回收分离（精选8篇）
回收分离 篇1
本研究采用水解沉淀与阴离子树脂交换相结合的方法, 在溶液中加入Na OH使铑与大部分铂分离, 再用盐酸溶解沉淀, 然后进行交换, 使溶解液中的铂吸附在树脂上, 铑留在交换尾液中。选用R410树脂具有性能稳定, 抗氧化性能强, 使用寿命长等优点。由于R410的碱性介于二甲胺弱碱性树脂和三甲胺强碱性树脂之间, 碱性适中。因此, 吸附条件和淋洗条件都比较宽, 吸附率和淋洗率都很高。R410树脂已应用于从含铂废催化剂中回收铂、阳极泥浸出液中回收金的生产实践中。在1~3 mo L盐酸介质中, Pt CL62-在R410上的分配系数为600, Pd CL4-在R410上的分配系数为200, 而Fe、Al、Pb、Zn、Ni、Cu、Co等大多数金属离子的分配系数仅为0~3。常温下, 树脂对Pt的吸附能力为:穿透容量为90mg/g干树脂;饱和容量为150 mg/g干树脂 (约3 m L湿树脂为1 g干树脂) 。
1 工艺流程
将铂铑合金用王水溶解并转为稳定的配阴离子Pt CL62-和Rh CL63-, 利用铑 (Ⅲ) 可转化为较稳定的水合阳离子Rh (OH3) 63+的性质, 用Na OH中和铑的氯化物溶液 (红色) 至铑的黄色氢氧化物沉淀完全。再用稀盐酸溶解并调节溶液至微酸性, 此时的铑被转化为水合阳离子。含少量铂的氢氧化铑沉淀经酸化后, 其中铑转变为铑 (Ⅲ) 水合阳离子, 而铂仍为配阴离子。再用R410树脂进行交换, 铂被树脂吸附, 而铑留在溶液中。工艺流程如图1所示。
2 工艺实验研究
2.1 仪器和试剂
WFX-1E3原子吸收分光光度计;直径30×410mm有机玻璃柱2根;直径50×800 mm有机玻璃柱二根;调速多用振荡器1台。
R410树指:乳白色不透明球体, 粒度0.6~1.0 mm, 使用前先用水浸泡24 h, 搅拌除去上层的悬浮颗粒, 再用5%Na OH的溶液浸泡树脂4 h, 然后用水洗涤至中性, 再用2 mol/L的盐酸浸泡树脂4 h, 用水洗涤至中性, 备用。
铂铑溶液:Pt-Rh3合金片用王水溶解赶硝后加入氯化钠, 使铂、铑转为钠盐, 作为实验原液。
2.2 实验方法
2.2.1 静态法
将100 m L (约33克干树脂) 处理过的R410树脂与230 m L铑溶液放入锥形瓶中, 置于振荡器上振荡1 h, 用原子吸收法测定交换后溶液的铂铑含量。并计算铑的吸附率。为保持交换液中的铂呈高价络阴离子状态, 水解前加入氧化剂, 氢氧化铑酸溶后也加入氧化剂。交换温度:室温。静态吸附率E的计算公式如下:
C0为起始铑质量浓度;C为平衡铑质量浓度。
2.2.2 动态法
取处理过的R410树脂装入直径50×800 mm有机玻璃柱中, 含铂铑液以设定的流速流入树脂, 取流出液用原子吸收法测定铂铑浓度, 并计算铂铑的吸附率。
2.2.3 洗脱
采用动态的方法, 用8%的Na OH溶液来洗脱树脂上的铂铑。
3 结果和讨论
3.1 静态法
3.1.1 放置时间对铑吸附率的影响
将铂铑溶液700 m L (含Pt 10.0克;Rh 1.0克) 放入3 L烧杯中, 加入6 m L H2O2, 加热煮沸30 min, 加入10%Na OH调p H为8~9, 生成Rh (OH) 3, 沉淀, 冷却1 h过滤。Rh (OH) 3用2 mol/L盐酸溶解﹙此时溶液颜色呈稻草黄色﹚, 加入6 m L H2O2, 放置1 h。溶液含Pt 150 mg/L, Rh 2 225 mg/L。在6~48 h时间内在不同的时间段取230 m L溶液与100 m L树脂放入锥形瓶中于振荡器上振荡1 h, 测定不同陈放时间对Rh的吸附率影响。实验结果如图2所示。
图2表明, 溶液放置6~48 h, R410树脂对Rh (OH) 3的吸附率不变, 铑的吸附率均在20%左右, 铂的吸附率均在25%左右。溶液放置31 h后, 溶液颜色由稻草黄变为浅红色。此时虽然溶液颜色发生变化, 但吸附率未变。
3.1.2 铑离子浓度对吸附率的影响
实验方法如3.1.1, 变更溶液中铑的离子浓度为:Rh 2 225 mg/L (Pt 1 500 mg/L) ;Rh 4 075 mg/L (Pt 1 562 mg/L) ;Rh 8 100 mg/L (Pt 2 025 mg/L) 。实验结果如表1所示。
表1说明, 溶液中铑离子浓度的增加对吸附率没有影响。
3.1.3 不同的氧化剂对吸附率的影响
实验方法如3.1.1, 变更氧化剂为氯酸钠、高氯酸和氯气。实验结果如表2所示。
注:氯气流量0.5 m L/min;通氯时间30 min。
实验结果表明:溶液放置的时间、添加不同的氧化剂、提高铑的离子浓度对树脂吸附率没有影响。实验中发现, 树脂上的铑可被1 mo L稀盐酸泡浸泡下来, 表明溶液中的铑离子并没有同树脂上的交换基团起反应, 而是被浸渍在树脂上。
3.2 动态法
取428.4 g Pt-Rh3合金, 用王水溶解、赶硝后, 用10%Na OH调溶液p H为7~7.5 (为使氢氧化铑沉淀中含有足够量的铂离子, 采用二次水解沉淀) 。含铂液加入固体氯化铵沉铂, 氢氧化铑沉淀用盐酸溶解, 溶解液通入氯气1h, 氯气流速0.5 m L/min。然后将溶解液在电炉上加热至沸40 min, 赶尽溶液中多余氯气。溶解液含铂3 820 mg/L;含铑7 980 mg/L, 取1 560 m L溶解液进行交换, 交换柱内装有树脂800 m L。交换速度11 m L/min, 交换完毕用2 mo L/L稀酸反复浸泡冲洗数遍, 分析交换尾液、洗液中铂、铑含量, 并做铂铑物料平衡分析。实验结果见表3。
动态实验结果表明, 在强氧化剂氯气作用的条件下, Rh CL63-溶液通过交换树脂时, 87%的Rh CL63-离子随交换液流出, 通过洗涤, 99.59%的铑进入溶液。
4 结论
(1) 在0~3 mo L/L的盐酸休系下, 树脂对Rh (OH3) 63+或者Rh CL63-吸附率几乎等于零。影响铂铑分离的主要因素是该体系下交换液中铂离子的络合价态。
(2) 用离子交换法分离铂铑, 经一次交换, 溶液中的Pt、Rh比例由交换前的47.9%降为4.3%, 铂的吸附率达96.1%, 而树脂上浸渍的铑为8.45%。
(3) 交换后的氯化铑溶液中百分之几的铂可用TBP溶剂萃取, 经五级萃取, 即可得到99.95%的纯铑粉。铑的收率为98.5%。
参考文献
[1]刘新起, 王祥云, 蒋明, 等.P538萃取法从铂、钯、铑和铱混合物中纶化铑的研究[J].化学学报, 1985, 43 (6) :327-332.
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回收分离 篇2
废弃锂离子电池中有价金属的分离回收试验研究
摘要：根据锂离子二次电池的正极废料的性质特点,对废旧锂离子电池正极材料中有价金属进行了分离回收试验研究.用硫酸中和碱浸液中的铝,制取化学纯氢氧化铝,实验表明,最佳沉铝条件为:NaOH浓度为1.250mol/L.最佳酸浸条件为:反应温度80℃、50%的`H2SO4、浓度30%的H2O2的用量为1.4ml/g(碱浸渣)、反应时间120min.作 者：曾桂生 李明俊 邓芳 郭琴 钟劲茅 ZENG Gui-sheng LI Ming-jun DENG Fang GUO Qin ZHONG Jin-mao 作者单位：南昌航空大学,江西,南昌,330063 期 刊：南昌航空大学学报（自然科学版） ISTIC Journal：JOURNAL OF NANCHANG HANGKONG UNIVERSITY(NATURAL SCIENCE) 年，卷(期)：, 22(1) 分类号：X705 关键词：废旧锂离子电池 钴酸锂 酸浸回收分离 篇3
MTO烯烃分离技术借助于现代化的科技手段,充分利用催化反应与再生原理。使得乙烯、丙烯等低碳烯烃的获取不在仅仅依靠于石油烃蒸汽的化学反应,开创了低碳烯烃获取的新途径。这一技术的出现不仅大大降低了化工产业的生产投入成本,也在极大程度上降低了我国石油的对外依赖性,保证能源供应安全。OCT烯烃转化技术作为烯烃复分解反应在化学工业生产中的实践应用,能够有效提升低碳烯烃尤其是丙烯的生产速率,并且能够有效减少低碳烯烃转化过程中的能力消耗,从而大大降低成本投入,提高了化工企业自身的经济效益,促进了国民经济的健康发展。因此MTO烯烃分离技术与OCT烯烃转化技术在化学工业中的应用就有着十分重大的现实意义,对于实现我国化学工业整体结构的优化,提升经济发展的质量有着不可忽视的巨大作用。
一、MTO烯烃分离技术的技术优势
MTO技术在化学工业领域中的应用,将煤炭纳入到低碳烯烃的领域中,并使之成为低碳烯烃生产的重要原料。与石油烃类裂解生产流程有所不同,煤炭烯烃制作由于自身的反应原理的差异性,使其在技术的复杂程度、反应过程的可控性、稳定性、生产成本以及产品价值方面都有着较高的优势。我们以煤炭与石油制烃的成本投入为例,如下图所示:
对相关数据进行客观分析,我们可以从煤炭成本投入与原油离岸价格的对比中,看出煤炭在采购上更加具有价格优势,因此凭借MTO技术,煤炭在低碳烯烃的生产中所需要耗费的资金更低,逐渐开始扮演起越来越重要的角色,越来越多的国家与相关企业开始将目光转向煤炭。利用MTO技术对煤炭中的相关烃类进行化学处理,从而生产出社会经济发展所需要的乙烯、丙烯等低碳烯烃,满足经济发展对于能源的消费需求。目前我国的乙烯、丙烯生产多以石油作为原料,从现有的生产效果与加工工艺来看,每进行1t低碳烯烃的生产就需要消耗2.3t左右的石油。虽然同样条件下,需要3t的煤炭,但是从我国煤炭的实际价格来看,煤炭方面的成本投入要大大的低于石油。并且我国的石油对外依赖严重,国际石油价格的变化,势必造成烯烃类制造成本的变化,这就使得煤炭在低碳烯烃的制作方面有着巨大经济学意义。
MTO烯烃分离技术借助于催化剂(SAPO-34),将甲醇转化为乙烯、丙烯等低碳烯烃。借助于催化剂的催化作用,MTO烯烃分离技术能够在合适的反应条件下,实现甲醇的完全转化,大大提高了MTO烯烃分离技术的生产效率,提升了工作的有效性。并且借助于对反应条件的有效控制,我们能够根据生产计划,对乙烯与丙烯的生产比例,进行有效地控制,从而降低了低碳烯烃的生产难度,实现了低碳烯烃生产的可控性与精确性,实现了我国化学工业的优化与升级。
二、OCT烯烃转化技术的技术优势
OCT烯烃转化技术作为烯烃分解反应的一种,能够实现烯烃的高效转化,尤其是在丙烯的生产过程中扮演着十分重要的角色。如下图所示:
OCT烯烃转化技术能够以丁烯、戊烯以作为原料,使其与乙烯进行分解反应,最终合成丙烯。这种技术所引发化学反应并不剧烈,减少了反应炉所承担的负荷。因此相关技术人员在进行反应系统中的硬件设计与安装的过程中,只需要在热量损失以及换热速率两个方面进行考量。这种反应模式大大降低了成本投入,减少了反应设备的维护费用,在一定程度上保障了化工企业的经济收益,压缩了成本投入,保证了利润空间。OCT烯烃转化技术所生产出的丙烯纯度较高,一般来说其纯度可以达到99%,这就为后续的丙烯纯化提供了便利条件。并且这一生产工艺相对简单,设备占地较小,能够实现空间的高效合理使用,实现丙烯生产的集约化与高效化。
三、MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术应用应遵循的原则
1. MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术必须要遵循科学性的原则
MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术在低碳烯烃生产实践中的实现,要充分体现科学性的原则,只有从科学的角度进行低碳烯烃生产的目标,化学反应的原理、反应流程的制定以及生产硬件与软件构成式等多个方面进行细致而全面的考量,只有这样才能够最大限度的保证MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术能够满足低碳烯烃生产实践的要求,只有在科学精神、科学手段、科学理念的指导下,我们才能够以现有的技术条件为基础,进行MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术的科学探索与研究。
2. MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术必须要遵循易操作的原则
由于进行低碳烯烃生产的场所大多位于城市边缘或者郊区,其操作环境较为简陋,难以实现MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术的细致处理与操作,为了适应这一现实状况,在进行MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术的过程中,就要尽可能的增加MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术方案之中的容错率,减少外部环境对低碳烯烃生产实践活动的影响,同时由于从事烯烃生产实践活动的工作人员专业素质相对较低,而大多数低碳烯烃生产工作又有他们承担,所以MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术必须进行简化处理,降低操作的难度,使得在较短时间内,进行批量操作,满足低碳烯烃生产加工的要求,保证乙烯、丙烯等低碳烯烃生产项目进行的速率,使得MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术在实践中顺利完成。
3. MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术必须要遵循实用性的原则
低碳烯烃生产项目作为人类改造自然环境的重要社会行为,对自然环境做出了巨大的改变,经历从无到有,从小到大的过程。而这一过程的实现就需要雄厚资金的支持,从实际来看,资金的稳定供应与否能够直接影响到MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术的质量与水平,因而MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术必须要遵循实用性的原则,最大限度降低低碳烯烃生产的成本投入,降低MT O烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术方面的资金投入,从而能够将更多的资金利用于其他方面,保证我国化学工业产业结构优化与升级的顺利进行。
4. MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术在生产实践中的应用途径
对MTO烯烃分离技术回收流程进行科学的设计与高效合理安排。为了保证MTO烯烃分离回收装置的稳定运行,就需要我们在进行回收装置设计的过程中,最大程度的消灭安全隐患,保证MTO烯烃分离回收装置的稳定性与可靠性。因此就需要对回收装置中的杂质进行必要的去除。从实际情况来看,这些杂质主要是以氮氧化物为主,这些杂质一旦没有进行有效的去除,在MTO烯烃分离技术下,由于催化剂的作用,在有氧环境下,杂质中的氮氧元素会发生较为明显的化学反应,生成氮氧化合物。例如在乙烯的催化反应的过程中,一旦操作不慎,使得部分氧气进入反应,就会产生一氧化氮(NO)气体,从而对低碳烯烃的纯度造成消极影响。为了我们需要在MTO烯烃分离技术应用之前,对反应容器中的杂质进行排除,最大程度的降低氮氧化物的出现机率,保证低碳烯烃的纯度。为此除了进行回收装置的净化之外,还需要对反应温度、阻聚剂以换热板进行控制与调节,保证回收装置的正常运作。实现MTO烯烃分离技术和OCT烯烃转化技术的有效结合,通过合理的反应流程的设计,将两种技术有效的结合起来,实现低碳烯烃的科学高效生产。除此之外,还需要对成本投入进行必要的考虑,科学的选择MTO烯烃分离技术相关设备的数量,并且根据生产实际的需要,选择设备的材质,只有这样才能够在保证生产效率与质量的前提下,压缩成本投入,保证企业的经济收入。
参考文献
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[2]刘岑屹.惠生工程专有烯烃分离技术商业化再填佳绩MTO项目管理优势凸显[J].中国工程咨询,2014(2).
[3]王中银.甲醇制烯烃项目下游产品的发展前景[J].煤炭加工与综合利用,2014(12).
锌硫分离尾矿回收锡的磁选研究 篇4
1 矿石性质
试验矿样直接取自广西某选厂锌硫分离的尾矿,锌硫分离尾矿化学多元素分析结果见表1。
从样品多元素分析结果可知,该尾矿中锡品位为0. 73%,显微镜观察表明,其中主要矿物为磁黄铁矿和黄铁矿,少量铁闪锌矿、脆硫锑铅矿、锡石及微量脉石。
该尾矿筛水析结果见表2。
从表2 可以看出,该尾矿的粒度较粗,+ 0. 1mm粒级产率为46. 86%,且+ 0. 15 mm粒级锡品位相对较低,锡仅占17. 71%; -0. 074+0. 010 mm粒级锡品位较高,锡品位最高为2. 07%; 锡主要存在于-0. 15 mm粒级中。
为考察该尾矿锡石的解离情况,对该尾矿进行了单体解离度测定,测定结果见表3。
从表3 可以得出,锡石的单体解离度为40. 85%,锡石主要与黄铁矿、磁黄铁矿、脆硫锑铅矿连生,少量与脉石等连生。
2 选矿试验研究
现阶段,回收硫化矿尾矿中锡的主要方法为脱硫浮选—摇床重选工艺[3,4,5,6],少数矿山采用磁选法回收尾矿中锡矿[7,8]。该矿样中锡石矿物嵌布粒度不均匀,锡石单体解离度较低; 杂质矿物中黄铁矿、磁黄铁矿等硫化矿含量高达98%以上,且部分黄铁矿和毒砂粒度较粗,加上黄铁矿和毒砂在锌硫分离时受到抑制,若采用浮选法脱去硫化矿物,需添加大量药剂才能使硫化矿物上浮干净,且锡石夹带严重,导致锡回收率偏低。磁黄铁矿、黄铁矿和锡石三种主要矿物的比磁化系数分别为4321. 95×10-9m3/ kg、26. 98×10-9m3/ kg和0. 83×10-9m3/ kg,考虑到磁黄铁矿和黄铁矿与锡石三种矿物比磁化系数的差异,结合选矿厂条件,重点对该尾矿进行了磁选试验研究。
2. 1 磁选脱硫条件试验
矿样中含有的杂质矿物磁黄铁矿和黄铁矿的比磁化系数相差较大,因此采用原则流程为一粗一扫的磁选工艺分步脱除尾矿中的弱磁性黄铁矿和强磁性磁黄铁矿,从而使锡石得到富集。
2. 1. 1 弱磁粗选条件试验
为了优先脱除锌硫分离尾矿中的磁黄铁矿,首先采用弱磁选机进行分选,并进行了弱磁磁场磁感应强度试验,试验流程见图1,试验结果见表4。
由表4 结果可以看出,随着磁场强度的增强,锡精矿的锡品位先增大然后降低,锡的回收率呈降低趋势,综合考虑锡精矿品位和回收两方面因素,选择磁场磁感应强度为0. 160 T能获得较好的指标。
2. 1. 2 强磁选扫选条件试验
锌硫分离尾矿中含有大量磁黄铁矿,对弱磁选尾矿采用强磁选机进行选别,将大部分磁黄铁矿选出,试验磁场强度分别为0. 40 T、0. 60 T和1. 00 T电磁选机和高梯度磁选机对粗选精矿的富集效果,试验流程见图2,结果见表5。
从表5 试验结果看,电磁强磁选机和高梯度强磁选机磁选规律相同: 随着磁选磁场感应强度提高,磁性物2 产率增大,其中的锡品位提高,锡精矿回收率逐渐降低,综合锡品位和锡回收率两方面指标,选择磁场磁感应强度为0. 60 T的高梯度磁选机可获得锡品位为1. 65%、锡作业回收率为63. 10%的选矿指标。
2. 2 磁选锡精矿再选试验
由于锌硫分离尾矿经磁选获得的锡精矿锡品位为1. 65%,为获得更高品位的锡精矿,对磁选获得的锡精矿分别进行了摇床重选和浮选试验研究。
2. 2. 1 磁选精矿摇床再选试验
根据锡石与其他矿物的密度差异,采用摇床重选的方法来分离锡石和其他硫化矿,使锡精矿中锡金属得到进一步富集。摇床重选试验结果见表6。
从表6 试验结果可知,磁选锡精矿经摇床再选后,可获得锡品位4. 40%、作业回收率41. 58%的锡精矿。锡精矿回收率较低,该方案选别效果不理想。
2. 2. 2 磁选锡精矿浮选再选试验
由于磁选锡精矿中杂质大部分为硫化矿物,采用浮选法脱除磁选精矿中的硫化矿物,从而达到锡富集的目的。试验结果见表7。
从表7 试验结果可知,磁选锡精矿经浮选脱除大部分硫化矿后,可获得锡品位为4. 22%、作业回收率83. 75%的锡精矿。
3 工业应用
在实验室小型试验的基础上,推荐两个方案进行现场技术改造,方案一: 弱磁选-强磁选; 方案二弱磁选-强磁选-浮选。根据选矿厂现有条件,为简化操作,节约技术改造成本,选矿厂选择方案一进行现场技术改造,并选择磁场磁感应强度为1. 30 T的永磁选机代替0. 60 T的高梯度磁选机,现场技术改造简单示意图见图3。
2014 年7 月10 日至2014 年8 月19 日进行生产调试和整改工作。2014 年8 月20 日起正常生产应用; 生产调试和生产正常应用结果分别见表8。
从表8 结果可看出,在调试阶段,在开机不正常的情况下,产出低度锡精矿2135. 692 t,锡精矿品位为1. 08%,增加锡金属23. 1061 t。在生产正常运转后,9 月份产出低度锡精矿2488. 5808 t,锡精矿品位为0. 83%,增加了锡金属20. 6277 t; 10 月份产出低度锡精矿2581. 9956 t,锡品位为0. 65%,增加了锡金属16. 7818 t; 11 月份产出低度锡精矿3360. 4926 t,锡品位为0. 68%,增加了锡金属22. 8238 t; 12 月份产出低锡硫3184. 4500 t,锡品位为0. 73%,增加锡金属量23. 1174 t。通过流程查定发现,由于磁选机处理能力不足,导致磁性物脱除不完全,使得工业应用锡富集比较试验结果低,作业回收率比试验结果高。该技术改造作业的富集比为1. 39 左右,技改作业回收率为69. 75%,能获得对原矿回收率为4. 94%的锡精矿,对锡金属起到了较好的富集效果,实现了尾矿的综合利用。
4 经济效益
技术改造后,2014 年7 月至2014 年12 月底,共产出锡精矿13751. 21 t,含锡金属106. 46 t。技术改造产出的锡精矿选矿厂实际销售价格为2 万元/t锡金属,装车、装包费和电费按27 元/t锡精矿计算。
( 1) 产值
锡精矿销售收入=锡金属量×单价= 106. 46 t×2万元/t= 212. 92 万元
( 2) 装车、装包、电费
总支出= 锡精矿量×单价= 13751. 21 t×27 元/= 37. 13 万元
技改工作以来共产生总利润= 收入- 支出=175. 79 万元
5 结论
( 1) 该尾矿粒度较粗,锡石嵌布粒度不均匀,锡石单体解离度仅为40. 85%,锡石主要与黄铁矿和磁黄铁矿伴生。
( 2) 采用弱磁选-强磁选工艺流程,实验室试验可获得锡品位为1. 65%,锡作业回收率为63. 10%的锡精矿; 采用弱磁选-强磁选-浮选工艺流程,实验室试验可获得锡品位为4. 22%,作业回收率为52. 85%的锡精矿。
(3)该技术改造操作简单,成本低;自2014年7月技术改造工作开始,截至2014年12月底,技改作业锡金属富集比为1.39,锡金属对原矿回收率为4.94%,该技改作业共为选厂增加106.46 t锡金属量,实现了锡资源综合利用,并为选厂增加175.79万元的利润。
摘要：针对某含锡多金属硫化矿锌硫分离尾矿中的锡损失率较高的问题,对锌硫分离尾矿进行回收锡试验研究。通过方案对比,确定了采用简单的磁选方案脱除尾矿中磁黄铁矿和部分黄铁矿,可达到富集锡的可能性。实验室试验可获得锡品位1.65%、锡作业回收率63.10%的锡精矿;该工艺成功实现了工业化应用,工业生产上可获得锡金属富集比为1.39和对原矿回收率4.94%的锡精矿,经济效益显著。
关键词：锡石,磁选,锌硫分离尾矿,浮选
参考文献
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[7]王志国,陶良生,赵瑞敏.大型磁选机综合回收磁性矿的研究及应用[J].有色金属:选矿部分,2012(5):70-74.
回收分离 篇5
油气是多种碳氢化合物和空气的混合物, 其组成与油品品质、温度、压力有关。油气的产生主要是由于油品挥发引起的蒸发损耗。油气若直接排入大气, 不仅造成经济损失, 而且污染环境, 同时带来相应的安全问题。石化、石油行业推广应用油气回收装置, 不仅能够节能减排, 并且能够有效改善大气环境, 体高安全保障, 环境社会效益明显, 对于有一定汽油周转量的汽油储、运企业, 安装油气回收装置, 经济效益业非常明显。
油气回收是按照规范的标准, 对石油在加工、储运、销售及使用过程终所挥发的烃类气体进行收集、处理、消除油气的大量挥发, 以避免安全事故、大气污染和油品损失。油气回收技术可以用来回收各种废气 (VOC) , 如雷特蒸汽压大于15Kpa的各种石油及油品 (如原油、汽油、溶剂汽油、石脑油、航空燃料) 、蒸汽压大于10Kpa的各种单体烃 (液温以当地最热月的月平均气温来确定) , 以及其他各种相似的化工产品[1]。目前, 油气回收主要指汽油装卸时的油气回收。
2 油气回收工艺应用现状
目前国内油气回收工艺主要有:吸收法、吸附法、冷凝法与膜分离法。
(1) 吸收法:通过特殊吸收剂吸收油气, 实现空气与油气的分离。当空气被排放后, 吸收剂会真空解析出油气, 而解析出的油气又再被吸收。流程为:吸收—解析—再吸收, 流程较为复杂, 操作难度大。其难点为吸收剂, 需要开发吸收油气量大, 分离油气方法简易的吸收剂。
(2) 吸附法:采用活性碳吸附油气, 其解析过程中的热量释放, 由于有空气的存在, 活性碳会出现燃烧现象。其难点为吸附剂 (活性碳) , 需要初始钝化容易、脱附效率高、使用寿命长的活性碳。
(3) 冷凝法:采用超低温冷冻来实现油气的回收, 通常冷冻温度达到-180℃。但由于装车的间歇性及不连续性, 装置的运行成本较高。其难点为冷却器, 需要适合油气动态特性。
(4) 膜分离法:利用高分子膜在一定压力下对油气具有选择透过性的特点, 油气与空气混合气在压差推动下, 经过膜的“过滤“, 使油气分子有限透过, 而空气分子被截留。工业应用中, 将油气压缩, 以汽油为吸收剂进行吸收, 未吸收的油气通过膜过滤实现空气与油气的分离。过滤后达到排放浓度以下的空气排放, 油气则返回压缩系统。其难点为膜组件, 需要改进国产化膜材料的质量, 提高其使用寿命, 打破对进口膜的依赖。
3 不同油气回收方案的比较
各种油气回收方法, 各有其优缺点, 各种油气回收方法予以比较见表1[2]。
4 膜分离油气回收是未来的趋势
油气回收的吸附法、吸收法、冷凝法在油气回收的早期阶段上述几种方法都有应用。几种油气回收工艺都有着各自的优缺点, 单一的方法, 都很难称得上完美, 只有几种工艺组合, 各取优势互补, 才能更好的发挥各种工艺优势。
油气回收装置工艺的设计和选型要本着安全第一、技术先进、经济适用的原则在保证排放尾气达标的前提下尽可能节约投资、占地和运行费用, 特别要注意选择较成熟的工艺, 另外要在处理过程中不再产生新的污染物。结合各种油气回收技术的工艺技术特点, 综合考虑各种比较因素, 膜分离法技术的适应性与安全性较强, 具有较好的使用前景。
4.1 膜分离油气回收流程
在装车过程中所挥发逸出的油气经压缩机增压后送入吸收塔用汽油吸收。经压缩后的油气为过饱和的气液混合物, 在吸收塔内被由上喷琳而下的汽油吸收掉其中的液相组分。回收的汽油由吸收塔塔底流出。从吸收塔顶流出的饱和油气空气混合物进入膜分离单元 (膜组件) , 进一步回收其中的油气。为提高膜分离的效率, 在渗透侧使用经改装的真空泵产生真空。经过膜分离后产生两股物流, 富含油气的渗透气返回压缩机前进行上述循环;另一股为净化后的空气, 其中总烃含量小于10g/m3, 苯含量不高于12mg/m3, 可以直接排入大气。
该流程充分发挥了各种工艺的优点首先利用压缩/冷凝、吸收工艺将油气压力升高, 这样既可以借助冷凝、吸收工艺回收其中的部分油气, 也为吸收和膜分离操作创造了有利条件。因为压力越高, 冷凝、吸收的效果越好;同时在膜渗透侧使用经改装的真空泵产生真空。因为膜是以压差为推动力的, 膜的进料压力和渗透压力相差越大, 越利于膜的分离操作。
4.2 膜分离油气回收方案的适应性分析
油气回收装置应用效果的好坏与实际环境和条件密切相关。由于装车和油气回收处理都是具有火灾和爆炸性的油品和油气高危险品, 故设备本质安全要求是首要的。油气收集系统必须密封性好、安全性高、自动化程度高。油气收集系统对油气回收装置是致关重要的, 只有通过油气收集系统收集到一定压力的油气, 油气回收装置才能正常工作。目前, 油罐车大多是顶部装油, 罐口口径不一, 市场上车型复杂, 油箱的进油口形状不统一, 多数还是采用高位上装工艺。故装车密封效果差, 油气收集较困难。这些都是在设计和选择油气回收工艺技术方案时必需考虑的因素。
膜分离法油气收集系统的采用微负压操作, 保证了挥发油气的有效收集, 为油气回收处理装置的正常工作提供了保证。膜分离法采用在装车台端油气收集总管上安装高灵敏度差压变送器, 在油气回收装置端油气进装置总管上安装进口的液环压缩机。只要装车有挥发油气产生, 就有压力信号传递过来自动启动压缩机收集油气。国外发达国家对油气回收相关设施的规范性非常严格, 因此只需采用被动式的油气收集方式依靠油气自身的压力就可以将油气引入回收系统。但是, 国内汽油装车设备没有实现标准化, 造成传统的被动密封式油气收集技术无法实施, 因为即便安装了油气回收设备, 也很难保证油气挥发口的密封。油气挥发时, 仍然会有大量的油气泄露。膜分离法放弃了常规的被动收集技术, 采用主动油气收集技术, 一举解决了国内注油口不规范导致的油气收集困难这一具有“中国特色”的技术难题。使膜技术可以应用于任何标准的注油口, 具有其他技术不可比拟的工况适应能力。
膜分离法油气回收工艺适应范围广, 只要是有机性挥发油气均能分离回收处理。膜分离法已经可以适用于国内的各种工况, 适用范围极广。
膜分离法油气回收工艺技术回收率高、尾气排放浓度达到10mg/L, 符合环保标准。同时, 如果今后环保标准提高, 通过串接一级变压吸附工艺后续手段, 可进一步将有机蒸汽浓度降至150mg/m3, 适应环保发展的更高要求与需要。
由于膜分离技术流程简单, 操作灵活, 回收效率高, 安全可靠等优点, 在欧美新建的油气回收装置中, 采用膜分离技术的已占60%以上。但如果单独采用此种油气回收工艺, 投资过高, 经济效益较差, 一般此种技术都采用与其他油气回收技术相耦合的工艺。目前欧洲新上油气回收装置采用最多的工艺流程, 集合了压缩/冷凝、吸收、膜分离、变压吸附等工艺, 充分发挥各技术的优点, 避开其缺点, 使整个油气回收工艺达到最优。
油气回收装置和系统的建设起点要高。国外有着较严格的油气排放浓度要求。如欧洲德国规定非甲烷总烃最高允许排放浓度的烃浓度150mg/m3。在我国相应的标准也在积极的制定过程中。这就要求我们选择的油气回收装置排放的标准要有一定的先进性, 以适应未来高标准的尾气排放标准。
4.3 膜分离油气回收方案的安全性分析
膜分离法油气回收工艺设备达到了本质安全的要求。膜技术的整个系统基于安全、环保、节能、高度自动化的设计理念设计。从内到外, 无论从选材, 设备配置, 还是从设计指标均严格执行国际、国内的安全规范。并且其所有的关键部件均采用进口设备, 具有较为齐全的各种国际、国内权威机构的安全认证。鉴于油气回收装置处理的高浓度油气中含有空气且为保证油气回收效果采用了压缩/冷凝的工艺, 因此系统运行的安全性和可靠性应作为技术比选主要依据。膜分离法油气回收工艺系统主要由阻火器、前置气体过滤器、液环压缩机、吸收塔、真空泵、膜组件、现场仪器、管道、管件、阀门、中央控制柜等设备组成。主体设备。
(1) 膜组件:包括膜片和压力外壳, 是经过欧洲PTB (联邦物理技术研究所) 安全防爆认证。
(2) 液环式压缩机:经ATEX防爆论证。由液体汽油做为液环密封液, 起三方面作用:吸收压缩气体的温度 (液体汽油蒸发吸热) , 使压缩后的油气温度大约在20~30℃, 同时采用液环压缩机在提高吸收压力的同时, 对油气具有抽吸的功能, 因此对密闭系统的密封性能要求不是很严格;液体汽油的蒸发, 使经过压缩后的油气达到饱和浓度, 超出H.E.L (爆炸上限) 以上;液体做为液环密封液, 避免了采用机械密封所引起的磨擦而导致的火花。
(3) 真空泵:泵体均经过A T E X防爆论证。阻火器:在系统的进气管线和尾排气管线上均设阻火器, 与外界隔离。现场仪器:防爆等级不低dl IBT4。同时采用的所有现场仪表均通过欧洲安全防爆认证 (ATEX) 。
5 结语
油气回收在世界环保节能的大环境下, 正逐步受到世人的关注, 而其中的膜分离油气回收工艺具有操作简单、适用范围广、寿命长、能耗低、安全性高、占地面积小, 且对环境不存在二次污染等综合性能与优点, 正成为油气回收行业最有前景的一项技术, 是未来油气回收行业的趋势。膜分离技术的持续研究发展, 必将使使用单位的投资费用逐步降低, 逐步占领更广泛的油气回收市场。
摘要：本文通过对现有油气回收的四种主要方法:吸收法、吸附法、冷凝法与膜分离法, 分别给予介绍并比较。其中, 膜分离油气回收工艺具有操作简单、适用范围广、寿命长、能耗低、安全性高、占地面积小, 且对环境不存在二次污染等综合性能与优点, 随着膜技术的不断进步、发展与完善, 其将成为油气回收行业的未来趋势。
关键词：油气回收,比较,膜分离,趋势
参考文献
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回收分离 篇6
国内处理该皂化废碱液比较好的方法是:首先向废液中通入二氧化碳气体,使无机钠盐转化为碳酸氢钠从废液中结晶析出,用离心机进行固液分离,获得碳酸钠工业品。将分离残液进行蒸发脱水,蒸发出的水经生化处理后达标排放。浓缩残液加入硫酸后,碳酸氢钠转化成硫酸钠,反应完毕后,将物料放入密闭的离心机内进行固液分离,固体为硫酸钠,离心残液为皂化油,皂化油的成分较复杂,除经过脱除重组分生产燃料油外,其余轻组分主要是水、乙酸、丙酸、丁酸、戊酸、己酸等有机物,其中一元酸的含量占到了80%以上,但目前对该皂化油中一元酸的回收还没有具体的工艺路线,因此如何实现皂化油中各组分的回收具有极大的社会及经济意义。
由于皂化油原料中除一元酸,还含有较多的杂质,而这些杂质与一元酸的相平衡基础数据不足,很难进行精馏过程的理论模拟计算。为了得到工业生产装置的设计基础数据,我们对一元酸的精馏提纯过程进行了实验研究。采用皂化油原料进行了多次精馏分离实验,确定了较为合理的分离工艺流程,具体包括四个分离步骤:脱水、轻酸与重酸的切割、轻酸的分离、重酸的分离。其中脱水、轻酸与重酸的分离采用连续精馏操作,轻酸各组分之间的分离及重酸各组分之间的分离均采用间歇精馏操作。
1 实 验
1.1 原料
皂化油原料由南京某厂提供,其中一元酸含量约85%(质量分数,下同),重杂质包括己二酸等,约占5%,轻杂质包括水等,约占10%。
1.2 分析方法
采用安捷伦7890气相色谱仪,色谱柱类型为DB-17,柱规格0.32 mm×60 m×0.25 μm,检测器采用FID,色谱柱温度为150 ℃,气化室和检测器的温度均为250 ℃,进样器为分流形式,分流比为1:100,色谱进样量为0.2 μL,柱头压为12 psi,载气为氮气,氢气流量为30 mL/min,空气流量为350ml/min,色谱图积分方法采用面积归一法。
1.3 实验装置
原料中含有较多的水分,水与丙酸、丁酸、己酸均产生共沸现象,如果不首先脱除掉水,丙酸、丁酸、己酸就会首先随水共沸出体系,这样造成了产品的损失。我们采用连续共沸精馏的方法脱水,实验装置如图1。
1.塔釜出料口;2.测压口;3.备用口;4.进料口;5.带水剂进料口;6.备用口;7.塔顶出料口;8.回流比控制器;9.循环水上水;10.循环水下水;11.放空口;12.塔顶测温口;13.塔头;14.精馏塔塔体;15.精馏塔外套;16.塔釜测温口;17.精馏釜
由于原料中除了有机酸外,还含有许多有机醇和有机酯类等,而且乙酸、丙酸、丁酸的量较少。为了使分离过程容易实现,并考虑提高产品收率,我们首先对脱除水份的原料进行了切割,使乙酸、丙酸、丁酸等轻组分首先分离出来,单独分离这部分馏份。剩余的重组分中戊酸与己酸的也得到了富集,然后再进一步处理这部分物料,得到戊酸与己酸产品。其中,切割、轻酸分离、重酸分离均采用间歇精馏的方法,实验装置如图2。
1.电热包;2.测压口;3.精馏主塔;4.出料口;5.回流比控制器;6.摆锤;7.真空泵接口;8.塔顶测温口;9.塔头;10.塔釜测温口;11.精馏釜
1.4 脱水操作过程
首先将原料加入塔釜,开始加热至塔顶产生回流,全回流30 min后,原料与共沸剂按照3:1的比例由相应的进口经泵送入塔内,经过汽液相的逆流接触发生传质现象,轻组分水与共沸剂的共沸物经冷凝后,产生分层,油相回流入塔内,水相从塔顶采出,这时候塔顶温度为72 ℃左右,塔釜温度为131 ℃左右。
1.5 轻酸与重酸的切割
将脱完水的原料加入塔釜,经减压精馏由塔顶得到共沸剂、乙酸、丙酸、丁酸等轻组分。精馏操作过程中,操作压力为50 kPa,采用的回流比为10～15,收集52～150 ℃的馏分。
1.6 轻酸分离
轻酸馏分含有共沸剂、乙酸、丙酸、丁酸等多个组分,经过间歇精馏操作,可切取不同温度段的馏分作为产品。该操作过程中操作压力为50 kPa,采用的回流比为3～10,采出乙酸乙酯产品时,塔顶温度为52～57 ℃;采出乙酸时,塔顶温度为94～96 ℃;采出丙酸时,塔顶温度为119～121 ℃;采出丁酸时,塔顶温度为141～143 ℃。
1.7 重酸分离
重酸馏分含有戊酸、己酸以及多个杂质,这些杂质包括轻杂质与重杂货。同样的,经间歇精馏操作,可切取不同温度段的馏分作为产品。该操作过程中操作压力为10 kPa,采用的回流比为5～10,采出戊酸时,塔顶温度为103～106 ℃;采出己酸时,塔顶温度为123～125 ℃。
2 工程设计
通过实验我们验证了各一元酸从皂化油中分离回收的可行性,结合实验结果, 我们采用工程模拟软件对混合一元酸原料进行了详细的流程模拟计算,由模拟计算结果、实验结果结合多年工程设计经验,形成了年处理3000 t粗一元酸原料的工程设计。
针对原料中含水量大以及轻酸含量小的特点,工程化设计中脱水塔以及切割塔均采用连续精馏操作,这样不仅节省了能耗,而且增加了产品的单批收率。在实验过程中,对轻酸与重酸的分离采用了较大的回流比,一方面因为轻酸含量较少,要想增加轻酸的单批收率,就必须加大回流;另一方面因为轻关键组分丁酸与重关键组分戊酸的汽液相平衡关系决定了分离的难度,因此采用连续精馏的方法进行切割,还避免了轻酸与重酸在间歇精馏时的分离难度。
另外由于轻酸馏分与重酸馏分中仍含有较多的轻杂质与重杂质,采用连续精馏对各杂质含量难以控制,保证不了产品的指标。由于间歇精馏具有操作灵活的特点,可以根据不同的温度段来切割产品,因此实现轻酸馏分的分离以及重酸馏分的分离过程均采用间歇精馏操作。
设计工艺流程如图3。
脱水塔采用常压操作,设计直径900 mm,采用高效DZ-Ⅲ型填料,全塔高度约15 m。塔顶和填料段之间采用高效液体分布器,塔中配置高弹性液体收集器。塔顶使用循环水进行冷凝,塔底采用蒸汽进行加热。同时塔顶设置一个分层器,冷凝后的料液进入该分层器,其中油相回流入塔内,水相进行采出。
切割塔采用减压操作,设计塔径为500 mm,采用高效DZ-Ⅲ型填料,全塔高度约14 m。塔顶和填料段之间采用高效液体分布器,塔中配置高弹性液体收集器。塔顶使用循环水进行冷凝,塔底采用导热油加热。
重酸分离塔采用减压操作,设计塔径为1200 mm,采用高效DZ-Ⅱ型填料,全塔高度约30 m。塔顶和填料段之间采用高效液体分布器,塔中配置高弹性液体收集器。塔顶使用循环水进行冷凝,塔底采用导热油进行加热。
轻酸分离塔采用减压操作,设计塔径为900 mm,采用高效DZ-Ⅱ型填料,全塔高度约28 m。塔顶和填料段之间采用高效液体分布器,塔中配置高弹性液体收集器。塔顶使用循环水进行冷凝,塔底采用导热油进行加热。
3 结 论
(1)通过对皂化油原料进行精馏分离实验,验证了一元酸分离的可行性;
(2)采用多种共沸剂对原料进行脱水,选取了其中一种较好的共沸剂,该共沸剂具有不与产品形成共沸,带水温度低,带水量大,容易与体系实现分离等特点;
(3)结合实验结果,通过模拟计算,对年处理3000 t皂化油的分离工艺进行了工程化设计。
摘要：从环己酮装置副产物中分离回收一元酸具有明显的经济效益。采用连续精馏结合间歇精馏的分离工艺,设置脱水塔、切割塔、轻酸塔及重酸塔对原料进行分离。本文的工作首先对经多效蒸发初步浓缩后的一元酸酸原料,进行了多次精馏分离实验,结合实验结果,并利用严格精馏的计算方法,经模拟计算优化得到四个精馏塔的工艺条件。在优化设计的塔结构及工艺条件下,可以分离出纯度大于99%的一元酸产品。
关键词：环己酮,共沸精馏,连续精馏,间歇精馏,一元酸,回收
参考文献
回收分离 篇7
温室效应引起的气候、生态的变化越来越明显, 间接对人类生产、生活产生的影响也越来越大。人类除了从政策, 生活习惯方面对温室效应进行遏制, 从技术方面研究者渴望采用有效的二氧化碳吸收剂将二氧化碳捕集并封存。目前, 较前沿的吸收剂多乙醇胺 (MEA) 、二乙醇胺 (DEA) 、N-甲基二乙醇胺 (MDEA) 、二乙烯三胺 (DETA) 、三乙烯四胺 (TETA) 等有机胺类, 以及使用复合胺作为吸收剂的方法[1]。有机胺作为二氧化碳吸收剂的有效基团是胺基, 包括伯胺基、仲胺基以及叔胺基。同时, 人们期待更高吸收容量, 更低能耗再生条件, 多次重复使用的有机胺二氧化碳吸收剂的发现。本工作基于现有有机胺研究基础之上, 选取了带有大量有效伯胺基和相当数量叔胺基的纳米级树枝状分子材料聚酰胺胺 (PAMAM) 作为二氧化碳吸收剂。第四代PAMAM单分子, 见图1, 具有64个伯胺、56个叔胺官能团, 均能在水溶液中与CO2反应。伯胺基反应时, 首先生成两性离子[2]:
两性离子与溶液中的碱催化剂B进行脱质子反应:
溶液中的碱性催化剂B包括有机胺 (RNH2、R1R2NH) 、OH-和H2O等。
叔胺基发生如下反应:
PAMAM的独特之处在于其纳米级的分子尺寸和球状分子的内部空腔, 可以像活性炭等吸附剂吸附CO2一样, 对二氧化碳进行吸附。
本文研究了PAMAM溶液对模拟烟气中CO2的吸收和再生性能, 希望能够发挥其巨大的二氧化碳吸收潜能。
1 实验部分
1.1 试剂与器材
PAMAM, 分析纯;MEA, 分析纯;MDEA, 分析纯;DETA, 分析纯。医用蒸馏水, 氮气钢瓶, 二氧化碳钢瓶, 精密p H计/MV仪, 温度计, 电动搅拌器, 流量计, 水浴锅。
1.2 实验装置与实验方法
1.2.1 吸收实验部分
通过查阅文献资料, 找到乙醇胺 (MEA) , 乙醇胺-二乙烯三胺 (MEA-DETA) , MEA-MDEA-DETA三种吸收剂的吸收效率最佳的配比[3,5], 见表1。
本文选用1mol/L的PAMAM溶液与以上三种吸收剂进行对比研究性实验。采用模拟烟道气 (其中CO2体积分数为15%, N2体积分数为85%) 进行实验。吸收实验装置见图2。打开N2及CO2减压阀, 反应温度设定为40℃, 用转子流量计和皂膜流量计对混合气进行标定, CO2和N2总流量稳定在4m L/s。将混合气反应探头放入反应器中, 同时开始计时, 设定搅拌转速。每隔50sec记录一次数据 (进出口流量和p H值、MV值) 。当反应达饱和时, 停止实验。
1二氧化碳气体钢瓶;2氮气气体钢瓶;3, 4气体阀门;5, 6气体转子流量计;7气体混合缓冲瓶;8三通阀;9螺旋玻璃管;10, 15电热恒温水浴锅;11, 18气体干燥器;12, 19智能流量计;13球形多孔反应探头;14气液接触反应器;16精密增力电动搅拌器;17智能电子p H/MV仪
吸收速率 (每秒吸收CO2的物质的量) 根据PV=n RT进行计算。用Matlab语言编程计算测定的吸收速率对时间的变化, 即为CO2摩尔吸收容量。
1.2.2 再生实验部分
再生实验部分装置见图3。吸收实验结束后, 取下富液吸收瓶, 将其放入电热恒温油浴锅中, 设定温度, 连接好仪器进行再生。利用皂膜流量计测定再生气流量, 用饱和氢氧化钙溶液吸收再生气[6]。当皂膜流量计气体流量小于5 m L/min时, 再生实验结束。再生实验中, 吸收饱和富液通过加热再生解吸出CO2, 重新成为贫液。加热再生得到贫液的饱和吸收量与新制胺溶液饱和吸收量的比值为再生率[7]。
1温度计;2三口烧瓶;3电热恒温油浴锅;4冷凝管;5浓硫酸洗气瓶;6智能电子皂膜流量计;7新制饱和氢氧化钙溶液
2 结果与讨论
2.1 吸收速率与吸收时间的关系
由图4可以看出, 对总浓度为1.0mol/L的混合胺吸收剂溶液, 吸收速率随吸收时间变化曲线形状各异, 但总体下降趋势类似。三条吸收速率曲线均有一明显转折点, 在吸收反应前120min, 混合气中CO2被快速吸收, 吸收速率维持较高水平;随着反应进行, OH-浓度快速下降, 吸收速率也较快下降, 曲线出现转折点;反应时间达到300min后, 吸收速率趋于平稳, 逐渐达到饱和。PAMAM溶液吸收速率曲线位于其它三条之上, 吸收速率维持在较高水平, 这与PAMAM分子结构有密切关系。PAMAM分子结构含有64个伯胺基和56个叔胺基, 而MEA分子结构仅含有1个伯胺基, 显然PAMAM吸收容量均比其他三种要高, 在竞争吸收中PAMAM占绝对优势。同时, PAMAM的纳米尺寸优势, 树枝状结构及分子内部空腔, 使PAMAM对CO2分子具有较强的吸引力和吸附性。
2.2 二氧化碳吸收量与时间的关系
由图5可以看出, 混合胺溶液的四条吸收曲线具有相似规律, 吸收量随吸收时间的延长起初快速增长, 而后趋于平缓, 达到吸收饱和。四种有机胺溶液中, PAMAM的吸收量要明显高于另外三种, 说明PAMAM是较优秀的吸收剂, 这缘于PAMAM独特的分子结构和分子尺寸, 使PAMAM不仅球状分子表面可以反应吸收CO2, 而且分子内部空腔也可以吸附一部分CO2。
2.3 再生实验研究
由表2可以看出, PAMAM开始再生释放CO2的温度为90℃, 相比较是四种吸收剂中最低, 同时再生率是最高的, 再生p H差值较小。PAMAM具有低再生温度和高的再生率, 其原因在于PAMAM精确的分子结构使其具有良好的对称结构, 分子极性减小, 从而更易于脱附被吸附的CO2, 同时与其他有机胺相比, 从胺基的数量吸附比率来看, 很可能PAMAM上的胺基有相当一部分没有因吸附CO2而被利用, 因此具有很高的再生率。
以上三个再生条件对比都说明了PAMAM是一种优秀的吸收剂, 有极大的研究和利用前景。
3 结论
①在PAMAM、MEA、MEA-MDEA、MEA-MDEA-DETA四种有机胺类的吸收剂中, 1.0mol/L PAMAM的吸收速率最快, 吸收量最大;
②1.0mol/L PAMAM溶液开始再生释放CO2的温度最低, 为95℃, 同时再生p H差最小, 再生率最大, 为93.56%;
③综合考虑, 1.0mol/L PAMAM是较佳吸收延期中CO2的混合胺吸收剂。
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回收分离 篇8
1 甲醇尾气回收利用的重要意义
1.1 甲醇尾气回收利用的经济效益
根据金银岛的相关统计数据显示, 从2013年1月中旬开始, 我国甲醇装置开工率在55%上下浮动, 与2012年12月的统计数据相比, 开工率下降了5个百分点, 与此同时, 国内电、煤价格呈上升趋势, 直接造成生产甲醇的材料成本提高, 甲醇企业发展已经面临困境, 很多企业亏损严重。在这一背景下, 甲醇企业能否利用高新技术降低成本, 提高经济效益, 直接关系到企业的生存与发展。对甲醇尾气进行回收利用, 可以有效的降低能源损耗, 提高能源利用效率, 从而降低甲醇生产成本, 为企业创造更多的盈利空间, 产生显著的经济效益。
1.2 甲醇尾气回收利用的社会效益
截至2010年底, 我国共有甲醇生产企业291家, 甲醇生产装置基数大, 排出废气量高, 其中废气以二氧化碳为主, 二氧化碳是一种温室气体, 过多的二氧化碳排放容易造成大气污染, 影响生态环境。对甲醇尾气进行回收利用, 可以有效的减少废气中二氧化碳的含量, 降低污染, 缓解全球气候变暖压力, 促进人类社会与自然的和谐共处。
2 甲醇尾气回收面临的主要问题及解决思路
在甲醇生产过程中, 其化学反应方程式如下:
根据上式可以看出, 转化过程中气体的主要成分是CO、CO2和H2, 其中CO、CO2可以作为甲醇生产的原料, H2则大量富余, 因此, 甲醇尾气回收问题的本质就是满足对H2的充分利用。要解决H2回收率过低的问题, 可以从以下两种途径寻求解决方案。
2.1 利用PSA (变压吸附) 装置增加H2回收率
目前我国甲醇生产中变压吸附技术的应用已经成熟, 但是仍然有一定的局限性。尾气中所含的CO、CO2可以成为甲醇合成的原材料, 然而变压吸附装置中CO的转化率相对较高, 如果变压吸附装置单独完成CO2的脱离, 无疑增加了设备投资和运行成本, 不具备经济效益。
2.2 利用膜分离装置增加H2回收率
膜分离装置可以把转化过程中产生的气体分离成渗透气体和非渗透气体, 通过碳氢比率调整返回合成系统中的气体组成, 非渗透气体用作燃料, 渗透气体继续参与合成反应, 从而达到节约能耗降低成本的目的。
3 如何利用膜分离技术实现甲醇尾气的选择性回收
用天然气作为原材料制取甲醇可以利用中空纤维膜完成尾气的选择性回收, 在其生产过程中实现对富余H2的充分利用可以通过以下步骤进行:
3.1 了解膜分离原理以及膜分离技术的主要特点
不同气体由于自身性质在通过中空纤维膜时扩散系数会有差异, 溶解程度也不尽相同, 甲醇尾气中H2的渗透率最快, 因此可以很快进入中空纤维, 完成提纯操作, 达到选择性回收的目的。
在天然气制取甲醇时, 膜分离技术可以降低能耗和运作成本, 操作时具备明显的灵活性, 能够根据进入装置的气体总量对膜的面积进行调整, 满足不同产品的规格要求, 脱水效果优于其他分离装置, 停车率低, 运行相对稳定。
3.2 根据实际情况完成膜分离装置设计
以天然气为原料制取甲醇时, 其工艺流程如图1:
膜分离装置的设计要求有选择的对有效气体进行回收, 在膜分离装置中, 渗透与非渗透气体的组成如表1:
由表1数据可知, 惰性气体在渗透气体中所占百分比小于1, 碳在非渗透气体中所占百分比为12, 结果非常理想, 合成气体的碳氢比率稳定在2.10左右, 有利于甲醇的合成。
整个甲醇尾气选择性回收的工艺流程, 可以最大限度的回收甲醇尾气中的有效气体, 当企业开工率过低时, 则可以通过对膜面积的调整, 降低H2的吸收效率, 对碳进行一定程度的回收, 增加气体压力, 使得生产过程中的甲醇产量减少, 从而完成能耗和生产成本的调节。
4 结语
对于甲醇生产企业而言, 节约能源、提高能源利用效率是企业发展的重要途径, 也是建设节约型环保社会的必然要求。利用膜分离技术对甲醇生产中的尾气选择性回收有着分离效率高、投资见效快、操作便捷的显著优势, 不仅能够降低企业的生产系统运作, 增加企业竞争力, 还能够在满足企业经济效益增长需要的同时有效的减少温室气体排放量, 促进资源节约型社会的建立。
参考文献
[1]曹艳霞, 杨洪文;膜分离技术在甲醇装置增产和提高城市煤气热值方面的应用[J].城市燃气, 2004 (01) [1]曹艳霞, 杨洪文;膜分离技术在甲醇装置增产和提高城市煤气热值方面的应用[J].城市燃气, 2004 (01)
[2]李锦, 张建利.甲醇合成弛放气氢回收装置应用[J].科技信息 (科学教研) , 2008 (23) [2]李锦, 张建利.甲醇合成弛放气氢回收装置应用[J].科技信息 (科学教研) , 2008 (23)
[3]金国林, 白尔铮.低成本的甲醇生产及其丙烯合成新工艺[J].化学世界, 2003 (10) [3]金国林, 白尔铮.低成本的甲醇生产及其丙烯合成新工艺[J].化学世界, 2003 (10)