新型回收装置范文

新型回收装置范文（精选8篇）

新型回收装置 第1篇

受2008年金融危机影响, 氧化铝价格骤降, 如何降低氧化铝制造成本成为氧化铝生产企业的重中之重。氧化铝生产过程中溶出是重要的生产工序, 其主要任务是将配料送来的原矿浆进行强化溶出制备合格的稀释矿浆送往沉降车间沉降。溶出系统是能耗大户, 主要能耗在蒸汽使用上。为了节能降耗, 对该车间进行乏汽净化回收替代蒸汽使用是降低氧化铝制造成的有效方法之一。目前中国铝业遵义氧化铝有限公司溶出车间的现状是:溶出工艺车间共有四个稀释槽, 从中会排出4吨/小时左右工业乏汽。该厂对溶出工艺稀释槽乏汽回收采用两台回收塔经水吸方式直接排入水中做热交换产生热水, 该热水因稀释槽乏汽中含有大量铝酸钠、赤泥等多种有害成分只能作为赤泥洗水、工业用水。此热水富余部分被排出, 加之大量乏汽热量未被充分吸收而排空, 使得这些热量被白白浪费掉了。并且该乏汽在与回收装置做热交换过程中, 会在管道及设备上大量结垢, 大大降低了传热效率, 也给设备使用稳定性、寿命等带来极大威胁, 所以回收装置设备厂家考虑到除垢需要, 往往安装两台回收装置, 轮换使用, 其中停下来的设备将做除垢工作。

为充分回收溶出车间蒸汽的汽化潜热, 提出一种将稀释槽乏汽不经过水而直接输入到一种特制的乏汽回收装置中, 通过净化输出干净蒸汽来替代现有工艺中部分蒸发车间产生的蒸汽, 减少蒸发车间有价能量输入, 以实现节能减排、降低蒸发车间生产成本的目的。

二、原有乏汽回收装置

原有乏汽回收装置如图1所示。它是氧化铝生产中乏汽利用工艺, 从稀释槽1中闪蒸出来的蒸汽和末级冷凝水罐2的混合蒸汽进入洗水加热器3中, 新水4或二次综合循环用水5或赤泥洗水6通过输送泵7送至洗水加热器中与闪蒸出来的蒸汽和末级冷凝水罐的混合蒸汽采取喷淋直接加热技术进行混合加热, 加热后的洗水通过泵或自压方式送至热水槽8中作为赤泥洗水和工业用水再回收利用。洗水加热器中的过量蒸汽通过洗水加热器上端出口直接排空。这种回收装置虽然结构简单紧凑, 但其流体动力效率低, 需要有一定压力的补充水, 且混合后热水温度不高 (常压乏汽大约为60°C~65°C) 。回收单位乏汽量所需水量 (射吸比) 大约为1:14 (对20°C补充水而言) ~1:23 (对40°C补充水而言) 之间, 在很多系统中往往不能满足这一条件, 同时, 回输热水所消耗的电量增加, 影响其综合经济效益。

三、应用于超重力技术的乏汽回收装置

超重力是采用湿法除尘技术, 利用水作为吸收及除尘剂, 净化乏汽中的粉尘及铝酸钠、赤泥等多种有害成份, 实现除铝除尘一体化。其结构原理如图2所示。它的气-固分离过程是在气-液接触型超重力装置中, 由于超重力作用, 填料对液体的高剪切作用把液体分割成具有线速度极薄的液膜和细小液滴, 并在旋转填料层空隙中快速凝结并分散, 极利于对粉尘的浸润, 加之固体粉尘极易溶于水, 对气体中粉尘形成了极强的捕获能力。当含尘气体通过高速旋转、充满着极薄的液膜和细小液滴的填料层中空隙时, 粉尘的惯性沉降能力增强, 粉尘与液体、填料都形成了急速碰撞接触, 使得气-固分离过程得以实现。

1.乏汽进口;2.气体出口;3.液体进口;4.液体出口;5.电机;6.填料;7.旋转填料床即超重力机。

实际上, 在超重力场中, 液体对填料层内捕集到的粉尘还具有极强的“携带”和“清洗”作用, 使得填料不被堵塞, 保持高除尘率。

虽然超重力技术除尘效果较好, 但由于该氧化铝厂的热水较为充足, 反而蒸汽的用量较大。所以提出一种将稀释槽乏汽不经过水而直接输入到一种特制的乏汽回收装置中, 通过净化输出干净蒸汽来替代现有工艺中部分蒸发车间产生的蒸汽, 减少蒸发车间有价能量输入的技术要求。另外, 利用超重力机湿法除尘会带来气体出口气温下降问题。所以, 现提出一种既满足较好除尘效果又满足回收蒸汽替代蒸发车间的蒸汽的新型乏汽回收装置。

四、新型乏汽回收装置及控制原理

新型乏汽回收装置是由乏汽过滤装置、PLC控制系统与压力传感器、气体抽吸系统、污物收集系统及安全控制阀等组成。它是通过从稀释槽中闪蒸出来的蒸汽和末级冷凝水罐中的混合蒸汽经过带有多层滤网的管道进行多次过滤来实现气体净化的。其系统图如图3所示。其净化过程为:从稀释槽中闪蒸出来的蒸汽和末级冷凝水罐中的混合乏汽1经过过滤网筛2、3、4在引风机5的引力作用下, 乏汽进行一级、二级、三级过滤后从气体出口6引出干净蒸汽, 滤出的渣滓由过滤物收集箱7收集。为解决系统工作中会出现进气口气体压力异常波动或过滤网筛长时间工作后由于乏汽中含有铝酸钠、赤泥等杂质成分导致网孔径堵塞引起憋压的安全隐患, 该系统在过滤网筛前的气体管壁上安装了压力传感器8、9、10。该压力传感器将采集到的各段气管压力反馈到PLC控制系统11中, 与设定压力相比较, 当系统出现任何一段的压力异常时, 控制器就会发出控制信号启动高压水泵12, 同时电磁阀13、14、15和安全阀16被打开, 高压水通过喷淋水管对堵塞的网筛孔进行去堵塞处理。此时, 乏汽经过已打开的安全阀门16进行排空 (此排风口还用于对该系统检修时用) 。当压力达到设定压力时, 控制系统控制高压水泵停转, 电磁阀13、14、15和安全阀16同时关闭, 乏汽控制系统继续进行乏汽净化。为保证过滤效果, 选择过滤网时, 后一级的过滤网筛网孔做得比前一级小些, 也可以根据需要选择更多级的过滤网筛。

五、结语

经过对系统的改造后, 整个乏汽回收装置可以减少一台备用设备的投入 (若采用蒸汽发生器, 投资约500万元) , 大大减少了装备成本, 加之净化出来的干净蒸汽替代了现有工艺中部分蒸发车间产生的蒸汽, 减少了蒸发车间有价能量输入, 实现了节能减排、降低蒸发车间生产成本的目的。通过该系统后, 也解决了原有系统的结垢问题。, 同时高温乏汽过滤材料本身不会对乏汽的热量造成损失, 因此本工艺在乏汽回收工艺实现了质的突破。如, 该氧化铝公司溶出工艺稀释槽处乏汽排空量在4t/h左右, 若经过回收利用, 每组乏汽净化年收益350多万元, 四组乏汽共收1, 400多万元。经济效益很可观。

参考文献

[1] .殷贤炎.节能工业乏汽回收利用技术研究与探讨[J].节能, 2008

[2] .祁贵生, 刘有智, 焦纬洲.超重力法脱除气体中硫化氢[J].化工进展, 2008

[3] .于涛.乏汽回收利用技术应用研究[J].工艺与技术, 2012

废油回收工艺技术装置简介 第2篇

第一篇 回收工艺

目前，中国国内的润滑油销量大约为465万吨/年，且随着中国经济的发展，润滑油的销量在这年递增。产生的废机油的量相应增加。从资源利用和环境保护两个方面，必须对其进行回收利用。在工艺技术上，目前主要有三条利用途径：炼厂掺入原油或中间原料油回炼；加工分馏生产柴油；精制生产润滑油。

一、炼厂回炼

在中国国内，在炼油厂比较集中的地区，西北、东北等地，当地收购的废机油，主要包括有过的变压器油、液压油、齿轮油、汽油机、柴油机油、损耗油等，收购后送附近的炼油厂进行回炼。从工艺上讲，有的长直接掺入原油进行回炼，有些掺入渣油进催化裂化装置或焦化装置进行回炼，产品根据企业主加工流程而定，对燃料型炼油厂，主要为液化气、汽油、柴油等，对于润滑油型炼油厂，主要为润滑油基础油。这种回收利用不需要另外建装置，不需要增加人员，成本最低，经济效益最好，不足之处是废油集中地必须有现成的炼油厂。

二、利用分馏，生产柴油

润滑油的流程范围大部分处于柴油的流程范围。润滑油在使用过程中由于磨损、氧化等，其中有少量会发生剪切断链，生成小分子，有些在金属、氧化物作用下，被氧化变质，生成胶质，分子变大。正

对这种情况，目前国内处理工艺大致上分三种：一种是对原料油预处理后直接进行分馏，分馏采用两段，第一段为常压蒸馏，第二段为减压蒸馏，产品主要是轻柴油和重柴油，产生少量的干气、汽油和残渣，干气和残渣作为燃料自用。该工艺的特点是投资低，流程短，产品质量好。不足之处是产品凝点高，一般可以生产0号、10号柴油。第二种处理方法是固定床催化裂化工艺，将催化剂放在催化反应器中，循环催化，定期对催化剂床层进行烧焦再生，产品主要为柴油，收率大致在80%以上，产生少量的干气、液化气和汽油。这种工艺优点是工艺简单，产品可以根据市场需要任意调节，不足之处是生产的中有烯烃，容易变色，与催化柴油类似，不如第一种工艺生产的产品。第三种是采用非临氢异构化降凝工艺，将异构化降凝催化剂装在反应器中，进行反应，产品主要为柴油，收率大约为70-80%，副产少量干气、液化气和汽油。催化剂定期再生。优点是可以生产低凝柴油，不足之处是产品容易变色，类似催化柴油。以上三种废机油利用工艺，共同的优点是装置不易生焦结垢，堵塞设备、管线，装置能够做到长周期平稳运行。

三、利用精制工艺，生产润滑油基础油

废旧润滑油中的主要杂质成分为乳化水、磨损产生的金属、尘土带入的氧化物如二氧化硅、氧化变质生成的胶质、降解产物等。目前采用的精制工艺基本上是：破乳脱水、过滤、吸附、化学反应、常压分馏和减压分馏等，产品主要为润滑油基础油，有少量轻油馏分。优点是工艺成熟可靠，产品附加值高，经济效益好，不足之处是精制

脱除的胶质等需要焚烧处理。

第二篇 炼厂外企业投资

一、工艺选择一般原则

对于炼油厂以外的企业，选择废油回收利用所遵循的一般原则：主要是要根据产品的销路选择适合的处理工艺，如果当地及附近地区柴油市场比较好，就好选择主产柴油的工艺，如蒸馏工艺、固定床催化工艺等，对于北方寒冷地区，最好选择非临氢异构化降凝工艺。如果当地及附近地区的润滑油市场或润滑油基础油市场比较好，产品销售旺盛，则最好选择润滑油精制工艺，生产基础油。如果废油来源比较广泛，如在港口码头等地，除了有废机油，还有罐底稠油、渣油、轻油等，最好选用延迟焦化工艺，产品除液态烃、汽油或石脑油、柴油外，还可以副产部分焦炭。

二、关于加工规模

加工规模的大小，主要看装置建设地区及附近废油来源。机油的来源主要是汽车修理厂、液压厂、船舶修理厂、火车机车修理厂、飞机修理厂、车床修理厂等。总体来说，如果装置建设地区及附近地区废油总产量为1万吨/年时，废油处理规模应该定在8000吨/年比较适宜。

三、经济效益

废油回收利用，装置及配套工程投资大小主要看装置加工规模、企业共用工程配套等情况来确定，如果新建项目，规模在3万吨/年时，总投资一般在1500-3000万之间。主要的加工成本为废油购置费

硫磺回收装置尾气回收系统安全分析 第3篇

关键词：尾气回收,安全生产,影响因素,安全措施

1前言

尾气回收是将原硫磺回收装置从波纹板捕集器出来进尾炉的尾气进行加热后, 与H2混合进行加氢反应, 使尾气中的SO2和COS水解生成H2S, 这部分气体经冷却, 在吸收塔中用脱硫再生系统送来的胺液吸收其中的H2S, 从吸收塔中出来的净化尾气进入原焚烧炉烧成SO2后经冷却排入大气。尾气回收系统在正常生产中, 容易出现各种安全问题, 如果控制不好, 可能会导致事故的发生。

2工艺原理与流程

2.1尾气回收工艺原理

来自硫回收装置的制硫尾气经加热器加热到300℃, 混入H2后进入加氢反应器, 在催化剂的作用下, 保证加氢反应器入口温度在280～300℃范围内, 尾气中的SO2、COS、S8、CS2与H2进行加氢反应 (主要反应) :

3H2+SO2=H2S+2H2O+Q

8H2+S8=8H2S+Q

在加氢反应器反应后的高温气体经蒸汽发生器冷却至170℃, 进入尾气急冷塔下部, 与从顶部进入的急冷水逆向接触, 水洗冷却至36℃。

急冷降温后的尾气自塔顶出来进入吸收塔, 用溶剂再生系统送来的胺液 (15%的MDEA胺液) 吸收其中的硫化氢。

2.2尾气回收工艺流程

由硫回收装置来的制硫尾气, 进入尾气加热器与中压蒸汽换热至300℃, 混氢后进入加氢反应器, 在加氢催化剂的作用下SO2及COS等被加氢水解, 还原为H2S。进入反应器的氢气量由流量调节器控制。进入尾气温度由调节阀控制。

从加氢反应器出来的尾气进入蒸汽发生器, 经蒸汽发生器冷却至170℃, 同时蒸汽发生器壳层发生0.3MPa蒸汽。回收热量后的加氢尾气进入尾气急冷塔下部, 与急冷水逆流接触, 水洗冷却至36℃, 尾气急冷塔使用的急冷水用急冷水泵自加氢反应器底部抽出, 经急冷水冷却器冷却至36℃后, 返回加氢反应器循环使用, 因尾气温度降低而凝析下来的急冷水送至酸性水汽提单元处理。

为防止设备腐蚀, 需在急冷水中注入氨, 以调节pH值保持在7～8。急冷降温后的尾气自塔顶出来进入吸收塔, 用溶剂再生系统送来的胺液 (15%的MDEA胺液) 吸收其中的硫化氢, 尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气焚烧炉焚烧。

在尾气焚烧炉炉膛500℃温度下, 净化气中残余的H2S被燃为SO2, 剩余氢气和烃类燃烧成二氧化碳和水, 自尾气焚烧炉出来的高温烟气再掺入冷空气混合降温至300℃后由烟囱排放。尾气吸收塔使用后的富液用富液泵送返溶剂再生系统进行再生。

工艺流程图见图1。

3影响生产安全运行的因素分析

3.1影响加氢反应器床层温度的因素

(1) 加氢反应器入口制硫尾气中SO2的浓度

反应器进料中SO2含量极限由催化剂床层允许最大温升决定, 催化剂床层温升的允许范围是小于120℃, 为保证催化剂的使用寿命, 通常床层温度应小于400℃。当硫磺主炉配风大时, 制硫尾气中SO2含量超高, 若按比例配氢, 由于是放热反应, 结果使加氢反应器床层温度超高。

(2) 加氢反应器入口温度

为了使全部进行加氢还原反应为H2S, 必须保证进入反应器的温度在280～300℃范围内, 这也是COS和CS2全部水解为H2S的必要条件, 若反应器入口温度达不到280～300℃, S8和SO2就不能完全还原成H2S, 床层温度会很低。

(3) 加氢反应器入口H2浓度

加氢反应器入口的配氢量, 直接影响到床层温度。当制硫尾气中S8和SO2含量超高, 配氢量增大时, 参与反应的SO2量增大, 放热量增大, 结果床层温度会升高。当制硫尾气中S8和SO2含量小或正常时, 配氢少, 床层温度低。配氢多, 则造成氢气浪费。

(4) 加氢反应器入口、出口O2浓度

克劳斯尾气中O2组分与H2还原反应生成水, 导致尾气中还原组分减少, 并且0.1% (V) 的O2可使温升量达15℃, 可导致反应器床层温度升高, 且反应器出口出现没被还原的SO2。

3.2造成急冷塔堵塞的因素

(1) 加氢反应器入口制硫尾气中SO2的浓度

当硫磺主炉配风大时, 制硫尾气中SO2含量超高, 若为防止反应器床层超温, 少配氢, 则反应器出口有没被还原的S8和SO2。

(2) 加氢反应器入口温度

若反应器入口温度达不到280～300℃, S8和SO2就不能完全还原成H2S, 则反应器出口有没被还原的S8和SO2。

(3) 加氢反应器入口H2浓度

加氢反应器入口的配氢量, 直接影响到急冷塔的堵塞现象的发生。当制硫尾气中SO2含量超高, 保证了床层温度不超高, 就有S8和SO2不能完全还原成H2S。当制硫尾气中SO2含量小或正常时, 配氢少, 也有S8和SO2不能完全还原成H2S。

(4) 反应器入口、出口O2浓度

克劳斯尾气中O2与H2反应生成水, 导致尾气中还原组分减少, 也有S8和SO2不能完全还原成H2S。

上述四种原因, 在反应器中都有没有还原的S8和SO2存在, 这部分气体到急冷塔后, 在急冷水碱性环境下, 会形成水溶性的聚硫化物 (黄色) 和连多硫酸盐, 大量的SO2将使pH值减小, 并且形成单质硫。急冷塔的急冷水将阻止SO2穿透急冷塔到吸收塔, 硫的积累将导致急冷塔填料、管线堵塞。

3.3吸收塔中影响吸收效果的因素

(1) 胺液H2S的吸收能力太小

在吸收塔底, 气体与溶剂接近平衡, 平衡相中的H2S浓度与气体中的H2S分压及溶剂中CO2浓度有关, 后者越高, 富液的H2S负荷越低。因此, 吸收的CO2浓度太高会减少溶剂吸收H2S的能力。

(2) 贫胺液质量差

当胺液再生不充分时, 贫胺液中的酸性气组成较高, 在相同溶剂循环量时等于在塔顶的吸收溶剂量相对减少了。

(3) 与胺液不适当的接触

气相中酸性气组成向液相的传递, 依赖于气液相的接触面积和接触时间, 这两个参数主要由塔内填料高度、效率及液体分布器确定。

(4) 温度对吸收效果影响较大

由于N-甲基二乙醇胺的碱性随温度的升高而减小, 根据吸收的原理, 温度低对吸收有利, 但温度太低也不利于吸收, 所以温度一般控制在一个最佳范围内, 一般控制在30～40℃。

(5) 贫液温度对吸收的影响较大

温度较低, 胺液的吸收能力较大, 对吸收有利, 贫胺液的H2S和CO2的平衡分压较低, 即净化气的酸性气浓度较低。适宜的贫液温度推荐为25～40℃。

(6) 压力、胺液浓度及循环量对吸收效果的影响

吸收塔压力的提高, 有利于吸收的进行。胺液浓度的改变不如期望的那么大, 其理由是在溶剂中H2S/SO2浓度比恒定的条件下, 随着胺液浓度的增加, 气相中的酸性气分压也增加。另外, 如果用数量较少的高浓度的胺液吸收相同数量的酸性气, 吸收的放热量将胺液温度升得较高, 这就导致胺液的酸性气分压相对增加, 对吸收不利。

4控制各种影响因素的安全对策措施

4.1控制加氢反应器床层温度的安全对策措施

(1) 应正确配比克劳斯反应的风与酸性气的比值, 控制制硫尾气中的SO2浓度, 在短时间内尾气中SO2的允许最大浓度为1% (V) 。为保持较低的温升, 在不降低总硫回收率的条件下, 尽可能地降低制硫尾气中SO2浓度, 通常保持尾气中H2S/SO2比值在3～6范围内。

(2) 应保证尾气加热器的入口中压蒸汽压力在3.5MPa、温度在400℃, 控制好调节阀, 以保证尾气加热器的出口的制硫尾气在300℃。

(3) 在正确配比克劳斯反应的风与酸性气的比值时, 可定期分析净化气中的氢浓度数据, 适时调整混氢阀, 控制净化气中氢浓度稍高于正常值, 为3%左右, 保证制硫尾气中和S8全部还原为H2S。

(4) 在连续操作的过程中, 应正确配比克劳斯反应的风与酸性气的比值, 控制反应器入口O2浓度在0.4% (V) 以下。

4.2控制急冷塔堵塞的安全对策措施

通过急冷塔的压力指示可及时判断填料堵塞与否。防止反应器出口出现SO2的方法是调整反应器条件保持过量的氢, 并优化克劳斯单元的操作。急冷水循环设立的过滤器, 用于除去硫颗粒和铁锈。另外因急冷水的pH值降低, 对SO2的吸收量降低, 对设备腐蚀增大, 这时应补充液氨增大急冷水的pH值。

4.3控制吸收塔吸收效果的安全对策措施

(1) 稳定上游干气、液化气的操作, 控制好闪蒸罐温度, 减少入硫磺主炉酸性气中的烃含量, 正确配比克劳斯反应的风与酸性气的比值。

(2) 稳定脱硫部分再生塔的操作, 提高贫液质量。

(3) 应改善吸收塔内的构造, 以提高气液相的接触面积及接触时间。

(4) 控制急冷塔急冷水的入口温度在40℃, 尾气出蒸汽发生器温度≤170℃, 以保证急冷塔顶尾气出口温度约40℃, 并且应尽可能的低, 其目的是使气体带入吸收塔的水尽可能的少, 并且低温有利于吸收。

(5) 注意脱硫部分贫胺液冷却器的循环冷水入口温度, 控制贫液温度25～40℃。

(6) 由于尾气回收的特殊工艺, 使进入吸收塔的气体只有0.015MPa, 而达不到更高的吸收压力, 所以采取大的胺液浓度和循环量来保证对H2S的吸收效果。胺液浓度一般控制在15%左右。胺液循环量一般在10～15t/h。

参考文献

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[3]崔克清, 张礼敬, 陶刚.化工安全设计.北京:化学工业出版社, 2004CUI Ke-qing, ZHANG Li-jing, TAO Gang.Chemical Safe-ty Design.Beijing:Chemical Industry Press.2004

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如何提高硫磺回收装置总硫回收率 第4篇

关键词：硫磺回收,硫回收率

1 前言

随着环保法规的日益严格, 国内已建造了许多硫磺回收装置来处理炼油厂及天然气化工厂产生的含有硫化氢的酸性气。如何优化硫磺回收装置的操作, 使装置能够安、稳、长、满、优运转, 提高硫回收率并降低环境污染, 对硫磺回收装置的操作者来说是最重要的。面对国家日益严格的环保要求, 以及从自身经济利益和环保效益出发, 提高硫磺回收装置的硫回收率, 最大限度地减少硫损失, 减少污染, 显得非常紧迫。

2 提高硫磺回收装置总硫回收率的技术对策

影响硫磺回收装置硫磺回收率的因素很多, 如配风比、酸性气质量、操作温度、雾末夹带、以及催化剂的选择等。下面说明这些因素对总硫回收率的影响, 并提出解决这些问题的技术对策。

2.1 配风比

配风比指进入制硫炉的气体中空气与酸性气的体积比, 根据酸气中H2S、CH4及其它烃类组分含量, 计算并按化学当量配给空气, 由化学方程式可推得:

其中:CH2S为酸性气中H2S的体积百分数;

CCH4为酸性气中CH4的体积百分数;

CO2为空气中氧气的体积百分数;

酸性气中的其它烃类可按耗氧量折合成CH4一并计算。

要实现硫磺回收的最大硫转化率, 应控制合适的配风比, 保证进入各级转化器的过程气中H2S/SO2=2[1]。如果H2S/SO2比值偏高, 则化学平衡硫损失将剧烈增加。空气不足比空气过剩对化学平衡硫损失的影响更大;同时也说明, 两级转化器的克劳斯装置要求配风比控制在±2%。

我厂硫磺回收装置的酸性气来源于酸性水汽提单元和溶剂再生单元, 酸性气的量和组成经常波动, 因此H2S/SO2的比值很难控制在适宜范围内。投用一台性能可靠的H2S/SO2在线比例分析仪, 实行自动跟踪调节, 克服了化学分析的滞后性和间断性。该分析系统设计比较合理, 运行稳定可靠, 控制器微机化, 功能齐全, 操作简便。投入运行后可使硫磺回收装置的平均转化率提高, 有较明显的经济效益和社会效益。

2.2 提高酸性气质量

酸性气中除含硫化氢外通常还含有氨、二氧化碳、烃类及饱和水汽等。这些组分的存在会降低过程气中硫化氢、二氧化硫的分压, 从而降低了硫磺回收装置的硫转化率, 并且使副反应增加、造成碳沉积, 以致克劳斯装置难以操作[2]。

2.2.1 降低氨含量

酸性气中所含的氨与硫化氢反应生成铵盐以致管线堵塞, 生产难以顺利进行。酸性水汽提单元主要脱除的是硫化氢气体和氨, 采用的工艺是单塔加压、侧线抽出工艺。控制好各控制点的温度、压力、液位, 给予合适的冷热进料比、侧线抽出比, 尽可能使氨气从侧线抽出, 能有效降低酸性气中氨含量。

2.2.2 降低烃类含量

烃类的存在将增加燃烧所需空气量, 并且释放出大量热, 增加制硫炉的热负荷。烃类燃烧生成产物二氧化碳和水汽稀释了过程气中反应物硫化氢的浓度, 降低了收率。若配风不足或炉温不够, 烃类燃烧不完全, 有碳黑析出导致碳沉积使催化剂失活, 床层压降增大, 硫磺呈黑色影响产品质量, 同时, 它在燃烧炉中与硫化氢发生副反应生成COS和C S2, 增加了有机硫损失, 降低了转化率。

要降低硫磺回收装置原料气中烃类含量, 首先要降低气体脱硫装置操作温度。脱硫装置原料气温度过高, 干气或液态烃中夹带的油气分子进入脱硫系统与塔顶贫液相互接触油气被冷凝浮在脱硫剂表面, 隔油若不能及时烃类物质会随脱硫剂进入脱硫系统闭路循环这也是造成酸性气中烃类含量过高的一个主要原因。在操作上控制原料气温度小于40℃[3], 使贫液温度稍高于原料气温度3-4℃, 以减少烃类在胺液中的溶解度。

在脱硫系统前增加富液闪蒸罐, 采用先换热后闪蒸工艺, 闪蒸压力低对烃类闪蒸有利, 下限为火炬管网的压力, 上限为富液能自压至再生塔的压力;闪蒸温度高对烃类闪蒸有利, 其上限为富液换热后温度;停留时间长也对闪蒸有利。一般认为, 闪蒸压力为0.3MPa, 闪蒸温度为不小于98摄氏度。维持好闪蒸罐液面和压力, 尽可能使轻烃最大限度的从富液中蒸出, 降低原料气中烃含量。

2.2.3 降低水含量

若酸性气中含水量过高, 会导致制硫炉温度波动较大, 影响炉子使用寿命, 水蒸气入炉汽化后使制硫炉压力上升, 增加炉子的负荷, 影响硫回收率。因此, 我装置从酸性水汽提单元过来的酸性气经过气液分离罐除去一部分水;从溶剂再生单元过来的酸性气经过空冷将水蒸气冷却成液体, 冷却下来的水通过回流泵从回流罐打回塔内。而酸性气则经过回流罐后与气液分离罐过来的酸性气一起进入酸性气缓冲罐, 进行进一步的脱液后方可进入制硫炉, 这样大大降低了水的含量。

2.3 最后一级冷凝冷却器的温度过高

为了保证下一级转化器在较低的温度下操作并生成更多的硫, 在冷凝冷却器中进行硫的脱除是必要的。在每一级转化器的后面都有一级冷凝冷却器将气流冷却并使生成的元素硫冷凝并脱除, 末级过程气的冷凝冷却器是决定硫蒸汽损失的关键。最后一级冷凝器中的硫蒸汽损失是由操作温度决定的, 如果该冷凝器的操作温度为125～130℃[4], 相对于富酸性气来说, 引起的硫损失约为<1%。为消除铵盐的沉积, 许多装置的最后一级冷凝器的操作温度通常为155℃, 由此引起的硫损失至少为1.2%。因此, 要在工艺条件允许范围内, 尽量降低最后一级冷凝器的温度。

2.4 液硫雾沫夹带

硫磺回收装置设置冷凝冷却器的目的是将上游转化器生成的硫磺冷凝后进行分离并从工艺气中脱除。如果任何冷凝的硫没有从工艺气中脱除都会直接影响硫回收率。通过调节空速及接触时间并在末级冷凝冷却器后安装液流捕集器, 用于分离尾气中夹带的液流雾滴, 液硫雾沫夹带引起的硫损失可很大程度降低, 但实际上微量的雾沫夹带是难免的。

3 结论

硫磺回收装置是炼厂一套非常重要的环保效益型装置, 装置生产的好坏, 直接关系到人们的切身利益。三级克劳斯装置的理论硫回收率大约为99%, 二级克劳斯装置的理论硫回收率大约为97.5%。因此, 我们可以适度增加反应级数, 增加尾气处理系统, 克服上述几个因素的影响, 从而减少环境污染, 实现可持续发展。

参考文献

[1]林本宽, 提高国内炼厂硫回收装置生产水平的几点看法, China Academic Journal Electronic Publishing House, 1994-2009

[2]诸林, 天然气加工工程, 西南石油大学出版社, 2006, 7

[3]白永成, 颜兵, 提高硫转化率, 增加硫磺质量。化学工程与装备。2009, 4.46-50

浮筒式浮油回收装置 第5篇

随着经济的飞速发展, 世界各国对石油需求的增长, 水上石油运输已经成为了不可缺的一部分, 随之而来的溢油事故也越来越频繁, 严重污染了海洋的各个角落, 不仅严重损害了经济利益, 对海洋环境, 生态、资源和人类健康更是产生了严重威胁, 且不利于人类的可持续发展。溢油会隔绝海水与空气, 造成植物缺氧, 动物窒息, 进而降低海洋的自净能力, 破坏海洋的生态平衡[1]。如何高效快速地对溢油进行回收处理已成为当今世界各国所关注的重要课题。海上浮油处理设备主要应用于海上漏油事故中对油污的回收和清理, 以减少海面浮油量进而降低对事故海域生态环境的影响, 对海上油污的回收还可避免过大的资源浪费, 因此意义重大。

目前我国在处理漏油事故中方法落后, 主要依靠人力收集浮油, 工作效率低, 急需一种实用且易推广的海上浮油处理设备。目前应用于实际的海上油污处理设备很少, 且制作成本过高, 工作效率低, 难以推广使用。本设计应用相关原理, 设计成的浮筒式的浮油回收设备, 在漏油事故中可用于对海水表面浮油的收集工作。其构造简单, 生产成本低, 可在货船, 油船上备用以及时处理海上漏油事故。

1 海洋浮油的处理技术

海洋浮油的处理方式按其性质可分为3种:物理法、化学法和生物法[2,3]。

1.1 物理法

物理法是指不改变油的存在方式, 将水和油分离出来, 一般通过吸附材料, 或者机械设备来回收浮油。目前国内外处理浮油的主要方法是物理法, 该方法特别适用于回收油层较厚浮油。但是其缺点是受风浪、粘度等因素的影响较大。

1.2 化学法

化学法主要有化学试剂法和燃烧法。化学试剂法主要适用于处理油膜较薄的浮油, 选用化学试剂最重要的就是毒性要低, 降解性好;燃烧法是指用火把油点燃, 简单方便, 反应快效果好但容易破坏生态平衡, 浪费资源。

1.3 生物方法

生物法是利用油类作为微生物新陈代谢的营养物质将浮油降解, 进而达到去除浮油的目的。当溢油处理时物理法和化学法都不适用, 此时生物法的优势就凸显出来了, 它的经济性、高效性、无二次污染等特点是其他两种方法无法比拟的。

2 浮筒式的浮油回收设备设计原理

浮筒式的浮油回收设备运用物理法进行浮游回收。该装置由主机和控制箱两大部分组成。主机包括浮筒、进水管、堰板、集油箱、喷水推进器和油位控制器, 控制箱有电气控制系统、油泵。

2.1 浮筒

浮筒, 即组合式模块, 它以高分子聚乙烯为原料, 通过吹塑工艺加工而成, 可漂浮在水面上, 他是一个革命性的产品, 是目前最好解决水陆连接问题的产品。浮筒因为其良好的抗冲击性, 防UV, 防腐蚀, 稳定的性能和合理的价格开始慢慢在国内流行起来, 最重要的是它对环境无害, 而且基本不用维护。不管是深水浅水, 动水静水, 咸水淡水, 冻水热水, 净水污水, 机会只要是有水的地方, 浮筒都可以物尽其用, 浮筒组成的各类产品具有变化无穷、自由组合成各式形状, 简单且快速的安装和拆卸, 对环境无害, 轻巧、稳定和安全, 100%免维护。因此该回收装置中应用了浮筒的各个特点, 进一步的发挥了浮筒的特点。

2.2 进水管

在进水管开端安装带折堰的收油头, 让水表层的浮油通过堰顶流入集油容器内, 随时调节油层与进水管之间的液面变化。且在进口处设置滤网, 对浮油进行初步过滤。在进水管末端使出水断面增大, 使水的流水速度减小, 根据比重比, 使油水分离。

2.3 油位控制器

油位控制以一个浮动操作的阀门控制着集油箱顶部油的厚度, 当油层达到一定厚度时, 开动油泵, 将浮游吸收到指定位置。

2.4 集油箱

集油箱设置成圆筒形状, 且具有多个进水管, 确保回收装置在喷水推进器作用的每个方向都能进行浮油回收, 且可以提高溢油回收效率。

2.5 喷水推进器

本装置采用喷水推进系统, 该系统不仅环保无污染且节能, 装置中的喷水推进器设计成双进口, 一个置于海底与海水相连, 另一个与集油箱的吸水口相连, 使油水分离后的水, 通过水泵的抽吸, 这部分水有一定的能量, 能直接进入喷水推进器进水口, 节省了部分能量。该装置机动性能和操纵性能好, 依靠两部分能量, 通过喷射出的高速水流实现回收装置的各个方向的前进和倒航。

2.6 设计原理

使用时将主机放入有浮油的水体, 主体靠浮筒的浮力漂浮于水面, 调节浮筒与集油箱的相对高度, 使集油箱保持平衡并且淹没于水中, 接通电源, 并调节好喷水推进器的最佳转速, 整机即可投入运行。

吸收器系用重力分离原理, 在工作前先把水充向集油箱内, 利用水泵从吸水口抽取箱内的水, 在喷水推进器和产生的负压的双重作用下, 浮油和水的混合物迅速进入进水管, 由于进水管的出水断面的扩大, 水的流速降低, 靠比重差油上浮于分离筒顶部积存, 当油积存到一定厚度时油泵启动, 推进器不停地将水面浮油压人分离筒内, 且对各个方向进行浮油回收。上述过程重复进行, 水面浮油基本收尽。

3 设计特点

本设计的特点是海水与浮油在集油箱内分离, 避免将水和原油的混合液体一同吸入船舱中。这样被送到船舱内的浮油浓度可以保证一定的高度, 节省了船舱的容积, 保证了工作效率。应用了喷水推进系统, 代替了推进器, 不仅可以很好的控制装置的运行方向, 而且环保节能且无污染, 充分利用了油水分离后水的能量。

本装置相对同类处理设备具有以下优点:工艺简单, 成本低, 工作不依赖特殊船只且单个设备体积小因而便于快速投放, 并可在油轮、平台、原油码头等地储备以备不时之需, 工作方式灵活, 可根据不同工况采用不同组合形式。特别是本装置独立性好, 不受环境及辅助设备的影响, 投放快速多样, 是本回收装置的最大亮点。

4结论

浮油回收技术在我国还是一个初期阶段、是一个新生事物, 主要表现在研制和生产规模、水平相距甚远、在产品的系列开发大型化、装配齐全配套方面还有一定距离。本装置采用重力分离, 由产生的负压作用和喷水推进器将水压入集油箱内。由于具有油水分离功能, 所以回收效率对波浪不敏感, 该装置可以提高回收浮油的效率。但还需要进一步完善, 特别在操作的灵活性方面、回收浮油角度方面、需进一步创新改造、使浮油回收技术在各个领域中发挥更大效益。

摘要：随着海洋的油污染越来越严重, 浮油回收设备也越来越多, 本文对浮筒式回收装置进行优化设计, 使得可以及时处理海上漏油事故, 使具有油水分离功能, 并具有自行推进功能, 分析其优点。

关键词：浮油,浮筒,优化设计,分离

参考文献

[1]周李鑫, 濮文虹, 杨帆.海上溢油回收技术研究[J].油气田环境保护, 2005 (3) :46-51.

[2]曾德芳, 罗亚田, 张科.高效快速溢油回收处理技术探讨[J].武汉理工大学学报, 2003, 25 (7) :48-50.

汽车尾气余热回收利用装置探索 第6篇

随着经济的快速发展, 世界汽车保有量已经突破10亿多辆, 其发动机数量巨大, 造成了石油消耗量急剧增加。由于化石能源数量有限, 如何提高汽车发动机的能量利用效率受到人们的广泛关注。研究表明, 汽车发动机的能量利用效率普遍较低, 发动机燃料释放的化学能仅有1/3左右被有效利用, 大部分能量都以废热形式散失或排放到大气中, 这对能源造成了极大的浪费, 也给环境带来了不良的影响。若能把汽车尾气中的余热有效利用起来, 这将成为降低汽车能耗, 提高汽车能量利用效率的有效途径。

尾气余热回收利用技术

汽车发动机废气余热回收利用技术是通过余热回收设备将发动机尾气所含的热量进行回收, 将其变为可用能源, 实现变废为宝的一种手段。该技术是提高能源利用率、降低生产成本以及保护环境最有效、最直接的途径之一。

根据当前不同型号的汽车发动机的排量和燃料, 汽车尾气排放温度有所差异, 一般为400~600℃, 尾气中的这部分热量具有很大的利用价值。目前, 汽车尾气余热回收利用技术多种多样, 其中应用比较广泛的技术包括车厢供暖、制冷、发电以及加热饮食和提供热水淋浴等。但这些技术仅仅局限在改善乘车环境方面, 并且对车型的要求较高。若能将尾气余热回收利用技术应用在改善汽车发动机燃烧性能和降低汽车发动机有害排放方面, 那么该技术不仅能提高车用燃料的能量利用效率, 还能减少环境污染。

尾气余热利用装置

为了将汽车尾气余热回收利用技术应用在新的领域, 笔者提出一种乙醇水蒸汽重整制氢装置。该装置是基于壳管式换热器的基础上进行设计的, 利用换热器的换热特性, 将汽车发动机尾气中的能量用于乙醇水蒸汽催化重整。乙醇水蒸汽经过催化重整后, 将产生大量的H2、CH4和CO等气体, 再将这些富氢混合气用于汽车发动机掺烧。研究表明, 乙醇水蒸汽催化重整产生的富氢混合气可以加快化石燃料的燃烧速度, 有效提高汽车发动机的工作性能, 还能减少CO2、NOx等有害物质的排放。

该装置的具体工作流程如附图所示。首先, 汽车发动机排放的高温尾气从排气管进入余热回收利用装置, 该装置将尾气中的能量用于乙醇水蒸汽催化重整。然后, 产生的富氢混合气通过压力调节器保持稳定的压力, 进入安装在发动机进气管路上的混合器与空气混合, 混合器根据发动机的工况调节燃料的流量, 使重整气进入发动机气缸进行掺烧。最后, 汽车发动机产生的高温尾气再次进入汽车尾气余热回收利用装置, 经过如此循环, 实现了汽车发动机尾气余热的利用和汽车发动机掺人烧的目的。

1.汽车发动机2.进气管3.混合器4.功率阀5.压力调节器6.气体控制电磁阀7.压力表8.富氢气体导管9.排气管10.余热回收利用装置11.流量计12.酒精箱

汽车尾气余热回收利用装置的能量分析

1.汽车尾气余热利用装置初始条件的设定

为了对该余热回收利用装置中所涉及的能量变化进行机理分析, 特对该装置中涉及到的初始条件和状态参数进行合理的设定。

(1) 装置的内部环境。假设该装置在传热过程中没有其他热损失, 含水乙醇和汽车尾气以顺流的方式分别通过该装置的壳程和管程, 整个装置内部始终处在标准大气压的条件下。

(2) 冷、热流体及其相关参数。根据当前汽车发动机稳定工况下的尾气温度范围 (400~600℃) , 假设汽车发动机尾气温度始终维持在550℃, 即热流体进口温度t1′=550℃;假设汽车尾气全为发动机稳定工况下产生的CO2气体, 该装置直接回收利用CO2气体中的余热, 为乙醇水蒸汽催化重整提供能量;热流体中的热量被该装置回收利用后, 假设其在出口的温度为t1″。

将含水乙醇作为汽车尾气余热回收利用装置的冷流体, 其从室温条件下进入该装置, 设定冷流体进口温度t2′=25℃;根据乙醇催化反应的温度范围 (200~400℃) , 假设冷流体在该装置中发生催化反应后的产物温度始终维持在400℃, 即出口温度t2″=400℃;再根据汽车发动机掺氢量以及催化反应方程式C2H5O H+3H2O→6H2+2C O2中各物质的摩尔比, 确定冷流体的质量流量。

(3) 装置中所涉及的能量参数。汽车尾气余热回收利用装置中的能量涉及3个部分, 其中包括反应热、含水乙醇吸收的热以及汽车尾气中被有效利用的热。

对于反应热Q1, 假设余热回收利用装置中含水乙醇只发生如下反应, 并且反应完全:

考虑到反应后CO2和H2的温度都维持在400℃, 而反应中的焓变ΔH是反应物和生成物在同一温度和压强条件下计算的, 那么单位时间内反应所需要的总能量Q1包括反应中的焓变Q1′以及CO2和H2从25℃升温至400℃所吸收的热量Q1″, 则Q1=Q1′+Q1″。

对于含水乙醇吸收的热量Q2, 含水乙醇经过余热回收利用装置的过程中, 其温度由25℃上升到400℃, 达到反应温度400℃后再发生催化反应, 吸收的热量由以下三部分组成:在标准大气压的条件下, 液态的含水乙醇从室温状态升温至发生物相变化时所吸收的热量、乙醇和水分别在78℃、100℃时发生物相变化时吸收的热量、气态的乙醇水蒸汽升温至反应温度400℃时所吸收的热量。则:Q2=QH2O+QEt OH, Q2为随后发生的催化反应直接提供能量。

对于汽车尾气中被有效利的热Q3, 它是通过余热回收利用装置将汽车尾气中的能量部分转化所得。

2.汽车尾气余热利用装置中的能量计算

(1) 反应所需要的总热量Q1。该能量包括反应物和生成物的焓变Q1′与CO2和H2从25℃升温至400℃所吸收的热量Q1″。

(2) 冷流体吸收的总能量Q2。根据上节能量参数的设定可知, 在标准大气压的条件下, 水和乙醇的吸热量分别如下:

(3) 汽车尾气经过该装置后的出口温度t1″。根据热力学第一定律, 汽车尾气放出的热量等于冷流体吸收的热量。

能量校核及装置可行性评估

若汽车尾气中的余热能够通过该装置有效转换成为乙醇水蒸汽发生催化反应所需的能量, 那么该装置在汽车尾气余热利用领域将具有较大的研究价值。故此, 通过比较Q1和Q2的数值关系, 校核冷流体在余热回收利用装置中所吸收的热量是否满足反应所需的能量。再根据能量平衡关系计算的t1″的数值, 校核热流体出口温度t1″是否大于冷流体发生催化反应后的环境温度t2″。

根据计算结果:反应所需的能量Q1=6.4 5 6 k J/s, 冷流体在余热回收利用装置中所吸收的热量Q2=9.178k J/s, 则:

根据上式可知, 冷流体在余热回收利用装置中所吸收的热量可完全满足乙醇水蒸汽重整反应所需的能量。

另外, 汽车尾气经过余热回收利用装置后的出口温度t1″=519.778℃, 冷流体在该装置的壳程中经过催化反应后的温度t2″=400℃, 则:

根据上式可知, 汽车尾气经过该装置的管程后, 在装置出口处的温度远远大于装置壳程中的环境温度, 这说明汽车尾气能使壳程中的温度始终维持在400℃, 从而保证了装置中催化反应的持续发生。

通过能量和温度的校核结果, 可以判定该装置完全可以将汽车尾气中的余热进行部分回收, 为含水乙醇催化重整提供能量, 实现汽车发动机尾气余热的利用和汽车发动机掺烧的目的, 提高汽车燃料的能量利用效率, 减少汽车发动机有害物质的排放。

结语

天然气回收装置投用小结 第7篇

1 技改思路

经初步估算, 一期合成氨装置每经历一次大修停、开车, 为保护原料气盘管, 脱硫出口天然气将放空近600km3。若出现一段炉烘炉与催化剂还原等情况, 前系统开车时间延长, 放空天然气量将更高。这样不仅造成天然气资源的浪费, 同时增加了系统的能耗, 因此非常有必要对此过程中的天然气回收利用。

经过分析, 要回收的天然气放空时间段分别为一段炉氮气升温后期 (200℃以后) , 蒸汽升温, 化工投料前期 (负荷在14km3/h以下) 。由于经过HV01005放空的天然气只经过脱硫装置, 天然气的品质没有改变, 只是放空天然气温度呈阶段性上升, 另外随着一段炉温度的升高, 放空天然气量也随之增加, 平均流量在5~6km3/h, 最高瞬时流量可达12~13km3/h, 天然气温度最高可以达到360℃。由于天然气组分没有变化, 通过技改在HV01005截止阀前引一条管线送入天然气回收换热器 (01AE003) , 将天然气换热后接入天然气压缩机防喘振阀后管线, 一并进入01F001, 就可以实现天然气回收。

回收时, 将放空天然气经减压阀降压和水冷器降温后返回至天然气压缩机入口, 既可保证保护盘管的天然气流量, 又可达到回收利用放空天然气的目的。

本回收装置中核心的设备为天然气回收换热器 (01AE003) , 其参数如表1所示。

这套天然气回收装置于2012年12月跨年度大修时初步安装好, 2013年3月仪表安装调试完毕。2013年6月, 因燃气透平跳车, 系统退到一段炉化工投料阶段, 于是利用此机会进行天然气回收装置的投用测试。

2 天然气回收装置的投用

投用前, 确认设备机械竣工已完成, 管道水压试验及吹扫已完成, 进出口盲板已倒通位, 整个回收管线氮气置换合格, 并保压。确认相关仪表阀门正常, 流量计、热电偶、现场压力表指示正常, 循环水引至阀前。

2.1 投用步骤

(1) 开停车期间, 天然气首先在HV01005放空, 确保一段炉盘管温度正常。

(2) 现场全开循环水进、回水阀, 确保循环水量最大投用, 并进行排气。

(3) 天然气管道进行工艺气置换。确认HV01006前截止阀关闭, 主控稍开HV01006 (阀位控制在10%以下, 现场确认) , 现场开回收管线01F001前截止阀, 对天然气管线进行充压, 至2.0MPa后停止充压。现场对法兰连接处查漏, 合格后开放空, 进行排放后关闭。反复置换, 直至分析合格。

(4) 置换合格后, 缓慢开回收管线01F001前截止阀, 对管道再次充压至该截止阀全开, 主控关闭HV01006, 现场逐渐全开HV01006前截止阀。

(5) 主控开始缓慢开HV01006进行导气, 逐渐关HV01005, 直至HV01005全部关闭。

2.2 投用注意事项

(1) 天然气回收前, 必须确认01AE003循环水进出口阀处在全开位置。

(2) 在投用过程中要确保03B002E04盘管温度稳定。

(3) 投用回收系统一定要在天然气压缩机正常运行情况下才能使用。在条件允许的情况下, 该压缩机可提前开车。投用时要保证天然气压缩机出口压力在4.0MPa以上, 保持返回压差, 这样可避免一段炉工艺蒸汽倒回压缩机。

(4) 投用过程中, 注意调整天然气压缩机组的返回。在投用量增大时及时关小防喘振阀FV01004, 防止天然气压缩机超负荷运行。

(5) 投用过程中, 确保01AE003内部无汽化现象发生, 现场多监控、监听。

(6) 换热后天然气温度控制在45℃以下。若温度超过50℃, 要减少天然气回收量, 可稍开HV01005控制盘管温度。因为换热后天然气温度设有高温联锁, 正常投用时, 一旦联锁触动, HV01006将会联锁关闭, 回收中断。此时应关注对01机组的影响, 对盘管温度的影响, 及时联系调度, 增大用气量, 主控手动迅速开HV01005, 同时还要防止天然气压缩机入口压力低低联锁触发。

(7) 投用时注意观察天然气压缩机入口天然气压力及配气站压力, 防止退气过快造成安全阀起跳。

(8) 由于脱硫剂强度较低, 容易粉化, 经脱硫回收后, 可能会将脱硫剂粉尘带到天然气压缩机系统, 尤其是新更换脱硫剂后, 要倍加注意。装置检修中要注意检查01F001内部及除沫器和01AE003换热器列管等, 防止粉尘堆积。

(9) 投用过程中密切注意01F001液位。如有液位应及时排掉, 防止高液位进入压缩机缸体, 损坏压缩机。

3 天然气回收装置投用效果

天然气回收装置技改成功的关键在于放空阀HV01005能否关闭, 水冷器能否满足要求, 对系统的影响是否可接受。

投用过程中记录数据如表2所示。

由图3可以看出, 在系统负荷 (FC03013) 为5.0km3/h的工况下, 回收装置投用后, 天然气总耗气量 (FQ1601) 由投用前的28km3/h降到16km3/h, 天然气总耗气量下降明显。

开停车期间, 由于系统换热较少, 循环水进回水温度较正常值低, 有利于回收系统的投用。本次投用时, 环境温度为28℃, 循环水进水温度仅为28.1℃, 脱硫后温度为350℃, 回收量为14km3/h时, 循环水回水温度30.4℃。现场检查, 换热器内部没有异常声响, 说明两介质接触时, 循环水侧并没有发生汽化现象, 换热器效能及可靠性得到了验证。

换热后, 天然气温度降至38℃ (TI01016) , 满足设计要求, 运行中天然气压缩机组出口气温度出现小幅上涨, 但天然气压缩机组从转速到机组振动都未有明显变化, 说明对天然气压缩机组的影响还是比较小的。

本次试验, 最大回收量短时间接近设计值, 回收阶段系统天然气放空阀HV01005能够完全关闭, 回收后的天然气对天然气压缩机的影响亦在指标范围内。在负荷较低情况下, 返回10 000m3/h天然气即可满足控制脱硫入口温度和保护原料气盘管的要求。

本次天然气回收测试共分三个阶段进行。

第一阶段6月22日9:25~14:20, 天然气回收装置回收压差平均1.0MPa, 回收时长7h。共计回收天然气98km3。

第二阶段6月22日20:40~23日8:40, 天然气回收装置回收压差平均0.7MPa, 回收时长12h, 共计回收天然气108km3。

第三阶段6月24日4:40~8:40, 天然气回收装置回收压差平均0.7MPa, 回收时长4h, 共计回收天然气56km3。

本次测试阶段共计回收天然气262km3。

4 天然气回收装置的停用

(1) 根据工况要求逐渐关闭HV01006, 直至全关。

(2) 关闭HV01006前截止阀。

(3) 现场关小01AE003换热器回水阀开度至10%以下。

5 结语

通过本次测试, 回收阶段系统天然气放空阀HV01005能够完全关闭, 天然气预热盘管温度控制正常, 换热器效果良好, 对系统影响小, 完全达到了预期设计目的。并且, 投用天然气回收装置, 还具有以下效果。

(1) 节能减排, 经济效益明显

本次开车, 天然气回收装置测试共回收天然气262km3, 以0.7元/m3天然气价格计算, 将节省费用183 400元, 经济效益明显。改造共投资163万, 经估算, 四次装置大修开停车所节省的费用, 就可以回收成本。

(2) 增加装置抗风险能力

该项目的实施不仅能满足开停车期间的需要, 在特殊工况下 (如远端天然气中断) , 能充分利用管道余气, 回收因保护天然气预热盘管而放空的天然气, 延长装置运行时间, 最大限度避免装置完全停车, 保证最短时间恢复正常生产。

摘要：通过技改, 增加天然气回收装置, 回收开停车期间脱硫后放空的天然气。投用后取得了很好的效果, 达到了设计目的。

关键词：天然气,回收,技改,节能减排

参考文献

[1]沈浚主编.化肥工学从书——合成氨[M].北京:化学工业出版社, 2001.

PSA氢回收装置工艺优化简介 第8篇

1 影响PSA单元氢气产量的主要因素

1.1 操作系数

吸附时间的控制方式有自动和手动 (或能力和局部) 两种控制方式。自动方式控制时, 吸附时间作为进料流率的一个函数自动计算得出, 吸附时间可以随进料流率的变化及时自动地调整, 而且可以通过调整控制系数使得吸附时间与进料流量相匹配, 使氢回收率保持在一个高水平上。因此, 正常生产中自动 (或能力) 控制方式是优先选择的操作方式。

手动 (或局部) 控制时, 吸附时间的控制由操作员利用控制台键盘输入新的吸附时间来实现。一般应用于开停车或者进料组成急剧变化和怀疑进料流量计有故障等异常情况下, 操作员根据需要或实际进料量的大小, 输入合适的吸附时间, 以便尽快地得到合格产品或防止杂质超载现象的发生。

PSA单元回收的氢气的纯度必须大于98.0%。其操作系数是一个可访问的显示电, 允许手动调整吸附时间, 即操作人员可通过调整操作系数来调整PSA步骤时间。它能有以下几个值:

操作系数=1吸附时间 (周期) 与设计指标相同

操作系数>1延长PSA周期、延长吸附时间操作系数<1缩短PSA周期、缩短吸附时间笔者在系统负荷为100% (氢气设计产量16 430m3/h) , 其他参数大致不变的情况下调整操作系数到稳定状态, 并记录了相关的数据, 见表1。

由表1可以看出, 在设计指标范围内, 保证PSA装置所产氢气纯度大于98.0%的情况下, 适当调节PSA操作系数对氢气实际产量有明显的影响。

1.2 原料天然气组分

笔者在系统负荷为100%, 其他参数大致不变的情况下, 观察原料天然气组分波动对PSA单元氢气产量的影响, 见表2。

由表2可以看出, 在设计指标范围内, 保证PSA装置所产氢气纯度大于98.0%的情况下, 原料天然气甲烷含量的波动, 对PSA系统氢气产量有直接的影响。原料天然气组分由上游供气公司控制, 我们只能加强与上游供气公司的联系, 尽量稳定天然气组分, 保证PSA装置的产氢量正常。

1.3 吸附剂老化

笔者在系统负荷为100%, 其他参数大致不变情况下, 对PSA操作系数进行分析 (因操作系数是反映PSA吸附剂吸附能力的重要指标) , 即将以往数据和设计指标进行对比, 见表3。

由表3可以看出, 在设计指标范围内, 保证PSA装置所产氢气纯度大于98.0%的情况下, 随着PSA吸附剂吸附效果的减弱, 氢气产量逐渐下降。

2 工艺操作优化

2.1 优化调整的数据记录 (表4、表5)

由表4可以看出, 操作系数在0.68~0.64之间变化时, 对PSA装置的产氢量及氢气纯度的影响不大;当操作系数从0.64降至0.63时, 氢气纯度上升较多, 而产氢量开始下降。

由表5可以看出, 操作系数在0.63~0.64之间变化时, 对PSA装置的产氢量及氢气纯度影响不大;当操作系数从0.64提高到0.65时, 氢气纯度开始下降, 而产氢量开始上升;操作系数在0.66~0.70之间变化时, 对产氢量及氢气纯度影响不大;当操作系数从0.70提高到0.71时, 氢气纯度下降较多, 而产氢量上升较多。PSA装置的运行状态分两个阶段发生着比较大的变化。

2.2 工艺优化调整的成果

工艺优化前后各相关数据见表6。

由表6可见, 产氢量从优化前的16 960m3/h上升到优化后的18 550m3/h。因氢气在我部门没有进行定价, 所以不能直接进行经济效益的计算, 但可以通过平时向外部的送氢量 (见表7) 来进行诂算。

由外送氢量与甲醇产量的对应关系, 据表7可计算出生产甲醇所需的氢气量为2 500m3/h×24h/d÷ (1 802t/d-1 784t/d) =3 333.33m3/t。产氢量由16 960m3/h上升到18 550m3/h, 则可多产甲醇 (18 550m3/h-16 960m3/h) ×24h/d÷3 333.33m3/t=11.15t/d;甲醇价格以2 500元/t计, 则效益为11.15t/d×2500元/t=27875元/d。

产氢量的增加, 使作为燃料的尾气减少, 为保持系统平衡必须加入天然气 (增产氢气量的1/3) 。天然气价格为0.58元/m3, 则增加的燃气成本为 (18 550m3/h-16 960m3/h) ÷3×0.58元/m3×24h/d=7 377元/d。

上述两项合计, 综合效益为 (27 875元/d-7 377元/d) ×365d/a=748万元/a。

3 结束语

操作系数调整后, PSA氢回收系统运行状况颇佳, 产氢能力有了一定的提高, 运行较为稳定, 并降低了系统的能耗, 为公司创造了可观的效益。参考文献:

摘要：介绍600kt/a甲醇装置PSA氢回收系统的运行情况, 通过现场数据与理论数据的对比, 探讨工艺操作优化措施, 并实现了增产降耗。

关键词：甲醇装置,PSA氢回收,操作优化

参考文献

[1]张魁.PSA制气装置运行现状及优化措施[J].天津科技, 2012, 39 (5) :32~34.

[2]夏青, 陈常贵主编.化工原理[M].天津:天津大学出版社, 2005.

[3]天津大学物理化学教研室编.物理化学 (第四版) [M].北京:高等教育出版社, 2008.