑漿液壓至費託合成反應單元的反應器中。實施例2新鮮氣吐與新鮮氣CO經流量控制調節、進入新鮮氣混合罐1混合得到H2/C0 = 10/1 (ν/ν)的活化原料氣，活化原料氣進入精脫硫罐2脫除含有的微量硫等催化劑毒物，使得原料氣硫含量小於0. 05 μ g/g。將沸點較高的市售液體石蠟自液體石蠟罐3泵入催化劑混合罐4中，氧化態鐵基催化劑由加料料鬥加入，啟動攪拌槳設定攪拌頻率為15HZ，通入活化氣進入容器內的氣體分布器，分布器產生不斷向上鼓泡的小氣泡將二者混合為均質化的催化劑質量百分含量為 30%的漿液，15 40分鐘後，將催化劑漿液壓入漿態床還原反應器5，並防止壓入反應器前催化劑的沉積。如此重複以上壓劑過程，分6批將共計31kg催化劑和液蠟壓入反應器5 內，並且最後將液體石蠟自混合罐壓入反應器，進行進行設備和管道清洗，使得反應器液位到達擴徑段處的液位控制區。
催化劑漿液壓入反應器5後，H2/C0= 10/1 (ν/ν)的活化原料氣進入反應氣混合罐 6後經增壓機7增壓逐步至活化系統壓カ2. 8MPa，通過壓縮機出ロ緩衝罐8分離出氣體中的雜質後，進入分子篩罐9脫水後進入反應器5。原料氣進入反應氣混合罐時調節原料氣與還原反應器內催化劑的氣劑比至1477NL/h · kg，活化氣進入還原反應器時調節活化氣與還原反應器內催化劑的入塔氣氣劑比為8863NL/h · kg，活化氣中循環氣與原料氣的比例為 5 1，空塔氣速至0.30m/s。費託催化劑活化反應器內具備催化劑活化條件。用泵將去離子水補充入反應器上、下兩段的內取熱列管和外夾套，並將蒸汽包10 液位加至70%後，逐步提高新鮮活化氣電加熱器11及去離子水電加熱器12來進行程序升溫，升溫過程中還原反應器溫度由蒸汽包的壓カ來控制。其中在由室溫升至150°C的過程中，升溫速率控制在30°C /h，在此溫度恆溫證；然後以15°C /h的速率升至220°C後，再以 8°C /h的升溫速率升至250°C，再以3°C /h的升溫速率升至270°C恆溫24h活化催化劑，最後以15°C /h速率降溫至240°C，催化劑活化結束。未反應的活化氣及包括水和部分輕烴反應尾氣從漿態床反應器5頂部出反應器， 經過冷卻器13冷卻到一定溫度後進入高溫高壓分離器14，在高溫高壓分離器14進行閃蒸分離底部液相為重質油，頂部氣相為反應生成的合成水、輕質油、液態烴、氣態烴、ニ氧化碳及未反應合成氣的混合物；從高溫高壓分離器14閃蒸分離出來的氣相物流經冷卻器降15 溫後，進入低溫高壓分離器16進行氣液分離。低溫高壓分離器16氣相物流經壓控調節閥後一部分作為尾氣排出裝置，大部分作為循環氣與新鮮活化原料氣混合再次被壓入漿態床反應器對催化劑進行活化；高溫高壓分離器14液相產物進入高溫低壓分離器17，經進一歩氣液分離後，高溫低壓分離器的液相產品進入重質油罐計量，氣體進入低溫低壓分離器18 ； 低溫高壓分離器16液相和高溫低壓分離器17的氣相進入低溫低壓分離器18，在低溫低壓分離器18中分為氣體、輕質油和合成水，輕質油和合成水手動排出裝置，再行計量。催化劑活化完成後，維持活化氣空塔氣速0. 2m/s,經加熱器加熱後的熱的中壓合成氣將活化好的催化劑漿液壓至費託合成反應單元的反應器中。實施例3新鮮氣吐與新鮮氣CO經流量控制調節、進入新鮮氣混合罐1混合得到H2/C0 = 10/1 (ν/ν)的活化原料氣，活化原料氣進入精脫硫罐2脫除含有的微量硫等催化劑毒物，使得原料氣硫含量小於0. 05 μ g/g ；將沸點較高的市售液體石蠟自液體石蠟罐3泵入催化劑混合罐4中，氧化態鐵基催化劑由加料料鬥加入，啟動攪拌槳設定攪拌頻率為15HZ，通入活化氣進入容器內的氣體分布器，分布器產生不斷向上鼓泡的小氣泡將二者混合為均質化的11 %的漿液，15 40分鐘後，將催化劑漿液壓入漿態床還原反應器5，並防止壓入反應器前催化劑的沉積。如此重複以上壓劑過程，分6批將共計31kg催化劑和液蠟壓入反應器5內，並且最後將液體石蠟自混合罐壓入反應器，進行進行設備和管道清洗，使得反應器液位到達擴徑段處的液位控制區。催化劑漿液壓入反應器5後，H2/C0= 10/1 (ν/ν)的活化原料氣進入反應氣混合罐 6後經增壓機7增壓逐步至活化系統壓カ3. 2MPa，通過壓縮機出ロ緩衝罐8分離出氣體中的雜質後，進入分子篩罐9脫水後進入反應器5。原料氣進入反應氣混合罐時調節原料氣與還原反應器內催化劑的氣劑比至967NL/h · kg，活化氣進入還原反應器時調節活化氣與還原反應器內催化劑的入塔氣氣劑比為3387NL/h · kg，活化氣中循環氣與原料氣的比例為 2.5 1，空塔氣速至O.lOm/s，費託催化劑還原反應器內具備催化劑活化條件。用泵將去離子水補充入反應器上、下兩段的內取熱列管和外夾套，並將蒸汽包10 液位加至70%後，逐步提高新鮮活化氣電加熱器11及去離子水電加熱器12來進行程序升溫，升溫過程中還原反應器溫度由蒸汽包的壓カ來控制。其中在由室溫升至150°C的過程中，升溫速率控制在15°C /h，在此溫度恆溫證；然後以8°C /h的速率升至200°C後，再以 3°C /h的升溫速率升至250°C，再以1°C /h的升溫速率升至255°C恆溫4 活化催化劑，最後以8°C /h速率降溫至220°C，催化劑活化結束。未反應的活化氣及包括水和部分輕烴反應尾氣從漿態床反應器5頂部出反應器， 經過冷卻器13冷卻到一定溫度後進入高溫高壓分離器14，在高溫高壓分離器14進行閃蒸分離底部液相為重質油，頂部氣相為反應生成的合成水、輕質油、液態烴、氣態烴、ニ氧化碳及未反應合成氣的混合物；從高溫高壓分離器14閃蒸分離出來的氣相物流經冷卻器降15 溫後，進入低溫高壓分離器16進行氣液分離。低溫高壓分離器16氣相物流經壓控調節閥後一部分作為尾氣排出裝置，大部分作為循環氣與新鮮活化原料氣混合再次被壓入漿態床反應器對催化劑進行活化；高溫高壓分離器14液相產物進入高溫低壓分離器17，經進一歩氣液分離後，高溫低壓分離器的液相產品進入重質油罐計量，氣體進入低溫低壓分離器18 ； 低溫高壓分離器16液相和高溫低壓分離器17的氣相進入低溫低壓分離器18，在低溫低壓分離器18中分為氣體、輕質油和合成水，輕質油和合成水手動排出裝置，再行計量。催化劑活化完成後，維持活化氣空塔氣速0. 2cm/s,由壓縮機出ロ經加熱器加熱後的熱的中壓合成氣將活化好的催化劑漿液壓至費託合成反應單元的反應器中。實施例4與實施例1催化劑活化步驟相同，不同點僅在於將還原反應器壓力升至2. 後進行催化劑的活化。對比例1與實施例1催化劑活化步驟相同、原料氣氣劑比相同、催化劑性能評價條件相同， 不同點僅在於用原料氣及循環氣將還原反應器壓力升至0. 後進行催化劑的活化。對比例2與對比例1催化劑活化步驟相同、原料氣氣劑比相同、活化壓力相同(為0. 5MPa)， 不同點僅在於活化氣流程為一次通過流程，即活化尾氣不循環進入還原反應器(循環比為 0)。在氫氣進氣量32. 4Nm3/h, CO進氣量21. 6Nm3/h，反應系統壓カ為2. 75MPa,反應溫度為245°C，空塔氣速為0. 2m/s條件下，對由實施例1_4及對比例1_2活化好的催化劑在費託反應器中進行費託反應性能評價。結果如表一表一
權利要求
1.一種費託催化劑的還原方法，其特徵在於，包括以下步驟1)原料氣脫硫，控制所述原料氣硫含量小於0.05 μ g/g ；2)將費託催化劑與液體石蠟混合得均質化的催化劑漿液，用活化氣、惰性氣體或氮氣將所述催化劑漿液壓入還原反應器中，其中，所述活化氣為所述原料氣及循環氣的混合氣體，所述循環氣通過如下步驟形成所述還原反應器中的氣體排出後，經過冷卻後進入高溫高壓分離器進行閃蒸分離，分離出底部的高溫高壓分離器液相及頂部的高溫高壓分離器氣相，所述高溫高壓分離器氣相冷卻降溫後進入低溫高壓分離器進行氣液分離，分離出的部分低溫高壓分離器氣相作為循環氣；3)通過壓縮機將脫硫後的所述原料氣及循環氣壓入所述還原反應器中，控制所述還原反應器的壓力為2. 5 3. 2MPa，溫度為255°C 270°C，進行所述費託催化劑的還原反應。
2.根據權利要求1所述的還原方法，其特徵在於，步驟3)中控制所述還原反應器的壓力為 2. 8 3. OMPa0
3.根據權利要求1所述的還原方法，其特徵在於，還原完成後，進一步包括調節所述活化氣的空塔氣速，使得還原完成後所述費託催化劑漿液處於不沉積的鼓泡狀態，當費託合成單元需要添加所述費託催化劑時，由所述活化氣、惰性氣體或氮氣將還原後的所述費託催化劑壓至所述費託合成單元中。
4.根據權利要求1所述的還原方法，其特徵在於，所述還原反應器的溫度通過蒸汽包控制，其中首先以15 30°C /h的升溫速率由室溫升至110°C 150°C，在此溫度恆溫3 5h ；然後以8 15°C /h的升溫速率升至200 220°C ；再以3 8°C /h的升溫速率升至 240 250°C;再以1 3°C /h的升溫速率升至255 270°C，在此溫度恆溫M 48h以還原所述費託催化劑；最後以8 15°C /h速率降溫至220 240°C。
5.根據權利要求1所述的還原方法，其特徵在於，在所述步驟幻中，所述催化劑漿液包括質量百分含量為10% 30%的費託催化劑及質量百分含量為90% 70%的液體石蠟。
6.根據權利要求1所述的還原方法，其特徵在於，在所述步驟3)中，所述活化氣中所述循環氣與所述原料氣的體積比為0 5 1。
7.根據權利要求6所述的還原方法，其特徵在於，所述循環氣與所述原料氣的體積比為 2 2. 5 1。
8.根據權利要求1所述的還原方法，其特徵在於，步驟3)進一步包括脫硫後的所述原料氣與所述循環氣在反應氣混合罐混合得所述活化氣，所述活化氣經增壓機增壓，增壓後經壓縮機出口緩衝罐分離出所述活化氣中的雜質，分離雜質後進入分子篩罐脫水，脫水後經加熱器進入所述還原反應器，其中，所述原料氣進入所述反應器混合罐時調節所述原料氣與還原反應器內催化劑的氣劑比至900 2100NL/h · kg，所述活化氣進入所述還原反應器時調節所述活化氣與還原反應器內催化劑的入塔氣劑比為3000 9000NL/h · kg,空塔氣速至 0. 10 0. 30m/s。
9.根據權利要求1所述的還原方法，其特徵在於，在所述閃蒸分離後使分離出的所述高溫高壓分離器液相進入高溫低壓分離器進行進一步氣液分離，所述進一步氣液分離得到的高溫低壓分離器氣相與所述低溫高壓分離器的液相一併進入低溫低壓分離器，分別對高溫低壓分離器液相、低溫低壓分離器液相、低溫高壓分離器外排氣相及低溫低壓分離器氣相進行計量。
10.根據權利要求1所述的還原方法，其特徵在於，所述原料氣為氫氣和/或一氧化碳。
全文摘要
本發明公開了一種費託催化劑的還原方法。該還原方法包括以下步驟1)原料氣脫硫，控制原料氣硫含量小於0.05μg/g；2)將費託催化劑與液體石蠟混合得均質化的催化劑漿液，用活化氣、惰性氣體或氮氣將催化劑漿液壓入還原反應器中；3)通過壓縮機將脫硫後的原料氣及循環氣壓入還原反應器中，控制還原反應器的壓力為2.5～3.2MPa，溫度為255℃～270℃，進行費託催化劑的還原反應。本發明的還原方法與低壓循環活化得到的催化劑性能相比，具有較高的H2轉化率、CO轉化率及合成氣轉化率。
文檔編號B01J37/18GK102553657SQ201210003989
公開日2012年7月11日 申請日期2012年1月6日 優先權日2012年1月6日
發明者公磊, 卜億峰, 李導, 王洪學, 石玉林, 程時富, 門卓武 申請人:中國神華煤制油化工有限公司, 中國神華煤制油化工有限公司上海研究院, 神華集團有限責任公司