重油催化裂化PTU 單元的提質(zhì)增效措施

張超平

（中國石油廣西石化公司，廣西 欽州 535008）

原油重質(zhì)化、劣質(zhì)化的情況日趨嚴重，煉廠在加工油質(zhì)更重、硫含量更高的原油的同時，對企業(yè)的降本增效和三廢環(huán)保排放也提出了更加嚴格的要求。某石化公司3.5Mt·a-1重油催化裂化裝置的煙氣脫硫系統(tǒng)，采用Exxon Mobil 公司的噴射文丘里（JEV）濕氣洗滌工藝(以下簡稱WGS)，處理催化煙氣中的SO2、顆粒物等雜質(zhì)。WGS 系統(tǒng)的凈化污水在排放至環(huán)境之前，要將其送至PTU 單元，脫除懸浮固體并降低污水的COD 含量，以符合《石油煉制工業(yè)污染物排放標準》的要求。隨著公司加工沙重等原油的數(shù)量增加，催化原料的硫含量維持在0.5%wt～0.6%wt 高位。受催化原料的影響，煙氣脫硫塔入口的SO2濃度高達3500mg·Nm-3，導致洗滌塔的循環(huán)漿液密度遠超設計值，循環(huán)漿液泵存在超電流風險，氧化罐的處理能力不足，濾液水質(zhì)惡化，PTU 外排水的COD 持續(xù)卡邊或超標。

本文針對上述問題，對PTU 單元進行了提質(zhì)增效措施的研究，以解決因原料性質(zhì)劣化、氧化能力不足、絮凝劑和助凝劑（以下簡稱助劑）加注過量、操作波動等原因引起的凈化污水COD 超標的問題。同時，通過技術(shù)改造，進一步降低了能耗、物耗，裝置的經(jīng)濟性大大提高。

1 裝置簡介

圖1 為WGS 濕式脫硫系統(tǒng)的原則流程圖。WGS 系統(tǒng)主要分為脫硫洗滌塔和排液處理兩部分。催化煙氣以水平方式進入噴射文丘里管，與循環(huán)液以切線方式進入洗滌塔，氣體經(jīng)煙囪塔盤及填料分液后排入大氣。洗滌塔底設置有循環(huán)泵，一路將循環(huán)液送至文丘里管噴射器入口，吸收煙氣中的SO2、顆粒物等雜質(zhì)；一路與絮凝劑混合后送至澄清器，顆粒物在澄清器內(nèi)沉降，含水率85%左右的污泥自澄清器底部排出，經(jīng)污泥泵增壓并與助凝劑混合后，送至污泥脫水機中。脫水后的污泥作為危廢外送出裝置。濾出的水分進入地下池，由濾液回流泵送至澄清器，進行進一步的顆粒物脫除過程。

圖1 WGS 濕式脫硫系統(tǒng)的原則流程圖

澄清器頂部的清液自流至氧化罐中，氧化罐內(nèi)的液體經(jīng)污水循環(huán)泵抽出，與堿液混合后返回氧化罐，在氧化噴嘴處與空氣充分混合，利用氧氣將污水中的亞硫酸鹽氧化為硫酸鹽，以降低污水的COD，滿足直排污水的要求[1]。氧化后的污水自氧化罐罐頂溢流，送至外排污水緩沖罐。罐內(nèi)的污水經(jīng)污水外送泵增壓送至過濾單元過濾后，再送至污水處理廠。

2 COD 超標原因分析

2.1 原料性質(zhì)劣化，機泵電流持續(xù)高位

洗滌塔循環(huán)漿液的設計密度為1.08kg·cm-3，目前密度為1.156 kg·cm-3，比設計值偏大，主要原因是煙氣脫硫入口設計的SO2濃度為1823mg·Nm-3，設計出口濃度為100mg·Nm-3。實際入口的SO2濃度為2500～3500mg·Nm-3，出口為25～35mg·Nm-3，循環(huán)漿液的鹽含量較高，導致煙氣脫硫塔循環(huán)漿液泵的電流接近設計電流，存在超電流風險。

2.2 氧化罐設計偏小，氧化能力不足

氧化罐的設計流量為22.4Nm3·h-1，為了降低循環(huán)漿液的密度，從而降低洗滌塔底循環(huán)泵的負荷，將送至PTU 單元的流量提高至26·Nm-3·h-1左右。較高的流量可以提高洗滌塔的置換率，降低循環(huán)漿液的密度，從而降低煙氣脫硫塔循環(huán)漿液泵的電流。要將外排水的COD 控制在指標內(nèi)，需要增大氧化風量，但氧化罐的設計偏小，處理量超負荷，導致了氧化罐冒罐。

2.3 助劑加注過量，致使濾液水質(zhì)惡化

懸浮顆粒物在澄清池內(nèi)與絮凝劑混合后沉降成污泥，污泥進入脫水機前，需與助凝劑混合絮凝，才能達到脫水結(jié)塊的目的。助劑為持續(xù)加注，部分助劑會隨著水進入地下池，過量的助劑會使水質(zhì)惡化，增大濾液黏度，不僅提高了容器的結(jié)垢率，還導致污水的COD 升高[2]。

2.4 操作波動，導致COD 超標

地下池濾液的回流泵采用的是風動泵，通過控制風量來調(diào)整濾液的回流量，而且吸入口的位置需要根據(jù)地下池的污泥高度進行調(diào)整?；亓饕毫髁窟^大或者大量帶泥，都將導致PTU 的處理負荷增大。一是風機會出現(xiàn)波動，導致風量不足，氧化能力下降，造成COD 超標；二是懸浮物增加，廢水中的耗氧物質(zhì)增加，導致COD 超標；三是液位波動會將系統(tǒng)中的部分催化劑泥帶出，堵塞COD 表的取液管，引起COD 值瞬間超限。

3 技術(shù)改造措施

3.1 加高氧化罐，提升氧化能力

圖2 為WGS 濕式脫硫系統(tǒng)技改后的原則流程圖。如圖2 中虛線部分所示，加高氧化罐高度后，停留時間增加了0.6h，并可關(guān)閉鼓風機出口放空閥，將風量全部并入氧化罐，氧化風量增加到465Nm3·h-1，氧化能力得以提高。隨著壓力或高度的增加，氣泡直徑增大[3]，為了防止風量過大造成氧化罐的排出口管線形成氣阻，影響外排污水泵的正常運行，對溢流線也進行了改造。將氧化罐的溢流線改至緩沖罐，并對溢流至地下池的管線加裝閥門并關(guān)閉。

圖2 WGS 濕式脫硫系統(tǒng)技改后的原則流程圖

3.2 停用脫泥系統(tǒng)，避免助凝劑影響

如圖2 中的虛線部分所示，將澄清池到均質(zhì)罐的流程直接改至地下池，停用脫泥系統(tǒng)，以避免助凝劑對COD 的影響。同時，根據(jù)化驗分析數(shù)據(jù)，逐步減少絮凝劑的加注量。

3.3 增加沉降池，提高水力停留時間

如圖2 所示，增加地下一級和二級沉降池，提高水力停留時間。隨著水力停留時間的延長，懸浮物的去除效果不斷提升[4]。污泥主要沉積在一級沉降池和二級沉降池，避免了回流液帶泥對氧化罐造成的沖擊。

4 應用效果

4.1 氧化罐

表1 為氧化罐的處理能力。表1 數(shù)據(jù)表明，技改后，氧化罐的處理負荷提高了52.17%，循環(huán)漿液密度明顯低于設計密度，運行泵電流優(yōu)于設計電流，能耗相比技改前降低了178.74kW·h-1，氧化風壓提高了0.01MPa，外排水COD 從49.6mg·L-1降低至35mg·L-1。

表1 氧化罐的處理能力

4.2 脫泥系統(tǒng)

表2 為停用脫泥系統(tǒng)后，地下池的COD 數(shù)據(jù)對比結(jié)果。數(shù)據(jù)表明，助凝劑確實助長了廢水中的COD。停用助凝劑后，廢水的COD 仍高于洗滌塔的COD，可能是絮凝劑加注仍然過量，下一步要根據(jù)數(shù)據(jù)分析結(jié)果，繼續(xù)調(diào)整絮凝劑的加注量。

表2 停用脫泥系統(tǒng)后地下池的COD 數(shù)據(jù)對比

4.3 地下池

表3 為地下池技改前后的數(shù)據(jù)對比。數(shù)據(jù)表明，技改后地下池的懸浮物含量僅為24mg·L-1，沉降率提高了12.5%，回流液中的懸浮物含量大大降低，因此只需控制回流液量，即可避免對氧化罐造成沖擊。

表3 地下池技改前后數(shù)據(jù)對比

4.4 節(jié)能降耗

表4 為改造費用，表5 為節(jié)約費用。用電單價根據(jù)當?shù)毓╇娋侄▋r，助凝劑和絮凝劑單價根據(jù)以往招標價格估算，裝置運轉(zhuǎn)時數(shù)按每年8400h 計算，氧化罐和地下池的改造為一次性投資。改造后循環(huán)漿液泵節(jié)約功耗178.74kW·h-1；停用脫泥系統(tǒng)系列設備設施，節(jié)約機泵功耗19.27kW·h-1；減少助凝劑用量0.03kg·h-1，減少絮凝劑用量3.57kg·h-1。每年可節(jié)約費用在人民幣48 萬元以上。

表4 改造費用

表5 節(jié)約費用

4.5 外排水性質(zhì)

表6 為技改前后的外排水水質(zhì)指標。圖3 為2020 年外排水的COD 數(shù)據(jù)，其中1 月～5 月為技改前的外排水COD 數(shù)據(jù)，6 月后為技改后的外排水COD 數(shù)據(jù)。數(shù)據(jù)表明，技改后的外排水水質(zhì)明顯優(yōu)于排放標準，懸浮物從59mg·L-1降至31mg·L-1，下降率達47.45%，COD 能持續(xù)穩(wěn)定在35mg·L-1以下。

表6 外排水水質(zhì)指標

圖3 2020 年外排水的COD 數(shù)據(jù)

5 結(jié)論

對重油催化裂化裝置的PTU 單元進行技術(shù)改造后，解決了因催化原料的硫含量高而導致的循環(huán)漿液泵存在超電流風險、氧化罐氧化能力不足、助劑加注過量、操作波動等系列生產(chǎn)問題。改造結(jié)果表明，外排水水質(zhì)明顯優(yōu)于排放標準，懸浮物顯著降低，COD 持續(xù)穩(wěn)定在35mg·L-1以下。同時能耗、物耗進一步降低，操作程序更加簡便，裝置的經(jīng)濟性大大提高，每年可降本增效48 萬元以上。但地下池的COD 仍較高，下一步要繼續(xù)根據(jù)化驗分析數(shù)據(jù)，調(diào)整絮凝劑的加注量。