二氧化碳脱除范文

二氧化碳脱除范文（精选8篇）

二氧化碳脱除 第1篇

大庆天然气分公司深冷装置原设计原料气中C O2的含量在1.5%以下, 但实际生产过程中原料气中CO2的含量一般都在3.0~4%之间, 造成深冷天然气处理装置中脱甲烷塔顶部、节流阀出口等处时常冻堵, 造成装置停机甚至设备损坏, 严重影响了装置的正常的生产。实际生产中不得不降低脱甲烷塔顶的控制温度, 从而降低了轻烃的回收率。

2 脱二氧化碳技术介绍

目前成熟的分离C O2的技术主要包括胺液吸收法, 深冷法和膜分离法。胺液吸收法是最常用的技术, 但操作复杂, 一次性投资还是运行成本都很高。深冷法主要适合于高纯度的C O2回收, 但设备投资较高和运行成本高是该工艺的缺点。

2.1 预处理系统

预处理系统主要为聚结过滤器和气体预热器。聚结过滤器过滤精度为0.1~1.0微米, 去除颗粒杂质;预热器可提高气体温度10~15度, 防止烃凝结在膜表面。一个合理的预处理系统是保证系统长期稳定运行的关键。

2.2 膜分离组件

膜分离组件为该装置脱除二氧化碳的主要部件, 经过膜分离组件分为两股气流。一为膜系统截留气 (通常为高压气, 压降为0.6Mpa) , 即净化后的天然气, 进入后续的深冷系统。二为膜渗透气 (通常为低压气体, 压力为0.2Mpa) , 为CO2的富集气, 进入后续外输单元。

2.3 增压外输设备

膜渗透气 (C O2的富集气) 为低压气体, 压力仅为0.2MPa, 要输送至外输气管线须增设增压机, 将0.2Mpa的膜渗透气增压至1.0MPa, 这部分C O2的富集气和深冷外输干气混合进入干气外输系统。

2.4 膜分离控制系统

膜分离系统采用P L C或D C S系统进行控制, 该系统可引至主控室, 并同ME系统结合, 方便岗位人员对其运行状况进行监控。

3 膜分离系统优缺点

3.1 运行能耗问题

膜分离的能耗主要体现在原料气的预热和渗透气的压缩功。对于原料气的预热, 由于只上升10~15度, 通常采用渗透气的压缩机出口气换热即可满足, 不需要额外的加热;对于90万N m3/d处理量, 渗透气的压缩功即将12.6万Nm3/d的富CO2气从0.2MPa增压至1.0MPa, 增压机功率为315Kw, 全天电耗约为3780元, 为新增的能耗;对于湿法工艺, 其工艺自用干气量为其处理气量的3%, 按90万N m3/d处理量, 每天消耗干气2.7万N m3/d, 天然气价格按照1.2元/Nm3计算, 能耗约为32000元。

3.2 占地面积的问题

膜回收系统采用可移动的撬装式结构, 分两个撬装设备, 共占地面约为100~150平方米。湿法处理工艺占地面积都要上千平方米, 膜法可节约80~90%的占地面积。

3.3 人工操作的问题

膜法脱二氧化碳装置采用P L C或D C S控制, 操作简单, 维修保养容易, 开停车方便, 可以实现无人职守, 不需要增加新的操作工人, 而湿法工艺至少需要增加8~10个操作工人;膜分离系统的适应能力强, 通过调节工艺参数或者简单的增加或者减少膜组件的数量, 可以适应不同处理量和工况的要求。

3.4 影响产烃量

若深冷装置安装该套膜分离装置, 则入口气中约有14%的天然气经过膜系统的分离后进入外输管网, 按照目前装置的烃收率计算, 日均影响产烃量为15吨, 则全年影响产烃为4500吨 (按照实际运行300天计算) 。

加装该套膜装置后, 二氧化碳冻堵问题将彻底解决, 装置的制冷系统可满负荷运行, 有效提高装置烃收率, 全年平均烃收率可由现在的1.3吨/万立方米提高到约1.35吨/万立方米。则全年可多产烃约1500吨 (全年处理气量按2.2亿立方米计算) ;考虑到因二氧化碳冻堵导致停机的因素, 加装膜装置后可增加装置约5天的运行时间, 装置多产烃约550吨, 共计多产烃2050吨。

3.5 运行成本高

膜分离脱除二氧化碳作为一种先进的技术其运行成本不菲。其运行成本主要分两部分, 膜更换费用和渗透气的压缩功费用。渗透气的压缩功, 对于90万N m3/d处理量, 全年的电耗约为115万元 (年运行为7200小时) 。该分离膜的使用年限为3~5年, 分离膜整体更换费用为300~500万元, 这样, 每年的操作费用约240万元。如此昂贵的膜分离系统与其创造的经济效益并不匹配。

4 解决方案

经过上述分析, 防止二氧化碳冻堵的重点应侧重于“防”, 具体研究方案如下:

4.1 调整装置运行参数避开CO2结冰点

原料气中乙烷的回收率较低, 本次深冷操作参数的调整应在保证C O2不发生冻堵的前提下, 提高乙烷的回收率。试验将对以下几个方面进行研究:

(1) CO2浓度与塔顶制冷温度、制冷压力间的关系;

(2) 塔顶制冷温度、制冷压力和轻烃回收率之间的关系;

(3) 在确保不发生CO2冻堵的前提下, 获得装置制冷温度和制冷压力的优化值。

4.2 对深冷装置的脱水系统进行改造, 提高分子筛的吸收效率

红压深冷是在低压条件下对入口气进行吸附的装置。脱水系统采用4A型分子筛, 该种分子筛除对原料气中的水有较强的吸附作用外, 也可部分脱除原料气中的C O2气体。实际运行中只能通过延长分子筛运行周期来保证脱除效果, 从而降低了分子筛的使用年限。建议对深冷装置的脱水单元进行改造。

本次项目改造需要更换两个分子筛填充量约为10吨的脱水塔, 以及配套的管线和阀门, 同时可省去一组过滤器, 改造费用约为150万元。

装置脱水单元改造后可以减少分子筛的填充量, 提高使用年限, 年均节省分子筛消耗费用35万元, 节省过滤器滤芯的更换费用65万元。同时可大幅提高分子筛脱水和脱二氧化碳的效率, 从而彻底的解决深冷装置后续制冷系统中的水冻堵和二氧化碳冻堵问题。在深冷满负荷运行的前提下, 年可增产轻烃4500吨。

通过以上分析, 依照深冷站目前的处理能力和实际设备运行情况, 单独增建一套脱二氧化碳装置, 不但投资和运行成本较高, 而且装置的生产能力和运行的稳定性都大大降低。建议公司整体规划, 增设一套湿法脱二氧化碳装置, 将各浅冷站外输气进行统一处理, 不但大幅节约生产成本, 同时二氧化碳作为一种副产品可以创造较高经济效益。

摘要：入口气的二氧化碳的含量超过设计值已经成为制约九大队深冷站上产的瓶颈问题, 本论文对工业中应用比较广泛的几种脱除二氧化碳的方法进行比较, 重点论述膜分离法应用于九大队深冷站的可行性, 列举膜分离法应用于深冷的优点和缺点, 通过分析得出深冷装置应用膜分离法脱除二氧化碳并不成熟, 并对九大队深冷装置脱除二氧化碳前景进行分析, 并提出自己的建议。

二氧化碳脱除 第2篇

焙烧层状氢氧化镁铝对水溶液中亚硝酸盐的吸附脱除

摘要：通过静态吸附实验,研究了焙烧层状氢氧化镁铝(Mg-Al CLDH)对水溶液中NO2-的吸附脱除性能,并用粉末X射线衍射对Mg-Al CLDH吸附前后的结构进行了表征.结果表明,Mg-Al CLDH可有效脱除水溶液中的业硝酸盐(NO2-),对NO2-的脱除是通过“结构记忆”效应实现的,当NO-2初始浓度高达15mgN・l-1时,经0.10g Mg-Al CLDH处理后,溶液中残余浓度小于lmgN・l-1.在293-323 K温度范围内,NO2-在Mg-Al CLDH上的饱和吸附量为17.24-29.94 mgN・g-1,吸附量明显高于其它吸附剂;吸附量随温度的升高而增大,表现为吸热吸附;吸附过程符合Langmuir线性等温方程式.吸附速率随温度的升高而迅速增大,伪二级动力学方程可用来描述其吸附动力学过程;吸附Ea为109.94 kJ・mol-1,Mg-Al CLDH对NO2-的.吸附主要是化学吸附,Mg-Al CLDH对NO2-的脱除率基本不受溶液初始pH值的影响,吸附量随离子强度的增大而减小,正交实验结果显示溶液初始浓度是影响吸附量的最主要因素.作 者：邢坤    王海增    XING Kun    WANG Hai-zeng  作者单位：中国海洋大学化学化工学院,海洋化学理论与工程技术教育部重点实验室,青岛,266100 期 刊：环境化学  ISTICPKU  Journal：ENVIRONMENTAL CHEMISTRY 年，卷(期)：2009, 28(3) 分类号：X7 关键词：层状氢氧化镁铝    亚硝酸盐    吸附.   

二氧化碳脱除 第3篇

在众多脱碳技术中, 化学吸收法历史悠久, 技术成熟, 通过使CO2与吸收剂发生化学反应来实现脱碳的目的。其中醇胺类化合物因具有吸收量大、吸收效果好、成本低、可循环利用等优点而得到广泛应用[4,5,6]。但是, 目前常用的一乙醇胺 (MEA) 吸收剂再生能耗高, 且存在腐蚀、降解等问题, 而氮甲基二乙醇胺 (MDEA) 再生容易, 吸收容量高且稳定, 但与CO2的反应速率较低。鉴于单一吸收剂性能的不足, 许多研究者开始考虑混合胺吸收剂, 以期研究开发高效吸收剂。

笔者在文献[7]采用MDEA溶液, 考察各工艺参数对醇胺法脱碳装置气体净化度的影响研究基础上, 在保持MDEA溶液再生能耗较低的同时, 通过在溶液中添加吸收活化剂哌嗪 (PZ) 、二乙醇胺 (DEA) 、MEA等来提高吸收剂的吸收速率。根据结构的不同, 可将胺类分为伯胺、仲胺、叔胺, 即MEA为伯胺, DEA为仲胺, MDEA为叔胺, 不同胺类与CO2的反应机理不同。在对脱碳装置进行适当假设和简化的前提下, 通过运用化工流程模拟软件对几种不同组成、不同配比的混合胺吸收剂进行全流程模拟, 以选择理想的脱碳方案, 为试验选择优良的吸收剂奠定基础。

1 工艺流程

以混合醇胺溶液为吸收剂, 采用一段吸收、一段再生流程脱除煤层气中CO2气体。煤层气从吸收塔下部进入, 自下而上通过吸收塔;再生后的胺溶液 (贫液) 从脱碳塔上部进入, 自上而下通过吸收塔;逆向流动的胺溶液和煤层气在吸收塔内充分接触, 气体中的CO2被吸收而进入液相, 未被吸收的组分从吸收塔顶部引出。

吸收了CO2的胺溶液称为富液, 与再生塔底部流出的贫液换热, 升温后进入再生塔上部, 在再生塔内进行气提再生, 直至达到贫液的控制指标。出再生塔的贫液经过贫富液换热器和贫液冷却器, 冷却后从吸收塔上部进入。再生塔顶部的气体经脱碳再生塔冷凝器后进入再生气分离器, 分离出的气体排空。模拟软件建立的胺法脱碳装置流程见图1。

2 模拟结果与讨论

在模拟中保持混合溶剂总质量分数为40%, 按照一定的配比, 组成各种混合溶剂, 然后进行筛选。

模拟过程工艺参数:进吸收塔气体的温度30℃, 压力0.4 MPa (表压) , 流量30万m3/d (标准状态下) ;入口气体的体积分数:CH430%、N255%、O214%、CO21%。其他参数取MDEA脱碳模拟所得最优结果。

考核指标:出口CO2气体浓度、富液酸气负荷、贫液酸气负荷。

2.1 MDEA+PZ混合胺溶液的吸收性能

混合胺液中PZ的质量分数对净化气中CO2体积分数 (φ (CO2) ) 的影响情况见图2, 可以看出, 在相同的再生负荷下, 随着PZ质量分数的增加, 净化气中CO2体积分数迅速减小, 这是因为PZ有加速醇胺与CO2反应的作用, 可以提高有机醇胺溶剂的反应速率;随着PZ质量分数的持续增加, 净化气中CO2体积分数又开始增加, 这是由于PZ再生比MDEA困难, 再生需要吸收更多的能量, 相同的再生负荷下, 贫液再生达不到要求, 影响吸收效果。从图3可观察到, 随着PZ在混合溶液中比例的提高, 贫液和富液的负荷均不断增加, 远高于单纯的MDEA溶液。

在相同的配比条件下, 再沸器热负荷对净化气中CO2含量和胺液中酸气负荷的影响见图4~5, 可以看出, 随着再生负荷的增加, 胺液中贫液和富液的负荷均不断下降。由于贫液再生质量较好, 吸收效率也大为增加, CO2含量不断减小, 但增加再沸器热负荷, 会增加装置投资, 需综合考虑。

2.2 MDEA+MEA混合胺溶液的吸收性能

混合胺液中MEA质量分数对净化气中CO2体积分数和胺液中酸气负荷的影响情况见图6~7, 可以看出, 与PZ相似, 在相同的再生负荷下, 随着MEA质量分数的增加, 净化气中CO2体积分数先减小后增大, 减小的原因是MEA的碱性较强, 适当加入MEA能显著提高混合胺液的吸收效果;但由于MEA再生能耗高于MDEA, 继续提高MEA的质量分数会导致贫液再生达不到要求, 吸收效率降低, 致使净化气中CO2质量分数又开始增大, 这点可从图7中看到, 随着MEA质量分数的增加, 贫液和富液的负荷均大幅度增加。

2.3 MDEA+DEA混合胺溶液的吸收性能

混合胺液中DEA质量分数对净化气中CO2体积分数和胺液中酸气负荷的影响情况见图8~9, 可以看出, 在相同的再生负荷下, 随着DEA质量分数的增加, 净化气中CO2体积分数迅速下降, 同时胺液中酸气负荷仅略有增加;当DEA质量分数为10%时, 吸收效果最佳, 这是由于随着DEA质量分数增加, 胺溶液黏度增大, 影响CO2在混合胺液中的传质, 不利于醇胺溶液对CO2的吸收。模拟结果表明, 在相同的再生负荷下, 30%MDEA+10%DEA是较佳的胺液组成, 适宜工业应用。

Mandals等[8]曾经测定了叔胺和仲胺吸收CO2的反应速率常数k值及活化能, 发现叔胺吸收CO2的k值比仲胺小, 在相同条件下仲胺与CO2的反应速率明显高于叔胺与CO2之间的反应速率, 因此仲胺DEA的吸收性能优于叔胺MDEA。

李伟斌等[9]通过实验确定仲胺吸收CO2的反应机理为两性离子机理, 叔胺吸收CO2的反应机理为改进的碱催化水合机理, 因此仲胺DEA吸收CO2的速率远大于叔胺MDEA, 但仲胺解吸CO2的难度大于叔胺。因此, 在MDEA溶液中添加DEA, 不仅可提高溶剂中OH-与CO2的反应速率, 还可使溶剂解吸CO2变得容易, 降低溶剂回收的能耗。

3 结论

在MDEA溶液中添加PZ、MEA、DEA等活化剂之后, 混合吸收剂的吸收性能有了较大幅度的提高, 吸收性能得以改善。但由于添加剂的再生都比MDEA难, 混合吸收剂的再生能力由于受到添加剂的影响而出现一定程度的下降。

几种添加剂中, 在相同的再生负荷下, DEA添加后效果最佳, 这是因为仲胺DEA对CO2的吸收性能优于叔胺MDEA, 而再生性能优于碱性较强的MEA, 综合效果较佳。

参考文献

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[2]司光耀, 蔡武, 张强.国内外煤层气利用现状及前景展望[J].中国煤层气, 2009, 6 (2) :44-46.

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[4]翟彦青, 徐新, 蒋力培.醇胺溶液吸收二氧化碳的实验研究[J].化学通报, 2009 (7) :660-664.

[5]陈赓良.醇胺法脱硫脱碳工艺的回顾与展望[J].石油与天然气化工, 2003, 32 (3) :134-142.

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[7]王长元, 令狐磊.低浓度煤层气脱碳工艺模拟研究[J].矿业安全与环保, 2012, 39 (6) :4-7.

[8]B P Mandals, M Guha, A K Biswas, et a1.Removal of carbon dioxide by absorption in mixed amines:modelling of absorption in aqueous MDEA/MEA and AMP/MEA solutions[J].Chem.Eng.Sci., 2001, 56 (21) :6217-6224.

从气体混合物中脱除二氧化硫的方法 第4篇

柠檬酸钠法吸收气体中二氧化硫的方法存在脱除纯度不高, 净化率低, 出口二氧化硫不能满足排放要求等特点。该发明提供一种气体混合物中脱除二氧化硫的方法, 采用此方法, 只需在原脱硫液中加入少量添加剂, 不改动原装置, 就能大幅度提高原装置的脱硫能力, 同时提高脱硫净化度。

该发明采用在原脱硫溶液中加入添加剂的方法, 以达到提高装置的脱硫能力和提高脱硫化度的目的。采用的脱硫剂是在柠横酸脱硫液中加入两类添加剂的溶液, 所述添加剂包括:1) A类添加剂, 它能提高溶液吸收硫化氢的速度;2) B类添加剂, 它能提高溶液的再生速度。A类添加剂是1, 4-丁二醇1、3-丁二醇、2, 3-丁二醇, A类添加剂可由上述物质一种或一种以上物质组成。B类添加剂是丁胺、六甲撑胺、氨基乙酸、呱啶, B类添加剂可由上述物质一种或一种以上物质组成。A类添加剂和B类添加剂可以分别或同时加到原脱硫液中, 其加入量为5克/升～10克/升。

在柠檬酸脱硫液中加入本发明所说的添加剂, 不需改动原装置, 就能大幅度提高原装置的脱硫能力, 同时提高脱硫净化度。

联系人:陶伟平

地址:江苏省南京市白下区王府大街67号902室

氧化锌中氯的脱除工艺 第5篇

1.1氯的来源分析

在当前的湿法炼锌工艺系统中, 氯元素主要源自于焙砂和回转窑中挥发出来的氧化锌物质中。在焙烧时, 超过30%的氯会随着焙砂以及氧化锌烟尘进入湿法系统中, 在这过程中, 锌精矿中氯的含量越高, 焙砂中产生的氯的含量也就越高。而在回转炉中的氧化锌和浸出渣会经过多膛炉脱除氯, 使氯一部分进入烟气系统, 一部分进入湿法工序中, 因此, 这部分产生的氯含量不稳定。

1.2氯的危害分析

首先, 湿法炼锌系统中氯的存在能够对冶炼设备产生巨大的危害。例如, 搅拌机在湿法炼锌系统中有着十分广泛的应用, 其多采用不锈钢材作为制造桨叶的材料, 氯含量的升高会严重影响桨叶的使用寿命。同时, 在进行烟气制酸的过程中, 高含量的氯会造成一系列的生产设备如空塔和干燥塔等出酸管会遭受到严重的腐蚀作用, 进而使得酸的喷淋过程不均匀, 让生产过程中的净化、吸收和干燥效果受到影响。另一方面, 高含量的氯也会使相关的仪器设备受到腐蚀, 造成塔内不同程度的触媒粉化。

其次, 在电解的过程中, 溶液中的氯离子会腐蚀阳极板, 并且还会影响了电锌的品级率。另一方面, 当溶液中的氯离子浓度超过300 mg/L限定值时, 会对析出锌的品级产生一定影响。

2氯的脱除工艺原理和方法

2.1火法脱除

在目前的生产工艺中, 大多数的生产企业采用火法技术脱除氯, 火法就是指通过多膛炉和回转炉焙烧的方法进行脱氯。其技术原理为:在高温和一定的负压环境下, 氧化锌烟尘中所含的氯化物会产生一定的物理、化学变化, 在这一系列变化后, 氯化合物会分解, 在这样的情况下, 沸点低的氯化物就会挥发, 此时在系统中的、炉气和氧化锌烟尘就会一起进入生产装置的烟气系统中, 被过滤装置除去。

具体的回转窑脱氯方法为:以螺旋的方式将料仓中的氧化锌加入回转窑中, 采用煤气加热窑头, 使氧化锌在回转窑中停留的时间保持在45 min左右。接着, 窑头处产生的焙砂通过飞速旋转而被输入进仓库中, 过程中要保持窑内的温度在1 000℃以上, 窑尾温度也要维持在600℃左右。经过这样一系列的操作, 回转窑中氯的脱除效率为55.3%, 多膛炉中每小时的投料量为3.5 t, 其主要温层温度控制在680~730℃范围内, 其氯的脱除效率为38.4%[1]。

2.2湿法脱除

2.2.1萃取法

萃取法脱除氯分为两种方式, 一种是萃取锌, 使氯留在溶液中, 还有一种是萃取氯, 使锌留在萃残液中。由于湿法练锌中溶液的含锌率较高, 因此, 如果采取第一种方法则萃取负担会较重, 往往不能完全萃取锌而造成损失, 同时, 萃残液中含氯离子低也不利于回收, 因此, 目前第二种方法使用较为广泛。

在含氯的硫酸锌溶液中萃取氯的方法为:在对该溶液进行预处理时, 向氯的硫酸锌溶液中加入锌粉和氧化钙, 在萃取时, 采用二- (2-乙基己基) 磷酸作为萃取剂, 并利用煤油为稀释剂来配制一定浓度的有机相, 向有机相中加入预处理过的溶液, 使水相中的锌转入有机相, 而氯离子依然留在水相中, 这就达到了分离锌和氯的目的;在反萃时, 使用硫酸溶液作为反萃剂, 对含有锌的有机相进行反萃, 使有机相中的锌重新转入水相中, 形成硫酸锌溶液, 有机相可以循环使用。实践表明, 这种分离方法的锌、氯分离率在95%以上, 得到的硫酸锌纯度较高。这种方法的优点是成本低、效率高、操作简便, 可以实现连续化生产[2]。

2.2.2碱洗法

碱洗的原理是利用碳酸钠溶液的特殊性质, 将锌以碱式碳酸盐的形式进行回收, 而氯则残留在滤液中, 这样就可以达到脱除锌中的氯元素的目的。

其主要的脱除方法为:以多膛炉生产中产出的高氯氧化锌烟尘为主要的研究对象, 经过碳酸钠溶液的洗涤除去含高氯的氧化锌中的氯, 经过连续的两段洗涤后, 氯的脱除效率可以达到97%。

2.2.3沉淀法

氯化亚铜沉淀法脱氯主要是利用湿法练锌净化工段中产生的铜渣进行除氯, 这种工艺的原理是利用铜的歧化反应, 使溶液中的氯形成难溶的氯化亚铜沉淀, 从而脱除溶液中的氯。这一脱氯方法效果十分明显, 稳定性好, 有助于降低生产成本。氧化铋在酸性介质中可以和氢离子相互作用, 使形成的铋离子和氯离子反应, 进而再水解形成氯氧铋沉淀。从而可以达到除氯的效果。除氯后的沉淀可以经过碱洗重新形成氧化铋。这种方法除氯效果好, 可以实现循环利用, 但成本较高。

在高含氯的硫酸锌溶液中, 体系中的m (Cu2+) /m (Cl-) 、m (Cu) /m (Cu2+) 分别为1和1.2时, p H呈酸性时氯的脱除效果最为显著, 可以达到97%以上。研究表明, 在向溶液中加入锌粉的过程中, 体系中Cu2+的浓度对氯的脱除效果影响十分的显著, 随着溶液中Cu2+含量的增加, 氯的脱除效果也在逐渐的提高, 同时, 根据料液中氯离子浓度的不同, Cu2+的浓度也有最佳的脱氯浓度。

2.2.4电化学法

这种除氯方法是在水相中应用十分广泛的脱氯技术。这种方法对于脱除水中的氯离子有着十分明显的效果, 因此, 近年来这被广泛的应用于硫酸锌溶液中的氯离子脱除。这种方法的原理是利用氯离子在溶液中形成的Cu Cl (s) 能够稳定存在的特性, 通过控制这一体系的电化学条件, 使溶液中的氯离子形成上述沉淀并稳定存在, 从而可以达到除氯的目的。

3结语

经过以上几种方法的介绍和对比, 我们可以发现, 不同的方法有其优缺点, 并且有着不同的适用环境和适用条件, 火法脱氯因其操作简便、易于实现的特点在目前的工业生产中应用最为广泛, 但其脱除效率低, 一般为30%~60%;碱洗法的主要针对对象是氧化锌烟尘, 其脱除条件有一定的限制;沉淀法脱氯的效果十分明显, 但其成本较高, 对溶液中Cu2+的浓度也有一定的要求, 因此在工业生产中应用有限;而电化学法是一种水相脱氯技术, 形成的沉淀物稳定, 但其脱除效率较低, 目前仍未在工业中有实际应用, 在未来的发展过程中, 萃取法有希望取代火法脱氯, 萃取法的成本低、效率高、能够实现连续生产的特点都促使其越来越广泛的应用在实际生产中, 并且萃取法脱氯的效率也很高, 能达到95%以上。

摘要：在分析湿法炼锌系统中氯的来源及其危害的基础上, 对湿法练锌中氯的脱除技术原理及具体的脱除工艺进行详细地介绍。

关键词：湿法练锌,氯的来源,脱除工艺

参考文献

[1]俞娟, 杨洪英, 李林波, 等.全湿法炼锌系统中氟氯的影响及脱除方法[J].有色金属, 2014 (6) :17-21.

二氧化碳脱除 第6篇

通过近两年对迪士尼项目周边河道水质监测,发现周边河水氨氮浓度3 mg/L;湖泊水循环处理时氨氮浓度维持在0.5 mg/L,甚至更低,对于这2种低浓度的氨氮水源,需要采用有效的氨氮去除工艺。为此,在湖水循环处理时拟寻找一种效果稳定、操作简便、价格低廉的低浓度氨氮去除方法。次氯酸钠氧化除氨氮反应时间短、操作简便、技术成熟,故作为比选方案之一进行了试验,为工程的建设和运行提供技术支持。

1 试验原理

在含氨氮的水溶液中加入次氯酸钠后,次氯酸、次氯酸根离子能够与水中的氨反应产生一氯胺(NH2Cl)、二氯胺(NHCl2)和三氯胺(NCl3)。由于NCl3在p H<5.5时才能稳定存在,而且在水中溶解度很低,只有10~7 mol/L,所以在天然水溶液中,NCl3几乎不存在[1]。

相关反应机理可用下列反应式表示为[2]

总反应式为

由上可知,只要提供足够的次氯酸钠剂量,水中的氨氮就可以通过一系列反应转化成氮气去除。

按总反应式进行计算,将氨氮氧化成氮气,理论上有效氯与氨氮的质量比(Cl2∶N)应为7.6∶1.0,但实际应用中常因为酚类、氰化物、硫、锰等物质的存在,往往使氧化每毫克氨氮所需有效氯要远>7.6 mg[3]。

2 试验部分

1)主要试验仪器和药品。722型分光光度计、FA2004N型电子天平、p HS-3C型酸度、ZR4-6型六联搅拌器等。次氯酸钠(有效氯5.2%)、NH4Cl、浓H2SO4、HCl、Na2S2O3等。

2)试验用水。迪士尼项目附近朱家浜河水。

3)分析方法。氨氮测定:纳氏试剂法。余氯测定:碘量法。p H值:p HS-3C型酸度测定。

4)试验方法。试验用水为迪士尼工程附近朱家浜河水。取试验水样1 L于烧杯中,往水样中投加次氯酸钠溶液,进行烧杯试验,烧杯作为加氯脱氮的反应器。

氯与氨氮的质量比试验中,对3种不同水样进行了试验,其他试验所用的原水为雨后经混凝沉淀后的水样。

3 试验结果与讨论

3.1 氯与氨氮的质量比对氨氮去除效果的影响

从表1中可见,晴天取样的河水氨氮值明显小于雨后所取水样的氨氮值,且混凝后水样氨氮值会减小。这是因为,在有氧环境下,河水中的氨氮可转化成亚硝酸盐或硝酸盐,从而实现一定程度的自净;而在雨后,取样河道周围农田中及居民生活污水中的含氮污染物会汇聚到河中,河水不仅浊度增加,其氨氮值也会显著增加。混凝后,一部分附着在胶体和固体微粒上的氨氮被去除,故氨氮值会得到一定程度的降低。

在室温23℃下,根据原水氨氮值,向水样中加入不同质量比的次氯酸钠溶液(质量比以Cl2∶N计),然后在180 r/min转速下搅拌5 min,静置25 min后,测定水样的氨氮及余氯含量。试验结果见图1~图4。

由图1~图3看出,随投加量的增加,各水样的氨氮去除率都呈增加趋势。当水样p H在7~8时,理论上当质量比(Cl2∶N)为7.6∶1.0时达到折点,但从图4可以看出,本试验中几种水样达到折点所需的次氯酸钠投加量均大于理论值。对于晴天所取的水样,折点出现在9∶1时,雨后取样的2个水样,折点出现在10∶1时,其中未混凝水样出现得更晚。分析主要是由于降雨后大量可溶性和不可溶性还原性物质进入河水中,它们会与次氯酸钠反应,从而推迟折点的到来。

为了使氨氮浓度降低到0.3 mg/L以下,保证水质达标,晴天时次氯酸钠投加量应达到10∶1;雨后当水的浊度不是很大时,投加量需达到14∶1;若浊度太大,不仅会增加次氯酸钠用量,而且会影响氨氮的测定,此时需进行混凝沉淀,混沉后水样投量比12∶1为宜。试验中也对投加次氯酸钠后水中的余氯进行了监测,随着次氯酸钠投加量的增加,余氯出现先增加再减少再增加的波动,但是在上述投加量时,余氯含量均<4.20 mg/L。

3.2 反应时间的影响

以雨后经混凝沉淀后的河水为原水,在室温23℃及氯与氨氮质量比为12∶1的条件下,以180 r/min搅拌5 min,分别静置0 min、5 min、10 min、15 min及25 min后,测定水样中的氨氮及余氯含量。试验结果见图5。

从图5可以看出,在停止搅拌后的5 min内,反应迅速,溶液氨氮值快速降低,此后随着反应时间的延长,氨氮的去除率继续升高,但增长变缓。当反应时间达到20 min时,氨氮含量已经<0.3 mg/L,达到去除目标。考虑到实际工程中水量更大,水质状况更复杂,建议将反应时间延长到30 min(搅拌10 min,静置20 min)。

3.3 水样p H的影响

以雨后经混凝沉淀后的河水为原水,在室温22℃及氯与氨氮质量比为12∶1的条件下,用HCl和Na OH调节各水样p H值为7、8、9、10,以180 r/min搅拌5 min,静置25 min后,测定水样中的氨氮及余氯含量,试验结果见图6和图7。

从图6中可以看出,p H为7~8时,氨氮能达到0.3 mg/L以下,具有最好的处理效果,当p H为10时,氨氮去除率降至60%左右。从图7中可见,p H为7~8时,余氯量很低,反应较彻底;而在p H为9和10时,余氯量大,氨氮去除率下降,说明次氯酸钠与氨氮反应程度较低,这是由于随着原水p H值的升高或[OH-]浓度的增加,次氯酸钠半反应[OCl-+H2O+2e-Cl-+2OH-(E0=0.90 V)]的氧化电位E降低,次氯酸钠的氧化能力减弱,不利于氨的氧化[4]。

经试验测定,混凝后原水的p H值为8.0,因此如果水质p H没有很大变化,在实际处理时建议可以不调节p H直接投加次氯酸钠去除氨氮。

3.4 初始氨氮浓度

在室温22℃,原水p H值为8.0,氯与氨氮质量比为12:1的条件下,加入NH4Cl调节原水氨氮浓度,以180 r/min转速搅拌5 min,静置25 min后,测定水样氨氮及余氯含量,试验结果见图8和图9。

从图8可以看出,当氨氮浓度在0.5~3.0 mg/L的范围内时,去除率在60%~90%,反应后氨氮浓度均<0.3 mg/L。随着次氯酸钠的投加量增大,余氯含量也增加。这是由于配水时加入NH4Cl,氨氮含量成倍增加的同时,河水中其他干扰性还原物的含量保持不变,这部分干扰物所消耗的次氯酸钠量是不变的。故以氨氮增加倍数的12∶1确定次氯酸钠投量后,还有一部分次氯酸钠因未被成倍增加的干扰物消耗而出现剩余,表现为最终的余氯含量明显升高。但反应后溶液余氯均在4.20 mg/L以下,属于可接受范围。

4 结语

1)对于晴天水样,氯与氨氮的质量12∶1时出水氨氮可以达到0.3 mg/L以下;对于雨后水样,次氯酸钠投加量以12∶1为宜。

2)反应时间为20 min时,氨氮含量已经<0.3 mg/L。建议实际工程中可将反应时间延长到30 min。

3)p H为7~8时,次氯酸钠对氨氮有良好的去除效果,反应后余氯也较低。

4)氨氮浓度在0.5~3.0 mg/L的范围内时,次氯酸钠对氨氮的去除率在60%~90%,反应后氨氮浓度均<0.3 mg/L,余氯也均<4.2 mg/L,达到处理目标。

摘要：通过静态试验,分别研究了河水中氯与氨氮的质量比、反应时间、pH值及初始NH3-N浓度对NH3-N去除效果的影响。试验结果表明,对于不同天气情况下的水样,氯与氨氮的质量比(以Cl2∶N计)为10∶112∶1时,NH3-N浓度可降低至0.5 mg/L以下;反应时间20 min时,NH3-N浓度可达到0.3 mg/L,工程应用中可将反应时间延长至30 min;pH对NH3-N去除效果没有明显影响,一般不需要调节河水pH;在pH值为8.0,氯与氨氮的质量比为12∶1,初始NH3-N浓度为0.53.0 mg/L时,反应后NH3-N浓度均<0.3 mg/L。

关键词：次氯酸钠,氨氮,氯与氨氮的质量比,反应时间,pH值,初始浓度

参考文献

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[3]水春雨,侯世全.低温生活污水氨氮深度处理技术试验研究[J].铁道劳动安全卫生与环保,2009,36(3):122-123.

二氧化碳脱除 第7篇

一般均采用分馏塔来脱除丙烯中的 CO, 再用固定床脱除其中的硫、砷等[2]。锦西石化根据现场工况条件, 采用固定床装填 R 3-17 型催化剂 (BASF 公司生产) 脱除丙烯中的 CO, 取得了良好的效果。

1炼厂丙烯的质量锦西石化炼厂丙烯与气相聚合用丙烯原料的质量规格对比见表1。

由表 1 可见, 锦西石化炼厂丙烯若直接用于气相聚合时, 其所含的 CO、羰基硫、总硫、水、甲醇和砷均超标, 无法满足要求。因此, 必须精制以使其达到气相聚合用丙烯原料的质量要求。

2炼厂丙烯中 CO 的脱除

在实际生产中, 丙烯所含杂质的脱除顺序依次为水、羰基硫、硫化氢、砷化氢、甲醇、CO。之所以在最后脱除 CO, 是由于 CO 脱除剂会优先与丙烯中所含水、硫、砷发生反应。

2.1固定床的主要参数

设置 2 台固定床脱除 CO, 实际运行时采用 1 开 1 备的方式或 2 台串联的方式。固定床的主要参数见表 2。

2.2R 3-17 型催化剂的主要性质

所用 R 3-17 型催化剂的主要性质见表 3。该催化剂是一种高效能可再生的铜系催化剂, 主要用于从气相或液相碳氢化合物中脱除 CO (其最初的应用就是脱除液相丙烯中的CO) 。脱除 CO 发生的化学反应方程式为:

undefined2。

2.3CO 的脱除效果

炼厂丙烯从固定床的底部进料, 从其顶部出料。初始进料量为设计值的 1/4 (约5t/h) , 2h 后增加为设计值的 1/2 (约 10t/h) , 并维持该加料量 2h, 待催化剂与丙烯完全充分接触, 不再有新的吸附热产生时, 按设计值 (约 20t/h) 进料。这样逐步增加进料量主要是为防止催化剂与丙烯瞬间接触而产生大量的吸附热。运行数据表明, 炼厂丙烯中的 CO 经固定床脱除后其体积分数由约 0.1010-6 降至 0.0210-6 以下, 完全能够满足气相聚合用丙烯原料的质量要求。

2.4催化剂的再生

催化剂再生时需要用热 N2, 热 N2 的规格要求见表 4。如果 N2 中的 O2 含量不在规定的范围内, 则需要在热N2中通入少量的仪表风, 使其 O2 含量达到规定值。

催化剂再生时热 N2 从固定床的顶部进入, 从其底部流出。床层温升控制在约 50℃/h, 当床层温度达到 180～230℃ 时 (一般控制在 200℃) , 不再升温, 恒温 18h。在此期间, 气体空速保持在 300h-1, 以确保气体平均分布于催化剂层床。采用闭路 N2 再生系统 (N2 循环利用) 时, 每 1～2h 需排放 5%～10% (体积分数) 的 N2, 以确保再生效果。再生完成后, 以不超过 50℃/h 的降温速度使床层降至环境温度。

图 1 示出了催化剂的再生曲线。

3结束语

在炼厂丙烯的精制过程中, 采用固定床装填 R 3-17 型催化剂技术, 使丙烯中CO 的体积分数由约 0.1010-6 降至 0.0210-6 以下, 能够满足气相聚合用丙烯原料的质量要求。

参考文献

[1]加特赛德R J, 海恩斯R I, 斯库尔利斯T, 等.采用催化蒸馏和固定床催化步骤的组合的改进的烯烃装置回收系统:中国, 200480042493.X[P].2007-05-09.

介孔氧化铝的模板剂脱除及分子扩散 第8篇

1实验部分

1. 1原材料

汽油由中国石油抚顺石油化工三厂生产。无水乙醇: 分析纯,由天津富宇精细化工有限公司生产。模板剂是由润滑油基础油( 牌号为150HVI) 和聚异丁烯马来酸三乙醇胺酯( RHP) 组成的反相胶束,二者质量比为1∶( 4 ~ 6) ,由实验室自制。待萃取中试氧化铝载体由中国石化催化剂齐鲁分公司生产。

1. 2 模板剂脱除

取2份质量与体积均相等的待萃取中试氧化铝载体,分别命名为试样1和试样2。

萃取 - 焙烧法将试样1( 100 g) 置于100 m L固定床微反装置上,以汽油 - 无水乙醇( 二者体积比为1∶1) 为萃取剂,在温度为70℃,进油速率为2. 0 m L/min的条件下萃取8 h,得到载体和油样。前者于120℃下干燥至恒定质量后称重,再于550℃下焙烧4 h,得到大孔径氧化铝载体。后者经蒸馏,真空干燥,得到油相产物。

两步焙烧法将试样2( 100 g) 置于马弗炉中,采用两步焙烧法,以3℃ /min的速率将温度依次升至400,550℃,分别恒温4 h,得到大孔径氧化铝载体。

1. 3 试样表征及仪器

在意大利Euro Voctor公司制造的EA 3000型元素分析仪上,采用高温燃烧法测定试样中有机元素含量。分析精度为0. 03%~ 0. 15% 。

在美国Micromeritics公司制造的ASAP 2405型吸附仪上,采用汞和N2物理吸附法,测定氧化铝载体的孔容、孔径、孔分布和比表面积。

在美国Agilent公司制造的PL - GPC 50型凝胶渗透色谱仪上,以THF为溶剂,测定油相产物模板剂的相对分子质量。

在美国Nicolet公司制造的650型傅里叶变换红外光谱仪( FTIR) 上,分析油相产物模板剂的官能团结构及化学组成。

2 结果与讨论

2. 1 载体质量损失

由表1可知,经脱模板剂处理后,试样1和试样2的剩余质量约为43. 70 g,二者近似相等,由于采用两步焙烧法几乎可脱除全部模板剂[6],因此采用萃取 - 焙烧法也可使模板剂脱除殆尽; 试样1经混合溶 液萃取后,模板剂脱 除量为32. 52 g,经计算[9]其脱除率为86. 40% ,表明在此过程中已有大量模板剂脱除,仅剩余氧化铝的结合水和少量模板剂。这是由于模板剂由150 HVI和RHP组成,其中前者与汽油结构相似,根据相似相容原理,在溶剂萃取过程中较易脱除; RHP为大分子有机物,亲水基团为马来酸三乙醇胺酯及未反应的马来酸和三乙醇胺,其中的羟基与氢氧化铝通过强相互作用进行分子自组装,使得RHP较难脱除[9],但是可利用极性溶剂无水乙醇部分脱除,剩余的结合水与少量的模板剂在后续高温焙烧中脱除。

2. 2 载体组成

由表2可知,经脱模板剂处理后,试样1和试样2中的C,H,N残留量较少,且前者低于后者,表明2种处理方法均能有效脱除模板剂,并且前者脱除效果优于后者。这是由于试样2经低温焙烧使有机模板剂碳化,再经高温焙烧,使得碳化后的有机物燃烧成含碳的氧化物气体,后者经载体孔道排出,在这个过程中,由于模板剂的碳化、燃烧不完全,总会残留少量含碳化合物沉积在孔道内,降低了扩散效率。对于试样1,首先经萃取脱除大量模板剂,剩余者与结合水再经高温焙烧脱除,孔道中残留的含碳化合物少,有利于反应物扩散。

2. 3 载体孔性质

由表3可知,经脱模板剂处理后,试样1的孔容、比表面积和平均孔径均大于试样2,并且前者小于6 nm的孔分布低于后者,6 ~ 20 nm孔分布高于后者。这表明试样1经脱模板剂处理后,孔道规整,孔性质略优于试样2。此外,试样1中的模板剂大部分是在液态中脱除,脱除更缓和、更彻底,故孔道更均匀,中孔部分集中度高,有利于渣油分子扩散,是很好的渣油脱硫、脱氮催化剂用载体。

2. 4 FTIR 分析

对试样1萃取后的油相产物进行FTIR定性分析,考察了脱除物官能团结构及化学组成,结果见图2。

由图1可知,试样1油相产物 在2 926,2 855 cm- 1处为C—H的伸缩振 动峰,1 460,1 370 cm- 1处为C—H的变形振 动峰,1 585,1 635 cm- 1处为CC共轭双键的伸缩振动峰; 另外,在1 735,1 230,1 165,1 075,952,723 cm- 1处依次为CO伸缩振动 峰、C—C骨架振动 峰、C—N伸缩振动峰、C—O伸缩振动峰、马来酸酯的C—H面外变形振动峰及( CH2)n( n不小于4) 的C—H变形振动峰。经分析,试样1油相产物具有与150 HVI和RHP相应的官能团结构,可以确定模板剂由此二者组成。

2. 5 凝胶渗透色谱分析

由凝胶渗透色谱分析可知,RHP、模板剂和试样1油相产物的依次为2 566,1 308,1 036,三者的依次为6 288,4 425,4 054,均呈递减趋势。这是由于模板剂中150 HVI的相对分子质量仅为几百,致使模板剂的均低于RHP。试样1经萃取后,脱除了几乎全部的150 HVI和大部分的RHP,故其油相产物均小于模板剂。

我国胜利原油中的减压渣油平均相对分子质量为1 080,其胶质和沥青质的分别为1 730,3 410[10]。试样1经溶剂萃取脱除大部分的有机物,表明大分子有机物能很好得在载体孔道内扩散,而减压渣油中胶质和沥青质的相对分子质量与RHP相当,平均相对分子质量与试样1油相产物相当,即渣油分子可以很好地在大孔氧化铝载体中扩散。

3 结论

a. 采用萃取 - 焙烧法,几乎可以完全脱除介孔氧化铝载体中的有机大分子模板剂,并且有机物残留量少。

b. 试样1和试样2经脱模板剂处理后,其中的C,H,N残留量较少,且前者低于后者,表明这2种处理方法均能有效脱除模板剂,并且前者脱除效果优于后者。

c. 试样1的孔性质略优于试样2,且前者6 ~20 nm的孔分布占71. 2% ,孔集中度高,适用做渣油加氢脱硫、脱氮催化剂的载体。

d. 经FTIR定性测定,试样1萃取物为有机模板剂。由凝胶渗透色谱分析可知,减压渣油中胶质和沥青质的相对分子质量与RHP相当,渣油平均相对分子质量与试样1油相产物相当,即渣油分子可以很好地在大孔氧化铝载体中扩散。

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