龍王廟凈化廠加氫尾氣處理裝置運行優(yōu)化

徐飛 賀曉敏 曾云東 向里 汪年斌 鄭植

中國石油西南油氣田公司重慶天然氣凈化總廠

隨著國家對環(huán)境保護的日益嚴格[1-5]，特別是規(guī)模大、潛硫量高的天然氣凈化廠，尾氣排放總量大，要實現(xiàn)尾氣達標排放，需設置尾氣處理裝置。中國石油西南油氣田公司磨溪區(qū)塊龍王廟組氣藏開發(fā)100×108m3/a產(chǎn)能建設，遂寧龍王廟天然氣凈化廠(簡稱龍王廟凈化廠)一期工程40×108m3/a(1200×104m3/d)天然氣凈化裝置設計硫磺總產(chǎn)量168 t/d(單套為42 t/d)，已于2014年9月～10月分別建成投產(chǎn)；新(改擴)建的二期工程60×108m3/a(1800×104m3/d)天然氣凈化裝置設計硫磺產(chǎn)量252 t/d(單套為126 t/d)，同時包括與之相匹配的兩列尾氣處理裝置(Ⅵ、Ⅶ列)和40×108m3/a凈化裝置的加氫尾氣處理裝置(Ⅴ列)，分別于2015年10月20日和11月20日一次性投產(chǎn)成功，龍王廟100×108m3/a凈化廠主體裝置總流程框圖見圖1。

1 加氫尾氣處理裝置工藝原理及流程簡介

1.1 工藝原理

1.1.1加氫還原段

在線燃燒爐發(fā)生的主要反應見式(Ⅰ)：

2CH4+O2→2CO+4H2+Q

(Ⅰ)

加氫反應器內(nèi)發(fā)生的主要反應見式(Ⅱ)～式(Ⅴ)：

SO2+3H2→H2S+2H2O+Q

(Ⅱ)

Sn+nH2→nH2S+Q

(Ⅲ)

COS+H2O→H2S+CO2+Q

(Ⅳ)

CS2+2H2O→2H2S+CO2+Q

(Ⅴ)

1.1.2吸收再生段

H2S和R2R/N中的反應(見式Ⅵ)速度受氣膜控制，所以阻力小，反應極快。而CO2和R2R/N的反應(見式Ⅶ)速度受液膜控制，因此阻力較大、反應較式(Ⅵ)慢得多，因此，吸收具有選擇性。

H2S+R2R/NR2R/NH+HS-+Q

(Ⅵ)

CO2+R2R/N+H2O

(Ⅶ)

1.2 工藝流程簡圖

加氫尾氣處理裝置工藝流程簡圖見圖2。

2 三列尾氣處理裝置性能考核

2.1 裝置概況

2.1.140×108m3/a凈化裝置改建尾氣處理(Ⅴ列)

原1200×104m3/d凈化裝置由4列相同的300×104m3/d原料氣預處理裝置、脫硫裝置、脫水裝置和硫磺回收裝置組成。單列硫磺回收裝置生產(chǎn)規(guī)模與處理量為300×104m3/d的脫硫裝置相匹配，采用具有國內(nèi)自主知識產(chǎn)權的CPS工藝，設計最大硫磺產(chǎn)量42 t/d，硫回收率≥99.25%，SO2排放量≤28 kg/h，4列尾氣SO2排放總速率≤112 kg/h，遠遠超過GB 16297-1996排放標準。2015年改造后，采用加氫還原尾氣處理工藝，將4列CPS低溫克勞斯硫磺回收尾氣混合后通過加氫還原和脫硫吸收再生兩段處理后，總回收率達99.8%以上。

2.1.260×108m3/a凈化裝置新建尾氣處理(Ⅵ、Ⅶ列)

2015年新建3列600×104m3/d過濾分離裝置、脫硫、脫水裝置(Ⅴ、Ⅵ、Ⅶ列)、2列硫磺回收裝置(單列規(guī)模與900×104m3/d脫硫規(guī)模相匹配，簡稱Ⅵ、Ⅶ列，均采用三級常規(guī)克勞斯工藝，硫回收率為95%)及2列尾氣處理裝置和酸水汽提裝置(規(guī)模與上游硫磺回收裝置相匹配，簡稱Ⅵ、Ⅶ列)，Ⅵ、Ⅶ列尾氣處理裝置完全與Ⅴ列尾氣處理裝置相同，總硫回收率也達到99.8%以上。

2.2 性能考核

2016年3月22日～30日，中國石油西南油氣田公司天然氣研究院(以下簡稱天研院)對龍王廟凈化廠40×108m3/a和60×108m3/a裝置進行滿負荷性能考核，3列尾氣處理裝置的考核結(jié)果列于表1～表3[6]。

表1 40×108 m3/a尾氣處理裝置(Ⅴ列)性能考核結(jié)果Table 1 Performance evaluation results of 40×108 m3/a tail gas treatment unit (column Ⅴ)煙氣總流量①/(m3·h-1)SO2質(zhì)量流量/(kg·h-1)SO2質(zhì)量濃度/(mg·m-3)總硫回收率/%3月22日19 6252.914499.973月23日19 7023.517099.963月24日20 0133.918999.97設計值29 187<28<960≥99.80 注:① 0 ℃、101.325 kPa下。

由表1～表3可以看出，改建40×108m3/a天然氣凈化裝置和新建60×108m3/a天然氣凈化裝置通過加氫尾氣裝置處理后，總硫回收率達到99.8%以上(忽略脫硫、脫水單元閃蒸氣、脫水單元汽提氣中帶走的H2S和液硫脫氣夾帶的H2S及少量硫霧)，完全達到該尾氣處理裝置的設計要求。

表2 60×108 m3/a尾氣處理裝置(Ⅵ列)性能考核結(jié)果Table 2 Performance evaluation results of 60×108 m3/a tail gas treatment unit(column Ⅵ)煙氣總流量①/(m3·h-1)SO2質(zhì)量流量/(kg·h-1)SO2質(zhì)量濃度/(mg·m-3)總硫回收率/%3月27日13 5643.0825999.953月28日14 3613.4823099.943月29日27 2293.0019399.95設計值27 229<21<960≥99.8 注:① 0 ℃、101.325 kPa下。

表3 60×108 m3/a尾氣處理裝置(Ⅶ列)性能考核結(jié)果Table 3 Performance evaluation results of 60×108 m3/a tail gas treatment unit (column Ⅶ)煙氣總流量①/(m3·h-1)SO2質(zhì)量流量/(kg·h-1)SO2質(zhì)量濃度/(mg·m-3)總硫回收率/%3月27日14 9852.41204.0099.953月28日13 1232.72227.2599.943月29日13 1982.42204.2599.94設計值27 229<21960≥99.8 注:① 0 ℃、101.325 kPa下。

同時，龍王廟100×108m3/a天然氣凈化裝置經(jīng)Ⅴ、Ⅵ、Ⅶ列尾氣處理裝置處理后，從煙囪SO2在線分析儀檢測到的尾氣排放指標遠遠低于GB 16297-1996《大氣污染物排放標準》規(guī)定的指標，具體見表4。

表4 Ⅴ、Ⅵ、Ⅶ列尾氣處理裝置整體運行數(shù)據(jù)統(tǒng)計表Table 4 Operation data statistics of columnⅤ, Ⅵ, Ⅶ of tail gas treatment unit時間裝置列數(shù)煙氣中SO2體積分數(shù)/10-6煙氣中SO2質(zhì)量濃度/(mg·m-3)煙氣中SO2質(zhì)量流量/(kg·h-1)煙氣體積流量(干基)/(m3·h-1)2016年3月Ⅴ列68194.482.8014 4232016年3月Ⅵ列82234.523.2413 8532016年3月Ⅶ列79225.943.1413 892 注:煙氣中SO2質(zhì)量流量和SO2質(zhì)量濃度包括硫磺回收單元液硫脫氣和脫水單元廢氣中的H2S燃燒生成的SO2。

3 主要設計參數(shù)優(yōu)化控制

3.1 在線燃燒爐的燃料氣與低壓蒸汽的比值控制

在線燃燒爐的作用是次化學當量燃燒燃料氣，提供加氫反應所需的還原性氣體，同時產(chǎn)生約1600 ℃的高溫焰氣加熱尾氣，使之達到適宜的反應溫度，在線燃燒爐的燃燒反應極易發(fā)生結(jié)焦反應，使反應器催化劑結(jié)炭，導致催化劑比表面積減小和裝置壓降增大。為降低結(jié)焦反應的影響并保護火嘴，向在線燃燒爐中連續(xù)注入低壓蒸汽。在線燃燒爐的燃料氣與低壓蒸汽的最大理論質(zhì)量比為1∶(5～6)。加入蒸汽量過多，會造成燃燒火焰不穩(wěn)定，同時會增加燃燒爐的振動，影響耐火襯里的使用壽命；加入蒸汽量過少，達不到抑制結(jié)焦和保護火嘴的作用。生產(chǎn)運行過程中，在保持在線燃燒爐燃料氣和配風不變的情況下，得到在線燃燒爐的燃料氣與低壓蒸汽的最佳質(zhì)量比為1∶2(見表5)，這樣既能維持在線燃燒爐的最佳火焰，又能抑制結(jié)焦反應的發(fā)生，還可以達到增加制氫量的目的。

3.2 急冷塔出口過程氣中H2含量控制

急冷塔出口過程氣中H2體積分數(shù)設計值為2%～4%，運行時急冷塔出口過程氣中H2體積分數(shù)經(jīng)常大于2.5%，優(yōu)化后的控制指標為0.5%～2%。H2含量過高，表明硫磺回收單元配風過少，尾氣中SO2含量偏低，或是硫磺回收單元各級再熱爐風氣比過低，在浪費燃料氣的同時還可能造成反應器床層積炭，同時造成尾氣灼燒爐氧耗量增加，能耗增大；H2含量過低，說明硫磺回收單元配風過多，尾氣中SO2含量偏高，或是硫磺回收單元各級再熱爐風氣比過高，將會影響加氫反應器中SO2和單質(zhì)硫的還原及有機硫的水解，從而增大SO2穿透和單質(zhì)硫堵塞的風險。在實際生產(chǎn)過程中，急冷塔出口過程氣中H2體積分數(shù)一般控制在1%～2%。處于低限時，抗SO2穿透能力會下降。

表5 在線燃燒爐工藝數(shù)據(jù)優(yōu)化Table 5 Process data optimization of on-line combustion furnace燃料氣流量/(m3·h-1)空氣流量/(m3·h-1)空氣與燃料氣體積比低壓蒸汽流量/(kg·h-1)燃料氣與蒸汽質(zhì)量比①在線燃燒爐火焰燃燒狀況在線燃燒爐振動情況1209357.801∶0爐頭溫度高(紅而發(fā)亮)無振動1209367.8501∶0.58爐頭溫度較高(較紅)無振動1209357.8861∶1.00穩(wěn)定(合適)無振動1209357.81021∶1.20穩(wěn)定(合適)無振動1209367.81291∶1.50穩(wěn)定(合適)無振動1209357.81721∶2.00穩(wěn)定(合適)無振動1209367.82581∶3.00不很穩(wěn)定,火焰呈暗紅無振動1209357.83441∶4.00不穩(wěn)定,火焰呈暗紅有輕微振動1209367.84301∶5.00不穩(wěn)定,火焰較暗,火檢信號丟失有輕微振動 注:①燃料氣與蒸汽的理論質(zhì)量比為1∶(5～6)。

3.3 急冷塔出口酸水pH值

裝置運行過程中急冷塔出口酸水pH值通?？刂圃?.0～8.5。正常生產(chǎn)時，急冷塔出口酸水溫度為38～66 ℃。在開停產(chǎn)時，急冷塔出口酸水溫度為63～93 ℃。優(yōu)化后，實際控制酸水pH值為6.5～7.5，溫度在60 ℃以下。pH值過低，說明存在SO2穿透現(xiàn)象，將引起設備及管線的腐蝕，嚴重時甚至引起吸收再生段溶液的污染等，特別是溫度在50 ℃以上、酸水pH值低于6時，腐蝕會加劇。當pH值為2～4時，腐蝕會急速加劇[7]，見表6。pH值過高，不但會增加不必要的堿液耗量，還會加重酸水汽提單元的負荷，因為鈷、鉬催化劑粉塵在急冷塔中與加入的堿液(氫氧化鈉)發(fā)生反應生成黑色沉淀，影響酸水汽提單元凈化水水質(zhì)，從而引起外排水超標，增大污水處理的難度。

表6 碳鋼在不同溫度和pH值下酸水中的腐蝕速率Table 6 Corrosion rate of carbon steel in acid water with different temperatures and pH valuespH值腐蝕速率/(mil·a-1)38 ℃38～66 ℃66～93 ℃>93 ℃≤0.59999999999990.6～1.09009999999991.1～1.54009999999991.6～2.02007009999992.1～2.51003004005602.6～3.0601302002803.1～3.540701001403.6～4.03050901254.1～4.52040701004.6～5.0103050705.1～5.572030405.6～6.041520306.1～6.531015206.6～7.025710 注:1 mil=0.025 4 mm

該尾氣處理裝置急冷水系統(tǒng)除急冷水泵殼體材質(zhì)采用鑄鐵制造外，其他設備和管線均采用不銹鋼材質(zhì)。由于Ⅵ列尾氣處理急冷水系統(tǒng)在運行兩年時間內(nèi)發(fā)生過多次SO2穿透，造成急冷水pH值過低。2018年，在對該列裝置進行停產(chǎn)檢修的過程中，急冷水泵殼體出現(xiàn)嚴重腐蝕而穿孔，見圖3。

3.4 反應器入口溫度

原設計Ⅴ、Ⅵ、Ⅶ列尾氣處理裝置加氫反應器入口溫度為280 ℃，優(yōu)化后，入口溫度控制在210～230 ℃。由于硫磺回收單元裝填有水解催化劑，故加氫反應器入口過程氣中有機硫含量較低。因此，該裝置加氫催化劑采用低溫型催化劑TG107。過程氣中SO2和單質(zhì)硫在H2的作用下，在裝有鈷、鉬催化劑的反應器中發(fā)生放熱反應。從熱力學角度看，溫度越低越利于反應平衡向放熱反應方向移動，同時考慮到有機硫的水解是微吸熱反應，溫度適當升高更有利于有機硫水解[8]，所以要根據(jù)凈化廢氣中的總硫含量來控制反應器入口溫度。若凈化廢氣中H2S含量較低，總硫含量較高，則凈化廢氣中有機硫含量較高，說明過程氣中有機硫沒有在加氫反應器中被水解，需適當提高反應器入口溫度；從動力學角度看，反應溫度越高，催化劑的活化能越低，催化反應速度越快，越有利于催化反應, 但溫度過高，將會加速催化劑的老化，影響催化劑的使用壽命[9]。2016年，在其他操作條件不變的前提下，通過改變Ⅵ列反應器入口溫度，考察該催化劑在不同溫度下對有機硫水解效果及廢氣中總硫含量的影響，結(jié)果見表7。

從表7可以看出，由于加氫反應器進口過程氣中有機硫含量較低，加氫反應器出口過程氣中幾乎檢測不到有機硫，因此，有機硫水解率幾乎達到100%。在保證廢氣中總硫含量合格的情況下，降低反應器入口溫度，可以達到節(jié)能降耗的目的。從表7還可以看出，通過降低反應器入口溫度，每小時可節(jié)約燃料氣50 m3以上，每天可節(jié)約燃料氣1200 m3以上。

表7 加氫反應器入口溫度對有機硫水解率及廢氣中總硫含量的影響Table 7 Influence of hydrogenation reactor inlet temperature on hydrolysis rate of organic sulfur and total sulfur content in waste gas時間入口溫度/℃風氣比在線燃燒爐燃料氣流量/(m3·h-1)床層最高溫度/℃反應器進口φ(有機硫)/%反應器出口φ(有機硫)/%COSCS2COSCS2有機硫水解率/%廢氣中φ(總硫)/10-69月17日2247.51012390.005 00.000 1--100849月18日2287.51062420.005 80.000 2--100879月19日2267.51032410.004 0---100829月20日2677.51432820.004 30.000 1--100809月21日2627.51412780.005---100819月22日2807.51652970.0040.000 2--10078 注:由于反應器出口過程氣中有機硫含量過低,色譜分析儀器未能檢測出來。

3.5 吸收塔進料氣溫度與貧液入塔溫度

若吸收塔進料氣溫度明顯高于貧液入塔溫度，進料氣中的氣相水將大量冷凝在溶液中，造成再生塔液位上升，系統(tǒng)溶液濃度降低，影響吸收效果；反之，若貧液入塔溫度明顯高于吸收塔進料氣溫度，則吸收塔出口廢氣將帶走大量氣相水，造成凈化氣分液罐液位上升，系統(tǒng)溶液濃度升高，黏度增大，同樣影響吸收效果。2017年，在其他操作條件不變的前提下，通過調(diào)整Ⅵ列吸收塔進料氣和貧液入塔溫度，考察其對溶液系統(tǒng)和廢氣中總硫的影響，見表8。

表8 吸收塔進料氣溫度和貧液入塔溫度對溶液系統(tǒng)的影響Table 8 Influence of absorber inlet temperature of feed gas and lean solution on solution system時間吸收塔進料氣溫度/℃吸收塔貧液入塔溫度/℃吸收塔液位/%再生塔液位/%凈化氣分液罐液位/%酸氣分液罐液位/%廢氣中φ(總硫)/10-61月6日36.7835.1255.4560.335.4744.4374.931月7日43.8835.2955.3777.296.5644.54136.171月8日35.6734.2755.3362.697.4744.5473.291月9日30.0535.2155.3562.0119.5044.18107.931月10日27.3335.0255.2460.3732.2244.36118.251月11日37.2335.3255.2061.376.2244.3675.25

從表8可以看出，改變吸收塔進料氣溫度和貧液入塔溫度后，對溶液系統(tǒng)濃度和廢氣中總硫含量有明顯影響，控制進料氣溫度比貧液入塔溫度高1～2 ℃為最佳。

3.6 再生塔塔頂溫度

再生塔塔頂溫度將直接影響溶液再生質(zhì)量，從而影響廢氣中總硫排放。溫度過低，則溶液再生質(zhì)量差，影響吸收效果；溫度過高，會使溶液熱降解增大[10]，既增加能耗，又增加溶液消耗。該裝置設計再生塔塔頂溫度為119 ℃，在其他操作條件不變的前提下，2016年，通過改變Ⅵ列再生塔塔頂溫度，考察溫度對溶液再生質(zhì)量和廢氣中總硫含量的影響，見表9。

表9 再生塔塔頂溫度對再生質(zhì)量和廢氣中總硫含量的影響Table 9 Influence of regenerator top temperature on regeneration quality and total sulfur content in waste gas時間再生塔塔頂溫度/℃重沸器蒸汽流量/(kg·h-1)酸水回流量/(kg·h-1)貧液中ρ(H2S)/(g·L-1)貧液中ρ(CO2)/(g·L-1)酸氣分液罐液位/%廢氣中φ(總硫)/10-63月8日110721025410.1200.2851.1753月9日110722525560.1300.3051.1763月10日110729627410.1100.2951.2713月11日116920736170.0650.2451.2733月12日117922238220.0690.2251.2693月12日119930838560.0610.2751.370

從表9可以看出：適當降低再生塔塔頂溫度，控制再生塔塔頂溫度為110 ℃左右，對溶液再生質(zhì)量和廢氣中總硫含量雖然影響較小(由于生產(chǎn)負荷遠低于設計負荷)，但可以大大節(jié)約蒸汽耗量(約節(jié)省2000 kg/h)，轉(zhuǎn)化為天然氣，每小時可節(jié)約天然氣約200 m3。

4 存在問題及建議

(1) Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ列硫磺回收尾氣匯入尾氣匯管，再通過手操閥進入Ⅴ列尾氣處理裝置在線燃燒爐或通過旁路手操閥進入尾氣灼燒爐。當Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ列硫磺回收單元任一列停產(chǎn)檢修時均存在一定問題：在Ⅴ列尾氣處理裝置正常生產(chǎn)時，不能對Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ列硫磺回收裝置實行分套檢修。因為每列裝置檢修停產(chǎn)時，均要通過燃燒燃料氣進行惰性氣體除硫、過氧除硫及裝置空氣冷吹等。檢修后開產(chǎn)時，要對系統(tǒng)進行空氣吹掃、試壓、點火升溫等。因此，任一列硫磺回收裝置停產(chǎn)檢修時，都必須將Ⅴ列尾氣倒出系統(tǒng)，重新建立氣循環(huán)。待該裝置停產(chǎn)完畢，Ⅴ列尾氣處理裝置達到進氣條件后，才能重新對Ⅴ列尾氣處理裝置恢復生產(chǎn)。同樣，在該列硫磺回收裝置開產(chǎn)時，又要將Ⅴ列尾氣倒出系統(tǒng)，重新建立氣循環(huán)，待該裝置達到進氣條件、進入酸氣并調(diào)整正常，并且等Ⅴ列尾氣處理裝置達到進氣條件后，才能重新對Ⅴ列尾氣處理裝置恢復生產(chǎn)，也就是說，對Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ列任意一列硫磺回收單元進行停產(chǎn)檢修時，都必須對尾氣處理單元進行開停工各兩次。尾氣處理單元頻繁進行開停工操作，會導致廢氣超標排放，影響加氫鈷鉬催化劑的活性，并且耗費大量人力物力，增加生產(chǎn)成本。

建議措施：在Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ列硫磺回收單元尾氣捕集器出口尾氣管線上各引出1條管線，并增加1只夾套球閥，進入單獨的1根匯管，再在匯管處設置1只總閥，最后將該匯管匯入Ⅴ列尾氣旁通至尾氣灼燒爐的管線上，通過上述改造，可以實現(xiàn)Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ列裝置的分套檢修，而不影響Ⅴ列尾氣處理裝置的正常生產(chǎn)(此項已實施)。

(2) 在開、停產(chǎn)使用蒸汽引射器建立氣循環(huán)時，若因急冷水泵異常停運，不能及時到現(xiàn)場關閉引射器蒸汽，會使大量引射器蒸汽直接進入在線燃燒爐和反應器，增加在線燃燒爐和反應器襯里垮塌、催化劑失活的風險。

建議措施：建議在蒸汽引射器蒸汽管線上增加流量調(diào)節(jié)閥，防止在開停產(chǎn)使用蒸汽引射器時，因急冷水泵異常停運而無法關閉或調(diào)節(jié)蒸汽量。改造后可及時切斷引射器蒸汽，還可以遠程調(diào)節(jié)引射器蒸汽流量，從而遠程調(diào)整氣循環(huán)流量，方便對在線燃燒爐溫度進行控制(此項已實施)。

(3) 當急冷塔酸水pH值下降時，需及時加注氫氧化鈉，由于加注氫氧化鈉的入口管線安裝在急冷水泵的入口管線上，在加注氫氧化鈉時，所加入的氫氧化鈉不能全部進入急冷塔，部分堿液通過急冷水泵進、出口后，又通過急冷塔的液位調(diào)節(jié)閥直接進入酸水汽提單元，造成進入酸水汽提單元的酸水pH值過高，而急冷塔酸水pH值不能很快調(diào)整正常，既浪費了堿液，又不便于調(diào)整。

建議措施：建議改變急冷塔氫氧化鈉加注管線的入口位置，將加注氫氧化鈉的入口管線安裝在急冷塔酸水流量調(diào)節(jié)閥后，保證在加注氫氧化鈉時，所加的氫氧化鈉能全部進入急冷塔，及時調(diào)整酸水的pH值(此項已實施)。

(4) 檢測酸水pH值的在線分析儀安裝位置存在問題。該在線儀安裝在急冷水泵的出口管線上，由于在開停產(chǎn)啟運蒸汽引射器建立氣循環(huán)時，急冷水泵出口管線上的酸水溫度較高，而該pH分析儀在較高溫度下，不但檢測不準，還容易損壞探頭。

建議措施：建議改變酸水pH在線儀的安裝位置，將pH在線儀的取樣口安裝在酸水水冷器出口管線上，此處酸水通過空冷器和水冷器冷卻后，溫度較低，這樣既可以保護pH在線儀的探頭，延長其使用壽命，又可以提高pH在線儀的分析準確度(此項已實施)。

(5) 出汽提塔塔頂?shù)乃釟鉁囟葹?06 ℃，含大量水蒸氣，直接進入急冷塔冷卻后，又將多余的酸水排入酸水汽提單元，如此反復，大大增加了裝置的能耗。

建議措施：建議在汽提塔頂部增設循環(huán)水盤管式換熱器，并增加溫度調(diào)節(jié)回路，既可以冷卻酸氣，又可以作為塔頂回流用，還可以方便汽提塔頂部溫度的控制(此項已立項，即將實施)。

(6) Ⅴ列尾氣處理裝置是在原40×108m3/a 裝置4列CPS硫磺回收單元的基礎上改建的，存在4列硫磺回收單元配風之間的相互影響，且4列CPS硫磺回收單元切換時，對尾氣處理裝置的影響較大。

建議措施：嚴格對4列CPS硫磺回收裝置主燃燒爐的配風操作，調(diào)整4列CPS程序切換時間，確保各列CPS反應器切換時間、頻率不完全一致，以減小硫磺回收裝置尾氣波動對尾氣處理裝置的影響(此項已實施)。

(7) Ⅵ、Ⅶ列尾氣處理裝置受Ⅴ、Ⅵ、Ⅶ列脫硫單元的影響較大，因為Ⅴ、Ⅵ、Ⅶ列脫硫單元產(chǎn)生的酸氣進入酸氣匯管，再分別進入兩列硫磺回收和兩列尾氣處理單元。3列脫硫單元中的任意1列波動，都會引起另外兩列硫磺回收和尾氣處理裝置的波動，并會相互影響，為尾氣處理裝置的操作帶來一定的難度。

建議措施：盡量保證3列脫硫單元的平穩(wěn)操作，平衡兩列硫磺回收裝置的酸氣壓力和流量，并加強每列硫磺回收單元的配風操作(此項已實施)。

(8) 由于尾氣處理單元加氫還原段急冷水系統(tǒng)較大(系統(tǒng)容量接近100 m3)，若遇到裝置波動大的情況，會造成SO2穿透，引起酸水pH值較低。而現(xiàn)有的加堿裝置兩臺計量泵最大總流量為100 L/h，加注速度較慢，只適用于正常生產(chǎn)時的酸水pH值調(diào)整，不能及時對異常狀況進行處理。

建議措施：建議在急冷水泵的進口管線上安裝可以手動加注堿液的漏斗(與阻泡劑加注裝置類似)，用該泵出口酸水將所加入的堿液快速壓入泵的進口，可以作為SO2穿透后及時調(diào)整酸水pH值的快速處理方法(此項已立項，即將實施)。

(9) 由于尾氣處理裝置鈷鉬加氫催化劑停產(chǎn)鈍化時，需加入儀表風進行鈍化并控制其流量，以前只有現(xiàn)場手動閥控制，并且沒有流量顯示，給鈍化操作帶來極大的不便。

表10 尾氣設計值與實際值Table 10 Design value and actual value of tail gas裝置硫磺回收裝置尾氣設計值硫磺回收裝置尾氣實際值體積流量/(m3·h-1)體積分數(shù)/%H2SSO2SxCOSCS2體積流量/(m3·h-1)體積分數(shù)/%H2SSO2SxCOSCS2排放煙氣中SO2質(zhì)量濃度①/(mg·m-3)煙氣中SO2實際排放速率①/(kg·h-1)Ⅴ列22 6630.420.140.010.180.0510 0340.360.060.010.0020180.181.8Ⅵ列21 0640.460.150.010.020.0411 0270.340.090.010.0050205.922.3Ⅶ列2 10640.460.150.010.020.0412 4790.380.080.010.0040220.223.0 注:① 0 ℃、101.325 kPa下。

建議措施：建議在儀表風管線上增加流量調(diào)節(jié)閥及計量裝置，以利于進行鈍化操作(此項已實施)。

(10) 由于尾氣處理裝置鈷鉬加氫催化劑在開產(chǎn)預硫化時，需加入酸氣進行預硫化，以前也只有現(xiàn)場手動閥控制，給預硫化操作帶來極大的不便。

建議措施：建議在預硫化酸氣管線上增加流量調(diào)節(jié)閥，以利于預硫化操作(此項已立項，即將實施)。

(11) 目前，由于實際生產(chǎn)負荷偏離設計負荷較多(見表10)，第Ⅴ、Ⅵ、Ⅶ列尾氣處理裝置加氫還原段催化劑是新催化劑，設計裝填量較大；吸收再生段溶液是新溶液，設計循環(huán)量和溶液濃度較高，吸收和再生段的富裕量較大。故3套尾氣處理裝置出來的廢氣總硫含量較低，但能耗較大。因此，在優(yōu)化操作和節(jié)能降耗方面還存在較大潛力。

建議措施：平穩(wěn)操作脫硫單元，嚴格控制硫磺回收單元配風，盡量控制尾氣中H2S/SO2的比值為2～3，保證硫磺回收單元較高的硫回收率；調(diào)整優(yōu)化操作參數(shù)，比如：在保證H2含量的前提下，適當提高在線燃燒爐的風氣比、降低溶液循環(huán)量、降低反應器入口溫度、降低再生塔塔頂溫度、降低溶液濃度等，以達到節(jié)能降耗的目的。

5 結(jié)語

加氫尾氣處理裝置在龍王廟凈化廠的成功應用，經(jīng)過性能考核，完全達到設計要求，排放煙氣中SO2質(zhì)量濃度和排放速率均遠遠低于GB 16297-1996規(guī)定的排放指標。并且通過總結(jié)分析裝置試運行階段的生產(chǎn)狀況，對在線燃燒爐燃料氣和低壓蒸汽的質(zhì)量比、急冷塔出口過程氣中H2含量、急冷塔出口酸水pH值、反應器入口溫度、吸收塔進料氣和貧胺液入塔溫度等控制參數(shù)進行了優(yōu)化，并針對一些不合理的項目提出了優(yōu)化建議和改造措施，為加氫尾氣處理工藝在大型含硫天然氣凈化廠的推廣應用提供了參考。