净化工艺（精选9篇）
净化工艺 篇1
1 天然气净化系统现状
我国天然气净化工艺的发展大致经历了以下三个阶段:起步 (20世纪50年代至60年代) ;巩固与提高 (20世纪70年代) ;在进一步改进工艺的基础上大幅度增加处理量 (20世纪80年代开始) [1]。现目前为止我国的天然气净化工艺已基本形成一套较为完整的体系, 基本上有各类有效的工艺针对不同杂质。但是不足的是我国对高含硫, CO2等天然气的处理明显经验不足, 缺乏成熟的技术, 值得庆祝的是中石化的普光高含硫气田现已平稳生产为我们高含硫气田的研究打下了坚实的基础。
2 天然气脱硫工艺
2.1 天然气脱硫的必要性
天然气中含有H2S, 单质硫, 有机硫化合物等, 这些酸性杂质杂质的存在会造成在输送过程中管道的腐蚀, 燃烧过程中生成SO2等物质, 从而污染环境, 作为化工原料时, 它们还会导致催化剂中毒, 影响产品质量并使气体的热值达不到要求。根据2012年5月发布的强制性国家标准GB 17820-2012《天然气》中规定民用燃料中一类天然气总硫含量不超过60mg/m3, H2S含量不超过6mg/m3, 所以脱硫对于天然气净化而言是必须攻克的难关。
2.2 脱硫方法
天然气脱硫指的是将天然气中的硫化物, 单质硫, 有机硫等有效的脱除。脱硫常用方法的是化学溶剂吸收法, 物理化学吸收法。
2.3 化学溶剂吸收法
化学溶剂吸收法, 分为醇胺法和碱性盐法。目前主要采用醇胺法, 其经常采用的脱硫剂包括一乙醇胺 (MEA) 和甲基二乙醇胺 (MDEA) 等。这类醇胺类化合物都有羟基和胺基, 羟基可以降低化合物的蒸汽压, 并增加化合物在水中的溶解度;胺基则为水溶液提供必要的碱度, 并促进水溶液对酸气组分的吸收。
2.4 物理化学吸收法
由MDEA或其它叔醇胺和物理溶剂组成的物理化学混合溶剂, 物理溶剂对酸气的吸收是因为酸气组分的溶解度是和吸收压力成正比的, 高压下吸收酸气组分, 低压下解吸酸气组分, 溶液也随之得到再生。物理化学混合溶剂兼有物理吸收法和化学吸收法的优点, 即有较高酸气负荷和净化度高。
2.5 新型脱硫方法
2.5.1 生物脱硫法
即利用微生物的新陈代谢功能进行脱硫, 这一过程称之为生物催化脱硫法。生物催化脱硫法具有操作简便、条件适应强、经济节省等诸多优点, 与其他方法相比, 其未来的发展前景十分可观[2]。
2.5.2 超重力氧化还原法
超重力氧化还原法在传统的配合铁脱硫工艺基础上, 结合超重力旋转床强化传质的特点, 以达到在短时间内快速脱除天然气中硫化氢的目的, 且使其浓度符合国家排空标准, 超重力配合铁脱硫技术设备体积小, 硫化氢脱除率稳定且高效, 具有非常好的工业化前景[3].
3 天然气脱水工艺、
3.1 天然气含水的危害
主要表现在以下3方面:
3.1.1由于温度压力的变化可能会形成天然气水合物, 则会引起管线和设备的堵塞, 降低管线的流动能力或产生物理性破坏。
3.1.2天然气中通常含有2, 2等酸性气体, 这些气体溶于水之后, 形成具有强腐蚀性的酸液, 引起管线和设备的腐蚀。因此, 天然气一般都应先经脱水处理, 使之达到规定的指标后才能进入输气管道。
3.1.3天然气中含水会降低天然气的热值降低燃烧效率。
3.2 脱水方法
3.2.1 溶剂吸收法
溶剂吸收法主要是利用甘醇溶剂的良好吸水性能, 在吸收塔内进行气液传质脱除天然气中水分的方法。甘醇可以与水完全溶解, 甘醇溶液就可以将天然气中的水蒸汽萃取出来形成甘醇稀溶液, 使天然气中水汽量大幅度下降。溶剂吸收法常采用三甘醇 (TEG) 脱水法, 三甘醇与其他甘醇溶液相比的优点:沸点较高, 则可在较高的温度下再生;蒸气压较低, 携带损失小;热力学性质稳定。
3.2.2 固体吸附法
当含有水蒸气的天然气气流通过一个或几个微粒床时, 气体中的水分就会被吸收而得以除去, 以分子筛脱除法最为常用。使用分子筛脱水法可以达到较高的露点降, 一般适用于LNG液化前脱水, NGL回收前脱水。
3.2.3 新型脱水方法—超音速脱水法
天然气通过收缩—扩张管绝热膨胀至超音速, 温度和压力急剧降低, 水蒸气冷凝成小液滴经旋流分离段进行气液分离[4]。这项技术易橇装化即可通过将膨胀机, 分离器和压缩机的功能集中到一个管道来实现;不需提供化学药剂和再生塔等设备, 节约成本, 经济可靠。
4 结语
天然气作为优质能源, 具有绿色环保, 经济实惠, 安全可靠的优点, 因此天然气也将逐步取代传统高污染能源。随着环境保护法规的日益严格, 天然气净化工艺也必将朝着更清洁化方向发展, 更注重其效率及经济性。这就意味着天然气净化工艺系统应不断优化, 在可靠的基础上创新, 做到稳中求进, 以提高天然气净化度为基础, 以保证天然气净化作业安全性为宗旨, 以提高净化工艺经济性为目标。
摘要：随着我国经济快速发展, 能源问题成为了影响经济发展的关键因素。传统的能源例如煤炭对环境的危害—雾霾等, 现已引起人们的重视, 所以不得不加快对新型能源的探索的进程。近年来天然气这种清洁能源的逐渐成为了能源新宠, 天然气工业也逐渐步入了发展的春天。为应对国家严格的环保标准及国家对能源的战略需求, 促使我们对天然气净化技术的研究方向及发展进行更深入的思考并开展技术攻关。
关键词：天然气,净化,脱硫,脱水
参考文献
[1]陈赓良.我国天然气净化工艺的现状与展望[J].石油与天然气化工, 2002, (第C期) .
[2]荆杰.天然气净化中的脱硫方法[J].气体净化, 2014第14卷第1期
[3]冷继斌, 于召洋, 李振虎, 曾冬, 戴伟, 郭锴.超重力氧化还原法用于天然气脱硫的探索性研究[J].化工进展, 2007, (第7期) ..
[4]毛立军, 王用良, 吴艳, 赵海龙.天然气脱水新工艺新技术探讨[J].广东化工, 2013, (第8期) .
净化工艺 篇2
焦炉煤气二次净化新工艺
在冶金行业的`焦炉煤气二次净化设计中,探索出一条新路径.可以高精度脱除焦炉煤气中的硫化氢、氰化氢、焦油、萘、苯等;同时具有操作简单、自动化程度高,运行成本底,环保等特点.
作 者：郭永强 GUO Yong-qiang 作者单位：山东省冶金设计院有限责任公司,山东济南,250014 刊 名：广州化工 英文刊名：GUANGZHOU CHEMICAL INDUSTRY 年，卷(期)：2009 37(4) 分类号：X7 关键词：焦炉煤气 二次净化 高精度对焦炉煤气净化工艺的选择 篇3
焦炉煤气是炼焦工业生产中产生的混合气体,其产生率与组成因子,随着炼焦技术与生产条件的不同而产生相应的差别。一般来说,每吨干煤可生产焦炉气300~350m3(标准状态)。其主要成分为氢气(55%~60%)和甲烷(23%~27%),另外还含有少量的一氧化碳(5%~8%)、C2以上不饱和烃(2%~4%)、二氧化碳(1.5%~3%)、氧气(0.3%~0.8%))、氮气(3%~7%)。这其中有很多有毒与易燃易爆的危险气体,一般在空气中的爆炸极限是6%到30%。所以,对于焦炉煤气净化至关重要,我国的焦炉煤气净化工艺较晚,发展中出现了很多具有影响力的工艺,笔者认为对于焦虑煤气净化工艺的有效选择可以促进我国炼焦工业的发展。
1 焦炉煤气净化工艺
不同的煤气净化工艺通常要包括冷凝鼓风、脱硫脱氰、脱氨、终冷洗苯等多个单元组成,选择不同的煤气净化工艺,就会有不同的单元组合结构,本文将主要描述其中比较常规的煤气净化工艺。
第一,配套真空碳酸钾脱硫的煤气净化工艺。作为一个半循环的系统,在焦炉中产生的焦炉煤气要进入初冷器,进而通过电扑焦油器与鼓风机等,使煤气进入喷淋式饱和器,释放硫铵,通过终冷塔、洗苯塔、脱硫塔形成净化以后的净煤气,剩余部分进入再生塔,通过真空泵进入克劳斯装置,产生的尾气与新的的焦炉煤气再次进入初冷器,形成半循环的焦炉煤气净化工艺。
第二,配套A-S法脱硫洗氨与氨分解的煤气净化工艺。所谓的A-S是一个较为复杂的配套工艺,需要复合炉来完成净化过程。焦虑煤气通过初冷器、电捕焦油器、鼓风机、脱硫塔、洗氨塔、洗苯塔最终产生净化以后的煤气。其中脱硫塔与洗氨塔要与脱酸蒸氨装置相互作用共同完成净化过程。在复合炉之中要同时进行氨的分解,也要进一步生产元素硫,最终将尾气冷却以后进入气液分离器以前的焦虑煤气净化系统。
第三,配套A-S法脱硫洗氨与间接饱和器产生硫铵。其主要的焦炉煤气净化工艺的流程为半循环系统,从焦炉煤气进入初冷器开始,依旧通过洗苯塔释放出粗苯后,形成净化以后的煤气,其过程之中依据必要的流程,从脱酸蒸氨装置相互作用,与饱和器、克劳斯装置制作形成的尾气,再次进入初冷器,形成循环系统。
第四,配套的HPF法脱硫的煤气净化工艺。将对以上三个工艺配套,这一净化工艺比较简单,仅仅脱硫塔与再生塔相互作用释放硫磺,其他设备仅仅需要按照一定的顺序进行反应就可以了。即为焦炉煤气进入初冷器、电捕焦油器、鼓风机、预冷塔、脱硫塔、煤气换热器、喷淋式饱和器、终冷塔,最终进入洗苯塔释放出粗苯,从而形成净化以后的煤气。
2 我国现阶段焦炉煤气净化技术存在的问题
随着世界范围内炼焦行业的发展,相关工艺与技术都朝着更为高精尖的发展方向发展,从而形成了科技含量高、性能强的设备特点。同时根据传统的环保意识,原有的焦炉煤气净化工艺已经不能完全满足净化需要了。集约化经济的发展,环境污染的客观要求,希望提高氨与苯的回收率,合理利用煤气,提高经济效益,但是我国的焦炉净化配套技术还有待于进一步的提高。
在焦炉煤气之中H2S,HCN作为其中燃烧的产物,对于大气环境的污染等问题造成了影响,也严重的制约了焦化工业的进一步发展,改造现有的焦炉煤气净化设备,选择有利于经济发展,满足环保要求的焦炉煤气净化技术,具有重要的意义。
3 焦炉煤气净化工艺的选择
虽然各个类型的煤气净化技术各有特点,但是就主要单元而言,笔者更加倾向于配套A-S法脱硫洗氨与间接饱和器产生硫铵工艺,因为在基本流程相同的情况下,其经济效益可以得到有效的保障。此外,笔者认为要结合自身工厂的现状,从投资、费用、环境、净化指标,设备损耗等多个方面进行综合的考量。
4 结语
本文以对焦炉煤气净化工艺的选择为研究研究对象,从焦虑煤气的基本概念入手进行分析,逐一详细的分析了焦炉煤气净化工艺,并且分析了我国现阶段焦炉煤气净化技术的问题,最终将研究的落脚点定位为焦炉煤气净化工艺的选择。希望本文可以有效促进我国焦化工业的发展。
参考文献
[1]吴恒奎,李金凤.喷淋净化工艺长周期高效运行的技术措施[J].黑龙江冶金,2009,(01).
[2]张建.低含硫天然气净化工艺技术的研究[J].化工管理,2015,(24).
[3]李波,阚世广,谢会云.低温甲醇洗工艺的影响因素[J].燃料与化工,2009,(04).
[4]赵建涛,黄戒介,吴晋沪,房倚天,王洋.热煤气一体化净化工艺中的脱硫反应特征[J].煤炭转化,2005,(04).
净化工艺 篇4
刘功年（安徽淮化集团有限公司 232038）2007-12-03 1 气体净化工艺技术的选择
我公司合成氨老装置原料气的净化技术采用的是栲胶脱硫，热碱洗脱碳，铜洗精制工艺，净化后原料气中（CO＋CO2)≤10×10，以满足合成氨生产的要求。该法存在：
（1）栲胶脱硫，气体净化度不高，气体中H2S含量50～80mg／m；
（2）热碱洗脱碳，再生能耗高；
（3）CO2产品气纯度不高，CO2 98.5％；
（4）铜洗精制工艺技术落后。
合成氨新装置（“18·30”工程）原料气的净化采用的是NHD溶液脱硫脱碳，甲烷化精制工艺。该技术工艺流程简单，气体净化度高。但仍存在：
（1）由于在工艺条件下每m溶剂吸收CO2、H2S气体能力的限制，溶剂一次投入量大，系统循环量大，电耗高，运转费用高。同时，由于溶剂价格高，一次投资费用较高。
（2）甲烷化精制工艺，损失部分原料氢气。
本次30×10t／a合成氨技改工程，经过充分调研与论证，最终选择中国寰球工程公司提供的具有自主知识产权的气体净化技术。该技术包括低温甲醇洗脱硫脱碳净化工艺和液氮洗脱除微量杂质的精制工艺两部分。该技术可完全解决前两套合成氨装置原料气净化工艺中存在的不足。
采用低温甲醇洗净化工艺和液氮洗精制工艺的显著特点是：
（1）由于甲醇在低温高压下具有对CO2、H2S、COS极大的溶解度，而对H2、CO溶解很少的特性，利用甲醇的这一特性，可极大提高气体净化效率，净化后气体中H2S≤0.1×10，CO2≤10×10。精制后，气体中CO≤2×10，Ar≤20×10，无CO2、CH4、O2、H2O等杂质。
（2）再生气纯度高，有利于利用与深加工。CO2解吸塔顶部的产品气中CO2≥99.0％，更适合用于尿素和食品级液体CO2的生产。甲醇热再生塔顶排出的硫化物（H2S＋COS）浓度高，（H2S＋COS）≥25.0％，利于硫回收技术的选择，更利于提高硫的回收率。
（3）利用甲醇在低温高压下，对H2S、COS的吸收速度和吸收能力比CO2大得多的特性，可在同一设备中吸收，解吸再生时再分开，可节省设备投资。
（4）甲醇洗净化装置中使用6台绕管式换热器，该换热器具有如下特点：
① 结构紧凑，单位容积具有较大的传热面积。
② 几股工艺物料可同时冷却或加热，由于冷、热端温差小，换热效率高。
③ 传热管的热膨胀可自行补偿。
④ 容易实现大型化，可减少设备台数。
（5）液氮洗精制装置前设置2台吸附器（一台运行，一台再生）。吸附器中装填的分子筛吸附剂，可将甲醇洗净化后气体夹带微量甲醇、H2O、CO2全部脱除上以免这些杂质在低温管道及设备内的冻结，给正常操作带来不利。
（6）低温甲醇洗净化和液氮洗精制的组合，在气体净化工艺上是最佳的组合。低温甲醇洗装置为液氮洗装置的工艺气体进行预冷和干燥；而出液氮洗装置的工艺气体返回甲醇洗装置，对工艺气体进行预冷，最大限度地回收了冷量。这样的组合，在冷量利用上最为合理。－6
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（7）液氮洗装置的关键设备“冷箱”，其内部的阀门、管道及管道组成件等全部选用铝合金材料，全部采用焊接连接，不存在法兰泄漏。
（8）甲醇作为溶剂，具有化学稳定性、热稳定性好的特点，且甲醇市场供应充足，价格相对便宜，消耗低，循环量小，运转费用低。
（9）整个净化装置环境效益好。
① H2S浓缩塔顶排出的尾气中，H2S＜25×10，甲醇＜125×10，低于国家大气环境污染物排放标准。
② 装置无废渣排放。
③ 甲醇／水分离塔底排出少量的废水（约200kg／h，甲醇≤250×10），送气化装置作制浆用水，不外排。工艺技术简述 2.1 工艺流程简介
（1）低温甲醇洗工艺流程说明
来自CO变换工序的5.4MPa（G）、40℃的原料气，进入甲醇洗工序。为防止原料气中的水分在预冷过程中结冰而向原料气中喷入甲醇，与循环气混合后，经过原料气冷却器（E-32201）与产品CO2气、尾气及合成气换热降温，然后进入甲醇／水分离罐（V-32201）中分离出冷凝液。原料气进入CO2吸收塔（C-32201）下部脱硫段；冷凝液经甲醇／CO2分离罐（V-32209）闪蒸出部分CO2后，送甲醇／水分离塔（C-32205）。
原料气中H2S和COS在CO2吸收塔（C-32201）下部（1～56层塔板）脱硫段被吸收，CO2气体在CO2吸收塔上部（57～93层塔板）脱碳段脱除。吸收CO2所释放出的溶解热使富甲醇温度升高，富甲醇分别两次自塔中引出，且在循环甲醇冷却器（E-32206）及循环甲醇氨冷器（E-32205）中冷却。塔顶引出的净化气送液氮洗工序。由于H2S和COS在甲醇中溶解度高于CO2，所以仅需用脱碳段（吸收塔上部）排出甲醇的一部分经脱硫甲醇泵（P-32208A／B）及脱硫甲醇冷却器（E-32219）降温后进入脱硫段，另外一部分经无硫甲醇冷却器（E-32217）及无硫甲醇氨冷器（E-32204）冷却，送无硫富甲醇闪蒸罐（V-32203）。无硫甲醇经过脱硫段吸收H2S和COS后成为含硫富甲醇，从塔底引出，经含硫甲醇冷却器（E-32203）、含硫甲醇第二换热器（E-32207）及含硫甲醇氨冷器（E-32220）降温、减压后送到含硫富甲醇闪蒸罐（V-32202）。
为了减少H2损失，两股富甲醇分别在含硫富甲醇闪蒸罐（V-32202）和无硫富甲醇闪蒸罐（V-32203）中闪蒸。
出无硫富甲醇闪蒸罐和含硫富甲醇闪蒸罐的解吸气体，进入循环气压缩机（K-32201），加压后返回原料气中。
出无硫富甲醇闪蒸罐的无硫甲醇继续减压并在CO2产品塔（C-32202）的顶部解吸，产生的解吸气体为产品CO2气的一部分，解吸后的无硫富甲醇分两股，其中一股用于洗涤CO2产品塔上升气流中的H2S，使CO2产品中的H2S含量符合尿素生产的要求。另一股到H2S浓缩塔（C-32203），洗涤上升气流中的H2S，使尾气中H2S的含量符合环保指标。
出含硫富甲醇闪蒸罐（V-32202）的含硫甲醇按比例分成两股。一股减压并进入CO2产品塔（C-32202）上段，解吸出含硫甲醇中的部分CO2、H2S，并用来自塔顶的无硫甲醇洗去H2S后，得到干净的CO2。它与进入塔顶解吸的无硫甲醇解吸出来的CO2相混合，一起离开CO2产品塔（C-32202）的顶部，即为CO2产品。产
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－6品CO2在含硫甲醇冷却器（E-32203）中与含硫甲醇换热后，再通过原料气冷却器（E-32201）回收冷量后送出界区。另一股含硫甲醇减压后进入H2S浓缩塔（C-32203）上段，并在此解吸。
CO2产品塔上段底部引出的富甲醇继续减压后进入H2S浓缩塔中部，解吸气体中的H2S用无硫富甲醇洗涤后，尾气自塔顶排出，其液体富甲醇则与来自塔顶而向下流动的甲醇混合到浓缩塔上段底部，用H2S浓缩塔上塔出料泵（P-32201A／B）抽出，经与再生后的贫甲醇在第三贫甲醇冷却器（E-32208）中换热并经循环甲醇冷却器（E-32206）冷却从吸收塔段间抽出的甲醇后，其温度升高，使溶解于甲醇中的CO2等气体解吸，经过循环甲醇闪蒸罐（V-32207），将气液两相分开。气相送入CO2产品塔。液相先经泵（P-32202A／B）加压后，再经含硫甲醇第二换热器（E-32207）加热后送入CO2产品塔（C-32202）的下段，CO2继续解吸，气-液分离后，液相减压并送到H2S浓缩塔下段的上部，在此段内用氮气汽提，使CO2解吸，而达到H2S被浓缩的目的。
氮气及汽提出的气体经升气板进入浓缩塔（C-32203）上段，与进到升气板上部的由甲醇中解吸出的CO2气体混合，经用塔顶流下的无硫甲醇脱硫后离开H2S浓缩塔的顶部，即为尾气。尾气经脱硫甲醇冷却器（E-32219）及原料气冷却器（E-32201）回收冷量后排至大气。
由H2S浓缩塔下段来的釜液用甲醇再生塔进料泵（P-32203A／B）加压，经第二贫甲醇冷却器（E-32209）、第一贫甲醇冷却器（E-32210）加热后进入甲醇再生塔（C-32204）。在甲醇再生塔中，富甲醇被再沸器（E-32211）加热到沸腾，所溶解的H2S、COS、CO2全部解吸，得到贫甲醇。
甲醇再生塔（C-32204）顶部，含H2S、COS、CO2和甲醇蒸气的排出气体，经H2S馏份水冷却器（E-32212）冷却后，进入甲醇再生塔回流液分离罐（V-32206）。在分离罐中气、液进行分离，所分离出的凝液经回流泵（P-32206A/B）加压送至甲醇再生塔顶部和甲醇／水分离塔（C-32205）顶部作回流液。气体经与冷H2S馏份在H2S馏份冷交换器（E-32214）中换热、再经H2S馏份氨冷器（E-32213）冷却，进入H2S馏份分离罐（V-32205）中进行气、液分离。气相中的一部分送到H2S浓缩塔（C-32203）下部，另一部分经H2S馏份冷交换器（E-32214）回收冷量后，去硫回收工序。
甲醇再生塔（C-32204）釜液即贫甲醇分为两股，少部分经甲醇／水分离塔进料泵（P-32205A／B）加压后，先经甲醇／水分离塔进料加热器（E-32216）换热后送入甲醇／水分离塔（C-32205）。大部分经第一贫甲醇冷却器（E-32210）冷却后送甲醇中间贮罐（V-32204）。贫甲醇经贫甲醇泵（P-32204A／B）自甲醇中间贮罐抽出、加压、经贫甲醇水冷却器（E-32218）冷却并分为两股。一股少量甲醇喷入原料气中，另一股则经第二贫甲醇冷却器（E-32209）和第三贫甲醇冷却器（E-32208）冷却后，进入CO2吸收塔（C-32201）上部。
来自甲醇再生塔（C-32204）塔釜的含水甲醇和来自甲醇／水分离罐（V-32209）的含水甲醇进到甲醇／水分离塔（C-32205）中。由甲醇／水分离塔再沸器（E-32215）提供热源，甲醇和水经精馏分离。甲醇蒸气离开塔顶进入甲醇再生塔（C-32206）。塔釜中的水送出界区。
低温甲醇洗工序所有排放的污甲醇皆收集到污甲醇地下罐（V-32208）中，然后用地下槽泵（P-32207）送甲醇／水分离塔或送甲醇罐区的污甲醇贮罐。
在低温甲醇洗工序停车与维修期间，装置系统中的甲醇送到污甲醇储罐。
低温甲醇洗系统所需冷量由氨合成装置的氨压缩机提供。
低温甲醇洗工艺流程图见图1。
（2）液氮洗装置工艺流程说明
来自低温甲醇洗工序的净化气，首先进入吸附器（V-32401A／B），将其中含有的微量甲醇和二氧化碳吸附，以免它们在冷箱内冻结而引起低温设备和管道的堵塞。吸附器由两台组成，内装分子筛，一台使用，一台再生，切换周期为24h，由程序控制器实现自动切换；分子筛再生用的气体为低压氮气（此低压氮气还被送往低温甲醇洗工序的硫化氢浓缩塔作汽提用氮）。
经分子筛吸附器处理后的净化气体送入冷箱，经过1冷却器（E-32405）和2冷却器
（E-32406），被返流的氮洗气、燃料气和循环氢气冷却，然后进入氮洗塔（C-32401）下部。其中所含的一氧化碳、氩和甲烷等在氮洗塔中被顶部来的液氮洗涤，精制后的氮洗气自氮洗塔塔顶离开，经过2原料气体冷却器复热，然后将高压氮气管线中来的氮气配入，基本达到氢氮气配比3∶1后（称为合成气），再经过1冷却器复热，其中大部分引出至低温甲醇洗装置交回由低温甲醇洗工序带来的冷量；另一部分继续在高压氮气冷却器（E-32404）中复热至环境温度后出冷箱，并与来自低温甲醇洗工序的复热后的合成气汇合、再经精配氮实现正确的氢、氮气化学配比后作为产品气体送入氨合成工序。
高压氮气来自界区外的空分装置，经高压氮气冷却器（E-32404）和1冷却器（E-32405）被返流气体冷却后，其中大部分经节流直接与自氮洗塔顶部来的氮洗气混合，基本达到氢氮气配比3∶1；其余部分
#####继续在2原料气体冷却器（E-32406）中冷却并液化，液氮进入氮洗塔（C-32401）顶部，作为洗涤剂，在氮洗塔中将净化气中的一氧化碳、氩和甲烷等杂质洗涤，使净化气得到精制。
氮洗塔底部的液体经过减压后，在氢气分离器（V-32402）中闪蒸，气相作为循环氢气，经过2冷却器、1冷却器和高压氮气冷却器复热后出冷箱，送至低温甲醇洗工序的循环气压缩机加压后再送入原料气中。由氢气分离器底部排出的液体，经过2冷却器、1冷却器和高压氮气冷却器送至燃料气系统。液氮洗工序流程图见图2。
#####2.2 低温甲醇洗和液氮洗工艺数据（见表1）
2.3 主要设备（见表2）
2.4 自控仪表
整个气体净化装置是通过DCS系统对生产过程进行监视、报警及回路控制，其中主要控制回路有：流量控制回路14套、压力控制回路14套、温度控制回路3套、液位控制回路22套、手控器9套。
吸附器内分子筛的吸附与再生的程序控制由DCS完成。
安全联锁（SIS）和紧急停车（ESD）也由DCS完成。3 净化装置费用初析
气体净化装置的投资概算：（根据BEDP）15952.76万元
气体净化装置运行费用初析：
① 化学品及公用工程消耗及费用
消耗量
单价（元）
费用（万元）
蒸汽
9.792×10t
80.00
783.36
循环水
298.2×10m
0.30
89.46
电
1047.96×10kW·h
0.52
544.94
低压氮气
7200×10
0.20
1440.00
甲醇
270 t
2200.00
59.40
冷量（－38℃）9.6×10kJ
37.52
360.19
② 大修理费用
558.35万元
③ 折旧费
1064.05万元
④ 管理费
55.84万元
合计：4955.59万元
则每吨合成氨在气体净化装置的运转费用为165.186元。4 技术创新与设计改进
中国寰球工程公司提供气体净化的专利技术，是根据前几套净化装置实际运行中存在的问题，在原设计的基础上，做了设计改进，使该技术更加完善。4.1 采用独特的新型塔盘，提高塔的分离效率
气体的净化是通过采用特定的溶液在一定的工艺条件下，对气体中的杂质组份（例如CO2、H2S、COS等）的吸收与解吸来实现的。而这一工艺过程是在塔设备内进行的。中国寰球工程公司提供的气体净化专利技术，就是利用甲醇溶液在高压、低温的工艺条件下对H2S、COS和CO2等杂质先进行吸收，使气体纯度提高，然后在低压、低温的工艺条件下，对H2S、COS和CO2进行解吸，在甲醇溶液达到再循环使用的同时，对H2S、COS和CO2加以回收和利用。这一个过程，主要是在前四个塔内（CO2吸收塔、CO2产品塔、H2S浓缩塔、甲醇再生塔）进行的。因此，塔内件的设计（塔盘结构、浮阀的选型与布置、溢流堰形式与高度的选择，降液管板的确定等）直接影响到塔盘上液体与气体的分布与流动。生产实际证明，避免流体（液体与气体）的不均匀性，是提高塔板上流体的传质速率，提高塔板效率的关键。在塔内件的设计与选择上，中国寰球工程公司做了大量的认真、细致的工作。
（1）在低温甲醇洗冷区的三个塔（CO2吸收塔、CO2产品塔、H2S浓缩塔）的内件设计中，采用华东理工大学“一种液体停留时间均布的塔盘”的专利技术（专利号：ZL98110893.8）。该专利技术的核心是：通过调整堰径比控制液流强度，改变降液管档板下口结构形式，使下出口液流趋于均匀；在降液管下口附近设塔盘入口堰，使液体在流入板面之前有一个再分布；设置不等高入口堰，合理选择入口堰斜度系数，适当降低入口堰两侧高度，可有效地消除弧形区域内的回流现象；方型浮阀（可限制旋转）的个数及有序
443布置，按气相高低负荷的需要，加以合理调整，确保传质功效稳定、持久。总之，采用上述措施后达到液体在塔盘上分布的均匀性，从而确保上述三个塔出口气体质量控制在工艺指标内。
（2）在低温甲醇洗装置热区的甲醇再生塔的内件设计中，采用浙江工业大学“新型齿边浮阀塔盘”的专利技术（专利号：ZL200520100562.X）。该专利的技术核心是：新型的齿边浮阀为鼓泡元件，气体进入阀孔后，首先冲向带有契型凹槽的阀盖，并转向两侧，避免了气流直接冲向平板盖而导致的逆向反冲现象；其次气体由两侧齿状的周边以不同的角度喷入液层中，使液层中气体的含率趋向一致，气液接触更加充分；最后，由于齿状周边增长，扩大了气液两相接触面积，被齿边分割若干股小气流喷入液层，使鼓泡更加均匀细化。总之，采用齿型阀的塔盘，气液传质效率有了显著的提高，克服了传统F1型浮阀的塔盘不能适应高效率、高通量、低能耗的要求。
新型齿边浮阀在石油化工、炼油、精细化工等领域获得广泛的应用。国内某大型企业的甲醇装置中，再生塔采用此浮阀，塔顶气相甲醇中含H2O＜0.06％，塔底液相中甲醇含量＜0.1％，取得了良好的效果。
（3）在低温甲醇冼装置热区甲醇／水分离塔的内件设计中，采用浙江工业大学“穿流筛板与填料结合的复合塔盘”的专利技术（专利号：ZL91103362.2）。该专利技术的核心是复合塔盘。该塔盘由穿流筛板和一段规整填料组成。不设降液管，气液是逆向流动。上部穿流塔板，消除了填料塔的壁流现象，下部规整填料起到均匀分布上升气体和下降液体的双重作用，强化了塔盘上鼓泡层的传质效果。同时规整填料层基本上消除了上升气流中的雾沫夹带，分离效率高。在已投产的甲醇／水分离塔中，使用此复合塔盘，塔顶气相甲醇中含H2O＜0.25％，塔底废水中甲醇含量＜0.05％，可见塔盘是高效的。4.2 提高换热器出口变换气温度，避免大量CO2冷凝
在原设计中，换热器出口变换气温度的工艺指标为－17℃。由于装置运行操作压力高，P＝5.4MPa（G）。变换气中CO2分压高（PCO2＝5.4MPa×0.4485＝2.42MPa）。在此压力下纯CO2冷凝温度为－15℃，因此有大量CO2冷凝。大量CO2冷凝会造成：
（1）带有大量CO2冷凝的甲醇-水送至甲醇／水分离塔。该物料严重偏离了该塔的设计平衡点，实际操作中，全塔的压力、温度波动较大，难以稳定，导致分离效果大大下降，塔顶气相含水量难以控制在正常工艺指标内（H2O≤0.637％），整个循环系统甲醇溶液中含水量无法达到≤0.5％的工艺指标。循环系统甲醇溶液含水量超标，对整个装置的运行是极为不利的。
（2）由于大量CO2冷凝，在甲醇／水分离塔塔顶气相中CO2含量增加，必然降低了气相中H2S浓度，不利于硫回收工艺技术的选择。
（3）由于变换气中CO2的大量冷凝，降低了CO2吸收塔进口气体中CO2浓度，甲醇溶液吸收CO2量必须减少，在其降压闪蒸时，T-S效应明显减弱，对系统的冷量分配不利。
为此，在本工程项目中，增加脱硫甲醇换热器和脱硫甲醇溶液泵，将由H2S浓缩塔顶排放的低温尾气（－69.7℃）的部分冷量，先用于冷却脱硫甲醇溶液，将其温度由－11.5℃降至－17.58℃，低温尾气温度由－69.7℃上升至－38.2℃后，再进入换热器，由于进换热器尾气温度上升，带入的冷量减少了，故换热器出口变换气温度可由－17℃上长升至－13℃，避免CO2气在此冷凝。
同时，由于利用尾气冷量，降低了脱硫甲醇液的温度，更利于甲醇溶液对H2S和COS的吸收。4.3 增强保冷措施，防止“冷箱”跑冷
中国寰球工程公司提供的气体净化专利技术，其液氮洗工艺中的关键设备“冷箱”，委托杭州杭氧股份有限公司设计与制作。在已投产的“冷箱”设备的底部曾出现过“跑冷”现象，既造成设备局部损坏，又造成冷量损失。
为了避免冷箱“跑冷”问题，杭氧股份有限公司在本工程设计和制作中采取了以下改进措施。
（1）冷箱内氮洗塔支座连接处，再增加一层酚醛层压板。
（2）冷箱底部骨架全部采用不锈钢材料，在冷箱下部（氮洗塔的位置）增加一支撑架。
（3）适当抬高冷箱内设备及管道的标高。
（4）在冷箱底部增加泡沫玻璃砖。
净化工艺 篇5
煤、石油和天然气是人类赖以生存和发展的三大基础能源, 也是一个国家经济持续发展和安全稳定的重要保障。石油资源的不足使煤和天然气在全球能源消费结构中所占的比例日趋上升。
1 净化工艺方案选择
目前, 合成气脱除H2S的方法有改良A.D.A法、拷胶法、NHD法, 脱除CO2的方法主要有改良热钾碱法, NHD法、MDEA法、低温甲醇洗法 (同时脱除H2S) 等, 但对于Texaco气化所生产的煤气, 因为压力高、硫含量高、CO2含量高等特点, 可供选择的净化方法主要有以下两种选择:
1.1 低温甲醇洗
低温甲醇洗法属于物理吸收, 在低温 (-50℃~-60℃) , 溶剂吸收能力大, 溶液循环量小, 气体净化度高, 再生热耗少, 操作费用低, 能综合脱除气体中的H2S、COS、CO2, 溶液不起泡、不腐蚀, H2S浓缩简单, 在原料煤硫含量波动较大的情况下, H2S的浓度也可满足硫回收的要求。上述工艺虽然存在部分设备和工艺管道需要采用低温钢材, 需要引进国外的低温材料, 所以基建投资高, 但其最大优点是溶剂价格便宜, 消耗指标和能耗均低于其它净化工艺, 在大型合成氨厂、甲醇厂中普遍采用。
1.2 NHD脱硫脱碳
NHD法是中国南化公司研究院等单位开发成功的新技术, 属于物理吸收净化技术, 该工艺在常温条件下操作, 溶剂无毒, 饱和蒸汽压低, 溶剂损失小, 再生能耗低, 设备材质大部分为碳钢, 取材范围广, 价格也便宜, 相对低温甲醇洗而言, 溶液循环量大, 消耗高, 另外, NHD溶剂对有机硫的吸收能力差, 对高硫煤要增加有机硫水解设备。该工艺的主要优点是投资少, 能耗低于除低温甲醇洗以外的其它净化方法。
低温甲醇洗与其它方法相比其独特优点如下:
1) 多效脱除性能
可以在一个系统内同时脱除H2S、CO2、COS, 轻油、CN-等, 并在再生时分别处理, 满足副产CO2产品气、H2S浓缩等要求。
2) 净化度高
净化气CO2含量最低可达20ppm;总硫≤0.1ppm;水、轻油等完全被脱除。
3) 溶液再生方式灵活, 满足不同工艺要求
4) 溶液吸收能力大, 能耗低
本项目生产以Texaco气化煤气为原料。净化装置所处理的变换气操作压力较高, CO2分压较大, 选择低温甲醇洗净化工艺有着独特优势。这是因为低温甲醇洗工艺为物理吸收, 因此特别适用对于压力高, 酸气含量高的气体净化, 在脱碳的同时实现有效的深度脱硫。
2 工艺流程
来自变换工段的3.5MPa (A) 、40℃变换气进入本工段, 与循环气体混合, 并在原料气中注入防止结冰及形成水合物的贫甲醇后, 气体经原料气冷却器 (E0501) 与净化气、气提塔塔顶出来的二氧化碳气和从H2S浓缩塔出来的尾气换热降温, 经水分离器 (V0501) 分离出冷凝的甲醇-水混合物后, 原料气从底部进入甲醇洗涤塔 (T0501) , 与自上而下的贫甲醇逆流接触, 脱除气体中的CO2、H2S和COS等酸性气体, 塔顶出来的净化气经过E0517和E0501换热升温后去下一工段。
从水分离器 (V0501) 分离出的甲醇、水混合物经甲醇水分离塔给料加热器 (E0516) 加热后进入甲醇水分离塔 (T0505) 中上部。
在甲醇洗涤塔 (T0501) 上部, 用来自热再生工段低温贫甲醇液脱除CO2, 在甲醇洗涤塔 (T0501) 底部对H2S、COS进行吸收, CO2吸收的溶解热部分通过去下塔的甲醇带走, 再通过循环甲醇冷却器 (E0506) 用来自H2S浓缩塔 (T0503) 的冷甲醇液冷却循环甲醇及通过3#甲醇急冷器 (E0505) 用冷冻剂冷却循环甲醇, 带走部分热量。
由于CO2在甲醇中的溶解度比H2S在甲醇中的溶解度低, 送入甲醇洗涤塔中CO2脱除段的甲醇流量要比送入H2S脱除段的要大。甲醇洗涤塔 (T0501) CO2脱除段中多余的甲醇从塔的中部抽出。
甲醇洗涤塔 (T0501) 底部富含H2S甲醇通过甲醇换热器 (E0507) 和1#甲醇急冷器 (E0503) 分别被温度较低的甲醇和冷冻剂液氨冷却。经过冷却, 这部分甲醇减压膨胀后压进入1#循环气闪蒸罐 (V0502) 回收闪蒸出来的H2。来自1#循环气闪蒸罐 (V0502) 的闪蒸气经循环气压缩机 (C0501) 压缩, 经压缩机后冷却器冷却, 在进入原料气冷却器之前并入上游变换气中。
来自甲醇洗涤塔 (T0501) 的富含CO2甲醇与上述过程一样, 先经甲醇换热器 (E0507) 和2#甲醇急冷器 (E0504) , 分别被来自CO2气提塔给料泵 (P0502A, B) 的甲醇和冷冻剂液氨冷却, 减压膨胀后进入2#循环气闪蒸罐 (V0503) , 闪蒸后的闪蒸气再经1#循环气闪蒸罐 (V0502) 由循环气压缩机 (C0501) 压缩。
来自2#循环气闪蒸罐 (V0503) 的富含CO2的甲醇先膨胀进入CO2气提塔顶, 在气提塔 (T0502) 中, 富含CO2甲醇液膨胀后产生无硫CO2气体, 经原料气冷却器 (E0501) 回收冷量后与来自H2S浓缩塔 (T0503) 的尾气一起经高点放空。
从CO2气提塔 (T0502) 中较低的升气管式塔板上抽出来的温度较低的甲醇液送入H2S浓缩塔 (T0503) 的中上部, 来自CO2气提塔 (T0502) 底部的富含H2S甲醇也进入H2S浓缩塔下段。为了提高装置H2S馏分的浓度, 在H2S浓缩塔下部用来自空分工段的低压氮气对CO2进行气提, 同时在塔的上部, 用来自CO2气提塔 (T0502) 顶部的另一股没有被用作CO2气提塔 (T0502) 回流洗涤液的无硫甲醇对气提出来的H2S和CO2进行洗涤。出H2S浓缩塔的尾气基本上不含硫, 经原料气冷却器 (E0501) 换热后与来自CO2气提塔 (T0502) 的CO2气一起放空。
从H2S浓缩塔 (T0503) 升气管式塔板上抽出温度较低的甲醇液作为冷却剂先后用在3#贫甲醇冷却器 (E0508) 、循环甲醇冷却器 (E0506) 及甲醇换热器 (E0507) , 在经过循环甲醇冷却器 (E0506) 换热升温后进入甲醇闪蒸罐 (V0507) , 闪蒸出来的闪蒸气进入CO2气提塔 (T0502) 的底部与来自上部的甲醇逆流接触脱除闪蒸气H2S的组分。来自甲醇闪蒸罐 (V0507) 的闪蒸液经CO2气提塔 (T0502) 给料泵 (P02A, B) 加压后进入甲醇换热器 (E0507) 作为冷却剂, 在此换热过程中产生的闪蒸气在进入CO2气提塔 (T0502) 脱硫之前在CO2气提塔 (T0502) 底部进行分离。
从H2S浓缩塔 (T0503) 底部出来的富含H2S甲醇经甲醇再生塔给料泵 (P0503A, B) 通过2#贫甲醇冷却器 (E0509) 、1#贫甲醇冷却器 (E0510) 进入甲醇再生塔 (T0504) 。在甲醇再生塔 (T0504) 中由甲醇再生塔再沸器 (E0511) 加热产生的甲醇蒸汽及来自甲醇水分离塔 (T0505) 的甲醇蒸气气提, 对富甲醇中所含有的H2S及CO2进行完全解吸, 甲醇再生塔 (T0504) 顶部气体经甲醇再生塔回流冷却器 (E0512) 、酸性气换热器 (E0514) 及甲醇再生塔回流冷凝器 (E0513) 分别被冷却水、冷酸性气及冷却剂液氨冷却。冷凝液经H2S浓缩塔 (T0503) 底部及经甲醇再生塔回流泵 (P0506A, B) 送回甲醇再生塔 (T0503) 顶部。离开酸性气分离器 (V0505) 的酸性气, 通过酸性气换热器 (E0514) 加热后作为硫回收工段原料, 离开本工段。
离开甲醇再生塔 (T0504) 塔底经过再生的贫甲醇在1#贫甲醇冷却器 (E0510) 中冷却到42℃, 经甲醇收集槽 (V0504) 缓冲, 再用贫甲醇泵 (P0504A, B) 升压。升压后的贫甲醇经水冷却器 (E0518) 、2#贫甲醇冷却器 (E0509) 、3#贫甲醇冷却器 (E0508) 冷却后进入甲醇洗涤塔 (T0501) 。
来自水分离器 (V0501) 的甲醇和水混合物冷凝液经甲醇水分离塔给料加热器 (E0516) 加热, 送入甲醇水分离塔 (T0505) , 通过蒸馏将水和甲醇进行分离。该塔由甲醇水分离塔再沸器 (E0515) 进行加热, 塔顶甲醇蒸汽送甲醇再生塔 (T0504) , 而水作为废水排出, 送往污水处理系统。甲醇水分离塔 (T0505) 所需的回流甲醇由甲醇再生塔 (T0504) 再生甲醇提供, 通过甲醇水分离塔给料泵 (P05OSA, B) , 经甲醇水分离塔给料加热器 (E0516) 冷却后入塔。
大部分循环的再生甲醇, 通过甲醇粗过滤器除去甲醇循环系统中的固体及其他颗粒, 甲醇粗过滤器位于甲醇再生塔给料泵 (P0503A, B) 的下游, 进入甲醇再生塔 (T0505) 的回流甲醇在进入甲醇再生塔之前要经过甲醇过滤器 (50501) 进行过滤以除去固体及其它颗粒。
来自硫回收工段的尾气含有少量H2S, 进入H2S浓缩塔底部, 甲醇洗涤后和尾气一起排入大气。为了提高去硫回收工段的H2S浓度, 一部分来自酸性气分离器的酸性气体循环进入H2S浓缩塔 (T0503) 的下部。循环的CO2离开H2S浓缩塔 (T0503) 塔顶, 同时循环H2S用甲醇进行洗涤。
为了减少甲醇损失, 配置有甲醇污水系统, 各个支管将所有泄露甲醇的设备连接到总管, 总管将泄露的甲醇收集起来汇入排放甲醇槽。配置的污甲醇泵可将排放甲醇送入甲醇水分离塔 (T0505) 。安装在原料贮存工段的甲醇贮罐用于贮存甲醇, 并装有甲醇供给泵。该贮槽可在停工时收集甲醇。
3 结束语
总之, 全球经济的高速发展, 打破了能源的供需平衡。石油作为一种由于大量开发利用而日渐稀缺的资源, 今后价格将会波动上升, 其上涨幅度将远大于煤炭、天然气价格的增长, 因此寻求新的替代能源势在必行。
参考文献
[1]谢克昌.煤的结构与反应性[M].北京:科学出版社, 2002
焦炉煤气净化工艺节能技术探讨 篇6
关键词：化工业,焦炉煤气,净化,节能
0 引言
在中国的冶金工业中, 焦炭作为最主要的原材料被使用到工业生产中, 被放入焦炉中为工业生产提供热量。复杂地质情况下的焦煤成分有很多, 高达上百种, 煤在焦炉中提炼时, 有很多种成分都会随着煤气进入到后面的工序中, 要实现焦炉煤气的净化, 必须将焦煤通过高温干馏形式使焦炉煤气中多余成分去除掉, 但这一过程花费的人力、物力和财力较大, 国家相关部门一直致力于焦炉煤气净化工艺节能技术研究和探讨, 在焦炉煤气净化工艺中融入节能技术, 采取有效节能措施, 能有效降低焦炉煤气净化的操作技术和材料成本。
1 焦炉煤气净化工艺的发展
在中国化工厂中, 焦炉煤气的净化是一项重要工艺过程。20世纪50年代初, 中国开始了焦炉煤气净化工艺的研究, 中国焦炉煤气净化工作者突破了传统焦炉煤气净化的破旧工艺模式, 对焦炉煤气净化进行了创高新改革, 设计研发出了58型焦煤和其它炉型相适应的焦炉煤气净化工艺, 比较常用的焦炉煤气净化工艺有NH3·H2O工艺、单塔脱苯工艺, 实践表明, 这些焦炉煤气净化工艺虽然都进行了革新和优化, 但在使用过程中焦炉煤气净化效果较差, 进行焦炉煤气净化的设备经常出现腐蚀情况, 焦炉煤气净化过程中氨苯回收率较低, 很容易在加工过程中造成严重环境污染, 这对国家环保极为不利, 中国的焦炉煤气净化工艺和发达国家相比还有很大差距。20世纪70年代以来, 中国许多焦炉煤气焦化工厂意识到了提升焦炉煤气净化工艺水平的重要性, 在焦炉煤气净化上大量投资, 中国许多焦炉煤气焦化厂都和国外焦化厂进行了联合, 将国外先进焦炉煤气净化工艺引用到国内, 采用了全负压焦炉煤气净化工艺、脱硫脱氰焦炉煤气净化工艺和无饱和器法硫铵焦炉煤气净化工艺等国外先进技术, 并对焦炉煤气净化过程中使用的设备和材料进行了革新和优化, 使得中国的焦炉煤气净化工艺得到了突破性进展。近年来, 中国焦炉煤气净化工艺开始朝着节能方向发展, 使得中国的焦炉煤气净化技术拥有了国际先进水平, 将节能技术有效应用到焦炉煤气净化工艺中, 能有效改善中国焦化企业焦炉煤气净化技术, 使其得到有效改进和提高。
2 焦炉煤气净化工艺节能技术现状
在工业生产中, 焦炉煤气净化主要是除去煤气中的有害成分, 以免在使用过程中危害人体健康, 焦炉煤气净化工艺主要包括冷却和输送煤气, 并除掉焦炉煤气中有害成分, 焦化厂的焦炉煤气净化工艺主要包括初冷、洗涤、解析和处理等几方面工序内容。在焦炉煤气初冷过程中要采用集气管喷洒氨水和设置出冷器对煤气进行冷却处理, 在焦炉煤气冷却处理过程中要确保输气管道没有堵塞, 因此, 进行焦炉煤气净化冷却处理的煤气在初冷器中集合的温度要保持在25 ℃以上。焦化厂在焦炉煤气净化的过程中, 应格外注意焦炉煤气中焦油的脱出和回收, 焦化厂焦炉煤气中大部分焦油都是经过喷洒工序, 在NH3·H2O的作用下逐渐冷却下来的, 另外一小部分焦油会在捕集装置中随着焦炉煤气的初冷, 和NH3·H2O混合在一起。目前中国各大焦化厂在焦炉煤气净化的过程中, 都采用氨水焦油分离装置对焦炉煤气中的焦油进行脱除和回收, 主要是运用了NH3·H2O和焦油比重不同、密度不同, 对其进行分层分离处理, 在NH3·H2O和焦油分离的过程中, 也有效除去了其中的渣尘[1]。根据焦化厂使用焦炉煤气净化设备的不同, 可将其分为焦油氨水分离槽和机械化澄清槽两种不同形式, 这两种设备在操作过程中要格外注意温度和分离时间的掌控, 通常情况下氨水焦油分离的时间越长分离效果就越好, 静置冷却作用会导致氨水焦油分离温度变低, 堵塞分离管道, 不利于氨水焦油分离的进行, 一般来说氨水焦油分离槽都设置有保温系统, 能实现氨水焦油分离槽温度的有效控制。
3 焦炉煤气净化工艺节能技术
3.1 焦炉煤气净化脱酸蒸氨工序的节能技术
在焦化厂焦炉煤气净化脱酸蒸氨工序中, 采用蒸氨塔直接蒸汽的方式有效实现节能目的。目前中国各大焦化厂在焦炉煤气净化的过程中, 都将脱酸蒸氨过程中的蒸汽直接输送到蒸氨塔内, 蒸氨过程中产生的废水会从蒸氨塔外排出, 并通过合理生化处理, 这样才能达到降低蒸氨过程中蒸汽的消耗。在焦炉煤气净化过程中, 要充分考虑蒸氨塔脱酸蒸氨过程中蒸汽减少带来的影响, 蒸氨塔蒸氨过程中酚水量减少, 且蒸氨过程产生的废水中含氨量的减少, 能有效降低蒸氨过程对设备造成的损失, 这就使得焦化厂在焦炉煤气净化过程中经济效益得到大大提高。焦化厂在焦炉煤气净化过程中还要重视对侧线NH3·H2O的合理利用, 当脱氨塔内部的温度在100 ℃左右时, 脱氨塔内富液中的挥发铵盐就会被分解掉, 焦炉煤气中有害物质就会被分解出来, 这个过程可称作焦炉煤气净化中的吸解过程, 焦炉煤气净化中吸解过程所需热能主要由侧线NH3·H2O的提供, 这种设计使得焦化厂的焦炉煤气净化过程节省了大量蒸汽消耗, 并在一定程度上优化了焦炉煤气净化工艺[2]。且在此过程中要设置科学合理的换热器设备, 对焦炉煤气净化过程中产生的热效率进行回收, 从而达到节约能源的目的。
3.2 焦炉煤气净化粗苯蒸馏工序的节能技术
在焦化厂进行焦炉煤气净化时, 要想实现节能的目的, 必须选用管式炉加热富油脱苯的方法工艺, 有效实现粗苯蒸馏工序节能。焦炉煤气净化过程中富油脱苯有两种方法:
a) 使用水蒸气对其进行加热实现蒸馏脱苯的目的。采用这种方法只需将富油热度提升到150 ℃即可, 此过程消耗水蒸气量较大;b) 管式炉加热富油脱苯。目前中国焦化厂在焦炉煤气净化过程中采用的通常是这种方法, 采用此方法时, 可将富油温度提升到190 ℃以上, 这种方法能有效实现焦炉煤气净化工艺的节能, 降低焦炉煤气净化过程中能源的消耗, 有效提高了焦化厂的经济效益[3]。焦化厂焦炉煤气净化技能过程中还要尤其重视换热器的科学合理设置, 将脱苯塔中的苯汽进行冷却处理, 并对部分苯汽进行冷凝处理, 对交换热器出口的苯汽温度进行有效控制, 使得绝大部分洗油蒸汽能实现冷凝的目的, 确保交换热器出口的苯汽质量符合焦炉煤气净化节能要求。在脱苯塔中进行操作时, 要充分利用油气交换热器, 使其能充分发挥自己的作用, 确保脱苯塔操作稳定性, 能在极大程度上提高焦炉煤气净化节能质量, 使得焦化厂焦炉煤气净化工序变得简单便捷, 在极大程度上提升焦化厂经济效益。
4 结语
焦炉煤气是中国工业生产的先决条件, 对中国工业发展具有极大影响, 焦炉煤气中含有的成分十分复杂, 有些不能为工业生产所用, 因此必须对焦炉煤气进行净化。但在焦炉煤气净化时会消耗大量能源, 所以在焦炉煤气净化工艺中加入有效的节能措施, 能确保焦炉煤气净化工艺的科学性和合理性, 且能在极大程度上为国家节约能源, 并减少大量经济开支, 在焦炉煤气净化加工过程中采取有效的节能措施, 能有效提高原料利用率, 减少能源浪费, 进而有效提高焦化厂经济效益。
参考文献
[1]肖瑞华.煤化学产品工艺学[M].北京:冶金工业出版社, 2003.
[2]朱金阳.余热水采暖[M].北京:冶金工业出版社, 1990.
合成氨原料气净化工艺比较 篇7
1 铜洗法
醋酸铜氨液洗涤法(简称铜洗)是最古老的方法,早在1913年就开始应用。铜洗法以其工艺成熟、操作弹性大,长期在中小型合成氨厂占据主导地位,但国外早在20世纪60年代就逐步淘汰这种落后的工艺[1]。
1.1 铜洗法净化工艺原理
合成氨脱碳原料气中含有少量的一氧化碳、二氧化碳、硫化氢和极少量的氧气,经过压缩至10~13MPa压力后,进入铜液塔与温度在15℃左右的铜氨液中的有效成份发生了化学吸收反应:
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1.2 铜洗法工艺的不足
铜洗法精制原料气方法消耗高,主要表现在运行、维修、操作费用高,物料消耗大,铜液在净化过程吸收了(CO+CO2),同时亦溶解了H2气体,即使设置了再生回收,仍然存在着气体的损失,且精制度较低。铜洗法精制原料气方法最大的缺陷在于环境污染严重,一般中型氮肥厂每小时约产生10t废水,这股废水除含有氨外,还含有CO2。此外生产过程中经常出现严重的铜液跑冒滴漏和铜液渗漏,不利于企业环保工作的提高。铜洗法的运行成本在各个企业有所不同,一般在50~100元/tNH3,目前许多氮肥企业都准备改造铜洗工艺,新上氮肥企业基本上不考虑上铜洗工艺。
2 低压甲烷化法
原料气甲烷化净化,这是气相中CO+CO2在催化剂作用下与H2反应转化为CH4而得以净化,是早期氮肥生产的一种传统气体净化工艺。
2.1 甲烷化净化原理及工艺流程
甲烷化反应是一种强放热反应:
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典型的甲烷化工艺流程见下图1。
2.2 甲烷化净化工艺优点和不足
用甲烷化脱除原料气中的CO+CO2可大幅度简化生产流程,降低建设和操作费用,操作也较平稳,运行费用不足铜洗的20%,占地面积也较铜洗装置要少。
该法存在的不足之处,如反应中在CO和 CO2被除去的同时,消耗掉数倍于CO和 CO2的H2,而且甲烷化后甲烷含量增加,造成氨合成放空量增大,根据甲烷化反应方程式可知,进口气中每增加0.1% CO,相当于多消耗0.3%H2和0.1%CO,即总共消耗0.4%(CO可转化为H2),同时合成气中增加0.1%CH4。经测算,如有0.7%的CO+CO2进行甲烷化,以上二项累计增加原料气耗约10%,足见其耗量之大。甲烷化还要求变换中CO含量< 0.3%,(CO+CO2)<0.7%,以控制催化剂床层的温度,(CO+CO2)含量指标的要求对以煤为原料固定层气化的中小氮肥较为苛刻,所以较难普及[1]。
3 甲醇甲烷净化工艺法(双甲工艺)
所谓“双甲”工艺,实际上就是合成氨厂将联醇、甲烷化技术引入原料气净化系统,从而省去落后的铜洗再生工艺。甲烷化工艺能够控制好(CO+CO2)微量,但对原料气中(CO+CO2)含量限制较为苛刻,而二者结合起来形成的“双甲”净化工艺,保持了二者的优点,弥补了二者的不足。
3.1 甲醇甲烷化工艺原理及工艺流程
在甲醇化工艺中,CO和CO2 按下面反应转化为甲醇:
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在甲烷化工艺中,CO和CO2则同甲烷化法一样转化为甲烷:
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典型的甲醇甲烷化工艺流程图如图2。
3.2 甲醇甲烷化净化工艺特点和不足
甲醇甲烷净化工艺法与传统工艺法相比,这种新工艺更具吸引力。该工艺由两部分组成,在甲醇合成之后再是传统的甲烷化工艺工序,净化过程中把一氧化碳、二氧化碳变成了有用产品甲醇,同时双甲工艺比引进国外的深度低变甲烷化优越。深度低变甲烷要求变换的一氧化碳降到0.3%,双甲工艺不要求降到这么低,只要降到1%~6% 就可以。双甲净化工艺操作工艺范围弹性比较大,氨醇比调节大,压力调节范围也很宽,此净化工艺法具有生产稳定、操作简单,适应性强、生产弹性大、经济效益好,投资少、建设期短等一些特点[1]。
双甲工艺尽管将进甲烷化的一氧化碳降到了0.1%~0.3%,到了甲烷化还是要消耗氢,而且一个一氧化碳耗三个氢,一个二氧化碳耗四个氢,消耗了氢,变成了无用的甲烷,进入到合成新鲜气中,放空量增加,这是甲烷化普遍存在的问题。既然消耗氢,就把CO和CO2降得很低,如0.01%~0.02%,这就带来了另外一个问题,因为CO和CO2甲烷化反应时反应热很小,1%的一氧化碳反应温度只增加70℃左右,散热损失多,就要开电炉,从而增加了电耗[2]。
4 醇烃化净化工艺法
针对双甲工艺存在的一些问题,湖南安淳公司把双甲工艺做了改进,即升级成为醇烃化精制工艺。
4.1 醇烃化工艺原理及工艺流程
醇烃化工艺就是醇醚化、醇烃化精制工艺。第一步将双甲工艺中甲醇化催化剂更换成醇醚复合催化剂,使 CO+CO2与H2 反应生成甲醇,并随即水解为二甲醚,其反应式为:
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此过程称醇醚化,醇醚化副产物是醇醚混合物,醇醚化后CO+CO2 控制在0.2%~0.4%。
第二步将双甲工艺的甲烷化催化剂更换为烃化催化剂,使CO+CO2与H2反应生成低碳烃化物、低碳醇化物,低碳烃化物、低碳醇化物在水冷温度下可冷凝为液相,与气体分离,烃化后气体CO+CO2可控制在10mL/m3左右[1]。 烃化反应式为:
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图3为典型的醇烃化工艺流程图。
醇烃化工艺灵活性强,原料气中一氧化碳含量范围较宽,最高达8%,最低可至1%,既能产粗甲醇,又可产醚含量很高的醇醚混合物(只改变触媒种类)。
4.2 醇烃化净化工艺特点
“醇烃化工艺”中烃化流程与“双甲工艺”中甲烷化流程基本类似,烃化较甲烷化在工业生产中具有如下优点:①脱除CO+CO2的量低且稳定,并能较大幅度地提高联产甲醇的产量;②烃化生产烃类物质,高压常温下冷凝分离;③烃化操作温度较甲烷化低60~80℃ ,烃化反应床层更易维持自热操作; ④烃化催化剂活性温区宽,不易烧结、老化,使用寿命长;⑤烃化催化剂价格便宜;⑥甲醇在烃化塔内无逆反应发生[3]。
5 全自热非等压醇烷化净化工艺法
全自热非等压醇烷化合成氨原料气净化新工艺由南京国昌化工科技有限公司开发,并在山东肥城化肥厂装置上获应用,该工艺比原铜洗工艺降低吨氨成本90元[4]。
5.1 非等压醇烷化工艺原理及工艺流程
全自热非等压醇烷化净化是由中压醇化、高压醇化和高压烷化三个系统组成,中压醇化装置以产醇为主,高压醇化及高压烷化装置以净化为主,三者有机结合,充分利用合成氨反应余热,实现联醇、净化、合成一体化完全自热平衡(如图4)。
5.2 非等压醇烷化净化工艺特点
非等压醇烷化净化工艺特点是中压联醇可大幅度调节醇氨比、能耗较低;高压甲醇CO、CO2转化率高,净化度能够保证。
全自热非等压醇烷化工艺中,在高压烷化塔前增设提温换热器,其热源来自氨合成塔二出气,其突出优点在于:氨合成二出气体温度、压力比较稳定,可以确保高压烷化塔温的稳定,从而确保高压烷化出口气体微量合格,保证生产稳定。
非等压醇烷化工艺高压甲醇化、甲烷化反应不依赖其进口CO、CO2含量,才有条件使高压甲醇化进口CO+CO2降低到1.5%的水平,并在高压下达到高转化率,使醇化后的CO、CO2净化度提高到小于200mL/m3,这样烷化净化后不仅可使CO、CO2净化度达到极致,而且所增加的CH4含量也达到每立方仅含几毫升的级别,同时该工艺彻底解决环保问题,将压缩机送来的气体全部转化为甲醇和氨,完全甩掉铜洗装置,彻底解决化肥厂铜氨络合溶液带来的环境污染,有效保护环境[5]。
6 结束语
综上所述,合成氨厂原料气净化工艺随着时代发展,已从较为落后的铜洗工艺法逐渐发展到工艺较为先进的醇烃化及醇烷化净化工艺,反映了氮肥行业工艺技术的进步与发展。合成气精制新工艺是有利于氮肥企业节能降耗,增产增收,更是造福于社会的优秀技术。氮肥企业无论是否有联醇装置,只要条件许可,淘汰能耗高、对环境有污染的老净化工艺,走先进的净化工艺的路子,定能取得很好的经济效益和积极的社会效益。
参考文献
[1]周大明,李孟璐.合成氨几种原料气净化工艺浅析[J].小氮肥设计技术,2005,4(26):18-22.
[2]韩喜民.30MPa双甲工艺总结[J].化工催化及甲醇技术,2004,4:13-16.
[3]周大明,李孟璐.醇烃化原料气精制工艺在我公司的应用[J].中氮肥,2005,5:8-10.
[4]尚秀兰.全自热非等压醇烷化净化新工艺替换铜洗净化技改小结[J].中氮肥,2005,1:11-14.
伴生气净化工艺相关技术讨论 篇8
1 伴生气处理工艺及存在的问题分析
天然气处理的主要工艺流程是以下几步:首先是站外输送的油气水混合物通过管道输入卧式分离器, 经过初分离处理过的气体输入到卧式除油器来进行后续分离, 在除油器的作用下, 大颗液滴和轻油会从气体中分离出来。经过这一步的气体进入到U型管组成的干燥器, 小液滴和轻油通过冷却从气体中分离出来, 这3个流程之后的天然气会输送到加热炉。位于加热炉天然气管道的最低点还配有小型分水缸, 能不定时的排出管中沉积的液滴。这套工艺相对较为落后且使用的时间很长, 会有许多问题, 其中最主要的是因积液带来的加热炉不正常燃烧、回收轻油过程中存在漏气和除油器较低的运行效率。
1.1 因积液造成加热炉的不正常燃烧
在油田的不断发展中, 设备会逐渐更新, 旧加热炉逐渐被全自动燃烧器替代, 设备的更换带来了更高的要求, 燃料的净化程度需要不断提高, 而旧工艺下获得的天然气在这方面已经无法满足新型设备的使用, 因积液导致的加热炉燃烧不正常就会更明显的暴露。
1.2 回收轻油过程中存在的漏气
干燥器有着较大的沉积液量, 在轻油频繁回收的操作中就会出现漏气现象, 这也是很大的安全隐患。在干燥器上部有很多倒置的U型管, 卧式简型容器与其下部相连, 在简型容易就存在积液, 阀门定期打开, 液体在天然气压力的作用下从系统中排出。由于阀门的开关为手工操作而不能控制, 这就将干燥器中的天然气压到系统中, 可能出现天然气的外溢而造成很大的安全隐患。一般情况下, 干燥器的体积较大, 比如在每天2万m³的干燥器中, 其上部U型管高度约为3m到4m, 占地面积约为22㎡, 干燥器下部的简型容器的直接约为325mm, 这个规模的干燥器有效容积约为0.6㎡, 其过小的缓冲空间会导致阀门手工操作中发生跑气。
1.3 除油器较低的运行效率
对于旧工艺流程, 天然气的处理缺陷导致了除油器效率低, 除油器的有效空间约为30m³, 可在分离后获得30~40℃的天然气, 该气温在除油器中不会发生太大的温度变化。这样在气体中的轻油沉降不会有太好的效果, 较小的沉积油量, 这就导致了除油器的利用效率低, 甚至在部分站场, 一个月才回收一次轻油。
从以上几个方面的问题分析, 伴生气的处理工艺需要进行改进, 来提高其安全性, 降低其操作的难度, 也有利于生产管理。
2 伴生气处理工艺优化技术讨论
对于伴生气的处理工艺优化首先是要从工艺流程出发, 充分发挥设备效率, 在进行相关装置的更新, 如天然气空冷净化合一装置的应用。
在工艺优化前的伴生气处理流程主要是包括以下几个步骤:站外输入的油气水混合物通过油气分离器进行一级分离, 然后输入除油器进行二级分离, 再进入干燥器进行三级分离, 最后加入到加热炉。对这个流程进行适当的优化后得到以下过程:站外输入的油气水混合物经过油气分离器的一级分离后输入空冷器进行二级分离, 再输入除油器进行三级分离, 最后进入到加热炉。
对这两个流程对比分析可发现, 优化前的处理采取的是先除油再空冷, 经过优化后采取先空冷再除油。分析优化后的流程可发现, 一级分离后获得的热气体在进入到空冷器后就会出现急剧降温而使得大量的轻油分离出来, 再输入除油器后就能有效的增加除油器收集轻油的作用。且因为除油器的体积较大, 能有很大的缓冲空间也利于生产管理。
对于两个流程的设备对比可发现, 旧工艺流程中的除油器和干燥器为两套设备, 其中除油器为卧式容器, 干燥剂为立式容器, 为保证安装于检修方便和防火间距的相关要求就会占用很大的面积和空间。两个设备之间的管道往返也造成了资金的消耗。在工艺流程优化后, 空冷器是直接安防在除油器上部, 将两套设备合二为一, 减少了占地面积和设备之间的管道建设, 简化了流程, 天然气经过分离后进入到空冷器, 因为分离器温度为站外来的液温度较高, 在空冷管道和室外空气形成换热而降低温度。天然气中的轻组成成分会凝结成轻油而进入除油罐中, 除油罐有着较大的容积能大量存储轻油和天然气, 轻油回收到系统能起到降粘和减阻的作用。此外, 如果外来气不均衡, 除油罐还可以形成对天然气的缓冲, 这也保证了加热炉起源的稳定。空冷器为列管式设计, 这就保证了每根空冷管道通过的气量均匀平衡, 有效的提高了空冷器的效率。空冷器的出油口位于其底部, 出油能直接进入除油罐, 天然气经空冷后再除油罐内经重力沉降和捕雾装置而凝结出液滴, 最终净化的天然气在输入加热炉。
由于除油器有着较大容积, 存储的凝液也更多, 就不需要操作人员进行频繁的回收操作, 降低了劳动强度。泵房内的除油器封头设有液位计, 这也利于污油泵开启回收轻油的操作, 可以实时观察液位而不出现抽空和天然气的外泄, 保障了安全生产, 避免了人工回收造成的天然气泄漏, 对环境也形成很好的保护。
先空冷后除油的新流程相对于先除油后空冷, 能有效的节省管道和干燥器的制造费用, 减少占地面积, 节约了工程投入, 能形成很好的经济效益, 更是保证了生产的安全性, 减少天然气的排放, 做到了环保和方便操作管理。这种工艺流程可以形成有效提升, 具有广泛的应用前景。
摘要：油田开发的过程中有有伴生气的生成, 对伴生气的利用首先需要进行净化处理。本文主要是分析了旧工艺流程中存在的一些问题, 如积液造成加热炉不正常燃烧、回收轻油过程中存在漏气和除油器较低的运行效率等, 讨论优化工艺流程的方法, 采取先空冷再除油代替之前的先除油再空冷, 能获得很好的经济效益和安全性, 可以进行推广应用。
关键词：伴生气,净化,工艺
参考文献
[1]张卫明, 张桂岩, 贾振勇.低压气小气量轻烃回收工艺技术探讨[J].河南化工, 2011, (22)
[2]胥金江, 韩薇, 杨肇琰, 王静.新疆油田伴生气增压脱水工艺的应用与优化[J].化工技术与开发, 2011.6
净化工艺 篇9
长期以来, 生活污水的二级生物处理多采用活性污泥法, 包括普通活性污泥法及其变形工艺、氧化沟工艺、延时曝气的SBR法及其变形工艺以及A-B法等工艺。虽然这些都是较成熟的污水处理工艺, 但普遍存在着占地面积大、基建投资高、工艺设备处理效能低、能耗高, 运行费用高、管理不便等问题。
1 生物膜法净化污水机理
污水中有机污染物质种类繁多, 成分复杂。但对于生活污水来说, 其有机成分归纳起来主要包括:蛋白质 (40%-60%) 、碳水化合物 (25%-50%) 和油脂 (10%) , 此外还含有一定量的尿素。生物膜法依靠固定于载体表面上的微生物膜来降解有机物, 由于微生物细胞几乎能在水环境中的任何适宜的载体表面牢固地附着、生长和繁殖, 由细胞内向外伸展的胞外多聚物使微生物细胞形成纤维状的缠结结构, 因此生物膜通常具有孔状结构, 并具有很强的吸附性能。
生物膜附着在载体的表面, 是高度亲水的物质, 在污水不断流动的条件下, 其外侧总是存在着一层附着水层。生物膜又是微生物高度密集的物质, 在膜的表面上和一定深度的内部生长繁殖着大量的微生物及微型动物, 并形成由有机污染物→细菌→原生动物 (后生动物) 组成的食物链。污水在流过载体表面时, 污水中的有机污染物被生物膜中的微生物吸附, 并通过氧向生物膜内部扩散, 在膜中发生生物氧化等作用, 从而完成对有机物的降解。生物膜表层生长的是好氧和兼氧微生物, 而在生物膜的内层微生物则往往处于厌氧状态, 当生物膜逐渐增厚, 厌氧层的厚度超过好氧层时, 会导致生物膜的脱落, 而新的生物膜又会在载体表面重新生成, 通过生物膜的周期更新, 以维持生物膜反应器的正常运行。
生物膜法通过将微生物细胞固定于反应器内的载体上, 实现了微生物停留时间和水力停留时间的分离, 载体填料的存在, 对水流起到强制紊动的作用, 同时可促进水中污染物质与微生物细胞的充分接触, 从实质上强化了传质过程。生物膜法克服了活性污泥法中易出现的污泥膨胀和污泥上浮等问题, 在许多情况下不仅能代替活性污泥法用于城市污水的二级生物处理, 而且还具有运行稳定、抗冲击负荷强、更为经济节能、具有一定的硝化反硝化功能、可实现封闭运转防止臭味等优点。
2 新型好氧生物膜法处理技术——曝气生物滤池 (BAF)
曝气生物滤池的基本原理在于, 在一级强化的基础上, 以颗粒状填料及其附着生长的生物膜为主要处理介质, 充分发挥生物吸附代谢、物理截留及反应器食物链的分级捕食作用, 实现污染物在同一单元反应器内的去除。曝气生物滤池在开发过程中, 充分借鉴了生物接触氧化反应器和深床过滤的设计原理, 省却了二沉池。反应器内存在着不同的好氧、缺氧区域, 可同步实现硝化和反硝化, 在去除有机物的同时达到脱氮的目的。
曝气生物滤池的工艺形式在进水方式、填料选择和使用功能上各有不同, 即上向流曝气生物滤池和下向流生物滤池;悬浮填料曝气生物滤池和淹没填料曝气生物滤池;去碳曝气生物滤池、硝化生物滤池和反硝化生物滤池等。目前在工程中使用的形式分为四大类:即BIOCARBONE、BIOFOR、BIFSTRY和BIOPUR。其中BIOPUR的形式与BIOFOR基本相同, 只是BIOPUR的填料根据不同水质采用波纹板、陶粒或石英砂, 以取得不同的处理效果。
1) BIOCARBONE。BIOCARBONE采用下向流形式, 污水从滤池上部流入, 在滤池中下部设曝气管 (一般距底部25-40cm处) 进行曝气, 气水处于逆流。曝气管上部起生物降解作用, 下部主要起截留SS及脱落的生物膜的作用。在反应器中, 有机物被微生物氧化分解, 氨氮被氧化成硝氮, 另外由于在生物膜内部存在厌氧/兼氧微环境, 在硝化的同时可实现部分反硝化。
2) BIOFOR。BIOFOR采用上向流形式, 截留在底部的SS可在气泡的上升过程中被带入滤池中上部, 加大填料的纳污率, 延长了反冲洗周期。国内设计单位采用此工艺处理生活污水及工业废水的混合水, 处理水量为1500m3/d, 其中生活污水900m3/d、工业废水600m3/d, 从实际运行结果看, 当曝气生物滤池BOD5容积负荷在5-6kg/m3.d时, 出水COD平均保持在60mg/L以下。
3) BIOSTYR。BIOSTYR和BIOFOR不同的是采用密度小于水的滤料, 一般为聚苯乙烯小球。运行时采用上向流, 在滤池顶部设格网或滤板以阻止滤料流出, 正常运行时滤料呈压实状态, 反冲时采用气水联合反冲, 反冲水采用下向流以冲散被压实的滤料小球, 反冲出水从滤池底部流出。BIOSTYR曝气生物滤池的特点是处理方式非常灵活, 可根据曝气位置的不同可以控制硝化反应和反硝化反应的程度, 也可以单独进行硝化反应。具有硝化和反硝化功能的BIOSTYR生物滤池, 其曝气管位于滤床中的经过计算的位置, 将滤床分隔为厌氧区和好氧区, 对有机物、固体悬浮物、氨氮和硝酸盐氮等有很好的去除效果。BIOSTYR中随着过滤的进行, 其水头损失的增长与BIOCARBONE有所不同, 其水头损失的增长与运行时间成正比, 由于BIOSTRY中没有形成表面堵塞层, 因此其运行周期较BIOCARBONE工艺要长。
3 曝气生物滤池存在的主要问题
曝气生物滤池在实际应用中主要存在以下问题:
3.1曝气生物滤池对进水的悬浮物要求较高, 根据国外的运行经验, 进水的SS一般不超过10omg/L, 最好控制在60mg/L以下。这样就对曝气生物滤池前的预处理工艺提出了较高的要求。
3.2采用曝气生物滤池水头损失较大, 而且由于停留时间较短, 消化不充分, 产泥量较大, 且含有较多的脱落生物膜碎片, 污泥稳定性稍差, 进一步处理困难。
3.3曝气生物滤池生物除磷的作用有限, 因此一般需要采用化学除磷。
3.4对于需要进行脱氮的污水, 如果单独采用曝气生物滤池工艺, 在进水碳源充足的情况下, 可选择上向流的BIO-FOR和BIOSTYR工艺前置脱氮, 这样既可以缩短流程, 同时又可节省投资;但如果进水碳源不足, 那么就需要将硝化/反硝化单独进行, 考虑后置脱氮, 其最为不利的一面是需要外加碳源, 运行成本相对较高;另一个问题是如何投加适量的碳源, 这需要稳定的进水浓度。同时, 出水需要进行曝气用于去除过量的碳, 使得运行管理较为复杂, 能耗也有所增加。
4 结束语
总之, 如何使生活污水处理工艺朝着低能耗、高效率、少剩余污泥产量、最方便的操作管理, 以及实现磷回收和再生水回用等可持续的方向发展, 已成为目前水处理技术研究和应用领域共同关注的问题。这就要求污水处理不应仅仅满足单一的水质改善, 同时也需要一并考虑污水及所含污染物的资源化和能源化问题, 且所采用的技术必须以低能耗和少资源损耗为前提。S
摘要：在污水生物处理的发展和应用中, 活性污泥法和生物膜法一直占据主导地位。随着新型填料的开发和配套技术的不断完善, 与活性污泥法平行发展起来的生物膜法处理工艺在近年来得以快速发展。由于生物膜法具有处理效率高、耐冲击负荷性能好、产泥量低、占地面积少以及便于运行管理等优点, 在处理中等规模的低浓度城市污水方面较活性污泥法更具竞争力。
关键词：环境工程,生活污水,生物膜法,吸附性能,循环经济,可持续发展
参考文献
[1]王凯军, 贾立敏.城市污水生物处理新技术开发与应用[M].北京:化学工业出版社, 2001.