共沸精餾脫高溫費(fèi)托合成C8餾分中的含氧化合物

楊正偉，孫啟文

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共沸精餾脫高溫費(fèi)托合成C8餾分中的含氧化合物

楊正偉，孫啟文

（上海兗礦能源科技研發(fā)有限公司，煤液化及煤化工國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，上海 201203）

在氣相色譜-質(zhì)譜聯(lián)用（GC-MS）分析出高溫費(fèi)托合成C8餾分所有組分的基礎(chǔ)上，以乙醇水溶液為溶劑，采用共沸精餾法對(duì)高溫費(fèi)托合成C8餾分脫含氧化合物。采用PRO-Ⅱ選擇NRTL熱力學(xué)方法對(duì)分離過程進(jìn)行模擬，建立了共沸精餾分離工藝流程，并考察了共沸劑水含量、理論塔板數(shù)、進(jìn)料位置等工藝條件對(duì)共沸精餾塔分離結(jié)果的影響，得到了最優(yōu)操作條件，然后采用實(shí)驗(yàn)室小型精餾塔對(duì)高溫費(fèi)托合成C8餾分進(jìn)行實(shí)驗(yàn)驗(yàn)證。結(jié)果表明，塔頂采出液中未檢測(cè)出含氧化合物，塔釜采出液中1-辛烯含量小于0.1%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），模擬最優(yōu)條件為：共沸劑水含量為14%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），溶劑比為1.2∶1，理論塔板數(shù)30塊、進(jìn)料位置為第17塊。實(shí)驗(yàn)與模擬值吻合良好。

費(fèi)托合成；共沸精餾；含氧化合物；C8餾分；模擬

高溫費(fèi)托（F-T）合成油主要為石腦油和柴油餾分的液體輕油，含大量線性α烯烴[1-4]，這些線性α烯烴是極為珍貴的化工原料，有很高的經(jīng)濟(jì)價(jià)值，將其從高溫F-T合成油中分離提純作為化學(xué)品遠(yuǎn)比加工成液體燃料有經(jīng)濟(jì)價(jià)值。1-辛烯在高溫F-T合成油中含量高[5]、碳數(shù)低、且用途廣，經(jīng)濟(jì)價(jià)值高，是可從高溫F-T合成油分離提純作為化學(xué)品的理想組分。

費(fèi)托合成油品中除含有烴組分外，還含醇、醛、酮、酸、酯等含氧化合物，由于烴和含氧化合物可形成共沸物，不能通過簡(jiǎn)單的精餾將烴和含氧化合物有效分離。而含氧化合物的脫除是烴同分異構(gòu)體及α烯烴提純的基礎(chǔ)，因此，在從高溫F-T合成油中分離1-辛烯的過程中，必須先對(duì)C8餾分脫氧化物處理。目前，油中含氧化合物的脫除主要有加氫 法[6-11]、溶劑萃取法[12-14]和萃取精餾法[15-17]。加氫法脫氧化物過程往往伴隨烯烴加氫飽和，這對(duì)以分離1-辛烯為目的的C8餾分脫氧顯然不合適。萃取法存在萃取劑選擇性不高，氧化物脫除不徹底，萃取劑回收復(fù)雜等問題。萃取精餾法雖然可脫除油中的氧化物，但F-T合成油中存在的有機(jī)酸會(huì)導(dǎo)致萃取劑無法有效再生，須在脫氧化物之前進(jìn)行脫酸處理。

本文試圖采用共沸精餾法對(duì)高溫F-T合成C8餾分進(jìn)行脫氧化物處理，用PRO-Ⅱ模擬平臺(tái)建立對(duì)C8餾分共沸精餾脫氧化物工藝，探索優(yōu)化操作條件，并用實(shí)驗(yàn)驗(yàn)證其分離效果。

1 實(shí)驗(yàn)部分

1.1 原料及試劑

C8餾分：由上海兗礦能源科技研發(fā)有限公司開發(fā)的高溫F-T合成中試裝置生產(chǎn)的F-T合成油經(jīng)多步預(yù)切割得到。餾分中氧化物的組成見表1。

乙醇：化學(xué)純，國(guó)藥化學(xué)試劑公司。

1.2 分析方法

采用美國(guó)Agilent公司Agilent GC7890型氣相色譜，MS5977A型質(zhì)譜，對(duì)C8餾分和分離后塔頂、塔釜液中的烴及含氧化合物組分進(jìn)行GC-MS定性分析。HP-PONA型色譜柱（50.0m×200μm×0.5μm），進(jìn)樣量為0.2μL，柱流量為0.3mL/s，分流比為100∶1，進(jìn)樣口溫度為250℃；采用程序升溫，初溫為35℃，以2℃/min的速率升溫至200℃，質(zhì)譜檢測(cè)器溫度為280℃。GC-MS定性出來C8餾分中的烴和含氧化合物的組分?jǐn)?shù)都很多，因此，本文采用面積歸一法對(duì)定性出的各含氧化合物和烴組分進(jìn)行定量。

1.3 實(shí)驗(yàn)裝置

C8餾分共沸精餾脫氧化物實(shí)驗(yàn)裝置見圖1。

表1 F－T合成C8餾分組成

1—C8原料罐；2—C8進(jìn)料泵；3—電加熱套；4—四口燒瓶；5—塔釜取樣口；6—保溫管；7—進(jìn)料口；8—測(cè)溫口；9—塔柱；10—玻璃連接管；11—塔頂采出口；12—冷凝器；13—液液分離器；14—回流泵

實(shí)驗(yàn)共沸精餾塔采用玻璃篩板塔，由塔釜再沸器、塔柱、塔頂冷凝器、進(jìn)料系統(tǒng)、回流系統(tǒng)和控制系統(tǒng)組成，其中塔柱由多段內(nèi)徑為35mm的不同塔板數(shù)的玻璃塔節(jié)串聯(lián)而成，每?jī)啥嗡?jié)之間用帶測(cè)溫口和進(jìn)料口的玻璃管連接，塔板數(shù)可以根據(jù)實(shí)驗(yàn)需要靈活增減，塔柱采用玻璃絲布管保溫?；亓飨到y(tǒng)由玻璃液液分離器和回流泵組成。

1.4 分離方法的確定

由表1可知，高溫費(fèi)托合成C8餾分由烴和氧化物組成。烴組分幾乎包含了烴的所有族組成，如正異構(gòu)烷烴、環(huán)烷烴、正構(gòu)烯烴、支鏈烯烴、內(nèi)烯烴、多烯烴、環(huán)烯烴、芳烴等，除C8烴外，還有少量C8-合C8+烴；而含氧化合物包括C4～C7的醇、醛、酮、酸、酯，組分?jǐn)?shù)多達(dá)二三十種。因此，高溫費(fèi)托合成C8餾分脫氧化物的原料是一個(gè)組成非常復(fù)雜體系。

低碳醇（C1～C3）與C8餾分中烴能形成低沸點(diǎn)的二元共沸物，而基本不與餾分中的含氧化合物形成共沸物，利用這一特點(diǎn)，采用共沸精餾的方法對(duì)C8餾分進(jìn)行脫氧化物處理。由于低碳醇與烴形成的二元共沸物是均相共沸物，共沸劑無法通過相分離器直接回收，需要單獨(dú)設(shè)計(jì)單元來回收共沸劑，工藝流程較為復(fù)雜。向低碳醇中加入一定量的水，則可以形成水-烴-醇三元非均相共沸物，溶劑回收可以直接通過相分離器實(shí)現(xiàn)，而且水-醇-烴三元共沸物中烴的含量大于醇-烴二元共沸物中烴的含量，因此，以醇水混合液比單獨(dú)以醇做共沸劑效果更優(yōu)。

在C1～C3的低碳醇中，甲醇-水-烴不能形成三元共沸物，不適合本分離體系；乙醇、異丙醇和正丙醇都能形成水-醇-烴三元共沸物，但丙醇比乙醇碳數(shù)高，極性弱，在利用相分離回收共沸劑時(shí)，采用乙醇作共沸劑比丙醇更容易回收，共沸劑在溶劑回收塔及系統(tǒng)循環(huán)的量更少，能耗更低。另外，乙醇的沸點(diǎn)比丙醇的沸點(diǎn)低，在溶劑回收塔中回收共沸劑組分更容易。因此，本文采用乙醇水溶液為共沸劑對(duì)高溫費(fèi)托合成C8餾分進(jìn)行脫氧化物處理。

在共沸精餾塔，水-烴-乙醇以三元共沸物的形式被蒸到塔頂，塔頂采出液中夾帶的氧化物量反映氧化物的脫除效果，因此塔頂氧化物總含量作為塔頂采出液的關(guān)鍵組分，根據(jù)下游1-辛烯分離要求，塔頂分離指標(biāo)為氧化物含量＜0.1%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）。塔釜采出氧化物和少量重?zé)N類混合物，塔釜液中1-辛烯含量影響最終1-辛烯的收率，因此1-辛烯作為塔釜采出液的關(guān)鍵組分，塔釜分離指標(biāo)為1-辛烯含量＜0.1%。

2 結(jié)果與討論

2.1 流程模擬和參數(shù)

在GC-MS對(duì)高溫費(fèi)托合成C8餾分進(jìn)行全組分定性和定量的基礎(chǔ)上，采用PRO-Ⅱ模擬平臺(tái)，建立C8餾分脫氧化物分離工藝流程。圖2為PRO-Ⅱ建立的C8餾分共沸精餾脫氧化物工藝流程圖。共沸劑（S9）和C8餾分（S1）分別從上部和中部進(jìn)入共沸精餾塔T1，塔頂蒸汽（S2）經(jīng)冷凝器（E1）冷凝后的物流（S4）進(jìn)入分離器（F1），在分離器（F1）中分為油水兩相，上層油相（S5）作為共沸精餾塔頂采出液，下層水相（S6、S7）與補(bǔ)充的新鮮共沸劑（S8）一起返回塔頂做回流液，塔釜得到氧化物和重餾分混合物物流（S2）。共沸精餾塔頂物流（S5）進(jìn)入溶劑回收塔T2的中部，塔頂?shù)玫皆偕墓卜袆┪锪鳎⊿10），該物流除共沸劑外，還夾帶有一定量烴組分，進(jìn)入分離器（F1）循環(huán)，塔釜得到無氧C8烴物流，去下游分離單元進(jìn)一步分離1-辛烯。

T1—共沸精餾塔；T2—溶劑回收塔；E1—冷凝器；F1—分離器；S1—C8餾分；S2—塔頂蒸氣；S3—氧化物+重?zé)N；S4—塔頂冷凝液；S5—油相；S6—水相；S7—回流共沸劑；S8—新鮮共沸劑；S9—回流液；S10—再生溶劑；S11—無氧C8餾分；S12—損失共沸劑

由于高溫費(fèi)托合成C8餾分中的組分?jǐn)?shù)很多，有些組分未收錄于PRO-Ⅱ的組分?jǐn)?shù)據(jù)庫(kù)，因此，在對(duì)C8餾分進(jìn)行組分定義時(shí)，對(duì)PRO-Ⅱ組分?jǐn)?shù)據(jù)庫(kù)中沒有的組分進(jìn)行以下處理：①PRO-Ⅱ數(shù)據(jù)庫(kù)中沒有的氧化物組分用結(jié)構(gòu)和性質(zhì)相似的同分異構(gòu)體代替；②數(shù)據(jù)庫(kù)沒有的烴組分將其含量歸入色譜峰保留時(shí)間相鄰的烴組分。共沸精餾塔和溶劑回收塔采用Distillation模塊，液液相分離采用Flash模塊實(shí)現(xiàn)。C8餾分中的氧化物為極性化合物，共沸劑乙醇水溶液為極性溶劑，因此C8共沸精餾塔的分離體系為極性非理想物系，共沸精餾塔和溶劑回收塔的熱力學(xué)方法都選擇氣體逸度為理論狀態(tài)的單液相NRTL模型，液液相分離單元選擇雙液相NRTL 模型。

模擬設(shè)定C8餾分進(jìn)料流量為1000kg/h，溫度為30℃，壓力為50kPa（g）。新鮮共沸劑水含量為12%，流量為1.9kg/h，新鮮共沸劑與循環(huán)共沸劑總量為1467kg/h，共沸精餾塔理論塔板數(shù)為30塊，進(jìn)料位置為上起第15塊，塔頂壓力為常壓，全塔壓降為3kPa，控制塔頂采出量為2300kg/h。液液相分離器的溫度為30℃，壓力為常壓。溶劑回收塔的理論塔板數(shù)為30塊，進(jìn)料位置為上起第15塊，回流比為6，塔頂壓力為常壓，全塔壓降為3kPa，控制塔釜乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.1%。模擬分離結(jié)果見表2。

表2 C8共沸精餾模擬分離結(jié)果

由表2可知，分離后，從溶劑回收塔釜得到的無氧C8餾分的氧化物質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.1545%，略高于分離目標(biāo)的0.1%。共沸精餾塔液中1-辛烯含量為0，1-辛烯在塔頂幾乎完全回收，結(jié)合頂塔釜關(guān)鍵組分含量可知，該工況下共沸精餾塔的塔頂采出量微略偏大。由模擬結(jié)果表明，C8餾分經(jīng)過共沸精餾工藝處理，可將C8餾分中的含氧化合物有效脫除，但要達(dá)到本文的分離目標(biāo)，還需對(duì)共沸精餾塔的操作條件進(jìn)行優(yōu)化。

2.2 條件優(yōu)化

2.2.1 共沸劑水含量對(duì)分離結(jié)果的影響

共沸劑中水主要有兩方面的作用。一是能形成乙醇-水-烴三元非均相共沸物，使其通過簡(jiǎn)單的相分離對(duì)共沸劑進(jìn)行回收，水含量越高，越利于相分離。二是乙醇-水-烴三元共沸物中烴含量大于乙醇-烴二元共沸物中烴的含量，在達(dá)到分離要求的情況下，水的加入可降低共沸精餾塔的溶劑比[(共沸劑)∶(C8餾分)]和能耗，水含量越高，溶劑比越小，能耗越低。但如果共沸劑中水含量過高，過量的水會(huì)滲透到精餾塔底，甚至與氧化物形成共沸物被帶到塔頂，影響塔頂C8餾分中的氧化物含量，且過高的水含量會(huì)在塔柱中形成油水兩相，影響精餾塔操作。因此，共沸劑中水含量是C8共沸精餾脫氧化物塔的重要操作參數(shù)。

圖3為在達(dá)到分離要求且共沸劑適當(dāng)過量的情況下，共沸劑中水含量對(duì)塔頂醇水比的影響。由圖3可知，當(dāng)水質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于14%時(shí)，塔頂醇水比都小于共沸劑的醇水比，過量的共沸劑主要是乙醇從塔釜采出。水質(zhì)量分?jǐn)?shù)大于14%時(shí)，塔頂醇水比大于共沸劑的醇水比，過量的共沸劑主要為水從塔釜采出。當(dāng)水質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為14%時(shí)，塔頂采出物流中醇水比與共沸劑的醇水比接近，表明此時(shí)共沸劑的醇水比正好與C8烴-醇-水三元共沸物中的醇水比相當(dāng)。

圖4為共沸劑水含量對(duì)溶劑比和熱負(fù)荷的影響。由圖4可知，隨著共沸劑中水含量增大，在達(dá)到分離要求的情況下，所需的溶劑比和塔釜熱負(fù)荷都逐漸減小，當(dāng)水質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于14%時(shí)，溶劑比和熱負(fù)荷減小幅度較大，大于14%時(shí)，溶劑比和熱負(fù)荷的降低幅度變小。因此，綜合共沸劑水含量對(duì)塔頂醇水比、溶劑比和熱負(fù)荷的影響，共沸劑的優(yōu)化水含量取14%，對(duì)應(yīng)的溶劑比約為1.2。

（條件：理論塔板數(shù)30，進(jìn)料位置第15塊）

圖4 共沸劑中水對(duì)溶劑比和熱負(fù)荷的影響

（條件：理論塔板數(shù)30，進(jìn)料位置第15塊）

2.2.2 理論塔板數(shù)對(duì)分離結(jié)果的影響

圖5為理論塔板數(shù)對(duì)分離結(jié)果的影響。由圖5可知，塔頂氧化物和塔釜1-辛烯含量均隨理論塔板數(shù)的增加而減小。當(dāng)理論塔板數(shù)大于25塊時(shí)，塔頂和塔釜均達(dá)到分離要求，隨理論塔板數(shù)進(jìn)一步增加，關(guān)鍵組分的含量變化很小，為保留一定余量，取優(yōu)化理論塔板數(shù)為30塊。

2.2.3 進(jìn)料位置對(duì)分離結(jié)果的影響

圖6進(jìn)料位置對(duì)分離結(jié)果的影響。由圖6可知，隨進(jìn)料位置從塔頂下移，塔頂氧化物含量呈逐漸減小的趨勢(shì)變化，當(dāng)從第13塊板以下進(jìn)料時(shí)，塔頂氧化物含量基本保持不變。塔釜1-辛烯含量隨進(jìn)料位置的下移呈逐漸增加趨勢(shì)變化，當(dāng)從第19塊板以上進(jìn)料時(shí)，塔釜1-辛烯含量變化很小，從19塊板以下進(jìn)料，塔釜1-辛烯含量迅速增大。綜合塔頂塔釜分離結(jié)果，取最優(yōu)進(jìn)料位置為第17塊板。

（條件：共沸劑水含量14%，溶劑比1.2，C8餾分進(jìn)料位置為第15塊）

（條件：共沸劑水含量14%，溶劑比1.2，理論塔板數(shù)30）

綜上，通過對(duì)C8餾分共沸精餾塔的模擬研究，得出精餾塔的優(yōu)化操作條件為：共沸劑水質(zhì)量分?jǐn)?shù)為14%，溶劑比為1.2，理論塔板數(shù)為30塊，進(jìn)料位置為第17塊。

2.3 實(shí)驗(yàn)驗(yàn)證

高溫費(fèi)托合成C8餾分脫氧化物的原料體系復(fù)雜，有些組分在GC-MS上甚至無法定性或無法準(zhǔn)確定性，而在PRO-Ⅱ組分定義時(shí)又對(duì)部分組分進(jìn)行了簡(jiǎn)化處理，因此，搭建實(shí)驗(yàn)裝置對(duì)建立的模擬模型可靠性進(jìn)行實(shí)驗(yàn)驗(yàn)證。

以2-己酮/1-辛烯/乙醇/水混合溶液，測(cè)出實(shí)驗(yàn)精餾塔的板效率約為0.7，按照模擬優(yōu)化的30塊理論塔板數(shù)，搭建精餾塔的實(shí)際塔板數(shù)為43塊，C8原料進(jìn)料位置為上起第24塊，進(jìn)料流量為8mL/min，共沸劑中水含量為14%，精餾塔釜頂壓差為3.5kPa，精餾塔調(diào)節(jié)穩(wěn)定后取塔頂塔釜液進(jìn)行色譜分析。實(shí)驗(yàn)精餾塔在塔頂、塔釜以及第5、10、16、24、29、35塊板處共設(shè)置8個(gè)測(cè)溫口，實(shí)驗(yàn)與模擬精餾塔內(nèi)對(duì)應(yīng)位置的溫度分布見圖7。由圖7可知，實(shí)驗(yàn)與模擬共沸精餾塔溫度分布趨勢(shì)基本一致，相同溫度點(diǎn)實(shí)驗(yàn)與模擬值非常接近。

表3為實(shí)驗(yàn)精餾塔與模擬精餾塔分離結(jié)果對(duì)比。由表3可知，在模擬出的優(yōu)化條件下，實(shí)驗(yàn)精餾塔塔頂未檢測(cè)出含氧化合物組分，塔釜1-辛烯質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.0682%，表明采用乙醇+水為共沸劑的共沸精餾，可將C8餾分中的醇、醛、酮、酸、酯類含氧化合物有效脫除，且1-辛烯在塔頂有很高的回收率。塔頂采出的無氧C8餾分還有約7%的乙醇，需要對(duì)其在溶劑回收塔中進(jìn)一步回收。實(shí)驗(yàn)與模擬塔頂塔釜關(guān)鍵組分的含量非常接近，表明以PRO-Ⅱ模擬軟件能準(zhǔn)確的計(jì)算本體系的分離過程。

表3 實(shí)驗(yàn)與模擬分離對(duì)比

3 結(jié)論

（1）以PRO-Ⅱ模擬平臺(tái)，用NRTL熱力學(xué)方法建立了高溫費(fèi)托合成C8餾分共沸精餾脫氧化物工藝，并確定出共沸精餾塔的優(yōu)化操作條件為：共沸劑中水質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為14%，理論塔板數(shù)為30，進(jìn)料位置為第17塊，溶劑比為1.2∶1。

（2）實(shí)驗(yàn)驗(yàn)證了以乙醇水溶液為共沸劑，通過共沸精餾的方法可將高溫費(fèi)托合成C8餾分中的醇、醛、酮、酸、酯類含氧化合物有效分離，分離后，塔頂采出液中未檢測(cè)出含氧化合物，塔釜采出液中1-辛烯質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于0.1%。

（3）模擬結(jié)果與實(shí)驗(yàn)結(jié)果吻合良好，說明NRTL熱力學(xué)方法適于費(fèi)托合成C8餾分共沸精餾脫氧化物體系的模擬計(jì)算。

[1] 孫啟文. 煤炭間接液化[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2012：345-349.

SUN Q W. Indirect coal liquefaction[M]. Beijing：Chemimcal Industry Press，2012：345-349.

[2] 劉曉彤，李慶勛，劉克峰，等. 費(fèi)托合成產(chǎn)品升級(jí)的發(fā)展現(xiàn)狀[J].現(xiàn)代化工，2014，34（12）：1-4.

LIU X T，LI Q X，LIU K F，et al. Current status of product upgrading for Fischer-Tropsch synthesis[J]. Modern Chemical Industry，2014，34（12）：1-4.

[3] 周立進(jìn)，王磊，黃慧慧，等. 費(fèi)托合成工藝研究進(jìn)展[J]. 石油化工，2012，41（12）：1429-1436.

ZHOU L J，WANG L，HUANG H H，et al. Research progresses in Fischer-Tropsch synthesis process[J]. Petrochemial Technology，2012，41（12）：1429-1436.

[4] 許毅. 煤間接液化產(chǎn)品結(jié)構(gòu)的發(fā)展方向[J]. 大氮肥，2015，28（3）：145-150.

XU Y. Development of indirect coal liquefaction：expanding product structure[J]. Large Scale Nitrogenous Fertilizer Industry，2015，28（3）：145-150.

[5] DE KLERK A，F(xiàn)URIMSKY E. Catalysis in the refining of Fischer-Tropsch syncrude[M]. Cambridge：The Royal Society of Chemistry，2010：25-30.

[6] 任杰，相宏偉，曹立仁，等. 費(fèi)-托合成油品的加氫處理方法：101177626 A[P]. 2008-05-14.

REN J，XIANG H W，CAO L R，et al. Hydrogenation processing method for F-T synthetic oil：101177626 A[P]. 2008-05-14.

[7] 任杰，張懷科，呂恩靜，等.一種費(fèi)托合成油品加氫脫氧催化劑、其制備方法和應(yīng)用：102794181A[P]. 2012-11-28.

REN J，ZHANG H K，LV E J，et al. Hydrodeoxygenation catalyst for Fischer-Tropsch synthesis oil and preparation method and application of hydrodeoxygenation catalyst：102794181A[P]. 2012-11-28.

[8] 吳昊，胡志海，聶紅，等. 一種費(fèi)托合成油加氫提質(zhì)方法：102911722A[P]. 2013-02-06.

WU H，HU Z H，NIE H，et al. Hydrogenation quality-improving method for Fischer-Tropsch synthetic oil：102911722A[P]. 2013-02-06.

[9] 董廣達(dá)，王玉軍，張衛(wèi)東，等. 棉籽油加氫脫氧制備第二代生物柴油[J]. 石油化工，2013，42（7）：737-742.

DONG G D，WANG Y J，ZHANG W D，et al. Preparation of the second generation biodiesel via hydrodeoxygenation of cottonseed oil[J]. Petrochemial Technology，2013，42（7）：737-742.

[10] MASHAPA T N，DE KLERK A. Solid phosphoric acid catalysed conversion oxygenate containing Fischer-Tropsch naphtha[J]. Appl. Catal. A，2007，332（2）：200-208.

[11] 朱永紅，王娜，淡勇，等. 中低溫煤焦油加氫脫氧工藝條件的優(yōu)化[J]. 石油化工，2015，44（3）：345-350.

ZHU Y H，WANG N，DAN Y，et al. Optimization of hydrodeoxygenation process for low-temperature coal tar[J]. Petrochemial Technology，2015，44（3）：345-350.

[12] 德韋 J P ，詹森 W，雅各布森 P.從烴流中萃取含氧物：1764619[P]. 2006-04-26.

DE WET J P，JANSEN W，JACOBSON P. Extraction of oxygenates from a hydrocarbon stream：1764619[P]. 2006-04-26.

[13] 德·韋特·約翰·彼得，塑爾茨·雅各布·約翰尼斯. 烴物流中氧化物的分離：1468292A[P]. 2004-01-14.

DE WET J P; SCHOLTZ J J. Separation of oxygenates from a hydrocarbon stream：1468292A[P]. 2004-01-14.

[14] DE WET J P，SCHOLTZ J J. Separation of oxygenates from a hydrocarbon stream：US6887370B2[P]. 2005-03-03.

[15] 楊正偉，孫啟文，張宗森. 萃取精餾脫高溫費(fèi)托合成C6餾分中的含氧化合物[J]. 石油化工，2016，45（4）：402-407.

YANG Z W，SUN Q W，ZHANG Z S. Removing oxygenates from C6fraction in high-temperature Fisher-Tropsch synthesis products by extractive distillation[J]. Petrochemial Technology，2016，45（4）：402-407.

[16] 董立華，郝栩，曹立仁，等. 費(fèi)托合成油品脫酸和含氧化合物過程模擬[J]. 煤炭轉(zhuǎn)化，2009，32（2）：14-17.

DONG L H，HAO Y，CAO L R，et al. Process simulation of removing acids and oxygenates from oil of Fischer-Tropsch synthesis[J]. Coal Conversion，2009，32（2）：14-17.

[17] DIAMOND D，HAHN T，BECKER H，et al. Improving the understanding of a novel complex azeotropic distillation process using a simplified graphical model and simulation[J]. Chemical Engineering and Processing，2004，43：483-493.

Azeotropic distillation to remove the oxygenates from high-temperature Fisher-Tropsch C8-cut

YANG Zhengwei，SUN Qiwen

（Yankuang Energy R&D Co.，Ltd.，State Key Laboratory of Coal Liquefaction and Coal Chemial Technology， Shanghai 201203，China）

After the components of high-temperature Fisher-Tropsch C8-cut was determined by chromatography-mass spectrum，the azeotropic distillation was carried out to remove the oxygenates from high-temperature Fisher-Tropsch C8-cut. PRO-Ⅱ was applied to simulate the distillation process by NRTL thermodynamic method. The separation process of the azeotropic distillation with ethanol/water solution as solvent was established. The effect of water content，theoretical stage number and feed stage number on the separation effect was investigated so as to get the best operational parameter for azeotropic distillation tower. Then，a bench-scale distillation column was used to verify the simulation for value by high-temperature Fisher-Tropsch C8-cut. The result showed that the oxygenates at the top was not detected and the mass fraction of the 1-octene at the bottom is less than 0.1%.The best operational parameters were as follows: water content in solvent was about 14% with the theoretical stage number of 30，the feed stage number of 17 and the solvent ratio of 1.2∶1. The experimental data matched well with those of the simulation.

Fischer-Tropsch synthesis；azeotropic distillation；oxygenates；C8-cut；simulation

TQ028.3

A

1000–6613（2017）01–0053–06

10.16085/j.issn.1000-6613.2017.01.007

2016-07-04；修改稿日期：2016-09-13。

國(guó)家高技術(shù)研究發(fā)展計(jì)劃項(xiàng)目（2011AA05A204）。

楊正偉（1980—），男，碩士，工程師，主要從事化工分離方面的研究。聯(lián)系人：孫啟文，研究員，主要從事煤化工及煤液化方面的研究。E-mail：yetech@ye-tech.com。。