硫磺回收裝置二氧化硫減排路線的選擇

丁延彬,賈曉海,劉 慶,耿慶軍

（大慶石化公司煉油廠，黑龍江大慶163711）

硫磺回收裝置二氧化硫減排路線的選擇

丁延彬,賈曉海,劉 慶,耿慶軍

（大慶石化公司煉油廠，黑龍江大慶163711）

綜述了某石化公司5 000 t/a硫磺回收裝置二氧化硫減排的技術(shù)路線選擇，所選工藝達(dá)到了新的石油煉制工業(yè)污染物排放標(biāo)準(zhǔn)，硫磺回收裝置SO2排放質(zhì)量濃度小于400 mg/m3，改善了周邊地區(qū)的大氣環(huán)境，取得了良好的環(huán)境、經(jīng)濟(jì)和社會效益。

硫磺回收；減排；選擇

國家環(huán)保法規(guī)對SO2的排放要求越來越嚴(yán)格，自2017年起現(xiàn)有企業(yè)執(zhí)行新的石油煉制工業(yè)污染物排放標(biāo)準(zhǔn)，硫磺回收裝置SO2排放質(zhì)量濃度小于400 mg/m3。目前某煉油廠5 000 t/a硫磺回收裝置尾氣SO2排放濃度執(zhí)行GB 16297-1996《大氣污染物綜合排放標(biāo)準(zhǔn)》，此標(biāo)準(zhǔn)規(guī)定SO2排放質(zhì)量濃度小于960 mg/m3?，F(xiàn)有工藝技術(shù)無法滿足即將執(zhí)行的石油煉制工業(yè)污染物排放標(biāo)準(zhǔn)。因此，研究降低硫磺回收裝置煙氣SO2排放濃度的技術(shù)路線，滿足新的環(huán)保標(biāo)準(zhǔn)要求尤為迫切。

1 工藝流程

1.1 克勞斯硫回收部分

經(jīng)過預(yù)熱的酸性氣進(jìn)入燃燒器，酸性氣與預(yù)熱空氣在燃燒器內(nèi)混合進(jìn)行燃燒反應(yīng)，硫部分轉(zhuǎn)化、氨充分裂解、烴完全燃燒反應(yīng)在燃燒室內(nèi)進(jìn)一步達(dá)到平衡，硫蒸汽被冷凝、捕集分離。其余的過程氣在在催化劑作用下硫化氫和二氧化硫發(fā)生克勞斯反應(yīng)生成硫，硫蒸汽被冷凝、捕集分離。尾氣捕集器出口的過程氣即克勞斯尾氣進(jìn)入尾氣凈化部分。當(dāng)尾氣凈化部分故障時，尾氣直接去尾氣焚燒爐焚燒由煙囪高空排放。各個硫冷凝器出來的液硫經(jīng)硫封罐后匯集到液硫池，液硫經(jīng)過循環(huán)脫氣后，液硫由液硫泵送至硫磺成型和包裝，廢氣由抽射器送到尾氣焚燒爐焚燒［1］。

1.2 克勞斯尾氣凈化部分

克勞斯硫回收部分來的尾氣被加熱至290℃，與氫氣混合進(jìn)入加氫反應(yīng)器，在催化劑作用下發(fā)生水解反應(yīng)和還原反應(yīng)，再經(jīng)過急冷和吸收處理后，尾氣進(jìn)入焚燒爐焚燒。

1.3 凈化尾氣焚燒部分

吸收塔頂?shù)奈矚膺M(jìn)入尾氣焚燒爐焚燒，焚燒后的高溫氣體經(jīng)蒸汽過熱器取熱，冷卻至400℃的煙氣由煙囪高空排放。工藝流程見圖1［2］。

2 現(xiàn)狀分析

該煉油廠5 000 t/a硫磺回收裝置2013年硫磺回收裝置尾氣監(jiān)測數(shù)據(jù)：最大值：845 mg/m3，最小值：568 mg/m3，平均值：630 mg/m3。2014年硫磺回收裝置尾氣監(jiān)測數(shù)據(jù)：最大值：721 mg/m3，最小值：624 mg/m3，平均值：663 mg/m3。硫磺回收裝置運(yùn)行平穩(wěn)工況下尾氣SO2排放質(zhì)量濃度600～750 mg/m3，裝置尾氣SO2排放濃度達(dá)到GB 16297-1996《大氣污染物綜合排放標(biāo)準(zhǔn)》，無法滿足即將執(zhí)行的石油煉制工業(yè)污染物排放標(biāo)準(zhǔn)（SO2排放質(zhì)量濃度小于400 mg/m3）。硫磺回收裝置煙囪二氧化硫排放情況見表1［4］。

圖1 硫磺回收裝置工藝流程

表1 煙囪尾氣SO2濃度排放濃度/（mg·m-3）

3 技術(shù)路線

根據(jù)目前硫磺回收裝置尾氣污染物排放情況以及相關(guān)環(huán)保法律、法規(guī)的要求［3］，考慮到國家及行業(yè)環(huán)保標(biāo)準(zhǔn)的更新，硫磺回收裝置尾氣SO2排放質(zhì)量濃度小于400 mg/m3。

3.1 工藝路線1

（1）尾氣處理單元采用二級吸收和溶劑低溫技術(shù)，利用酸性水汽提裝置氨壓機(jī)的實(shí)現(xiàn)氨冷卻循環(huán)水，循環(huán)水冷卻貧胺液，貧胺液溫度降至20℃，降低尾氣處理單元的尾氣凈化度。

（2）尾氣加氫催化劑選用水解活性較佳的低溫加氫催化劑，在有機(jī)硫水解性能前提下，降低催化劑的使用溫度，降低裝置能耗，延長使用壽命。

（3）液硫脫氣后廢氣進(jìn)入脫硫罐進(jìn)行除硫，除硫后廢氣再引至焚燒爐焚燒，降低液硫脫氣廢氣對裝置煙氣二氧化硫排放濃度的影響［5］。

3.2 工藝路線2

硫磺回收裝置吸收塔增加貧胺液冷卻設(shè)備，吸收塔頂溫由35℃降到20℃，SO2排放濃度降到400 mg/m3以下。

3.3 工藝路線3

尾氣吸收塔后增加脫硫設(shè)施，采用撬裝模塊化脫硫技術(shù)。

3.4 工藝路線4

（1）單獨(dú)建立1套吸收塔專用的胺液再生裝置，吸收塔使用國外進(jìn)口的溶劑，福陸技術(shù)公司使用的吸收劑為40%濃度。

（2）需要更換液硫脫氣池引射器，新的引射器的壓降較高，能把池內(nèi)氣體引射至反應(yīng)爐（或主燃燒器）。

（3）液硫池采用福陸技術(shù)公司池外液硫脫氣專利技術(shù)。

（4）硫磺回收加尾氣處理硫回收率達(dá)99.99%，H2S排放濃度達(dá)到28.7 mg/m3，取消尾氣焚燒爐。

工藝路線4需要重新建設(shè)1套胺液再生裝置，暫列為技術(shù)儲備，不參與技術(shù)路線比較選擇［6～11］。

4 技術(shù)路線比較

4.1 尾氣中硫化氫脫除效果比較

4.1.1 工藝路線1

（1）原料尾氣工況見表2。

表2 原料尾氣工況

（2）貧溶劑工況見表3。

表3 貧溶劑工況統(tǒng)計(jì)

（3）溶劑溫度與脫后尾氣中硫化氫含量的計(jì)算結(jié)果見表4。

表4 溶劑溫度與脫后尾氣中硫化氫含量

（4）計(jì)算結(jié)果

采用該技術(shù)方案，在原裝硫磺裝置的尾氣吸收塔后增加二級溶劑吸收，吸收劑（30%MDEA）用液氨冷卻，把溶劑的溫度從40℃降至15℃，尾氣中硫化氫含量從284×10-6降至100×10-6左右，對有機(jī)硫無脫除效果，尾氣中硫化氫濃度較高。

4.1.2 工藝路線2

（1）原料尾氣工況見表5。

表5 原料尾氣工況

（2）貧溶劑工況見表6。

表6 貧溶劑工況

（3）溶劑溫度與脫后尾氣中硫化氫含量計(jì)算結(jié)果見表7。

表7 溶劑溫度與脫后尾氣中硫化氫含量

（4）計(jì)算結(jié)果

采用該技術(shù)方案，原裝硫磺裝置的尾氣吸收塔的吸收劑用液氨冷卻，把溶劑的溫度從40℃降至15℃，尾氣中硫化氫含量從284×10-6降至126×10-6左右，對有機(jī)硫無脫除效果，尾氣中硫化氫濃度依舊很高。

4.1.3 工藝路線3

（1）原料尾氣工況見表8。

表8 原料尾氣工況

（2）吸收后尾氣工況見表9。

表9 吸收后尾氣工況

（3）計(jì)算結(jié)果

采用該技術(shù)方案，在原裝硫磺裝置的尾氣吸收塔后增加脫硫設(shè)施，采用撬裝模塊化脫硫技術(shù)，脫后尾氣中硫化氫濃度小于200 mg/m3，期望排放濃度小于100 mg/m3。

4.2 能耗比較

4.2.1 工藝路線1

（1）增加貧液泵電消耗；

（2）增加富液泵電消耗；

（3）增加氨壓機(jī)的電消耗；

（4）尾氣溫度下降增加焚燒爐燃料氣消耗；

（5）富液溫度下降，增加溶劑再生的蒸汽消耗量；

（6）氨壓機(jī)的電消耗特別大，增加的能耗最大。

4.2.2 工藝路線2

（1）增加氨壓機(jī)的電消耗；

（2）尾氣溫度下降增加焚燒爐燃料氣消耗；

（3）富液溫度下降，增加溶劑再生的蒸汽量。

4.2.3 工藝路線3 不增加裝置的能耗（不設(shè)增壓機(jī)方案）。

4.3 操作比較

4.3.1 工藝路線1

（1）增加氨壓機(jī)冷凍系統(tǒng)，工藝流程長、操作難度大；

（2）液氨介質(zhì)安全和環(huán)保風(fēng)險(xiǎn)大；

（3）尾氣脫前后溫差大，水份被脫下來多，再生系統(tǒng)液位上升快，回流罐排出的酸性水量增加。

4.3.2 工藝路線2

（1）增加氨壓機(jī)冷凍系統(tǒng)，工藝流程長、操作難度大；

（2）液氨介質(zhì)安全和環(huán)保風(fēng)險(xiǎn)大；

（3）尾氣脫前后溫差大，水份被脫下來多，再生系統(tǒng)液位上升快，回流罐排出的酸性水量增加。

4.3.3 工藝路線3

（1）工藝流程短，正常情況下操作人員不用操作。

（2）操作上風(fēng)險(xiǎn)少。

4.4 投資比較

工藝路線1工程投資大；工藝路線2工程投資少；工藝路線3工程投資最少。

5 結(jié)束語

工藝路線3的脫硫效果好于其它2個技術(shù)路線，采用該技術(shù)路線進(jìn)行技術(shù)改造，二氧化硫排放濃度能到到小于200 mg/m3，期望排放濃度小于100 mg/m3；但由于該硫磺回收裝置尾氣SO2排放濃度最大值為：845 mg/m3，最小值為：568 mg/m3，尾氣濃度波動大，尾氣SO2濃度實(shí)時小于400 mg/m3的難度大，增加工藝路線4液硫池脫氣引射至反應(yīng)爐（或主燃燒器）焚燒，及工藝路線1尾氣處理單元采用二級吸收和溶劑低溫技術(shù)，循環(huán)水冷卻貧胺液，貧胺液溫度降至30℃，降低尾氣處理的尾氣凈化度，實(shí)現(xiàn)尾氣SO2排放濃度小于400 mg/m3的要求。

硫磺回收裝置通過技術(shù)改造，在2017年前達(dá)到石油煉制工業(yè)污染物排放新標(biāo)準(zhǔn)要求，硫磺回收裝置SO2排放濃度小于400 mg/m3，改善周邊地區(qū)的大氣環(huán)境，取得良好的效益。

［1］陳賡良，肖學(xué)蘭，楊仲熙，等.克勞斯法硫磺回收工藝技術(shù)［M］.北京：石油工業(yè)出版社，2007：3-7.

［2］丁延彬.SMART控制系統(tǒng)在硫磺回收裝置的應(yīng)用［J］.石油石化節(jié)能，2012（10）：35-38.

［3］李鵬，劉愛華.影響硫磺回收裝置SO2排放濃度的因素分析［J］.石油煉制與化工，2013（4）：32-34.

［4］金洲.降低硫磺回收裝置煙氣中SO2排放問題探討［J］.石油與天然氣化工，2012（5）：22-24.

［5］金尚君，蔡華，韓勇，等.硫黃回收尾氣處理裝置運(yùn)行問題分析及對策［J］.石化技術(shù)與應(yīng)用，2009（5）：12-15.

［6］鄭理富.硫磺回收裝置二氧化硫排放超標(biāo)原因分析［J］.石油石化節(jié)能與減排，2014（4）：38-41.

［7］張輝.硫磺回收裝置SO2排放超標(biāo)原因分析及改進(jìn)措施［J］.石油與天然氣化工，2009（4）：305-307.

［8］裘劍，楊春宇.硫磺回收裝置尾氣SO2排放超標(biāo)原因分析及對策［J］.中國石油和化工標(biāo)準(zhǔn)與質(zhì)量，2013（15）：34.

［9］邵武.硫磺回收裝置尾氣排放SO2超標(biāo)問題分析及對策［J］.石油規(guī)劃設(shè)計(jì)，2005，16（5）：41-43.

［10］何銀，李正有.硫磺回收裝置尾氣排放超標(biāo)原因分析及改進(jìn)措施［J］.科技成果管理與研究，2012（9）：19-22.

［11］吳昊.寧夏石化5 kt/a硫磺回收裝置尾氣排放超標(biāo)原因分析及對策［J］.石油化工應(yīng)用，2016，35（1）：101-103.

Selection of sulfur dioxide emission reduction route in sulfur recoyery unit

Ding Yanbin，Jia Xiaohai，Liu Qing，Geng Qingjun
（Oil Refinery of Daqing petrochemical company，Daqing 163711，China）

Technological route selection for sulfur dioxide emission reduction in sulfur recovery unit of the 5 000 t/a sulfur recovery unit of a petrochemical company is summarized.The requirement of new petroleum refining industrial pollutant emission standard requiring the mass concentration of SO2emission of sulfur recovery unit to be less than 400 mg/m3is achieved,the atmospheric environment of surrounding area is improved,and good environmental,economical and social benefits are obtained.

sulfur recovery;emission reduction;selection

TQ125.11

B

1671-4962（2017）01-0001-04

2016-10-17

丁延彬，男，高級工程師，2002年畢業(yè)于大慶石油學(xué)院化學(xué)工程與工藝專業(yè)，現(xiàn)從事煉油工藝技術(shù)管理工作。