CO排放浓度（共3篇）
CO排放浓度 篇1
人类经济活动排放的温室气体是造成全球气候变暖的重要因素, 其中CO2排放对温室效应的贡献达60%以上[1]。2013年11月, 全球碳计划 (Global Carbon Project, GCP) 发布的《2013年全球碳预算》 (Global Carbon Budget 2013) 指出, 来自煤炭燃烧的CO2排放已经达到43%, 其余为石油 (33%) 、天然气 (18%) 、水泥 (5.3%) 和燃气燃烧 (0.6%) 。我国是以煤为主的能源消费大国, 煤炭占我国一次能源消费的70%左右[2], 控制温室气体的排放、减缓气候变化已成为我国实施能源可持续发展战略的重要组成部分[3]。煤化工的发展必然带来CO2排放量的增加, 要缓解碳排放压力, 一方面要提高煤炭的利用效率, 节能减排;另一方面要实现CO2的循环再利用[4]。
国内外已有将CO2作为气化剂用于煤的气化研究先例[5,6,7]。国外研究主要限于用纯CO2和纯O2作气化剂将焦炭气化生产高纯CO气体, 用于生产碳一化工产品及其衍生物[6,7]。见诸报道的Bayer公司CO气化生产工艺, 纯氧和CO2的混合气用于焦炭气化, 液态排渣, 但未见生产装置落成;日本钢管株式会社的高纯度CO制备技术, 也是用纯氧和CO2混合气与焦炭反应进行气化, 液态排渣。国内也有采用纯O2和纯CO2作气化剂, 与焦炭反应生产高纯CO的研究成果, 涉及的产品包括DMF、醋酸、甲醇等羰基合成领域[8], 以CO2部分替代水蒸气作为气化剂的应用, 而以小试或中试为主。早期的技术普遍采用固定床、纯O2和纯CO2, 需要采用块煤或块焦为原料, 原料来源单一、产能低下, 经济性及环保性均较差[9,10]。以CO2为原料, 部分替代或完全替代水蒸气作为气化剂, 采用气流床粉煤加压气化技术将煤炭转化为合成气, 在减少水蒸气用量的同时, 能够增加煤气中CO有效气体含量, 实现煤炭的高效转化及碳资源的循环利用。该技术具有理论可行性和实践操作性[11], 但仍缺乏规模化试验数据。
陕西延长石油 (集团) 有限责任公司碳氢高效利用技术研究中心结合CO2为原料气化理论研究, 通过工艺流程及关键设备设计, 开发并建设一套气化压力1.0 MPa、投煤量10.00 kg/h的气流床反应实验装置, 通过控制装置运行工艺条件进行初步实验, 以期制备出高浓度CO产品, 为CO2减排和再利用提供新思路。
1 设计条件
1.1 设计煤种
实验装置设计煤种采用典型的神木煤 (TXC) 。将从矿区采集的煤样进行晾晒、破碎、制粉, 煤样的破碎采用国产型号SDJC 100×60小型颚式破碎机, 煤样的制粉采用国产型号HLXMQ 460×600滚筒式球磨机。所制合格煤粉中, 粒度不大于0.090 mm的煤粉约占总量的90%。将合格粉煤储存至避光、防潮密封袋内备用。实验用煤的工业分析和元素分析、灰成分分析结果如表1、表2所示。
1.2 设计规模及条件
本项目拟针对以上煤种, 设计并建设一套实验装置, 进行不同工艺条件 (包括温度、压力、气化剂配比、催化剂等) 下CO2还原制CO合成气的实验研究。通过探索最佳的工艺路线及设计条件为高碳资源的综合化、低碳化利用提供一条有效的途径。
装置规模:10.00 kg/h (干基粉煤) ;
操作温度:1 500.00℃;
操作压力:1.0 MPa。
1.3 原料及产品规格
原料主要包括:粉煤、氧气、水蒸气及二氧化碳。各种原料按一定的配比进入气流床气化炉内进行氧化还原反应, 最终生成粗煤气和灰渣, 洗涤净化后的粗煤气是主要的气体产品;灰渣由装置激冷集渣罐收集, 并定期排放。原料的设计规格如表3所示, 出装置粗煤气流量及组成设计值如表4所示。
注: (1) 粒度≤0.09 mm; (2) 纯度≥99.99%。
2 工艺流程
实验装置分为进料单元、气化单元、煤气净化单元及后处理分析4部分, 实验装置主要工艺流程示意见图1。
2.1 进料单元
进料单元主要包括气体进料及固体进料。气体原料包括氧气、过热蒸汽、氮气及二氧化碳气体。氧气、氮气和二氧化碳来自储罐, 分别通过缓冲罐后依次经过气体预热器, 并在管道混合器中与来自蒸汽过热器的过热水蒸气预混, 混合气体送入反应器内进行后续反应;固体粉煤输送采用加压氮气输送, 将符合条件的煤粉预先装入加煤罐中, 加煤罐依靠氮气充压并保持罐内维持一定的压力, 以确保粉煤输送的连续稳定性。装置在投料前, 首先通过标定罐标定不同压力、不同流量气体的单位供煤量;固体进料时, 在充压条件下定量的煤粉连续输入气化炉内进行反应。
装置在常压实验中, 固体进料采用带有计量功能的微型给料器, 并依靠氮气输力通过物料喷射器连续输入气化炉内进行反应。
2.2 气化单元
气化单元主要设备为气化炉。来自进料单元的气化剂和粉煤通过物料喷射器进入气化炉反应室内, 在约1 500℃、1.0 MPa条件下进行反应, 生成的气体和液态灰渣进入激冷集渣罐中激冷、降温、除尘。激冷集渣罐上部设有激冷短节, 激冷水通过激冷短节均匀分散, 与下行的高温气体及灰渣交汇并进行初步激冷换热, 换热后的气体及灰渣进入已建立激冷水液位的激冷集渣罐再次激冷降温, 冷却的灰渣沉积在激冷集渣罐底部定期排放, 激冷后的煤气进入后续工段。
1.氧气缓冲罐;2.二氧化碳缓冲罐;3.氮气缓冲罐;4.氧气储罐;5.二氧化碳储罐;6.氮气储罐;7.水蒸气发生器;8.水蒸气过热器;9.混合气体预热器;10.气体预热器;11.管道混合器;12.气化炉;13.物料喷射器;14.微型给料器;15.加煤罐;16.标定罐;17.激冷短节;18.激冷集渣罐;19.一级洗涤塔;20.二级洗涤塔;21.激冷水罐;22.放空罐;23.激冷水泵;24.气体过滤器;25.气体干燥器;26.气体在线流量计
2.3 煤气净化单元
来自气化单元的冷却煤气依次通过一级洗涤塔和二级洗涤塔, 与塔内洗涤冷却水充分混合并进一步洗涤、降温, 以去除煤气中的细灰, 达到后续气体分析处理的要求。
2.4 后处理分析
经过洗涤、降温后的反应气依次通过气体过滤器、气体干燥器、气体在线流量计后, 一部分煤气进入高位火炬放空, 少部分煤气作为分析样品连续送入气体分析室的在线气体分析仪进行分析。
3 气化设备结构设计
3.1 气化炉
本设计中装置气化炉采用热壁炉结构形式, 由三层材料依次浇铸而成, 分别形成耐热层、保温层、隔热层。气化炉中部为气化室, 下部设计为“喇叭口”形式, 与集渣罐法兰连接, 二者之间设置激冷短节, 对下行的煤气及熔渣进行初步激冷。气化炉的结构示意见图2。
a.工艺气体、灰渣出口;b.压差计接口;c.观测口;d.进料口;e1-2.测温口
3.2 物料喷射器
物料喷射器又叫气化喷嘴, 是煤气化过程的关键部件。本实验装置考虑到制造偏差、流体流量和流速、混合程度等因素, 物料喷射器采用双通道烧嘴, 中心通道为粉煤通道, 环隙为水蒸气、氧气与CO2的混合气化剂通道, 烧嘴头部设置有循环冷却水保护系统。喷射器的结构示意见图3。
N1.粉煤进口;N2.氧气/水蒸气/CO2入口;N3.冷却水入口;N4.冷却水出口
3.3 微型给料器
微型给料器主要用于装置常压实验的固体粉煤进料, 为设备厂家专利成型设备, 能够根据装置的负荷调节粉煤进料量维持在1~10.00 kg/h左右。该设备能够保证粉煤在进料过程中连续计量、稳定输出, 通过调节料仓内刮板转速来实现煤粉的流量控制。实验过程中, 微型给料器与物料喷射器间通过变径不锈钢管线连接, 管线不同位置分别设置吹送气口, 防止固体粉煤在输送过程中发生堵塞, 下料不畅等。
3.4 其他设备
本工艺涉及到定型设备、非定型设备、泵类共计26台/套, 设备在设计及选型时, 主要的反应条件如表5所示, 装置设备的设计及选型依据如表6所示。
注:设备规格为: (1) 非定型设备; (2) 成套设备。
4 实验装置运行结果分析
4.1 装置操作的可行性
本实验装置于2012年8月开始建设, 并于2013年4月建成, 外观见图4。经过装置改造、管道脱脂、吹扫及冷态联动试车过程后, 进行了多次试烧实验, 平均投煤量5.0~8.0 kg/h, 平均氧气 (标准状态, 全文同) 流量7.20 m3/h, CO2和水蒸气总量1.5 kg/h维持不变, 由于实验过程中出现一定的温度异常以及加煤系统的不稳定, 需要随时调整水蒸气及氧气的流量来控制反应温度, 以达到气化炉内的自热平衡, 因此初步实验没有取得较为完善的实验数据。但从实验连续数据分析可以看出, 反应炉内气化剂仅为水蒸气时, 水蒸气过量会使反应室内温度迅速降低, 不利于气化反应的进行, 需要增加O2与煤燃烧补充反应所需的热量。因此, 当未加入CO2时, 水蒸气与煤气化因O2量的增加, 造成有效气 (CO+H2) 相对减少[12]。当一定流量的CO2部分替代水蒸气时, 氧气通入量相对减少, 装置系统能够基本保持自供热平衡, 稳定性和操控性明显优于仅以水蒸气为气化剂时的操作。
随气化剂中CO2体积分数的增加, 水蒸气体积分数的降低, 煤气组分呈现CO体积分数增加、H2体积分数降低的趋势, 有效气 (H2+CO) 含量明显增加。气流床气化反应时间短, 反应温度越高, 气化反应越完全。初步实验分析说明, CO2部分替代水蒸气作为气化剂, 在气流床粉煤加压气化反应中具有可行性, 反应产物中CO的体积分数较仅以水蒸气为气化剂时高出约10%~20%。
4.2 装置存在的局限性及优化
装置在设计过程中, 主要考虑实验方便操作, 因此将工艺流程简化, 若继续放大规模, 则存在明显的局限性和缺陷, 如备煤系统、原料气系统及“三废”处理系统等, 需进一步优化设计。
5 结语
控制能源利用过程中温室气体CO2的排放、改善人类生存环境是当前我国乃至世界发展中亟待解决的重要问题。以CO2为原料, 替代水蒸气作为加压固定床气化剂制备合成气已有成功经验, 但固定床块煤技术落后, 采用气流床粉煤加压气化技术将煤炭转化为合成气, 将是减少CO2排放、综合利用煤炭资源的主要研究方向之一。
通过工艺流程及设备结构设计, 开发出反应压力1.0 MPa、投煤量10 kg/h气流床气化实验装置, 并进行了初步的投料试验。通过对装置的技术评价, 进一步说明气流床粉煤加压气化技术能够实现CO2替代水蒸气制高浓度CO合成气。在后期工作中, 将以气化剂类型及用量、CO2与水蒸气的配比、反应温度、反应压力、催化剂的选择等作为反应条件, 通过实验改进装置工艺及设备结构, 对装置的气化能力及CO2的还原能力做进一步的技术评价。
参考文献
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CO排放浓度 篇2
环境CO2浓度升高对植物的影响研究
本文阐述了环境CO2浓度升高对植物的影响.环境CO2浓度升高对植物光合生产有促进作用,其中对C3植物光合生产的促进作用最大.环境中短期CO2浓度升高时,植物光合生产率增加;长期CO2浓度升高条件下,植物光合速率下降并发生光合适应现象.这可能是植物在长期高浓度CO2环境中,光合生产的库源关系不平衡引起的反馈抑制作用和营养吸收不能满足光合速率增加的需求所引起Rubisco活性和含量下降的原故.另外,在环境CO2浓度升高的.条件下,植物的呼吸强度也会发生变化;根的分枝数增多,根系的分泌量和吸收能力增加;植物的总生物量增加,对臭氧伤害的抗性增强.同时,温度、土壤N素和P素含量对植物在CO2浓度升高的反应产生影响,适量的N和P素供应能协同CO2升高时植物生长的促进作用.
作 者：康辉 Kang Hui 作者单位：甘肃省天水农业学校,甘肃,天水,741400刊 名：安徽农学通报英文刊名：ANHUI AGRICULTURAL SCIENCE BULLETIN年，卷(期)：14(22)分类号：Q945关键词：CO2浓度升高 植物 温度 氮营养 磷营养
CO排放浓度 篇3
1 装置污水来源及浓度
装置在生产过程中排放的污水为含油、含醛污水, 主要为装置脱水塔C2107底排出的含醛污水 (含油微量) 和机泵冷却水。装置含油、含醛污水通过地下污油管线排往动力厂的污水处理车间 (见表1) 。
2 污水的控制及治理措施
糠醛装置投产运行后, 非常重视环境保护, 相继实施了多项技改技措, 取得了很好的效果, 基本解决了糠醛装置污水含醛、含油的产生及排放问题。
(1) C2107原始设计为在正压条件下脱水, 进料温度为40℃, 排水量为:1.7t/h。而实际的进料温度为60℃左右, 排水量为:2.7t/h。自装置投产后C2107排水含醛量经常波动而且含醛量很大。经过认真分析和实际试验调整, 得到, 其主要原因是汽提蒸汽量不足, 糠醛没有被完全汽提出来;糠醛干燥塔顶冷却器的冷却不够, 换热后的冷后温度在60℃左右, 比原始设计值高20℃, 导致D-2101醛水分离罐一格内湿醛乳化, 湿醛、水、油三者分层困难, 进一步造成二格含醛量大。
(2) 由于糠醛装置所有的机泵冷却水, 设计是采用循环水进行冷却。而对于介质温度高于200℃或者接近200℃的所谓高危泵, 使用循环水冷却, 容易造成机封腐蚀泄露, 造成含醛、含油污水的排放。
针对以上问题, 糠醛装置相应进行了多项改造。
(1) 提高脱水塔的吹气量到850kg/h, 降低糠醛气体的蒸汽分压, 使糠醛气体最大化的被汽提出来。从而降低排放污水的含醛量。
(2) 缩小一格界位的控制范围, 减少一格界位的大幅波动, 减少进入二格的湿醛量, 从而减少脱水塔进料的含醛量。
(3) D2101二格定期切醛, 减少脱水塔进料的含醛量。控制好脱水塔进料量的平稳, 防止进料量大幅波动, 减少脱水塔进料的含油量。随着时间的增加, D2101二格存留的油会越来越多, 所以定期给D2101二格溢油, 进一步减少脱水塔进料的含油量。
(4) 在糠醛干燥塔顶新增一台水冷器, 用循环水将糠醛干燥塔来的糠醛气体进一步冷却, 从而降低了C-2106顶蒸出来的糠醛气的温度, 将其温度降低到40℃左右, 避免或者减轻了D-2101醛水分离罐一格内湿醛的乳化。
(5) 每天定期向D2101一格内加入一小缸约800ML缓蚀剂, 及时减少糠醛的氧化结焦, 一方面减少了糠醛的损失, 另一方面减少了湿醛泵的抽空频率, 降低了湿醛泵机封的泄露频率, 从而减少了因机封泄露造成的糠醛排放。
(6) 湿醛泵P2109/1.2入口过滤器, 加装口径更密的过滤网, 并定期切换备用泵, 定期清理过滤网内的糠醛焦子。减少湿醛泵机封的湿醛泄漏。定期将地下污油罐和污油池内的醛水溶液反入D2101内, 回收糠醛, 降低糠醛的损耗, 平稳D2101的操作。
(7) C2107脱水塔顶换热器E2113材质改造, 整个换热器的材质都更换位白钢材质。由于E2113是用循环水给糠醛气体换热降温, 这样就大幅降低了糠醛气体对换热器的腐蚀, 提高了换热效果, 更加避免了糠醛对公司循环水系统的污染。
(8) 踏实落实清洁生产措施, 更换C2107塔体的材质, 塔体全部更换为白钢材质。更换材质前, C2107由于被糠醛的腐蚀, 导致塔壁等塔体多处, 出现轻微的泄漏, 既造成糠醛的损耗, 而且污染环境。2007年彻底将其材质更换之后, C2107塔底外排污水含醛量大幅降低至300ppm以下, 而且杜绝了糠醛对塔体的腐蚀问题。
(9) 由于C2107分配盘垫片易被糠醛腐蚀问题, C2107进料总是出现偏流, 造成塔底排水含醛含油量波动而且含醛量增加。2009年, 糠醛车间将C2107分配盘的垫片更换为聚四氟乙烯垫片, 耐腐蚀性大大提高, C 2 1 0 7操作更加平稳, 塔底污水含醛量降低, 减轻了对环境的污染。
3 今后需要继续改造完善的地方
3.1 增加一套专门的含醛污水处理装置将含醛污水彻底深度处理
将含醛污水通过地下管网特定的排到该含醛污水处理装置, 从而回收其中的糠醛, 并净化污水。目前在国内同类型装置中很少有采用含醛污水深度处理工艺的, 由于其处理工艺流程复杂, 设备昂贵, 投资大, 处理效率不高。但是随着社会的发展, 环保工作日益被人们所重视, 因此增加一套专门的含醛污水处理装置, 将C-2107底排水进行深度处理具有长远意义。
3.2 介质含醛的设备及管线, 陆续改为白钢材质
由于糠醛具有非常强的腐蚀性, 铸铁的设备及管线, 容易被腐蚀, 造成含醛介质的泄漏, 造成糠醛的损失, 也增加了装置总的排放糠醛污水的含醛量即含醛浓度。2012年1-6月份水循环罐的溢流管线, 多次出现砂眼。因此陆续的在检修过程中, 将介质含醛的设备及管线, 陆续改为白钢材质。
3.3 抽出液汽提塔扩容, 抽出油泵P2106更换大功率变频电机
由于提高处理量, 抽出液汽提塔即C 2 1 0 5汽提段限量, 频繁出现液位超标问题。一方面造成汽提效果不好, 导致抽出油含醛量增加;另一方面由于频繁涨液位存在溢塔的可能性, 导致D2101含油量增加, 进一步增加了脱水塔排水的含油量。
目前, 当装置以较大的处理量生产时, C2105汽提段液位频繁上涨, 而且抽出油出装置流量起不来, 只能通过打开抽出油水冷器的壳程付线, 才能提高抽出油出装置流量。分析原因为, P2106变频泵的电机功率有限, 无法进一步提高介质流量;再就是C2105汽提段容积有限, 无法容下更多的抽出液。因此建议更换大功率的P2106电机, 将C2105汽提段扩容。从而降低溢塔的可能性, 降低抽出油的含醛量, 适应大处理生产。
摘要：本文叙述了大庆炼化公司润滑油厂糠醛精制装置在实际生产中, 推行清洁生产, 注重污染防治, 强化环境管理, 为控制污染物的产生及排放采取了多项技术措施, 提高了企业的经济效益和环境效益。