CN104743553A - 一种制备糠醛联产活性炭的方法和设备 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种制备糠醛联产活性炭的方法，包括以下步骤：将生物质原料进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣；将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化，得到活性炭。本发明提供的制备糠醛联产活性炭的方法将生物质原料进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣；再以糠醛渣为原料，采用化学法制备得到活性炭。与现有技术相比，本发明采用糠醛渣为原料，实现了对糠醛生产废渣的回收利用，避免了这些残渣的直接排放对环境的污染，具有较高的环保价值；而且，本发明提供的方法进行活性炭的制备，具有巨大的经济效益。

Description

一种制备糠醛联产活性炭的方法和设备

技术领域

本发明涉及碳材料技术领域，尤其涉及一种制备糠醛联产活性炭的方法和设备。

背景技术

活性炭又称活性炭黑，是黑色粉末状或颗粒状的无定形碳。活性炭主成分除了碳以外还有氧、氢等元素。活性炭在结构上由于微晶碳是不规则排列，在交叉连接之间有细孔，在活化时会产生碳组织缺陷，因此它是一种多孔碳，堆积密度低，比表面积大。而且活性炭的炭粒中还有更细小的孔——毛细管。这种毛细管具有很强的吸附能力，由于炭粒的表面积很大，所以能与气体（杂质）充分接触。当这些气体（杂质）碰到毛细管被吸附，起净化作用。由于活性炭良好的吸附系能，其在现有技术中得到了广泛的应用，如在石化工业主要用于无碱脱臭、乙烯脱盐水、催化剂载体和水净化及污水处理；在电力行业主要用于电厂水质处理剂保护；在化工行业主要用于化工催化剂及载体、气体净化、溶剂回收及油脂等的脱色、静置；食品行业主要用于饮料、酒类、味精母液及食品的精制、脱色、提纯和除臭；在黄金工业主要用作黄金提取和尾液回收；在环保行业主要用于污水处理、废气及有害气体的治理、气体净化。

按照制造方法，活性炭可分为化学法活性炭、物理法活性炭、化学—物理法和物理—化学法活性炭。目前主要应用的是化学法制备活性炭，活性炭的主要原料几乎可以是所有富含碳的有机材料，如煤、木材、果壳、椰壳、核桃壳等。这些含碳材料在活化炉中，在高温和一定压力下通过热解作用被转换成活性炭。现有技术这种制备活性炭的方法具有较高的经济成本，且如煤这种原料具有不可再生性，不利于工艺的可持续发展。

发明内容

本发明的目的在于提供一种制备糠醛联产活性炭的方法和设备，本发明提供的方法具有巨大的经济效益。

本发明提供了一种制备糠醛联产活性炭的方法，包括以下步骤：

将生物质原料进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣；

将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化，得到活性炭。

优选的，所述催化剂为磷酸和/或氯化锌。

优选的，所述糠醛渣为过孔径为6目～16目的双层筛的糠醛渣颗粒。

优选的，所述糠醛渣的重量含水量为20wt%以下。

优选的，所述糠醛渣的绝干质量与所述催化剂的质量比为1:1.2～3.0:1。

优选的，所述将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化具体为：

将所述糠醛渣与催化剂混合，得到混合物料；

将所述混合物料进行炭化活化；

所述糠醛渣与催化剂混合的时间为5min～20min。

优选的，所述炭化活化的温度为450℃～500℃。

优选的，所述炭化活化的时间为40min～90min。

优选的，所述炭化活化后还包括以下步骤：

回收所述炭化活化得到活化料中的催化剂；

将所述回收后得到的炭进行洗涤、干燥和粉碎，得到活性炭。

本发明提供了一种制备糠醛联产活性炭的设备，包括生物质原料进料装置；

第一进料口与所述生物质原料进料装置的出料口相连的第一物料混合装置，所述第一物料混合装置上设置有第二进料口，用于进酸液；

进料口与所述第一物料混合装置出料口相连的糠醛反应器，所述糠醛反应器上设置有糠醛出料口和糠醛渣出料口；

进料口与所述糠醛反应器的糠醛出料口相连的糠醛精制装置；

第一进料口与所述糠醛反应器的糠醛渣出料口相连的第二物料混合装置；

出料口与所述第二物料混合装置的第二进料口相连的催化剂进料装置；

进料口与所述第二物料混合装置的出料口相连的炭化活化装置。

优选的，还包括进料口与所述糠醛渣反应器的糠醛渣出料口相连的糠醛渣进料装置，所述糠醛渣进料装置的出料口与所述第二物料混合装置的第一进料口相连；

所述糠醛渣进料装置包括糠醛渣储存装置；

进料口与所述糠醛渣储存装置的出料口相连的第一干燥装置；

进料口与所述第一干燥装置出料口相连的过滤装置。

优选的，所述过滤装置包括粉碎装置和过滤筛；

所述过滤筛为孔径为6目～16目的双层筛。

优选的，还包括进料口与所述炭化活化装置的出料口相连的催化剂回收装置，所述催化剂回收装置的第一出料口与所述第二物料混合装置的第三进料口相连；

进料口与所述催化剂回收装置的第二出料口相连的水洗装置；

进料口与所述水洗装置出料口相连的第二干燥装置；

进料口与所述第二干燥装置出料口相连的粉碎装置。

优选的，所述粉碎装置包括进料口与所述第二干燥装置出料口相连的粉碎机；

进料口与所述粉碎机出料口相连的分离器；

进料口与所述分离器出料口相连的收集器。

本发明提供了一种制备糠醛联产活性炭的方法，包括以下步骤：将生物质原料进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣；将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化，得到活性炭。本发明提供的制备糠醛联产活性炭的方法以生物质原料制备得到糠醛后的糠醛渣为原料，采用化学法制备得到活性炭。与现有技术相比，本发明采用糠醛渣为原料，在制备得到糠醛的同时，实现了对这些糠醛渣的回收利用，避免了直接排放糠醛渣对环境的污染，具有较高的环保价值；而且，本发明提供的方法进行活性炭的制备，具有巨大的经济效益，以制备1吨糠醛为例，现有技术制备1吨糠醛后，剩余的糠醛渣没有任何经济效益，本发明提供的方法会同时联产得到3吨活性炭，产生额外的3吨活性炭的效益；而现有技术制备活性炭的厂家是以木屑、煤或果壳为原料，成本在2000元/吨活性炭，而本发明是采用废弃的糠醛渣为原料，没有原料成本，还带来了活性炭的效益。

附图说明

图1为本发明实施例提供的制备糠醛联产活性炭设备的结构示意图。

具体实施方式

本发明提供了一种制备糠醛联产活性炭的方法，包括以下步骤：

将生物质原料进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣；

将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化，得到活性炭。

本发明以生物质原料制备糠醛后剩余的糠醛渣为原料，通过化学法制备得到活性炭。本发明提供的制备糠醛联产活性炭的方法实现了对包括木质素和纤维素的糠醛渣的回收利用，不仅制备得到了糠醛，而且大大降低了生产活性炭的成本，具有巨大的经济效益。

本发明将生物质原料进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣。本发明对所述生物质原料制备糠醛的方法没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的制备糠醛的技术方案即可。

在本发明中，所述糠醛和糠醛渣优选按照以下方法获得：

将生物质原料进行酸解，得到糠醛液和糠醛渣。

本发明优选将生物质原料先进行除尘和粉碎，得到生物质原料颗粒，再将所述生物质原料颗粒进行酸解，得到糠醛液和糠醛渣。本发明对所述生物质原料的种类和来源没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的制备木糖的原料即可。在本发明中，所述生物质原料优选为玉米芯和/或甘蔗渣，更优选为玉米芯。玉米芯的大约组成为35wt%的纤维素、39wt%的半纤维素，19wt%的木质素，2wt%的灰分和5wt%的其它组分。玉米芯所含半纤维素中聚糖链的单糖以木糖为主，占80wt%以上，其次为阿拉伯糖，占10wt%左右，木糖和阿拉伯糖相加占95wt%以上，其余为其它单糖。

本发明对所述除尘和粉碎的方法没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的除尘和粉碎的而技术方案即可。如可采用本领域技术人员熟知的振荡筛去除生物质原料中的尘土、杂物，去除的尘土和杂物可被输送至锅炉焚烧或作为垃圾处理。在本发明中，所述生物质原料颗粒的粒径优选不大于20mm，更优选为不大于18mm，最优选为不大于15mm；本发明将所述生物质原料粉碎后再进行酸解，加大了酸解时生物质原料与酸的接触面积，缩短了浸透时间，有利于植物半纤维素和聚戊糖的水解，便于糠醛引出，提高了产品回收率，并缩短了水解时间。

完成对所述生物质原料的粉碎后，本发明将得到的生物质原料颗粒与酸混合，进行酸解，得到糠醛液和糠醛渣。本发明优选将所述生物质原料颗粒浸于酸液中，使所述酸液浸透所述生物质原料颗粒，然后再进行水解。在本发明中，所述酸优选为硫酸和/或磷酸，更优选为磷酸；所述硫酸的质量浓度优选为5%～10%，更优选为6%～8%；所述磷酸的质量浓度优选为不大于10%，更优选为5%～10%，最优选为6%～8%。在工业生产中，本发明优选将市售浓硫酸或浓磷酸稀释，得到生物质原料酸解所用的酸液，所述稀释用水优选为糠醛初馏得到的废水，本发明优选将所述初馏废水降温至70℃以下后用作所述稀释用水，更优选为降温至65℃。本领域技术人员可采用熟知的降温方法对所述初馏废水进行降温，本发明对此没有特殊的限制，如可以所述初馏废水可采用循环水降温；在较高温度的季节，也可向所述初馏废水中加入自来水来对所述初馏废水进行降温。

所述酸液与所述生物质原料颗粒的质量比优选为（2.0～4.0）:100，更优选为（2.5～3.5）:1。本发明控制所述酸液与所述生物质原料颗粒的质量比为（2.0～4.0）:100，能够避免得到的糠醛渣变黑，避免水解过程中戊糖和糠醛发生树脂化，且能够使原料水解彻底，提高了糠醛的得率。

本发明将所述生物质原料颗粒与所述酸液混合后，将得到的悬浮液进行酸解，得到糠醛。在本发明中，所述悬浮液的固液比是影响糠醛生产的主要因素之一，所述悬浮液的固液比与蒸汽温度、生物质原料纤维自身水分有直接的关系，在本发明中，当所述蒸汽温度优选为160℃～170℃、所述生物质原料颗粒的重量水分含量优选在15%±5%时，以风干原料的质量计，所述悬浮液的固液比优选为1:0.3～0.5，以绝干原料的质量计，所述悬浮液的固液比优选为1:0.5～0.85。

得到悬浮液后，本发明将所述悬浮液进行水解脱水，得到糠醛液和糠醛渣。在本发明中，所述悬浮液优选在饱和蒸汽压的作用下进行水解脱水，得到糠醛液和糠醛渣。在本发明中，所述饱和蒸汽压的压力优选为0.45MPa～0.75MPa，更优选为0.55MPa～0.65MPa；所述水解过程中液相体系的温度优选为145℃～180℃，更优选为150℃～170℃，最优选为155℃～165℃；所述饱和蒸汽的温度优选为160℃～200℃，优选为165℃～195℃，最优选为175℃～185℃；所述饱和蒸汽的温度优选高于所述液相体系的温度；所述水解的时间与水解对象的质量有关系，在本发明中，所述悬浮液的体积为10立方米时，所述水解的时间优选为2小时～4小时，更优选为2.5小时～3.5小时。

完成对所述悬浮液的水解后，得到糠醛汽和糠醛渣，所述糠醛渣用作本发明制备活性炭的原料。在本发明中，所述糠醛汽被冷凝，得到糠醛液。在工业生产中，为了能够回收糠醛汽中的热量，优选将所述糠醛汽输送至初馏塔的塔底进行废热回收利用；然后经过初馏塔塔底的糠醛汽再进行冷凝，得到糠醛液。在本发明中，所述糠醛液的浓度优选为7%～10%；所述糠醛液的温度优选为70℃～95℃。在工业生产中，本发明优选将所述糠醛液输送至蒸馏工序进行蒸馏处理，得到糠醛市售商品，本发明对所述蒸馏处理的方法没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的蒸馏技术方案即可。

得到糠醛渣后，本发明将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化，优选将所述糠醛渣与催化剂混合，得到混合物料；将所述混合物料进行炭化活化，得到活性炭。本发明优选将所述糠醛渣进行干燥和粉碎后，将得到的糠醛渣颗粒与催化剂混合，得到混合物料。在本发明中，当所述糠醛渣为糠醛渣时，本发明优选将得到的糠醛渣直接进行干燥，得到重量水分含量在20wt%以下的糠醛渣，更优选为15wt%以下。本发明对所述脱水和干燥的方法没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的脱水和干燥的技术方案即可。在本发明中，所述干燥优选为烘干。

完成对所述糠醛渣的干燥后，本发明将得到的干燥后的糠醛渣进行粉碎，得到糠醛渣颗粒。本发明对所述粉碎的方法没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的粉碎的技术方案即可。本发明优选将所述粉碎后的糠醛渣过6目～16目双层筛，更优选为10目～15目，得到粒度合格的糠醛渣颗粒。

得到糠醛渣颗粒后，本发明将所述糠醛渣颗粒与催化剂混合，得到混合物料。在本发明中，所述催化剂优选为磷酸和/或氯化锌，更优选为磷酸溶液；所述磷酸溶液的质量浓度优选为50%～70%，更优选为55%～65，最优选为60%。本发明优选将所述催化剂与糠醛渣颗粒进行捏和，使催化剂与糠醛渣充分接触、揉压，从而使得催化剂分子能够进入到细胞腔中。当所述催化剂为磷酸溶液时，本发明优选采用热的磷酸溶液与所述糠醛渣颗粒混合，进行拌酸捏和。本发明优选将所述催化剂加入到所述糠醛渣颗粒中，得到混合物料。在本发明中，所述糠醛渣颗粒的绝干质量与纯催化剂的质量比优选为（1～1.2）:（1～3.0），更优选为（1～1.2）:（1.5～2.5）；所述糠醛渣颗粒与所述催化剂混合的时间优选为5min～20min，更优选为10min～15min。

得到混合物料后，本发明将所述混合物料进行炭化活化，得到活性炭。在本发明中，所述炭化活化的温度优选为450℃～500℃，更优选为450℃～490℃，最优选为460℃～480℃；所述炭化活化的时间优选为40min～90min，更优选为50min～80min，最优选为60min～70min。本发明对所述炭化活化的设备没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的炭化活化炉即可，如可以采用内热式回转炉。本发明优选将所述混合物料输送至所述内热式回转炉的炉尾，物料借助炉体的转动和倾斜度缓慢向炉头移动，在从炉尾到炉头的过程中，所述混合物料经历了干燥、纤维结构脱水、材质炭化、有机高聚物分解和多孔结构定型多个阶段，最终进入炉头的出料室。本发明对所述内热式回转炉的转动速度和倾斜角度没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的活性炭生产中内热式回转炉的设置方式即可。

完成对所述混合物料的炭化活化后，本发明优选回收所述炭化活化得到的活化料中的催化剂，若所述催化剂为磷酸时，将所述活化料中的偏磷酸、焦磷酸状态的酸转变为正磷酸。在工业生产中，本发明优选采用脉冲式萃取塔、过滤机或离心机对所述炭化活化后的活化料中催化剂进行的回收。

当采用脉冲式萃取塔进行催化剂的回收时，所述脉冲式萃取它的塔顶设置具有内隔板的排气粗管，以便排出水蒸气而截流夹带的磷酸。在实施例的具体操作时，先在所述脉冲式萃取塔中注入较低浓度的磷酸液，然后用电动葫芦将所述活化料提升倾入塔内；完成加料后，启动脉冲发生器，使固-液两相作湍流运动，提高回收效率。第一次回收的磷酸，可送往配料工序备用；然后依次将低浓度的磷酸用泵打入萃取塔，重复以上操作。所回收到的从高浓度到低浓度具浓度梯度的磷酸分别储放在酸池中，供下次回收用。当萃取塔排出的磷酸浓度达到0Be时，再用温度为60℃～80℃的热清水分别萃取二次，萃取液返回酸池。在本发明中，所述较低浓度的磷酸液的质量浓度优选为20Be～30Be。

当采用过滤机回收所述活化料中的催化剂时，本发明对所述过滤机的种类没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的过滤机即可，如可以采用板框过滤机。本发明优选将所述活化料采用板框过滤机进行过滤，分离出所述活化料中的催化剂溶液，实现对催化剂的回收。当采用离心机回收所述活化料中的催化剂时，本发明对多数离心机的种类没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的离心机的种类即可，本发明优选将所述活化料置于离心机中进行离心，将催化剂溶液绒活化料固体中分离出来即可。

完成对活化料的催化剂回收后，本发明将回收后得到的炭进行洗涤、干燥和粉碎，得到活性炭。本发明对所述洗涤、干燥和粉碎的方法没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的活性炭制备方案中的洗涤、干燥和粉碎的技术方案即可。本发明优选将所述回收后得到的炭用水流漂，至出水pH至为4～5。

完成所述洗涤后，本发明优选将所述洗涤后的炭进行脱水。本发明对所述脱水的方法没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的脱水的技术方案即可。

完成对所述脱水后，本发明将得到的湿炭进行干燥。本发明对所述干燥的设备没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的对湿炭进行干燥的设备即可，如可以采用本领域技术人员熟知的流化床干燥炉；本发明优选将湿炭干燥至重量含水量在10wt%以下，更优选为8wt%；

完成对所述湿炭的干燥后，本发明优选将所述干燥后的炭进行粉碎。本发明对所述粉碎的设备没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的对炭进行粉碎的设备即可，如可以采用本领域技术人员熟知的雷蒙磨机；本发明优选将所述干燥后的炭粉碎至小于200目的粒度，更优选为小于250目。

本发明为了能够是得到的活性炭产品作为市售产品出售，将得到的活性炭产品进行混合包装。与其他化工产品不同，活性炭没有分子式、没有结构、没有固定的成分，它只是一群具吸附性的固体的混合体，对每一微粒活性炭来讲，其孔隙结构都会有差异。因此，为了使每一批的产品都具有相对恒定的性能，活性炭产品必须经混合后包装出厂。本发明对所述混合包装的设备没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的混合器即可，所述混合气具有不规则转动的性能，其容量应满足一个批次产品的数量，从混合器出炭定量包装。

本发明提供了一种活性炭，由上述技术方案所述方法制备得到，所述活性炭的pH值为4～5；所述活性炭的质量含水量在10wt%以下，更优选为在8wt%以下；所述活性炭的粒度小于200目，优选小于250目。

本发明提供了一种制备糠醛联产活性炭的设备，包括生物质原料进料装置；

第一进料口与所述生物质原料进料装置的出料口相连的第一物料混合装置，所述第一物料混合装置上设置有第二进料口，用于进酸液；

进料口与所述第一物料混合装置出料口相连的糠醛反应器，所述糠醛反应器上设置有糠醛出料口和糠醛渣出料口；

进料口与所述糠醛反应器的糠醛出料口相连的糠醛精制装置；

第一进料口与所述糠醛反应器的糠醛渣出料口相连的第二物料混合装置；

出料口与所述第二物料混合装置的第二进料口相连的催化剂进料装置；

进料口与所述第二物料混合装置的出料口相连的炭化活化装置。

本发明提供的制备糠醛联产活性炭的设备包括生物质原料进料装置，用于生物质原料的进料。在本发明中，所述生物质原料进料装置优选包括生物质原料除尘装置和生物质原料粉碎装置，所述生物原料除尘装置的出料口与所述生物原料粉碎装置的进料相连，所述生物质原料粉碎装置的出料口与所述第一物料混合装置的第一进料口相连。在本发明的实施例中，所述生物质原料由皮带输送机输送至所述生物质原料除尘装置中，除去生物原料中的尘土和杂物；除尘后的生物质原料自流入所述生物质原料粉碎装置中进行粉碎，得到粒径不大于20mm的生物质原料颗粒，在其他的实施例中，还可以粉碎得到粒径不大于18mm的生物质原料颗粒，在另外的实施例中，也可以粉碎得到粒径不大于15mm的生物质原料颗粒。

本发明对所述生物质原料除尘装置和生物原料粉碎装置的种类没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的除尘装置和粉碎装置即可。在本发明的实施例中，所述生物质原料除尘装置可以为震动筛；所述生物质原料粉碎装置可以为粉碎机。

本发明提供的制备糠醛联产活性炭的设备，包括第一进料口与所述生物质原料进料装置的出料口相连的第一物料混合装置，所述第一物料混合装置上设置有第二进料口，用于进酸液。在本发明的实施例中，由所述生物质原料粉碎装置粉碎后的生物质原料颗粒由斗式提升机提升到所述第一物料混合装置中，进行拌酸。

在本发明的实施例中，所述制备糠醛联产活性炭的设备还可以包括配酸装置，所述配酸装置的出料口与所述第一物料混合装置的第二进料口相连。本发明为了控制酸液的加入量，在所述配酸装置和第一物料混合装置之间优选还设置有流量计，通过流量计计量进入第一物料混合装置中酸液的量。

在本发明中，所述第一物料混合装置用于将酸液与生物质原料混合，使得酸液浸入生物原料中，有利于后期水解脱水过程的进行。

本发明提供的制备糠醛联产活性炭的设备包括糠醛反应器，所述糠醛反应器的进料口与所述第一物料混合装置的出料口相连。在本发明的实施例中，由第一物料混合装置得到的悬浮液由皮带输送机输送至糠醛反应器中，进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣。在本发明的实施例中，所述糠醛反应器中设置有压力传感器，用于调节生物质原料水解脱水的压力；所述糠醛反应器中还设置有蒸汽进口，用于进入水解蒸汽，提供合适的水解条件。

在本发明的实施例中，所述水解蒸汽被引入所述糠醛反应器中，将糠醛反应器进行密封，然后关闭所述糠醛反应器上的排空阀门，打开蒸汽阀门进行升压，从0.1MPa逐步升压，每次开半圈，升压时间大约15-20分钟，待表压升至0.2MPa时缓缓打开排空阀门，排空0.5～1min以排出装料时带入所述糠醛反应器内的空气，然后关闭排空阀继续升压，待表压升至0.6MPa时即为升压结束。升压完成后，先关闭升压阀门，即可打开排醛阀门作为排醛锅直接向总排醛管道排醛，或直接串入高峰锅5～15分钟再打开排醛并将低峰锅串入该锅，控制排醛锅的水解压力为0.5－0.70MPa；水解1小时后作为串联锅使用。

在工业生产中，本领域技术人员可以并联多个糠醛反应器，本发明对此没有特殊的限制。

在本发明中，所述糠醛反应器上设置有糠醛出料口，所述糠醛出料口与所述糠醛精制装置的进料口相连，用于糠醛的精制，得到糠醛的市售商品。本发明对所述糠醛精制装置的结构没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的糠醛精制的设备即可。

在本发明中，所述糠醛反应器上设置有糠醛渣出料口，所述糠醛渣出料口与所述第二物料混合装置的第一进料口相连。在本发明中，所述制备糠醛联产活性炭的设备还可以包括糠醛渣进料装置，所述糠醛渣进料装置的进料口与所述糠醛反应器的糠醛渣出料口相连，所述糠醛渣进料装置的出料口与所述第二物料混合装置的第一进料口相连。

在本发明的实施例中，为了对所述糠醛渣进行干燥和粉碎，所述糠醛渣进料装置可以包括糠醛渣储存装置；进料口与所述糠醛渣储存装置的出料口相连的第一干燥装置；进料口与所述第一干燥装置出料口相连的过滤装置。在本发明的实施例中，所述糠醛渣储存装置用于生产得到的糠醛渣进行存储；所述糠醛渣储存装置的出口与所述第一干燥装置的进料口相连，将从所述糠醛渣储存装置输送来的物料烘干；所述第一干燥装置的出料口与所述过滤装置的进料口相连，在本发明的实施例中，所述过滤装置优选包括粉碎装置和过滤筛，从所述第一干燥装置输送来的物料在所述粉碎装置中被粉碎，然后被输送至过滤筛处进行筛选，得到上述技术方案所述合格粒度的糠醛渣颗粒。在本发明的实施例中，所述过滤筛可以为孔径为6目～16目双层筛，在本发明其他的实施例中，所述过滤筛还可以为孔径为10目～15目的双层筛。

本发明提供的制备糠醛联产活性炭的设备包括催化剂进料装置，所述催化剂进料装置的出料口与所述第二物料混合装置的第二进料口相连，用以将催化剂输送至所述第二物料混合装置中，与糠醛渣颗粒进行混合。

本发明对所述第二物料混合装置的没有特殊的限制，如可以采用本领域技术人员熟知的捏和机，将所述糠醛渣与催化剂进行拌酸捏和。具体的，在本发明的实施例中，为了严格计量投入捏和机中物料和催化剂的量，所述第二物料混合装置还可以包括计量装置，所述计量装置的第一进料口与所述过滤装置的出料口相连，所述计量装置的第二进料口与所述催化剂进料装置的出料口相连，所述计量装置的出料口与所述捏和机的进料口相连。在本发明的实施例中，优选先将糠醛渣输送至所述计量装置中，再向所述计量装置中加入催化剂，混合后输送至捏和机进行捏和，得到混合物料。

本发明提供的制备糠醛联产活性炭的设备包括炭化活化装置，所述炭化活化装置的进料口与所述第二物料混合装置的出料口相连，具体的与上述技术方案所述捏和机的出料口相连。在本发明的实施例中，所述第二物料混合装置与所述碳化活化装置之间设置有混合物料输送装置，所述混合物料输送装置具体包括圆盘喂料器和螺旋送料机，所述圆盘喂料器的进料口与所述第二物料混合装置的出料口相连，所述圆盘喂料器的出料口与所述螺旋送料机的进料口相连，所述螺旋送料机的出料口与所述炭化活化装置的进料口相连。

本发明对所述炭化活化装置的种类没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的制备活性炭方案中采用的炭化活化炉即可，如可以采用内热式回转炉。在本发明的实施例中，所述混合物料输送装置将混合物料输送至内热式回转炉的炉尾，混合物料借助炉体的转动和倾斜度缓慢向炉头移动，所述炉头出设置有燃烧室，燃煤在所述燃烧室中燃烧产生载热气，所述载热气进入炉中，直接与混合物料逆流接触，使得混合物料从炉尾运动到炉头经历干燥、纤维结构脱水、材质炭化、有机高聚物分解和多孔结构定型等多个阶段，最终进入炉头的出料室。

在本发明的实施例中，所述制备糠醛联产活性炭的设备还包括进料口与所述炭化活化装置的出料口相连的催化剂回收装置，所述催化剂回收装置的第一出料口与所述第二物料混合装置的第三进料口相连；

进料口与所述催化剂回收装置的第二出料口相连的水洗装置；

进料口与所述水洗装置出料口相连的第二干燥装置；

进料口与所述第二干燥装置出料口相连的粉碎装置。

本发明提供的制备糠醛联产活性炭的设备还包括催化剂回收装置，当所述催化剂为磷酸时，该催化剂回收装置将所述炭化活化装置的出料进行酸回收，回收得到的酸可以被输送至所述物料混合装置，继续用于活性炭的制备。在本发明中，所述催化剂回收装置的进料口与所述炭化活化装置的出料口相连，所述催化剂回收装置的第一出料口与所述第二物料混合装置的第三进料口相连，所述催化剂回收装置的第二出料口与所述水洗装置的进料口相连，所述催化剂回收装置的第二出料口用以将回收酸后的炭输送至水洗装置进行水洗。本发明对所述催化剂回收装置的种类没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的催化剂回收装置即可，如可以本领域技术人员熟知的脉冲式萃取塔、过滤机或离心机。

在本发明的实施例中，当所述催化剂回收装置为脉冲式萃取塔，所述催化剂为磷酸时，所述催化剂回收的具体过程如下：

先在所述脉冲式萃取塔中注入较低浓度的磷酸液，然后用电动葫芦将所述活化料提升倾入塔内；完成加料后，启动脉冲发生器，使固-液两相作湍流运动，提高回收效率。在本发明中，所述较低浓度的磷酸液的质量浓度优选为20Be～30Be。第一次回收的磷酸，可送往配料工序备用；然后依次将低浓度的磷酸用泵打入萃取塔，重复以上操作。所回收到的从高浓度到低浓度具浓度梯度的磷酸分别储放在酸池中，供下次回收用。当萃取塔排出的磷酸浓度达到0Be时，再用温度为60℃～80℃的热清水分别萃取二次，萃取液返回酸池。

在本发明的实施例中，当所述催化剂回收装置为过滤机时，本发明优选将所述活化料置于所述过滤机中进行过滤，将其中的催化剂溶液与活化料固体分离，实现对催化剂的回收。本发明对所述过滤机的种类没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的过滤机即可，如可以采用活性炭工业生产中常用的板框过滤机。

在本发明的实施例中，当所述催化剂回收装置为离心机时，本发明优选将所述活化料置于所述离心机中进行离心，使其中的催化剂溶液与活化料固体分离，实现对催化剂的回收。本发明对所述离心机的种类及离心机的工作条件没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的离心机即可。

在本发明的实施例中，所述制备糠醛联产活性炭的设备还可以包括水洗装置，所述水洗装置的进料口与所述催化剂回收装置的第二出料口相连。在本发明的实施例中，所述水洗装置可以包括炭池和漂洗缶，所述炭池的进料口与所述催化剂回收装置的第二出料口相连，所述炭池的出料口与所述漂洗缶的进料口相连。在本发明的实施例中，所述催化剂回收装置第二出料口输出的炭被水里冲入炭池中，所述炭池中的炭被泥浆泵输送至漂洗缶中，用水将所述漂洗缶中的炭流漂至pH值为4～5。

在本发明的实施例中，所述制备糠醛联产活性炭的设备还可以包括第二干燥装置，所述第二干燥装置用以将水洗后的炭进行干燥，所述第二干燥装置的进料口与所述水洗装置的出料口相连。在本发明的实施例中，所述第二干燥装置可以包括脱水装置和流化床干燥炉，所述脱水装置的进料口与所述水洗装置的出料口相连，所述脱水装置的出料口与所述流化床干燥炉的进料口相连，所述脱水装置与所述流化床干燥炉之间设置有螺旋输送器，所述螺旋输送器将经过脱水装置得到的湿炭送入流化床干燥炉中。本发明向所述流化床干燥炉内通入高温热风，使炭处于流态化状态，迅速干燥，得到干炭。在本发明的实施例中，所述高温热风的温度可以为80℃～200℃，在本发明其他的实施例中，所述高温热风的温度还可以为100℃～180℃。

在本发明的实施例中，所述第二干燥装置还可以包括第一分离装置和第二收集装置，所述第一分离装置的进料口与所述流化床干燥炉的出料口相连，所述第一分离装置的出料口与所述第一收集装置的进料口相连。具体的，所述分离装置可以为旋风分离器，所述收集装置可以为袋滤器，所述干炭通过旋风分离器和袋滤器收集。

在本发明的实施例中，所述制备糠醛联产活性炭的设备还可以包括粉碎装置，所述粉碎装置用以对得到的干炭进行粉碎，得到活性炭的市售商品。具体的，所述粉碎装置的进料口与所述第二干燥装置的出料口相连。在本发明的实施例中，所述粉碎装置可以包括进料口与所述第二干燥装置出料口相连的粉碎机；

进料口与所述粉碎机出料口相连的分离器；

进料口与所述分离器出料口相连的收集器。

本发明对所述粉碎机的种类没有特殊的限制，采用本领域技术人员熟知的粉碎机即可，如可以采用雷蒙磨机，通过所述粉碎机的干炭被粉碎至小于200目的粒度。在本发明的实施例中，所述分离器可以为旋风分离器，所述收集器可以为袋滤器，所述粉碎后的干炭经旋风分离器和袋滤器收集。

为了能够将得到的活性炭作为市售商品出售，本发明将粉碎后得到的活性炭进行包装，在本发明的实施例中，所述制备糠醛联产活性炭的设备还可以包括混合包装装置，所述混合包装装置的进料口与所述粉碎装置的出料口相连，具体的所述混合包装装置可以包括混合器和包装装置，所述混合器的进料口与所述粉碎装置的出料口相连，所述混合器的出料口与所述包装装置的进料口相连，所述混合器具有不规则转动的性能，其容量能够满足一个批次产品的数量。

参见图1，图1为本发明实施例提供的制备糠醛联产活性炭的设备的结构示意图。

下面结合图1所示的设备，对本发明提供的制备糠醛联产活性炭的方法进行阐述：

本发明将生物质原料由所述生物质原料进料装置输送至第第一物料混合装置，向所述第一物料混合装置中输送酸液，进行悬浮液；将混合均匀的悬浮液输送至糠醛反应器中，进行水解脱水反应，得到糠醛和糠醛渣；所述糠醛被输送至所述糠醛精制装置中进行精制，得到糠醛商品；得到的糠醛渣在糠醛渣储存装置中进行储存，将糠醛渣储存装置中的糠醛渣输送至第一干燥装置中进行干燥，得到重量含水量在20wt%以下的糠醛渣；再将所述重量含水量在20wt%以下的糠醛渣输送至过滤装置中进行粉碎和筛选，得到过6目～16目的糠醛渣颗粒；再将所述糠醛渣颗粒通过第二物料混合装置的第一进料口输送至第二物料混合装置中，再将催化剂从所述催化剂进料装置通过第二物料混合装置的第二进料口输送至第二物料混合装置中，将糠醛渣颗粒与催化剂进行混合，得到混合物料；再将得到的混合物料输送至炭化活化设备进行炭化活化，得到活化炭；然后将所述活化炭输送至催化剂回收装置中进行酸液回收，回收到的酸液通过第二物料混合装置的第三进料口输送至第二物料混合装置中，继续用于活性炭的制备；回收酸后的炭由催化剂回收装置输送至水洗装置进行水洗，使其pH值为4～5；然后将得到的pH至为4～5的炭输送至第二干燥装置进行干燥，得到重量含水量在10%以下的炭；再将所述重量含水量在10%以下的炭输送至粉碎装置进行粉碎，得到粒度小于200目的炭。为了得到活性炭的市售商品，本发明将所述粉碎装置得到的粒度小于200目的炭输送至混合包装装置进行混合和包装出厂。

本发明提供了一种制备糠醛联产活性炭的方法，包括以下步骤：将生物质原料进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣；将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化，得到活性炭。本发明提供的制备糠醛联产活性炭的方法以生物质原料制备得到糠醛后的糠醛渣为原料，采用化学法制备得到活性炭。与现有技术相比，本发明采用糠醛渣为原料，在制备得到糠醛的同时，实现了对这些糠醛渣的回收利用，避免了直接排放糠醛渣对环境的污染，具有较高的环保价值；而且，本发明提供的方法进行活性炭的制备，具有巨大的经济效益，以制备1吨糠醛为例，现有技术制备1吨糠醛后，剩余的糠醛渣没有任何经济效益，本发明提供的方法会同时联产得到3吨活性炭，产生额外的3吨活性炭的效益；而现有技术制备活性炭的厂家是以木屑、煤或果壳为原料，成本在2000元/吨活性炭，而本发明是采用废弃的糠醛渣为原料，没有原料成本，还带来了活性炭的效益。

为了进一步说明本发明，下面结合实施例对本发明提供的制备糠醛联产活性炭的方法进行详细地描述，但不能将它们理解为对本发明保护范围的限定。

在下述实施例中，采用图1所示结构的设备进行糠醛和活性炭的制备。

实施例1

原料使用风干后的玉米芯，其水含量为15%。玉米芯经过振动筛除尘后用锤式粉碎机粉碎成1～1.5cm的玉米芯颗粒，然后由提升机输送到拌酸车中进行拌酸，酸浓在5%±2%，用酸量保持得到的悬浮液的固液比为1:0.3，经过皮带输送机送入水解釜中，水解釜容积为10立方米，采用双釜串联操作，装满水解釜后通入压力为0.50MPa±0.05MPa的水蒸汽，水解温度为145℃，水解4小时。将水解得到的糠醛原液引入后续工序，经过提取毛醛，毛醛连续精制得商品糠醛。釜内的糠醛渣排入渣场，备用。

取固含约为35%的实施例1得到的糠醛渣100kg，将其干燥、粉碎后过6目和16目的双层筛进行筛选，得到糠醛渣颗粒，糠醛渣颗粒的重量含水量在20wt%以下；按照绝干酸解渣比纯磷酸质量比为1:1.8的比例向其中加入质量浓度为60%的磷酸255kg混匀，在常温状态下捏合浸渍20min，然后将浸渍料通过园盘喂料器和螺旋送料机送入炭化活化炉的炉尾，在480℃下活化60min。将得到的活化料取出冷却后用适量水淋洗，洗液另置以回收磷酸。然后将淋洗后固体的pH值洗至4左右，烘干至重量含水量在10%以下、粉碎至粒度小于200目，得到成品活性炭。

本发明采用GB/T12496-1999所述的活性炭性能测试方案，将得到的成品活性炭进行性能测试，结果如表1所示，表1为本发明实施例1～4得到的活性炭的性能测试结果。

实施例2

采用实施例1的技术方案制备得到成品活性炭，不同的是，本实施例中糠醛渣的固含量为40%，糠醛渣颗粒的绝干质量与纯磷酸的质量比为1.2：3.0，炭化活化的温度为490℃，炭化活化的时间为80min。

本发明采用实施例1中所述的测试方法对得到的活性炭的性能进行测试，测试结果如表1所示，表1为本发明实施例1～4得到的活性炭的性能测试结果。

实施例3

原料使用风干后的玉米芯，其水含量为10%。玉米芯经过振动筛除尘后用锤式粉碎机粉碎成1～1.5cm的玉米芯颗粒，然后由提升机输送到拌酸车中进行拌酸，酸浓在8%±2%，用酸量保持得到的悬浮液的固液比为1:0.5，经过皮带输送机送入水解釜中，水解釜容积为10立方米，采用双釜串联操作，装满水解釜后通入压力为0.70MPa±0.05MPa的水蒸汽，水解温度为180℃，水解2小时。将水解得到的糠醛原液引入后续工序，经过提取毛醛，毛醛连续精制得商品糠醛。釜内的糠醛渣排入渣场，备用。

采用实施例1的技术方案以本实施例得到的糠醛渣制备得到成品活性炭，不同的是，本实施例中，糠醛渣的固含量为60%，糠醛渣颗粒的重量水分含量在15wt%以下，糠醛渣绝干重量与纯磷酸质量比为1:3.0，磷酸的质量浓度为50%，捏和浸渍的时间为15min，炭化活化的温度为450℃，炭化活化的时间为90min。

本发明采用实施例1中所述的测试方法对得到的活性炭的性能进行测试，测试结果如表1所示，表1为本发明实施例1～4得到的活性炭的性能测试结果。

实施例4

采用实施例3的技术方案制备得到成品活性炭，不同的是，本实施例中糠醛渣的固含量为65%，将糠醛渣干燥、粉碎后过10目～15目的双层筛，得到糠醛渣颗粒，糠醛渣颗粒的重量水分含量在15wt%以下，糠醛渣颗粒的绝干质量与纯磷酸的质量比为2.5：1.2，炭化活化的温度为460℃，炭化活化的时间为70min。

本发明采用实施例1中所述的测试方法对得到的活性炭的性能进行测试，测试结果如表1所示，表1为本发明实施例1～4得到的活性炭的性能测试结果。

表1本发明实施例1～4得到的活性炭的性能测试结果

由表1可以看出，本发明提供的方法得到活性炭的性能指标与现有技术方法得到的活性炭的性能指标相当，能够完全替代现有技术的活性炭作为市售商品出售。

本发明提供的方法具有巨大的经济效果：

以制备1吨糠醛为例，现有技术制备1吨糠醛后，剩余的糠醛渣没有任何经济效益，并且未经处理的糠醛渣不能随意排放以免污染环境。本发明提供的方法，可以高效地利用掉糠醛渣提高了糠醛渣的再利用价值，避免了直接排放糠醛渣对环境的污染，具有较高的环保价值；本发明提供的方法生产1吨糠醛，会产生10吨左右的糠醛渣，10吨糠醛渣至少可制备3吨活性炭。

采用本发明提供的方法，制备糠醛时加入的磷酸几乎全部残留在糠醛渣中，可默认几乎没有损失。在制备活性炭时，可以依据糠醛渣中的磷酸含量减少后来添加的磷酸量。加入的所有的磷酸在后期酸回收过程中被回收回来，每吨活性炭消耗的磷酸量约为250kg～300kg；然而，在传统工艺的糠醛制备中，使用的催化剂是硫酸，但是硫酸不能回用；现有的工艺是以磷酸为催化剂，但是磷酸回用。所以现有工艺可认为不消耗催化剂，节省了催化剂的成本，约300元/吨。

而现有技术制备活性炭的厂家是以木屑、煤或果壳为原料，成本在2000元/吨活性炭，而本发明是采用废弃的糠醛渣为原料，没有原料成本。活性炭的生产成本可降低2000元/吨。

糠醛生产时会产生大量的废蒸汽、废热，该部分蒸汽没法储存只能排空。而在本发明提供的方法中，在制备活性炭时，需要对原材料和水洗好的活性炭进行干燥。糠醛的废蒸汽正好可以被用来烘干原材料和成品。废蒸汽的合理利用，有效地降低了活性炭的生产成本。1吨含水率为70%的糠醛渣干燥到含水率为20%，需消耗0.2吨的标准煤。生产1吨活性炭需要2.5吨含水率20%的糠醛渣，所以需要烘干8吨含水率70%的糠醛渣，即生产1吨活性炭需消耗1.5吨煤烘干原材料。而将糠醛生产时产生的废蒸汽、废热收集起来有效的利用，可以代替烘干原材料的1.5吨煤，这样可以显著地降低了活性炭的生产成本。

由以上三个方面的分析可知，本发明提供的方法能够节约大量的生产成本，且具有巨大的经济效益。

由以上实施例可知，本发明提供了一种制备糠醛联产活性炭的方法，包括以下步骤：将生物质原料进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣；将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化，得到活性炭。本发明提供的制备糠醛联产活性炭的方法以生物质原料制备得到糠醛后的糠醛渣为原料，采用化学法制备得到活性炭。与现有技术相比，本发明采用糠醛渣为原料，在制备得到糠醛的同时，实现了对这些糠醛渣的回收利用，避免了直接排放糠醛渣对环境的污染，具有较高的环保价值；而且，本发明提供的方法进行活性炭的制备，具有巨大的经济效益，以制备1吨糠醛为例，现有技术制备1吨糠醛后，剩余的糠醛渣没有任何经济效益，本发明提供的方法会同时联产得到3吨活性炭，产生额外的3吨活性炭的效益；而现有技术制备活性炭的厂家是以木屑、煤或果壳为原料，成本在2000元/吨活性炭，而本发明是采用废弃的糠醛渣为原料，没有原料成本，还带来了活性炭的效益。

以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

Claims (14)

1.一种制备糠醛联产活性炭的方法，包括以下步骤：

将生物质原料进行水解脱水，得到糠醛和糠醛渣；

将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化，得到活性炭。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化剂为磷酸和/或氯化锌。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述糠醛渣为过孔径为6目～16目的双层筛的糠醛渣颗粒。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述糠醛渣的重量含水量为20wt%以下。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述糠醛渣的绝干质量与所述催化剂的质量比为1:1.2～3.0:1。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述将所述糠醛渣在催化剂的作用下进行炭化活化具体为：

将所述糠醛渣与催化剂混合，得到混合物料；

将所述混合物料进行炭化活化；

所述糠醛渣与催化剂混合的时间为5min～20min。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述炭化活化的温度为450℃～500℃。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述炭化活化的时间为40min～90min。

9.根据权利要求1～8任意一项所述的方法，其特征在于，所述炭化活化后还包括以下步骤：

回收所述炭化活化得到活化料中的催化剂；

将所述回收后得到的炭进行洗涤、干燥和粉碎，得到活性炭。

10.一种制备糠醛联产活性炭的设备，包括生物质原料进料装置；

第一进料口与所述生物质原料进料装置的出料口相连的第一物料混合装置，所述第一物料混合装置上设置有第二进料口，用于进酸液；

进料口与所述第一物料混合装置出料口相连的糠醛反应器，所述糠醛反应器上设置有糠醛出料口和糠醛渣出料口；

进料口与所述糠醛反应器的糠醛出料口相连的糠醛精制装置；

第一进料口与所述糠醛反应器的糠醛渣出料口相连的第二物料混合装置；

出料口与所述第二物料混合装置的第二进料口相连的催化剂进料装置；

进料口与所述第二物料混合装置的出料口相连的炭化活化装置。

11.根据权利要求10所述的设备，其特征在于，还包括进料口与所述糠醛反应器的糠醛渣出料口相连的糠醛渣进料装置，所述糠醛渣进料装置的出料口与所述第二物料混合装置的第一进料口相连；

所述糠醛渣进料装置包括糠醛渣储存装置；

进料口与所述糠醛渣储存装置的出料口相连的第一干燥装置；

进料口与所述第一干燥装置出料口相连的过滤装置。

12.根据权利要求11所述的设备，其特征在于，所述过滤装置包括粉碎装置和过滤筛；

所述过滤筛为孔径为6目～16目的双层筛。

13.根据权利要求10所述的设备，其特征在于，还包括进料口与所述炭化活化装置的出料口相连的催化剂回收装置，所述催化剂回收装置的第一出料口与所述第二物料混合装置的第三进料口相连；

进料口与所述催化剂回收装置的第二出料口相连的水洗装置；

进料口与所述水洗装置出料口相连的第二干燥装置；

进料口与所述第二干燥装置出料口相连的粉碎装置。

14.根据权利要求10所述的设备，其特征在于，所述粉碎装置包括进料口与所述第二干燥装置出料口相连的粉碎机；

进料口与所述粉碎机出料口相连的分离器；

进料口与所述分离器出料口相连的收集器。